渣油加工工艺.doc

渣油加工延迟焦化 延迟焦化是一个热过程，在该过程中来自于原油蒸馏的减压渣油在炉中被加热，然后在适当的温度和压力下，将其保留在反应区中或焦化转鼓中，直到炉中流出物的未蒸发部分被转化为水蒸气和焦炭。延迟焦化是一个吸热反应，依靠炼焦炉为结焦反应提供所需的热量。在延迟焦化中，反应是非常复杂的。在开始阶段，原料经过反应炉时原料部分被蒸发和裂解。下一步，当原料通过转鼓时发生蒸气的裂解。最后，在高温下保留在转鼓的液体发生连续的裂解和聚合，直到液体被转化为蒸气和焦炭。在延迟焦化中产生的焦炭几乎是纯碳，仅含有来自原料的杂质，例如硫和金属。延迟焦化过程原油或减压渣油进入到焦炭分馏器的底部区域。原油在分馏器的底部与循环冷凝液混合并被经过加热器H-01的加热器物料泵P-04抽取，在此处物料被快速加热到转鼓中焦炭形成所需要的温度。蒸汽被注入到每一加热器盘管中以保持所需要的最小速率和保留时间并阻止在加热器中焦炭的形成。离开炉体的水蒸气和液体的混合物进入焦炭转鼓V-01或V-02，在该处聚集的液体转变为焦炭和轻烃蒸汽。该蒸汽经过转鼓后排出。最少要求运行两个转鼓。一个转鼓收集炉体流出物，并将其转变为焦炭和气体，而另一转鼓清焦。蒸汽上部的焦炭流入炼焦分馏器并进入到该层的下部。焦炭转鼓流出蒸汽用新鲜原料急冷，然后用清洗部的回抽汽油清洗。这些操作可清洗和冷却流出的气体产物并同时冷凝循环蒸汽。这种与新鲜原料在一起的循环蒸汽从结焦分馏器被抽到焦化炉。该清洗过的蒸气通过塔的精馏段。循环重汽油被用于去除塔的热量，将重汽油的大部分冷凝并冷却上升的蒸汽。从分馏器回来的重汽油的热流体用于发生蒸汽。重油汽产物被部分地通过发生蒸汽换热而被冷却，然后用空气冷却器来冷却到储存温度。轻油汽产物通过汽提脱除轻产物，部分地通过发生蒸汽换热而被冷却，然后用空气冷却器来冷却到储存温度。在流入海绵吸收器的顶部时，贫海绵油从分馏器提取出来并通过与富海绵油和冷空气交换热量而被冷却。富海绵油通过与贫海绵油交换热量而被预热后，返回到分馏器。顶部蒸汽在流入分馏器上部的转鼓之前，在分馏器上部冷凝器内被部分冷凝。蒸汽在该转鼓内从液体中分离出来。在控制压力下，蒸汽流进入气体回收部分的气体压缩机。分馏器上部顶部转鼓收集的部分液态烃被回流。剩余液态烃同蒸气一同送往气体回收装置。酸水从上部转鼓抽出，泵送到界区外处理装置。气体回收部分来自于分馏器上部转鼓的蒸汽流入压缩机的吸入转鼓然后进入二级结焦气体压缩机C-151（见图：6-2）。第一级的排出物流过级间冷凝器到压缩机的级间鼓。来自于吸收汽提进料鼓V-153的酸性水被注入到压缩机第一级排出物中，以防止氰化物引起的对下游设备的腐蚀。来自于压缩机级间鼓的蒸汽进入该压缩机的第二级。来自于级间转鼓的液态烃被抽到吸收汽提原料冷凝器E-152中，并且酸性水流到结焦分馏器的上部冷凝器。来自于压缩机第二阶的蒸汽与下列混合在一起：来自于气提塔的上部蒸汽，来自于分馏器上部转鼓的酸性水和来自于压缩机级间鼓的液态烃。该混合流体在吸收汽提原料调温冷凝器E-152中被冷却。来自于调温冷却器E-153的冷却蒸汽/液体混合物流入吸收汽提原料鼓V-153中。来自于原料鼓的液体烃被气提原料泵抽到吸收汽提塔内。来自吸收汽提原料鼓的酸性水流入压缩机内的级间冷凝器。在气提塔内，轻烃被分除。吸收汽提塔底部的液体流经去丁烷塔底部的原料交换器E-161进入去丁烷塔V-157。气提塔上部的蒸汽返回吸收汽提塔原料冷凝器E-152。该气提塔用蒸汽再沸器将其再沸。从汽提塔得到的酸性水进入水分离器（图6-2没有显现出）然后进入界区。来自于吸收汽提原料转鼓的蒸汽流到吸收器的底部。该蒸汽与贫油流体反流接触。该贫油是由来自于分馏器上部转鼓的不稳定汽油和去丁烷塔V-157底部的冷却石脑油组成的。吸收器底部的富油流入吸收器提塔原料调温冷凝器E-153。吸收器顶部的蒸汽流到海绵吸收器V-155的底部，在这里蒸汽与冷贫海绵油逆流接触。海绵吸收器使石脑油变为燃料气造成的损失降到最小。海绵吸收器顶部的尾气流进尾气分离器V-156，在其流入界区之前携带的液体被脱除。海绵吸收器底部的富海绵油被送入结焦分馏器。去丁烷塔V-157将汽提塔的液体分成两部分，上部的C3/C4组分和底部的石脑油。去丁烷塔用分馏器的泵循环重焦油再沸。去丁烷塔底部的石脑油在其经过去丁烷塔原料/底部交换器和吸收汽提塔再沸器时被冷却。 净石脑油产品在液面控制下，流到分离器V-159。冷却的石脑油通过贫油泵被循环到吸收器，用作贫油使用。去丁烷塔的上部蒸汽在去丁烷塔上部冷凝器E-162中被冷凝并进入去丁烷塔上部的转鼓V-158。转鼓上部任何没有冷凝的蒸汽被放空到压缩机转鼓中。去丁烷塔上部转鼓的液态烃流入去丁烷塔上部的泵中，它控制着去丁烷塔回流和C3/C4产品流。石脑油分离器V-159将来自去丁烷塔的净石脑油分离成轻焦石脑油和重焦石脑油。石脑油分离器用泵循环重焦汽油再沸。石脑油分离器顶部的蒸汽在分离器顶部的冷凝器中被冷却并被收集在分离器上部的转鼓中。分离器上部的泵抽取分离器回流液和轻焦石脑油物流。石脑油分离器底部的重焦石脑油经过分离器底部冷却器被抽取到各界区。下流沉降转鼓的轻气态烃被排放到燃料气回收系统中。蒸汽发生通过重汽油泵循环流从分馏器脱出的净热量被用来使蒸汽回收部的塔再沸。泵循环流的额外热量可以通过蒸汽发生和和预热锅炉进水脱出。清焦清焦操作有以下部分组成：1、 汽蒸。整个焦鼓被汽蒸以脱除任何残留的液态油。蒸汽和烃的混合物首先被送进分馏器，然后进入结焦排料系统，在此处烃被回收。2、 冷却。焦鼓充满水，将其冷却到低于200F.。在冷却阶段产生的蒸汽在排料系统中被冷凝并且可以在界区外部被回收。3、 排水。冷却水从转鼓中排出并被回收再用。4、 除盖。顶盖和底盖被打开为除焦作准备。5、 除焦。水法除焦是最普通的除焦方式。高压水喷射用于将焦体从转鼓中切除。水再被分离出来以备再使用。6、 加盖和测试。顶盖和底盖被放回后，转鼓被拧紧，清除干净并进行压力测试。7、 加热。来自于热焦鼓的蒸汽被用来加热冷的焦鼓。冷凝水流入放空转鼓。被冷却的烃流入结焦分馏器或放空转鼓。8、 焦化。被加热的焦鼓上线，其它转鼓照此重复。操作条件加工来自阿拉伯/科威特轻混油的真空渣油的延迟焦化的操作条件被列于表6-1中。与产量和产品质量有关的变量是温度，压力和循环比。温度，压力和循环比的影响和它们与焦产率的联系已被Castiglioni和Deblane，Elliot详细讨论过了。表6-1 延迟焦化的操作条件操作参数单位加热器线圈出口温度转鼓出口温度转鼓压力闪蒸段温度总进料比率塔顶温度储料塔压力psig92780224.57491.2420410.7psig温度温度用于控制焦化产物的易挥发可燃性物料（VCM）。焦炭一般是由范围在68%的易挥发可燃性物料产生的。如果所含杂质的水平可以，能生产更硬的，销路更好的阳极级焦炭。在恒定转鼓压力和循环比下，焦炭量随着转鼓温度的增加而下降。如果焦化温度太低则焦化反应进行的便不够充分，产生沥青或软焦炭。当温度太高，所形成的焦炭一般太硬并且很难用水除焦设备将转鼓内的焦炭脱除。由于焦炉为吸热焦化反应提供所需的必要热量，使用高温，需增加炉管和传热管线。因此，在实际中，炼焦炉出口温度和相应的转鼓蒸汽温度必须保持在一个狭小的范围内。压力在恒温下，压力的增加可导致更多的重质烃保留在焦鼓中。这导致焦炭产量的增加和少量气态产物的增加。因此，延迟焦化器应设计成具有可能最低的操作压力来使结焦量最小和增加馏出物的量。较低的压力导致蒸汽操作系统的耗费增加。所使用的压力范围应在1535psig。循环比循环比对产品分布的影响同压力对产品分布的影响相同。随着循环比的增加，焦炭和气体产量增加，然而液体产量却降低。循环主要是用来控制焦化汽油的终点。一般，提炼厂是在产品质量和单元操作允许的较低循环比下进行操作。炼焦器运行周期 在加工高沸点，高残炭原料时清焦之间的运行周期是一个重要变量。运行周期受原料质量和操作条件影响。尽管不可能预测运行周期，但一般来说在最大辐射热通量为1000012000Btu/(hr)(ft2)和在管中6ft/sec的原料冷却速率的条件下，运行周期在912个月。采用蒸汽多股注入来调整驻留时间和速率。炼焦器产量和质量一般的加工中东原油的炼焦器的产量和质量被列在表6-26-7中。焦炭性质和最终用途所生产的焦炭性质和它的最终用途具有很大的可变性，这取决于进入延迟焦化器原料的性质和加工条件。炼焦器单元的焦炭产物是众所周知的绿色焦炭。绿色焦炭主要是由炭和含有1015%以挥发性烃同其它杂质例如硫、钒、镍或氮混合在一起组成的。如果绿色焦炭具有足够底的杂质水平，例如硫和金属水平，它可能适合煅烧。较高质量的绿色焦炭经常是称为阳极级的。煅烧包括加热绿色焦炭以脱除挥发性组分和提高它的导电性。原料和产物数量，脱硫原料属性单位原料轻石脑油重石脑油煤油柴油汽油焦炭重力API1482.563.644.219.819.2真密度gm/cc2.105ASTM D8610%.F101511819233154871750%12621339060983190%147255476697932硫Wt%1.510.10.10.270.791.22.67氮ppmw100poneVol%数量凝固点-54.6倾点38.1RON81.873.7黏度122，cst钒ppmw150镍ppmw80钠ppmw90CON.CARBONWt%12.3挥发性Wt%9.5表6-7典型焦炭特性类型单位松质焦针状焦使用阳极电极绿色焦硫Wt%31.5金属Vppmw350Nippmw300Sippmw150Feppmw270挥发性物质Wt%126燃烧焦含水量Wt%0.50.5挥发性物质Wt%0.5灰分Wt%0.50.5硫Wt%3.01.50金属Vppmw350Nippmw300Sippmw150Feppmw0.80密度CTE1/10-7404煅烧焦被用在熔炼铝，二氧化钛的生产中和增加铁和钢产品中的碳含量。不适合煅烧的石油焦被用做燃料，称为“燃料级”的。它的高硫含量限制了它在电力生产中应用的范围。它的主要消费者是水泥工业，在该工业中燃料中存在的杂质被吸收在水泥产品中并且不被释放到大气中。石油焦能被分为两类，松质焦和针状焦，这取决于它的物理性质，例如它的纹理，密度，多孔性，电阻率和热导系数。这两种焦的典型特性被列于表6-7中。松质焦松质焦是从非芳烃原料中得到的中等品质的石油焦。铝工业是这种焦的最大单独使用者，在该工业中用于制造阳极。每生产一吨铝消耗0.4-0.5吨的阳极。阳极通过将石油焦和煤焦油沥青混合而制造。该燃烧焦的特性是：硫：阳极煅烧石油焦硫含量变化范围为0.5-3%。尽管因为煅烧石油焦中的硫抑制了负极空气和二氧化碳的副反应而提高了其阳极性，但大多数情况下所允许的硫水平、是根据炼厂所在地区的环境要求来确定的。金属：金属影响铝和其它产品的纯度。钒促进空气的反应并抑制铝的电导率。钙和钠对空气和二氧化碳的反应有副作用。密度：材料的视密度和堆密度确定了构造的阳极密度。它们也是在阳极制造过程中被用作焦炭粘合剂的沥青量的参数。较高的密度是所期望的。空气和二氧化碳的反应：在阳极操作温度为1800条件下，炭反应并被阳极周围的热空气消耗并且该过程产生二氧化碳。典型的是空气和二氧化碳每分钟的值是10%和0.1%。颗粒尺寸：一般煅烧焦要求有30-35%超过1/4in 的颗粒。以合适阳极生产的聚集体要求。针状焦针状焦被用于制造高压电炉的大直径（24-28in）石墨电极。所使用的原料必须是高密度，低电阻率，高强度和非常低的热膨胀系数的。这种原料是芳烃的。该原料也必须是含非常低的硫，金属和沥青质的。炼厂得到的，例如来自于催化裂解的热焦油，倾析油或油浆，和润滑油溶剂抽提物都是最适合的。针状焦的加工条件要求较高的转鼓温度，这降低了所产生焦炭的热膨胀系数。然而，这增加了炉子的污染率和除焦时间，因为所产生的焦炭是很硬的。转鼓温度增加15降导致热膨胀系数下降30%，但除焦时间是原来的三倍。减粘裂化减粘裂化是一种温和的热解过程。减粘裂化单元的作用是产生供燃油混合用的较低粘性和低倾点残油。在裂解过程，产生裂解气，汽油/石脑油，瓦斯油和热焦油。瓦斯油被混合回热焦油中以产生燃料油。热解降低了粘性和残油的倾点。然而燃料油的总产量降低。另外还应考虑到原料硫的脱除。尽管减粘裂化不是一种高效的过程，但在一定程度上确实发生了硫的脱除。减粘裂化过程原料来自于减压蒸馏单元（见图6-3）670的减压渣油。物料流被物料泵P-101送入减粘裂化炉加热器H-101A和101B，在此被加热到920。减粘裂化炉加热器是单程的，梯度控制，具有预热和两个浸渍盘管的盒式加热器。该减粘裂化炉加热器的温度梯度被列于图6-4。尽管在正式操作期间，没有水注入，但注入水连接器位于浸渍管入口。正常来说，一个加热器在运行而另一个备用。在运行期间，焦炭在管中形成。因此，要提供永久蒸汽/空气除焦设备。在除焦期间，金属管温度要达到最大值1400。盘管被设计成承受清洁管压降的133%。来自加热器的流出物用来自于瓦斯油测线馏分汽提塔的裂解瓦斯油骤冷到750，该骤冷流出物流入具有27块板的主分馏塔V-101。该蒸汽被闪蒸出并且分为气，汽油，裂解石脑油和瓦斯油馏分。塔顶馏出蒸汽在冷凝器E-105种被冷凝集聚在非稳石脑油转鼓V-103，回流到主分馏塔中。未冷凝蒸汽被进一步在E-103中冷却并集聚在稳流器进料转鼓V-104中。来自V-104的非稳定石脑油流入稳定器或有26个板的去丁烷塔V-105，并使C4气体随着顶部物流除去，同时稳定的石脑油作为底部产品。瓦斯油支流从主分馏塔抽出并在瓦斯油汽提塔V-102中汽提。这个物流被泵P-105泵送并在加热器出口骤冷减粘裂化炉加热器流出物。为了使槽底部形成的焦量最少，分馏塔被保持在650，除去热焦油的侧流。侧流与进入的新鲜原料和空气冷却器交换热量冷却，之后，送回到塔中。大量的减粘裂化热焦油通过P-102被传递到渣油汽提塔V-107。减粘裂化焦油从汽提塔中取回并且在交换器E-112和113中被冷却。之后，送去储存。减粘裂化炉的操作条件被列于表6-8. 减粘裂化炉单元产率，消耗，原料和产品的特性被列于表6-9到6-12中。表6-8减粘裂化炉操作条件，基于Darius(Iranian)原油的7634BPSD减压渣油操作参数单位预热器部分（对流 + 一辐射线圈）原料入口温度670出口温度800职责mmBtu/hr10.73热通量Btu/hr10000开始浸渍部分入口温度800出口温度883职责mmBtu/hr9.00盘管容积Ft393第二浸渍部分入口温度883出口温度920职责mmBtu/hr12.9盘管容积Ft393蒸汽过热器部分（对流盘管）入口压力Psia170入口温度370出口压力psia160出口温度600重要的操作变量是进料质量，裂解温度和油品在盘管中的停留时间。进入减粘裂化炉的原料是常压重油或减压渣油。来自于石蜡基的渣油是最适合的，因为可取得较大的倾点降低。盘管温度梯度和停留时间是严格的被控制（图6-4），以便控制反应深度。这通常通过所产生的汽油量来衡量。温度超过最佳温度时能产生不稳的焦油和减粘裂化炉盘管更频繁的结焦或较短的运行周期。表6-9 减粘裂化炉单元产率组分减压渣油原料，W/W常压渣油，W/W原料异步传输渣油原料1.0000减压渣油原料1.0000总原料1.00001.0000产品0.0001H20.0053H2S0.0047C10.0006C2=0.0047C20.0026C3=0.0051IC40.0015C4=0.0063NC40.0069I C50.0061C5=0.0061瓦斯，总0.00230.0250轻汽油0.0198石脑油0.04370.0750瓦斯油0.14550.2400700 + 焦油0.73870.6600总1.00001.0000表6-10每吨减压渣油原料减粘裂化器应用的消耗量类别单位消耗燃料mmBtu1.8010蒸汽mmBtu-0.6520功率kWhr6.1840蒸馏水MIG0.00257冷却水MiG1.3011表6-11减粘裂化炉的原料和产品性质，伊朗原油的减压渣油原料性质单位原料轻裂解气裂解石脑油裂解瓦斯油减粘裂化焦油重力AIP4.873.952.3344.4比重1.03820.68890.76990.85501.0412实沸点范围C5-180180-330330-670硫Wt%6.280.340.571.356.32黏度Cst,1224500002300000Cst,21023001200Cst,30013072Cst,5007.2分子量69077106.7193480UOP“K”11.6倾点1353060表6-12减粘裂化炉的原料和产品性质，常压渣油原料性质单位原料减粘裂化器焦油重力API17.721.5比重0.94840.9248黏度Cst,122175Cst,2102210倾点5040干燥的沉积物Wt%0.15加热器除焦除焦时首先注入450psig蒸汽，关掉燃烧器和物料泵，让加热器管向塔吹几分钟。关掉蒸汽，加热器用遮板挡上。除焦管连接到加热器的出口和入口，并且在入口注入150psig的蒸汽。在预热部分，点燃一个或更多的燃烧器，使蒸汽温度达到800。注入水到流出物管中，把温度限制到250。一个小时后，为了把焦中的挥发性物质除去，将空气（105psia）逐渐注入，使炭燃尽。燃烧进度可通过窥视孔观察，可看到一个相对狭小的红色热管带。该带随着焦炭的燃烧逐渐沿着加热器的盘管蔓延。调整空气量来保持该管的深红色外貌。配管排列的起来允许空气和蒸汽的流动换向，防止某一固定位置过热。（大于1300）。当除焦完成时，管线用冷空气冷却，最后逐渐注入水，然后增加水量来洗去残留的灰烬。然后，水从加热器中排出。再生时间通过简单的计算，减粘裂化炉盘管的再生或除焦时间能计算出来：例题6-1一个实际使用的减粘裂化炉盘管的特性列在下面。我们将确定该管的除焦所需时间。假设在管中生焦的温度为800。忽略热损失和焦炭的氢含量。减粘裂化炉盘管所谓的直径=4 in减粘裂化炉盘管表=80减粘裂化炉盘管内径=3.826 in减粘裂化炉盘管总长=5080ft温度高于800时管长=2300ft解答沉积的焦炭体积=3.143.82623003/（121216）=35.97结焦密度=75Ib/ft3结焦重量=35.9775=2700Ib燃烧热假设盘管中焦炭由92%的炭和8%的硫组成。来至于炭的热=27000.9214，100=35.02 million Btu来至于硫的热=27000.084000=0.864 million Btu总热量=35.884 million Btu再生时间 假设800下过热蒸汽被用于除焦并且该蒸汽的供给是2500Ib/hr. 在操作中，离开燃烧区域的蒸汽是1250。蒸汽的比热被假设在0.51。盘管的除焦时间计算如下：需要的时间=35.8841，000，000/（4500.512500）=62.54hr加热器负荷加热器过热从300到800=2500（1432-1194）=535，000Btu/hr骤冷水要求 骤冷2500Ibs/hr蒸汽从1250到250，所要求的水（90）量骤冷水=2500（1250-250）0.5/（1164-58）=1130Ib/hr=2.25GPM溶剂脱沥青历史上，减压渣油溶剂脱沥青已被用在润滑油的生产中脱除超过装置蒸馏范围的原油较重的部分，其中使用丙烷作为溶剂。进入脱沥青单元的原料经常是950的渣油馏分。经过发展，该操作已用于制备催化裂化原料，加氢裂化原料，加氢脱硫原料和沥青。研究表明，当使用恰当的较重溶剂限制沥青质和金属时，可获得高产量的油。因此，得到了65%到85%的脱沥青油萃取率。同其它重质馏分那样，脱沥青油是很容易被加工的，然而减压渣油对催化过程是很难处理的原料。所产生的沥青能被与直溜沥青混合或与燃料油反混。现代溶剂脱沥青单元通常使用一种轻烃溶液混合物（C5-C6石蜡油馏分）来使操作达到最大的灵活性。在固定温度下，溶剂中油的溶解随着溶剂中较重组分含量的增加而增加。选择性是溶剂从沥青或减压渣油中分离石蜡油的能力，有时是从沥青或减压渣油中分离树脂油的能力。由于金属，硫和氮集中在较大分子中，脱沥青油的金属，硫和氮的浓度被大大减少，正如图6-5所示。出于经济考虑，要求最大选择性。选择性可通过恒定脱沥青油产率，增加溶剂/油的比例来提高。对于每一操作有一最佳溶剂/油比。脱沥青油和减压渣油得到的沥青产率被列于表6-13中。表6-14显示出了脱沥青单元的消耗量。在溶剂中，油的溶解性随着温度的增加而下降，并且该变量提供了该过程的主要控制方式。表6-13溶剂脱沥青产率和产品品质性质单位原料1原料2原料重力API8.213.8硫Wt%3.90.6氮wppm31002100镍wppm192钒wppm6111Con.carbonWt%1913黏度Cst,210500375脱沥青油产量%8375重力API14.419.5硫Wt%3.550.47氮wqppm20001200镍wppm30.3钒wppm111.3Con.carbonWt%8.44.7黏度Cst,2109279沥青产量LV%1725比重1.1251.0839硫Wt%5.60.94软化点R.&B, 302200黏度Cst,400100表6-14溶剂脱沥青单元消耗应用单位消耗燃料mmBtu0.533LP蒸汽mmBtu0.632电功率kWhr18.1脱沥青过程萃取部分新鲜原料(减压渣油)被抽进溶剂脱沥青单元并且与少量的预稀释溶剂结合来减小它的粘性（见图6-6）。被结合的减压渣油和预稀释溶剂在需要的萃取温度下流入到转盘式抽提器的中间部位（RDC）V-101.来至于HP和LP溶剂收集器V-106和V-107的溶剂流被用作预稀释溶剂。溶剂的大部分通过溶剂加热器E-101A和冷却器E-101B被调节到所要的温度，然后流入转盘式抽提器的底部。转盘式抽提器的温度梯度由在塔底部的蒸汽盘管保持。最高温度在转盘式抽提器顶部，最低温度是在溶剂的入口。在转盘式抽提器的顶部，相对不溶解的，较重的原料从脱沥青油中分离出来。流回转盘式抽提器的原料进行内回流，提高脱沥青油和沥青之间的分离。脱沥青油回收部分脱沥青油加上大量的溶剂（脱沥青油混合物）离开转盘式抽提塔的顶部并流回脱沥青油回收系统。在转盘式抽提器顶部的压力通过背压伐控制。脱沥青油混合物流入点火的加热器H-101，使一部分溶剂蒸发。然后脱沥青油混合物流入HP闪蒸塔V-104，在此处熔剂蒸汽被提升。脱沥青油混合物在塔的底部保持较低的液面控制。然后液体混合物流入塔的压力蒸汽热交换器（PVHE）E-102,在这，其被来自高压闪蒸的冷凝熔剂加热。被冷凝的整个溶剂流入HP溶剂接收器-106. 脱沥青油混合物从PVHER流到LP闪蒸塔，在此处，溶剂蒸汽再一次被提升。脱沥青油混合物向塔下流动，在这里，其进一步被从再沸器出来的上升溶剂蒸汽加热。剩余的脱沥青油混合物通过加热再沸器H-103被循环，并返回到LP闪蒸塔的底部。溶剂蒸汽沿塔上升，液体混合物在流入脱沥青油汽提塔V-105之前保持较低的液面控制。脱沥青油回收混合物进入汽提塔顶部淋盘，并且剩余的溶剂由于过热蒸汽而被汽提上升，其从淋盘的底部进入。脱沥青油产物被P-104从汽提塔底部抽到界区。沥青回收来自通过转盘式抽提塔的溶剂/沥青混合物在控制比率下流到沥青混合加热器H-102。来自加热器的热的两相沥青混合物在沥青混合闪蒸塔内被闪蒸。溶剂蒸汽被提升。剩余的沥青混合物流入沥青汽提塔V-103并进入淋盘顶部的塔。过热蒸汽用于汽提来自于沥青的剩余溶剂。上部的溶剂蒸汽与来自脱沥青油汽提塔的上部蒸汽结合。沥青产品被P-105从汽提塔底部泵抽到界区。溶剂系统在LP闪蒸塔中被蒸发的溶剂被冷凝并流入LP溶剂接收器。在相同的压力下操作，来自于沥青闪蒸塔的溶剂被冷凝并流入LP溶剂接收器。将这两股溶剂分开的原因是防止来自于闪蒸塔的沥青对其产生污染。这两个汽提塔的上部蒸汽被冷却的同时，大部分水被冷凝并在汽提塔冷凝转鼓-108中被回收。被收集的水是酸性的，并且被从该单元泵抽到酸性水汽提塔中。从该转鼓中得到的非冷凝溶剂蒸汽流入溶剂压缩器的抽取转鼓V-109中。该蒸汽然后被溶剂压缩器CP-101所压缩，并且联合来自于沥青闪蒸转鼓的蒸汽和沥青溶剂冷凝器的上升流。如果需要，补充溶剂被泵从界外溶剂罐抽到LP溶剂接收器。沥青吹制工业上使用的工业级沥青例如:铺路用的沥青，防水用的沥青，绝缘用的沥青都是从重质原油中通过减压或减压渣油气吹制造的。然而并非所有减压渣油都适合制造沥青。在特定条件下，某些减压蒸馏可能产生渣油，该渣油能生产满足某种铺路级别沥青的要求。但对于低渗入和较高软化点级别的沥青，在特定条件下，要求对减压渣油的吹气氧化。中试是很必要的，确定是否某种原油能产生高质量的沥青并确定对某一级别沥青的最佳操作条件。若沥青在加工中遭遇较高温度，会影响产品的黏性。注意不要使沥青遭遇高于750的高温。在吹气氧化过程中，原料中芳烃和极性化合物被冷凝形成较高分子量的化学物种。该过程提高了沥青质的含量，而芳烃和极性芳烃的含量降低了。这种变化也可以从吹制沥青的平均分子量的明显增加上察觉出来。原料中主要由环状饱和烃组成的的和烃不受该吹气氧化过程的影响。当某种添加剂，例如三氯化铁，被添加到吹气氧化过程中，环状饱和烃会被脱氢。芳烃的含量有所提高，这对较高针入度值有较大的贡献。这些芳烃被转化为沥青质。具有分子量为490的原料的质量百分比于沥青的软化点有关，然而在分子量为2160的原料的质量百分比与针入度有关。在沥青中软化点与低分子量原料(490)之间的联系和高分子量（2160）和针入度之间的联系已被Dark提出。想要得到最终特性的吹气氧化沥青，要在这两种分子量之间平衡。然而沥青的组成也很重要。饱和烃和沥青质的比例确定了该沥青的季节特性。高质量的沥青，一般饱和烃/沥青质的比例在2和3之间。沥青吹制过程来自于减压蒸馏的减压渣油通过蒸汽套管齿轮泵P-101被注入到沥青转化器V-101和V-102和原料加热器H-101(见图6-7)。进入沥青转化器的原料温度被控制在390-410。100psig的HP蒸汽混合压缩气以控制速率，通过使用内部喷洒器，经减压渣油鼓泡。床层温度，通过控制空气/蒸汽注入比例，控制在500-520。物料的2%被提升作为烟雾和蒸汽。废气通过转鼓V-104 ，在该转鼓中任何被冷凝的液体都被分出并被视作污水。来自于V-104的蒸汽在吸收器V-105被用水清洗，并进入炼厂火炬。从沥青转换器得到的吹制沥青被抽过泵E-101，在该处，与闭合循环柴油进行热交换，温度降到250。在空气冷却交换器中，柴油被冷却。250下的沥青通过蒸汽套管泵P-102被储存起来。操作条件一种加工24API中东原油的沥青吹制单元的典型操作条件列于表6-15中。沥青吹制单元的原料和产品的性质列于表6-16中。该单元的总产量和消耗列于表6-17和6-18中。对不同用途的产品特性和测试方法列于表6-19和6-20。表6-15 沥青吹制单元操作条件操作变量单位减压渣油（原料）参数390-410床层温度500-520转化器压力Psig95空气吹扫速率Scft/bbl166表6-16 原料和产品性质性质原料产品渗透性22060-70比重1.0161.028动力学黏度210，Cst800-11006400250,Cst1400300,Cst335400,Cst35520,Cst5表6-17沥青吹扫单元产量物流预查部分原料减压渣油1.0000总原料1.0000产品沥青，60/70 PEN0.9800损耗0.0200总产品1.0000表6-18沥青吹扫单元消耗（每吨原料）应用单位消耗60/70 PEN40/50 PEN电kWhr710燃料mmBtu0.040.06蒸汽mmBtu0.092300空气Scft15000.11蒸馏水MIG0.111.3冷却水M