1、化工過程設計目錄1.車間概況31.1 齊魯石化企業簡介31.2 車間簡介41.3 工藝流程簡述與生產原理41.3.1 延遲焦化工藝流程簡述41.3.2 延遲焦化工藝原理51.3.3 焦化的分餾原理151.3.4 脫硫反應的機理和影響因素172. 工藝設計與計算202.1 設計任務及研究意義202.1.1設計任務202.1.2研究意義202.2 主要工藝指標和技術經濟指標212.2.1 設計物料平衡212.2.2 主要技術經濟指標及裝置能耗212.3設備操作條件242.3.1 分餾裝置242.4物料衡算242.4.1 總物料衡算252.4.2精餾系統物料衡算252.5 能量衡算272.5.1精餾

2、系統熱量衡算272.6 設備設計計算312.6.1 選型原則312.6.2 關鍵設備設計與選擇312.6.3 主要設備一覽表342.6.4 主要設備明細表353. 車間設備布置設計363.1 車間布置設計的原則363.1.1 設計準則363.1.2 車間設備平面布置的原則373.1.3 車間設立面布置的原則373.2 車間設備布置383.2.1 車間設備平面布置383.2.2 車間設備立面布置383.3 供熱系統供熱393.3.1 蒸汽系統393.3.2蒸汽系統供熱能力要求403.3.3 本工廠蒸汽系統設計原則403.4鍋爐給水系統413.4.1鍋爐給水413.4.2蒸汽冷凝水的處理方法413

3、.4.3本分廠的鍋爐給水系統424. 非工藝部分設計424.1 安全設計424.1.1 設計原則424.1.2安全衛生防護措施424.1.3防火防爆安全434.2煉油裝置的防毒安全知識514.2.1煉油廠毒物種類514.2.2預防中毒534.3靜電和雷電防護知識544.3.1靜電防護544.3.2雷電防護564.4裝置安全規定574.4.1安全生產十大禁令574.4.2一般安全規定584.4.4工業用火安全規定594.4.5大檢修安全規定604.4.6事故報告制度604.4.7裝置環保要求615.設計心得646.參考文獻657、附圖657.1焦化工藝流程圖657.2主設備圖精餾塔651.車間概

4、況1.1 齊魯石化企業簡介中國石化集團齊魯石化公司勝利煉油廠是全國頗具規模的煉油企業之一，于1966年4月動工建設，1967年10月投入生產，現已成為加工能力10500kt/a，占地面積587公頃的現代化石油加工企業。該廠擁有生產裝置和輔助生產裝置60余套，擁有相應配套的科學研究、開發設計、計算機應用、環境保護等設施，是全國最具影響力的含硫原油加工以及瀝青、硫磺生產和加氫工藝技術應用基地之一，生產的39種石油產品暢銷全國27個省市，部分產品已進入國際市場。勝利煉油廠堅持依靠科技求發展。該廠VRDS-FCC組合工藝曾獲聯合國科技創新發明獎；石油苯、-10號軍用柴油等產品曾獲國家金獎；100號甲級

5、道路瀝青、1號噴氣燃料、石油甲苯等產品曾獲國家銀獎；硫磺、90號車用汽油等18種產品曾獲省(部)優名牌產品稱號；汽油全部實現了高標號無鉛系列化生產，其中97號無鉛汽油填補了國內空白；1999年開發投產的高等級道路瀝青，技術指標達到或超過了國外同類產品水平，從而標志著勝利煉油廠的瀝青產品實現了系列化。按照“質量第一，用戶至上”的原則，勝利煉油廠建立了從原材料進廠、生產過程控制、新產品開發、標準化管理、產品出廠控制到售后服務的全過程質量控制保證體系。該廠于1998年通過了ISO9002國際質量體系貫標認證和ISO10012計量檢測體系貫標認證；2001年3月被中國實驗室國家認可委員會等機構評定為“

6、瀝青產品檢驗實驗室”。齊魯石化堅持科技創新，1996年以來，累計完成科研課題950項，成果鑒定169項，獲得專利授權93項，16項科技成果獲國家級獎勵。先后與美國、德國、英國、日本、意大利、荷蘭、韓國等多家國外公司進行了成功合作。公司憑籍自身豐富的工程建設經驗，依托雄厚的技術實力和可靠的服務質量，在國內樹立了良好的企業形象，形成了可研、設計、采購、施工和開車服務管理等系統的服務網絡。自主開發的硫磺回收技術及催化劑、煉廠氣等溫絕熱加氫技術、輕烴醚化技術等填補了國內空白。為全國“科技進步百強企業”。在中國石油和化學工業協會、中國化工企業管理協會、中國化工情報信息協會聯合發布的2003年中國化工企業

7、500強排行榜中，齊魯分公司、齊魯股份有限公司分別名列第7位和第27位。1.2 車間簡介勝利煉油廠第二催化裂化裝置于1979年開始施工，同年因國民經濟調整，停工緩建。1984年恢復建設，于1986年11月工程全部竣工投產，加工能力為60萬t/a。1994年4月大修改造時又將處理能力提至80萬t/a。2002年對裝置進行大規模改造，新增外取熱器、煙機能量回收機組及相應的配套系統，并對再生器及分餾穩定系統進行了改造，使裝置由蠟油催化改為重油催化裂化裝置。2005年3月進行了MGD工藝改造，增加了汽油回煉噴嘴和輕質原料噴嘴。本裝置選用了美國Honeywell公司生產的TDC3000儀表自控系統，使裝

8、置的技術水平大幅提高。2005年7月由Honeywell公司、石化盈科公司和勝利煉油廠聯合開發的先進控制系統投用，對反再、分餾、吸收穩定單元操作進行了優化。2006年5月回煉油過濾器投用，第二催化裝置回煉油經過過濾器過濾后，送至重油加氫裝置，回煉油不再直接回煉。2008年3月裝置DCS系統升級為Honeywell公司的PKS300系統。2009年9月進行MIP-CGP工藝技術改造，增加提升管二反段、MIP斜管及MIP滑閥，氣壓機302更新。1.3 工藝流程簡述與生產原理1.3.1 延遲焦化工藝流程簡述延遲焦化技術是渣油熱破壞加工常用手段，目的是從重質渣油中獲得較多的輕質油品和石油焦。延遲焦化工

9、藝是當今世界常見的渣油加工技術之一，與其它渣油加工工藝比，延遲焦化工藝技術簡單、操作方便、靈活性大、開工率高、運行周期長，且投資較低、回報較高，是目前煉油行業紛紛采用的渣油加工技術。勝利煉油廠第三延遲焦化裝置于2007年3月開始打樁，2008年5月建成投產。本裝置總體設計由北京設計院承擔，裝置處理量為140萬噸/年，系統配套及配管(一爐兩塔除外)由三維公司設計，由齊魯石化公司建設公司承擔施工任務。北面為北變電站，南面為原油罐區，西側為鐵路編組站，東側為第二常減壓。裝置南北長240米，東西最寬112米，東西最窄100米，占地面積為2.5692萬平方米。裝置布置分成三個區域，分別用檢修馬路隔開。裝

10、置的儲焦池布置在裝置的西側，南北向布置，沉淀池在南端，焦炭采用管帶運輸，同時考慮了汽車運輸的位置。焦池西側的中間位置依次為焦炭塔構架，焦化加熱爐。焦炭塔構架，焦化加熱爐南側布置了水處理部分及高壓水泵房。焦炭塔、焦化加熱爐構架北側依次布置了放空部分、分餾部分、壓縮機廠房、吸收穩定部分、液化氣脫硫脫硫醇部分。平面中設備區按條形布置，每個設備區的設備主要按流程順序布置。裝置的管廊為“T”型布置，主管廊南北向布置。管廊下布置機泵，操作溫度高于或等于介質自燃點及操作溫度高于或等于250的可燃介質泵、液態烴泵布置在管廊外。在裝置東側設有兩處管廊與系統管廊相接，原料、產品及公用管道均從此處進出裝置。壓縮機采

11、用背壓式，布置在半敞開的廠房內，廠房內設吊車進行檢修。高壓水泵布置在廠房內，廠房內設手動單梁吊車進行檢修。其它機泵采用露天布置。換熱器、回流罐等設備布置在地面框架二、三層，空冷器布置在框架頂層及主管廊頂部。為便于設備的檢修和消防，裝置外設有環形馬路，裝置內設有東西方向兩條檢修和消防通道與裝置外道路相連。為便于吊裝空冷器等設備，在焦池的北側設置了檢修回車場地。裝置的高低壓配電間、控制室及辦公樓布置在裝置外南側。儀表、電工槽架自焦池的南側管架進入裝置內。該裝置采用一臺加熱爐、兩臺焦炭塔的工藝路線，裝置設計循環比為0.25。設計年開工時間為8400小時（連續運轉）。以孤島高硫高酸混合原油的減壓渣油為

12、原料。主要產品有：凈化干氣、凈化液化氣、穩定汽油、柴油、蠟油、焦炭。其中，焦化干氣脫硫后為凈化干氣去瓦斯管網；焦化穩定汽油至石腦油加氫裝置；焦化柴油去新建260萬噸/年柴油加氫裝置；焦化蠟油作為VRDS 裝置原料；液化氣脫硫脫硫醇后為凈化液化氣去儲罐；焦炭外運至二化CFB爐作燃料或汽運外銷。2012年按照齊魯分公司加工高硫高酸原油挖潛增效技術改造方案要求，全廠加工規模提高到 1300萬噸/年后，根據渣油平衡確定對 3#延遲焦化裝置進行擴能改造。加工能力擴至 170 萬噸/年。另外，按2010 年 4 月中國石化股份有限公司煉油事業部對延遲焦化裝置的優化改造要求，對焦炭塔換塔的順序操作增設安全聯

13、鎖系統，以提高操作的安全可靠性；對焦化加熱爐采用石油大學的“管外定向反射與管內深度裂解技術”進行擴能增效改造，提高焦化裝置的，經濟效益，延長裝置運行周期；采用可調循環比技術，提高裝置操作的靈活性和苛刻度；解決放空污水油水分離問題；對裝置脫硫及脫硫醇工藝流程進行擴能和優化。1.3.2 延遲焦化工藝原理延遲焦化工藝是焦炭化過程（簡稱焦化）主要的工業化形式，由于延遲焦化工藝技術簡單，投資及操作費用較低，經濟效益較好，因此，世界上85%以上的焦化處理裝置都采用延遲焦化工藝。也有部分國外煉油廠（如美國）采用流化焦化工藝，這種工藝使焦化過程連續化，解決了除焦問題，而且焦炭產率降低，液體產率提高；另外，由于

14、該工藝加熱爐只起到預熱原料的作用，爐出口溫度較低，從而避免了加熱爐管結焦的問題，所以該工藝在原料的選擇范圍上比延遲焦化有更大的靈活性，但是該工藝由于技術復雜，投資和操作費用較高，且焦炭只能作為一般燃料利用，故流化焦化技術沒有得到太廣泛的應用。近年來還有一種焦化工藝叫靈活焦化，這種工藝不生產石油焦，但是除了生產焦化氣體、液體外，還副產難處理的空氣煤氣，加之其技術復雜、投資費用高，該工藝也未被廣泛采用。而其它比較早的焦化工藝（如釜式焦化等）基本被淘汰。延遲焦化工藝基本原理就是以渣油為原料，經加熱爐加熱到高溫（500左右），迅速轉移到焦炭塔中進行深度熱裂化反應，即把焦化反應延遲到焦炭塔中進行，減輕爐

15、管結焦程度，延長裝置運行周期。焦化過程產生的油氣從焦炭塔頂部到分餾塔中進行分餾，可獲得焦化干氣、汽油、柴油、蠟油、重蠟油產品；留在焦炭塔中的焦炭經除焦系統處理，可獲得焦炭產品（也稱石油焦）。表3-1例舉了兩種減壓渣油進行焦化所得產物的產率分布。表3-2例舉了焦化氣體的組成。表1-1 延遲焦化的產率分布項 目大慶減壓渣油勝利減壓渣油相對密度，200.92210.9698殘碳（質量分數），%8.813.9氣體8.36.8汽油15.714.7柴油36.335.6蠟油25.719.0焦炭14.023.9液體收率77.769.3表1-2 焦化氣體組成組 分氫甲烷乙烷乙烯丙烷丙烯丁烷丁烯含量%5.4047

16、.8013.601.828.264.003.443.70組 分戊烷戊烯六碳烴硫化氫二氧化碳一氧化碳氮+氧-含量%2.662.200.584.140.320.810.25-減壓渣油經焦化過程可以得到70%80%的餾分油。焦化汽油和焦化柴油中不飽和烴含量高，而且含硫、含氮等非烴類化合物的含量也高。因此，它們的安定性很差，必須經過加氫精制等精制過程加工后才能作為發動機燃料。焦化蠟油主要是作為加氫裂化或催化裂化的原料，有時也用于調和燃料油。焦炭（也稱石油焦）除了可用作燃料外，還可用作高爐煉鐵之用，如果焦化原料及生產方法選擇適當，石油焦經煅燒及石墨化后，可用于制造煉鋁、煉鋼的電極等。焦化氣體含有較多的甲

17、烷、乙烷以及少量的丙烯、丁烯等，它可用作燃料或用作制氫原料等石油化工原料。從焦化過程的原料和產品可以看到焦化過程是一種渣油輕質化過程。作為輕質化過程，焦化過程的主要優點是它可以加工殘碳值及重金屬含量很高的各種劣質渣油，且過程比較簡單、投資和操作費用低。它的主要缺點是焦炭產率高及液體產物的質量差。焦炭產率一般為原料殘碳值的1.42倍，數量較大。但焦炭在多數情況下只能作為普通固體燃料出售，售價還很低。盡管焦化過程尚不是一個很理想的渣油輕質化過程，但在現代煉油工業中，通過合理地配置石油資源和優化裝置結構，它仍然是一個十分重要的提高輕質油收率的有效途徑。近年來，對用于制造冶金用電極，特別是超高功率電極

18、的優質石油焦的需求不斷增長，對某些煉油廠，生產優質石油焦已成為焦化過程的重要目的之一。（1） 延遲焦化反應機理渣油在熱能的作用下主要發生兩類反應：一類是熱裂解反應，它是吸熱反應；另一類是縮合反應，它是放熱反應?？傮w來講，焦化反應在宏觀上表現為吸熱反應，而異構化反應幾乎不發生。渣油的熱反應可以用自由基鏈反應機理來解釋。一般認為烴類熱反應的自由基鏈反應大體有以下三個階段：鏈的引發、鏈的增長和鏈的終止。I 鏈的引發C16H342CH3(CH2)6CH3H2烴分子分解為自由基是由于鍵CC的均裂，而不是CH鍵，因后者的鍵能較大，并且主要斷裂在碳鏈的中部，如：II 鏈的增長這是一種由一個自由基轉化為另一個

19、自由基，使自由價繼續傳遞下去的過程。在此過程中，較小的自由基如: H 、CH3 、C2H5 能在短時間內獨立存在；而較大的自由基則比較活潑和不穩定，只能在瞬間存在，因此它會繼續分裂，成為烯烴和小的自由基，這些小的自由基會繼續攻擊其它烴分子產生新的自由基，新的自由基繼續分裂，這樣就形成了一個不斷增長的反應鏈，直到反應產物離開反應系統，鏈的增長才會結束。具體過程如下反應： 自由基的奪氫反應其通式為：H + RHH2 + R R + RH RH + R烴分子中碳原子上的氫被奪取的難易程度，由易到難的次序是叔碳>仲碳>伯碳，它們與自由基反應的相對速度也是按照這個次序進行的，而且溫度越高，它

20、們之間的差別也越小。 自由基的分解反應自由基本身可以分解，生成一個烯烴分子和一個含碳數較少的新自由基，從而使其自由價傳遞下去。自由基的分解主要發生在具有未成對電子碳的-鍵位置上，這也就是所謂的-斷裂規則。如：CH3CH2CHCH3CH2=CHCH3 + CH3 自由基的加成反應 這是上述自由基分解反應的逆反應，含碳數較少的自由基可與烯烴加成而生成含碳數更多的自由基。III 鏈的終止自由基可相互結合成為穩定的分子而使鏈反應中斷，如：H + H H2H + RRHR + RRR根據上述歷程，即使像乙烷這樣簡單的烴分子，它的熱反應也是相當復雜的。其控制步驟是鏈的引發（此步驟所需活化能最高）。值得注意

21、的是，并不是所有烴類的熱解反應都是自由基鏈反應，有的烴類如環已烷雖然在反應中也斷環而生成自由基，但隨即分解而為穩定的產物，并不形成鏈反應。因此，環已烷單獨進行熱解時反應速度較慢，約為正已烷的八分之一。CH2CH2CH2CH2CH2CH2CH2=CH2 + CH2=CH-CH2-CH3（2）烴類的熱反應烴類熱轉化反應首先是分子鏈的斷裂。鏈的斷裂是吸熱反應，因而分子鏈較弱的部位，即鍵能小、斷裂時需要的能量較小的部位，比鍵能較強的部位容易發生斷裂。表3-1列出了烴類分子中幾種不同形式化學鍵的鍵能數據。從中可以看出，鏈烷烴的C-C鍵最弱，而芳烴、烯烴、炔烴的C-C鍵最強。因此斷裂反應多半先在鏈烷烴、環

22、烷烴側鏈和芳烴側鏈的C-C鍵發生。表1-3烴類分子中幾種不同形式化學鍵的鍵能數據化學鍵鍵能，Kj/molH-H436.26C-H412.27413.91C鏈烷-C鏈烷C芳-C芳347.80354.41512.30C烯=C烯620.27C炔C炔842.09包括伯、仲、叔、環烷、烯、炔和芳碳原子與氫原子構成的化學鍵。包括直鏈、側鏈和環烷鏈仲碳原子與碳原子構成的飽和鍵。A 烷烴的熱反應烷烴的熱反應主要有兩類：CC鍵斷裂生成較小分子的烷烴和烯烴；CH鍵斷裂生成碳原子數保持不變的烯烴及氫。上述兩類反應都是強吸熱反應。烷烴的熱反應行為與其分子中的各鍵能大小有密切的關系。從烷烴的鍵能數據可以總結出一些規律：

23、 CH鍵的鍵能大于CC鍵的，因此CC鍵更易于斷裂； 長鏈烷烴中，越靠近中間處，其CC鍵能越小，也就越容易斷裂； 隨著分子量的增大，烷烴中的CC鍵及CH鍵的鍵能都呈減小的趨勢，也就是說它們的熱穩定性逐漸下降； 異構烷烴中的CC鍵及CH鍵的鍵能都小于正構烷烴，說明異構烷烴更易于斷鏈和脫氫； 烷烴分子中叔碳上的氫最容易脫除，其次是仲碳上的，而伯碳上的氫最難脫除。從熱力學判斷，在500左右，烷烴脫氫反應進行的可能性不大。當溫度高達700左右時，脫氫反應的可能性明顯增大。從動力學考慮，烴類的熱解反應性是以其反應速度來判斷的，通常： 隨著溫度的升高，烴類的反應速度迅速增大。大體上，溫度每增高10，反應速度

24、增大1.52倍； 隨著烷烴分子量的增大，其反應速度明顯加快。其反應速度常數與分子中的碳原子數幾乎是線性關系； 在分子中碳數相同的情況下，異構烷烴的熱解反應速度比正構烷烴稍快； 烷烴熱解反應的活化能通常在200300Kj.mol-1左右。B 環烷烴的熱反應環烷烴的熱反應主要發生下列三類反應：1. 側鏈斷裂反應；C10H21C5H11 + C5H10C5H10 + C5H12在高溫下，環烷烴側鏈上的C-C鍵和烷烴一樣也能發生斷鏈反應，使側鏈變短或脫除，同時生成較小分子的烷烴或烯烴，比如：2. 環烷環的斷裂反應；環烷環的環上的C-C鍵的熱穩定性較側鏈高，但在溫度較高時環烷環也會斷裂生成小分子烯烴。比

25、如：CH2= CH2+ CH3- CH2-CH= CH2CH2=CH2 + CH3-CH=CH23. 脫氫反應。環烷環在加熱條件下，還會發生脫氫反應生成環烯烴直至芳香烴。單環環烷烴的脫氫反應須在600以上才能進行，但雙環環烷烴在500左右就能進行脫氫反應，生成環烯烴。研究發現，環烷烴的反應速度比碳數相同的烷烴??；五元環烷則比六元環烷更難于熱解。有的研究還表明，帶有烷基側鏈的環烷烴的反應速度比無側鏈的環烷烴快。如在500時，乙基環己烷的熱解反應速度比環己烷要大五倍。C 芳香烴的熱反應芳香環極為穩定，一般條件下芳環不會斷裂，但在較高溫度下會進行脫氫縮合反應，生成環數較多的芳烴，直至生成焦炭。烴類熱

26、反應生成的焦炭是H/C原子比很低的稠環芳烴，具有類石墨狀結構。它主要發生下列反應。1. 烷基芳香烴的斷側鏈及脫烷基反應；CH2 CH2 CH2RCH3 + CH2=CHRCH=CH2 + CH3R比如：2. 側鏈的脫氫反應；側鏈的脫氫反應需在更高的溫度（650700）時才能發生，如：C2H5CH=CH2 + H23. 縮合反應。芳香烴在高溫下能脫氫縮合成環數更多的芳烴，其縮合程度逐漸增大，直至成為H/C比很低的焦炭。比如：2+ H22CH3CH2-CH2+H2D 環烷芳香烴的熱反應環烷芳香烴的反應按照環烷環和芳香環之間的連接方式不同而有區別。例如 ， 類型的烴類的第一步反應為連接兩環的鍵斷裂，

27、生成環烯烴和芳香烴，在更苛刻的條件下，環烯烴能進一步破裂開環。 類型的烴類的熱反應主要有三種：環烷環斷裂生成苯的衍生物，以及縮合生成高分子的多環芳香烴。E 烯烴的熱反應天然原油一般不含烯烴，但在石油二次加工的產物中大多含有烯烴。烯烴是很活潑的烴類，在受熱的條件下它們進一步裂解，同時與其它烴類交叉地進行反應，于是反應變得極其復雜。在不高的溫度下，烯烴裂解成氣體的反應遠不及縮合成高分子疊合物的反應來得快。但是由于縮合作用所生成的高分子疊合物也會發生部分裂解，縮合反應和裂解反應就交叉地進行，使烯烴的熱反應產物的餾程范圍變得很寬，而且在反應產物中存在飽和烴、環烷烴和芳香烴。烯烴在低溫、高壓下，主要反應

28、是疊合反應。當溫度升高到400以上時，裂解反應開始變得重要，碳鏈斷裂的位置一般在烯烴雙鍵的位置。烯烴分子的斷裂反應也有與烷烴相似的規律。當溫度超過600時，烯烴縮合成芳香烴、環烷烴和環烯烴的反應變的重要起來。它主要的反應可以歸納如下： 斷鏈反應；CH2= CHCH2CH2CH3381289CH2=CH-CH3 + CH2=CH2較大分子的烯烴可以斷鏈而成為兩個較小的烯烴分子，斷裂的位置一般是在雙鍵的-位，因為該處的C-C鍵鍵能較小。以1-戊烯為例，其-及-位的鍵能（kJ.mol-1）和-斷裂反應如下式： 脫氫反應；烯烴可進一步脫氫生成二烯烴，如1-丁烯脫氫為丁二烯。CH2=CH-CH2-CH3

29、CH2=CH-CH= CH2 +H2 歧化反應；這是烯烴特有的反應。兩個相同分子的烯烴可以歧化為兩個不同的烴分子。例如丙烯可發生下列歧化反應：2C3H6C4H8 + C2H42 C3H6C2H6 + C4H62 C3H6CH4 + C5H82 C3H6C6H10 + H2 二烯合成反應；二烯烴可與烯烴進行二烯合成反應而生成環烯烴，它還能進一步脫氫成為芳香烴，如：R+R+ 芳構化反應。RR+ 3H2分子中含有六個或更多的成鏈的碳原子的烯烴，可環化脫氫生成芳香烴，如：（3） 膠質和瀝青質的熱反應膠質、瀝青質主要是多環、稠環化合物，分子中也多含有雜原子，它們是相對分子質量分布范圍很寬、環數及其稠合程

30、度差別很大的復雜混合物，縮合程度不同的分子中也含有不同長度的側鏈及環間的鏈橋，因此，膠質及瀝青質在熱反應中，除了經縮合反應生成焦炭外，還會發生斷側鏈、斷鏈橋等反應，生成較小的分子。研究表明，輕、中、重膠質及瀝青質的熱反應行為有明顯的差別，隨著縮合程度的增大，餾分油的相對產率下降而焦炭的相對產率增大，對瀝青質而言，在460、45min的條件下，已轉化的原料中約3/4都轉化為焦炭。瀝青質分子的稠合程度很高，帶有的烷基鏈很少，而且是很短的側鏈，因此，反應生成的氣體也很少。總之，烴類在加熱的條件下，反應基本上可以分成裂解與縮合（包括疊合）兩個方向，裂解方向產生較小的分子，而縮合方向則生成較大的分子。烴

31、類的熱反應是一種復雜的平行-順序反應，這些平行的反應不會停留在某一階段上，而是繼續不斷地進行下去，隨著反應時間的延長，一方面由于裂解反應，生成分子越來越小、沸點越來越低的烴類（如氣體烴）；另一方面由于縮合反應生成分子越來越大的稠環芳香烴，高度縮合的結果就產生膠質、瀝青質，最終生成碳氫比很高的焦炭。（4） 渣油熱反應的特征渣油是多種烴類化合物組成的極為復雜的混合物，其組分的熱反應行為自然遵循各族烴類的熱反應規律。但作為一種復雜的混合物，渣油的熱反應行為不是各族烴類熱反應行為的簡單相加，它具有自己的特點。（5） 平行-順序反應特征渣油熱反應產物分布隨時間的變化1原料；2中間餾分；3汽油；4裂化氣5

32、殘油；6焦炭產率（質量分數），%反應時間234561渣油中間餾分殘油汽油焦炭裂化氣渣油的平行-順序反應特征渣油熱反應比單體烴更明顯地表現出平行-順序特征。下圖表示出了這個特征。由圖可見，隨著反應深度的增大，反應產物的分布也在變化。作為中間產物的汽油和中間餾分油的產率，在反應進行到某個深度時會出現最大值，而作為最終產物的氣體和焦炭則在某個反應深度時開始產生，并隨著反應深度的增大而單調地增大。（6） 生焦傾向性高的特征渣油熱反應時容易生焦，除了由于渣油自身含有較多的膠質和瀝青質外，還因為不同族的烴類之間的相互作用促進了生焦反應。芳香烴的熱穩定性高，在單獨進行反應時，不僅裂解反應速度低，而且生焦速度

33、也低。例如在450下進行反應，要生成1%的焦炭，烷烴（C25H52）要144min，十氫萘要1650min，而萘則需670000min。但是如果將萘與烷烴或烯烴混合后進行熱反應，則生成速度顯著提高。根據許多實驗結果，焦炭生成的過程大致可以描述如下：芳香烴烷烴烯烴縮合產物膠質、瀝青質焦炭（碳青質）含膠質甚多的原料油，如將它用不含膠質且對熱很穩定的油品稀釋，可以使生焦量減少。由此可見，當兩種化學組成不同的原料油混合進行熱反應時，所生成的焦炭可能比它們單獨反應時更多，也可能減少。在進行原料油的混合時應予以注意。(7) 相分離特征減壓渣油是一種膠體分散體系，其分散相是以瀝青質為核心并吸附以膠質形成的膠

34、束，由于膠質的膠溶作用，在受熱之前渣油膠體體系是比較穩定的，在熱轉化過程中，由于體系的化學組成發生變化，當反應進行到一定深度后，渣油的膠體性質就會受到破壞，由于縮合反應，渣油中作為分散相的瀝青質的含量逐漸增多，而裂解反應不僅使分散介質的粘度變小，還使其芳香性減弱，同時，作為膠溶組分的膠質含量則逐漸減少，這些變化都會導致分散相和分散介質之間的相容性變差，這種變化趨勢發展到一定程度后，就會導致瀝青質不能全部在體系中穩定地膠溶而發生部分瀝青質聚集，在渣油中出現了第二相（液相），第二相中的瀝青質濃度很高，促進了縮合生焦反應。渣油受熱過程中的相分離問題在實際生產中也有重要意義，例如，渣油熱加工過程中，渣

35、油要通過加熱爐管，由于受熱及反應，在某段爐管中可能會出現相分離現象而導致生焦。如何避免出現相分離現象或縮短渣油在這段爐管中的停留時間對減少爐管內結焦、延長開工周期是十分重要的。又如在降低燃料油粘度的減粘裂化過程中，若反應深度控制不當，引起分相、分層現象，對生產合格燃料油也是不允許的。1.3.3 焦化的分餾原理焦化分餾的目的主要是通過精餾過程，將焦炭塔反應產物分成汽油、柴油、蠟油和富氣等組分，作為下游裝置的原料。焦化分餾的原理即為油品精餾原理，不同之處的是焦化分餾塔只有汽化段和精餾段，沒有提餾段的“半截塔”。精餾原理：一種相平衡分離過程，其重要的理論基礎是氣-液相平衡原理，即拉烏爾定律。PA=P

36、A0XA ； PB=PB0XB=PB0（1-XA）式中：PA、PB溶液上方組份A及B的飽和蒸汽壓。PA0、PB0純組份A及B的飽和蒸汽壓。XA、XB溶液中組份A及B的摩爾分率。此定律表示在一定溫度下，對于那些性質相似，分子大小又相近的組份（如甲醇、乙醇）所組成的理想溶液中，溶液上方蒸汽中任意組份的分壓，等于此純組份在該溫度下的飽和蒸汽壓乘以它在溶液中的摩爾分率。精餾過程是在裝有很多塔盤的精餾塔內進行的。焦炭塔反應油氣從分餾塔底部進入精餾塔的蒸發段，經與塔底循環回流油充分換熱，部分重組分冷凝成液相流向塔底，而沒冷凝的油氣繼續上升與下降的液體回流在塔盤上充分接觸，氣相部分中較重的組份冷凝，液相部分

37、中較輕的組份汽化。因此，油氣中易揮發組份的含量將因液體的部分汽化，使液相中易揮發組份向氣相擴散而增多；油氣中難揮發組份的含量因氣體的部分冷凝，使氣相中難揮發組份向液相擴散而增多。這樣，同一層板上互相接觸的氣液兩相就趨向平衡。它們之間的關系可用拉烏爾定律說明。通過多次這樣的質量、熱量交換，就能達到精餾目的。以下就是一層塔盤上汽-液交換的詳細過程。 如圖所示，當油汽（V）上升至n層塔盤時，與從（n+1）層塔盤下來的回流液體（L）相遇，由于上升的油氣溫度高，下流的回流溫度較低，因此高溫的油氣與低溫的回流接觸時放熱，使其中高沸點組份冷凝，同時低溫的回流吸熱，并使其中的低沸點組份汽化，這樣油氣中被冷凝的

38、高沸點組份和未被汽化的回流組成了新的回流（L）。從n層下降為（n-1）層的回流中所含高沸點組份要比降至n層塔盤的回流中的高沸點組份含量多，而上升至（n+1）層塔盤的油氣中的低沸點組份含量要比上升至n層的油氣中低沸點組份含量多。同樣類似地離開（n+1）層塔盤的油汽，還要與（n+2）層下來的回流進行熱量、質量交換，原料在每一塊塔盤上就得到一次微量的分離，顯然如果有極多個塔盤的話，使原料能分離出純度很高的產品。吸收解析基本原理在吸收過程中，相際傳質是由三個步驟串聯組成： 溶質由氣相主體傳遞到氣、液相界面，即氣相與界面間的對流傳質； 溶質在相界面上的溶解，進入液相； 溶質由界面傳遞到液相主體，即界面與

39、液相間的對流傳質。對于吸收過程的機理，一般用雙膜理論進行解釋，雙膜理論的基本論點如下： 相接觸的氣、液兩相液體間存在著穩定的相界面，界面兩側各有一很薄的有效層流膜層，溶質以分子擴散方式通過此兩膜層； 界面上的氣、液兩相呈平衡狀態； 在膜層以外的氣、液兩相主體區無傳質阻力，即濃度梯度（或分壓梯度）為零。雙膜理論把整個相際傳質過程簡化為溶質通過兩層有效膜的分子擴散過程，把復雜的相際傳質過程大為簡化。該理論可用于具有固定相界面的系統及流速不高的兩相流體間的傳質過程。吸收塔的吸收過程屬于物理吸收，是利用氣體混合物中各組分在液體吸收劑中的溶解度不同，氣體混合物中溶解度大的組分被部分吸收溶解于吸收溶劑中而

40、得到分離。該吸收過程的吸收的推動力是該組分在氣相的分壓與組分在液相中的分壓之差，此差值在達到平衡狀態時為零，傳質的方向取決于氣相中組分的分壓是大于還是小于溶液中的平衡分壓。由于提高操作壓力有利于提高溶質的氣相分壓，而降低溫度則可降低液相溶劑中溶劑組份的平衡分壓，因此，提高壓力和降低操作溫度，有利于提供吸收推動力，也即有利于吸收過程的進行。解吸是吸收的逆過程，其主要目的是使吸收液中的部分氣體溶質釋放出來，達到溶質的分離。解吸過程由于受工藝流程設置限制，采用提高溶液溫度的方法，來促進吸收逆過程。通過提高溶液溫度來提高溶液中溶質組份的平衡分壓，使溶液的溶質平衡分壓大于氣相中溶質組份分壓（主要為C2及

41、以下組份），實現溶質組份的分離。1.3.4 脫硫反應的機理和影響因素1、 脫硫反應的機理干氣和液態烴用堿性的MDEA溶液，在高壓、低溫下，在脫硫塔內脫除硫化氫，脫后干氣送出裝置至系統管網作燃料，液化氣至液化氣脫硫醇系統。由于醇胺類溶液與H2S反應是可逆的，吸收了H2S的胺液可以加熱再生循環使用。上述反應式說明平衡溶液的H2S負荷與溫度有關。當MDEA濃度一定時，平衡溶液的H2S負荷隨溫度升高而下降，因此吸收推動力為：P=平衡溶液中H2S負荷實際溶液H2S負荷當溫度低時，平衡溶液的H2S負荷高，P大，容易吸收H2S。在低溫、高壓時，MDEA溶液具有堿性，吸收H2S，上述反應的平衡向右移動。相反高

42、溫、低壓時，MDEA水溶液呈現酸性，解析（再生）出H2S，脫除H2S后的MDEA溶液循環使用。2、 脫硫反應的機理脫、硫反應的影響因素 MDEA吸收溫度對吸收效果的影響吸收溫度是指貧液入塔溫度和塔的操作溫度。該溫度低，有利于吸收，因為低溫 H2S被吸收的推動力增加，但溫度過低，可能導致氣體中殘留的C5、C6組份的冷凝，造成胺液起泡、使吸收操作破壞，MDEA溶液損失加大。一般要求貧液的入塔溫度比氣體入塔溫度高約3，這樣能避免烴的冷凝。另外，也要注意到吸收是放熱反應，造成胺液溫度上升。 MDEA吸收壓力對吸收效果的影響吸收塔的壓力主要受進料氣的壓力而決定。吸收塔的壓力高，貧液吸收 H2S的吸收效率

43、就高，吸收推動力大。 循環量對吸收效果的影響MDEA溶液濃度高，吸收推動力大，對吸收有利，同時循環量可減少。但MDEA溶液濃度過高，則會引起溶液發泡，對設備腐蝕加重，MDEA損失加大。一般MDEA溶液濃度控制在1530（wt）。生產過程中要經常檢查MDEA溶液的濃度和變質情況，必要時補充軟化水或更換(補充)新鮮MDEA。MDEA溶液的循環量與MDEA溶液濃度和MDEA的酸氣負荷有關，其循環量的大小可用下式計算：式中：W循環量(kg/h) n吸收的H2S量(kmol/h) Lr富液中酸氣負荷(molH2S/molMDEA) L貧液中酸氣負荷(molH2S/Mmdea) CMDEA溶液的濃度(wt

44、%)由上式可看出，MDEA溶液濃度高、富液酸氣負荷高、貧液酸氣負荷低，循環量就低。貧MDEA溶液的酸氣負荷不僅影響循環量，而且直接影響原料氣中H2S的含量，所以降低原料氣中H2S含量，關鍵是降低貧MDEA的酸氣負荷，通過提高再生塔的溫度或降低再生塔的壓力，達到再生塔解析H2S完全的目的。但是提高再生溫度，蒸汽消耗量增加，MDEA損失加大，設備腐蝕加重，因此只需確保脫后干氣中H2S含量小于50mg/l。3、脫硫醇反應機理在脫硫醇系統中輕烴物料中的硫醇及H2S與氫氧化鈉溶液(NaOH)起反應生成硫化鈉(Na2S)和硫醇鈉鹽(NaSR)以及水(H2O)。由于這些硫化物的鈉鹽不溶于烴類而溶于水，所以它

45、們溶入氫氧化鈉水溶液而被有效地從輕烴中除去。反應機理如下：本裝置采用纖維膜脫硫醇技術，技術核心是采用纖維膜接觸器，由于表面張力的作用，使堿液在金屬纖維狀填料表面自動形成液膜。當應用于油-水二相反應體系時，使二相接觸面積劇增，傳質距離縮短，從而大大提高了反應效率。3.2.6.1 脫硫醇反應的影響因素為了有效地脫除硫醇，很重要的一點是在循環堿液中維持較高的NaOH含量，或者維持較高的堿液循環量。隨著NaOH含量或循環量的下降，硫醇抽提的效率也會下降，同時精制烴物料中RSH的含量就會增加。如果NaOH濃度或循環量下降到一定程度，脫硫醇反應就無法有效地進行，液化氣中硫醇含量就會不合格。從這些趨勢看來，

46、為了盡可能地降低硫醇的濃度，應該最大限度地提高NaOH的含量和循環量。但是，堿液濃度過高會導致再生堿液含有較高的二硫化物油，再生堿液含有的二硫化物油將被精制液化氣反抽提，從而增加液化氣的總硫含量；高循環量會有較多的二硫化物油從再生循環堿液中被反抽提到液化氣中。4、 堿液再生機理堿液再生系統的作用是用空氣氧化脫硫醇系統中形成的硫化鈉和硫醇鈉，并從堿液中脫除該氧化產物。該氧化過程可回收抽提反應中所使用的大部分NaOH,并使所抽提的硫醇轉換為烴相的含二硫化物油（DSO）。由于大部分DSO不溶于水相，所以與堿液得以分離，從而使堿液再生。5、 堿液再生反應的影響因素操作條件對堿液再生的影響再生溫度高，再

47、生效果就好。但再生溫度高，設備腐蝕嚴重。本裝置再生塔進料溫度控制在5260。催化劑對反應的影響由于這些反應速度很慢，故需要使用催化劑以增加反應速度。催化劑（磺化酞菁鈷）可促進氧化反應并留在堿液相內，隨其在整個系統中循環。工藝特點：（1）產品質量好。催化裂化所得汽油辛烷值高，一般都在80以上（研究法,而直餾汽油僅40左右），并且安定性好，烯烴相對較少，基本不含二烯烴。輕質油收率高，可達80%以上。汽油中含低分子烴較多，它的10%與50%餾出點溫度較低，使用性能好。（2）可提供大量化工原料。裂化氣體中C3、C4組分約占90%，C3中丙烯又占70%，C4中各種丁烯占55%左右，這些都是優良的石油化工

48、原料，還能提供大量液化汽供民用。（3）柴油含有大量重質芳烴，十六烷值較低，一般只有3545，因而催化柴油使用性能差，需與直餾柴油調合后才能使用。渣油催化和摻煉重油催化除十六烷值更低外，含硫、氮、膠質也較多，顏色深，安定性差，易氧化產生沉渣，需加氫精制處理。（4）產品方案靈活。同一套裝置，改變不同的操作條件，便可得到氣體、汽油、柴油的不同產品分布，以適應市場經濟發展的需要。（5）原料選擇范圍比較寬，通常是以減壓餾份油、焦化蠟油等做原料。2002年改造后還可以VRDS渣油摻煉或直接做原料。2. 工藝設計與計算2.1 設計任務及研究意義2.1.1設計任務1.設計項目：180萬噸延遲焦化分餾工藝設計2

49、.生產方法：MIP-CGP工藝3.數據來源：齊魯石化勝利煉油廠第二聯合車間4.設計階段：初步設計5.設計內容： 1)方案設計：根據實際生產工藝路線，進行流程模擬以及工藝設計，繪制工藝流程草圖。 2)物料衡算6.設計依據（1）生產規模：180萬t/a （2）生產時間：8000小時/年（3）原料：焦化過程產生的油氣2.1.2研究意義焦化過程產生的大量油氣從焦炭塔頂部到分餾塔中進行分餾，可獲得焦化干氣、汽油、柴油、蠟油、重蠟油等產品，這些產品又是石油加工過程中的主要產品，經過油氣分離工藝，可以獲得更多的產品，提高資源利用率。2.2 主要工藝指標和技術經濟指標2.2.1 設計物料平衡表2-1物料流量表

50、物料名稱m%kg/ht/d萬t/a備注干氣4.579250222.007.77系統燃料氣管網液化氣3.937953190.87 6.68去罐區汽油17.7335884861.2230.14 去加氫柴油23.23 470151128.3639.49去加氫蠟油22.55456371095.2938.34 去加氫裂化焦炭28.25571731372.1548.03火車裝運出裝置MDEA富液48.10973372336.0981.76去系統再生含硫污水1.50303172.742.55去污水汽提合計149.863032807278.72254.762.2.2 主要技術經濟指標及裝置能耗表2-2 焦化部

51、分電消耗量序號用電地點電壓(伏)設備臺數(臺)設備容量(Kw)軸功率kW年工作時數操作備用操作備用1原料油泵(P-101A/B)60001120020015184002加熱爐進料泵(P-102A/B)60001150050038884003分餾塔底循環泵(P-103)3801303022.784004蠟油回流泵(P-105A/B)600011250250209.284005蠟油產品泵(P-105C/D)38011454530.784006循環油泵(P-106A/B)38011373725.484007柴油泵(P-107A/B)600011200200140.584008分餾塔頂循環回流泵(P-

52、108A/B)3801155553884009汽油泵(P-109A/B)38011757546.5840010甩油泵(P-111C/D)38011555534840011含硫污水泵(P-112A/B)38011303022.1840012放空塔底泵(P-113A/B)380117575400013污水泵(P-114A)38013017.8400014污油泵(P-114B)38013015.4400015火炬分液罐底泵(P-115)38012212.7100016封油泵(P-116A/B)38011222214.8840017消泡劑注入泵(P-117A/B)380110.750.750.4200018注阻焦劑泵(P-118A/B)380110.750.750.4840019注緩蝕劑泵(P-119A/B)380111.11.10.5840020高壓水泵(P-120A/B)60