延迟碳化工艺的探索

3.2.1延迟焦化工艺过程

延迟焦化工艺是焦炭化过程（简称焦化）重要的工业化形式，由于延迟焦化工艺技术简朴，

投资及

操作费用较低，经济效益很好，因此，世界上85%以I：日勺焦化处理装置都采用延迟焦化工艺。

延迟焦化工艺基本原理就是以渣油为原料，经加热炉加热到高温（500℃左右），迅速转移

到焦炭

塔中进行深度热裂化反应，即把焦化反应延迟到焦炭塔中进行，减轻炉管结焦程度，延长装

置运行周期。

焦化过程产生H勺油气从焦炭塔顶部到分储塔中进行分储，可获得焦化十气、汽油、柴油、蜡

油、重蜡油

产品；留在焦炭塔中的焦炭经除焦系统处理，可获得焦炭产品（也称石油焦）。

减压渣油经焦化过程可以得到70%左右的储分油。焦化汽油和焦化柴油中不饱和烽含量高，

并且含

硫、含氮等非燃类化合物的含量也高。因此，它们的安定性很差，必须通过加氢精制等精制

过程加工后

才能作为发动机燃料。焦化蜡油重要是作为加氢裂化或催化裂化的原料，有时也用于调和燃

料油。焦炭

（也称石油焦）除了可用作燃料外，还可用作高炉炼铁之用，假如焦化原料及生产措施选择

合适，石油

焦经燃烧及石墨化后，可用于制造炼铝、炼钢的电极等。焦化气体具有较多的甲烷、乙烷以

及少许的丙

烯、丁烯等，它可用作燃料或用作制氢原料等石油化工原料。

从焦化过程的J原料和产品可以看到焦化过程是一种渣油经质化过程。作为轻质化过程，焦化

过程的

重要长处是它可以加工残炭值及重金属含量很高的多种劣质渣油，并且过程比较简朴、投资

和操作费用

较低。它的重要缺陷是焦炭产率高及液体产物的质量差。焦炭产率一般为原料残炭值的1.4〜

2倍，数量

较大。但焦炭在多数状况下只能作为一般固体燃料发售，售价还很低。尽管焦化过程尚不是

一种很理想

3

的渣油轻质化过程，但在现代炼油工业中，通过合理地配置石油资源和优化妆置构造，它仍

然是一种十

分重要的提高轻质油收率的有效途径。

近年来，对用于制造冶金用电极，尤其是超高功率电极的优质石油焦的需求不停增长，对某

些炼油

r,生产优质石油焦已成为焦化过程的重要目的之一。

3.2.2延迟焦化反应机理

渣油在热的作用下重要发生两类反应：一类是热裂解反应，它是吸热反应；另一类是缩合反

应，它

是放热反应。总体来讲，焦化反应在宏观上体现为吸热反应，而异构化反应几乎不发生。渣

油的热反应

可以用自由基链反应机理来解释。一般认为烧类热反应口勺自由基链反应大体有如下三个阶

段:链的引起、

链的增长和链的终止。

链的引起

燃分子分解为自由基是由于键C一C曰勺均裂，而不是C—H键，因后者时键能较大，并且重要断

裂在碳

链的中部,如：

链的增长

这是一种由〜种自由基转化为另一种自由基，使自由价继续传递下去的过程。在此过程中，

较小的

自由基如H・、OL・、QHs•能在短时间内独立存在；而较大U勺自由基则比较活泼和不稳定，

只能在瞬间

存在，因此它会继续分裂，成为烯烧和小的自由基：这些小时自由基会继续袭击其他煌分子,

产生新的

自由基，新的自由基继续分裂，这样就形成了一种不停增长的反应链。直到反应产物离开反

应系统，链

的增长才会结束。详细通过如下反应：

自由基的夺氢反应

其通式为：

烧分子中碳原子上的氢被夺取的难易程度由易到难的次序是叔碳〉仲碳〉伯碳。它们与自由基

反应的

链的引

发（此环节所需活化能最高）。

值得注意的I是，并不是所有烧类H勺热解反应都是自由基链反应，有H勺烧类如环己烷虽然在反

应中也

断环而生成自由基，但随即分解而为稳定的产物，并不形成链反应。因此，环己烷单独进行

热解时反应

速度较慢，约为正己烷的八分之一。

3.2.2.1燃类日勺热反应

燃炎热转化反应首先是分子链的断裂。链的断裂是吸热反应，因而分子链较弱H勺部位，即健

能小，

断裂时需要日勺能量较小的部位，比键能较强的部位轻易发生断裂。表3列出了煌类分子中几

种不一样形式

化学键的键能数据。从中可以看出，链烷烧的C-C键最弱，而芳烧、烯烧、焕烽的C-C键最强。

因此断裂

反应多半先在链烷烧、环烷燃侧链和芳烧侧链的C-C键发生。

表1烽类分子中几种不-一样形式化学键的键能数据

化学键键能，kj/mol

H-H

C-H®

C填烷-C於烷

C芳一c芳

Cw=C优

c快三c洪

436.26

412.27〜413.91

347.80〜354.41

512.30

620.27

842.09

a）包括伯、仲、叔、环烷、烯、块和芳碳原子与氢原子构成U勺化学键。

b）包括直链、侧链和环烷链仲碳原子与碳原子构成的饱和键。

3.2.2.1.1烷燃口勺热反应

a）烷妙的热反应重要有两类：

1）C-C键断裂生成较小分子的烷烧和烯危；

2）C-H键断裂生成碳原子数保持不变的烯危及氢。

上述两类反应都是强吸热反应。烷燃U勺热反应行为与其分子中的各键能大小有亲密的关系。

b）从烷烧的键能数据可以总结出某些规律：

1）C-H键的键能不小于。一C键的，因此CT键更易于断裂；

2）长链烷烧中，越靠近中间处，其C—C键能越小，也就越轻易断裂：

3）伴随分子量的增大，烷爆中I向C—C键及C—H键的键能都呈减小U勺趋势，也就是说它们

热稳定性逐渐下降；

4）异构烷燃中的C—C键及C—H键的键能都不不小于正构烷短，阐明异构烷慌更易于断链

和脱氢；

5）烷野分子中叔碳上的氢最轻易脱除,另■•方面是仲碳上的,而伯碳上的氢最难脱除。

从热力学判断，在500C左右，烷烧脱氢反应进行的也许性不大。当温度高达700C左右时，

脱氢反

应的也许性明显增大。从动力学考虑，烧类的热解反应性是以其反应速度来判断的，一般:

c）伴随温度的升高，烧类的反应速度迅速增大。大体上，温度每增高10C,反应速度增大

1.b〜

2倍；

d）伴随烷燃分子量的增大，其反应速度明显加紧。其反应速度常数与分子中的碳原了•数几

乎是线

性关系；

e）在分子中碳数相似的状况下，异构烷烧的热解反应速度比正构烷烽稍快；

f）烷燃热解反应的活化能一般在200〜300kJ.mol-1左右。

CH2cH2cH2cH2cH2cH2CH2=CH2+CH2=CH-CH2-CH3

5

3.2.2.1.2环烷燃的热反应

环烷点的热反应重要发生下列三类反应：

a）侧链断裂反应；

在高温下，环烷始侧链上的C-C键和烷足同样也能发生.断链反应，使侧链变短或脱除，同步

生成较

小分子的烷烧或烯嫌，例如：

b）环烷环的断裂反应；

环烷环的环上口勺C-C键的）热稳定性较侧链高，但在温度较高时环烷环也会断裂生成小分子烯

也比

如：

c）脱氢反应。

环烷环在加热条件下，还会发生脱氢反应生成环烯烧直至芳杳攵仝。

单环环烷短的脱氢反应须在600U以上才能进行，但双环环烷煌在50CTC左右就能进行脱氢反

应，生

成环烯短。

研究发现，环烷烽的反应速度比碳数相似日勺烷烧小；五元环烷则比六元环烷更难于热解。有

的研究

还表明，带有烷基侧链的环烷炫日勺反应速度比无侧链日勺环烷烽快。如在500℃时，乙基环己

烷的热解反

应速度比环己烷要大五倍，

3.2.2.1.3芳香燃的热反应

芳香环极为稳定，一般条件下芳环不会断裂，但在较高温度下会进行脱氢缩合反应，生成环

数较多

的芳烧，直至生成焦炭。烧类热反应生成的焦炭是H/C原子比很低U勺稠环芳烧，具有类石墨

状构造。它

重要发生卜列反应。

a）烷基芳香燃的断侧链及脱烷基反应；

例如：

CH2CH2CH2R

CH3+CH2=CHR

CH=CH2+CH3R

CH

CH3

CH3cH=CH2+CH4

C10H21

C5H1I+C5HIO

C5HI0+C5HI2

CH2=CH2+CH3-CH2-CH=CH2

CH2=CH2+CH3-CH=CH2

6

b）侧链的脱氢反应；

侧链的脱氢反应需在更高的温度（650〜700C）时才能发生，如：

C）缩合反应。

芳香煌在高温下能脱氢缩合成环数更多的芳点，其缩合程度逐渐增大，直至成为H/C比很低

的焦炭。

例如:

3.2.2.1.4环烷芳香烧欧J热反应

环烷芳香燃日勺反应按照环烷环和芳香环之间的连接方式不一样而有区别。例如，类型日勺

燃类的第一步反应为连接两环H勺键断裂，生成环烯崎和芳香煌，在更苛刻日勺条件卜，环烯蜂

能深入破

裂开环。类型的炫类日勺热反应重要有三种：环烷环断裂生成苯的J衍生物，以及缩合生成高

分子的

多环芳香燃。

3.2.2.1.5烯烧日勺热反应

天然原油•般不含烯烧，但在石油二次加_L的产物中大多具有烯点。烯烽是很活泼的炉类，

在受热

的条件卜.它们深入裂解，同步与其他蜂类交叉地进行反应，于是反应变得极其复杂。

在不高的温度下，烯烽裂解成气体的反应远不及缩合成高分子叠合物的反应来得快。不过由

于缩合

作用所生成日勺高分子叠合物也会发生部分裂解，缩合反应和裂解反应就交叉地进行，使烯烧

的热反应产

物的储程范围变得很宽，并且在反应产物中存在饱和烧、环烷烧和芳香烧。烯烧在低温、高

压下，重要

C

CH3

CH3

CH3

+CH2=C

CH3

CH3

C2HseH=CH2+H2

2+H2

2cH3cH2-CH2+H2

2+2H2

7

反应是叠合反应。当温度升高到400c以上时，裂解反应开始变得重要，碳链断裂的位置一

般在烯烬双

键的B位置。

烯烽分子的断裂反应也有与烷煌相似的规律。

当温度超过600C时，烯烽缩合成芳香烧、环烷烧和环烯烧的反应变U勺重要起来。它重要的

反应可

以归纳如下：

a)断链反应;

较大分子的烯嫌可以断链而成为两个较小的烯元分子，断裂的位置一般是在双键的B-位,

由于该

处的C-C键键能较小。以:-戊烯为例，其及B-位H勺键能(kJ.mol|)和B-断裂反应如下

式：

b)脱氢反应;

烯短可深入脱氢生成二烯烧，如1-丁烯脱氢为「二烯。

C）歧化反应；

这是烯燃特有H勺反应。两个相似分子的烯煌可以歧化为两个不一样H勺烧分子。例如丙烯可发

生下列歧

化反应：

d）二烯合成反应；

二烯垃可与烯崎进行二烯合成反应而生成环烯烧，它还能深入脱氢成为芳香崎，如：

e）芳构化反应。

分子中具有六个或更多的成链的碳原子的烯烧，可环化脱氢生成芳香烧，如：

3.2.2.1.6胶质和沥青质的热反应

胶质、沥青质重要是多环、稠环化合物，分子中也多具有杂原子。它们是相对分子质量分布

范围很

宽、环数及其稠合程度差异很大的J复杂混合物。缩合程度不一样日勺分子中也具有不一样长度

的侧链及环间日勺

CH2=CH—CH2—CH2—CH?

a

381

B

289

CH2=CH-CH3+CH2=CH2

CH2=CH-CH2-CH3CH2=CH-CH=CH2+H2

2c3H6c4H8+C2H4

2c3H6c2H6+C4H6

2c3H6cH4+C5H8

2c3H6c6H10+H2

R

+

R

+

RR

+3H2

8

链桥。因此，胶质及沥青质在热反应中，除了经缩合反应生成焦炭外，还会发生断侧链、断

链桥等反应，

生成较小的分子。研究表明，轻、中、重胶质及沥青质的热反应行为有明显U勺差异，伴随缩

合程度的增

大，微分油的相对产率下降而焦炭的相对产率增大，对沥青质而言，在460℃、45min的条件

下，已转化

的原料中约3/4都转化为焦炭。沥青质分子的稠合程度很高，带有的烷基链很少，并月.是很

短的侧链，

因此，反应生成"勺气体也很少。总之，烧类在加热U勺条件下，反应基本上可以提成裂解与缩

合（包括叠

合）两个方向。裂解方向产生较小H勺分子，而缩合方向则生成较大的）分子。烧类的热反应是

一种复杂的

平行一次序反应。这些平行的反应不会停留在某一阶段上，而是继续不停地进行下去。伴随

反应时间的

延长，首先由于裂解反应，生成分子越来越小、沸点越来越低的燃类（如气体蜂）：另首先

由于缩

合反应生成分子越来越大的稠环芳香短。高度缩合的成果就产生胶质、沥青质，最终身成碳

氢比很高R勺

焦炭。

3.2.2.2渣油热反应的特性

渣油是多种燃类化合物构成的极为复杂的混合物，其组分的热反应行为自然遵照各族烧类的

热反应

规律。但作为一种复杂的混合物，渣油的热反应行为不是各族煌类热反应行为的简朴相加，

它具有自己

的特点。

3.2.2.2.1平行-次序反应特性

渣油热反应比单体烧更明显地体现出平行-次序特性。下图表达出了这个特性。

由图可见，伴随反应深度的增大，反应产物的分布也在变化。作为中间产物的汽油和中间镭

分油的

产率，在反应进行到某个深度时会出现最大值，而作为最终产物的气体和焦炭则在某个反应

深度时开始

产生，并伴随反应深度的增大而单调地增大。

3.2.2.2.2生焦倾向性高的特性

渣油热反应时轻易生焦，除了由于渣油自身具有较多口勺胶质和沥青质外，还由于不一样族的1

烧类之间

的互相作用增进了生焦反应。芳香燃时热稳定性高，在单独进行反应时，不仅裂解反应速度

低，并且生

焦速度也低。例如在450℃下进行反应，要生成战的焦炭，烷燃(C25H52)要144min,十氢

票要1650min,

而蔡则需670000min。不过假如将票与烷烧或烯燃混合后进行热反应，则生成速度明显提高。

根据许多

试验成果，焦炭生成的过程大体可以描述如卜.：

芳香煌

烷

烯烧

缩合产

胶质、沥青质

焦炭(碳青质)

渣油

中间馈分

残油

汽油

焦炭

裂化气

渣油的平行-次序反应特性

渣油热反应产物分布班时间的变化

1一原料；2—中间一分;3—汽油；4一裂化气

5一残油；6—他炭

产率（质量分数），%

反应时间

2

9

含胶质甚多的原料油，如将它用不含胶质且对热很稳定的油品稀释，可以使生焦量减少。由

此可见，

当两种化学构成不一样时原料油混合进行热反应时，所生成的焦炭也许比它们单独反应时更

多，也也许减

少。在进行原料油的混合时应予以注意。

3.2.2.2.3相分离特性

减压渣油是一种胶体分散体系，其分散相是以沥青质为关犍并吸附以胶质形成的胶束。由于

胶质的J

胶溶作用，在受热之前渣油胶体体系是比较稳定H勺。在热转化过程中，由于体系的I化学构成

发生变化，

当反应进行到一定深度后，渣油的胶体性质就会受到破坏。由于缩合反应，渣油中作为分散

相的沥青质

的含量逐渐增多，而裂解反应不仅使分散介质的粘度变小，还使其芳香性减弱，同步，作为

胶溶组分的

胶质含量则逐渐减少。这些变化都会导致分散相和分散介质之间的相容性变差。这种变化趋

势发展到-

定程度后，就会导致沥青质不能所有在体系中稳定地胶溶而发生部分沥青质汇集，在渣油中

出现了第二

相（液相）。第二相中的沥青质浓度很高，增进了缩合生焦反应。

渣油受热过程中日勺相分离问题在实际生产中也有重要意义。例如，渣油热加工过程中，渣油

要通过

加热炉管，由于受热及反应，在某段炉管中也许会出现相分禽现象而导致生焦。怎样防止出

现相分离现

象或缩短渣油在这段炉管中的停留时间对减少炉管内结焦、延长动工周期是十分重要的。又

如在减少燃

料油粘度的减粘裂化过程中，若反应深度控制不妥，引起分相、分层现象，对生产合格燃料

油也是不允

许的。

3.2.3焦化日勺分储原理

焦化分值的I目H勺重要是通过精储过程，将焦炭塔反应产物提成汽油、柴油、蜡油和富气等组

分，作

为卜游装置的原料。

焦化分储的原理即为油品精储原理，不一样之处日勺是焦化分储塔只有汽化段和精储段，没有

提储段的

“半截塔”。

精储原埋：•种相平衡分离过程，具重要的理论基础是汽-液相平衡原埋，即拉乌尔定律。

PA二PA

OXA;PB=PB

OXB-PB

0(1-XA)

式中：

PA.PB——溶液上方组份A及B的饱和蒸汽压。

PA

0、PB

0——纯组份A及B的饱和蒸汽压。

XA、XB——溶液中组份A及B的摩尔分率。

此定律表达在一定温度下，对于那些性质相似，分子大小又相近的组份(如甲醇、乙醇)所

构成的

理想溶液中，溶液上方蒸汽中任意组份时分压，等于此纯组份在该温度下的饱和蒸汽压乘以

它在溶液中

的摩尔分率。

精储过程是在装有诸多塔盘的精储塔内进行的J。焦炭塔反应油气从分储塔底部进入精健塔日勺

蒸发

段，经与塔底循环回流油充足换热，部分重组分冷凝成液相流向塔底，而没冷凝欧I油气继续

上升与下降

的液体回流在塔盘上充足接触，气相部分中较重的I组份冷凝，液相部分中较轻的组份汽化。

因此，油气

中易挥发组份日勺含量将因液体的部分汽化，使液相中易挥发组份向气相扩散而增多；油气中

难挥发组份

的含量因气体的部分冷凝，使气相中难挥发组份向液相扩散而增多。这样，同一层板上互相

接触的气液

两相就趋向平衡。它们之诃的关系可用拉乌尔定律阐明。通过多次这样日勺质量、热量互换，

就能到达精

储目叽

如下就是一层塔盘上汽-液互换时详细过程。

10

L与L'液相

V与『汽相

n-1层

n层

n+1层

V

L，

V，

L

如图所示，当油汽（V）上升至n层塔盘时，与从（n+1）层塔盘下来的回流液体（L）相遇，

由于上

升的油气温度高，下流的回流温度较低，因此高温的油气与低温的回流接触时放热，使具中

高沸点组份

冷凝。同步，低温U勺回流吸热，并使其中的低沸点组份汽化。这样，油气中被冷凝的高沸点

组份和未被

汽化的回流构成了新的回流（L'）o从n层下降为（n-1）层II勺回流中所含高沸点组份要比

降至n层塔盘

的回流中的高沸点组份含量多，而上升至（n+1）层塔盘的油气中U勺低沸点组份含量要比上

升至n层的油

气中低沸点组份含量多。

同样类似地离开（n+1）层塔盘的油汽，还要与（n+2）层下来的回流进行热量、质量互换。

原料在

每一块塔盘上就得到一次微量的分离。显然，假如有极多种塔盘的话，使原料能分离出纯度

很高的产品。

3.2.4吸取解吸基本原理

在吸取过程中，相际传质是由三个环节串联构成：

a）溶质由气相主体传递到气、液相界面，即气相与界面间的对流传质；

b）溶质在相界面上的溶解，进入液相；

c）溶质由界面传递到液相主体，即界面与液相间的对流传质。对于吸取过程时机理，一般

用双膜

理论进行解释，双膜理论的基本论点如下：

1）相接触的气、液两相液体间存在着稳定口勺相界面，界面两侧各有一很薄H勺有效层流膜层,

溶质以分子扩散方式通过此两膜层；

2）界面上的气、液两相呈平衡状态；

3）在膜层以外的气、液两相主体区无传质阻力，即浓度梯度（或分压梯度）为零。

双膜理论把整个相际传质过程简化为溶质通过两层有效膜的分子扩散过程，把复杂的相际传

质过程

大为简化。该理论可用于具有固定相界面的系统及流速不高的两相流体间的传质过程。

吸取塔的吸取过程属于物理吸取，是运用气体混合物中各组分在液体吸取剂中的溶解度不一

样，气体

混合物中溶解度大的组分被部分吸取溶解于吸取溶剂中而得到分离。该吸取过程的吸取的推

进力是该组

分在气相的分压与组分在液相中的分压之差，此差值在到达平衡状态时为零，传质的方向取

决于气相中

组分的分压是不小于还是不不小于溶液中的平衡分压。由于提高操作压力有助于提高溶质的

气相分压，而减少

温度则可减少液相溶剂中溶剂组份H勺平衡分压，因此，提高压力和减少操作温度，有助于提

供吸取推进

力，也即有助于吸取过程的进行。

解吸是吸取口勺逆过程,其重要目日勺是使吸取液中的部分勺体溶质释放出来，到达溶质的分离。

解吸

过程由于受工艺流程设置限制，采用提高溶液温度的措施，来增进吸取逆过程。通过提高溶

液温度来提

高溶液中溶质组份的平衡分压，使溶液的溶质平衡分压不小于气相中溶质组份分压（重要为

C2及如下组

份），实现溶质组份的分离。

3.2.5化工助剂

3.2.5.1缓蚀剂使用机理和作用

II

缓蚀剂是一种可以起到减缓腐蚀作用廿勺物质，有时被称为腐蚀阻抑剂，即制止和克制腐蚀的

物质。

缓蚀剂分为低温缓蚀剂和高温缓蚀剂两种。

低温缓蚀剂

低温缓蚀剂有一定I向局限性。首先是在温度低于149c时，低温缓蚀剂可有一定的缓蚀效果,

但温

度再高时，低温缓蚀剂II勺性质有所变化，当温度到233c以上时，低温缓蚀剂就不起作用了。

塔顶注入的低温缓蚀剂，多是油溶性成膜型日勺物质。剂体上带有极性基团，它能吸附在设备

金属的

表面上，形成一层单分子抗水性保护膜。这层保护膜和溶液中的氢离子作用，生成带正电荷

的离子，其

反应式为：RNH2+H+-RH3+（胺类缓蚀剂）

由于这种离子对溶液中的氢离子（HC1和H2s解离后口勺氢离子）有强烈的排斥作用，制止了氢

离子对

金属设备的靠近，从而减缓了HC1和H2s的作用，这种胺类缓蚀剂在HC1-H2S-H2O型日勺腐蚀作

用中，起到

了缓蚀的效果。此外，缓蚀剂的表面活性作用能减少沉积物与金属表面日勺结合力，使沉积物

疏松，为清

洗带来了以便。

低温缓蚀剂品种繁多，性质差异很大，对设备日勺保护能力受多种原因日勺影响。其重要原因有：

缓蚀

剂的化学构成及性质，注入时的浓度和温度，塔顶流体II勺pH值和管线内物流U勺流速等等。

在工业装置上，由于塔顶惘出线较粗，低温缓蚀剂注入后如不能均匀分布，则虽有缓蚀剂但

防腐效

果并不好。因此缓蚀剂的充足溶解、均匀分布是很重要的。

低温缓蚀剂的注入部位在塔顶储出线的水平管段上。在合适的温度下（不一样的缓蚀剂有不

一样的温度

规定），还规定物流有合适的pH值。当pH值过低或过高，缓蚀剂会起变化而失效。一般状况

下,规定pH

值在7〜9.0之间，但不一样的缓蚀剂均有最佳pH值范围。

本装置的低温缓蚀剂重要使用在分储塔顶油气出口线和气压机二段出II线，以减缓分饰塔油

气线、

空冷管束、换热器及气压机二段出口空冷管束、换热器等设备的腐蚀速度。

高温缓蚀剂

高温缓蚀剂是重要为控制石油加工过程中的高温环烷酸腐蚀的缓蚀剂，该高温酸缓蚀剂以

高分子

量、岛沸点、高温稳定性好的和机物为原料，具中不含干扰下游加，工艺（如催化裂化以及

加氢裂化、

精制等）催化剂活性的元素。

高温缓蚀剂可在炼油装置的转油线以及塔壁等形成一层粘力很强的保护膜，该保护膜不会被

介质中

的油类溶解，能与金属表面的Fe形成强有力的络合物保护膜，该保护膜在该温度范围内稳定。

该稳定的

保护膜能有效II勺将环烷酸等有机酸与金属表面隔离，到达保护设备控制环烷酸高温腐蚀U勺目

的。

高温缓蚀剂的应用重要分为两个阶段：开始加注初期：在设备表面迅速形成保护膜，需加注

量为相

对介质的30—50ppm（根据酸值高下调整），正常加注期重要是为了修补被介质冲刷破坏的

保护膜，加

注量减少至5T5ppm。

高温环烷酸腐蚀是一种波及原油加工过程酸值、流速、流态、温度等多种影响原因口勺物理化

学过程，

因此选择加注位置非常重要，重要加注在环烷酸腐蚀严重区域的前面，注入点为原料灌罐底

抽出以及分

饰塔塔底抽出。

3.2.5.2消泡剂使用机理

消泡的机理是将产品喷洒在油料泡沫上时，由于它同气的表面张力和油E向界面张力都低而迅

速扩

展，使液膜局部变薄而导致泡沫破坏；抑泡的机理是在产品注入油料后，迅速渗透到泡的表

面，可有效

地减少接触点口勺表面张力，在泡外皮引起一种微弱点，从而引起破泡，克制泡沫生成。

本装置消泡剂重要使用在焦炭塔顶部，重要作用是通过注入消泡剂，减少焦炭塔中泡沫层的

高度，

减少因泡沫携带对分储塔底和加热炉管结焦的危害。

3.2.5.3阻焦剂使用机理

阻焦剂具有抗氧性能，抗氧剂有两种类型，一是链反应终止型，如酚型或胺型，此类物质可

提供一

个活泼原子给过氧基使之生成较稳定的化合物，而使链中断。二是过氧化物分解型，如抗氧

抗腐剂。

另一方面，阻焦剂还应具有金属钝化功能，能与渣油中的金属离子反应形成稳定的络合物,

由此反应形

成的］络合物，不会催化脱氢缩合反应和氧化链反应。

12

此外，阻焦剂还具有清洁分散性能，一旦有少许积垢或腐蚀产物形成，能制止它们汇集，以

限制颗

粒增大而沉积。

清洁分散剂还具有：（1）酸中和作用：中和渣油中的有机酸，防止其对金属设备的腐蚀。（2）

增溶作

用：能将本来在油中不能溶解的固体或液体溶质增溶于分散剂中。在使用过程中，它将含羟

基、基基、

段基的含氧化合物，增溶到胶束中，形成液体，防止深入氧化与缩合。（3）洗涤作用：将已

经吸附在

设备上的漆膜和积炭洗涤下来，分散在油中，使金属表面保持清洁。

阻焦剂中尚有成膜剂，它是一种表面活性剂，分子一端带有极性基团，另一端为油溶性U勺烽

基基团，

对金属表面具有很强的亲和力，能牢固地吸附在金属表面上，使金属表面上形成一层保护膜,

防止磨损。

此外，阻焦剂中还具有防诱剂，使金属不被氧及水锈蚀。

本装置阻焦剂重要注入在分储塔底循油返塔入口处，以减缓分储塔底抽出管线及加热炉管的

结焦。

3.3技术特点

采用一炉二塔H勺工艺路线，加热炉采用国内先进的）双辐射室多火嘴卧管立式炉，并采用双面

辐射、

多点注汽、双向烧焦及在线清焦等技术。加热炉的热效率可达92%。加热炉火嘴采用扁平焰

低NOx火嘴，

以减少对环境日勺污染。焦炭塔实现大型化，采用的直径达①8600。

3.3.1分储塔底部分换热循环，并加强过滤除去焦粉，缓和炉管结焦及塔底油温度稳定。

3.3.2采用高效的梯型浮阀塔板，提高分储U勺操作弹性，更适合优化分储塔口勺操作工况。设

柴油、中段

油、蜡油和原料渣油的换热器，尽量的运用分储塔的过剩热米加热原料，提高热运用率。同

步由于原

料和中段油、蜡油、柴油均有换热，便于分储塔取热比例的调整和换热后渣油温度的控制。

在工艺流程

设计中，采用分储塔内直接换热和微分油外循环的技术调整循环比。

（1）采用放空塔密闭排放技术，减少焦炭塔吹汽对环境的污染，并能使污油回用。

（2）焦炭塔采用无堵焦阀暖塔工艺流程，缩短了焦炭塔的油气预热时间，配设甩油罐，防

止预热时

甩油拿不净，切换四通阀引起突沸11勺问题。

（3）加热炉采用烟气预热空气，提高炉子的热效率。设置加热炉”勺余热问收系统及加热炉

进料量和

炉膛温度检测与燃料气控制的联锁控制。

（4）焦炭塔采用双塔单井架水力除焦方式，节省约20%的钢材。

(5)焦炭塔水力除焦系统采用先进欧JPLC安全自保联锁系统。该技术可以有效实现水力除

焦工作的

顺利进行和安全操作。

(6)富气采用压缩吸取的工艺技术方案，粗汽油采用稳定处理，以减少汽油中轻燃的夹带,

以利于

罐区的安全操作。

(10)冷焦水处理采用罐式隔油分离、旋流离心分离和密闭冷却的工艺技术，减少占地和环

境污染。

(11)切焦水处理采用高速离心分离、过滤、耀式贮存等技术，减少占地和环境污染。

4工艺过程阐明及流程图

4.1工艺过程阐明

4.1.1焦化部分

焦化原料重要来自常减压蒸储装置或罐区，也可以处理催化油浆，丙烷沥青，扫线油等重油，

首先

经柴油-原料油换热器(E-7104/1〜4)换热到200℃后进入原料缓冲罐(D-7101),然后由

原料泵

(P-7101/U2)抽出，先送经中段回流-原料油换热器(E-7106/1.2)换热至230℃,再经

蜡油-原料

油换热器(E-7107/1〜4),被换热到295c后进入分福塔(C-7102)下段换热洗涤区，在此

与来自焦炭

塔(C-7101/K2)的热油气(420℃)接触换热，原料油中蜡油以上重懦分与热油气(420℃)

中的被

冷凝下来的循环油一起流入分储塔底，塔底焦化油在340℃左右用加热炉进料泵(P-7102/K

2)抽出，

分为四路在流量控制下进入加热炉对流段，转经加热炉辐射段被迅速升温到496—5009。加

热炉每路

各设有3个注汽点，分别在对流入口、对流转辐射及炉出口倒数第4根炉管，采用3.5MPa蒸

汽按比例

注入。加热炉出口的两相高温物流经四通阀进入焦炭塔底部。

13

焦化油在焦炭塔内由于高温长时间停留，发生裂解、缩合等一系列反应。反应生成的焦炭聚

结在焦

炭塔内，反应生成的油气自焦炭塔顶逸出，进入分馆塔。

从焦炭塔顶逸出的热油气(420℃)进入分储塔换热段，通过6层换热洗涤板与295c的原料

油及

蜡油或重蜡油直接换热，循环油流入塔底，其他大量油气上升经6层换热板，进入重始油集

油箱，重蜡

油集油箱以上分储段，从下往上分储出重蜡油、蜡油、柴油、汽油和富气。以换热洗涤板1层

塔板下气

相温度控制调整1层及6层原料油进料比例。换热洗涤板6层用蜡油或重蜡油做回流，在减

少循环比的

同步，增长换热洗涤板液相量，保证洗涤效果。控制重蜡油集油箱下温度不超过395℃。

分福塔重蜡油集油箱内重蜡油(405℃)由循环油泵(P-7112/1、2)抽出后，返回分储塔3层

作循

环油或集油箱卜.油气洗涤油。

分福塔蜡油集油箱内蜡油(365*0由蜡油泵(P-7104/1、2)抽出，一部分返回分储塔蜡油

集油箱

下做为热回流以控制蜡油集油箱板下气相温度，从而控制蜡油干点；其他送经蜡油泵

(P-7104/U2)

抽出直接到蜡油-原料油换热器(E-7107/1〜4)降温至260c后，经蜡油蒸汽发生器(ER-7102)

发蒸

汽后降温到220C,再提成三路，一路至焦炭塔顶作急冷油；一路返回分银塔第8层作回流;

另一路经

蜡油-除氧水换热器(E-7108/k2)后，温度降为173.8℃,又提成二路，一路到放空塔作

冲洗油，另

一路经蜡油-软化水换热器(E-7109)冷到159.3C、经蜡油水冷器(E-7110/R2)冷到90℃

(热联合

时控制140C),又提成三路，一路返回C-102第8层作冷回流；一路蜡油至封油罐(D-7105)

作为高

温泵用封油；其他在蜡油集油箱液位控制下送出装置。

中段回流(325℃)从分馆塔15层塔板上抽出，由中段回流泵(P-7105/K2),抽送中段

回流-原

料换热器(E-7106/K2)降温至250℃,至稳定塔底重沸器(E-7212)作热源降温至200C

后，返回焦

化部分至再经蒸汽发生器(ER-7101),降温至190℃后返回分储塔18层塔板作回流。

柴油集油箱内柴油(238℃)由柴油泵(P-7106/1.2)抽出，送经柴油-原料油换热器

(E-7104/1-

4)再去解吸塔底重沸器(E-7203/1),一股在流量控制下与富吸取柴油混合返回分蝴塔(20、

23层)

做为热回流，其他再经柴油空冷器(A-7103/1〜4)后分为三路：一路在柴油集油箱液控下

出装置，一

路与富吸取柴油混合后回分储塔(20、23层)，另一路送至柴油吸取部分经贫吸取柴油冷

却器(E-7213)

冷却到40℃,经柴油吸取泵(P-7217/1.2)后，打入柴油吸取塔作为富气吸取剂用，自柴

油吸取塔底

返回的富吸取柴油经顶循油-富吸取油换热器(E-7105/K2)与顶循环汽油换热后和自

E-7203/1来的

一股柴油一起，也作为分瑞塔柴油回流返回塔20、23层塔板。柴油及富吸取柴油混合后返

塔温度为152

℃o

为了保证来自系统的燃料气(或自产瓦斯)进入加热炉火嘴前不带凝液，同步运用能量，燃

料气与

分储塔的顶循环回流(130℃)经顶循环回流-瓦斯气换热器(E-7102)换热至110℃。换热

后的顶循环

回流油温度降为126.4℃,由分储塔顶循环回流泵(P-7I07/1.2)抽送经顶循油-富吸取油

换热器

(E-7105/U2)与富吸取柴油换热，再去顶循环软化水换热器(E-7103)＞顶回流空冷器

(A-7102/1〜

4)、顶循环冷却器(E-7103/1)冷却到55℃返回分储塔，从而控制分循塔顶温度。

分储塔顶油气(注缓蚀剂及注水)经分储塔顶空冷器(A-7101/1-6),并经分储塔顶后冷器

(E-7101/1-4)冷到40℃,流入分储塔顶气液分离罐(D-7102),在罐内分出的汽油在分

液罐液控下

由汽油泵()7108/1、2)送去检定部分；焦化富气经压缩机入口富气分液罐(D-7201)脱

液后进入富

气压缩机。分储塔顶气液分离罐分水包分出的含硫污水用含硫污水泵(P-7114/K2)在界

面控制下部

分送加装置，部分注入A-7101和A-7201前作洗涤水。

焦炭塔吹汽、冷焦产生的大量高温(2200℃)蒸汽及少许油气进入放空塔(C-7103),从

顶部打入

蜡油储分，洗涤油气中的柴油以上重储分。塔底重油用放空塔底泵(P-7115/k2)抽出，

送经放空塔

底油及甩油冷却器(E-7113/1、2)冷却后，一部分作为放空塔顶回流，控制顶部气相温度

190℃左右，

另一部分在液面控制下送出装置。放空塔顶油气及大量蒸汽直接进入放空塔顶空冷器

(A-7104/1-8)、

后冷器(E-7112/1〜4)冷到40℃进入塔顶气液分离罐(D-7103)(＞分出的污油、污水由泵

(P-7116/U

2)送至甩油线出装置线或由泵(P-7116/1.2)送至焦炭塔冷焦水放水线，流进溢流储水罐

(D-7401)

和放空储水罐(D-7402)a

焦炭塔预热时产生的甩油进入甩油罐(D-7106),经甩油泵(P-7113/1.2)抽出送至放空

塔底油及

甩油冷却器(E-7113/1、2〕冷却后，送出装置或送至分储塔(C-7102)或原料缓冲罐(D-7101)

回炼。

14

不凝气排入瓦斯放火炬系统。

4.1.2吸取稳定部分

自2#焦化妆置来U勺富气经焦化富气压缩机(K-7201)升压到1.3MPa,然后经富气空冷器

(A-7201/U

2),冷却到60c后,与汽油吸取塔(C-7201)底富吸取油及脱吸塔(C-7202)顶气混合进

入饱和吸取

油冷却器(E-7201),冷却到40℃进入焦化富气平衡罐：D-7202),分液后的气体进入汽油

吸取塔

(C-7201),用1#焦化来的粗汽油作为吸取剂，用稳定汽油作为补充吸取剂增长对富气中C3、

C4的吸

收。为提高吸取率，汽油吸取塔设两个中段回流。汽油吸取塔顶的干气去柴油吸取塔，经柴

油吸取脱去

气体中的汽油后出装置去脱硫，塔底富吸取柴油在塔底液面控制阀控制下自压返回焦化分饱

塔作回流。

富气平衡罐(D-7202)平衡后H勺汽油自罐底作为脱吸塔进料经脱吸塔进料泵(P-7203/k2)

抽送

一路与稳定塔底H勺稳定汽油经脱吸塔进料一稳定汽油换熬器(E-7206)换热至90℃后进脱吸

塔的第7层

塔板，另一路不经换热直接去脱吸塔顶控制脱吸塔顶部温度;在塔中脱除富吸取汽油中的C1、

C2组份。

脱吸塔底脱乙烷汽油通过稳定塔进料泵(P-7204/R2)油送经稳定塔进料-稳定汽油换热器

(E-7205)

换热后进入稳定塔(C7-2D3)第20、24、28层。稳定塔顶气经稳定塔顶冷凝器(E-7204/1、

2)冷却至

40c后进入稳定塔顶回流罐(D-7208),罐中的液态烧由稳定塔顶回流泵(P-7205/U2)

送出后分为

两股，一部分作为回流返回稳定塔顶控制液态烧中的C5-含量，另一部分液态烧经液面控制

阀去脱硫装

置。稳定塔底的稳定汽油依次经稳定塔进料一稳定汽油换热器(E-7205)、脱吸塔中间重沸

器(E-7203/2)、

脱吸塔进料-稳定汽油换热器(E-7206)换热后通过稳定汽油空冷器(A-7202),稳定汽油

冷却器(E-7217)

冷却至40℃,一部分稳定汽油由补充吸取剂泵(P-7216/K2)打入汽油吸取塔第40层作补

充吸取剂，

另一部分稳定汽油经稳定塔液面控制阀出装置。

4.1.3冷焦水系统

焦炭塔运行到冷焦时，启动冷焦水给水泵(P-7130/ls2),从冷焦水储水罐(D-7403)将

冷焦水送

入焦炭塔进行冷焦，焦炭塔溢流及放空水排入溢流储水罐(D-7401)、放空储水罐(D-7402),

浮油浮至

水面，粉焦沉至罐底，两耀中的水经冷焦热水泵(1-7131/1、2)加压后进离心分离器

(M-7401/K2),

使油和水与焦粉分离