化工工艺学第八章石油产品加工全解课件

1、第8章 石油产品加工Process of petroleum production8.1 石油烃裂解8.2 芳烃的生产及转化石油和天然气是生产重要基本有机化工原料乙烯、丙烯、丁二烯、苯、甲苯、二甲苯 (通常称为“三烯、三苯”)的原料。石油化工在国民经济中举足轻重。 燃料油 润滑油 有机化工 三烯 高分子化工 三苯 医药 农药及其它原油开采石油炼制石油化工8.1 石油烃裂解Break down of the petroleum hydrocarbon烃类在隔绝空气、高温条件下发生碳链断裂，由大分子分解为小分子烃类的过程称为石油烃裂解。通常加入水蒸气，故也称蒸汽裂解。8.1.1 烃类裂解反应烃类裂

2、解反应极其复杂，反应类型在催化裂化一节中已有叙述。原料烃在裂解过程中首先发生的反应称为一次反应，一次反应生成物进一步反应称为二次反应。应尽量避免二次反应。 8.1.1.1 各种烃类的裂解反应规律烷烃的裂解反应主要是脱氢反应和断链反应。烷烃分子量越高，热稳定性越差，分解速度越大。分子量相同的异构烷烃较正构烷烃更易分解。甲烷 碳和氢 乙烯、乙烷和乙炔；正构烷烃 环烷烃 芳烃。烯烃 小分子烯烃 二烯烃、炔烃，二烯烃+烯烃 环烯烃 芳烃。环烷烃 乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯 环烯烃、芳烃。有侧链芳烃在裂解过程中易发生烃类侧链的断链与脱氢反应。无烃类侧链的芳烃最难裂解，而易发生缩合反应。烃类经高温裂解反应，

3、可逐步脱氢最终生成由多个碳原子稠合而成的稠合物，这一过程称为生炭。生成的炭含碳量约为95%以上的称为焦。结焦生炭的途径有2：乙烯 乙炔 炭 芳烃 多次脱氢缩合 焦8.1.1.2 裂解反应的热力学与动力学分析虽然各种烃类的生成焓数据可从热力学手册上查得，但由于馏分油和裂解产物组成十分复杂，所以常用氢含量估算生成焓。馏分油裂解原料和裂解产物的焦油组分在1100K的生成焓可用下式估算：裂解产物液相产品主要为烯烃、双烯烃和芳香烃时，其生成焓可用下式估算：上二式中生成焓的单位为kJ/kg，wF,H2 , wP,H2分别表示裂解原料和裂解产品中氢的质量浓度。 裂解反应十分复杂，难以用常规方法建立化学平衡组

4、成的计算。乙烷裂解的主要反应有 C2H6 C2H4 + H2 (1) C2H6 0.5C2H4 + CH4 (2) C2H4 C2H2 + H2 (3)C2H2 2C(s) + H2 (4)裂解压力不高时可用下式计算平衡常数 然后由平衡常数表达式可计算平衡组成。例如对反应(1)有一共可写出4个平衡常数表达式的方程，再加归一方程就可求解体系的5个平衡组成了。不同温度下上述反应的平衡常数和乙烷裂解体系的平衡组成如表8.1和表8.2。从表中可以看出，裂解反应平衡时全部生成氢气和碳，烯烃极少。因此，裂解时间应尽可能短，以得到更多烯烃。另外，乙烷裂解生成乙烯的平衡常数远大于乙烯消失的平衡常数。除乙炔结炭

5、反应外，各反应的平衡常数都随温度升高而增加。表81 乙烷裂解反应的化学平衡常数T/K110012001300140015001.6756.23418.89048.860111.980 60.9783.72108.74136.24165.870.01495 0.08053 0.33500 1.13400 3.248006.5561078.6621061.5701063.6461051.032105表82 乙烷裂解体系的平衡组成T/K110012001300140015000.95570.98440.99220.99570.99741.4731081.1371076.3201072.7311069

6、.6671069.5411071.3891061.8721062.3971062.9681065.4861072.1941079.8321084.8861082.6441083.4291021.5581027.8151034.2991032.545103从动力学观点看，影响速率常数的主要因素是反应的活化能与温度。各类烷烃裂解生成乙烯的反应，其活化能在190300kJ/mol之间。较大分子的烷烃和环烷烃裂解反应的速率常数可由下式预测：式中 k5, ki分别为C5及Ci的反应速率常数，s1；Ni为待测烃的碳原子数。 烷烃和芳烃分解为碳和氢的反应，活化能在320570kJ/mol之间。活化能越大，速

7、率常数值越小。8.1.1.3 裂解反应的影响因素实际影响因素复杂，主要分析温度、反应时间和压力的影响。1. 反应温度对于裂解本身是温度越高越好，但由于反应温度过高会使裂解产生副反应，所以温度升高，烃收率有一最高值。总收率及乙烯、丙烯收率与温度的关系如图8.1,8.2.图 8.1图 8.22. 停留时间停留时间不当也可产生不需要的副反应，影响反应的选择性、收率、结焦程度等。所以原料在裂解炉内停留时间也要适当。通常停留时间：乙烷裂解温度为800900C,停留时间为0.5 0.8s；石脑油裂解温度为800850C,停留时间为0.5 0.6s；柴油裂解温度为750820C,停留时间为0.3 0.5s。

8、现代技术可使停留时间更短(0.05 0.1s)，更有效地抑制二次反应，提高收率。停留时间与温度、收率的关系如图8.2.横跨温度：原料烃离开裂解炉对流段的温度称为横跨温度或裂解起始温度。通常在裂解炉的设计中将反应速率常数为0.002s-1的温度作为标准横跨温度。一些裂解烃类的标准横跨温度值： 乙烷670C 丙烷630C 石脑油593C 轻柴油538C 裂解炉建成后，横跨温度应控制在预定值的10C以内，其变化范围越小越好。平均停留时间按下式计算 裂解炉管容积辐射段入口和出口气体体积流量3. 压力裂解反应是分子数增大的反应，所以降低压力对裂解有利，提高压力对控制裂解产物的继续反应不利。通常采用较低压

9、力。表8.3 乙烷分压对裂解反应的影响温度/K 接触时间/s 分压/kPa 转化率/% 乙烯收率/%1073 0.5 49.04 60 751073 0.5 98.07 30 70维持低压方法： 机械减压高温下操作不安全，较少采用。 稀释剂降压加入惰性气体降低烃类分压。稀释剂减压的特点加入高速流动稀释剂可增加气相整体流速，减小管内滞流层厚度，减少结焦，且有利于传热。水蒸气作稀释剂减压的特点水蒸气稳定、无毒、廉价、安全；分子量小，降低分压作用显著；热容量大，有利于反应区内温度均匀分布，减少局部过热，减少结焦，延长炉管寿命；水蒸气有钝化作用可减轻炉管腐蚀；水蒸气可引起煤气反应，减少C的生成。水蒸气

10、稀释的效果如8.3.图 8.3水蒸气稀释比水蒸气稀释比：水蒸气与烃类重量之比。原则：易结焦重质原料，水蒸气稀释比宜大；轻质原料，稀释比宜小些。 表8.4 水蒸气稀释比适宜值裂解原料 原料含氢量/% 结焦难易 稀释比乙烷 20 较不易 0.250.40丙烷 18.5 较不易 0.300.50石脑油 1416 较易 0.500.80轻柴油 13.6 很易 0.751.00重馏分 13.0 极易 3.505.00稀释比对炉出口烃类分压的关系稀释比过高会增加后续系统的设备和操作费用，降低裂解炉处理能力。图 8.4图 8.54. 裂解深度裂解深度指裂解反应程度。有几种表示裂解反应深度的方法。(1) 以转

11、化率表示转化率高表示裂解深度高。(2) 以乙烯与丙烯收率之比表示随着裂解深度增加，乙烯和丙烯的收率都是先增加到最高值后开始下降，且丙烯增加较慢，下降点也在乙烯之前。所以乙烯与丙烯之比越大表示裂解深度越大。图 8.6(3)用含氢量表示裂解生成的气体含氢量比原料含氢量大，而液态产物的含氢量比原料含氢量小。所以裂解深度越大，液态产物含氢量越低。当液态产物含氢量低于78%时，结焦速度急剧增加。图8.6表示裂解深度与液态产物含氢量的关系。(4) 辐射段出口温度裂解炉一定且原料不变时，裂解炉出口温度基本上反映裂解深度。控制出口温度也能控制裂解深度。(5) 裂解深度函数S和动力学裂解深度函数KSF 由于正戊

12、烷在石脑油中有一定含量，故可通过测定进料与炉出口的正戊烷含量来确定裂解深度。裂解深度很低时KSF1，很高时KSF4。裂解深度函数是用裂解温度与停留时间的关联关系来表示裂解深度的函数。 S = T m式中S 称裂解深度函数；m为经验常数，随裂解原料和操作条件而变，其范围一般为0.0270.06。KSF是衡量裂解性能所采用的标准动态深度函数，也称动力学裂解深度函数。以正戊烷作为参照物，定义动力学裂解深度函数KSF式中k5, A5 ,Ea5分别为正戊烷裂解反应的反应速率常数、频率因子、活化能。之所以选正戊烷作参照组分，是因任何轻质油及石脑油中均含有正戊烷，且在裂解过程中其含量只会减少，不会增多。若裂

13、解反应为一级反应，则可得正戊烷转化率x5与KSF的关系为如裂解反应为一级反应，并以炉出口温度Tout为参考温度，定义在此温度下反应速率常数为kTout时的合适停留时间为当量时间T，则有以下关系式中B，C为与频率因子和活化能有关的常数，可由阿累尼乌斯方程得出。 不同当量停留时间下，KSF与裂解炉出口温度的关系。 图 8.78.1.2 烃类裂解炉Crack furnace of hydrocarbon本节略讲。主要由同学们自学。两大类：管式和流化床或固定床式。立管式裂解炉的结构如图8.8.图 8.8SRT型裂解炉炉型及裂解流程图 8.9斯通韦伯斯特法裂解工艺流程图 8.11梯台式和倒梯台式裂解炉图

14、 8.12图 8.13倒梯台式炉裂解流程图 8.158.1.3 裂解气的压缩与净化Compression and purification of crack gases from petroleum8.1.3.1 裂解气的压缩裂解气需要先压缩使其部分液化，然后才可以进行精馏分离等操作。压缩目的：一方面加压，另一方面可除去大部分水分及部分重质烃类和酸性气体。请用化工热力学知识回答： 压缩机为什么采用多级压缩方式？段间冷却的两个主要目的是什么？表 8.8 不同压力下各组分冷凝温度/C 压力/Mpa 0.0981 0.987 1.480 1.974 2.468 2.960氢气 263 244 239

15、 238 237 235 甲烷 162 129 114 107 101 95 乙烯 104 55 39 29 20 13 乙烷 88 33 18 7 3 11丙烯 47.7 9 29 37.1 43.8 47.0组分顺序分离流程压缩工艺流程如图8.16.主要过程：压缩冷凝分离碱洗压缩冷凝分离气体去干燥系统 液体进行闪蒸汽提图 8.16注意：控制碱洗塔气体温度在42C图 8.16裂解气由分离罐1进入压缩机段，压缩后冷却至38，分离出冷凝液后进入压缩机段。段压缩后仍冷却到38，分离出凝液后进入压缩机段。段压缩后再冷到38分出凝液，加热到42后再进碱洗塔脱除酸性气体。段出口凝液 段分离罐 段分离罐

16、汽油闪蒸塔。闪蒸塔顶气体进入压缩机段，塔底重烃送裂解汽油系统。碱洗塔顶气体经段、 段压力达3.53MPa, 。压缩后气体 水冷 丙烯冷到15 分离 气体送干燥系统。凝液 加热后 闪蒸 汽提。前脱丙烷分离流程时的压缩工艺不同之处：3段压缩后碱洗，脱丙烷后再进行4,5段压缩。图 8.17裂解气经三段压缩、碱洗塔、干燥塔后进入脱丙烷塔。脱丙烷塔釜液与汽油汽提塔釜液去脱丁烷塔分离出丁烷以上的重组分。脱丙烷塔顶丙烷以下的轻组分去段和段压缩后进入分离系统。8.1.3.2 裂解气的净化1. 酸性气的脱除前面已谈到碱洗了，现在详细讨论其过程。H2S、CO2等酸性气体腐蚀管道，也可使催化剂中毒，深冷时CO2还形

17、成干冰堵塞管道。通常用溶剂吸收法(碱洗法和乙醇胺法)除去酸性气体。NaOH三段碱洗主要反应： 4NaOH+CO2+H2S Na2CO3+Na2S+3H2O 3Na2S+CO2+H2S+H2O Na2CO3+4NaHS2Na2CO3+H2S+CO2+H2O 3NaHCO3+NaHS从反应可看出，1个NaOH分子约中和1个H2S分子或1个CO2分子。在操作中需注意塔下部NaHCO3的含量不能太多，否则可能有结晶析出。三段碱洗法工艺流程如图8.18.图 8.18乙醇胺法乙醇胺法主要反应： 2RNH2 + H2S (RNH2)2S + H2 (RNH2)2S + H2S 2RNH2HS 2RNH2 +

18、 CO2 +H2O 2RNH2HCO3 2RNH2 + CO2 RNH2CO2NH2R工艺流程如图8.19.乙醇胺加热至45后送入吸收塔的顶部。向富液中注入少量洗油以溶解富液中重质烃及聚合物。富液和洗油经分离器分离洗油后，泵入汽提塔解吸。汽提塔解吸出的酸性气体经塔顶冷却器冷却回收凝液后放空。解吸后的贫液返回吸收塔循环吸收。 图 8.19 乙醇胺脱除酸性气工艺流程2. 裂解气深度干燥裂解气虽经压缩除去了大部分水分，但在操作条件下水分饱和蒸汽压仍有一定数值，所以压缩气仍存在一定水分，一般水平400700PPm。裂解气中的水分在适当条件下可与烃类生成水合物，其条件如图8.20.图线的上方为生成水合物

19、区域。 气体相对密度越大、温度越低、压力越高，越容易生成水合物。所以裂解气必须经深度干燥才能进行后续分离操作。图 8.20固体吸附干燥在乙烯装置中，裂解气干燥都采用固体干燥剂吸附法。干燥剂主要是分子筛和活性氧化铝。由图8.21可知，脱除气体中的微量水以分子筛的吸附容量最大。水含量较高时用活性氧化铝和分子筛串联的脱水流程。平衡吸附量与温度的关系如图8.21右。温度较低时分子筛的平衡吸附容量较大，因此裂解气可在常温下得到深度干燥。分子筛吸附水分达到饱和时，可用加热升温的办法进行脱附。为促进这一过程，可以用氮气、甲烷、氢气作再生载气，起到携带水分子脱附的作用。图 8.21 水的吸附等温曲线和吸附等压

20、曲线分子筛干燥和再生流程如图8.22所示。干燥器通常设置两台，一台进行干燥作业，另一台再生备用。裂解气自上而下通过干燥器进行脱水。当干燥器使用一段时间后，分子筛吸附量接近饱和，进口端先饱和，然后饱和线逐渐下移。吸附带移至一定高度时，就需对分子筛进行再生。再生气缓慢升温至200300自上而下通过床层，床层脱附也自上而下逐渐移动，吸附在分子筛外表面的少量烃类首先脱附，随着温度的升高，吸附水也逐渐脱附出来。用3A分子筛干燥剂，干燥操作周期为24h，再生周期小于24h。图图 8.223. 裂解气脱炔裂解气中含少量乙炔，影响产品质量，且加工过程中若乙炔积累可产生爆炸。所以必须在分离前脱炔。乙炔选择加氢脱

21、炔反应如下： C2H2 + H2 C2H4 H= 174.47kJ/mol C2H2 + 2H2 C2H6 H= 311.42kJ/mol C2H4 + H2 C2H6 H= 136.95kJ/mol第一反应是主要反应，既可除去乙炔又增加了乙烯。乙炔加氢一般用-Al2O3为载体的钯催化剂、镍钴催化剂，它们对主要反应都有较高选择性和较长使用寿命。乙炔加氢过程中，乙炔和乙炔可生成二聚、三聚物，这些聚合物称为绿油。绿油的生成对加氢后的精馏、干燥操作极不利，要尽量避免绿油的生成。乙炔加氢可分前加氢和后加氢两种工艺。前加氢是在脱甲烷前加氢，缺点是乙烯损失大反应器体积大、脱乙烷塔操作压力增加，催化剂生产周

22、期短、操作稳定性差。后加氢的氢气按需要量加入，馏分的组分简单，寿命长、产品纯度高。但能量利用不好，流程较复杂。1脱乙烷塔；2再沸器；3冷凝器；4回流罐；5回流泵；6换热器；7加热器；8加氢反应器； 9段间冷却器；10冷却器；11绿油吸收塔；12绿油泵图 8.23 两段绝热床加氢工艺流程后加氢工艺条件反应温度：新催化剂反应器温度较低约40C,随着使用时间增长，催化剂活性逐渐降低，需提高反应温度，一般在90左右为正常值。CO浓度：CO具有两重性对催化剂有毒，但可抑制乙烯在催化剂上的吸附。一般控制CO浓度在110ppm。氢炔比：控制反应后最终馏出物中氢含量约500ppm.飞温：反应控制不当(或氢气过

23、多，或反应热没有及时移走)造成床层温度急剧升高的现象称为飞温。4. 脱CO(方法与合成氨工艺同，略)8.1.4 裂解气分离Separation of the crack gases from petroleum裂解气组成复杂，分离过程是得到所需优质产品的又一关键。裂解气中氢和甲烷的沸点最低，分离它们是裂解气分离的关键步骤。通常有深冷分离法和油吸收法。本节讨论深冷分离法。8.1.4.1 深冷分离法深冷分离就是采用低温先脱除氢和甲烷，其余组分全部液化，然后利用精馏方法将产品分离。深冷分离流程复杂，设备多，能耗大。(1)顺序分离流程工艺过程：压缩碱洗压缩冷却干燥 (富氢) 脱CO氢气 冷凝脱甲烷塔顶

24、出甲烷 塔顶出乙烷 塔釜液脱乙烷塔塔底重组分乙烷馏分加氢脱乙炔绿油洗涤塔除绿油干燥 乙烯精馏塔塔顶得乙烯 塔底乙烷馏分返回裂解炉脱乙烷塔重组分脱丙烷塔塔顶C3组分 塔底C4以上组分C3馏分加氢脱丙炔绿油洗涤塔除绿油丙烯精馏塔塔顶出丙烯 塔底丙烷馏分前脱氢后加氢的氢来自前脱氢工序。工艺流程如图8.24.图 8.24图 8.24(2)前脱乙烷流程前脱乙烷流程即前加氢后脱氢流程。由于先脱乙烷，所以进入脱甲烷塔负荷较轻，低温冷耗少。但脱乙烷塔温度压力都较高，高级烯烃易聚合。适宜于炼厂气作原料的裂解工艺。流程如图8.25.图 8.25图 8.25(3)前脱氢高压脱甲烷分离流程经干燥并预冷至-37的裂解气

25、在第一气液分离器中分离 未凝气冷至-72 第二气液分离器 冷至-98 第三气液分离器 冷却到-130 第四气液分离器 富氢气（含氢约70%、含乙烯仅0.16%） 冷至-165 第五气液分离器。富氢气体（含氢90以上） 脱甲烷塔顶气体经塔顶冷凝器冷却至-98而部分冷凝，冷凝液部分回流，部分减压节流至0.41MPa，经回收冷量后作为装置的中压产品。未冷凝气则经回收冷量后作为高压甲烷产品。 1第一气液分离器；2第二气液分离器；3第三气液分离器；4第四气液分离器；5第五气液分离器；6脱甲烷塔；7中间再沸器；8再沸器；9塔顶冷凝器；10回流罐；11回流泵；12裂解气-乙烷换热器；13丙烯冷却器；1416

26、乙烯冷却器；1721冷箱 图 8.26 前脱氢高压脱甲烷分离工艺流程8.1.4.2. 脱甲烷塔和冷箱脱甲烷塔：高压操作温度-96C,压力2.943.5MPa. 低压操作温度-135C,压力0.180.25MPa. 由于低压法分离效果好，一般脱甲烷采用低压，脱氢用高压。低压法脱甲烷流程如图8.27.图 8.27图 8.27裂解气逐级冷凝，并分别进入脱甲烷塔。末级冷箱以液态甲烷节流膨胀提供低温冷量(170)，使氢气提纯到95%(摩尔)以上。脱甲烷塔在0.56MPa(表)压力下操作，其塔顶甲烷产品正好满足干燥器再生用甲烷的压力。脱甲烷塔顶温度(135)的冷源由甲烷制冷系统提供；用裂解气加热塔釜，控制

27、温度为57.2。低压法脱甲烷的压力低，改善了甲烷与乙烯的分离性能，大大减少了塔顶的回流，乙烯损失也相应减少。由于塔釜采用了裂解气作为加热介质，充分利用了低温能量，较高压法节省低温冷量，但低温钢材使用较多。冷箱冷箱：为避免低温冷量损失，将高效板式换热器和气液分离罐都置于一个绝热的方形容器内作为一个设备。操作温度100 170C.后冷工艺流程如图8.28.图 8.288.1.4.3 深冷分离能量利用高压脱甲烷工艺甲烷压力高温度较低，可利用节流膨胀降压降温来补充冷源。工作示意图如图8.30.精馏塔塔顶温度低，需要较多冷源。可在中间设置冷却器，利用较廉价的冷源来代替一部分塔顶的低温冷源。同理，在提馏段

28、设置中间再沸器，可以用温位较低的热源代替部分再沸器高温热源。精馏塔的中间冷凝和中间再沸如图8.31.热泵：外加少量功使精馏塔顶低品位热变为高温热源，然后引入塔底再沸器。以节约热能。图 8.30图 8.31图 8.328.1.4.4 乙烯精馏塔和丙烯精馏塔1. 乙烯精馏塔分离乙烷和乙烯十分困难，沿塔板浓度和温度变化很小，相邻两板间浓度差和温度差小，必须有足够多的塔板数和大的回流比才行。图8.33表明了乙烯乙烷的相对挥发度与温度、压力和乙烯浓度之间的关系。降低压力和温度有利于乙烯和乙烷的分离，但低温钢材耗量和总能耗增加。 乙烯精馏塔精馏段塔板数比提馏段多，说明乙烯浓度在精馏段变化很慢。因此精馏段保

29、持较大的回流比是十分必要。但对提馏段就没有必要了。采用中间再沸器也是克服这一矛盾的有效方法。 表8.10某些乙烯精馏塔的实际操作条件序号塔压/MPa塔顶温度/塔釜温度/回流比乙烯纯度/%实际塔板数精馏段提馏段总板数12342.12.22.22.40.572.0-27.5-182-69-32102005-49-87.492.013.7398%95%99.9%99.9%414141503229917370119图 8.332丙烯精馏塔从裂解气中分离出的C3馏分主要是丙烯和丙烷，也有少量的乙烷、丙炔、丙二烯及C3加氢时剩余的氢和甲烷。丙烯和丙烷分离更为困难，是裂解气分离中塔板数最多、回流比最大的精馏

30、操作。由于塔板数太多，有的采用双塔串联操作，也有采用加大回流比的单塔分离工艺。Lummus工艺中的丙烯精馏塔相关部分流程如图8.34所示。该丙烯塔为165块塔板，回流比为14.5，操作压力为1.81MPa，塔顶冷凝器用水做冷却剂。丙烯塔的特点是回流量大，塔釜加热量大，一般采用塔釜液面控制与加热介质流量控制组成的串联级调节，来保证产品质量和稳定的操作。图 8.348.2 芳烃的生产及转化Production and reform of aromatic hydrocarbon8.2.1 催化重整8.2.1.1 基本原理重整是指烃类分子重新排列成新分子的过程。通常用铂重整、多金属重整。 六元环脱氢

31、反应 六元环芳环+氢芳构化反应 五元环异构化反应 五元环芳环+氢 烷烃环化脱氢 环化脱氢(芳环+氢)异构化反应： 大于五元的环烷烃异构化不直接生成芳烃，但较容易环化脱氢。异构烷烃辛烷值高，异辛烷的抗爆性很好。催化剂铂催化剂：活性成份铂，是脱氢活性中心。 活性成份还有酸性担体，对裂化、异构化有催化作用。重整催化剂的活性按产率和产品的辛烷值来评价。寿命：用每公斤催化剂能处理的原料量来表示。因为使用时间与负荷相关。再生性能：要求再生次数为36次。工业催化剂对机械强度都有相应要求。8.2.1.2 重整过程的主要影响因素 1原料油组成原料油的干点高、重组分多，芳烃产率高。但馏分过重，积炭反应容易进行。为

32、了防止催化剂中毒，对重整原料油中一些对催化剂有害的杂质一般要求其含量为： 0.15g/gS0.5g/g；N0.5g/g；Cl0.5g/g；H2O0.5g/g；As0.5g/g； Pb, Cu0.5g/g。硫的含量不宜过低的原因是，在高温低压条件下，过低的硫含量可能在管道金属表面催化作用下发生丝状炭的生成反应，因而积炭损坏催化剂。2. 反应温度吸热反应为主，需要高温。但操作温度不能太高，太高时，由于裂解反应为主，产品中轻组分多，总产率低(液体油少)。但产品中烷烃和异构烷烃较多，辛烷值高。图 8.353. 反应压力芳构化反应体积增大，加氢体积减小。所以产品以芳烃为主时，操作压力应较低。但压力不能太

33、低，太低容易积碳。4. 空速空速增，产品收率高，处理能力强。但产品芳香度、辛烷值、气体烃产率下降。生产芳烃空速高；生产高辛烷值汽油时，空速宜低。5.氢油比氢气流量与进料量的比。提高氢油比可抑制焦炭生成，减少积炭，热能利用较好。但氢气循环量大，压缩功耗增，对芳构化反应不利。氢油比应根据催化剂特性来选择。8.2.1.3 典型催化重整工艺流程主要分四部分：原料预处理、重整、芳烃抽提、芳烃分离。原料预处理和重整部分流程如图8.36.预处理：预脱砷预分馏预加氢(进一步除去对重整催化剂有毒的组分)换热分离汽提。重整： 汽提重整加热炉重整反应(多级) 循环氢后加氢 稳定塔(精馏塔) 产品 换热分离循环氢图

34、8.36芳烃抽提流程多用二乙二醇醚,对芳烃溶解能力最大、烯烃次之、其次为环烷烃，对烷烃溶解能力最小。对苯的萃取率在98%以上,甲苯95%,二甲苯85%。芳烃抽提工艺流程如图8.37.图 8.37图 8.37芳烃分离流程用3个精馏塔分别分离出苯、甲苯和二甲苯。特点：苯塔塔顶苯全部回流，产品苯从塔顶第4块塔板抽出。因为塔顶苯含少量轻烃和水分。二甲苯塔塔顶得到的是混合二甲苯。流程如图8.38.图 8.38图 8.388.2.2 裂解汽油加氢Hydrogenation of crack gasoline催化重整、高温裂解生产乙烯有副产物裂解汽油，裂解汽油是石油芳烃的主要原料。裂解汽油组成复杂，稳定性差

35、(主要是由于烯烃多)，无法由它直接得芳烃，必须处理后才能分离芳烃。8.2.2.1 裂解汽油加氢的基本原理裂解汽油来自:分离轻重燃料油中经急冷冷凝下来的轻组分;压缩机各段冷凝液;脱丁烷塔塔底液。最轻组分为C3，最重组分为C9，馏程大约为45210C.裂解深度不同，总芳烃含量、芳烃分布、杂质含量各不同。由柴油和石脑油裂解的裂解汽油组成如下： 由柴油 由石脑油烷烃和环烷烃 14.5 5.9 烯烃 6.9 2.4环烯烃和二烯烃 13.4 5.9环双烯烃 10.3 6.8芳烃 42.9 59.1苯乙烯、茚 9.3 16.9双环戊二烯 2.7 3.0裂解汽油加氢的反应主要有烯烃加氢反应、有机硫加氢生成H2

36、S反应、氧化物、氮化物、氯化物加氢生成H2O、NH3和HCl的反应、非芳烃加氢裂解反应、芳构化反应、缩合反应、成炭反应等。但芳烃生产过程的目的是控制反应条件使尽可能多地转化为芳烃上述各反应的相对速度如下： 快 慢二烯烃 烯烃 烷烃 快 很慢 单环二烯烃 单环烯烃 环烷烃 快 极慢 烯基芳烃 烷基芳烃 环烷烃 极慢 二烯烃(单环二烯烃、烯基芳烃) 聚合物8.2.2.2 裂解汽油加氢工艺条件由于反应复杂，且总的为放热，所以必须严格控制反应温度，以免发生裂解等不利反应。1. 反应温度 反应复杂，各反应适宜温度不一，且与催化剂关系很大。所以实际反应床各段控制温度不同。如：对Mo-Ni-Co-Al2O3

37、催化剂一段为230260C,二段为 271302C.2. 反应压力增加压力对加氢反应有利，且可抑制成炭反应。但压力不能太高，太高影响芳环加氢和使加氢裂解反应过多。Mo-Ni-Co-Al2O3催化剂操作压力为5.88MPa，而Ni-Al2O3催化剂只有2.94MPa.3. 液空速度液空速度：单位体积催化剂处理物料量。液空速度小，物料停留时间长，对反应有利。停留时间长短与催化剂性能关系也大。所以在各段中液空速度不同，停留时间不同。4. 氢油比二段温度高，容易积炭。所以二段氢油比高于一段。 Mo-Ni-Co-Al2O3催化剂一段氢油比2.04,二段为2.9.8.2.2.3 裂解汽油加氢催化剂可分为贵

38、金属催化剂和非贵金属催化剂两大类。贵金属催化剂多用钯催化剂。 特点：活性高、可不进行硫化、活性温度低(2MPa后提高不明显。如图8.49,8.50.图 8.49图 8.504. 脱烷基制苯工艺流程(1) 催脱海迪尔法工艺流程如图8.51.以甲苯为原料，苯产率95%,苯质量好：结晶点5.5C。每吨苯消耗甲苯1.2t，冷却水16m3，燃料150kg。图 8.51(2) 热脱HDA法工艺流程反应温度为700800(反应器入口)、反应压力3.925.0MPa，氢烃摩尔比 15, 停留时间530s。该法采用了所谓“塞流式”反应器，从6个不同部位加入分离返回的氢气，反应温度控制很好，副反应较少，转化率约为

39、70%，所得产品纯度大于99.9%(摩尔)。每吨苯消耗定额(以甲苯为原料)：甲苯1.215t、氢822.2Nm397.5%(体积)、电3.82kWh、蒸汽0.4t、燃料1.67GJ，可自产燃料803.7Nm3。其流程如图8.52所示。图8.52 HDA法甲苯热脱制苯工艺流程1加热炉；2反应器；3废热锅炉；4汽包；5换热器；6冷却器；7分离器；8稳定塔；9白土塔；10苯塔；11再循环塔5. 加氢催化脱烷基反应器加氢催化脱烷基反应器为固定床绝热式反应器。当反应器壁温度超过350时，器壁的变色漆颜色会发生明显变化。器壁内侧的绝热层(耐火水泥衬里)除绝热外，还起到隔绝氢气的作用。在绝热层的内部有不锈钢衬套，使催化剂不直接与绝热层接触。反应器