十四、常减压蒸馏技术的现状和发展

1、常减压蒸馏技术的现状和发展张立新洛阳石化工程公司（河南省洛阳市 471003）1炼油厂和常减压蒸馏装置的规模表1一些国家和地区炼厂能力变化情况百万吨/年国家和 地区1983 年1995 年2001 年炼厂数蒸馏 能力炼厂平 均能力炼厂数蒸馏 能力炼厂平 均能力炼厂数蒸馏 能力炼厂平 均能力美国220843.13.83169767.74.54143828.25.79日本45251.05.5841243.45.9435239.36.84德国26119.34.5919106.35.59171136.64意大利24152.56.3517114.26.7217114.16.71加拿大2890.33.23

2、2392.44.022197.24.63法国18133.57.421489.16.361394.87.29英国15104.66.971594.46.291189.28.11西班牙1074.77.471066.36.63964.77.19比利时534.76.94430.57.63538.47.68韩国638.86.47662.210.37612821.33印度1238.93.241254.34.5317106.76.28沙特44310.75882.810.35887.2510.91伊朗426.56.63858.47.3974.28.24新加坡555.0511.01458.514.63363.52

3、1.17牺台湾225.812.9227.113.644611.5近二十年来，美国、日本、加拿大和西欧等发达国家及地区，在环境保护和激烈竞争的压力下，关闭了许多炼油厂。美国在1980年有303座炼油厂，加工能力为9.23亿吨/年。从1980年到1983年三年间，关闭了 83座炼厂，加工能力减少了约8000万吨 /年。1983年到1995年，进一步关闭了 51座炼厂，减少了加工能力7540万吨/年, 1995 年到2001年，美国又关闭了 26座炼油厂，但加工能力反而增加了 6050万吨/年，表明 在关闭了一部分中小型炼厂的同时， 对一些竞争力较好的大型炼油厂进行了扩建。这种趋势在日本、加拿大和西

4、欧各国有相同的表现。他们的炼油加工能力都在90年代中期降到了最低点，此后又逐渐上升，但炼厂的数目一直呈减少趋势，炼厂平均规模不断增 加。美国炼厂的平均规模由1983年383万吨/年，增加至2001年579万吨/年。日本炼 厂的平均规模由1983年558万吨/年，增加至2001年684万吨/年。其他西欧各国也都 保持了相同的趋势。和美、日、欧等发达国家的情况有所不同，亚洲国家和地区的炼油能力近二十年来有了迅速的增加，其中尤以韩国最为突出。1964年4月韩国才在蔚山建成第一座炼油 厂，当时的规模仅为175万吨/年，此后即快速发展。目前，韩国的炼油能力已达1.28亿吨/年。其6个炼油厂中，除1个规模

5、较小的润滑油厂外，其余5个炼油厂的平均规模 为2550万吨/年,居世界第一位。在全世界最大的10个炼油厂中，韩国占了 3个，分别 为SK公司的蔚山炼厂（4085万吨/年）、LGCaltex公司的丽水炼厂（3168万吨/年）， 和双龙公司的汶山炼厂（2600万吨/年）。1997年开始的亚洲金融危机给亚洲一些国家和 地区的炼油工业带来了重大打击，韩国的炼油能力在1997年后即基本保持不变，未再继续增长。但印度、沙特、科威特、伊朗、越南等亚洲国家的炼油能力仍保持继续增长的态势，这些都使亚洲地区油品市场的竞争日益激烈。由表1数据可以看出，到2001年底，亚洲不少国家和地区的炼厂平均规模在 600 万吨

6、/年以上，有的甚至在1000万吨/年以上。大型化是提高炼厂劳动生产率和经济效益， 降低能耗和物耗的一项重要措施。按 2001年底的统计，全世界共有732座炼油厂，总 加工能力40.58亿吨/年。其中加工能力在1000万吨/年以上的炼厂126座，分散在34 个国家和地区，其中美国30座，西欧33座，前苏联18座，亚洲地区32座。加工能力 在2000万吨/年以上的炼厂共有15座。长期以来，我国炼油工作者一直致力于炼油厂和常减压装置及其他炼油工艺装置 的大型化，但和国外相比，仍有一定差距。2001年底，我国有95座炼油厂，原油蒸馏能力2.26亿吨/年,炼油厂平均规模为238万吨/年,只有镇海和茂名两

7、个炼厂加工能力 在1000万吨/年以上。我国共有单系列加工能力 500万吨/年及以上规模的常减压装置 8 套，其中最大的为镇海三蒸馏，加工能力目前已经达到1000万吨/年。另外，正在准备新建和扩建一批单套加工能力在 5001000万吨/年的常减压蒸馏装置。表2世界加工能力2000万吨/年以上规模炼厂序号公司名地点加工能力万吨/年1帕拉瓜拉炼油中心委内瑞拉、法尔孔47002SK公司韩国、蔚山40853LG-Caltex 公司韩国，丽水31684EXXON MOBIL 公司新加坡28435印度信任石油公司印度，贾拉加27006荷文沙公司维尔京群岛26257双龙公司韩国，汶山26008EXXON M

8、OBIL 公司美国，贝汤25839EXXON MOBIL 公司美国，巴吞鲁日244310俄罗斯投资公司俄罗斯，安佳斯克220411BP美国，德克萨期城218512BP美国，怀亭205013壳牌东石油公司新加坡202514伊朗国家石油公司伊朗，阿巴丹200015沙特阿拉伯石油公司沙特，拉比赫2000目前，世界上最大的常减压装置，其单套加工能力仍为12001300万吨/年,原属 AMOCO公司，后被BP公司兼并的美国怀亭炼油厂，其第三套常减压装置1962年原设 计的加工能力为1500万吨/年，加工API 37°原油，1994年已改为加工 API 29。原油， 加工能力1200万吨/年。世

9、界各地大型炼厂的常减压装置一般都不止一套，有的甚至3套以上，主要是为了对不同的原油实行分贮分炼，以尽量减少加工费用，取得最大的目 的产品收率和经济效益。表3 一些大型炼厂常减压装置数目公司名地 点炼厂能力 万吨/年常减压装置数目SK韩国蔚山40854EXXON美国贝汤25833BP美国德克萨斯城21852BP美国怀亭20503日本石油日本根岸19254TOTAL法国诺曼底16002FINA比利时安特卫普16502出光兴产日本千叶12501ARCO美国洛杉矶12203COSMO日本千叶11002P hilli ps美国斯威尼10252ARCO美国樱桃角10001由表3数据可以看出，1500万吨/

10、年以上规模的炼厂，其常减压装置的数量一般 均在2套以上，主要是为了有利于对原油的分贮分炼。例如BP公司德克萨斯城炼厂，两套常减压装置分别加工不同的原油，一套主要加工高硫油，另一套则以加工低硫油为 主。原油分贮分炼可以充分利用不同原油的资源特点，减少下游装置的加工费用，获得 最大的经济效益。美国菲力浦公司的斯威尼炼厂尽管加工能力仅为1000万吨/年，也采用了两套常减压装置，一套加工高硫原油，另一套加工低硫原油。2原油供应形势 80年代初期，世界石油剩余可采贮量曾低到 800亿吨，一度出现了石油资源即将枯竭的悲观论调。此后，随着石油勘探开发技术的进步，每年新发现的世界石油可采资 源超过了当年的实际

11、开采量，因而世界石油剩余可采贮量逐年上升，90年代后，达到1300亿吨以上，而且还保持着继续增长的态势。从目前情况看，预计至少在2050年以前，石油仍将是最重要的能源和化学品的原料。但是，石油资源的分布又极不均衡，大 部分集中在少数地区。2001年底，世界石油剩余可采贮量的分布如表 4所示。表4 2001年世界原油可采贮量探明情况国家地区探明贮量贮采比国家地区探明贮量贮采比亿立方米%亿立方米%全世界164010044.4中东109066.46105.1中国38.162.3320伊朗142.68.778.5亚太地区69.64.2416.4伊拉克178.8510.9157.3俄罗斯77.224.7

12、119.3科威特149.449.11178.8西欧27.241.667.8沙特412.1625.13109.8美国35.052.1410.4非洲121.97.4330.6墨西哥42.832.6123.8利比亚46.92.8659.4委内瑞拉123.57.5375.2尼日利亚38.162.3331.3加拿大7.720.476.5由表4数据可知，2001年底世界已探明剩余可采贮量为 1640亿立方米，我国仅 占2.33%，按当年的开采量，我国贮采比仅为 20。根据全国第二次油气资源评价结果， 截至2000年底，全国石油资源探明率为 23%，全国石油勘探的潜力还很大。随着石油 资源的进一步探明，可采

13、储量还会进一步增加。根据“九五”石油勘探发展的情况，新 发现的石油贮量可以在二十一世纪初期，支持1.7亿吨的年产量。包括国际能源机构在内的中外十余家研究机构对我国原油产量的预测基本一致，如果没有大的石油发现和技5969万吨。4%的速度 我国对进口术上的突破性进展，中国在 2010年前后的高峰年产量很难超过 2亿吨。据海关进出口 统计，2000年我国进口原油7013万吨，出口原油1044万吨，净进口原油 以燃料油为主的成品油净进口量为 978万吨。我国石油的消费量每年将以约 增加，按此速度计算，2010年中国大陆的原油净进口量将达到 1亿吨以上， 原油的依赖将日益严重。由表4可以看出，中东地区和

14、南美的委内瑞拉集中了全球已探明原油剩余可采贮 量的73.99%,而伊朗、伊拉克、科威特和沙特四个国家集中了全球可采石油资源的54%。2001年底和1999年底相比，全球剩余可采石油贮量增长了25.62亿立方米，其中中东地区占15.84亿立方米，委内瑞拉占8.08亿立方米，其他地区很少增加，甚至有所减少。作为原油加工第一道工序的常减压蒸馏装置，受原油性质的影响非常严重。由于 中东地区将成为世界原油主要的供应地，这些地区的原油性质和国内石蜡基低硫原油的 性质差别很大， 新建和改扩建的进口含硫原油加工基地的常减压蒸馏装置， 必须要能适 应这些原油的加工。我国的原油勘探和开发在渤海湾取得了较好的突破。

15、 1995年以来在渤海湾地区已 经发现了 10 个贮量大于 5000万吨的油田， 其中 5个油田的贮量大于 1亿吨， 最大的一 个油田 PL193 贮量大于 5 亿吨。预计 2005 年渤海原油的产量将达 2000 万吨/年。但 渤海原油属重质环烷中间基原油，比重为 0.920.97，酸值高，蓬莱 PL 193 原油的 酸值高达6.02mgKOH/g，金属含量高，原油Ni含量为32ppm,常减压及下游装置的加 工处理将面临新的课题。原油供应形势的发展和变化，给常减压装置的设计和改造带来许多新的课题，如 含硫原油和含酸原油加工，防腐处理和长周期安全平稳运行，对不同原油的适应能力， 轻烃回收，常压

16、和减压拔出率及馏分质量，节能降耗等等。一个良好设计和操作的常减 压装置，是全厂经济效益的重要基础。3 常压和减压拔出率及馏分质量3.1 常压拔出率及馏分质量 常压拨出率和馏分质量影响着直馏柴油的收率，对全厂的经济效益有重大的影 响。直馏柴油十六烷值高， 加工费用低。 对于低硫低酸值原油， 直馏柴油不需任何精制， 就是优质柴油组分；对于含硫原油，直馏柴油也只需压力较低，空速较高的加氢精制， 就可以达到符合世界燃料规范n 类和m类优质柴油的要求。如果直馏柴油馏分混入减 压蜡油中， 就需要用催化裂化或加氢裂化的方法加工， 不仅需要增加二次加工装置的规 模，从而增加投资和操作费用，降低了柴汽比，而且催

17、化裂化的柴油十六烷值低，质量 差，后续加工费用高。从目前国内常减压装置的实际情况看，直馏柴油的收率和潜含量之间存在较大的 差距。在常压拔出率和馏分质量上普遍存在着较大的改进余地。 一方面在减顶和减一线 馏分中，含有较大量的350r以前的馏分，有些常减压装置减一线 350r以前的馏分含 量占到 60%以上。因而， 有些炼厂采用在减压塔设置柴油分馏段， 或将部分减一线与常 二中一起打回常压塔的方法， 以提高直馏柴油的收率。 但是，在减压塔设置柴油分馏段， 实际上是将一部分本应在常压塔进行的分馏作用移到减压塔，会增加减压塔的全塔压 降，不利于提高减压拔出率。减一线回炼到常压塔，则会增加塔和加热炉的负

18、荷，增加 能耗，属于一种无奈的选择。另一方面，常压塔的下部侧线，如常三线（或常四线） ， 往往又含有大量的重质馏分。许多常减压装置普遍有这样的现象：常三线（或常四线） 往往比减一线还要重， 无法作为柴油组分而被迫进入二次加工装置。 即使在常压塔拔出 来，也未能取得应有的效益， 只能作为二次加工装置的原料， 既减少了直馏柴油的收率， 又增加了二次加工装置的负荷，增加了操作费用。常压拔出率和拔出馏分的质量，已经 成了国内常减压装置进一步提高效益的一个重要瓶颈。 为了消除这一瓶颈， 充分发挥常 减压装置作为原油加工第一道工序的作用，可以考虑采取以下一些措施。（1）新设计或改扩建的常减压装置应增加常压

19、塔的塔盘数，特别是常压塔下部 的塔盘数，以改善常压塔轻重馏分的分割精度。目前，常压塔的发展趋势是塔盘数不断 增加，塔盘效率不断提高。新设计的常压塔，其精馏段的塔盘数不应少于 50 层。适当 增加塔盘数投资增加不多，得到的经济效益却非常显著。（2）改进常压塔汽提段的设计和操作。常压塔汽提段的设计和操作，对提高常 压拔出率，改善轻重馏分的分割起着重要的作用。从水力学条件上看，常压塔汽提段和 精馏段有重大差别， 汽提段的液相负荷大而气相负荷很小， 尤其是常压拔出率低的重质 原油，气、液相负荷的差别更为悬殊，需要针对不同的原油精心设计。从流程模拟的结 果可以看出，增加汽提段的理论板数， 可以便常压拔出

20、率和直馏柴油的收率提高 13%。适当增加常压汽提段的汽提蒸汽量，可以降低塔底的油气分压，改善汽提段的水 力学条件，有利于提高常压拔出率和改善轻、重馏分的分割情况。（3）保持必要的常压塔过汽化率。为了给常压塔下部的分馏创造条件，常压塔 应保持必要的过汽化率。 不能单纯强调节能而减少必要的常压塔过汽化率。 从提高全厂 柴汽比和全厂优质柴油观点来看， 保持必要的常压塔过汽化率往往是代价较小的措施之每吨直馏柴油组分和蜡油的差价在 600 元以上，常压直馏柴油组分增加 1%，对 于一个 1000 万吨/年炼厂来说，全年的效益就可以增加 6000 万元以上。对于不同的原油和不同的常压塔，最佳的过汽化率是不

21、同的。过汽化油量应有测 量手段，实际生产中，可根据产品质量的分析情况来调整过汽化油量，一般来说，保持 23%的过汽化率是适宜的。3.2 减压拔出率和馏分质量 对于不同的原油，减压拔出率的要求和意义是完全不同的。对于低硫低金属石蜡 基原油的燃料型常减压装置， 由于其减压渣油可以全部进入重油催化裂化装置加工， 因 此不必追求减压拔出率， 甚至可以不需要减压蒸馏， 全部常压渣油都可以直接进入重油 催化裂化装置加工。 对于生产润滑油的常减压装置， 减压拔出率应根据对润滑油的粘度 要求和丙烷脱沥青装置的情况来决定减压拔出率。 对于生产道路沥青的常减压装置， 减 压拔出率应根据沥青的生产要求而定。但是，对

22、于硫含量高，金属含量高的原油来说， 减压拔出率的意义就完全不同了。硫含量高、金属含量高的减压渣油，很难直接用催化 裂化装置加工，这种渣油一般只能用溶剂脱沥青或焦化的方法。 如果进入催化裂化装置，则需进行渣油加氢预处理，而渣油加氢装置的投资和操作费用都很高。在这种情况下， 减压拔出率和拔出的馏分质量对全厂的经济效益就会有重大的影响。拔出的蜡油，可以作为加氢裂化装置的原料，即使作为催化裂化装置的原料，其加氢预处理的投资和操作 费用也要比渣油加氢低得多。我国目前进口中东含硫原油的数量越来越大，减压拔出率和拔出馏分质量的意义也就越来越突出。在减压拔出率问题上，目前国内常减压装置的技术水平和国外存在较大

23、的差距。国外常减压装置的标准设计是将减压渣油的切割点定在1050° F，即5656C。有不少国外文献讨论减压深拔问题，他们所指的深拔，是指减压渣油的实沸点切割点在565C以上。据报导，有些国外常减压装置的实沸点切割点已经达到600C以上，而国内多数常减压装置的实沸点切割点都在540C以下，有一些常减压装置的实沸点切割点还在 520 C以下。国内和国外都对一些含硫原油500 r以上的窄馏分的性质进行过研究。洛阳石化工程公司炼制研究所对胜利原油的重油及500C以上窄馏分性质的研究结果如表 5和表6所示。表5胜利原油的重油性质馏分蜡油常渣减渣馏程，C350 500>350>50

24、0收率，%26.4679.5953.13密度，20C，kg/m3910.6963.1980.9粘度，mm2/s,80C8.05385.05643100C6.104146.61425残炭，%0.038.513.12碳，%85.786.2885.96氢，%13.1211.911.40硫，%0.581.231.56氮，%0.130.500.68H/C原子比1.841.661.59镍，ug/g0.133.549.0钒，ug/g0.12.43.5铁，ug/g0.131.056.8铜，ug/g0.10.30.5钠，ug/g0.26.09.0钙，ug/g1.436.051.4饱和烃，%70.738.018.

25、5芳烃，%23.730.937.4胶质+沥青质，%5.631.144.1由表5数据可以看出，胜利500C以上的减压渣油，重金属的含量很高， Ni为49ppm, V为3.5ppm, Fe为56.8ppm,很难用催化裂化的方法加工。由表 6窄馏分的分 析数据可以看出，胜利减压渣油的重金属主要集中在 600C以上的重质馏分中，600C以 前的各馏分金属含量低，氢含量在12%以上，经过适当的加氢精制后，是很好的催化裂 化原料。由表6数据还可以看出，胜利减压渣油中 500605C馏分占原油的收率达14.31%，深拔的经济效益是十分显著的。决定减压拔出率的关键是减压塔汽化段的温度和压力。国外最新设计的燃料

26、型减 压塔，在各中段回流取热段采用了空塔喷淋取热技术，大大降低了全塔压降，使减压塔 汽化段的压力可以降低到15mmHg左右。新设计的燃料型减压塔汽化段的温度已提高至 415C左右。由于改进了减压炉和转油线的设计，在减压塔汽化段温度为415C情况下,减压炉的不烧焦连续运转周期可达 56年。和旧式减压塔相比，加工中东原油时，减 压蜡油的收率可以提高512%。表6胜利原油窄馏分重油性质项目500535C535570C570605C605640C收率，% （占原油）5.194.454.675.15密度，kg/m 3,20 °C933.8936.3942.4944.9粘度，mm2/s 80 C

27、48.6171.45118.8244.6100C22.4131.7248.7692.05烃族组成，%饱和烃68.153.246.734.4芳烃27.233.135.740.5胶质8.713.117.625.1残炭，%0.541.22.825.03平均分子量478548624715兀素分析，C86.0386.0486.0786.12H12.5712.2012.0411.80S0.881.131.221.28N0.270.340.430.61金属含量分析卩g/gNi0.42.09.447.6V0.10.20.84.2Fe0.30.30.50.5Cu0.20.20.20.2Pb<0.05<

28、;0.05<0.050.05Na0.40.40.40.6Ca2.32.32.52.6减压深拔时，减压蜡油，特别是重质蜡油的质量会发生变化。不同的原油，其重 金属在窄馏分中的分割是不同的，应根据不同原油的特性决定拔出深度。对于类似胜利 原油的其他原油，其直到600C的重质窄馏分的重金属、残炭都不高，是可以尽量深拔 的。由于每吨蜡油和渣油的差价在 500元左右，深拔的经济效益十分显著。此时，影响 深拔蜡油质量的关键在于尽量减少雾沫夹带量。为了减少雾沫夹带量，在减压塔进料段 的设计上， 许多工程公司和专利商都不断推出新设计和新结构， 使减压塔重蜡油侧线的 质量不断改善。 一些国外的减压塔采用了

29、将过汽化油返回减压炉入口的流程， 以保证减 压塔最下一条侧线的质量能够满足下游加氢裂化或加氢处理的要求， 同时又能提高减压 拔出率。4 改进减压蒸馏，发展润滑油和石蜡的生产 我国是仅次于美国和俄罗斯的世界第三大润滑油生产国，也是世界上第三大润滑 油消费国。目前我国的润滑油生产能力约为 380 万吨/年。由于我国原油多属石蜡基原油， 有发展润滑油和石蜡生产的有利条件。 减压馏分的分割情况对润滑油和石蜡的生产有重 要影响，特别是对于采用溶剂脱蜡和溶剂精制等“老三套”加工手段的润滑油和石蜡的 生产有极大的影响。美国是世界上润滑油生产能力最大的国家，美国用于润滑油生产的常减压装置能 力为 1.73亿吨

30、 /年，占美国全部常减压蒸馏能力的 20.9%。润滑油生产能力为 1126万吨 /年，全精炼蜡生产能力为 51 万吨/年，半精炼蜡生产能力为 78 万吨/年。在润滑油加工 手段中，深度加氢处理、加氢裂化、加氢异构化的能力分别为486 万吨 /年、 368 万吨 /年和 355 万吨/年，后加氢精制能力为 643.5 万吨/年。美国是润滑油加氢处理能力最大 的国家，但美国的溶剂抽提能力和溶剂脱蜡能力仍分别高达 1461.5万吨/年和 781.5 万吨 /年，可见“老三套” 的加工方法在润滑油生产中仍在发挥重要的作用。 改善润滑油型减 压塔的分馏精度，降低减二线、减三线、减四线和减五线的馏分宽度可

31、以大大改善溶剂 脱蜡装置的操作条件，降低溶剂比，提高过滤速度，提高润滑油基础油和石蜡的收率， 提高溶剂精制装置基础油的粘度指数。实践表明，减压侧线馏分的宽度越窄，溶剂脱蜡 的效果越好， 不仅过滤速度可以大大加快， 更重要的是脱蜡后的润滑油基础油组分和蜡 的收率都可以有较大的提高。 不少常减压装置在改善减压塔的分离效果后， 基础油和蜡 的收率之和可以提高 10%以上。由于基础油和精蜡与蜡油的差价在 1500 元/吨以上，效 益是非常显著的。为了在减压塔获得必需的分馏精度，同时又尽量减少全塔压降，国内外的发展趋 势都是采用全填料型的减压塔，同时不断改进填料分布器的结构，提高分馏效率， Mellap

32、akplus 等新型填料，已得到了广泛应用。5 轻烃回收 许多炼厂的常减压装置，由国内原油改炼国外原油后，轻烃如何回收就成了突出 的问题。中东原油， 即使是阿拉伯重质原油也含有约占原油总量 2%左右的 C3、C4 馏分， 一些轻质原油， C3、C4 的含量可高达 3 4%以上。由于液态烃和燃料气价格差别悬殊， 原油中的 C3、C4 馏分的回收就有很大的经济效益，特别是对于大型化常减压蒸馏装置。在加工含有轻烃的国外原油时，首先应注意原油的贮存温度。对于低凝点的中东 原油，原油贮存温度应尽可能低，原油罐不需要加热，以尽量减少轻烃的蒸发损失。对 于石蜡基轻质原油，原油罐的贮存温度控制高于原油凝固点

33、5 6C即可，过高的原油贮 存温度不仅会增加轻烃的蒸发损失，而且容易造成原油泵抽空。从现场的实际数据看， 原油在装卸和贮存过程中的轻烃损失量普遍偏大， 这是造成轻烃实际回收率远低于原油 中轻烃潜含量的主要原因。轻烃回收可以采用将初顶气和常顶气用压缩机升压后进行回收的流程，也可以采 用无压缩机流程。 无压缩机轻烃回收流程的关键是初馏塔提压操作， 当初馏塔顶的压力 为 0.350.4MPa 时，初馏塔顶即可作到不排瓦斯，轻烃全部溶解于初馏塔顶的石脑油 馏分中，然后再对溶解了轻烃的石脑油馏分进行分离，即可以将C3、C4 轻烃回收。无压缩机回收轻烃的方法具有流程简单，投资省，操作维护费用低，占地面积少

34、等优点，已 经在镇海 150万吨/年常压装置、镇海 1000万吨/年常减压装置、广石化 520 万吨/年常 减压装置和金山600万吨/年常减压装置等装置上得到成功应用，C3、C4的回收率可以达 到 95%以上。初期设计的无压缩机轻烃回收装置中， 多采用脱丁烷塔单塔流程。 对于加 工轻烃含量高的原油的大型化常减压装置， 为了进一步提高C3、C4回收率，降低回收液 化气中的 C2 含量，在脱丁烷塔前，可以考虑增加脱乙烷塔，采用双塔流程。6 电脱盐 作为原油预处理的电脱盐技术，对于常减压装置的腐蚀防护和长周期运行，对于 下游二次加工装置， 如重油催化裂化、 渣油加氢等装置的操作和经济效益都有重要影响

35、， 一般均要求脱后含盐小于 3mg/L。我国自八十年代从 Petrolite公司和HOW-Baker公司 引进 9 套电脱盐设施后，电脱盐的技术水平有了很大提高。包括高阻抗防爆变压器、复 合绝缘高压电极棒、油浸式十字套筒、预组装式电极板、界面测量仪、混合伐、静态混 合器等在内的一批性能好的电脱盐设备迅速国产化， 新型破乳剂不断研制成功， 使我国 电脱盐技术接近了当时的国际先进水平。 此后又发展了交直流电脱盐技术， 过滤电脱盐 技术和原油脱钙、 脱重金属技术以及平流卧式电脱盐技术， 反映了我国电脱盐技术的不 断发展和进步。Petrolite 公司的近十年来国外电脱盐技术有了迅速的发展，特别值得注

36、意的是Bilectric 高速电脱盐技术，这一技术在电脱盐的理念上有许多重大的突破和创新。Bilectric 高速电脱盐技术采用三层电极板，形成两个强电场；油水混合物通过特殊的分 配器分成两股直接进入两个强电场内， 而不是按照传统的方法进入水相； 特殊结构的分 配器可以加速乳化液的聚集， 加上两个强电场的同时作用， 处理能力可以提高约 100%； 由于进料直接进入两个强电场，脱盐罐内油水界位较高，增加了水相的停留时间，有利 于降低脱盐排水的含油量；脱盐电耗可以有较大幅度降低。由于 Bilectric 电脱盐技术在电脱盐罐壳体直径不变的情况下，可以使处理能力提 高一倍左右，对常减压装置的扩能改造

37、非常有利。镇海炼化三蒸馏原为加工 150 万吨 / 年轻质原油的常压装置，有两台 3600X 19560mm的电脱盐罐。在改造为800万吨/年 常减压蒸馏装置时，仍然使用了两台 3600X 19560mm的电脱盐罐壳体，仅将其内构 件按 Bilectric 技术进行改造， 1999年投产后， 成功使用至今。 由于电脱盐罐仍然采用两 台较小的罐体， 加上优化平面布置设计， 使镇海 800万吨/年常减压装置的占地面积仅为 114X 73=8322 平方米。为了提高脱盐效果，除了不断改进硬件设备外，破乳剂的评选以及工艺操作条件 的制定也是一项重要的关键因素。 茂名石化公司为了确保渣油的盐含量能够满足

38、新上的200万吨/年渣油加氢脱硫装置的要求， 与洛阳石化工程公司设备研究所进行合作， 在破 乳剂的评选 和工艺操作条件的制定上作了大量工作，采用了洛阳石油化工工程公司设备研究所提供的LY-A、B破乳剂和相应的工艺操作条件， 使脱后原油含盐v3mg/l,渣油 加氢原料的Na+含量3ug/g,保证了渣油加氢脱硫装置的安全、平稳、长周期运行。国内和国外都在进行原油脱钙和脱重金属的研究工作，并已取得一些初步结果。 这一技术的发展将会给渣油加工方案带来重大的突破，值得重视和深入研究。7 关于节能 常减压装置是炼油厂的用能大户，降低能耗一直是一项重要课题。长期以来，经 过不懈的努力，我国常减压装置的能耗已

39、大幅度降低，取得了可喜的成绩。对节能的认 识也更加深入，已从总体的优化和综合经济效益来全面考虑装置的用能和能量回收环 节，而不是单纯地追求能耗这一项指标。常减压装置的节能可以分为三个层次，单体设备的节能，装置内的综合节能，多 装置的系统综合节能。7.1 常减压装置单体设备的节能 单体设备的节能是节能工作的基础。对常减压装置而言，单体设备的节能主要包 括以下方面：7.1.1 加热炉热效率燃料消耗是常减压装置最大的用能项目，对于一个1000 万吨 /年的常减压装置，其常压炉和减压炉的热负荷之和可达 150MW 以上，即使加热炉热效率为 90%，全年的 燃料消耗量也在 12 万吨以上。热效率每提高

40、1%，全年的燃料消耗量可降低 1200吨以 上，可见对大型常减压装置，加热炉热效率问题的重要性。7.1.2 机泵耗电量常减压装置机泵数量多、流量大，不少机泵的扬程高，电耗是仅次于燃料消耗的 重要耗能项目，一般约占装置总能耗的 10-25%。影响耗电量的主要因素是泵的效率、 电机效率以及机泵的运行区域是否处于其高效区。 近年来， 已不断推出各种新型的节能 泵和高效电机。常减压装置一般都要加工多种原油，各物流的流量变化范围往往很大，使用变频 调速电机节能的潜力往往很大。 此外，使用变频调速电机还有控制平稳， 降低设备磨损， 维护工作量少和噪音低等优点。7.1.3 塔盘数和回流取热比例 在满足一定的

41、分馏精度条件下，增加塔盘数或者提高塔盘效率，都会减少分馏的 用能，可以通过投资与操作费用的比较选择最经济的塔盘数和相应的回流比。 常压塔和 减压塔是多侧线的复杂精馏塔， 设置中段回流后， 对中段回流以下的分馏效果没有影响， 但减少了中段回流以上分馏段的回流比。在满足塔顶和上部侧线产品分馏要求的前提 下，应尽量增加下部高温位中段回流的取热，这是一个全塔优化的问题。现在国外一些 新的常压塔通过适当增加塔盘数，取消了塔顶冷回流，用塔顶循环回流代替冷回流。塔 顶循环回流的温位较高，有利于换热，同时还有减少塔顶冷凝冷却系统的负荷，减少塔 顶压降，降低投资等优点。燃料型减压塔和润滑油型减压塔不同，其侧线产

42、品之间的分割并无意义，对其产 品质量的主要要求是防止雾沫夹带， 使重金属、残炭、C7不溶物含量等指标满足下游加 工装置的要求。在满足这些指标要求的情况下，其各侧线产品可以混合起来，送到下游 装置。燃料型减压塔的分馏段实际上起凝缩段的作用。 为了减少全塔压降， 提高拔出率， 侧线数量不宜多。 各中段回流取热比例已完全不受分馏效果的影响， 而应从最有利于换 热角度考虑。 下部回流取热量增加固然可使高温位热源数量增加， 但当下部侧线抽出量 增加后，由于侧线产物的泡点温度降低，侧线的抽出温度也会降低，因此各侧线的抽出 量及相应的各中段回流取热比例存在优化问题。常压塔和减压塔的中段回流取热负荷决定后，中段回流量和返塔温差之间存在优 化问题，增加中段回流量虽然增加了电耗，但在给定取热负荷下，提高了返塔温度，有 利于利用热源的温位，要根据具体情况作出选择。7.1.4 其他单体设备 高效换热设备可在较小的压力损失情况下，获得较高的传热系数，不易结垢，有 利于长周期运行。不同的电脱盐设备，电耗差别悬殊。抽真空设备应尽量利用本装置的 自产低压蒸汽，蒸汽抽真空和机械抽真空的恰当组合，可以减少能耗。由于工程技术的不断进步，常减压装置每一项单体设备都在不断改进。单体设备 节能的目标值应进行技术经济评价， 对投资和节能效益进行比较， 选取最经济的工况条 件。由于仅为单体设备本