石油炼制工程套课件

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1、石油炼制工程石油炼制工程第一章第一章绪论绪论一、中国炼油工业发展现状 1 1、中国炼油工业发展简史、中国炼油工业发展简史 中国中国炼油工油工业是从建国以后开始建立的；在此之前是从建国以后开始建立的；在此之前仅有有几个很小的几个很小的炼油厂，而且工油厂，而且工艺技技术落后，落后，设备简陋，大部分陋，大部分石油石油产品依靠品依靠进口。口。 19581958年，在年，在兰州建成了中国第一座州建成了中国第一座现代化代化炼油厂；油厂； 19601960年，大年，大庆油田的开油田的开发，为我国我国炼油工油工业的的发展奠定了基展奠定了基础； 19631963年，年，实现了石油了石油产品基本自品基本自给； 1

2、9601960年代初，开始我国能自行年代初，开始我国能自行设计，先后建成常减，先后建成常减压蒸蒸馏、催化裂化、催化重整等催化裂化、催化重整等炼油生油生产装置，基本掌握了当装置，基本掌握了当时世界世界上的一些主要的上的一些主要的炼油工油工艺技技术。 19781978年后，由于先年后，由于先进技技术的引的引进，使我国的，使我国的炼油工油工艺技技术基基本或接近世界本或接近世界炼油技油技术水平。水平。 2 2、中国炼油工业现状、中国炼油工业现状 1 1）原油产量）原油产量 19591959年建成第一个石油基地大年建成第一个石油基地大庆油田，年油田，年产量量140140万吨，万吨，占当占当时产量量50%

3、50%； 19631963年生年生产原油原油439439万吨，占当万吨，占当时石油石油产量量68%68%； 19741974年大年大庆生生产原油原油50005000万吨；万吨； 19781978年我国原油年我国原油产量突破量突破1 1亿吨，成吨，成为世界世界产油大国；油大国； 现在，全国共在在，全国共在陆地、海上建油气田地、海上建油气田2525个；个； 19981998年生年生产原油原油1 1.6亿吨，天然气吨，天然气217亿立方米；立方米； 近年来，减小开采量，逐步增加近年来，减小开采量，逐步增加进口量。口量。 发现全国第二大油田，大北油气田。全国第二大油田，大北油气田。50年来，累年来，累

4、计产原油原油35亿吨，吨，4000亿立方米天然气；按立方米天然气；按当前价当前价则算算约合人民合人民币40000亿元；累元；累计出口原油出口原油4.61亿吨，成品油吨，成品油1.22亿吨，吨，创汇851亿美元；美元； 目前已探明原油储量目前已探明原油储量197亿吨，天然气亿吨，天然气2万亿立方米；万亿立方米；2）原油加工能力）原油加工能力我国第一座我国第一座炼油厂在油厂在兰州；到州；到1998年全国有大小年全国有大小炼油厂油厂194座，年原油加工能力座，年原油加工能力2.7亿吨，生吨，生产成品油成品油1亿多万吨，主要油品基本多万吨，主要油品基本满足需要。其中，足需要。其中，处理能力大于理能力大

5、于250万吨万吨/年，占近年，占近90%；2001年，原油加工量近年，原油加工量近2.1亿吨，汽油吨，汽油产量量4124万吨，柴油万吨，柴油产量量7404万吨，煤油万吨，煤油产量量789万吨，液化气万吨，液化气产量量1065万吨，天然气万吨，天然气产量量303亿立方米。立方米。 炼油油规模逐模逐渐加大，加大，节省能源省能源、人力、设备资金、人力、设备资金和和占地面占地面积。国外最大的国外最大的炼油厂油厂规模高达模高达4085万吨万吨/年，平均年，平均规模模540万吨万吨/年，我国最大的年，我国最大的炼油厂油厂规模高达模高达1600万吨万吨/年，平均年，平均规模模378万吨万吨/年。年。国内外主

6、要原油的性质国内外主要原油的性质特点和加工方案特点和加工方案v1、我国主要原油的性质和特点、我国主要原油的性质和特点v2、主要进口原油的性质和特点、主要进口原油的性质和特点v3、几种类型原油加工特点、几种类型原油加工特点v4、原油加工方案原油加工方案1、我国主要原油的性质和特点、我国主要原油的性质和特点v我国产量较大的原油可分为三种类型：我国产量较大的原油可分为三种类型：v1）石蜡基原油）石蜡基原油v2)中间基与石蜡中间基与石蜡中间基原油中间基原油v3)环烷和环烷环烷和环烷中间基原油中间基原油1）石蜡基原油）石蜡基原油v油田：油田：v大庆、吉林、中原、青海等。大庆、吉林、中原、青海等。v特点：

7、特点：v含含硫硫低低，镍镍和和钒钒含含量量不不高高，残残炭炭低低，沥青质低，含蜡高，凝固点高。沥青质低，含蜡高，凝固点高。2)中间基与石蜡中间基与石蜡中间基原油中间基原油v油油田田：胜胜利利、辽辽河河、大大港港等等。特特点点：蜡含量低，镍含量高蜡含量低，镍含量高3)环烷和环烷环烷和环烷中间基原油中间基原油v油田：孤岛、单家寺、羊三木、油田：孤岛、单家寺、羊三木、v高升等。高升等。v特点：密度大，含蜡低，凝点低，特点：密度大，含蜡低，凝点低，v胶质、残炭、酸值、镍含量高。胶质、残炭、酸值、镍含量高。2、主要进口原油的性质和特点、主要进口原油的性质和特点v1）中东原油：中东原油：v轻轻质质油油收收

8、率率高高，氮氮含含量量低低，硫硫含含量量高高，蜡蜡含含量量低低，凝凝点点低低，金金属属含含量量高高，钒钒高高镍镍低低，胶胶质质含含量量低低，残残炭炭和和沥沥青青质质高高。基基本本属属于于：含含硫硫和和高高硫硫中中间间基基原原油油。适适于多产柴油和沥青。于多产柴油和沥青。v2）亚太地区原油：亚太地区原油：v轻质油收率高，硫含量低。轻质油收率高，硫含量低。v3）西西非非原原油油：一一般般属属于于低低硫硫石石蜡蜡基基原原油油，轻轻质质油油收收率高，硫含量低。率高，硫含量低。v4）独联体原油：轻质油收率高，凝点低。独联体原油：轻质油收率高，凝点低。3、几种类型原油加工特点、几种类型原油加工特点v1）低

9、硫石蜡基原油低硫石蜡基原油v以大庆原油为代表，其加工特点：以大庆原油为代表，其加工特点：v（1）由于原油含硫少，氮含量不高，轻质直馏产品基本）由于原油含硫少，氮含量不高，轻质直馏产品基本v不需要精制。不需要精制。v（2）减压馏分油是催化裂化的好原料，是生产润滑油好原料。）减压馏分油是催化裂化的好原料，是生产润滑油好原料。v（3）由于含蜡高，是生产石蜡的好原料。）由于含蜡高，是生产石蜡的好原料。v（4）由于轻馏分油饱和烃含量高，作为裂解原料，乙烯收率高。）由于轻馏分油饱和烃含量高，作为裂解原料，乙烯收率高。v（5）由于减压渣油的残炭低，杂质少，可以作为催化裂化原料。）由于减压渣油的残炭低，杂质少

10、，可以作为催化裂化原料。vv2）中间基原油中间基原油v以胜利、辽河等原油代表，其加工特点：以胜利、辽河等原油代表，其加工特点：v（1）直直馏馏汽汽油油芳芳烃烃潜潜含含量量较较高高，适适于于作作为为催催化化重重整整原原料料。其其直直馏馏产产品品酸酸度度高高，一一般般需需要精制。要精制。v（2）减减压压馏馏分分油油中中，烷烷烃烃含含量量低低，作作为为催催化化裂裂化化原原料料，生生焦焦量量大大，柴柴油油十十六六烷烷值值低低，需需要要改改质质，各各馏馏分分的的芳芳烃烃含含量量都都较较高高，不不适适合作裂解原料。合作裂解原料。v（3）渣油可以生产沥青。渣油可以生产沥青。v3）含硫和高硫原油含硫和高硫原油

11、v 以中东原油为代表，其加工特点：以中东原油为代表，其加工特点：v（1）产品含硫高，需要精制脱硫。）产品含硫高，需要精制脱硫。v（2）柴柴油油收收率率高高，凝凝点点低低，十十六六烷烷指数高，适合于生产低凝优质柴油。指数高，适合于生产低凝优质柴油。v（3）减压渣油蜡含量低，饱和烃含）减压渣油蜡含量低，饱和烃含量少，是生产高等级沥青的优质原料。量少，是生产高等级沥青的优质原料。v炼油厂的构成和工艺流程炼油厂的构成和工艺流程一一、炼油生产装置炼油生产装置v原油分离装置原油分离装置v重质油轻质化装置重质油轻质化装置v油品改质及油品精致装置油品改质及油品精致装置v油品调和装置油品调和装置v气体加工装置气

12、体加工装置v制氢装置制氢装置v化工产品生产装置化工产品生产装置二二、辅助设施辅助设施v供电系统供电系统v供水系统供水系统v供水蒸气系统供水蒸气系统v供气系统供气系统v原油和产品储运系统原油和产品储运系统v三废处理系统三废处理系统v催化裂化：以较重原油为原料，用硅酸催化裂化：以较重原油为原料，用硅酸铝或在硅酸铝上加入分子筛为催化剂来铝或在硅酸铝上加入分子筛为催化剂来生产汽油生产汽油、柴油和液化气等轻质产品。、柴油和液化气等轻质产品。一般用减压馏分油、脱沥青油、焦化蜡一般用减压馏分油、脱沥青油、焦化蜡油为原料。油为原料。v催化重整：以石脑油为原料，在催化剂催化重整：以石脑油为原料，在催化剂和氢气作

13、用下进行的重整过程，用于生和氢气作用下进行的重整过程，用于生产芳烃或高辛烷值的汽油。产芳烃或高辛烷值的汽油。v加氢精制：各种直馏的或二次加工的加氢精制：各种直馏的或二次加工的油，靠加氢方法来脱除硫油，靠加氢方法来脱除硫、氮、氧、氮、氧、金属等杂质，统称为加氢精制。金属等杂质，统称为加氢精制。v加氢裂化：在一定温度和氢压下，靠加氢裂化：在一定温度和氢压下，靠催化剂的作用，使重质原料油发生裂催化剂的作用，使重质原料油发生裂化、加氢、异构化等反应，生产各种化、加氢、异构化等反应，生产各种轻质油品或润滑油料的二次加工方法。轻质油品或润滑油料的二次加工方法。加工能力加工能力v原油加工能力：常压蒸馏原油加

14、工能力：常压蒸馏v重质油轻质化能力：催化裂化重质油轻质化能力：催化裂化加氢裂化加氢裂化焦化过程的处理能力与原油加工能力之比焦化过程的处理能力与原油加工能力之比v生产汽油的能力：催化裂化（数量）生产汽油的能力：催化裂化（数量）v催化重整催化重整烷基化烷基化异构（质量）异构（质量）v加工含硫原油的能力：加氢能力加工含硫原油的能力：加氢能力v第七章第七章石油蒸馏过程石油蒸馏过程v蒸馏是将液体混合物按其所含组分的沸点或蒸馏是将液体混合物按其所含组分的沸点或蒸汽压的不同而分离为轻重不同的各种馏分，蒸汽压的不同而分离为轻重不同的各种馏分，或者是分离为近似纯的产物。在炼厂中，可或者是分离为近似纯的产物。在炼

15、厂中，可以遇到多种形式的蒸馏操作，但可以把它们以遇到多种形式的蒸馏操作，但可以把它们归纳为三种基本类型。归纳为三种基本类型。v1、闪蒸、闪蒸平衡汽化平衡汽化v进料以某种方式被加热至部分汽化，经过减压进料以某种方式被加热至部分汽化，经过减压设施，在一个容器（如：闪蒸罐、蒸发塔、蒸设施，在一个容器（如：闪蒸罐、蒸发塔、蒸馏塔的汽化段等）的空间内，在一定的温度、馏塔的汽化段等）的空间内，在一定的温度、压力下，气液两相迅即分离，得到相应的气相压力下，气液两相迅即分离，得到相应的气相和液相产物，此过程即为闪蒸。和液相产物，此过程即为闪蒸。v上述过程中，如果气、液两相有足够的时间密上述过程中，如果气、液两

16、相有足够的时间密切接触，达到平衡状态，则这种汽化方式称为切接触，达到平衡状态，则这种汽化方式称为平衡汽化。平衡汽化。v平衡汽化的逆过程称为平衡冷凝。平衡汽化的逆过程称为平衡冷凝。v2.简单蒸馏简单蒸馏渐次汽化渐次汽化v简单蒸馏是实验室或小型装置上常用于浓缩物简单蒸馏是实验室或小型装置上常用于浓缩物料或粗略分割油料的一种蒸馏方法。液体混合料或粗略分割油料的一种蒸馏方法。液体混合物在蒸馏釜中被加热，在一定压力下，当温度物在蒸馏釜中被加热，在一定压力下，当温度达到混合物的泡点温度时，液体即开始汽化，达到混合物的泡点温度时，液体即开始汽化，生成微量蒸气。生成的蒸气当即被引出并经冷生成微量蒸气。生成的蒸

17、气当即被引出并经冷凝冷却后收集起来，同时液体继续加热，继续凝冷却后收集起来，同时液体继续加热，继续生成蒸气并被引出。这种蒸馏方式称为简单蒸生成蒸气并被引出。这种蒸馏方式称为简单蒸馏或微分蒸馏。馏或微分蒸馏。v在简单蒸馏中，每个瞬间形成的蒸气都与残存在简单蒸馏中，每个瞬间形成的蒸气都与残存液相处于平衡状态，在整个蒸馏过程中，所产液相处于平衡状态，在整个蒸馏过程中，所产生的一系列微量蒸气的组成是不断变化的。生的一系列微量蒸气的组成是不断变化的。v3.精馏精馏v精馏有连续式和间歇式两种，现代石油加工装精馏有连续式和间歇式两种，现代石油加工装置中都采用连续式精馏；沿着精馏塔高度建立置中都采用连续式精馏

18、；沿着精馏塔高度建立了两个梯度：了两个梯度：v温度梯度，即自塔底至塔顶温度逐级下降。温度梯度，即自塔底至塔顶温度逐级下降。v浓度梯度，即气、液相物流的轻组分浓度自浓度梯度，即气、液相物流的轻组分浓度自塔底至塔顶逐级增大。塔底至塔顶逐级增大。v借助于精馏过程，可以得到一定沸程的馏分，借助于精馏过程，可以得到一定沸程的馏分，也可以得到纯度很高的产品。对于石油精馏，也可以得到纯度很高的产品。对于石油精馏，一般只要求其产品是有规定沸程的馏分，在炼一般只要求其产品是有规定沸程的馏分，在炼油厂中，常常有些精馏塔在精馏段抽出一个或油厂中，常常有些精馏塔在精馏段抽出一个或几个侧线产品，也有一些精馏塔只有精馏段

19、或几个侧线产品，也有一些精馏塔只有精馏段或提馏段。提馏段。v第一节第一节石油及其馏分的气一液平衡石油及其馏分的气一液平衡v一、气一液相平衡及相平衡常数一、气一液相平衡及相平衡常数v当体系中气、液两相呈平衡时，整个相平衡体系当体系中气、液两相呈平衡时，整个相平衡体系的温度和压力都是均匀的。按热力学第二定律有：的温度和压力都是均匀的。按热力学第二定律有：式中式中气相和液相中气相和液相中组分分i的化学位的化学位。 对于非理想溶液，于非理想溶液，则组分的逸度分的逸度应当代以活度当代以活度来来处理相平衡关系，在气液理相平衡关系，在气液传质过程中，气液程中，气液平衡平衡时某某组分在气相中的分在气相中的浓度

20、与其在液相中度与其在液相中浓度的比度的比值称称为相平衡常数。相平衡常数。 v1PTK列线图法列线图法v图图75是轻质烃的是轻质烃的PTK列线图，反映了相列线图，反映了相平衡常数与压力和温度的关系。此法求得的相平衡常数与压力和温度的关系。此法求得的相平衡常数值只是温度和压力的函数，而与混合平衡常数值只是温度和压力的函数，而与混合物的组成无关。显然，此法只适用于气相和液物的组成无关。显然，此法只适用于气相和液相都是理想溶液的体系。此法的精确度虽然不相都是理想溶液的体系。此法的精确度虽然不是很高，但是对一般工程计算是适用的，而且是很高，但是对一般工程计算是适用的，而且方法简捷。方法简捷。v2会聚压法

21、会聚压法v对于非理想溶液，混合物的组成对相平衡常数有影对于非理想溶液，混合物的组成对相平衡常数有影响。对于这个影响，在用热力学参数计算的方法中是借响。对于这个影响，在用热力学参数计算的方法中是借助于活度系数来进行助于活度系数来进行“校正校正”的。此外，还有另一种解的。此外，还有另一种解决办法，就是引进一个新的参数决办法，就是引进一个新的参数会聚压。会聚压。v 为便于说明什么是体系的会聚压，以一个由组分为便于说明什么是体系的会聚压，以一个由组分A(低沸组分低沸组分)和和B(高沸组分高沸组分)组成的二元混合物为例。组成的二元混合物为例。将将A和和B在恒温下的相平衡常数在恒温下的相平衡常数K随压力随

22、压力P的变化予以的变化予以标绘，得到如图标绘，得到如图76所示的所示的logKlogP关系曲线。如关系曲线。如果是理想溶液，则果是理想溶液，则A和和B是两条互不相关的直线是两条互不相关的直线(如虚如虚线所示线所示)，它们不会交汇。然而在高压条件下，实际混，它们不会交汇。然而在高压条件下，实际混合物必然是非理想溶液，表现出与理想溶液有明显的合物必然是非理想溶液，表现出与理想溶液有明显的差别：差别：A、B两条曲线互相趋近，最后于两条曲线互相趋近，最后于K=1.0处会聚处会聚于一点。对应于这个会聚点的压力就称为混合物的会于一点。对应于这个会聚点的压力就称为混合物的会聚压或收敛压聚压或收敛压Pcv，如

23、果所选的温度条件正好是混合物，如果所选的温度条件正好是混合物的临界温度的临界温度Tc，则此时的会聚压就等于体系的临界压，则此时的会聚压就等于体系的临界压力力PC。只要温度不高于混合物中最重组分的临界温度，。只要温度不高于混合物中最重组分的临界温度，就会出现会聚现象，只是温度不同时，体系的会聚压就会出现会聚现象，只是温度不同时，体系的会聚压数值也不相同。数值也不相同。vv3.K值的内插和外延值的内插和外延v在缺乏所需相平衡常数资料的情况下，可以考虑在缺乏所需相平衡常数资料的情况下，可以考虑根据已有的数据进行内插和外延，但应注意限度。根据已有的数据进行内插和外延，但应注意限度。同样分子特征的化合物

24、，如同系物，在温度和压同样分子特征的化合物，如同系物，在温度和压力一定时，它们的力一定时，它们的logK与相对分子质量与相对分子质量M的关系的关系是一条直线。因此，已知几个同系物的是一条直线。因此，已知几个同系物的K值，可值，可以用内插法或在不大的范围内外延的办法来求取以用内插法或在不大的范围内外延的办法来求取其他同类化合物的其他同类化合物的K值。值。v在恒温下，将在恒温下，将logK对总压作图，也可得一直线，对总压作图，也可得一直线，在对比压力在对比压力Pr0.4的范围内，可以延长直线以估的范围内，可以延长直线以估定其他压力下的定其他压力下的K值。值。v在恒压下，将在恒压下，将logK对温度

25、作图所得的曲线，可对温度作图所得的曲线，可外延到对比温度外延到对比温度Tr=0.5处，从而得到其他温度下处，从而得到其他温度下的的K值。值。v二、石油及石油馏分的蒸馏曲线二、石油及石油馏分的蒸馏曲线v1.恩氏蒸馏曲线恩氏蒸馏曲线v恩氏蒸馏是一种简单蒸馏，它是以规格化的仪器恩氏蒸馏是一种简单蒸馏，它是以规格化的仪器和在规定的实验条件下进行的，故是一种提条件和在规定的实验条件下进行的，故是一种提条件性的试验方法。将馏出温度（气相温度）对馏出性的试验方法。将馏出温度（气相温度）对馏出量（体积百分率）作图，得到恩氏蒸馏曲线。量（体积百分率）作图，得到恩氏蒸馏曲线。v恩氏蒸馏的本质是渐次汽化，基本上没有

26、精馏作恩氏蒸馏的本质是渐次汽化，基本上没有精馏作用，因而不能显示油品中各组分的实际沸点，但用，因而不能显示油品中各组分的实际沸点，但能反映油品在一定条件下的汽化性能，简单易行，能反映油品在一定条件下的汽化性能，简单易行，所以，广泛用作反映油品汽化性能的一种规格试所以，广泛用作反映油品汽化性能的一种规格试验。验。v2.实沸点蒸馏曲线实沸点蒸馏曲线v实沸点蒸馏是一种实验室间歇蒸馏。油品的实沸点蒸馏是一种实验室间歇蒸馏。油品的实沸点蒸馏曲线大体上反映各组分沸点变迁实沸点蒸馏曲线大体上反映各组分沸点变迁情况的连续曲线。情况的连续曲线。v3.平衡汽化曲线平衡汽化曲线v在实验室平衡汽化设备中，将油品加热汽

27、化，使在实验室平衡汽化设备中，将油品加热汽化，使气液两相在恒定的压力和温度下密切接触一段足气液两相在恒定的压力和温度下密切接触一段足够长的时间迅即分离，即可得到油品在该条件下够长的时间迅即分离，即可得到油品在该条件下的平衡汽化率。在恒压下选择几个合适的温度的平衡汽化率。在恒压下选择几个合适的温度（至少五个）进行试验，就可得到恒压下平衡汽（至少五个）进行试验，就可得到恒压下平衡汽化率与温度的关系。以汽化温度对汽化率作图，化率与温度的关系。以汽化温度对汽化率作图，即可得油品的平衡汽化曲线。即可得油品的平衡汽化曲线。v根据平衡汽化曲线，可以确定油品在不同汽化率根据平衡汽化曲线，可以确定油品在不同汽化

28、率时的温度（如精馏塔进料段的温度），泡点温度时的温度（如精馏塔进料段的温度），泡点温度（如精馏塔侧线温度和塔底温度），露点温度（如精馏塔侧线温度和塔底温度），露点温度（精馏塔顶温度）等。（精馏塔顶温度）等。v4.三种蒸馏曲线的比较三种蒸馏曲线的比较v同一种油品的三种蒸馏曲线，就曲线的斜率而同一种油品的三种蒸馏曲线，就曲线的斜率而言，平衡汽化曲线最平缓，恩氏蒸馏曲线比较言，平衡汽化曲线最平缓，恩氏蒸馏曲线比较陡，而实沸点蒸馏曲线的斜率最大。这种差别陡，而实沸点蒸馏曲线的斜率最大。这种差别正是这三种蒸馏方式分离效率的差别的反映，正是这三种蒸馏方式分离效率的差别的反映，即实沸点蒸馏的分离精确度最高，

29、恩氏蒸馏次即实沸点蒸馏的分离精确度最高，恩氏蒸馏次之，而平衡汽化最差。这是由三种蒸馏的本质之，而平衡汽化最差。这是由三种蒸馏的本质所决定。所决定。v5.蒸馏曲线的相互换算蒸馏曲线的相互换算v1）常压蒸馏曲线的互相换算）常压蒸馏曲线的互相换算va）常压恩氏蒸馏曲线和实沸点蒸馏曲线的互换）常压恩氏蒸馏曲线和实沸点蒸馏曲线的互换v互换时，可利用实沸点蒸馏互换时，可利用实沸点蒸馏50%馏出温度与恩氏蒸馏馏出温度与恩氏蒸馏50%馏出温度的关系图馏出温度的关系图和实沸点蒸馏曲线各段温差与和实沸点蒸馏曲线各段温差与恩氏蒸馏曲线各段温差的关系图恩氏蒸馏曲线各段温差的关系图。v这两张图适用于特性因素这两张图适用

30、于特性因素=11.8，沸点低于，沸点低于427的油的油品。计算馏出温度与实验相差约品。计算馏出温度与实验相差约5.5，偏离规定条件，偏离规定条件时可能产生重大误差。时可能产生重大误差。vb）常压恩氏蒸馏曲线和平衡汽化曲线的互换）常压恩氏蒸馏曲线和平衡汽化曲线的互换v互换时，可利用常压恩氏蒸馏互换时，可利用常压恩氏蒸馏50%点与平衡汽化点与平衡汽化50%点点的换算图的换算图和平衡汽化曲线各段温差与恩氏蒸馏曲线各和平衡汽化曲线各段温差与恩氏蒸馏曲线各段温差的关系图段温差的关系图。v这两张图适用于特性因素这两张图适用于特性因素=11.8，沸点低于，沸点低于427的油的油品，计算馏出温度与实验偏差在品

31、，计算馏出温度与实验偏差在8.3以内。以内。vc）常压实沸点蒸馏曲线和平衡汽化曲线的互）常压实沸点蒸馏曲线和平衡汽化曲线的互换换v互换时，可利用经验图表互换时，可利用经验图表常压实沸点蒸馏常压实沸点蒸馏曲线与平衡汽化曲线的换算曲线与平衡汽化曲线的换算。该图引进了。该图引进了参考线的概念，所谓参考线是指通过实沸点参考线的概念，所谓参考线是指通过实沸点蒸馏或平衡汽化曲线的蒸馏或平衡汽化曲线的10%点与点与70%点的直点的直线。线。v2）减压）减压1.33kPa（残压（残压10mmHg）蒸馏曲）蒸馏曲线的互换线的互换v残压残压1.33kPa（10mmHg）的各种蒸馏曲线）的各种蒸馏曲线的互相换算可以

32、采用经验图表：的互相换算可以采用经验图表：v3）减压）减压1.33kPa（残压（残压10mmHg）蒸馏曲）蒸馏曲线换算为常压蒸馏曲线线换算为常压蒸馏曲线v4）常压平衡汽化曲线换算为压力下平衡汽化）常压平衡汽化曲线换算为压力下平衡汽化曲线曲线v5）常压与减压平衡汽化曲线的换算）常压与减压平衡汽化曲线的换算v三、复杂体系汽三、复杂体系汽液平衡的液平衡的“假多元组分假多元组分”处处理方法理方法v假多元系法：把石油或石油馏分按沸程分为一假多元系法：把石油或石油馏分按沸程分为一系列窄馏分，每个窄馏分都被看作一个组分，系列窄馏分，每个窄馏分都被看作一个组分，称为假组分或虚拟组分，同时以窄组分的平均称为假组

33、分或虚拟组分，同时以窄组分的平均沸点、密度、平均相对分子质量等表征各假组沸点、密度、平均相对分子质量等表征各假组分的性质。这样，石油馏分这一复杂混合物就分的性质。这样，石油馏分这一复杂混合物就可以看成是由一定数量假组分构成的假多元系可以看成是由一定数量假组分构成的假多元系混合物，然后按多元系气液平衡的处理方法进混合物，然后按多元系气液平衡的处理方法进行计算。这种处理方法称为假组分法或假多元行计算。这种处理方法称为假组分法或假多元系法。系法。v四、油一水不互溶体系的气一液平衡四、油一水不互溶体系的气一液平衡v水在油中的溶解度很微小，一般情况下都把水水在油中的溶解度很微小，一般情况下都把水和油的混

34、合物看作是不互溶体系。至于气相，则和油的混合物看作是不互溶体系。至于气相，则任何气体都能均匀混合。因此，所谓不互溶只是任何气体都能均匀混合。因此，所谓不互溶只是指液相而言。指液相而言。v在石油蒸馏塔中，常常吹入一定量的过热水蒸在石油蒸馏塔中，常常吹入一定量的过热水蒸气以降低油气分压而帮助它汽化；塔顶的气相馏气以降低油气分压而帮助它汽化；塔顶的气相馏出物往往在水蒸气的存在下冷凝冷却等等。这些出物往往在水蒸气的存在下冷凝冷却等等。这些情况司以归纳成三种类型，即：过热水蒸气存在情况司以归纳成三种类型，即：过热水蒸气存在下油的汽化；饱和水蒸气存在下油的汽化；油气下油的汽化；饱和水蒸气存在下油的汽化；油

35、气水蒸气混合物的冷凝。水蒸气混合物的冷凝。v1.过热水蒸气存在下油的汽化过热水蒸气存在下油的汽化v在这种情况下，水蒸气始终处于过热状态，在这种情况下，水蒸气始终处于过热状态，即没有液相水的存在。即没有液相水的存在。v在气相中在气相中(7-50)v式中式中P体系总压；体系总压；vPAA蒸气的分压；蒸气的分压；vPS水蒸气的分压。水蒸气的分压。v由于只有由于只有A一个液相，而且与汽相呈平衡，一个液相，而且与汽相呈平衡，v故故v式中为纯式中为纯A的饱和蒸气压。的饱和蒸气压。v当体系总压一定时，而且没有水蒸气存在，当体系总压一定时，而且没有水蒸气存在，则液体则液体A要在时才能沸腾。可是在水蒸气存在要在

36、时才能沸腾。可是在水蒸气存在时，只要，时，只要，A就能沸腾。或者说，过热水蒸气就能沸腾。或者说，过热水蒸气的存在使的存在使A的沸点下降了。的沸点下降了。v下面再分析一下过热水蒸气的数量的影响。下面再分析一下过热水蒸气的数量的影响。根据分压定律，在气相中，根据分压定律，在气相中，式中，式中，NS和和NA分别为水蒸气和分别为水蒸气和A蒸气的摩尔数。蒸气的摩尔数。v当当P一定、要求一定、要求A的汽化量的汽化量NA一定，则一定，则NS增增大时，大时，PA0可降低，换言之，增加可降低，换言之，增加NS可以在更可以在更低的温度下得到相同数量的低的温度下得到相同数量的NA。v当当P和和T都一定时，方程式的右

37、方为一常数，都一定时，方程式的右方为一常数，则增大则增大NS时，时，NA会按比例增大。会按比例增大。v如果体系中的物料不是纯物质如果体系中的物料不是纯物质A而是石油馏分而是石油馏分O，上述的基本原理仍然适用，但是由于石油，上述的基本原理仍然适用，但是由于石油馏分不是纯物质而是一种混合物，在具体计馏分不是纯物质而是一种混合物，在具体计算中会带来一些重要的差别。算中会带来一些重要的差别。v2.饱和水蒸气存在下油的汽化饱和水蒸气存在下油的汽化v对于这种情况，在气相中是水蒸气和油气组对于这种情况，在气相中是水蒸气和油气组成的均匀相，在液相中则有不互溶的两相成的均匀相，在液相中则有不互溶的两相水相和油相

38、。在平衡时，水相和油相。在平衡时，v 3油气一水蒸气混合物的冷凝油气一水蒸气混合物的冷凝v油气一水蒸气混合物的冷凝实际上就是前边油气一水蒸气混合物的冷凝实际上就是前边两种情况的逆过程。在实际过程中，油气一两种情况的逆过程。在实际过程中，油气一水汽混合物是在流动中被冷凝冷却，在流动水汽混合物是在流动中被冷凝冷却，在流动中会有流动压降，因此，混合物的冷凝过程中会有流动压降，因此，混合物的冷凝过程也不是一个恒压过程。但是，此过程的基本也不是一个恒压过程。但是，此过程的基本原理仍然是一样的，只是问题变得稍为复杂原理仍然是一样的，只是问题变得稍为复杂一些罢了。在系统压降不太大时，为方便起一些罢了。在系统

39、压降不太大时，为方便起见，常可把它当作恒压过程来对待。见，常可把它当作恒压过程来对待。v第二节第二节原油精馏塔原油精馏塔v一、常减压蒸馏流程一、常减压蒸馏流程v一个生产装置的设备、机泵、工艺管线和控一个生产装置的设备、机泵、工艺管线和控制仪表按生产的内在联系而形成的有机组合制仪表按生产的内在联系而形成的有机组合称为工艺流程。在图中只列出主要设备、机称为工艺流程。在图中只列出主要设备、机泵和主要的工艺管线，称为原理流程图。泵和主要的工艺管线，称为原理流程图。v图图733是典型的原油常减压蒸馏原理流程图。是典型的原油常减压蒸馏原理流程图。它是以精馏塔和加热炉为主体而组成蒸馏装它是以精馏塔和加热炉为

40、主体而组成蒸馏装置。置。v原油在蒸馏前必须进行严格的脱盐、脱水，脱盐后原油原油在蒸馏前必须进行严格的脱盐、脱水，脱盐后原油换热到换热到230240进初馏塔（又称预汽化塔），塔顶进初馏塔（又称预汽化塔），塔顶出轻汽油馏分或重整原料。塔底为拔头原油经常压炉加出轻汽油馏分或重整原料。塔底为拔头原油经常压炉加热至热至360370进入常压分馏塔，塔项出汽油。侧线进入常压分馏塔，塔项出汽油。侧线自上而下分别采出煤油、柴油以及其它油料，常压塔底自上而下分别采出煤油、柴油以及其它油料，常压塔底油经减压炉加热到油经减压炉加热到405410送入减压塔，为了减少送入减压塔，为了减少管路压力降和提高减压塔顶真空度，减

41、压塔项一般不出管路压力降和提高减压塔顶真空度，减压塔项一般不出产品而直接与抽空设备联接，并采用塔顶循环回流方武。产品而直接与抽空设备联接，并采用塔顶循环回流方武。减压塔开有减压塔开有34个侧线，根据炼油厂的加工类型（燃料个侧线，根据炼油厂的加工类型（燃料型或润滑油型）不同可生产催化裂化原料或润滑油料。型或润滑油型）不同可生产催化裂化原料或润滑油料。从原油的处理过程来看，上述常减压蒸馏装置分为原油从原油的处理过程来看，上述常减压蒸馏装置分为原油初馏（预汽化）、常压蒸馏和减压蒸馏三部分，油料在初馏（预汽化）、常压蒸馏和减压蒸馏三部分，油料在每一部分都经历了一次加热汽化冷凝过程，故称之每一部分都经历

42、了一次加热汽化冷凝过程，故称之为为“三段汽化三段汽化”v采用初馏塔的好处是：采用初馏塔的好处是：v（l）可显著减小换热系统压力降，避免原油泵出口）可显著减小换热系统压力降，避免原油泵出口压力过高，减少动力消耗和设备泄漏的可能性。压力过高，减少动力消耗和设备泄漏的可能性。v（2）可避兔或减小当原油脱盐脱水不好时引起的流）可避兔或减小当原油脱盐脱水不好时引起的流动阻力增大及系统操作不稳。动阻力增大及系统操作不稳。v（3）减轻主塔（常压塔）塔项系统腐蚀，初馏塔可）减轻主塔（常压塔）塔项系统腐蚀，初馏塔可得到含砷量低的重整原料。得到含砷量低的重整原料。v此外，设置初馏塔有利于装置处理能力的提高。此外，

43、设置初馏塔有利于装置处理能力的提高。v一段汽化：指的是原油经过一次的加热一汽化一一段汽化：指的是原油经过一次的加热一汽化一冷凝完成了将原油分割为符合一定要求馏出物的加冷凝完成了将原油分割为符合一定要求馏出物的加工过程。工过程。v二段汽化：常压蒸馏减压蒸馏二段汽化：常压蒸馏减压蒸馏v三段汽化：预汽化常压蒸馏减压蒸馏三段汽化：预汽化常压蒸馏减压蒸馏一脱四注一脱四注v一、一脱一、一脱v原油中含有盐类，与水发生水解反应生原油中含有盐类，与水发生水解反应生成盐酸，有腐蚀性。成盐酸，有腐蚀性。v炼油厂采用电脱盐的方法，盐类溶解在炼油厂采用电脱盐的方法，盐类溶解在水中，脱盐和脱水是同时进行的。水中，脱盐和脱

44、水是同时进行的。v二、四注二、四注v注氨：中和盐酸和硫化氢，增强缓蚀剂注氨：中和盐酸和硫化氢，增强缓蚀剂的作用。的作用。v注缓蚀剂：使金属不被腐蚀。注缓蚀剂：使金属不被腐蚀。v注水：增加水滴的密度使使水滴更易聚注水：增加水滴的密度使使水滴更易聚结，溶解溶解悬浮在油中的盐。结，溶解溶解悬浮在油中的盐。v注碱：把油中的盐转化为不易水解的氯注碱：把油中的盐转化为不易水解的氯化钠。化钠。v二、原油常压精馏塔的工艺特征二、原油常压精馏塔的工艺特征v1.复合塔复合塔v原油通过常压蒸馏要切割成汽油、煤油、轻原油通过常压蒸馏要切割成汽油、煤油、轻柴油、重柴油和重油等四五种产品。在石油柴油、重柴油和重油等四五种

45、产品。在石油精馏中，各产品本身是一种复杂混合物，产精馏中，各产品本身是一种复杂混合物，产品的分离精度并不要求很高，若采用多塔串品的分离精度并不要求很高，若采用多塔串联，太不经济。实际上把几个简单精馏塔重联，太不经济。实际上把几个简单精馏塔重叠起来，它的精馏段相当于原来四个简单塔叠起来，它的精馏段相当于原来四个简单塔的四个精馏段的组合，而其下段则相当于第的四个精馏段的组合，而其下段则相当于第一个塔的提馏段，这样的塔称为复合塔或复一个塔的提馏段，这样的塔称为复合塔或复杂塔。杂塔。v2.汽提塔和汽提段汽提塔和汽提段v在复合塔内，在汽油、煤油、柴油等产品之间只在复合塔内，在汽油、煤油、柴油等产品之间只

46、有精馏段而没有提馏段，侧线产品中必然含有相有精馏段而没有提馏段，侧线产品中必然含有相当数量的轻馏分，这样不仅影响侧线产品的质量当数量的轻馏分，这样不仅影响侧线产品的质量（如轻柴油的闪点等），而且降低了较轻馏分的（如轻柴油的闪点等），而且降低了较轻馏分的产率。为此，在常压塔的外侧，为侧线产品设汽产率。为此，在常压塔的外侧，为侧线产品设汽提塔，在汽提塔低部吹入少量过热水蒸气以降低提塔，在汽提塔低部吹入少量过热水蒸气以降低侧线产品的油气分压，使混入产品中的较轻馏分侧线产品的油气分压，使混入产品中的较轻馏分汽化而返回常压塔。这种汽提塔和精馏塔的提馏汽化而返回常压塔。这种汽提塔和精馏塔的提馏段在本质上是

47、不同的。段在本质上是不同的。v有些情况侧线的汽提塔不采用水蒸气，而使有些情况侧线的汽提塔不采用水蒸气，而使用再沸器，原因是：用再沸器，原因是：v产品中会溶解微量水分，对有些要求低凝点产品中会溶解微量水分，对有些要求低凝点或低冰点的产品，有影响。或低冰点的产品，有影响。v水的用量增加了塔内的气相负荷。水的用量增加了塔内的气相负荷。v水蒸气的冷凝潜热很大，采用再沸器的能降水蒸气的冷凝潜热很大，采用再沸器的能降低塔顶冷凝器的负荷。低塔顶冷凝器的负荷。v有助于减少装置的含油污水量。有助于减少装置的含油污水量。v3.全塔热平衡全塔热平衡v常压塔塔底不设再沸器，热量来源几乎完全靠原油本身常压塔塔底不设再沸

48、器，热量来源几乎完全靠原油本身带入，全塔热平衡引出的结果如下：带入，全塔热平衡引出的结果如下：v（1）常压塔进料应有适当的过汽化率）常压塔进料应有适当的过汽化率v（2）常压塔的回流比是由全塔热平衡决定的，变化的）常压塔的回流比是由全塔热平衡决定的，变化的余地不大。余地不大。v多元系精馏与原油精馏不同：多元系精馏与原油精馏不同：v多元系精馏的回流比是由分离精确度要求决定，全塔热多元系精馏的回流比是由分离精确度要求决定，全塔热平衡是通过调节再沸器负荷来达到。常压塔产品要求的平衡是通过调节再沸器负荷来达到。常压塔产品要求的分离精确度不高，只要塔板数选择适当，在一般情况下，分离精确度不高，只要塔板数选

49、择适当，在一般情况下，由全塔热平衡所确定的回流比已完全能满足精馏的要求；由全塔热平衡所确定的回流比已完全能满足精馏的要求；操作中，如回流比过大，则必然会引起塔的各点温度下操作中，如回流比过大，则必然会引起塔的各点温度下降，馏出产品变轻，拔出率降低。降，馏出产品变轻，拔出率降低。v4.恒分子流的假定完全不适用恒分子流的假定完全不适用v石油是复杂的混合物，各组分之间的性质有石油是复杂的混合物，各组分之间的性质有很大差别，它们的摩尔汽化潜热相差很远，很大差别，它们的摩尔汽化潜热相差很远，沸点之间的差别甚至可相差几百度，如常压沸点之间的差别甚至可相差几百度，如常压塔塔顶和塔底之间温差可达塔塔顶和塔底之

50、间温差可达250左右。显然，左右。显然，以精馏塔上下温差不大、塔内各组分的摩尔以精馏塔上下温差不大、塔内各组分的摩尔汽化潜热相近为基础所作出的恒摩尔流假设汽化潜热相近为基础所作出的恒摩尔流假设对常压塔完全不适用。对常压塔完全不适用。v三、分馏精确度三、分馏精确度v1.分馏精确度的表示方法分馏精确度的表示方法v对于石油精馏塔中相邻两个馏分之间的分馏精确对于石油精馏塔中相邻两个馏分之间的分馏精确度，则通常用该两个馏分的馏分组成或蒸馏曲线度，则通常用该两个馏分的馏分组成或蒸馏曲线(一般是恩氏蒸馏曲线一般是恩氏蒸馏曲线)的相互关系来表示的相互关系来表示v恩氏蒸馏（恩氏蒸馏（0100）间隙）间隙=t0H

51、t100L在实际应用中，恩氏蒸馏的在实际应用中，恩氏蒸馏的t0%和和t100%不易得不易得到准确数值，通常是用较重馏分的到准确数值，通常是用较重馏分的5点点t5H与较与较轻馏分的轻馏分的95点点t95L之间的差值来表示分馏精确之间的差值来表示分馏精确度，即，度，即，v恩氏蒸馏（恩氏蒸馏（595）间隙）间隙=t5Ht95Lv上式结果为负值时表示重叠。上式结果为负值时表示重叠。v2.分馏精确度与回流比、塔板数的关系分馏精确度与回流比、塔板数的关系v影响分馏精确度的主要因素是物系中组分之间影响分馏精确度的主要因素是物系中组分之间分离的难易程度、回流比和塔板数。对二元和多分离的难易程度、回流比和塔板数

52、。对二元和多元物系，分离的难易程度可以组分之间的相对挥元物系，分离的难易程度可以组分之间的相对挥发度来表示；对于石油馏分则可以用两馏分的恩发度来表示；对于石油馏分则可以用两馏分的恩氏蒸馏氏蒸馏50点温度之差点温度之差t50来表示。来表示。v石油精馏塔的塔板数主要靠经验选用，表石油精馏塔的塔板数主要靠经验选用，表77、表表78是常压塔板数的参考值。是常压塔板数的参考值。v3实沸点切割点和产品收率实沸点切割点和产品收率v在实际工作中，已知各产品所要求的恩在实际工作中，已知各产品所要求的恩氏蒸馏数据，要求确定实沸点切割点和氏蒸馏数据，要求确定实沸点切割点和产品收率。此时可以用下述的方法。产品收率。此

53、时可以用下述的方法。v将产品的恩氏蒸馏初馏点和终馏点换算将产品的恩氏蒸馏初馏点和终馏点换算为实沸点蒸馏初馏点和终馏点。这个换为实沸点蒸馏初馏点和终馏点。这个换算可以采用本章第一节介绍的方法，也算可以采用本章第一节介绍的方法，也可以用图可以用图741作近似换算。取作近似换算。取v为实沸点切割温度为实沸点切割温度v四、石油精馏塔的气、液相负荷分布规律四、石油精馏塔的气、液相负荷分布规律v精馏塔中的气、液相负荷是设计塔径和塔精馏塔中的气、液相负荷是设计塔径和塔板水力学计算的依据。我们所用的分析工板水力学计算的依据。我们所用的分析工具就是热平衡。具就是热平衡。v为了分析石油精馏塔内气、液相负荷沿塔为了

54、分析石油精馏塔内气、液相负荷沿塔高的分布规律，可以选择几个有代表性的高的分布规律，可以选择几个有代表性的截面，作适当的隔离体系，然后分别作热截面，作适当的隔离体系，然后分别作热平衡计算，求出它们的气、液负荷，从而平衡计算，求出它们的气、液负荷，从而了解它们的沿塔高的分布规律。下面我们了解它们的沿塔高的分布规律。下面我们以常压精馏塔为例进行分析。以常压精馏塔为例进行分析。v1塔顶气、液相负荷塔顶气、液相负荷v对常压精馏塔作热平衡。为简化计，侧线汽对常压精馏塔作热平衡。为简化计，侧线汽提蒸汽量暂不计入。先不考虑塔顶回流，提蒸汽量暂不计入。先不考虑塔顶回流，v则进入该隔离体系的热量，则进入该隔离体系

55、的热量，离开隔离体系的热量，离开隔离体系的热量， = vQ是为了达到全塔热平衡必须由塔顶回流取是为了达到全塔热平衡必须由塔顶回流取走的热量，亦即全塔回流热。所以，走的热量，亦即全塔回流热。所以，vv塔顶回流量，塔顶回流量，v塔顶气相负荷塔顶气相负荷v (kmolh)=Lo+D+Sv2汽化段气、液相负荷汽化段气、液相负荷v如果将过汽化度忽略，则汽化段液相负荷如果将过汽化度忽略，则汽化段液相负荷(亦亦即从精馏段最低一层塔板即从精馏段最低一层塔板n流下的液相回流量流下的液相回流量)为为 实际计算中算中应将将过汽化量汽化量计入，此入，此时不等于零。时不等于零。气相气相负荷荷(亦即从汽化段亦即从汽化段进

56、入精入精馏段的气相流量段的气相流量)为，v3最低侧线抽出板下方的气、液相负荷最低侧线抽出板下方的气、液相负荷 v作隔离体系作隔离体系I，并对隔离体系，并对隔离体系I作热平衡。作热平衡。v暂不计液相回流在暂不计液相回流在n板上汽化时焓的变化，则板上汽化时焓的变化，则进出隔离体系进出隔离体系I的热量，的热量， 在精在精馏过程中，沿塔高自下而上有一个温度程中，沿塔高自下而上有一个温度梯度，故梯度，故，因此，因此，可可见，即使在汽化段，即使在汽化段处没有没有液相回流的情况下，汽化段液相回流的情况下，汽化段上方的塔板上已有回流出上方的塔板上已有回流出现， 就是第就是第n-1板下的液相板下的液相负荷。荷。

57、第第n板上的气相板上的气相负荷，荷，Vn(kmolh)=D+M+G+S+ v 现在考察柴油抽出板现在考察柴油抽出板(第第m1板板)下的下的，在图在图744作隔离体系作隔离体系，并作体系，并作体系的热平衡。的热平衡。进出隔离体系进出隔离体系的热量如下的热量如下令令m板上的回流板上的回流热为 从第从第m1板流至第板流至第m板的液相回流量为板的液相回流量为v前面提到：前面提到： 即自汽化段以上，沿塔高上行，须由塔板上取走即自汽化段以上，沿塔高上行，须由塔板上取走的回流热逐板增大。由此可得出结论：沿着石油的回流热逐板增大。由此可得出结论：沿着石油精馏塔自下而上，各层塔板上的油料愈来愈轻，精馏塔自下而上

58、，各层塔板上的油料愈来愈轻，平均相对分子质量愈来愈小，其摩尔汽化潜热也平均相对分子质量愈来愈小，其摩尔汽化潜热也不断减小，但是每层板上的回流热却愈来愈大。不断减小，但是每层板上的回流热却愈来愈大。由此可以判断：以摩尔表示的液相回流量沿塔高由此可以判断：以摩尔表示的液相回流量沿塔高自下而上是逐渐增大的即自下而上是逐渐增大的即v现再分析气相负荷，自第现再分析气相负荷，自第n板上升的气相负荷板上升的气相负荷应为，应为，v(kmolh)=D+M+G+S+v自第自第m板上升的汽相负荷应为，板上升的汽相负荷应为，v(kmolh)=D+M+G+S+v既然既然Vnv4经过侧线抽出板时气、液相负荷的变化经过侧线

59、抽出板时气、液相负荷的变化v 以柴油侧线抽出板以柴油侧线抽出板m1板为例。仍用图板为例。仍用图744对隔离体系对隔离体系作热平衡。先不计回流作热平衡。先不计回流v则则： 第第m1板上的回流热，板上的回流热，故由第故由第m2板流至第板流至第m1板的液相回流量为，板的液相回流量为，v由此又可得一结论：沿塔高自下而上，每经过由此又可得一结论：沿塔高自下而上，每经过一个侧线抽出塔板，液相回流量除由于塔板温一个侧线抽出塔板，液相回流量除由于塔板温降所造成的少量增加外，另有一个突然的增加。降所造成的少量增加外，另有一个突然的增加。这个突增量可以认为等于侧线抽出量。这个突增量可以认为等于侧线抽出量。v至于侧

60、线抽出板上的气相负荷，则情况与液相至于侧线抽出板上的气相负荷，则情况与液相负荷有所不同。柴油抽出板上的气相负荷为负荷有所不同。柴油抽出板上的气相负荷为相比较，中减少了G，但是比却除了因塔板温降而引的少量增加外，却除了因塔板温降而引的少量增加外，还增加增加了一个突增量，了一个突增量，这个突增量正好相当于式个突增量正好相当于式(766)中的中的G。因此，在。因此，在经过侧线抽出板抽出板时，虽然然液相液相负荷有一个突然的增量，而气相荷有一个突然的增量，而气相负荷却仍荷却仍然只是平然只是平缓地增大。地增大。v 5塔顶第一、二层塔板之间的汽、液相负荷塔顶第一、二层塔板之间的汽、液相负荷v前面讨论的从汽化

61、段往上的液相回流分布情况前面讨论的从汽化段往上的液相回流分布情况所涉及的回流都是热回流。到了塔顶第一板上，所涉及的回流都是热回流。到了塔顶第一板上，情况发生了变化，进入塔顶第一板上的液相回流情况发生了变化，进入塔顶第一板上的液相回流不是热回流而是冷回流，即是温度低于泡点的液不是热回流而是冷回流，即是温度低于泡点的液体。因此，在第一板上的回流量的变化不同于其体。因此，在第一板上的回流量的变化不同于其下面各板上回流变化的规律。下面我们分析一下下面各板上回流变化的规律。下面我们分析一下回流量在一、二层板之间的变化情况。回流量在一、二层板之间的变化情况。v令令为第为第2板上的回流热，板上的回流热，为第

62、为第1板上的回流板上的回流热。在不设循环回流时，热。在不设循环回流时，也就是全塔回流热。也就是全塔回流热。从第一板流至第二板的回流量为，从第一板流至第二板的回流量为，塔顶冷回流量为塔顶冷回流量为由于相由于相邻两板的温差不大，两板的温差不大，为方便比方便比较，可近似，可近似地地认为，又因相又因相邻两板上液体的两板上液体的组成和性成和性质，相近，因而，相近，因而又可以又可以简化地化地认为即，沿塔高自下而上，液相回流逐板增大，即，沿塔高自下而上，液相回流逐板增大，至第二板上达到最大，而到第一板上则有至第二板上达到最大，而到第一板上则有一明显的突降。一明显的突降。 v精馏塔内的气、液相负荷分布规律可归

63、纳如下精馏塔内的气、液相负荷分布规律可归纳如下(不考虑汽提水不考虑汽提水蒸气蒸气)：v原油进入汽化段后，其气相部分进入精馏段。自下而上，由于原油进入汽化段后，其气相部分进入精馏段。自下而上，由于温度逐板下降引起液相回流量温度逐板下降引起液相回流量(kmolh)逐渐增大，因而气相逐渐增大，因而气相负荷负荷(kmolh)也不断增大。到塔顶第一、二层塔板之间，气也不断增大。到塔顶第一、二层塔板之间，气相负荷达到最大值。经过第一板后，气相负荷显著减小。从塔相负荷达到最大值。经过第一板后，气相负荷显著减小。从塔顶送入的冷回流，经第一板后变成了热回流顶送入的冷回流，经第一板后变成了热回流(即处于饱和状态即

64、处于饱和状态)，液相回流量有较大幅度的增加，达到最大值。在这以后自上，液相回流量有较大幅度的增加，达到最大值。在这以后自上而下，液相回流量逐板减小。每经过一层侧线抽出板，液相负而下，液相回流量逐板减小。每经过一层侧线抽出板，液相负荷均有突然的下降，其减少的量相当于侧线抽出量。到了汽化荷均有突然的下降，其减少的量相当于侧线抽出量。到了汽化段，如果进料没有过汽化量，则从精馏段末段，如果进料没有过汽化量，则从精馏段末层塔板流向汽化层塔板流向汽化段的液相回流量等于零。通常原油入精馏塔时都有一定的过汽段的液相回流量等于零。通常原油入精馏塔时都有一定的过汽化度，则在汽化段会有少量液相回流，其数量与过汽化量

65、相等。化度，则在汽化段会有少量液相回流，其数量与过汽化量相等。v进料的液相部分向下流入汽提段。如果进料有过汽化度，则相进料的液相部分向下流入汽提段。如果进料有过汽化度，则相当于过汽化量的液相回流也一齐流入汽提段。由塔底吹入水蒸当于过汽化量的液相回流也一齐流入汽提段。由塔底吹入水蒸气，自下而上地与下流的液相接触，通过降低油汽分压的作用，气，自下而上地与下流的液相接触，通过降低油汽分压的作用，使液相中所携带的轻质油料汽化。因此，在汽提段，由上而下，使液相中所携带的轻质油料汽化。因此，在汽提段，由上而下，液相和气相负荷愈来愈小，其变化大小视流入的液相携带的轻液相和气相负荷愈来愈小，其变化大小视流入的

66、液相携带的轻组分的多寡而定。轻质油料汽化所需的潜热主要靠液相本身来组分的多寡而定。轻质油料汽化所需的潜热主要靠液相本身来提供，因此液体向下流动时温度逐板有所下降。提供，因此液体向下流动时温度逐板有所下降。v2塔顶循环回流塔顶循环回流v塔顶循环回流从塔内抽出经冷却至某个温度塔顶循环回流从塔内抽出经冷却至某个温度再送回塔中，物流在整个过程中都是处于液再送回塔中，物流在整个过程中都是处于液相，而且在塔内流动时一般也不发生相变化，相，而且在塔内流动时一般也不发生相变化，它只是在塔里塔外循环流动，借助于换热器它只是在塔里塔外循环流动，借助于换热器取走回流热。取走回流热。v循环回流的量可由下式计算：循环回

67、流的量可由下式计算：为了保证塔内精馏过程的正常进行，在采用为了保证塔内精馏过程的正常进行，在采用循环回流时必须在循环回流的出入口之间增循环回流时必须在循环回流的出入口之间增设设23块换热塔板，以保证其在流入下一层块换热塔板，以保证其在流入下一层塔板时能达到要求的相应的温度。塔板时能达到要求的相应的温度。v塔顶循环回流主要是用在以下几种情况：塔顶循环回流主要是用在以下几种情况：v塔顶回流热较大，考虑回收这部分热量以塔顶回流热较大，考虑回收这部分热量以降低装置能耗。降低装置能耗。v塔顶馏出物中含有较多的不凝气塔顶馏出物中含有较多的不凝气(例如催化例如催化裂化主分馏塔裂化主分馏塔)v要求尽量降低塔顶

68、馏出线及冷凝冷却系统要求尽量降低塔顶馏出线及冷凝冷却系统的流动压降，以保证塔顶压力不致过高的流动压降，以保证塔顶压力不致过高(如催如催化裂化主分馏塔化裂化主分馏塔)，或保证塔内有尽可能高的，或保证塔内有尽可能高的真空度真空度(例如减压精馏塔例如减压精馏塔)。v 3中段循环回流中段循环回流v循环回流如果设在精馏塔的中部，就称为中循环回流如果设在精馏塔的中部，就称为中段循环回流。石油精馏塔采用中段循环回流段循环回流。石油精馏塔采用中段循环回流主要是出于以下两点考虑：主要是出于以下两点考虑：v在塔的中部取走一部分回流热，从而使全在塔的中部取走一部分回流热，从而使全塔沿塔高的气、液相负荷分布比较均匀。

69、塔沿塔高的气、液相负荷分布比较均匀。v石油精馏塔的回流热数量很大，合理回收石油精馏塔的回流热数量很大，合理回收利用利用.v对常压塔，中段回流取热量一般以占全塔回对常压塔，中段回流取热量一般以占全塔回流热的流热的4060为宜。为宜。v设置中段循环回流时，还须考虑以下几个具体设置中段循环回流时，还须考虑以下几个具体问题：问题：v中段循环回流的数目：对有三、四个侧线的中段循环回流的数目：对有三、四个侧线的精馏塔，用两个中段回流；对只有一、二个侧精馏塔，用两个中段回流；对只有一、二个侧线的塔，以采用一个中段回流为宜。塔顶和一线的塔，以采用一个中段回流为宜。塔顶和一线之间，一般不设中段回流。线之间，一般

70、不设中段回流。v中段循环回流进出口的温差：国外采用的温中段循环回流进出口的温差：国外采用的温差常在差常在6080上下，国内则多用上下，国内则多用80120。v中段循环回流的进出口位置。中段回流的进中段循环回流的进出口位置。中段回流的进塔口一般设在抽出口的上部。在两个侧线之间。塔口一般设在抽出口的上部。在两个侧线之间。v六、操作条件的确定六、操作条件的确定v操作压力操作压力v原油常压精馏塔的最低操作压力最终是受制于塔顶产品接受罐原油常压精馏塔的最低操作压力最终是受制于塔顶产品接受罐的温度下的塔顶产品的泡点压力。为了克服塔顶流出物流经管的温度下的塔顶产品的泡点压力。为了克服塔顶流出物流经管线和设备

71、的流动阻力，常压塔顶的压力应稍高于产品接受罐的线和设备的流动阻力，常压塔顶的压力应稍高于产品接受罐的压力。压力。v在确定塔顶产品接受罐或回流罐的操作压力后，加上塔顶流出在确定塔顶产品接受罐或回流罐的操作压力后，加上塔顶流出物流经管线、管件和冷凝冷却设备的压降即可计算得塔顶的操物流经管线、管件和冷凝冷却设备的压降即可计算得塔顶的操作压力。根据经验，通过冷凝器或换热器壳程包括连接管线在作压力。根据经验，通过冷凝器或换热器壳程包括连接管线在内的压降一般约为内的压降一般约为0.02MPa，使用空冷器时的压降可能稍低些，使用空冷器时的压降可能稍低些国内多数常压塔得塔顶操作压力大约在国内多数常压塔得塔顶操

72、作压力大约在0.130.16MPa之间。之间。v塔顶操作压力确定后，塔的各部位的操作压力也随之可以计算塔顶操作压力确定后，塔的各部位的操作压力也随之可以计算的。塔的各部位的操作压力与油气流经塔板时所造成的压降有的。塔的各部位的操作压力与油气流经塔板时所造成的压降有关。油气由上而下流动，故塔内压力又下而上逐渐降低。关。油气由上而下流动，故塔内压力又下而上逐渐降低。v由加热炉出口经转油线到精馏塔汽化段的压力降通常为由加热炉出口经转油线到精馏塔汽化段的压力降通常为0.034MPa，因此，由汽化段的压力即可推算出炉出口压力。，因此，由汽化段的压力即可推算出炉出口压力。v操作温度操作温度v先假设某处温度

73、为先假设某处温度为t，做热平衡以求得该处的回流量，做热平衡以求得该处的回流量和油气分压，再利用相平衡关系和油气分压，再利用相平衡关系平衡汽化曲线，平衡汽化曲线，求得相应的温度求得相应的温度(泡点、露点或一定气化率的温度泡点、露点或一定气化率的温度)。与与t的误差应小于的误差应小于1%，否则须另设温度，否则须另设温度t，重新计算，重新计算直至达到要求的精度为止。直至达到要求的精度为止。v假设温度的初值：假设温度的初值：v在塔内有水蒸气存在的情况下，常压塔顶汽油蒸在塔内有水蒸气存在的情况下，常压塔顶汽油蒸气的温度可以大致定为该油品的恩氏蒸馏气的温度可以大致定为该油品的恩氏蒸馏60%点温点温度。度。

74、v当全塔汽提水蒸气用量不超过进料量的当全塔汽提水蒸气用量不超过进料量的12%时，时，侧线抽出板温度大致相当于该油品的恩氏蒸馏侧线抽出板温度大致相当于该油品的恩氏蒸馏5%点点温度。温度。v各部位操作温度各部位操作温度v汽化段温度汽化段温度v汽化段温度就是进料的绝热闪蒸温度。已知汽化段和汽化段温度就是进料的绝热闪蒸温度。已知汽化段和炉出口的操作压力，而且产品总收率或常压塔拔出率炉出口的操作压力，而且产品总收率或常压塔拔出率和过汽化度、汽提蒸气量等也已确定，就可以算出汽和过汽化度、汽提蒸气量等也已确定，就可以算出汽化段的油气分压。进而可以作出进料（在常压塔的情化段的油气分压。进而可以作出进料（在常压

75、塔的情况下即为原油）在常压下的、在汽化段油气分压下的况下即为原油）在常压下的、在汽化段油气分压下的以及炉出口压力下的三条平衡汽化曲线，如图以及炉出口压力下的三条平衡汽化曲线，如图715。根据预定的汽化段中的总汽化率，由该图查得汽化段根据预定的汽化段中的总汽化率，由该图查得汽化段温度，由和可算出汽化段内进料的焓值。温度，由和可算出汽化段内进料的焓值。v在汽化段内发生的是绝热闪蒸过程。如果忽略转油线在汽化段内发生的是绝热闪蒸过程。如果忽略转油线的热损失，则加热炉出口处进料的焓应等于汽化段内的热损失，则加热炉出口处进料的焓应等于汽化段内进料的焓。加热炉出口温度必定高于汽化段温度，而进料的焓。加热炉出

76、口温度必定高于汽化段温度，而炉出口处汽化率则必然低于汽化段的汽化率。炉出口处汽化率则必然低于汽化段的汽化率。v塔底温度塔底温度v一般均采用经验数据。原油蒸馏装置的初馏塔、常压一般均采用经验数据。原油蒸馏装置的初馏塔、常压塔及减压塔的塔底温度一般比汽化段温度低塔及减压塔的塔底温度一般比汽化段温度低510v侧线温度侧线温度v侧线抽出温度应该是未经汽提的侧线产品在该处的油侧线抽出温度应该是未经汽提的侧线产品在该处的油气分压下的泡点温度。气分压下的泡点温度。v侧线温度的计算要用猜算法。先假设侧线温度，作适侧线温度的计算要用猜算法。先假设侧线温度，作适当的隔离体和热平衡，求出回流量，算得油气分压，当的隔

77、离体和热平衡，求出回流量，算得油气分压，再求得该油气分压下的泡点温度。应与假设的相符，再求得该油气分压下的泡点温度。应与假设的相符，否则重新假设，直至达到要求的精度为止。这里要说否则重新假设，直至达到要求的精度为止。这里要说明两点：明两点：v计算侧线温度时，最好从最低的侧线开始，这样计计算侧线温度时，最好从最低的侧线开始，这样计算比较方便。算比较方便。v为了计算油气分压，所谓的侧线产品的油气分压即为了计算油气分压，所谓的侧线产品的油气分压即是指该处内回流蒸气的分压。是指该处内回流蒸气的分压。v塔顶温度塔顶温度v塔顶温度是塔顶产品在其本身油气分压下的露点温塔顶温度是塔顶产品在其本身油气分压下的露

78、点温度。算出油气分压后，求出塔顶产品在此油气分压度。算出油气分压后，求出塔顶产品在此油气分压下的露点温度，以此校核所假设的塔顶温度。下的露点温度，以此校核所假设的塔顶温度。v原油初馏塔、常压塔的塔顶不凝气量很少，可忽略原油初馏塔、常压塔的塔顶不凝气量很少，可忽略不计。忽略不凝气以后求得的塔顶温度较实际塔顶不计。忽略不凝气以后求得的塔顶温度较实际塔顶温度约高出温度约高出3，可将计算所得的塔顶温度乘以系，可将计算所得的塔顶温度乘以系数数0.97作为采用的塔顶温度。作为采用的塔顶温度。v在确定塔顶温度时，应同时校核水蒸气在塔顶是否在确定塔顶温度时，应同时校核水蒸气在塔顶是否会冷凝。若水蒸气的分压高于

79、塔顶温度下水的饱和会冷凝。若水蒸气的分压高于塔顶温度下水的饱和蒸气压，则水蒸气就会冷凝。蒸气压，则水蒸气就会冷凝。v侧线汽提塔塔底温度侧线汽提塔塔底温度v当用水蒸气汽提时，汽提塔塔底温度比侧线当用水蒸气汽提时，汽提塔塔底温度比侧线抽出温度约低抽出温度约低810C，有的也可能低得更多，有的也可能低得更多些。当需要严格计算时，可以根据汽提出的些。当需要严格计算时，可以根据汽提出的轻组分的量通过热平衡计算求取。轻组分的量通过热平衡计算求取。v当用再沸提馏时，其温度为该处压力下侧线当用再沸提馏时，其温度为该处压力下侧线产品的泡点温度，此温度有时可高出该侧线产品的泡点温度，此温度有时可高出该侧线抽出板温

80、度十几度。抽出板温度十几度。v3汽提水蒸气用量汽提水蒸气用量v石油精馏塔的汽提蒸汽一般都是用温度为石油精馏塔的汽提蒸汽一般都是用温度为400450的过热水蒸气的过热水蒸气(压力约为压力约为03MPa)，用过，用过热蒸气的主要原因是防止冷凝水带入塔内。侧热蒸气的主要原因是防止冷凝水带入塔内。侧线产品汽提的目的主要是驱除其中的低沸组分，线产品汽提的目的主要是驱除其中的低沸组分，从而提高产品的闪点和改善分馏精确度；常压从而提高产品的闪点和改善分馏精确度；常压塔底汽提主要是为了降低塔底重油中塔底汽提主要是为了降低塔底重油中350以前以前馏分的含量以提高直馏轻质油品的收率，同时馏分的含量以提高直馏轻质油

81、品的收率，同时也减轻了减压塔的负荷，减压塔底汽提的目的也减轻了减压塔的负荷，减压塔底汽提的目的则主要是降低汽化段的油气分压，从而在所能则主要是降低汽化段的油气分压，从而在所能达到的最高温度和真空度之下尽量提高减压塔达到的最高温度和真空度之下尽量提高减压塔的拔出率。的拔出率。v第四章第四章减压蒸馏塔减压蒸馏塔v根据生产任务的不同，减压塔可分为润根据生产任务的不同，减压塔可分为润滑油性和燃料型两种。在一般情况下，无论滑油性和燃料型两种。在一般情况下，无论是哪种类型的减压塔，都要求有尽可能高的是哪种类型的减压塔，都要求有尽可能高的拔出率。减压蒸馏的核心设备是减压精馏塔拔出率。减压蒸馏的核心设备是减压

82、精馏塔和它的抽真空系统。和它的抽真空系统。v一、减压精馏塔的工艺特征一、减压精馏塔的工艺特征v减压精馏塔的一般工艺特征减压精馏塔的一般工艺特征v对减压塔的基本要求是在尽量避免油料发生对减压塔的基本要求是在尽量避免油料发生分解反应的条件下尽可能多地拔出减压馏分分解反应的条件下尽可能多地拔出减压馏分油。做到这一点的关键在于提高汽化段的真油。做到这一点的关键在于提高汽化段的真空度，为了提高汽化段的真空度，除了需要空度，为了提高汽化段的真空度，除了需要有一套良好的塔顶抽真空系统外，一般还采有一套良好的塔顶抽真空系统外，一般还采取以下几种措施：取以下几种措施：v降低从汽化段到塔顶的流动压降。这一点主要降

83、低从汽化段到塔顶的流动压降。这一点主要依靠减少塔板数和降低气相通过每层塔板的压降。依靠减少塔板数和降低气相通过每层塔板的压降。v降低塔顶油气流出管线的流动压降。现代减压降低塔顶油气流出管线的流动压降。现代减压塔塔顶都不出产品，塔顶管线只供抽真空设备抽塔塔顶都不出产品，塔顶管线只供抽真空设备抽出不凝气之用，采用塔顶循环回流而不采用塔顶出不凝气之用，采用塔顶循环回流而不采用塔顶冷回流。冷回流。v一般的减压塔塔底汽提蒸汽用量比常压塔大，一般的减压塔塔底汽提蒸汽用量比常压塔大，其主要目的是降低汽化段中的油气分压。当汽化其主要目的是降低汽化段中的油气分压。当汽化段的真空度比较低时，要求塔底汽提蒸汽量较大

84、。段的真空度比较低时，要求塔底汽提蒸汽量较大。近年来，少用或不用汽提蒸汽的干式减压蒸馏技近年来，少用或不用汽提蒸汽的干式减压蒸馏技术有较大的发展。术有较大的发展。v减压塔汽化段温度并不是常压重油在减压蒸馏减压塔汽化段温度并不是常压重油在减压蒸馏系统中所经受的最高温度，此最高温度的部位是系统中所经受的最高温度，此最高温度的部位是在减压炉出口。为了避免油品分解，对减压炉出在减压炉出口。为了避免油品分解，对减压炉出口温度要加以限制，在生产润滑油是不得超过口温度要加以限制，在生产润滑油是不得超过395，在生产裂化原料是不超过，在生产裂化原料是不超过400420，同时在高温炉管内采用较高的油气流速以减少

85、停同时在高温炉管内采用较高的油气流速以减少停留时间。留时间。v缩短渣油在减压塔内的停留时间。塔底减压渣缩短渣油在减压塔内的停留时间。塔底减压渣油是最重的物料，如果在高温下停留时间过长，油是最重的物料，如果在高温下停留时间过长，则其分解、缩合等反应会进行的比较显著。其结则其分解、缩合等反应会进行的比较显著。其结果，一方面生成较多的不凝气使减压塔的真空度果，一方面生成较多的不凝气使减压塔的真空度下降；另一方面会造成塔内结焦。因此，减压塔下降；另一方面会造成塔内结焦。因此，减压塔底部的直径常常缩小以缩短渣油在塔内的停留时底部的直径常常缩小以缩短渣油在塔内的停留时间。间。v除了上述为满足除了上述为满足

86、“避免分解、提高拔出率避免分解、提高拔出率”这这一基本要求而引出的工艺特征外，减压塔还由一基本要求而引出的工艺特征外，减压塔还由于其中的油、气的物性特点而反映出另一些特于其中的油、气的物性特点而反映出另一些特征。征。v在减压下，油气、水蒸气、不凝气的比容大，在减压下，油气、水蒸气、不凝气的比容大，比常压塔中油气的比容要高出十余倍。尽管减比常压塔中油气的比容要高出十余倍。尽管减压蒸馏时允许采用比常压塔高的多（通常约两压蒸馏时允许采用比常压塔高的多（通常约两倍）的空塔线速，减压塔的直径还是很大。为倍）的空塔线速，减压塔的直径还是很大。为此，减压塔一般采用多个中段循环回流，常常此，减压塔一般采用多个

87、中段循环回流，常常是在每两个侧线之间都设中段循环回流。这样是在每两个侧线之间都设中段循环回流。这样做也有利于回收利用回流热。做也有利于回收利用回流热。v减压塔处理的油料比较重、粘度比较高，而且减压塔处理的油料比较重、粘度比较高，而且还可能含有一些表面活性物质。加之塔内的蒸气还可能含有一些表面活性物质。加之塔内的蒸气速度又相当高，因此蒸气穿过塔板上的液层时形速度又相当高，因此蒸气穿过塔板上的液层时形成泡沫的倾向比较严重。为了减少携带泡沫，减成泡沫的倾向比较严重。为了减少携带泡沫，减压塔内的板间距比常压塔大。加大板间距同时也压塔内的板间距比常压塔大。加大板间距同时也是为了减少塔板数。此外，在塔的进

88、料段和塔顶是为了减少塔板数。此外，在塔的进料段和塔顶都涉及了很大的气相破沫空间，并设有破沫网等都涉及了很大的气相破沫空间，并设有破沫网等设施。设施。v由于上述各项工艺特征，从外形来看，减压塔比由于上述各项工艺特征，从外形来看，减压塔比常压塔显得粗而短。此外，减压塔的底座较高，常压塔显得粗而短。此外，减压塔的底座较高，塔底液面与塔底油抽出泵入口之间的高差在塔底液面与塔底油抽出泵入口之间的高差在10m左右，这主要是为了给热油泵提供足够的灌注头。左右，这主要是为了给热油泵提供足够的灌注头。v润滑油型减压塔的工艺特征润滑油型减压塔的工艺特征v润滑油型减压塔为后续的加工过程提供润滑油润滑油型减压塔为后续

89、的加工过程提供润滑油料，对润滑油型减压塔的分馏精确度的要求与料，对润滑油型减压塔的分馏精确度的要求与原油常压分馏塔差不多，故它的设计计算也与原油常压分馏塔差不多，故它的设计计算也与常压塔大致相同。常压塔大致相同。v由于减压下馏分之间的相对挥发度较大，而且由于减压下馏分之间的相对挥发度较大，而且减压塔内采用较大的板间距，故两个侧线馏分减压塔内采用较大的板间距，故两个侧线馏分之间的塔板数比常压塔少，一般之间的塔板数比常压塔少，一般35块塔板即块塔板即能满足要求。能满足要求。v有的减压塔的侧线抽出板采用升气管式（或称有的减压塔的侧线抽出板采用升气管式（或称烟囱形）抽出板。这种抽出板形式对于集油和烟囱

90、形）抽出板。这种抽出板形式对于集油和抽油操作比较好，但是它没有精馏作用，其压抽油操作比较好，但是它没有精馏作用，其压降约为降约为0.130.26kPa。v中段回流可以采用图中段回流可以采用图758的形式，也可以采用的形式，也可以采用图图759的形式，后者是把中段回流抽出与侧线的形式，后者是把中段回流抽出与侧线抽出结合在一起，这样可使塔板效率受循环回流抽出结合在一起，这样可使塔板效率受循环回流的影响小些，以减少由于中段回流而加设的塔板的影响小些，以减少由于中段回流而加设的塔板的数目，有利于降低精馏段的总压降。的数目，有利于降低精馏段的总压降。v对减压塔的温度条件常按如下经验来求定：对减压塔的温度

91、条件常按如下经验来求定：v侧线温度：取抽出板上总压的侧线温度：取抽出板上总压的3050%作为油气作为油气分压计算侧线油品的泡点：分压计算侧线油品的泡点：v塔顶温度：一般比塔顶循环回流进塔温度高出塔顶温度：一般比塔顶循环回流进塔温度高出2840；v塔底温度塔底温度通常比汽化段温度低通常比汽化段温度低510，也有，也有多达摄氏十几度者。多达摄氏十几度者。v燃料型减压塔的工艺特征燃料型减压塔的工艺特征v燃料型减压塔的主要任务是为催化裂化和燃料型减压塔的主要任务是为催化裂化和加氢裂化提供原料。对燃料型减压塔的基本要加氢裂化提供原料。对燃料型减压塔的基本要求是在控制馏出油中的胶质、沥青质和重金属求是在控

92、制馏出油中的胶质、沥青质和重金属含量的前提下尽可能提高馏出油的拔出率。为含量的前提下尽可能提高馏出油的拔出率。为达到这个基本要求，燃料型减压塔具有以下的达到这个基本要求，燃料型减压塔具有以下的特点。特点。v可以大幅度地减少塔板数以降低从汽化段至塔顶的压可以大幅度地减少塔板数以降低从汽化段至塔顶的压降。降。v可以大大减少内回流量，在某些塔段，甚至可使内回可以大大减少内回流量，在某些塔段，甚至可使内回流量减少到零。这可以通过塔顶循环回流和中段循环回流量减少到零。这可以通过塔顶循环回流和中段循环回流做到。流做到。v为了降低馏出油的残碳值和重金属含量，在汽化段上为了降低馏出油的残碳值和重金属含量，在汽

93、化段上面设有洗涤段。洗涤段中设有塔板和破沫网。所用的回面设有洗涤段。洗涤段中设有塔板和破沫网。所用的回流油可以是最下一个侧线馏出油，也可以设循环回流。流油可以是最下一个侧线馏出油，也可以设循环回流。为了保证最低侧线抽出板下有一定的回流量，通常应用为了保证最低侧线抽出板下有一定的回流量，通常应用1%2%的过汽化度。对裂化原料要求严格时，过汽化的过汽化度。对裂化原料要求严格时，过汽化度可高达度可高达4%。一般来说，过汽化度不要过高。一般来说，过汽化度不要过高。v燃料型减压塔的气、液相负荷分布与常压塔或润滑油燃料型减压塔的气、液相负荷分布与常压塔或润滑油型减压塔有很大的不同。在燃料型减压塔内，除了汽

94、化型减压塔有很大的不同。在燃料型减压塔内，除了汽化段上面的几层板上有内回流以外，其余塔段里基本上没段上面的几层板上有内回流以外，其余塔段里基本上没有内回流。因此，它的气、液相负荷分布无须借助于热有内回流。因此，它的气、液相负荷分布无须借助于热平衡和猜算而可以通过分析直接算出。平衡和猜算而可以通过分析直接算出。v除了上述特点外，燃料型减压塔的侧线产品对闪点没除了上述特点外，燃料型减压塔的侧线产品对闪点没有要求，可以不设侧线气提。有要求，可以不设侧线气提。v燃料型减压塔的温度条件的确定方法如下：燃料型减压塔的温度条件的确定方法如下：v因为对油品的分解反应的限制不如对润滑油料那样严因为对油品的分解反

95、应的限制不如对润滑油料那样严格，故进料的加热最高允许温度可提高至格，故进料的加热最高允许温度可提高至410420。v塔底温度比汽化段温度一般低塔底温度比汽化段温度一般低510。v侧线温度是该处油气分压下侧线产品的泡点温度。由侧线温度是该处油气分压下侧线产品的泡点温度。由于在洗涤段以上的塔段中没有内回流，因此，侧线抽于在洗涤段以上的塔段中没有内回流，因此，侧线抽出板上的油气分压的计算时将所有油料蒸气计算在内，出板上的油气分压的计算时将所有油料蒸气计算在内，只将水蒸气和不凝气看作是惰性气。在计算油气分压只将水蒸气和不凝气看作是惰性气。在计算油气分压时，有时也可以根据经验，取抽出板上总压的时，有时也

96、可以根据经验，取抽出板上总压的30%50%近似地作为该处的油气分压。近似地作为该处的油气分压。v近年来，对燃料型减压塔倾向于用填料取代塔板并采近年来，对燃料型减压塔倾向于用填料取代塔板并采用干式减压蒸馏技术。用干式减压蒸馏技术。v二、减压蒸馏的抽真空系统二、减压蒸馏的抽真空系统v减压精馏塔的抽真空设备可以用蒸汽喷射器减压精馏塔的抽真空设备可以用蒸汽喷射器（也称蒸汽喷射泵或抽空器）或机械真空泵。（也称蒸汽喷射泵或抽空器）或机械真空泵。蒸汽喷射器的结构简单，没有运转部件，使蒸汽喷射器的结构简单，没有运转部件，使用可靠而无需动力机械，而且水蒸气在炼厂用可靠而无需动力机械，而且水蒸气在炼厂中也是既安全

97、又容易得到的。因此，炼油厂中也是既安全又容易得到的。因此，炼油厂中的减压塔广泛地采用蒸汽喷射器来产生真中的减压塔广泛地采用蒸汽喷射器来产生真空。空。v 常减压蒸馏装置常用的抽真空系统的流程常减压蒸馏装置常用的抽真空系统的流程v减压塔顶出来的不凝气、水蒸气和由它们带出的减压塔顶出来的不凝气、水蒸气和由它们带出的少量油气首先进入一个管壳式冷凝器。水蒸气和少量油气首先进入一个管壳式冷凝器。水蒸气和油气被冷凝后排入水封池，不凝气则由喷射器抽油气被冷凝后排入水封池，不凝气则由喷射器抽出从而在冷凝器中形成真空。由一级喷射器抽来出从而在冷凝器中形成真空。由一级喷射器抽来的不凝气再排入一个中间冷凝器，将一级喷

98、射器的不凝气再排入一个中间冷凝器，将一级喷射器排出的水蒸气冷凝。不凝气再由二级喷射器抽走排出的水蒸气冷凝。不凝气再由二级喷射器抽走而排入大气。为了消除因排放二级喷射的蒸汽所而排入大气。为了消除因排放二级喷射的蒸汽所产生的噪音以及避免排出的蒸汽的凝结水洒落在产生的噪音以及避免排出的蒸汽的凝结水洒落在装置平台上，常常再设一个后冷器将水蒸气冷凝装置平台上，常常再设一个后冷器将水蒸气冷凝而排入水阱，而不凝气则排入大气。图而排入水阱，而不凝气则排入大气。图762中中的冷凝器是采用间接冷凝的管壳式冷凝器，故通的冷凝器是采用间接冷凝的管壳式冷凝器，故通常称为间接冷凝式二级抽真空系统。常称为间接冷凝式二级抽真

99、空系统。常减压蒸馏在炼油工业中常减压蒸馏在炼油工业中的重要作用与地位的重要作用与地位v它的加工能力代表炼油厂的加工能力。它的加工能力代表炼油厂的加工能力。v是原油的第一道加工过程，也叫做一次加工。是原油的第一道加工过程，也叫做一次加工。v它是用物理方法它是用物理方法蒸馏，将原油按不同的沸蒸馏，将原油按不同的沸点范围分离成不同的馏分。点范围分离成不同的馏分。v炼油其他装置的原料均由蒸馏提供原料。炼油其他装置的原料均由蒸馏提供原料。石油精馏的特点石油精馏的特点v石油是烃类和非烃类的复杂混合物，石油是烃类和非烃类的复杂混合物，石油精馏是复杂系精馏，分馏精度要石油精馏是复杂系精馏，分馏精度要求不高。求

100、不高。v炼油工业是大规模的工业，处理量大，炼油工业是大规模的工业，处理量大，对精馏在工艺、设备、成本、安全等对精馏在工艺、设备、成本、安全等方面有一定要求。方面有一定要求。常减压蒸馏工艺流程常减压蒸馏工艺流程采用初馏塔的因素采用初馏塔的因素v原油的含砷量，使铂重整催化剂中毒。原油的含砷量，使铂重整催化剂中毒。v原油的轻馏分含量，减小通过换热器和原油的轻馏分含量，减小通过换热器和管路的阻力。管路的阻力。v原油脱水效果。原油脱水效果。v原油的含硫量和含盐量，减少对常压塔原油的含硫量和含盐量，减少对常压塔的腐蚀。的腐蚀。原油蒸馏塔的工艺特征原油蒸馏塔的工艺特征v1、复合塔、复合塔v2、汽提塔和汽提段

101、（在沸器）、汽提塔和汽提段（在沸器）v3、全塔热平衡、全塔热平衡v4、恒分子回流的假定完全不适用、恒分子回流的假定完全不适用原油蒸馏工艺流程的类型原油蒸馏工艺流程的类型我国原油蒸馏工艺流程按炼油厂类我国原油蒸馏工艺流程按炼油厂类型不同，可大致分为三大类。型不同，可大致分为三大类。v（一）燃料型一）燃料型v（二）燃料（二）燃料-润滑油型润滑油型v（三）燃料（三）燃料-化工型化工型常减压蒸馏原料及产品特点常减压蒸馏原料及产品特点原油在进入常减压蒸馏装置前，首先进行脱盐原油在进入常减压蒸馏装置前，首先进行脱盐脱水。脱水。在常压塔得到：在常压塔得到：常压塔顶：石脑油（汽油馏分）：常压塔顶：石脑油（汽油

102、馏分）：因为辛烷值低可以作为溶剂油；催化重整原料；因为辛烷值低可以作为溶剂油；催化重整原料；常一线：航空煤油（煤油）：常一线：航空煤油（煤油）：根据原油性质不同，生产不同的煤油。根据原油性质不同，生产不同的煤油。常二线：柴油常二线：柴油一般生产一般生产0#柴油柴油常三线：重柴油：常三线：重柴油：20#重柴油重柴油在减压塔得到：在减压塔得到：馏分范围为（馏分范围为（350500）的蜡油）的蜡油1、在不同的侧线得到各个馏分，作为生、在不同的侧线得到各个馏分，作为生产润滑油原料。或将各个馏分混合，特产润滑油原料。或将各个馏分混合，特点：凝固点高，分子量大，作为：催化点：凝固点高，分子量大，作为：催化

103、裂化原料，加氢裂化原料。裂化原料，加氢裂化原料。2、在减压塔底得到渣油，根据原油的性、在减压塔底得到渣油，根据原油的性质可以作为：燃料油，延迟焦化原料，质可以作为：燃料油，延迟焦化原料，生产沥青的原料。生产沥青的原料。常减压蒸馏主要操作条件常减压蒸馏主要操作条件常压塔常压塔温度：原油经换热后达到温度：原油经换热后达到300左右，进左右，进入常压加热炉，原油被加热到入常压加热炉，原油被加热到360380进入常压塔进行蒸馏。塔顶进入常压塔进行蒸馏。塔顶100130，常一线（煤油），常一线（煤油）200左右，常左右，常二线（柴油）二线（柴油）280左右，常三线（重左右，常三线（重柴油）柴油）340左

104、右。左右。压力：塔顶在压力：塔顶在0.10.16Mpa下操作。下操作。减压塔减压塔温度：常压塔底油温度：常压塔底油350左右进入减压加左右进入减压加热炉，被加热到热炉，被加热到380400进入减压塔进入减压塔进行蒸馏。进行蒸馏。压力：减压塔顶残压一般在压力：减压塔顶残压一般在2060mmHg。减压塔的工艺特点减压塔的工艺特点v塔顶和塔底缩径塔顶和塔底缩径塔底缩径：缩短渣油在塔内的停留时间塔底缩径：缩短渣油在塔内的停留时间塔顶缩径：使塔内气相负荷均匀塔顶缩径：使塔内气相负荷均匀v一般使用填料一般使用填料v燃料型减压塔有燃料型减压塔有23个侧线个侧线v润滑油型减压塔有润滑油型减压塔有45个侧线个侧

105、线v减压精馏塔的一般工艺特征减压精馏塔的一般工艺特征v1.降低从汽化段到塔顶的流动压降降低从汽化段到塔顶的流动压降v2.降低塔顶油气流出管线的流动压降降低塔顶油气流出管线的流动压降v3.控制减压炉出口温度控制减压炉出口温度v4.减压塔的塔底气提量比常压塔大减压塔的塔底气提量比常压塔大v5.缩短渣油在减压塔内的停留时间缩短渣油在减压塔内的停留时间“干式干式”减压特点减压特点v塔顶残压在塔顶残压在1020mmHgv一般在塔底不注水蒸汽一般在塔底不注水蒸汽v塔用填料塔用填料v炉管扩径炉管扩径v大直径低速转油线大直径低速转油线v燃料型减压塔使用该技术燃料型减压塔使用该技术催化裂化分馏塔催化裂化分馏塔v

106、分馏塔底部设有脱过热段，使上升至分馏塔底部设有脱过热段，使上升至上部的油气温度降低到饱和温度，以上部的油气温度降低到饱和温度，以便进行精馏，同时避免高沸点的油浆便进行精馏，同时避免高沸点的油浆使塔板结焦。使塔板结焦。焦化分馏塔焦化分馏塔v分馏精确度要求不高分馏精确度要求不高。第八章第八章热加工过程热加工过程v焦炭化过程焦炭化过程v减粘裂化减粘裂化v热裂化热裂化v临氢热转化临氢热转化v石油烃类的热反应石油烃类的热反应v渣油热加工过程的反应温度一般在渣油热加工过程的反应温度一般在400550之间，主要有两类反应：裂解反应（吸热）之间，主要有两类反应：裂解反应（吸热），缩合反应（放热反应）。，缩合反

107、应（放热反应）。v烷烃：烷烃：C-C键断裂生成较小分子的烷烃和烯键断裂生成较小分子的烷烃和烯烃。烃。C-H键断裂生成碳原子数保持不变的烯键断裂生成碳原子数保持不变的烯烃和氢。烃和氢。v环烷烃：烷基侧链的断裂和环烷环的断裂。环烷烃：烷基侧链的断裂和环烷环的断裂。v芳香烃：脱氢缩合反应，生成环数较多的芳芳香烃：脱氢缩合反应，生成环数较多的芳烃，直至生成焦炭。烃，直至生成焦炭。v环烷芳香烃：环烯烃，芳香烃，高分子的多环芳环烷芳香烃：环烯烃，芳香烃，高分子的多环芳香烃。香烃。v烯烃：与其他烃类交叉反应。烯烃：与其他烃类交叉反应。v胶质和沥青质：主要发生缩合反应生成焦炭。胶质和沥青质：主要发生缩合反应生

108、成焦炭。v烃类的热反应是一种复杂的平行顺序反应，烃类的热反应是一种复杂的平行顺序反应，这些平行的反应不会停留在某一阶段上，而是继这些平行的反应不会停留在某一阶段上，而是继续不断地进行下去，随着反应时间的延长，一方续不断地进行下去，随着反应时间的延长，一方面，由于裂解反应生成分子越来越小，沸点越来面，由于裂解反应生成分子越来越小，沸点越来越低的烃类，另一方面，由于缩合反应生成分子越低的烃类，另一方面，由于缩合反应生成分子越来越大的稠环芳香烃。高度缩合的结果就产生越来越大的稠环芳香烃。高度缩合的结果就产生胶质、沥青质，最后生成碳氢比很高的焦炭。胶质、沥青质，最后生成碳氢比很高的焦炭。v渣油热反应的

109、特点：渣油热反应的特点：v渣油热反应比单体烃更能能反映出平行顺序渣油热反应比单体烃更能能反映出平行顺序反应的特征。反应的特征。v渣油热反应时容易生焦，除了由于渣油自身含渣油热反应时容易生焦，除了由于渣油自身含有较多的胶质和沥青质外，还因为不同族的烃有较多的胶质和沥青质外，还因为不同族的烃类之间的相互作用促进了生焦反应。类之间的相互作用促进了生焦反应。v渣油在热分解过程中的相分离问题。渣油在热分解过程中的相分离问题。v热反应通常表现为吸热。（分解反应占主导）热反应通常表现为吸热。（分解反应占主导）v反应深度小时，为一级反应，反应深度较大时，反应深度小时，为一级反应，反应深度较大时，不再符合一级反

110、应规律。不再符合一级反应规律。v焦炭化过程焦炭化过程v焦炭化过程是以渣油为原料，在高温（焦炭化过程是以渣油为原料，在高温（500550）下进行深度热裂化反应的一种热加工）下进行深度热裂化反应的一种热加工过程。反应产物有，气体、汽油、柴油、蜡油过程。反应产物有，气体、汽油、柴油、蜡油和焦炭。和焦炭。v减压渣油经焦化过程可以得到减压渣油经焦化过程可以得到7080的馏的馏分油，焦化汽油和焦化柴油中不饱和烃含量高，分油，焦化汽油和焦化柴油中不饱和烃含量高，而且含硫、含氮等非烃类化合物的含量也高，而且含硫、含氮等非烃类化合物的含量也高，因此，安定性差，必须经过加氢精制才能作为因此，安定性差，必须经过加氢

111、精制才能作为发动机燃料。焦化蜡油主要是作为加氢裂化或发动机燃料。焦化蜡油主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，焦催化裂化的原料，有时也用于调和燃料油，焦炭除作为燃料外，还可用作高炉炼钢用。焦化炭除作为燃料外，还可用作高炉炼钢用。焦化气体作燃料或石油化工原料。气体作燃料或石油化工原料。v特点：是渣油轻质化过程，可以加工残特点：是渣油轻质化过程，可以加工残炭值及重金属含量很高的各种劣质渣油，炭值及重金属含量很高的各种劣质渣油，过程简单、投资和操作费用低。但焦炭过程简单、投资和操作费用低。但焦炭产率高、液体产物的质量差。产率高、液体产物的质量差。v主要工业形式有延迟焦化和流化焦化

112、。主要工业形式有延迟焦化和流化焦化。v延迟焦化的工艺流程：延迟焦化的工艺流程：v减粘裂化减粘裂化v是一种以渣油为原料的浅度热裂化过程。是一种以渣油为原料的浅度热裂化过程。把重质高粘度渣油通过浅度热裂化反应把重质高粘度渣油通过浅度热裂化反应转化为较低粘度和较低倾点的燃料油。转化为较低粘度和较低倾点的燃料油。v工艺流程：工艺流程：v渣油减粘过程的反应深度：渣油减粘过程的反应深度：v液相条件下进行反应，容易产生缩合产物。液相条件下进行反应，容易产生缩合产物。v渣油是胶质分散体系，热转化过程中会导致渣油是胶质分散体系，热转化过程中会导致分散相和分散介质间的相容性变差。是减粘分散相和分散介质间的相容性变

113、差。是减粘裂化反应深度的主要限制因素。裂化反应深度的主要限制因素。v采用芳香性强的催化裂化柴油或澄清油作为采用芳香性强的催化裂化柴油或澄清油作为稀释剂。稀释剂。v在减粘裂化初期，渣油的粘度随着转化在减粘裂化初期，渣油的粘度随着转化率的增大而逐渐降低，当降低至某一最低值率的增大而逐渐降低，当降低至某一最低值时，渣油的粘度反而随着转化率的进一步增时，渣油的粘度反而随着转化率的进一步增大而急剧上升。大而急剧上升。v其他渣油热转化过程：其他渣油热转化过程：v热裂化：以重馏分油或重油为原料，主要目热裂化：以重馏分油或重油为原料，主要目的产品是汽油。运转周期受炉管内结焦制约，的产品是汽油。运转周期受炉管内

114、结焦制约，已被催化裂化和焦炭化所代替。已被催化裂化和焦炭化所代替。v临氢热转化过程：有氢气存在下的热转化过临氢热转化过程：有氢气存在下的热转化过程。氢能抑制缩合反应的发生。程。氢能抑制缩合反应的发生。催化裂化工艺催化裂化工艺v第一节第一节概概述述v第二节第二节烃类的催化裂化反应烃类的催化裂化反应v第三节第三节催化裂化的原料和产品特点催化裂化的原料和产品特点v第四节第四节催化裂化催化剂催化裂化催化剂v第五节第五节流态化基本原理流态化基本原理v第六节第六节催化裂化工艺流程催化裂化工艺流程v第七节第七节渣油催化裂化渣油催化裂化第一节第一节概概述述v催化裂化在炼油工业中的地位和作用催化裂化在炼油工业中

115、的地位和作用v催化裂化的工业型式催化裂化的工业型式v催化裂化技术发展的趋势催化裂化技术发展的趋势催化裂化在炼油工业中的地位和作用催化裂化在炼油工业中的地位和作用v一般原油经常减压蒸馏后可得到一般原油经常减压蒸馏后可得到1040的的汽油，煤油及柴油等轻质油品，汽油，煤油及柴油等轻质油品，其余的是重质馏其余的是重质馏分和残渣油。如果不经过二次加工它们只能作为分和残渣油。如果不经过二次加工它们只能作为润滑油原料或重质燃料油。但是国民经济和国防润滑油原料或重质燃料油。但是国民经济和国防上需要的轻质油量是很大的，由于内燃机的发展上需要的轻质油量是很大的，由于内燃机的发展对汽油的质量提出更高的要求而直馏汽

116、油（辛对汽油的质量提出更高的要求而直馏汽油（辛烷值较低烷值较低40）则一般难以满足这些要求。原油经）则一般难以满足这些要求。原油经简单加工所能提供的轻质油品的数量和质量同生简单加工所能提供的轻质油品的数量和质量同生产发展所需要的轻质油品的数量和质量之间的矛产发展所需要的轻质油品的数量和质量之间的矛盾促使了催化裂化过程的产生和发展。促进催化盾促使了催化裂化过程的产生和发展。促进催化裂化发展的因素中除了继续解决上述的矛盾以外，裂化发展的因素中除了继续解决上述的矛盾以外，还有像如何满足石油化工原料的需要，如何节约还有像如何满足石油化工原料的需要，如何节约能源以及减少环烷污染等新的因数对促进催化裂能源

117、以及减少环烷污染等新的因数对促进催化裂化发展也起重要作用。化发展也起重要作用。v裂化产物：在一般工业条件下，气体产率约裂化产物：在一般工业条件下，气体产率约1020，其中主要是其中主要是C3、C4，汽油产率约汽油产率约2060，汽油的辛烷值汽油的辛烷值90左右，柴油产率左右，柴油产率约约1040，柴油的十六烷值较直馏柴油的，柴油的十六烷值较直馏柴油的低，焦炭产率约低，焦炭产率约510，焦炭是裂化反应的，焦炭是裂化反应的缩合产物，催化裂化气体含烯烃多，所以可缩合产物，催化裂化气体含烯烃多，所以可作为化工原料。作为化工原料。v催化裂化的主要作用是将重质油品转化成高催化裂化的主要作用是将重质油品转化

118、成高质量的轻质油。质量的轻质油。v催化裂化几乎在所有的炼油中都是最重要的催化裂化几乎在所有的炼油中都是最重要的二次加工手段。二次加工手段。催化裂化的工业型式催化裂化的工业型式催化裂化技术发展的趋势催化裂化技术发展的趋势v自自1936年工业化以来催化裂化技术发展很年工业化以来催化裂化技术发展很快。目前，在许多国家催化化裂化已成为最快。目前，在许多国家催化化裂化已成为最重要的二次加工手段之一。我国商品汽油中重要的二次加工手段之一。我国商品汽油中70%来自催化，柴油中来自催化，柴油中30%来自催化。来自催化。v加工重质原料：目前以加工常压和减压渣油加工重质原料：目前以加工常压和减压渣油为主。为主。v

119、降低能耗：催化裂化装置的能耗较大，降低降低能耗：催化裂化装置的能耗较大，降低能耗的潜力也很大。能耗的潜力也很大。v减少环境污染：减少环境污染：v过程模拟和计算机应用。过程模拟和计算机应用。反应反应再生系统和分馏系统再生系统和分馏系统v1.反应一再生系统反应一再生系统v新鲜原料油经换热后与回炼油混合，经加热炉加热新鲜原料油经换热后与回炼油混合，经加热炉加热至至200400后至提升管反应器下部的喷嘴，原料后至提升管反应器下部的喷嘴，原料油由蒸汽雾化并喷入提升管内，在其中与来自再生油由蒸汽雾化并喷入提升管内，在其中与来自再生器的高温催化剂器的高温催化剂(600750)接触，随即汽化并进接触，随即汽化

120、并进行反应。油气在提升管内的停留时间很短，一般只行反应。油气在提升管内的停留时间很短，一般只有几秒钟。反应产物经旋风分离器分离出夹带的催有几秒钟。反应产物经旋风分离器分离出夹带的催化剂后离开反应器去分馏塔。积有焦炭的催化剂化剂后离开反应器去分馏塔。积有焦炭的催化剂(称称待生催化剂待生催化剂)由沉降器落入下面的气提段。气提段内由沉降器落入下面的气提段。气提段内装有多层人字形挡板并在底部通入过热水蒸气。待装有多层人字形挡板并在底部通入过热水蒸气。待生催化剂上吸附的油气和颗粒之间的空间的油气被生催化剂上吸附的油气和颗粒之间的空间的油气被水蒸气置换出而返回上部。经气提后的待生剂通过水蒸气置换出而返回上

121、部。经气提后的待生剂通过待生斜管进入再生器。待生斜管进入再生器。v再生器的主要作用是烧去催化剂上因反应而再生器的主要作用是烧去催化剂上因反应而生成的积炭，使催化剂的活性得以恢复。再生成的积炭，使催化剂的活性得以恢复。再生用空气由主风机供给，空气通过再生器下生用空气由主风机供给，空气通过再生器下面的辅助燃烧室及分布管进入流化床层。对面的辅助燃烧室及分布管进入流化床层。对于热平衡式装置，辅助燃烧室只是在开工升于热平衡式装置，辅助燃烧室只是在开工升温时才使用，正常运转时并不烧燃烧油。再温时才使用，正常运转时并不烧燃烧油。再生后的催化剂生后的催化剂(称再生催化剂称再生催化剂)落入淹流管，落入淹流管，再

122、经再生斜管送回反应器循环使用。再生烟再经再生斜管送回反应器循环使用。再生烟气经旋风分离器分离出夹带的催化剂后，经气经旋风分离器分离出夹带的催化剂后，经双动滑阀排入大气。双动滑阀排入大气。v2.分馏系统分馏系统v由反应器来的反应产物油气从底部进入分馏塔，由反应器来的反应产物油气从底部进入分馏塔，经底部的脱过热段后在分馏段分割成几个中间经底部的脱过热段后在分馏段分割成几个中间产品：塔顶为汽油及富气，侧线有轻柴油、重产品：塔顶为汽油及富气，侧线有轻柴油、重柴油和回炼油，塔底产品是油浆。轻柴油和重柴油和回炼油，塔底产品是油浆。轻柴油和重柴油分别经气提后，再经换热、冷却后出装置。柴油分别经气提后，再经换

123、热、冷却后出装置。v催化裂化装置的分馏塔有几个特点：催化裂化装置的分馏塔有几个特点：v进料是带有催化剂粉尘的过热油气。进料是带有催化剂粉尘的过热油气。v一般设有多个循环回流：塔顶循环回流、一一般设有多个循环回流：塔顶循环回流、一至两个中段循环回流、油浆循环回流。至两个中段循环回流、油浆循环回流。v塔顶回流采用循环回流而不用冷回流。塔顶回流采用循环回流而不用冷回流。v3.吸收一稳定系统吸收一稳定系统v吸收一稳定系统主要由吸收塔、再吸收塔、吸收一稳定系统主要由吸收塔、再吸收塔、解吸塔及稳定塔组成。从分馏塔顶油气分离解吸塔及稳定塔组成。从分馏塔顶油气分离器出来的富气中带有汽油组分，而粗汽油中器出来的

124、富气中带有汽油组分，而粗汽油中则溶解有则溶解有C3、C4组分。吸收一稳定系统的作组分。吸收一稳定系统的作用就是利用吸收和精馏的方法将富气和粗汽用就是利用吸收和精馏的方法将富气和粗汽油分离成干气油分离成干气(C2)、液化气、液化气(C3、C4)和蒸和蒸汽压合格的稳定汽油。汽压合格的稳定汽油。第二节第二节烃类的催化裂化反应烃类的催化裂化反应v烃类正碳离子反应机理烃类正碳离子反应机理v单体烃的催化裂化反应单体烃的催化裂化反应v石油馏分的催化裂化反应石油馏分的催化裂化反应v催化裂化反应的热效应催化裂化反应的热效应v影响催化裂化的主要因素影响催化裂化的主要因素v 烯烃烯烃烯烃的主要反应也是分解反应。烯烃

125、的主要反应也是分解反应。v分解反应分解反应烯烃的分解反应速率比烷烃的高得多。烯烃的分解反应速率比烷烃的高得多。与烷烃分解反应的规律相同。与烷烃分解反应的规律相同。v异构化反应异构化反应烯烃的异构化反应有两种，一种是烯烃的异构化反应有两种，一种是分子骨架改变，正构烯烃变成异构烯烃；另一种是分子骨架改变，正构烯烃变成异构烯烃；另一种是分子中的双键向中间位置转移。例如：分子中的双键向中间位置转移。例如：v氢转移反应氢转移反应氢转移反应是造成催化裂化汽氢转移反应是造成催化裂化汽油饱和度较高的主要原因。油饱和度较高的主要原因。v环烷烃或环烷一芳烃环烷烃或环烷一芳烃(如四氢萘、十氢萘等如四氢萘、十氢萘等)

126、放放出氢使烯烃饱和而自身逐渐变成稠环芳烃。两出氢使烯烃饱和而自身逐渐变成稠环芳烃。两个烯烃分子之间也可以发生氢转移反应。个烯烃分子之间也可以发生氢转移反应。v芳构化反应芳构化反应烯烃环化并脱氢生成芳烃。烯烃环化并脱氢生成芳烃。v（3）环烷烃）环烷烃环烷烃的环可断裂生成烯烃，环烷烃的环可断裂生成烯烃，烯烃再继续进行上述各项反应。烯烃再继续进行上述各项反应。v（4）芳香烃）芳香烃v芳香烃的芳核在催化裂化条件下十分稳定，芳香烃的芳核在催化裂化条件下十分稳定，但是连接但是连接在芳核上的烷基侧链则很容易断在芳核上的烷基侧链则很容易断裂生成较小分子的烯裂生成较小分子的烯烃，而且断裂的位置主烃，而且断裂的位

127、置主要是发生在侧链和芳核连接的键上。要是发生在侧链和芳核连接的键上。多环芳多环芳香烃的裂化反应速率很低，它们的主要反应香烃的裂化反应速率很低，它们的主要反应是缩合成稠环芳烃，最后成为焦炭同时放出是缩合成稠环芳烃，最后成为焦炭同时放出氢使烯烃饱和。氢使烯烃饱和。烃类催化裂化正碳离子反应机理烃类催化裂化正碳离子反应机理v烃类在裂化催化剂上进行反应的历程，或称反烃类在裂化催化剂上进行反应的历程，或称反应机理。应机理。v正碳离子：缺少一对价电子的碳所形成的烃离正碳离子：缺少一对价电子的碳所形成的烃离子。子。v正碳离子来源：由烯烃分子获得一个氢离子而正碳离子来源：由烯烃分子获得一个氢离子而形成。形成。v

128、氢离子来源：酸性催化剂。氢离子来源：酸性催化剂。v通过正十六烯的催化裂化反应来说明正碳离子通过正十六烯的催化裂化反应来说明正碳离子学说。学说。v叔正碳离子叔正碳离子仲正碳离子仲正碳离子伯正碳离子伯正碳离子v通过正十六烯的催化裂化反应来说明正碳离子通过正十六烯的催化裂化反应来说明正碳离子学说。学说。v正十六烯从催化剂表面或已生成的正碳离子正十六烯从催化剂表面或已生成的正碳离子获得一个氢离子而生成正碳离子：获得一个氢离子而生成正碳离子：大的正碳离子不稳定，容易在大的正碳离子不稳定，容易在位置上断裂：位置上断裂：生成的正碳离子是伯正碳离子，不够稳定，生成的正碳离子是伯正碳离子，不够稳定，易于变成仲正

129、碳离子，然后又接着在易于变成仲正碳离子，然后又接着在位置上位置上断裂：断裂：正碳离子的稳定程度依次是叔正碳离子仲正碳离子的稳定程度依次是叔正碳离子仲正碳离子伯正碳离子，因此生成的正碳离正碳离子伯正碳离子，因此生成的正碳离子趋向于异构叔正碳离子。子趋向于异构叔正碳离子。正碳离子将氢离子还给催化剂，本身变成烯烃。正碳离子将氢离子还给催化剂，本身变成烯烃。烃类催化裂化是个气烃类催化裂化是个气固非均相反应固非均相反应v(1)原料分子自主气流中向催化剂扩散；原料分子自主气流中向催化剂扩散；v(2)接近催化剂的原料分子向微孔内表面扩散；接近催化剂的原料分子向微孔内表面扩散；v(3)靠近催化刑表面的原料分子

130、被催化剂吸附；靠近催化刑表面的原料分子被催化剂吸附；v(4)被吸附的分子在催化剂的作用下进行化学反被吸附的分子在催化剂的作用下进行化学反应；应；v(5)生成的产品分子从催化剂上脱附下来；生成的产品分子从催化剂上脱附下来；v(6)脱附下来的产品分子从微孔内向外扩散；脱附下来的产品分子从微孔内向外扩散；v(7)产品分子从催化剂外表面再扩散到主气流中。产品分子从催化剂外表面再扩散到主气流中。然后离开反应器。然后离开反应器。v各类烃之间的竞争吸附和对反应的各类烃之间的竞争吸附和对反应的阻滞作用阻滞作用v吸附能力：吸附能力：v稠环芳烃稠环芳烃稠环环烷烃稠环环烷烃烯烃烯烃单烷基侧链单烷基侧链的单环芳烃的单

131、环芳烃环烷烃环烷烃烷烃烷烃v化学反应速率：化学反应速率：v烯烃烯烃大分子稠环芳烃大分子稠环芳烃v小分子单烷基侧链的单环芳烃和稠环芳烃吸小分子单烷基侧链的单环芳烃和稠环芳烃吸附能力强而化学反应速率却最低，首先占据附能力强而化学反应速率却最低，首先占据了催化剂表面，反应很慢且不易脱附，阻碍了催化剂表面，反应很慢且不易脱附，阻碍了催化裂化反应的进行。了催化裂化反应的进行。v烃类催化裂化反应的热力学特征烃类催化裂化反应的热力学特征v反应热：烃类的分解反应、脱氢反应等是吸反应热：烃类的分解反应、脱氢反应等是吸热反应，而氢转移反应、缩合反应等是放热热反应，而氢转移反应、缩合反应等是放热反应。在一般条件下，

132、分解反应是催化裂化反应。在一般条件下，分解反应是催化裂化中最重要的反应，而且它的热效应比较大，中最重要的反应，而且它的热效应比较大，所以催化裂化反应总是表现为吸热反应。所以催化裂化反应总是表现为吸热反应。烃类催化裂化反应的动力学特征烃类催化裂化反应的动力学特征v转化率转化率v总转化率总转化率v单程转化率单程转化率v空速和反应时间空速和反应时间v空速空速:每小时进入反应器的原料油量与反应器藏每小时进入反应器的原料油量与反应器藏量之比。如果进料量和藏量都以质量单位计，称量之比。如果进料量和藏量都以质量单位计，称为质量空速；以体积单位计，则称为体积空速。为质量空速；以体积单位计，则称为体积空速。v质

133、量空速总进料量（质量空速总进料量（t/h）藏量（藏量（t）v体积空速总进料量（体积空速总进料量（m3/h）藏量（藏量（m3）v在在提提升升管管反反应应器器内内，催催化化剂剂的的密密度度很很小小，催催化化剂剂本本身身占占有有的的空空间间很很小小，因因此此在在计计算算反反应应时时间间时时常常按按油油气气通通过过空空的的提提升升管管反反应应器器的的时时间间来来计计算算。考考虑虑到到油油气气的的体体积积流流量量不不断断在在变变化化，计计算算时时采采用用提提升升管管入入口口和和出出口口两两处处的的体体积积流流量量的的对对数数平平均均值值。其计算方法如下：其计算方法如下：vv产品分布产品分布原料裂化所得各

134、种产品产率的总和为原料裂化所得各种产品产率的总和为100，各产率之间的分配关系即为产品分布。各产率之间的分配关系即为产品分布。一般来说是希望尽量提高目的产物一般来说是希望尽量提高目的产物“汽油和汽油和柴油柴油”的产率而限制副产品的产率而限制副产品“气体和焦炭气体和焦炭”v循环裂化循环裂化v影响催化裂化反应速度的基本因素影响催化裂化反应速度的基本因素v（1）催化剂活性对反应速度的影响）催化剂活性对反应速度的影响v提高催化剂的活性有利于提高反应速度，提高催提高催化剂的活性有利于提高反应速度，提高催化剂的活性还有利于促进氢转移和异构化反应，化剂的活性还有利于促进氢转移和异构化反应，所得裂化产品的饱和

135、度较高、含异构烃类较多。所得裂化产品的饱和度较高、含异构烃类较多。v（2）反应温度对反应速度的影响）反应温度对反应速度的影响v提高反应温度，则反应速度增大。当反应温度提提高反应温度，则反应速度增大。当反应温度提高时，热裂化反应的速度提高的比较快；但是在高时，热裂化反应的速度提高的比较快；但是在500这样的温度下，主要的反应仍是催化裂化这样的温度下，主要的反应仍是催化裂化反应而不是热裂化反应。反应而不是热裂化反应。v（3）原料性质对反应速度的影响）原料性质对反应速度的影响v在族组成相似时，沸点范围越高越容易裂化。在族组成相似时，沸点范围越高越容易裂化。但对分子筛催化剂来说，沸程的影响并不重但对分

136、子筛催化剂来说，沸程的影响并不重要，而当沸点相似时，含芳烃多的原料则较要，而当沸点相似时，含芳烃多的原料则较难裂化。难裂化。v（4）反应压力对反应速度的影响）反应压力对反应速度的影响v即反应器内的油气分压对反应速度的影响。即反应器内的油气分压对反应速度的影响。油气分压的提高意味着反应物浓度提高，因油气分压的提高意味着反应物浓度提高，因而反应速度加快。但提高反应压力也提高了而反应速度加快。但提高反应压力也提高了生焦的反应速度。生焦的反应速度。第三节第三节催化裂化的原料和产品特点催化裂化的原料和产品特点v催化裂化原料催化裂化原料v催化裂化原料的范围很广泛，大体可分为馏分催化裂化原料的范围很广泛，大

137、体可分为馏分油和渣油两大类。油和渣油两大类。v馏分油馏分油v（1）直馏重馏分油（蜡油）直馏重馏分油（蜡油350500）：）：大大多数直馏重馏分含芳烃较少，容易裂化，轻油多数直馏重馏分含芳烃较少，容易裂化，轻油收率较高，是理想的催化裂化原料。收率较高，是理想的催化裂化原料。v（2）热加工产物：焦化蜡油、减粘裂化馏出）热加工产物：焦化蜡油、减粘裂化馏出油等。由于它们是已经裂化过的油料，其中油等。由于它们是已经裂化过的油料，其中烯烃、芳烃含量较多，裂化时转化率低、生烯烃、芳烃含量较多，裂化时转化率低、生焦率高，一般不单独使用，而是和直馏馏分焦率高，一般不单独使用，而是和直馏馏分油掺合作为混合进料。油

138、掺合作为混合进料。v（3）润滑油溶剂精制的抽出油：）润滑油溶剂精制的抽出油：此抽出油中此抽出油中含有大量难以裂化的芳烃，尤其是含稠环化含有大量难以裂化的芳烃，尤其是含稠环化合物较多，极易生焦。合物较多，极易生焦。v渣油：渣油是原油中最重的部分，它含有大渣油：渣油是原油中最重的部分，它含有大量胶质、沥青质和各种稠环烃类，因此它的量胶质、沥青质和各种稠环烃类，因此它的元素组成中氢碳比小，残炭值高，在反应中元素组成中氢碳比小，残炭值高，在反应中易于缩合生成焦炭，这时产品分布和装置热易于缩合生成焦炭，这时产品分布和装置热平衡都有很大影响。原油中的硫、氮、重金平衡都有很大影响。原油中的硫、氮、重金属以及

139、盐分等杂质也大量集中在渣油中。在属以及盐分等杂质也大量集中在渣油中。在催化裂化过程中会使催化剂中毒，进而也会催化裂化过程中会使催化剂中毒，进而也会影响产品分布，同时将加重对环境的污染。影响产品分布，同时将加重对环境的污染。由于渣油的残炭、重金属、硫、氮等化合物由于渣油的残炭、重金属、硫、氮等化合物的含量比馏分油高得多，增加了催化裂化的的含量比馏分油高得多，增加了催化裂化的难度。难度。衡量原料性质的指标衡量原料性质的指标v馏分组成馏分组成v化学组成化学组成v残炭残炭v含氮含硫化合物含氮含硫化合物v重金属重金属产品特点产品特点产品分布：产品分布：v气体：气体：1020%；汽油：；汽油：4060%；

140、柴油：；柴油：2040%；焦炭：；焦炭：510%。v1气体产品：气体产品：在一般工业条件下，气体产在一般工业条件下，气体产率约为率约为1020，催化，催化裂化气体中大量的是裂化气体中大量的是C3、C4(称为液态烃或液化气称为液态烃或液化气)，约占，约占90(重重)，其中，其中液态烃中液态烃中C4含量约为含量约为C3含量的含量的1.52.5倍，而且烯烃比烷烃多倍，而且烯烃比烷烃多C3中烯烃约为中烯烃约为70左右，左右，C4烯烃约为烯烃约为55左右。由于上述特点左右。由于上述特点至使催化裂化所产气体成为石油化工的宝贵至使催化裂化所产气体成为石油化工的宝贵原料。原料。v2液体产品液体产品v催化裂化汽

141、油产率为催化裂化汽油产率为40一一60(重重)。由于其中有较。由于其中有较多烯烃多烯烃(一般一般50%以上）、异构烷烃和芳烃，所以辛以上）、异构烷烃和芳烃，所以辛烷值较高，一般为烷值较高，一般为90左右左右(RON)。v柴油产率为柴油产率为20一一40(重重)，因其中含有较多的芳烃，因其中含有较多的芳烃约为约为40一一50，所以十六烷值较直馏柴油低很多，所以十六烷值较直馏柴油低很多，只有只有2030，常常需要与直馏柴油等调合后才能作，常常需要与直馏柴油等调合后才能作为柴油发动机燃料使用。为柴油发动机燃料使用。v3焦炭：焦炭：催化裂化的焦炭沉积在催化剂上，不能作产品。常催化裂化的焦炭沉积在催化剂

142、上，不能作产品。常规催化裂化的焦炭产率约为规催化裂化的焦炭产率约为57，当以渣油为原，当以渣油为原料时可高达料时可高达10以上。以上。第四节催化裂化催化剂第四节催化裂化催化剂v催化剂是一种能使在该条件下，从热力学角度判断有催化剂是一种能使在该条件下，从热力学角度判断有可能发生的化学反应改变其反应速度的物质。它可以可能发生的化学反应改变其反应速度的物质。它可以加快某些反应的速度，也可以抑制另一些反应的进行。加快某些反应的速度，也可以抑制另一些反应的进行。而对那些热力学上没有可能进行的反应则不起作用。而对那些热力学上没有可能进行的反应则不起作用。同时对可逆反应它相等地加速正向和逆向反应，也就同时对

143、可逆反应它相等地加速正向和逆向反应，也就是不改变反应的平衡。例如，在通常的反应条件下，是不改变反应的平衡。例如，在通常的反应条件下，从热力学角度来判断，烃类可以进行分解、异构化、从热力学角度来判断，烃类可以进行分解、异构化、芳构化、氢转移、叠合、烃化等多种反应，但反应速芳构化、氢转移、叠合、烃化等多种反应，但反应速度各异，这样就可以利用催化剂选择性地加速这些反度各异，这样就可以利用催化剂选择性地加速这些反应中所希望的反应，而抑制那些不希望发生的反应，应中所希望的反应，而抑制那些不希望发生的反应，从而达到提高产品质量改善产品分布的目的从而达到提高产品质量改善产品分布的目的，这是热，这是热裂化过程

144、所达不到的。例如为了提高汽油辛烷值，设裂化过程所达不到的。例如为了提高汽油辛烷值，设法使催化剂能选择性加速异构化反应而抑制氢转移反法使催化剂能选择性加速异构化反应而抑制氢转移反应和不饱和烃进一步脱氢生焦的反应。应和不饱和烃进一步脱氢生焦的反应。v比表面积：单位质量催化剂的内外表面积之比表面积：单位质量催化剂的内外表面积之和。和。v孔体积：单位质量催化剂所含有的空隙体积。孔体积：单位质量催化剂所含有的空隙体积。v平均孔径：孔体积与比表面积之比。平均孔径：孔体积与比表面积之比。v选择性：将进料转化为目的产品的能力。选择性：将进料转化为目的产品的能力。催化剂的种类、组成和结构催化剂的种类、组成和结构

145、v工业上所使用的裂化催化剂虽品种繁多，但工业上所使用的裂化催化剂虽品种繁多，但归纳起来不外乎三大类：归纳起来不外乎三大类：v天然白土催化剂天然白土催化剂v无定型合成催化剂无定型合成催化剂v分子筛催化剂。分子筛催化剂。天然白土催化剂天然白土催化剂v工业催化裂化装置最初使用的经处工业催化裂化装置最初使用的经处理的天然白土，其主要活性组分是理的天然白土，其主要活性组分是硅酸铝。硅酸铝。无定型合成催化剂无定型合成催化剂v天然白土被人工合成硅酸铝所取代。天然白土被人工合成硅酸铝所取代。v特点：具有孔径大小不一的许多微孔，一般特点：具有孔径大小不一的许多微孔，一般平均孔径为平均孔径为47nm，比表面积可达

146、比表面积可达500700m2/g。v硅酸铝的催化活性来源于其表面的酸性。硅酸铝的催化活性来源于其表面的酸性。硅酸铝催化剂的结构硅酸铝催化剂的结构分子筛催化剂特点分子筛催化剂特点v分子筛催化剂在催化裂化中的应用是催化裂化技术分子筛催化剂在催化裂化中的应用是催化裂化技术的重大发展。的重大发展。v与无定型硅酸铝相比具有的特点：与无定型硅酸铝相比具有的特点：具有更高的选择性、活性和稳定性，比表面具有更高的选择性、活性和稳定性，比表面600800m2/g。v分子筛是一种具有晶格结构的硅铝酸盐分子筛是一种具有晶格结构的硅铝酸盐又称沸又称沸石。石。v重要特点：稳定、均一的微孔结构。有大小分子大重要特点：稳定

147、、均一的微孔结构。有大小分子大小数量级。小数量级。v按其组成及晶体结构的不同可分为多种类型。按其组成及晶体结构的不同可分为多种类型。分子筛催化剂分子筛催化剂 分子筛催化剂是分子筛催化剂是60年代发展起来的一种新型年代发展起来的一种新型的高活性催化剂。它的出现，使流化催化裂化工的高活性催化剂。它的出现，使流化催化裂化工艺发生了很大变化，装置处理能力显著提高，产艺发生了很大变化，装置处理能力显著提高，产品产率及质量都得到改善。品产率及质量都得到改善。v分了筛又名结晶型沸石，是一种具有规则晶体结分了筛又名结晶型沸石，是一种具有规则晶体结构的硅铝酸盐，在它的晶格结构中排列者整齐均构的硅铝酸盐，在它的晶

148、格结构中排列者整齐均匀，大小一定的孔穴，只有小于孔径的分子才能匀，大小一定的孔穴，只有小于孔径的分子才能进入其中，而直径大于孔径的分子则无法进入。进入其中，而直径大于孔径的分子则无法进入。由于它能像筛子一样将直径大小不等的分子分开，由于它能像筛子一样将直径大小不等的分子分开，因而得名分子筛。因而得名分子筛。v催化裂化催化剂主要有四种催化裂化催化剂主要有四种Y型分子筛：型分子筛：vREY;HY;RE-HY;USY型。一般催化裂化催化剂型。一般催化裂化催化剂含分子筛为含分子筛为1035%。Y型分子筛的单元晶胞结构型分子筛的单元晶胞结构vY型分子筛由多个单元晶胞组成，每个单元晶型分子筛由多个单元晶胞

149、组成，每个单元晶胞由八个削角八面体组成，削角八面体的每胞由八个削角八面体组成，削角八面体的每个顶端是个顶端是Si或或Al原子，期间由氧原子相连接。原子，期间由氧原子相连接。由八个削角八面体组成的空洞称为八面沸石由八个削角八面体组成的空洞称为八面沸石笼。人工合成的分子筛是含钠离子的分子筛，笼。人工合成的分子筛是含钠离子的分子筛，这种分子筛本身没有催化活性，分子筛中的这种分子筛本身没有催化活性，分子筛中的钠离子可以用离子交换的方式与其他阳离子钠离子可以用离子交换的方式与其他阳离子交换。交换。v以稀土金属离子置换以稀土金属离子置换REYv以氢离子置换以氢离子置换HYv兼用氢离子和稀土金属离子置换兼用

150、氢离子和稀土金属离子置换REHYv由由HY型分子筛经脱铝得到的更高硅铝比的超型分子筛经脱铝得到的更高硅铝比的超稳稳Y型分子筛。型分子筛。担体的作用担体的作用分子筛催化剂的活性比无定型硅酸铝分子筛催化剂的活性比无定型硅酸铝催化剂的高得多，当用某些单体烃的裂催化剂的高得多，当用某些单体烃的裂化速度来比较时，某些分子筛的催化活化速度来比较时，某些分子筛的催化活性比硅酸铝高出上万倍，这样高的活性，性比硅酸铝高出上万倍，这样高的活性，在工业上无法进行应用，目前在工业上在工业上无法进行应用，目前在工业上所用的分子筛催化剂中仅含有所用的分子筛催化剂中仅含有1035的分子筛，其余的是起稀释作用的担的分子筛，其

151、余的是起稀释作用的担体以及粘结剂。工业上广泛应用的担体体以及粘结剂。工业上广泛应用的担体是低铝硅铝酸和高铝硅铝酸。是低铝硅铝酸和高铝硅铝酸。v担体除了起稀释作用外，还有其他重要作用：担体除了起稀释作用外，还有其他重要作用：v在离子交换时，分子筛中的钠不可能完全被置换在离子交换时，分子筛中的钠不可能完全被置换掉，而钠的存在回影响分子筛的稳定性，担体可掉，而钠的存在回影响分子筛的稳定性，担体可以容纳分子筛中未除去的钠，从而提高了分子筛以容纳分子筛中未除去的钠，从而提高了分子筛的稳定性。的稳定性。v在再生和反应时，担体作为一个宏大的热载体，在再生和反应时，担体作为一个宏大的热载体，起到热量储存和传递

152、的作用。起到热量储存和传递的作用。v适宜的担体可以增强催化剂的机械强度。适宜的担体可以增强催化剂的机械强度。v分子筛的价格较高，使用担体可降低催化剂的生分子筛的价格较高，使用担体可降低催化剂的生产成本。产成本。v对于重油催化裂化，担体可以先使难以进入分子对于重油催化裂化，担体可以先使难以进入分子筛的大分子先进行裂化，生成小分子再进入分子筛的大分子先进行裂化，生成小分子再进入分子筛。筛。催化剂的使用性能催化剂的使用性能1）物理性质）物理性质A、密度（真实密度、颗粒密度、堆积密度）、密度（真实密度、颗粒密度、堆积密度）B、筛分组成和机械强度筛分组成和机械强度C、结构特性（比表面、孔体积、孔径）结构

153、特性（比表面、孔体积、孔径）2）化学性质）化学性质A、活性活性B、选择性选择性C、稳定性稳定性D、抗金属污染能力（污染指数）抗金属污染能力（污染指数）催化剂的密度催化剂的密度v真实密度又称骨架密度：颗粒的质量与骨架实真实密度又称骨架密度：颗粒的质量与骨架实体所占体积之比，一般在体所占体积之比，一般在22.4g/cm3。v颗粒密度：把微孔体积计算在内的单个颗粒的颗粒密度：把微孔体积计算在内的单个颗粒的密度，一般在密度，一般在0.91.2g/cm。v堆积密度：催化剂堆积时包括微孔体积和颗粒堆积密度：催化剂堆积时包括微孔体积和颗粒间的孔隙体积的密度，一般在间的孔隙体积的密度，一般在0.50.8g/c

154、m。33筛分组成筛分组成v筛分组成筛分组成一般催化裂化催化剂的粒径分布范围在：一般催化裂化催化剂的粒径分布范围在：20-100m。分布是：分布是：40-80m占占50%；20-40m占占25%80-100m占占25%。100m很很少。少。工业用分子筛裂化催化剂的种类工业用分子筛裂化催化剂的种类1、REY型分子筛催化剂型分子筛催化剂酸性中心多、氢转移反应能力强，裂化活性酸性中心多、氢转移反应能力强，裂化活性高、水热稳定性好、汽油收率高，但焦炭和高、水热稳定性好、汽油收率高，但焦炭和干气的产率也高，汽油的辛烷值低。适用于干气的产率也高，汽油的辛烷值低。适用于直馏瓦斯油原料。直馏瓦斯油原料。2、US

155、Y型分子筛催化剂型分子筛催化剂硅铝比高、结构稳定性好、耐热和抗化学稳硅铝比高、结构稳定性好、耐热和抗化学稳定性增强，酸性中心数目减少，降低了氢转定性增强，酸性中心数目减少，降低了氢转移反应活性，产物中烯烃含量增加，汽油辛移反应活性，产物中烯烃含量增加，汽油辛烷值提高，焦炭产率减少。烷值提高，焦炭产率减少。v3、REHY型催化剂型催化剂兼顾了兼顾了REY和和HY分子筛的优点，活性和稳定分子筛的优点，活性和稳定性低于性低于REY分子筛。分子筛。RE和和H的比例可以根据的比例可以根据需要调节。需要调节。催化剂的活性催化剂的活性v催化剂的活性过高对催化裂化不利催化剂的活性过高对催化裂化不利v转化率提高

156、，汽油的选择性下降，气体和焦转化率提高，汽油的选择性下降，气体和焦炭增多。炭增多。v产生气体使气压机，吸收等超负荷运行，有产生气体使气压机，吸收等超负荷运行，有破坏性。破坏性。v焦炭增加会增加再生器的负荷。焦炭增加会增加再生器的负荷。催化剂的失活催化剂的失活v结焦失活结焦失活 ：催化裂化反应生成的焦炭沉积在催化剂的：催化裂化反应生成的焦炭沉积在催化剂的表面，覆盖催化剂的活性中心，使催化剂的活性和选表面，覆盖催化剂的活性中心，使催化剂的活性和选择性下降。随着反应的进行，催化剂上沉积的焦炭增择性下降。随着反应的进行，催化剂上沉积的焦炭增多，失活程度也加大。多，失活程度也加大。v工业催化裂化所产生的

157、焦炭可认为包括四类焦炭：工业催化裂化所产生的焦炭可认为包括四类焦炭：v催化焦催化焦烃类在催化剂活性中心上反应前生成的烃类在催化剂活性中心上反应前生成的焦炭。焦炭。v附加焦附加焦原料中的焦炭前身物经缩反应产生的焦；原料中的焦炭前身物经缩反应产生的焦；v可汽提焦可汽提焦因在汽提段汽提不完全而残留在催化因在汽提段汽提不完全而残留在催化剂上的重质烃类。剂上的重质烃类。v污染焦污染焦由于重金属沉积在催化剂表面上促进了由于重金属沉积在催化剂表面上促进了脱氢和缩合反应而产生的焦。脱氢和缩合反应而产生的焦。、v水热失活：在高温下，特别是有水存在的条水热失活：在高温下，特别是有水存在的条件下，裂化催化剂的表面结

158、构发生变化，比件下，裂化催化剂的表面结构发生变化，比表面积减小、孔容减小，分子筛的晶体结构表面积减小、孔容减小，分子筛的晶体结构破坏，导致催化剂的活性和选择性不断下降，破坏，导致催化剂的活性和选择性不断下降， 过程比较慢。过程比较慢。v毒物失活毒物失活 ：对催化裂化催化剂的毒物主要是：对催化裂化催化剂的毒物主要是某些金属和碱性氮化物。几种重金属中，以某些金属和碱性氮化物。几种重金属中，以镍、钒的影响最为重要。而且已老化的重金镍、钒的影响最为重要。而且已老化的重金属的污染作用要比新沉积金属的作用弱得多。属的污染作用要比新沉积金属的作用弱得多。v由于结焦而丧失活性的催化剂，可以再生。由于结焦而丧失

159、活性的催化剂，可以再生。由于结构变化和金属污染的催化剂不能再生。由于结构变化和金属污染的催化剂不能再生。裂化催化剂的再生裂化催化剂的再生v通常在离开反应器时催化剂上含炭约通常在离开反应器时催化剂上含炭约1，对，对于无定型硅铝酸催化剂，要求再生剂的含炭于无定型硅铝酸催化剂，要求再生剂的含炭量降至量降至0.5以下，对分子筛催化剂则一般要以下，对分子筛催化剂则一般要求降至求降至0.2以下，超稳以下，超稳Y分子筛催化剂要求分子筛催化剂要求降至降至0.05以下。通过再生可以恢复由于结以下。通过再生可以恢复由于结焦而丧失的活性，但不能恢复由于结构变化焦而丧失的活性，但不能恢复由于结构变化及金属污染引起的失

160、活。及金属污染引起的失活。v催化剂的活性过高有什么不好？催化剂的活性过高有什么不好？1、催化剂的活性越高，转化率就越高，随着转、催化剂的活性越高，转化率就越高，随着转化率的提高，汽油的选择性急剧下降，而生化率的提高，汽油的选择性急剧下降，而生成了大量的气体和焦炭。成了大量的气体和焦炭。2、大量的气体将使原设计的气压机、吸收稳定、大量的气体将使原设计的气压机、吸收稳定系统以及气体处理装置超负荷运行，甚至严系统以及气体处理装置超负荷运行，甚至严重破坏平衡操作，损坏设备。重破坏平衡操作，损坏设备。3、大量的焦炭将增加再生器的焦炭负荷，这样、大量的焦炭将增加再生器的焦炭负荷，这样就会受到主风机功率和再

161、生温度的限制。由就会受到主风机功率和再生温度的限制。由于主风机的限制，就必须降低进料量，虽然于主风机的限制，就必须降低进料量，虽然提高了转化率，但降低了汽油的净产量。提高了转化率，但降低了汽油的净产量。v怎样控制催化剂的活性？怎样控制催化剂的活性？v控制催化剂活性的过高的最简单的方法就是降控制催化剂活性的过高的最简单的方法就是降低再生器的燃烧强度，使再生催化剂炭含量增低再生器的燃烧强度，使再生催化剂炭含量增加，再生催化剂炭含量增加会造成以下影响：加，再生催化剂炭含量增加会造成以下影响：v1、选择性降低，生焦率增高，汽油产率下降。、选择性降低，生焦率增高，汽油产率下降。v2、如用降低氧含量的方法

162、，则烟气中、如用降低氧含量的方法，则烟气中CO含量含量增高，使环保出现问题。增高，使环保出现问题。v3、对于某些独特的催化剂，将大幅度降低其抗、对于某些独特的催化剂，将大幅度降低其抗金属污染能力。金属污染能力。流态化基本原理流态化基本原理v固定床：固体粒子处于堆紧状态，颗粒静止不动固定床：固体粒子处于堆紧状态，颗粒静止不动的床层，叫做固定床。床层的压降随流体流速的的床层，叫做固定床。床层的压降随流体流速的增加而增加。增加而增加。v移动床：流体和固体颗粒同时进入反应器，他们移动床：流体和固体颗粒同时进入反应器，他们互相接触，一面进行反应，一面颗粒移动这种反互相接触，一面进行反应，一面颗粒移动这种

163、反应床层叫做移动床。应床层叫做移动床。v流化床：床层颗粒之间脱离接触，颗粒悬浮在流流化床：床层颗粒之间脱离接触，颗粒悬浮在流体中，往各个方向运动的床层叫做流化床。床层体中，往各个方向运动的床层叫做流化床。床层高度和空隙率随流速增大而增大，但床层压降基高度和空隙率随流速增大而增大，但床层压降基本不随流速而变。本不随流速而变。v散式流化床：散式流化床：v固体颗粒脱离接触，但颗粒分布均匀，固体颗粒脱离接触，但颗粒分布均匀，颗粒间充满流体，无颗粒与流体的聚集颗粒间充满流体，无颗粒与流体的聚集状态，此时已具有一些流体性能。状态，此时已具有一些流体性能。v鼓泡床：鼓泡床：v随着气速增加，固体颗粒脱离接触，

164、但随着气速增加，固体颗粒脱离接触，但流化介质气体出现集聚相，称为气泡。流化介质气体出现集聚相，称为气泡。此时由于气泡在床层表面处破裂，将部此时由于气泡在床层表面处破裂，将部分颗粒带到表面稀相空间的稀相区，此分颗粒带到表面稀相空间的稀相区，此时稀相区内含颗粒量较少。时稀相区内含颗粒量较少。v湍动床：湍动床：v气速增大到一定限度时，由于气泡不稳定性，而气速增大到一定限度时，由于气泡不稳定性，而使气泡分裂产生更多小气泡，床层内循环加剧，使气泡分裂产生更多小气泡，床层内循环加剧，气泡分布较前为均匀，床层由气泡引起的压力波气泡分布较前为均匀，床层由气泡引起的压力波动减小，表面夹带颗粒量大增。工业上流化床

165、再动减小，表面夹带颗粒量大增。工业上流化床再生器属于这种。生器属于这种。v快速床：气速快速床：气速uf再增大，气体夹带固体量已达到再增大，气体夹带固体量已达到饱和夹带量，密相床已不能继续维持而要被气流饱和夹带量，密相床已不能继续维持而要被气流带走，带走， 使密相床层要靠固体循环量来维持。催使密相床层要靠固体循环量来维持。催化裂化装置中的烧焦罐操作属于这种。化裂化装置中的烧焦罐操作属于这种。v输送床：靠循环量也无法维持床层，已达到气力输送床：靠循环量也无法维持床层，已达到气力输送状态，提升管反应器属于输送床流化。输送状态，提升管反应器属于输送床流化。v流化床反应器的特点？流化床反应器的特点？v1

166、、由于流化床的传热速率高和返混，床层各部、由于流化床的传热速率高和返混，床层各部分的温度比较均匀，避免了局部高温现象，因此分的温度比较均匀，避免了局部高温现象，因此对强放热反应，例如再生反应，可以采用较高的对强放热反应，例如再生反应，可以采用较高的再生温度以提高烧碳速率。再生温度以提高烧碳速率。v2、流化床中气泡的长大、气节和沟流的发生，、流化床中气泡的长大、气节和沟流的发生，使气体与固体颗粒接触不充分对反应不利。使气体与固体颗粒接触不充分对反应不利。v3、流态化使固体具有像流体那样的流动性，装、流态化使固体具有像流体那样的流动性，装卸、输送都较为灵活方便，这对需要大量固体颗卸、输送都较为灵活

167、方便，这对需要大量固体颗粒循环的反应系统很有利。粒循环的反应系统很有利。v4、有一些固体被带入稀相，进而带出反应器。、有一些固体被带入稀相，进而带出反应器。v5、固体颗粒的激烈运动加剧了对设备的磨损，、固体颗粒的激烈运动加剧了对设备的磨损，也使催化剂的粉碎率增大，加大了催化剂的损耗也使催化剂的粉碎率增大，加大了催化剂的损耗v临界流化速度和终端速度临界流化速度和终端速度v 平均粒径平均粒径v提升管中的气一固流动提升管中的气一固流动(垂直管中的稀相输送垂直管中的稀相输送)v提升管中的气速比流化床高得多，工业装置提升管中的气速比流化床高得多，工业装置一般采用油气进口处的线速为一般采用油气进口处的线速

168、为4.57.5m/s。由于在向上流动的过程中反应生成的小分子由于在向上流动的过程中反应生成的小分子油气增加，气体体积增大，因此在提升管出油气增加，气体体积增大，因此在提升管出口处的气体线速增达到口处的气体线速增达到818m/s，催化剂也由，催化剂也由比较低的初速度逐渐加快到接近油气的速度。比较低的初速度逐渐加快到接近油气的速度。催化剂颗粒是被油气携带上去的，它的上升催化剂颗粒是被油气携带上去的，它的上升速度总是要比气体的速度低些，这种现象称速度总是要比气体的速度低些，这种现象称作催化剂的滑落。作催化剂的滑落。 v而气体线速而气体线速uf与催化剂线速与催化剂线速us之比则称为滑之比则称为滑落系数

169、。在催化剂被加速之后，催化剂的速落系数。在催化剂被加速之后，催化剂的速度应等于度应等于uf与催化剂的自由降落速度与催化剂的自由降落速度ut之差，之差，因此，因此， 滑落系数滑落系数 当当ut增大时，滑落系数减小，当增大时，滑落系数减小，当uf很大很大时，滑落系数趋近于时，滑落系数趋近于1，也就是，也就是us趋近于趋近于uf，此时催化剂的返混现象减小至最低程度。此时催化剂的返混现象减小至最低程度。v催化剂的循环催化剂的循环v流化催化裂化装置的催化剂循环采用密相输流化催化裂化装置的催化剂循环采用密相输送的办法，在送的办法，在型催化裂化装置采用型催化裂化装置采用U形管输形管输送，而在提升管催化裂化装

170、置则采用斜管或送，而在提升管催化裂化装置则采用斜管或立管输送。在输送管内，固体浓度约立管输送。在输送管内，固体浓度约400600kg/m3,故称为密相输送。故称为密相输送。v密相输送基本原理密相输送基本原理 v为了说明催化剂循环的基本原理，先用图为了说明催化剂循环的基本原理，先用图9-24为例为例说明。图中是一盛水的说明。图中是一盛水的U形管其右上侧有加热器，形管其右上侧有加热器，在该处水因受热而汽化。在该处水因受热而汽化。v设设，当阀关闭时：当阀关闭时：v阀的左方阀的左方1点处静压点处静压，v阀的右方阀的右方2点处静压点处静压。v由于由于，因此，因此，当阀，当阀v打开时，水就会从左管流向右管

171、，打开时，水就会从左管流向右管，v而在流动时而在流动时vv式中的式中的,是流经阀和管线的摩擦压降，是流经阀和管线的摩擦压降，是速度是速度改变时引起的压降，当流速不大时数值较小，有时改变时引起的压降，当流速不大时数值较小，有时可以忽略。可以忽略。推动力推动力=阻力阻力 v在提升管式催化裂化装置，常用斜管进行催在提升管式催化裂化装置，常用斜管进行催化剂输送，上述输送原理也同样适用。化剂输送，上述输送原理也同样适用。式中式中为斜管中的密度，斜管中的密度，和 分分别为滑滑阀及及管路的摩擦管路的摩擦压降。方程降。方程式的左方即流式的左方即流动的推的推动力。在力。在设计输送斜管送斜管时必必须注意斜管的注意

172、斜管的倾斜角斜角度。度。为了保了保证催化催化剂畅快地流快地流动，在工，在工业催化催化裂化装置中，裂化装置中，输送斜管送斜管与垂直与垂直线的的夹角一般采角一般采用用2735。v一、提升管反应器一、提升管反应器v提升管反应器的直径由进料量确定。提升管反应器的直径由进料量确定。v工业上一般采用的线速是入口处为工业上一般采用的线速是入口处为v47ms、出口处为、出口处为1218ms。v随着反应深度的增大，油气体积流随着反应深度的增大，油气体积流v量增大，因此有的提升管由不同直量增大，因此有的提升管由不同直v径的两段径的两段(上粗下细上粗下细)组成。提升管的组成。提升管的v高度由反应所需时间确定，工业设

173、高度由反应所需时间确定，工业设v计时多采用计时多采用24s的反应时间。近年的反应时间。近年v来由于进入反应器的再生剂温度多已来由于进入反应器的再生剂温度多已v提高到提高到650720，提升管下段进，提升管下段进v料油与再生剂接触处的混合温度较料油与再生剂接触处的混合温度较v高，当以生产汽油、柴油为主要目高，当以生产汽油、柴油为主要目v标时，反应只需标时，反应只需2s左右的时间。左右的时间。v过长的反应时间使二次裂化反应增过长的反应时间使二次裂化反应增v多，反而使目的产物的收率下降。多，反而使目的产物的收率下降。v为了优化反应深度，有的装置采用中止反应技术，为了优化反应深度，有的装置采用中止反应

174、技术，即在提升管的中上部某个适当位置注入冷却介质以即在提升管的中上部某个适当位置注入冷却介质以降低中上部的反应温度，从而抑制二次反应。有的降低中上部的反应温度，从而抑制二次反应。有的还在注入反应中止剂的同时相应地提高或控制混合还在注入反应中止剂的同时相应地提高或控制混合段的温度，称为混合温度控制技术段的温度，称为混合温度控制技术(MTC)。v提升管上端出口处设有气一固快速分离构件，其提升管上端出口处设有气一固快速分离构件，其目的是使催化剂与油气快速分离以抑制反应的继续目的是使催化剂与油气快速分离以抑制反应的继续进行。快速分离构件有多种形式，比较简单的有半进行。快速分离构件有多种形式，比较简单的

175、有半圆帽形、圆帽形、T字形的构件。为了提高分离效率，近年字形的构件。为了提高分离效率，近年来较多地采用初级旋风分离器。来较多地采用初级旋风分离器。v沉降器下面的汽提段的作用是用水蒸气脱除催化沉降器下面的汽提段的作用是用水蒸气脱除催化剂上吸附的油气及置换催化剂颗粒之间油气，其目剂上吸附的油气及置换催化剂颗粒之间油气，其目的是减少油气损失和减小再生器的烧焦负荷。的是减少油气损失和减小再生器的烧焦负荷。v二、再生器二、再生器v 再生器的主要作用是烧去结焦催化剂上的再生器的主要作用是烧去结焦催化剂上的焦炭以恢复催化剂的活性，同时也提供裂化焦炭以恢复催化剂的活性，同时也提供裂化所需的热量。对再生器的主要

176、要求有：所需的热量。对再生器的主要要求有：v再生剂的含碳量较低，一般要求低于再生剂的含碳量较低，一般要求低于0.2，有时要求低达，有时要求低达0.050.1。v有较高的烧碳强度，有较高的烧碳强度，v催化剂减活及磨损的条件比较缓和。催化剂减活及磨损的条件比较缓和。v易于操作，能耗及投资较少。易于操作，能耗及投资较少。v能满足环境保护要求。能满足环境保护要求。v再生器的壳体是钢制的大型简体，国外最大再生器的壳体是钢制的大型简体，国外最大的直径达的直径达16.8m(装置处理能力装置处理能力8.5Mta)。壳。壳体内的上部为稀相区，下部为密相区。密相体内的上部为稀相区，下部为密相区。密相区的有效藏量由

177、烧碳负荷及烧碳强度确定。区的有效藏量由烧碳负荷及烧碳强度确定。根据密相区的有效藏量和固体密度可决定密根据密相区的有效藏量和固体密度可决定密相区的容积。所谓有效藏量，是指处于烧焦相区的容积。所谓有效藏量，是指处于烧焦环境中的藏量。密相区的直径由空塔气速决环境中的藏量。密相区的直径由空塔气速决定。定。v密相区的直径和容积确定后，即可确定其高密相区的直径和容积确定后，即可确定其高度。密相区的床层高度一般为度。密相区的床层高度一般为57m。v为了避免过多地带出催化剂，为了避免过多地带出催化剂，v对堆积密度较小的催化剂一对堆积密度较小的催化剂一v般采用般采用0.60.7m/s，对堆积，对堆积v密度较大的

178、催化剂则可采用密度较大的催化剂则可采用v0.80.9m/s。从密相区向上。从密相区向上v到一级旋风分离器入口之间的到一级旋风分离器入口之间的v稀相空间高度应大于稀相空间高度应大于TDH。v再生器内装有两级串联的旋再生器内装有两级串联的旋v风分离器，其回收固粒的效率风分离器，其回收固粒的效率v应在应在99.99以上，旋风分离以上，旋风分离v器的直径不能过大，以免降低器的直径不能过大，以免降低v分离效率。因此在烧焦负荷大分离效率。因此在烧焦负荷大v的再生器内装有几组旋风分离器，它们的升气管连的再生器内装有几组旋风分离器，它们的升气管连接到一个集气室将烟气导出再生器。接到一个集气室将烟气导出再生器。

179、v在再生器下部装有空气分布器。在再生器下部装有空气分布器。v单段流化床再生单段流化床再生v单段再生是只用一个流化再生器来完成全部单段再生是只用一个流化再生器来完成全部再生过程。由于工艺和设备结构比较简单，再生过程。由于工艺和设备结构比较简单，故至今仍被广泛采用。故至今仍被广泛采用。v对分子筛催化剂，单段再生的温度在对分子筛催化剂，单段再生的温度在650700之间，当催化剂的水热稳定性好之间，当催化剂的水热稳定性好时，有的还提高到时，有的还提高到730，但高温也会受到设，但高温也会受到设备材质的限制。备材质的限制。v单段再生的主要问题是再生温度的提高受到单段再生的主要问题是再生温度的提高受到限制

180、和密相床层的有效催化剂含碳量低。限制和密相床层的有效催化剂含碳量低。v两段再生两段再生v两段再生时把烧碳过程分为两个阶段进行。两段再生时把烧碳过程分为两个阶段进行。在第一段，烧去总烧碳量的约在第一段，烧去总烧碳量的约80%85%；余；余下的在第二段在用空气及在更高的温度下继下的在第二段在用空气及在更高的温度下继续进行烧去。两段再生可以在一个再生器筒续进行烧去。两段再生可以在一个再生器筒体内分隔为两段来实现，也可以在两个独立体内分隔为两段来实现，也可以在两个独立的再生器内实现。的再生器内实现。v两段再生的主要优越性有：两段再生的主要优越性有：v对全混流化床反应器，从反应动力学角度看，有对全混流化

181、床反应器，从反应动力学角度看，有效的催化剂含碳量等于再生器出口的再生剂含碳量。效的催化剂含碳量等于再生器出口的再生剂含碳量。由于在第一段再生时只烧去大部分焦炭，第一段出由于在第一段再生时只烧去大部分焦炭，第一段出口的半再生剂的含碳量高于再生剂的含碳量，从而口的半再生剂的含碳量高于再生剂的含碳量，从而提高了烧碳速率。提高了烧碳速率。v再第二段再生时可以用新鲜空气（提高了氧的对再第二段再生时可以用新鲜空气（提高了氧的对数平均浓度）和更高的温度，于是也提高了烧碳速数平均浓度）和更高的温度，于是也提高了烧碳速率。率。v焦炭中的氢的燃烧速率高于碳的燃烧速率，当烧焦炭中的氢的燃烧速率高于碳的燃烧速率，当烧

182、去约去约80%的碳时，氢已几乎全部烧去，因此第二段的碳时，氢已几乎全部烧去，因此第二段内的水气分压可以很低，减轻了催化剂的水热老化内的水气分压可以很低，减轻了催化剂的水热老化程度。而且，第二段的催化剂藏量比单段再生器的程度。而且，第二段的催化剂藏量比单段再生器的藏量低，停留时间较短。这两个因素都为提高再生藏量低，停留时间较短。这两个因素都为提高再生温度创造了条件。温度创造了条件。v循环流化床再生循环流化床再生v从流化域来看，单段再生和两段再生都属于鼓泡从流化域来看，单段再生和两段再生都属于鼓泡床和湍流床的范畴，传递阻力和返混度烧碳速率都床和湍流床的范畴，传递阻力和返混度烧碳速率都有重要的影响。

183、如果把气速提高到有重要的影响。如果把气速提高到1.2m/s以上，而以上，而且气体和催化剂向上同向流动，就会过渡到快速床且气体和催化剂向上同向流动，就会过渡到快速床区域。此时，原先成絮状物的催化剂颗粒团变为分区域。此时，原先成絮状物的催化剂颗粒团变为分散相，气体转为连续相，这种状况对氧的传递十分散相，气体转为连续相，这种状况对氧的传递十分有利，从而强化了烧碳过程。此外，随着气速的提有利，从而强化了烧碳过程。此外，随着气速的提高，返混程度见效，中、上部甚至接近平推流，也高，返混程度见效，中、上部甚至接近平推流，也有利于烧碳速率的提高。在快速流化床区域，必须有利于烧碳速率的提高。在快速流化床区域，必

184、须要有较大的固体循环量才能保持较高的床层密度，要有较大的固体循环量才能保持较高的床层密度，从而保证单位容积有较高的烧碳量。从而保证单位容积有较高的烧碳量。v提升管反应器的特点？提升管反应器的特点？v1、产品分布改善，焦炭和干气的产率、产品分布改善，焦炭和干气的产率减少，轻质油收率提高，烯烃含量增加。减少，轻质油收率提高，烯烃含量增加。v2、操作弹性好。、操作弹性好。v3、灵活性较好。、灵活性较好。v4、处理量大。、处理量大。v5、产品质量好。、产品质量好。v6、催化剂的循环量调节比较容易。、催化剂的循环量调节比较容易。v7、可以处理重质原料。、可以处理重质原料。v提升管出口为什么要有快速分离装

185、置？提升管出口为什么要有快速分离装置？v1、将油气和催化剂在离开提升管后，、将油气和催化剂在离开提升管后，迅速分离开，避免过度的二次裂化和氢迅速分离开，避免过度的二次裂化和氢转移等反应，提高目的产品的产量和质转移等反应，提高目的产品的产量和质量。量。v2、让大部分反应油气直接从旋风分离、让大部分反应油气直接从旋风分离器导出，减少沉降器内的热裂化反应和器导出，减少沉降器内的热裂化反应和缩合反应降低干气产率，减少沉降器内缩合反应降低干气产率，减少沉降器内的结焦。的结焦。v3、降低分离的催化剂夹带的油气。、降低分离的催化剂夹带的油气。第五节第五节催化裂化工艺流程催化裂化工艺流程v催化裂化装置一般由三

186、个部分组成催化裂化装置一般由三个部分组成v反应反应再生系统再生系统v分馏系统分馏系统v吸收吸收稳定系统稳定系统。反应反应再生系统再生系统反应反应再生系统和分馏系统再生系统和分馏系统吸收吸收稳定系统稳定系统第六节第六节渣油催化裂化渣油催化裂化v重油（渣油）与蜡油的主要差别表现：重油（渣油）与蜡油的主要差别表现：v（1）重油不仅分子量大，而且含芳烃较多，）重油不仅分子量大，而且含芳烃较多，特别是稠环芳烃较多，而且胶质、沥青质含量特别是稠环芳烃较多，而且胶质、沥青质含量远比瓦斯油多。这种化学组成上的差异明显地远比瓦斯油多。这种化学组成上的差异明显地表现重油的残炭值比瓦斯油的高得多。表现重油的残炭值比

187、瓦斯油的高得多。v（2）重油的重金属含量高，例如镍含量比瓦）重油的重金属含量高，例如镍含量比瓦斯油高约斯油高约200倍。倍。v（3）重油含硫、含氮量高。）重油含硫、含氮量高。渣油催化裂化的主要技术因难渣油催化裂化的主要技术因难焦炭产率高：焦炭产率高：造成焦炭产率高的原造成焦炭产率高的原因是重油的因是重油的HC比较低、含稠环芳比较低、含稠环芳烃较多、胶质和沥青质含量高以及烃较多、胶质和沥青质含量高以及金属污染催化剂。金属污染催化剂。v重金属污染催化剂重金属污染催化剂v产品含硫含氮量高产品含硫含氮量高渣油催化裂化对催化剂的要求渣油催化裂化对催化剂的要求v抗金属污染：降低催化剂比表面积抗金属污染：降

188、低催化剂比表面积v焦炭和氢气选择性：孔径大的超稳焦炭和氢气选择性：孔径大的超稳Y分子筛分子筛v水热稳定性：再生温度高水热稳定性：再生温度高v耐磨性能：主风量和烟气量大耐磨性能：主风量和烟气量大v重油转化能力：担体活性高重油转化能力：担体活性高v良好的汽提性能：避免油气浪费良好的汽提性能：避免油气浪费渣油催化裂化的操作条件：渣油催化裂化的操作条件：1、反应时间：渣油催化裂化应采用比馏分油裂、反应时间：渣油催化裂化应采用比馏分油裂化更短的接触时间。化更短的接触时间。2、低反应压力有利于降低焦炭产率。、低反应压力有利于降低焦炭产率。3、要求剂油比高，要求有足够的再生好的催化、要求剂油比高，要求有足够

189、的再生好的催化剂返回提升管。剂返回提升管。4、采取比馏分油催化裂化高的反应温度。、采取比馏分油催化裂化高的反应温度。v渣油催化裂化采用高反应温度有什么优缺点？渣油催化裂化采用高反应温度有什么优缺点？v优点：优点：v1、可以弥补由于催化剂受金属污染和水蒸气、可以弥补由于催化剂受金属污染和水蒸气作用而失去的活性。作用而失去的活性。v2、有利于进料汽化和改善汽提效果。、有利于进料汽化和改善汽提效果。v3、有利于提高汽油辛烷值和气体中的烯烃产、有利于提高汽油辛烷值和气体中的烯烃产率。率。v4、可以维持较高的苛刻度，特别是渣油与催、可以维持较高的苛刻度，特别是渣油与催化剂接触瞬间的较高温度，有利于部分沥

190、青质化剂接触瞬间的较高温度，有利于部分沥青质裂解，减少生焦。裂解，减少生焦。v缺点：会使新生成的汽油裂化，使焦炭和气体缺点：会使新生成的汽油裂化，使焦炭和气体产率增加。产率增加。重油催化裂化技术的进展重油催化裂化技术的进展v抗金属污染催化剂抗金属污染催化剂v金属钝化剂金属钝化剂v工艺技术：工艺技术：（1）改进的催化剂和工艺条件；）改进的催化剂和工艺条件；（2）采用新的设计思想：）采用新的设计思想：强化反应器近料的雾化；强化反应器近料的雾化；高温再生催化剂；高温再生催化剂；采用稳定性好的超稳采用稳定性好的超稳HY型分子筛催化剂。型分子筛催化剂。（3）采用两段裂化技术；）采用两段裂化技术；催化重整

191、催化重整v第一节第一节概概述述v第二节第二节催化重整原料及其预处理催化重整原料及其预处理v第三节第三节催化重整的化学反应催化重整的化学反应v第四节第四节重整催化剂重整催化剂v第五节第五节重整工艺装置生产流程重整工艺装置生产流程v第六节第六节主要操作条件主要操作条件第一节第一节概概述述v催化重整在石油化工中的重要地位催化重整在石油化工中的重要地位v催化重整是指在催化剂的作用下，烃类分子催化重整是指在催化剂的作用下，烃类分子重新排列成新分子结构的工艺过程。催化重重新排列成新分子结构的工艺过程。催化重整又按所采用的催化剂不同分为单金属重整、整又按所采用的催化剂不同分为单金属重整、双金属重整和多金属重

192、整。双金属重整和多金属重整。v催化重整技术发展简况催化重整技术发展简况v催化重整工艺技术的发展是与重整催化剂的催化重整工艺技术的发展是与重整催化剂的发展紧密相联系的，从重整催化剂的发展过发展紧密相联系的，从重整催化剂的发展过程来看，大体上经历了三个阶段：程来看，大体上经历了三个阶段：v第一阶段是从第一阶段是从1940年至年至1949年。年。1940年在美年在美国建成了第一套以氧化钼国建成了第一套以氧化钼/氧化铝作催化剂的氧化铝作催化剂的催化重整装置，以后又有使用氧化铬催化重整装置，以后又有使用氧化铬/氧化铝氧化铝作催化剂的工业装置。这类过程亦称临氢催作催化剂的工业装置。这类过程亦称临氢催化重整

193、过程，可以生产辛烷值达化重整过程，可以生产辛烷值达80左右的汽左右的汽油。这个过程有较大的缺点：催化剂的活性油。这个过程有较大的缺点：催化剂的活性不高，反应周期短，处理能力小，操作费用不高，反应周期短，处理能力小，操作费用大。大。v第二阶段是第二阶段是1949年美国环球油公司（年美国环球油公司（UOP）开发出含铂重整催化剂，并建成和投产第一开发出含铂重整催化剂，并建成和投产第一套铂重整工业装置。套铂重整工业装置。Pt/AL2O3催化剂活性高，催化剂活性高，稳定性好，选择性好，液体产物收率高，并稳定性好，选择性好，液体产物收率高，并且反应运转周期长，一般可连续生产半年以且反应运转周期长，一般可连

194、续生产半年以上不需要再生。自第一套铂重整装置投产后上不需要再生。自第一套铂重整装置投产后的的20年间，铂催化剂的性能不断有所改变，年间，铂催化剂的性能不断有所改变，工艺技术也相应地有所发展。例如除上述的工艺技术也相应地有所发展。例如除上述的半再生式流程外，还有末反轮流再生流程半再生式流程外，还有末反轮流再生流程（流程中多设一个反应器，每次再生时只有（流程中多设一个反应器，每次再生时只有生产流程中的最后一个反应器进行再生，使生产流程中的最后一个反应器进行再生，使生产不间断）、分段混氢流程生产不间断）、分段混氢流程（Magnaforming）等。）等。v第三阶段是第三阶段是1967年雪弗隆研究公司

195、发明铂铼年雪弗隆研究公司发明铂铼/氧化铝双金属重整催化剂并投入工业应用，氧化铝双金属重整催化剂并投入工业应用，自此开始了双金属和多金属重整催化剂及与自此开始了双金属和多金属重整催化剂及与其相关的工艺技术发展的时期，并且逐渐取其相关的工艺技术发展的时期，并且逐渐取代了铂催化剂。铂铼催化剂的突出优点是容代了铂催化剂。铂铼催化剂的突出优点是容碳能力强，有较高的稳定性，因此可以在较碳能力强，有较高的稳定性，因此可以在较高的温度和较低的氢分压下操作而保持良好高的温度和较低的氢分压下操作而保持良好的活性，从而提高了重整汽油的辛烷值，而的活性，从而提高了重整汽油的辛烷值，而且汽油，芳烃和氢气的产率也较高。在

196、使用且汽油，芳烃和氢气的产率也较高。在使用铂铼催化剂时仍广泛采用固定床反应器及半铂铼催化剂时仍广泛采用固定床反应器及半再生式流程，近年来则较多的采用移动床连再生式流程，近年来则较多的采用移动床连续再生式的连续重整流程。除了铂铼催化剂续再生式的连续重整流程。除了铂铼催化剂外，近年来工业上也广泛采用铂锡重整催化外，近年来工业上也广泛采用铂锡重整催化剂，这类催化剂主要是用于连续重整装置。剂，这类催化剂主要是用于连续重整装置。催化重整在石油化工中的重要地位催化重整在石油化工中的重要地位v重整装置能为化纤、橡胶、塑料和精细化工重整装置能为化纤、橡胶、塑料和精细化工提供原料提供原料(苯、甲苯、二甲苯苯、甲

197、苯、二甲苯)；为交通运输；为交通运输提供高辛烷值汽油组分；为化工提供重要的提供高辛烷值汽油组分；为化工提供重要的溶剂油以及为炼厂提供大量廉价的高纯度溶剂油以及为炼厂提供大量廉价的高纯度7595(体体)副产氢气。因此重整装置不副产氢气。因此重整装置不仅是炼厂工艺流程中的重要组成部分，而且仅是炼厂工艺流程中的重要组成部分，而且在石油化工联合企业生产过程中也占有十分在石油化工联合企业生产过程中也占有十分重要的地位。重要的地位。第二节催化重整原料及其预处理第二节催化重整原料及其预处理v催化重整原料催化重整原料v原料预处理：原料预处理：预分馏；预脱砷；预加氢预分馏；预脱砷；预加氢催化重整原料催化重整原料

198、v对重整原料的选择主要有三方面的要求，即对重整原料的选择主要有三方面的要求，即馏分组成、族组成和毒物及杂质含量。馏分组成、族组成和毒物及杂质含量。v重整原料根据生产目的不同分为：重整原料根据生产目的不同分为：宽馏分重整：宽馏分重整：80180窄馏分重整：窄馏分重整：60135（145）v重整原料通常为石脑油（直馏汽油馏分），重整原料通常为石脑油（直馏汽油馏分），加氢裂化汽油，处理后的焦化汽油等。加氢裂化汽油，处理后的焦化汽油等。v催化重整的原料和产品催化重整的原料和产品v原料：汽油（主要是直馏汽油）原料：汽油（主要是直馏汽油）v产品：高辛烷值汽油或轻芳烃，同时也生产相当数量的副产产品：高辛烷值

199、汽油或轻芳烃，同时也生产相当数量的副产氢气。氢气。v地位：催化重整汽油是无铅高辛烷值汽油的重要组分。在发地位：催化重整汽油是无铅高辛烷值汽油的重要组分。在发达国家的车用汽油组分中，催化重整汽油约占达国家的车用汽油组分中，催化重整汽油约占25%-30%。苯，甲苯，二甲苯是一级基本化工原料，全世界所需苯，甲苯，二甲苯是一级基本化工原料，全世界所需BTX有有一半以上是来自催化重整。氢气是炼厂加氢过程的重要原料，一半以上是来自催化重整。氢气是炼厂加氢过程的重要原料，而重整副产氢气是廉价的氢气来源。而重整副产氢气是廉价的氢气来源。v催化重整的原料主要是直馏汽油馏分，生产中也称石脑油催化重整的原料主要是直

200、馏汽油馏分，生产中也称石脑油（Naphtha）。在生产高辛烷值汽油时，一般用）。在生产高辛烷值汽油时，一般用80-180馏馏分。当以生产分。当以生产BTX为主时，则宜用为主时，则宜用60-145馏分作原料，但馏分作原料，但在生产实际常用在生产实际常用60-130馏分作原料，因为馏分作原料，因为130-145馏分馏分是在航空煤油的馏程范围内。二次加油所得的汽油馏分如焦是在航空煤油的馏程范围内。二次加油所得的汽油馏分如焦化汽油馏分等不适于作重整原料，因其含有较多的烯烃及硫、化汽油馏分等不适于作重整原料，因其含有较多的烯烃及硫、氮等非烃化合物。在反应条件下，烯烃容易结焦，硫，氮等氮等非烃化合物。在反

201、应条件下，烯烃容易结焦，硫，氮等化合物则会使催化剂中毒。化合物则会使催化剂中毒。铂铼重整装置工艺原理流程铂铼重整装置工艺原理流程 a原料预处理部分原料预处理部分1预分馏塔预分馏塔2预加氢加热炉预加氢加热炉3，4预加氢反应器预加氢反应器5脱水塔脱水塔b反应及分馏部分反应及分馏部分1，2，3，4加热炉加热炉5，6，7，8重整反应器重整反应器9高压分离器高压分离器10稳定塔稳定塔v1.原料预处理部分原料预处理部分v原料预处理包括原料的预分馏，预脱砷，预加氢三部原料预处理包括原料的预分馏，预脱砷，预加氢三部分，其目的是得到馏分范围，杂质含量都合乎要求的重分，其目的是得到馏分范围，杂质含量都合乎要求的重

202、整原料。整原料。v（1）预分馏）预分馏v预分馏的作用是切取合适沸程的重整原料。在预分馏塔，预分馏的作用是切取合适沸程的重整原料。在预分馏塔，切去切去80或或60的轻馏分，同时也脱去了原料油的的轻馏分，同时也脱去了原料油的部分水分。部分水分。v（2）预加氢）预加氢v作作用：脱除原料油中对催化剂有害的杂质，同时用：脱除原料油中对催化剂有害的杂质，同时也也v使烯烃饱和以减少催化剂的积碳。使烯烃饱和以减少催化剂的积碳。v催催化化剂：钼酸钴、钼酸镍、复合的剂：钼酸钴、钼酸镍、复合的W-Ni-CO催化催化剂。剂。v反应条件：压力反应条件：压力2.0-2.5MPa;氢油体积比（标准状态）氢油体积比（标准状态

203、）v100-200；空速；空速410h-1;氢分压氢分压1.6MPa。v(3)预脱砷预脱砷v当原料油的含砷量较高时，则须按催化剂的当原料油的含砷量较高时，则须按催化剂的容砷能力（一般为容砷能力（一般为3%-4%）和要求使用的时）和要求使用的时间来计算催化剂的装入量，并适当降低空速。间来计算催化剂的装入量，并适当降低空速。也可以采用在预分馏之前预先进行吸附法或也可以采用在预分馏之前预先进行吸附法或化学氧化法脱砷。化学氧化法脱砷。v重整反应部分重整反应部分v经预处理的原料油与循环氢混合，再经换热、经预处理的原料油与循环氢混合，再经换热、加热后进入重整反应器。一般重整反应器由加热后进入重整反应器。一

204、般重整反应器由三至四个反应器串联，反应器之间有加热炉三至四个反应器串联，反应器之间有加热炉加热到所需的反应温度。反应器入口温度一加热到所需的反应温度。反应器入口温度一般为般为480520，第一个反应器的入口温度，第一个反应器的入口温度较低些，后面反应器的入口温度较高些。较低些，后面反应器的入口温度较高些。v铂铼重整：空速铂铼重整：空速1.52h-1；氢油比（体）；氢油比（体）1200：1；压力；压力1.52MPa。v连续再生重整装置的重整反应器：压力为连续再生重整装置的重整反应器：压力为1.50.35MPa；氢油分子比为；氢油分子比为35。v由最后一个反应器出来的反应产物经过换热，由最后一个反

205、应器出来的反应产物经过换热，冷却后进入高压分离器，分出的气体含氢冷却后进入高压分离器，分出的气体含氢85%-95%（体积分数），经过循环氢压缩机（体积分数），经过循环氢压缩机升压后大部分作循环氢使用，少部分去预处升压后大部分作循环氢使用，少部分去预处理部分。分离出的重整生成油进入稳定塔，理部分。分离出的重整生成油进入稳定塔，塔顶分出液态烃，塔底产品为满足蒸气压要塔顶分出液态烃，塔底产品为满足蒸气压要求的稳定汽油。求的稳定汽油。v当以生产芳烃为主要目的时，重整汽油还须当以生产芳烃为主要目的时，重整汽油还须经过后加氢以使其中的少量烯烃饱和。后加经过后加氢以使其中的少量烯烃饱和。后加氢催化剂是钼酸钴

206、和钼酸镍，反应温度为氢催化剂是钼酸钴和钼酸镍，反应温度为320-370。近年来国内开发的新的含钯后加。近年来国内开发的新的含钯后加氢催化剂可以在较缓和的条件下进行反应氢催化剂可以在较缓和的条件下进行反应（反应压力（反应压力1.4MPa，温度，温度170）。）。第三节第三节催化重整的化学反应催化重整的化学反应v在催化重整中发生的化学反应主要有：六在催化重整中发生的化学反应主要有：六员环烷烃脱氢生成芳烃；五员环烷烃脱氢员环烷烃脱氢生成芳烃；五员环烷烃脱氢异构生成芳烃；烷烃脱氢环化生成芳烃；异构生成芳烃；烷烃脱氢环化生成芳烃；烷烃的异构化，各种烃类的加氢裂化以及烷烃的异构化，各种烃类的加氢裂化以及积

207、炭反应。前三种生成芳香烃的反应统称积炭反应。前三种生成芳香烃的反应统称为芳构化反应。为芳构化反应。催化重整的化学反应催化重整的化学反应v（1）六员环烷烃的脱氢反应）六员环烷烃的脱氢反应v例如例如（2）五员环烷的异构脱氢反应）五员环烷的异构脱氢反应例如例如催化重整的化学反应催化重整的化学反应（3 3）烷烃的的环化脱化脱氢反反应例如例如 （4 4）异构化反）异构化反应例如例如 v（5）加氢裂化反应）加氢裂化反应v例如例如 v生产上通常用生产上通常用“芳烃潜含量芳烃潜含量”来表征重整原料的的反来表征重整原料的的反应性能。应性能。v芳烃潜含量：当原料中的环烷烃全部转化为芳烃时所芳烃潜含量：当原料中的环

208、烷烃全部转化为芳烃时所能能得到的芳烃量加原料中原有芳烃量。得到的芳烃量加原料中原有芳烃量。v芳芳烃潜含烃潜含量量(%)=苯潜含量苯潜含量+甲苯潜含量甲苯潜含量+C8芳烃潜芳烃潜含量含量v苯苯潜潜含含量量(%)=C6环烷环烷(%)78/84苯苯(%)v甲甲苯潜含苯潜含量量(%)=C7环烷环烷(%)92/98甲苯甲苯(%)vC8芳烃潜含量芳烃潜含量(%)=C8环烷环烷(%)106/112C8芳烃芳烃(%)v重重整转化整转化率率(%)=芳烃产率芳烃产率(%)/芳烃潜含量芳烃潜含量(%)v式中的式中的78、84、92、106、112分别为苯、碳六环分别为苯、碳六环烷、甲苯、碳七环烷、碳八芳烃、碳八环烷

209、的分子量。烷、甲苯、碳七环烷、碳八芳烃、碳八环烷的分子量。影响因素影响因素v反应温度：环烷脱氢和烷烃环化脱氢都是吸热反应，反应温度：环烷脱氢和烷烃环化脱氢都是吸热反应，反应温度高，有利于反应的进行。温度受以下因素反应温度高，有利于反应的进行。温度受以下因素的影响：的影响：使加氢裂化反应加剧，液体产物收率下降，催使加氢裂化反应加剧，液体产物收率下降，催化剂积碳加快。化剂积碳加快。催化剂的热稳定性和容碳能力。催化剂的热稳定性和容碳能力。设备材质和性能。设备材质和性能。v反应器采用多个绝热反应器串联。反应器采用多个绝热反应器串联。v反应压力：提高反应压力对生成芳烃的环烷脱反应压力：提高反应压力对生成

210、芳烃的环烷脱氢，烷烃环化脱氢反应都不利，相反有利于加氢，烷烃环化脱氢反应都不利，相反有利于加氢裂化。氢裂化。低压下汽油和芳烃产率都高，但催化剂积碳快，低压下汽油和芳烃产率都高，但催化剂积碳快，生产周期缩短。生产周期缩短。解决方法：使用低压，经常再生催化剂解决方法：使用低压，经常再生催化剂使用高压，牺牲一些转化率，以延使用高压，牺牲一些转化率，以延长周期长周期具体考虑原料的性质和催化剂的性具体考虑原料的性质和催化剂的性能。能。v空速：每小时进入反应器的原料油量与反应空速：每小时进入反应器的原料油量与反应器藏量之比，称为空间速度，简称空速。器藏量之比，称为空间速度，简称空速。v分为体积空速和质量空

211、速。分为体积空速和质量空速。v空速反映了反应时间的长短，对一定的反应空速反映了反应时间的长短，对一定的反应器，空速越大，处理能力就越大，空速的大器，空速越大，处理能力就越大，空速的大小主要取决于催化剂的活性水平。小主要取决于催化剂的活性水平。v氢油比：提高氢油比有利于抑制催化剂上积氢油比：提高氢油比有利于抑制催化剂上积碳。对于稳定性高的催化剂和生焦倾向小的碳。对于稳定性高的催化剂和生焦倾向小的原料，可以采用较小的氢油比。原料，可以采用较小的氢油比。主要操作条件主要操作条件1反应温度：对一个化学反应，温度可以说是反应温度：对一个化学反应，温度可以说是重要的影响因素。生产芳烃时，温度一般采重要的影

212、响因素。生产芳烃时，温度一般采用用490一一495；生产高辛烷值汽油时，可采；生产高辛烷值汽油时，可采用用510一一520较高温度。较高温度。2反应压力：在催化重整反应中芳构化反应反应压力：在催化重整反应中芳构化反应是体积增大的脱氢反应，低压操作对反应平是体积增大的脱氢反应，低压操作对反应平衡和促进芳构化反应都是有利的。一般为衡和促进芳构化反应都是有利的。一般为1.41.8MPa。v催化重整化学反应的热力学和动力学分析催化重整化学反应的热力学和动力学分析v1.六员环烷烃的脱氢反应六员环烷烃的脱氢反应v强吸热反应，碳原子数越少的环烷烃，脱强吸热反应，碳原子数越少的环烷烃，脱氢反应热越大。氢反应热

213、越大。v在重整反应条件下，反应的平衡常数值都在重整反应条件下，反应的平衡常数值都很大，而且平衡常数随着环烷烃的碳原子数很大，而且平衡常数随着环烷烃的碳原子数的增加而增大。的增加而增大。v六员环烷烃的脱氢反应速度很快，在实验六员环烷烃的脱氢反应速度很快，在实验条件下，反应都能达到化学平衡，条件下，反应都能达到化学平衡，v环烷烃脱氢是吸热反应，平衡常数随温度的环烷烃脱氢是吸热反应，平衡常数随温度的升高而增大。升高而增大。v反应压力对环烷烃脱氢反应的平衡浓度的影响：反应压力对环烷烃脱氢反应的平衡浓度的影响：v当总压当总压增大时，由于增大时，由于KP不变，则不变，则Ky必然减小，必然减小，也就是系统中

214、的反应产物的平衡浓度下降。因也就是系统中的反应产物的平衡浓度下降。因此，提高反应压力在热力学上对环烷烃脱氢不此，提高反应压力在热力学上对环烷烃脱氢不利。利。v2五员环烷烃的异构脱氢反应五员环烷烃的异构脱氢反应v五员环烷烃异构脱氢反应可看作由两步反应五员环烷烃异构脱氢反应可看作由两步反应组成：组成：五员环烷烃的异构脱氢反应与六员环烷烃的脱五员环烷烃的异构脱氢反应与六员环烷烃的脱氢反应在热力学规律上是很相似的氢反应在热力学规律上是很相似的:它们都是强吸热反应，在重整反应条件下的化它们都是强吸热反应，在重整反应条件下的化学平衡常数都很大，反应可以充分进行。但从学平衡常数都很大，反应可以充分进行。但从

215、反应速度来看，五员环烷烃异构脱氢反应速度反应速度来看，五员环烷烃异构脱氢反应速度较低。当反应时间较短时，五员环烷烃转化为较低。当反应时间较短时，五员环烷烃转化为芳烃的转化率会距离平衡转化率较远。与六员芳烃的转化率会距离平衡转化率较远。与六员环烷烃相比，五员环烷烃还较易发生加氢裂化环烷烃相比，五员环烷烃还较易发生加氢裂化反应。反应。v3.烷烃的环化脱氢反应烷烃的环化脱氢反应v从热力学上分析，烷烃在重整条件下环化脱氢的平衡转从热力学上分析，烷烃在重整条件下环化脱氢的平衡转化率还比较高，但是在实际生产中，烷烃的转化率却很化率还比较高，但是在实际生产中，烷烃的转化率却很低，距离平衡转化率很远。对于这种

216、现象就需要用动力低，距离平衡转化率很远。对于这种现象就需要用动力学方面来分析。学方面来分析。v环化脱氢速度环化脱氢速度R3比芳构化反应速度比芳构化反应速度R4低的多，因此正庚低的多，因此正庚烷转化成芳烃的速度取决于环化脱氢的速度。在环化脱烷转化成芳烃的速度取决于环化脱氢的速度。在环化脱氢的同时，正庚烷还进行加氢裂化和异构化反应，加氢氢的同时，正庚烷还进行加氢裂化和异构化反应，加氢裂化反应生成较小的分子，而且其反应速度裂化反应生成较小的分子，而且其反应速度R1与环化脱与环化脱氢反应速度相近。当总转化率接近氢反应速度相近。当总转化率接近100%时，环化脱氢时，环化脱氢的转化率也只有的转化率也只有4

217、0%-50%,而其余的正庚烷主要是通过而其余的正庚烷主要是通过加氢裂化反应转化为小分子。为了使烷烃更多地转化为加氢裂化反应转化为小分子。为了使烷烃更多地转化为芳烃，关键在于提高烷烃的环化脱氢反应速度和提高催芳烃，关键在于提高烷烃的环化脱氢反应速度和提高催化剂的选择性。化剂的选择性。v4.异构化反应异构化反应v在催化重整条件下，各种烃类都能发生异构化反应，在催化重整条件下，各种烃类都能发生异构化反应，其中最有意义是五员环烷烃异构化生成六员环烷烃和其中最有意义是五员环烷烃异构化生成六员环烷烃和正构烷烃的异构化反应。正构烷烃异构化可提高汽油正构烷烃的异构化反应。正构烷烃异构化可提高汽油的辛烷值。同时

218、，异构烷烃比正构烷烃更易于进行环的辛烷值。同时，异构烷烃比正构烷烃更易于进行环化脱氢反应，也间接地有利于生成芳烃。化脱氢反应，也间接地有利于生成芳烃。v正构烷烃的异构化反应也是轻度放热的可逆反应。提正构烷烃的异构化反应也是轻度放热的可逆反应。提高反应温度将使平衡转化率下降。但实际上常常是提高反应温度将使平衡转化率下降。但实际上常常是提高温度时异构物的产率增加，这是因为升温加快了反高温度时异构物的产率增加，这是因为升温加快了反应速度而且又未达到化学平衡之故。由于是可逆反应，应速度而且又未达到化学平衡之故。由于是可逆反应，因此反应产物的辛烷值最高只能达到平衡异构混合物因此反应产物的辛烷值最高只能达

219、到平衡异构混合物的辛烷值。烷烃的分子越大，其平衡异构物的辛烷值的辛烷值。烷烃的分子越大，其平衡异构物的辛烷值越低。越低。v5.加氢裂化反应加氢裂化反应v加氢裂化反应实际上是包括裂化、加氢、异加氢裂化反应实际上是包括裂化、加氢、异构化的综合反应。它主要是按正碳离子机理构化的综合反应。它主要是按正碳离子机理进行的反应。进行的反应。v加氢裂化是中等程度的放热反应，可以认为加氢裂化是中等程度的放热反应，可以认为加氢裂化反应是不可逆的，因此一般不考虑加氢裂化反应是不可逆的，因此一般不考虑化学平衡问题而只研究它的动力学问题。化学平衡问题而只研究它的动力学问题。v6.生焦反应生焦反应v关于在重整过程中的生焦

220、反应机理的研究尚关于在重整过程中的生焦反应机理的研究尚不很充分。一般来讲，生焦倾向的大小同原不很充分。一般来讲，生焦倾向的大小同原料的分子大小及结果有关，馏分越重，含烯料的分子大小及结果有关，馏分越重，含烯烃越多的原料通常也容易生焦。烃越多的原料通常也容易生焦。v关于生焦的位置，多数研究者认为在催化剂关于生焦的位置，多数研究者认为在催化剂的金属表面和酸性表面均有焦碳沉积。的金属表面和酸性表面均有焦碳沉积。第四节第四节重整催化剂重整催化剂v重整催化剂的双功能及组成重整催化剂的双功能及组成v非贵金属：非贵金属：vMoO3/Al2O3及及Cr2O3/Al2O3活性不好，已基本淘汰。活性不好，已基本淘

221、汰。v贵金属：单金属贵金属：单金属:铂。铂。v双金属双金属:铂铼或铂锡。铂铼或铂锡。v三元或四元多金属，铂为主。三元或四元多金属，铂为主。v铂铼铂铼Cat：活性稳定性大大提高，容碳能力增强。：活性稳定性大大提高，容碳能力增强。v铂铱铂铱Cat：提高：提高Cat的脱氢环化能力。的脱氢环化能力。v铂锡铂锡Cat：低压稳定性好，环化选择性也好。：低压稳定性好，环化选择性也好。v重整催化剂的双功能性重整催化剂的双功能性v铂：铂：脱氢活性中心，进行脱氢加氢反应脱氢活性中心，进行脱氢加氢反应v载体：酸性中心，进行正碳离子的裂化、异载体：酸性中心，进行正碳离子的裂化、异构化反应构化反应v1金属组分金属组分v

222、催化剂的脱氢活性、稳定性和抗毒能力随铂催化剂的脱氢活性、稳定性和抗毒能力随铂含量的增加而增强。含量的增加而增强。v工业用重整催化剂的含铂量大多是工业用重整催化剂的含铂量大多是0.2%0.3%。在铂铼重整催化剂中，铼提高了催化。在铂铼重整催化剂中，铼提高了催化剂的容碳能力和稳定性，工业用铂铼催化剂剂的容碳能力和稳定性，工业用铂铼催化剂中铼与铂的含量比一般为中铼与铂的含量比一般为12。铂。铂锡重整锡重整催化剂在高温低压下具有良好的选择性和再催化剂在高温低压下具有良好的选择性和再生性能，而且锡比铼价格便宜，新鲜剂和再生性能，而且锡比铼价格便宜，新鲜剂和再生剂不必预硫化，生产操作比较简便。虽然生剂不必

223、预硫化，生产操作比较简便。虽然铂铂锡催化剂的稳定性不如铂铼催化剂好，锡催化剂的稳定性不如铂铼催化剂好，但是其稳定性也已足以满足连续重整工艺的但是其稳定性也已足以满足连续重整工艺的要求，近年来已广泛应用于连续重整装置。要求，近年来已广泛应用于连续重整装置。v2.卤素卤素v改变卤素含量可以调节催化剂的酸性功能。改变卤素含量可以调节催化剂的酸性功能。随着卤素含量的增加，催化剂对异构化和加随着卤素含量的增加，催化剂对异构化和加氢裂化等酸性反应的催化活性也增强。在卤氢裂化等酸性反应的催化活性也增强。在卤素的使用上通常有氟氯型和全氯型。一般新素的使用上通常有氟氯型和全氯型。一般新鲜的全氯型催化剂含氯鲜的全

224、氯型催化剂含氯0.6%1.5%，实际操，实际操作中要求含氯量稳定在作中要求含氯量稳定在0.4%1.0%。卤素含。卤素含量太低时，由于酸性功能不足，芳烃转化率量太低时，由于酸性功能不足，芳烃转化率低（尤其是五员环烷和烷烃的转化率）或生低（尤其是五员环烷和烷烃的转化率）或生成油的辛烷值低。虽然提高反应温度可以补成油的辛烷值低。虽然提高反应温度可以补偿这个影响，但是提高反应温度会使催化剂偿这个影响，但是提高反应温度会使催化剂的寿命显著降低。卤素含量太高时，加氢裂的寿命显著降低。卤素含量太高时，加氢裂化反应增强，导致液体产物收率下降。化反应增强，导致液体产物收率下降。v3.载体氧化铝载体氧化铝v载体本

225、身没有催化活性，但具有较大的比表面和较好载体本身没有催化活性，但具有较大的比表面和较好的机械强度，它能使活性组分很好地分散在其表面上，的机械强度，它能使活性组分很好地分散在其表面上，从而更有效地发挥其作用，节省活性组分的用量，同从而更有效地发挥其作用，节省活性组分的用量，同时也提高了催化剂的稳定性和机械强度，现在重整催时也提高了催化剂的稳定性和机械强度，现在重整催化剂几乎都是采用化剂几乎都是采用Al2O3作为载体。作为载体。v载体应具有适当的孔结构。多数载体的外形是直径为载体应具有适当的孔结构。多数载体的外形是直径为1.52.5mm的小球或圆柱状，也有为了改善传质和降的小球或圆柱状，也有为了改

226、善传质和降低床层压降而采用异形条状，涡轮形等形状。低床层压降而采用异形条状，涡轮形等形状。v重整催化剂的堆积密度多在重整催化剂的堆积密度多在600800kg/m3范围内。近范围内。近年来，重整催化剂的堆积密度一般在年来，重整催化剂的堆积密度一般在700kg/m3以上。以上。v工业实际使用催化剂：工业实际使用催化剂：v铂铼催化剂：主要用于固定床重整装置；铂铼催化剂：主要用于固定床重整装置；v铂锡催化剂：主要用于移动床连续重整装铂锡催化剂：主要用于移动床连续重整装置的。置的。v从使用性能来比较，铂铼催化剂有更好的稳从使用性能来比较，铂铼催化剂有更好的稳定性，而铂锡催化剂则有更好的选择性及再定性，而

227、铂锡催化剂则有更好的选择性及再生性能。生性能。v对于催化剂的选择应当重视其综合性能是否良好。一般对于催化剂的选择应当重视其综合性能是否良好。一般来说，可以从以下三个方面来考虑来说，可以从以下三个方面来考虑v反应性能。反应性能。v对于固定床重整装置，重要的是有优良的稳定性，同时对于固定床重整装置，重要的是有优良的稳定性，同时也要有良好的活性和选择性。对连续重整装置，则要求也要有良好的活性和选择性。对连续重整装置，则要求催化剂要有良好的活性、选择性以及再生性能。催化剂要有良好的活性、选择性以及再生性能。v再生性能。再生性能。v良好的再生性能无论是对固定床重整装置还是连续重整良好的再生性能无论是对固

228、定床重整装置还是连续重整装置都是很重要的。催化剂的再生性能主要决定于它的装置都是很重要的。催化剂的再生性能主要决定于它的热稳定性。热稳定性。v其他理化性质。其他理化性质。v如比表面积对催化剂的保持氯的能力有影响；机械强度、如比表面积对催化剂的保持氯的能力有影响；机械强度、外形和颗粒均匀度对反应床层压降有重要影响，催化剂外形和颗粒均匀度对反应床层压降有重要影响，催化剂的杂质含量及孔结构在一定程度上会对其稳定性有影响的杂质含量及孔结构在一定程度上会对其稳定性有影响v重整催化剂的失活重整催化剂的失活v失活原因：失活原因：v催化剂表面上积碳；催化剂表面上积碳；v卤素流失；卤素流失；v长时间处于高温下引

229、起铂晶粒聚集使分散长时间处于高温下引起铂晶粒聚集使分散度减小；度减小；v催化剂中毒。催化剂中毒。v在正常生产中，催化剂活性的下降主要是由在正常生产中，催化剂活性的下降主要是由于积碳引起的。于积碳引起的。v1.积碳失活积碳失活v重整催化剂上的积碳主要是缩合芳烃，主要成重整催化剂上的积碳主要是缩合芳烃，主要成分是碳和氢，其分是碳和氢，其H/C原子比在原子比在0.50.8的范围。的范围。大部分积碳是在酸性载体上。在金属活性中心大部分积碳是在酸性载体上。在金属活性中心上的积碳在氢的作用下有可能解聚，但在酸性上的积碳在氢的作用下有可能解聚，但在酸性活性中心上的积碳在氢的作用下则难以除去。活性中心上的积碳

230、在氢的作用下则难以除去。对一般铂催化剂，当积碳增至对一般铂催化剂，当积碳增至3%10%时，其时，其活性大半丧失；而对铂铼催化剂，则积碳达活性大半丧失；而对铂铼催化剂，则积碳达20%左右时其活性才大半丧失。左右时其活性才大半丧失。v催化剂上的积碳的速度与原料性质和操作条件催化剂上的积碳的速度与原料性质和操作条件有关。原料的终馏点高、不饱和烃含量高时积有关。原料的终馏点高、不饱和烃含量高时积碳速度快。反应条件苛刻，如高温、低压、低碳速度快。反应条件苛刻，如高温、低压、低氢油比、低空速等也会使积碳速度加快。氢油比、低空速等也会使积碳速度加快。v2.水、氯含量的变化水、氯含量的变化v氯和氟是催化剂酸性

231、功能的主要来源。因此在氯和氟是催化剂酸性功能的主要来源。因此在生产过程中应当使它们的含量维持在适宜的范生产过程中应当使它们的含量维持在适宜的范围之内。围之内。v生产过程中，催化剂上氯含量会发生变化。当生产过程中，催化剂上氯含量会发生变化。当原料含氯量过高时，氯会在催化剂上积累而使原料含氯量过高时，氯会在催化剂上积累而使催化剂含氯量增加。当原料含水量过高或反应催化剂含氯量增加。当原料含水量过高或反应时生成水过多（原料油中的含氧化合物在反应时生成水过多（原料油中的含氧化合物在反应条件下会生成水），则这些水分会冲洗氯而使条件下会生成水），则这些水分会冲洗氯而使催化剂的含氯量减小。在高温下，水的存在还

232、催化剂的含氯量减小。在高温下，水的存在还会促使铂晶粒的长大和破坏氧化铝载体的微孔会促使铂晶粒的长大和破坏氧化铝载体的微孔结构，从而使催化剂的活性和稳定性降低，水结构，从而使催化剂的活性和稳定性降低，水对脱氢环化反应也有阻碍作用。此外，水和氯对脱氢环化反应也有阻碍作用。此外，水和氯还会生成还会生成HCl而腐蚀设备。而腐蚀设备。v目前在工业装置上采用的保持水氯平衡的方法：目前在工业装置上采用的保持水氯平衡的方法：v在反应器上安装特殊的催化剂采样器，直接采出催在反应器上安装特殊的催化剂采样器，直接采出催化剂样来分析它的含氯量。化剂样来分析它的含氯量。v根据操作情况判断催化剂的氯含量。例如根据提高根据

233、操作情况判断催化剂的氯含量。例如根据提高反应温度对生成油辛烷值的影响程度来判断等。反应温度对生成油辛烷值的影响程度来判断等。v根据经验关系确定。原料油和循环氢中的根据经验关系确定。原料油和循环氢中的H2O/HCl比值与催化剂含氯量有一定的关系，可以作出关联曲比值与催化剂含氯量有一定的关系，可以作出关联曲线。根据原料油的含水量、含氯量及操作条件可以计线。根据原料油的含水量、含氯量及操作条件可以计算出需要的注氯量。工业装置上的注氯通常是采用二算出需要的注氯量。工业装置上的注氯通常是采用二氯乙烷，三氯乙烷和四氯化碳等氯化物。注水通常是氯乙烷，三氯乙烷和四氯化碳等氯化物。注水通常是用醇类，例如异丙醇等

234、，因为用醇类可以避免腐蚀。用醇类，例如异丙醇等，因为用醇类可以避免腐蚀。醇的用量按生成的水分子计算。醇的用量按生成的水分子计算。v3.中毒中毒v永久性毒物永久性毒物v对含铂催化剂，砷、铅、铜、铁、镍、汞等为永久对含铂催化剂，砷、铅、铜、铁、镍、汞等为永久性毒物。当催化剂上砷含量超过性毒物。当催化剂上砷含量超过200g/g时，催化时，催化剂活性完全丧失。若要求催化剂的相对活性保持在剂活性完全丧失。若要求催化剂的相对活性保持在80%以上，则催化剂上的含砷量以上，则催化剂上的含砷量应小于应小于0.01%,原料原料油允许的含砷量应小于油允许的含砷量应小于1.4ppb，工业装置常限制原，工业装置常限制原

235、料的砷含量不大于料的砷含量不大于1g/kg。v铅与铂可以形成稳定的化合物，造成催化剂中毒。铅与铂可以形成稳定的化合物，造成催化剂中毒。铅的来源主要是原料油被含铅汽油污染所致。铜、铅的来源主要是原料油被含铅汽油污染所致。铜、铁、汞等毒物主要是来源于检修不慎而使这些杂质铁、汞等毒物主要是来源于检修不慎而使这些杂质进入管线系统。钠也是铂催化剂的毒物。进入管线系统。钠也是铂催化剂的毒物。v（2）非永久性毒物）非永久性毒物v.硫：硫：v原料中的含硫化合物在重整反应条件下生成原料中的含硫化合物在重整反应条件下生成H2S。若不从系统中除去，则若不从系统中除去，则H2S在循环氢中聚集，导致在循环氢中聚集，导致

236、催化剂的脱氢活性下降。一般情况下，硫对铂催化催化剂的脱氢活性下降。一般情况下，硫对铂催化剂是暂时性中毒，但是如果长期存在有过量的硫，剂是暂时性中毒，但是如果长期存在有过量的硫，也会造成永久性中毒。多数双金属催化剂比铂催化也会造成永久性中毒。多数双金属催化剂比铂催化剂对硫更敏感。硫与铼生成剂对硫更敏感。硫与铼生成Re2S或或ReS2型化合物，型化合物，这类化合物难以用氢还原成金属。但原料中的硫含这类化合物难以用氢还原成金属。但原料中的硫含量也不是越低越好。有限的硫含量可以抑制氢解反量也不是越低越好。有限的硫含量可以抑制氢解反应和深度脱氢反应，这对铂铼催化剂尤为重要。在应和深度脱氢反应，这对铂铼催

237、化剂尤为重要。在用新鲜的或刚再生过的铂铼催化剂开工时，常常要用新鲜的或刚再生过的铂铼催化剂开工时，常常要有控制地对催化剂进行预硫化。有控制地对催化剂进行预硫化。v.氮：氮：v原料中的有机含氮化合物在重整反应条件下原料中的有机含氮化合物在重整反应条件下转化为氨，吸附在酸性中心上抑制催化剂的转化为氨，吸附在酸性中心上抑制催化剂的加氢裂化、异构化及环化脱氢性能。有的文加氢裂化、异构化及环化脱氢性能。有的文献还指出对脱氢活性也有影响。一般认为，献还指出对脱氢活性也有影响。一般认为，氮对催化剂的作用是暂时性中毒。氮对催化剂的作用是暂时性中毒。vCO和和CO2：v重整反应中不产生重整反应中不产生CO和和C

238、O2，只是在再生时，只是在再生时才会产生。开工时引入系统中的工业氢气和才会产生。开工时引入系统中的工业氢气和氮气中也可能含有少量的氮气中也可能含有少量的CO和和CO2，因此要，因此要限制使用的气体中的限制使用的气体中的CO含量小于含量小于0.1%，CO2含量小于含量小于0.2%。v催化剂的再生催化剂的再生v半再生式固定床重整装置的催化剂一般是半再生式固定床重整装置的催化剂一般是0.52a再生一次，移动床连续重整装置的催化再生一次，移动床连续重整装置的催化剂一般是剂一般是37d再生一遍。虽然反应器的型式再生一遍。虽然反应器的型式不同，再生时催化剂上的积碳量也有差别，不同，再生时催化剂上的积碳量也

239、有差别，但是两者在再生的原理和方法上是相同的。但是两者在再生的原理和方法上是相同的。v重整催化剂的再生过程包括烧焦，氯化更重整催化剂的再生过程包括烧焦，氯化更新和干燥三个工序。一般来说，经再生后，新和干燥三个工序。一般来说，经再生后，重整催化剂的活性基本上可以完全恢复。重整催化剂的活性基本上可以完全恢复。v1.烧焦烧焦v 重整催化剂上的焦炭的主要成分是碳和氢。在烧焦重整催化剂上的焦炭的主要成分是碳和氢。在烧焦时，焦炭中的氢的燃烧速度比碳的燃烧速度快的多，时，焦炭中的氢的燃烧速度比碳的燃烧速度快的多，因此在烧焦时主要是考虑碳的燃烧。因此在烧焦时主要是考虑碳的燃烧。v在工业装置的再生过程中，最重要

240、的的问题是要通在工业装置的再生过程中，最重要的的问题是要通过控制烧焦反应速率来控制好反应温度。过高的温度过控制烧焦反应速率来控制好反应温度。过高的温度会使催化剂的金属铂晶粒聚集，还可能会破坏载体的会使催化剂的金属铂晶粒聚集，还可能会破坏载体的结构，载体结构的破坏是不可恢复的。应当控制再生结构，载体结构的破坏是不可恢复的。应当控制再生时的反应器内的温度不超过时的反应器内的温度不超过500550。烧焦时除了。烧焦时除了控制温度逐步由低到高外，还应控制循环气中的含氧控制温度逐步由低到高外，还应控制循环气中的含氧量，通常在开始烧焦时为量，通常在开始烧焦时为0.2%0.5%，然后逐步提高，然后逐步提高，

241、最后可达最后可达2%3%。在再生过程中还须注意控制循环。在再生过程中还须注意控制循环气中的水含量和气中的水含量和CO2含量。含量。v2.氯化更新氯化更新v氯化更新工序的作用是补充氯和使铂晶粒重氯化更新工序的作用是补充氯和使铂晶粒重新分散。新分散。v氯化时采用含氯的化合物，工业上一般选氯化时采用含氯的化合物，工业上一般选用二氯乙烷，在循环气的浓度（体积分数）用二氯乙烷，在循环气的浓度（体积分数）稍低于稍低于1%。循环气采用空气或含氧量高的惰。循环气采用空气或含氧量高的惰性气体。氯化多在性气体。氯化多在510、常压下进行，一般、常压下进行，一般是进行是进行2h。v3.干燥干燥v干燥工序多在干燥工序

242、多在540左右进行。干燥时循左右进行。干燥时循环气体中若含有碳氢化合物会影响铂晶粒的环气体中若含有碳氢化合物会影响铂晶粒的分散度，采用空气或高含氧量气体作循环气分散度，采用空气或高含氧量气体作循环气可以抑制碳氢化合物的影响。可以抑制碳氢化合物的影响。v催化剂的还原和硫化催化剂的还原和硫化v 从催化剂厂来的新鲜的催化剂及经再生的催从催化剂厂来的新鲜的催化剂及经再生的催化剂中的金属组分都是处于氧化状态，必须先化剂中的金属组分都是处于氧化状态，必须先还原成金属状态后才能使用。还原过程是在还原成金属状态后才能使用。还原过程是在480左右及氢气气氛下进行。还原过程有水生左右及氢气气氛下进行。还原过程有水

243、生成，应注意控制系统中的含水量。成，应注意控制系统中的含水量。v铂铼催化剂和某些多金属催化剂在刚开始进铂铼催化剂和某些多金属催化剂在刚开始进油时可能会表现出强烈的氢解性能和深度脱氢油时可能会表现出强烈的氢解性能和深度脱氢性能，因此在进原料油之前必须进行预硫化以性能，因此在进原料油之前必须进行预硫化以抑制其氢解活性和深度脱氢活性。预硫化时采抑制其氢解活性和深度脱氢活性。预硫化时采用硫醇或二硫化碳作硫化剂，用预加氢精制油用硫醇或二硫化碳作硫化剂，用预加氢精制油稀释后经加热进行反应系统。硫化剂的用量一稀释后经加热进行反应系统。硫化剂的用量一般为百万分之几。预硫化的温度为般为百万分之几。预硫化的温度为

244、350390，压力为，压力为0.40.8MPa。催化剂的失活催化剂的失活v积碳失活：原料终馏点高，不饱和烃含量高积碳失活：原料终馏点高，不饱和烃含量高以及高温，低氢压，低氢油比，低空速会使以及高温，低氢压，低氢油比，低空速会使积碳速度加快。积碳速度加快。v水和氯含量的变化：水含量多会使催化剂中水和氯含量的变化：水含量多会使催化剂中的氯流失，影响催化剂的酸性中心，催化剂的氯流失，影响催化剂的酸性中心，催化剂的活性降低。的活性降低。v催化剂的中毒可分为：永久性和非永久性中催化剂的中毒可分为：永久性和非永久性中毒。毒。v永久性中毒：催化剂活性不能在恢复，毒物：永久性中毒：催化剂活性不能在恢复，毒物：

245、砷、铅、铜、铁、镍等。砷、铅、铜、铁、镍等。v非永久性中毒：催化剂活性能恢复，毒物：非永久性中毒：催化剂活性能恢复，毒物：硫、氮、氧等。硫、氮、氧等。连续重整催化剂的连续重整催化剂的进展进展 铂锡重整催化剂有较好的低压稳定性能，因此目铂锡重整催化剂有较好的低压稳定性能，因此目前工业上的连续重整催化剂以铂锡重整催化剂为主。前工业上的连续重整催化剂以铂锡重整催化剂为主。连续重整催化剂的改进主要是物理强度和水热稳定性连续重整催化剂的改进主要是物理强度和水热稳定性的提高、铂含量的降低、活性和选择性的提高等。第的提高、铂含量的降低、活性和选择性的提高等。第一代连续重整技术由于反应压力较高且氢油比也较高，

246、一代连续重整技术由于反应压力较高且氢油比也较高，催化剂的积炭速率较低，因此催化剂循环速率也较低。催化剂的积炭速率较低，因此催化剂循环速率也较低。第二代和第三代连续重整技术由于采用了超低压第二代和第三代连续重整技术由于采用了超低压(0.35MPa)(0.35MPa)且较低的氢油比且较低的氢油比(1(13)3)，催化剂的积炭速，催化剂的积炭速率有了提高，因此，需要较高的催化剂循环速率。当率有了提高，因此，需要较高的催化剂循环速率。当催化剂具有相同的物理强度时，随着循环速率的提高，催化剂具有相同的物理强度时，随着循环速率的提高，催化剂的磨损就会增加，因此要求催化剂具有较高的催化剂的磨损就会增加，因此

247、要求催化剂具有较高的物理强度；催化剂循环速率的提高意味着在确定的时物理强度；催化剂循环速率的提高意味着在确定的时间内催化剂的再生次数增加。间内催化剂的再生次数增加。 再生过程一般包括烧炭、氧氯化、焙烧再生过程一般包括烧炭、氧氯化、焙烧和还原等步骤，而再生烧炭是在高温和高水和还原等步骤，而再生烧炭是在高温和高水含量的环境下完成的，是导致催化剂比表面含量的环境下完成的，是导致催化剂比表面积下降的主要过程，直接影响催化剂的使用积下降的主要过程，直接影响催化剂的使用寿命，因此要求催化剂应具有较好的水热稳寿命，因此要求催化剂应具有较好的水热稳定性。铂是一种贵金属，如果能够适当降低定性。铂是一种贵金属，如

248、果能够适当降低催化剂的铂含量，而催化剂的活性和选择性催化剂的铂含量，而催化剂的活性和选择性还能维持在较高的水平上，就可降低连续重还能维持在较高的水平上，就可降低连续重整催化剂的成本载体的改性和铂分散程度的整催化剂的成本载体的改性和铂分散程度的提高，可以提高催化剂的活性和选择性，从提高，可以提高催化剂的活性和选择性，从而提高重整油收率、芳烃产率和氢气产率，而提高重整油收率、芳烃产率和氢气产率，也就提高了重整装置的经济效益。也就提高了重整装置的经济效益。重整反应器重整反应器v重整装置反应系统工艺流程重整装置反应系统工艺流程v目前工业装置广泛采用的反应系统流程可以分为目前工业装置广泛采用的反应系统流

249、程可以分为两大类：固定床反应器半再生式工艺流程和移动床反两大类：固定床反应器半再生式工艺流程和移动床反应器连续再生式工艺流程。应器连续再生式工艺流程。v麦格纳重整工艺的主要特点是将循环氢分为两路，一麦格纳重整工艺的主要特点是将循环氢分为两路，一路从第一反应器进入，另一路则从第三反应器进入。路从第一反应器进入，另一路则从第三反应器进入。在第一、二反应器采用高空速，较低反应温度（在第一、二反应器采用高空速，较低反应温度（460490）及较低氢油比（）及较低氢油比（2.53），这样可有利于），这样可有利于环烷烃的脱氢反应，同时抑制加氢裂化反应；后面的环烷烃的脱氢反应，同时抑制加氢裂化反应；后面的1个

250、或个或2个反应器则采用低空速、高反应温度（个反应器则采用低空速、高反应温度（485538）及高氢油比（）及高氢油比（510），这样可有利于烷烃），这样可有利于烷烃脱氢环化反应。这种工艺的主要优点是可以得到稍高脱氢环化反应。这种工艺的主要优点是可以得到稍高的液体收率，装置能耗也有所降低。的液体收率，装置能耗也有所降低。v移动床反应器连续再生式重整（简称连续重整）反应移动床反应器连续再生式重整（简称连续重整）反应系统的流程如图系统的流程如图1113和图和图1114所示。它们分别是所示。它们分别是美国美国UOP和法国和法国IFP的专利技术，也是目前世界上工业的专利技术，也是目前世界上工业应用的主要的

251、两家技术。应用的主要的两家技术。v在连续重整装置，由于催化剂可以频繁地进行再生，在连续重整装置，由于催化剂可以频繁地进行再生，所以可采用比较苛刻的反应条件，即低反应压力所以可采用比较苛刻的反应条件，即低反应压力0.80.35Mpa、低氢油比、低氢油比41.5和高反应温度和高反应温度500530，其结果是更有利于烷烃的芳构化反应。，其结果是更有利于烷烃的芳构化反应。vUOP连续重整和连续重整和IEP连续重整采用的反应条件基本连续重整采用的反应条件基本相似，也都用铂锡催化剂。从外观来看，相似，也都用铂锡催化剂。从外观来看，UOP连续重连续重整的三个反应器是叠置的，催化剂依靠重力自上而下整的三个反应

252、器是叠置的，催化剂依靠重力自上而下依次流过各个反应器，从末反出来的待生催化剂用氮依次流过各个反应器，从末反出来的待生催化剂用氮气提升至再生器顶部。气提升至再生器顶部。IEP连续重整的三个反应器是并连续重整的三个反应器是并行排列，催化剂在每两个反应器之间是用氢气提升至行排列，催化剂在每两个反应器之间是用氢气提升至下一个反应器的顶部，从末段反应器出来的待生剂则下一个反应器的顶部，从末段反应器出来的待生剂则用氮气提升到再生器的顶部。用氮气提升到再生器的顶部。v连续重整技术的优点是改善了烷烃芳构化反应的条件，连续重整技术的优点是改善了烷烃芳构化反应的条件，取得了较高的芳烃产率、较高的液体收率和氢气产率

253、。取得了较高的芳烃产率、较高的液体收率和氢气产率。v连续重整再生部分的投资占总投资相当大一部分，连续重整再生部分的投资占总投资相当大一部分，近年来新建的连续重整装置的规模一般都是近年来新建的连续重整装置的规模一般都是60104t/a以上。从总投资来看，一座以上。从总投资来看，一座60104t/a连续重整装置的连续重整装置的总投资与相同规模的半再生式重整装置相比，超出总投资与相同规模的半再生式重整装置相比，超出30%。v原料性质和产品需求是另一个应当考虑的重要因素。原料性质和产品需求是另一个应当考虑的重要因素。原料油的芳烃潜含量越高，连续重整与半再生式重整原料油的芳烃潜含量越高，连续重整与半再生

254、式重整在液体产品收率及氢气产率方面的差别就越小，当重在液体产品收率及氢气产率方面的差别就越小，当重整装置的主要产品是高辛烷值汽油时，还应当考虑市整装置的主要产品是高辛烷值汽油时，还应当考虑市场对汽油质量的要求。此外，连续重整多产的氢气是场对汽油质量的要求。此外，连续重整多产的氢气是否能充分利用，也是衡量其经济效益的一个应考虑的否能充分利用，也是衡量其经济效益的一个应考虑的因素。因素。重整反应器的结构型式重整反应器的结构型式 按反应器类型来分，半再生式重整装置采按反应器类型来分，半再生式重整装置采用固定床反应器，连续再生式重整装置采用移用固定床反应器，连续再生式重整装置采用移动床反应器。从反应器

255、结构来看，工业用重整动床反应器。从反应器结构来看，工业用重整反应器主要有轴向式反应器和径向式反应器两反应器主要有轴向式反应器和径向式反应器两种结构型式。它们之间的主要差别在于气体流种结构型式。它们之间的主要差别在于气体流动方式不同和床层压降不同。动方式不同和床层压降不同。v 图图1115是轴向式反应器的简图。反应器为圆是轴向式反应器的简图。反应器为圆筒形，高径比一般略大于筒形，高径比一般略大于3。反应器外壳由。反应器外壳由20号锅炉号锅炉钢板制成，当设计压力为钢板制成，当设计压力为4MPa时，外壳厚度约为时，外壳厚度约为40mm。壳体内衬。壳体内衬100mm厚的耐热水泥层，里面有厚的耐热水泥层

256、，里面有一层厚一层厚3mm的高合金钢衬里。衬里可防止碳钢壳体的高合金钢衬里。衬里可防止碳钢壳体受高温氢气的腐蚀，水泥层则兼有保温和降低外壳受高温氢气的腐蚀，水泥层则兼有保温和降低外壳壁温的作用。壁温的作用。v为了使原料气沿整个床层截面分配均匀，在入口处为了使原料气沿整个床层截面分配均匀，在入口处设有分配头。油气出口处设有钢丝网以防止催化剂设有分配头。油气出口处设有钢丝网以防止催化剂粉尘被带出。反应器内装有催化剂，其上方及下方粉尘被带出。反应器内装有催化剂，其上方及下方均有惰性瓷球以防止操作波动时催化剂层跳动而引均有惰性瓷球以防止操作波动时催化剂层跳动而引起催化剂破碎。催化剂床层中设有呈螺旋形分

257、布的起催化剂破碎。催化剂床层中设有呈螺旋形分布的若干测温点，以便检测整个床层的温度分布情况。若干测温点，以便检测整个床层的温度分布情况。v径向反应器的中心部位有两层中心管，内层中心管径向反应器的中心部位有两层中心管，内层中心管的壁上钻有许多几的壁上钻有许多几mm直径的小孔，外层中心管的直径的小孔，外层中心管的壁上开了许多矩形小槽。沿反应器外壳壁周围排列壁上开了许多矩形小槽。沿反应器外壳壁周围排列几十个开有许多小的长形孔的扇形筒，在扇形筒与几十个开有许多小的长形孔的扇形筒，在扇形筒与中心管之间的环形空间是催化剂床层。反应原料油中心管之间的环形空间是催化剂床层。反应原料油气从反应器顶部进入，经分布

258、器后进入沿壳壁布满气从反应器顶部进入，经分布器后进入沿壳壁布满的扇形筒内，从扇形筒小孔出来后沿径向方向通过的扇形筒内，从扇形筒小孔出来后沿径向方向通过催化剂床层进行反应，反应后进入中心管，然后导催化剂床层进行反应，反应后进入中心管，然后导出反应器。出反应器。v径向式反应器的压降比轴向式反应器小得多，这一径向式反应器的压降比轴向式反应器小得多，这一点对连续重整装置尤为重要。因此，连续重整装置点对连续重整装置尤为重要。因此，连续重整装置的反应器都采用径向式反应器，而且其再生器也是的反应器都采用径向式反应器，而且其再生器也是采用径向式的。图采用径向式的。图1117是连续重整装置的再生器是连续重整装置

259、的再生器简图。简图。v反应器床层压降反应器床层压降v重整反应器床层的压降可以用下式计算：重整反应器床层的压降可以用下式计算：v表表1115和表和表1116分别列出了这两种反应器分别列出了这两种反应器中各部分压降占反应器总压降的百分数和当床层中各部分压降占反应器总压降的百分数和当床层空隙率由空隙率由0.4211下降为下降为0.3211后（由于催化剂粉后（由于催化剂粉碎、积碳等原因）反应器的总压降变化的情况。碎、积碳等原因）反应器的总压降变化的情况。由表可见，在径向反应器，床层压降所占的比例由表可见，在径向反应器，床层压降所占的比例相对小得多，因此，当由于床层孔隙率降低而使相对小得多，因此，当由于

260、床层孔隙率降低而使床层增大时，对反应器总压降的影响相对来说要床层增大时，对反应器总压降的影响相对来说要小得多。小得多。v各反应器的催化剂装入量各反应器的催化剂装入量v重整反应要求在较高的温度（约重整反应要求在较高的温度（约500）下进行，）下进行，但是在绝热反应器中，由于反应吸热，反应物的温度但是在绝热反应器中，由于反应吸热，反应物的温度随着反应深度而下降，在反应剧烈的区域还会出现反随着反应深度而下降，在反应剧烈的区域还会出现反应温度的急剧下降。例如工业上铂重整反应器的总温应温度的急剧下降。例如工业上铂重整反应器的总温降达降达100左右，而铂铼重整的总温降更大，达左右，而铂铼重整的总温降更大，

261、达120130，而且在反应器入口附近的床层中温度的下，而且在反应器入口附近的床层中温度的下降十分剧烈。降十分剧烈。v目前，工业上广泛采用的是结构比较简单的固定目前，工业上广泛采用的是结构比较简单的固定床反应器。在反应器中，反应在绝热条件下进行。为床反应器。在反应器中，反应在绝热条件下进行。为了避免反应温度下降过多，采用几个反应器串联，在了避免反应温度下降过多，采用几个反应器串联，在每两个反应器之间设加热炉进行加热，以保证所需的每两个反应器之间设加热炉进行加热，以保证所需的反应温度。在工业重整装置，通常采用反应温度。在工业重整装置，通常采用34个反应个反应器。器。v关于各反应器装入催化剂量的比例

262、，从以上分析看，关于各反应器装入催化剂量的比例，从以上分析看，第一反应器的装入量应小些，后面的反应器宜多些。第一反应器的装入量应小些，后面的反应器宜多些。v目前工业重整装置多采用以下的装入量比例：对三目前工业重整装置多采用以下的装入量比例：对三个反应器越为个反应器越为1.5：3.5：5.5，对四个反应器约为，对四个反应器约为1：1.5：2.5：5。这个比例与各反应器中的反应情况是相。这个比例与各反应器中的反应情况是相对应的。在第一、二反应器中，环烷烃脱氢反应是主对应的。在第一、二反应器中，环烷烃脱氢反应是主要的，这类反应速率快，故空速可以高，装入少量催要的，这类反应速率快，故空速可以高，装入少

263、量催化剂即可。烷烃的脱氢反应和加氢裂化反应的反应速化剂即可。烷烃的脱氢反应和加氢裂化反应的反应速率较慢，主要是在第三、四反应器中发生，尤其是在率较慢，主要是在第三、四反应器中发生，尤其是在末反应中发生，末反的催化剂又是处于反应物料中芳末反应中发生，末反的催化剂又是处于反应物料中芳烃浓度高、平均床层温度高的条件下，因而催化剂生烃浓度高、平均床层温度高的条件下，因而催化剂生焦速率也快。焦速率也快。加氢精制和催化加氢加氢精制和催化加氢v1、概述、概述v2、加氢精制、加氢精制v2.1加氢精制反应原理加氢精制反应原理v2.2加氢精制催化剂加氢精制催化剂v3、加氢裂化、加氢裂化v3.1加氢裂化反应原理加氢

264、裂化反应原理v3.2加氢裂化催化剂加氢裂化催化剂v4、影响加氢反应方向和速度的主要因素、影响加氢反应方向和速度的主要因素v5、加氢裂化工艺流程、加氢裂化工艺流程v6、加氢精制和加氢裂化产品特点、加氢精制和加氢裂化产品特点概概述述v加氢工艺的重要地位和作用加氢工艺的重要地位和作用v加氢技术的现状加氢技术的现状加氢精制加氢精制v加氢精制主要是用于油品精致，其目的是除加氢精制主要是用于油品精致，其目的是除掉油品中的硫、氮、氧杂原子及金属杂质，掉油品中的硫、氮、氧杂原子及金属杂质，有时还对部分芳烃进行加氢，改善油品的使有时还对部分芳烃进行加氢，改善油品的使用性能。加氢精致的原料有重整原料、汽油、用性能

265、。加氢精致的原料有重整原料、汽油、煤油、各种中间馏分油、重油和渣油。煤油、各种中间馏分油、重油和渣油。加氢精制的化学反应加氢精制的化学反应加氢脱硫反应加氢脱硫反应加氢脱氮反应加氢脱氮反应含氧化合物的氢解反应含氧化合物的氢解反应加氢脱金属反应加氢脱金属反应加氢精制催化剂加氢精制催化剂v加氢精制催化剂的活性组分加氢精制催化剂的活性组分活性最好的有：活性最好的有：W,Mo,Co,Ni,Pt,Pd。v催化反应的一个重要因素是：催化剂应该具催化反应的一个重要因素是：催化剂应该具有良好的吸附特性。有良好的吸附特性。v吸附特性又与其几何特性和电子特性有关。吸附特性又与其几何特性和电子特性有关。理论认为：凡是

266、适合做加氢催化剂的金属，理论认为：凡是适合做加氢催化剂的金属，都应该具有立方晶格或六角晶格，如：都应该具有立方晶格或六角晶格，如：W,Mo立方晶格；立方晶格；Co,Ni,Pt,Pd六角晶格。六角晶格。v加氢精制催化剂的担体加氢精制催化剂的担体担体有两大类：担体有两大类：中性担体：活性氧化铝；活性碳等。中性担体：活性氧化铝；活性碳等。酸性担体：硅酸铝，分子筛等。酸性担体：硅酸铝，分子筛等。v担体的作用：提供大的比表面；稳定性；机担体的作用：提供大的比表面；稳定性；机械强度；一定的催化剂形状和大小。械强度；一定的催化剂形状和大小。v加氢精制催化剂的其他性能：加氢精制催化剂的其他性能：v催化剂制成三

267、叶型、四叶型及辐条状催化剂制成三叶型、四叶型及辐条状v双重孔催化剂，增加了反应分子扩散的双重孔催化剂，增加了反应分子扩散的通道通道v提高催化剂的比表面积，含氮化合物的提高催化剂的比表面积，含氮化合物的空间位阻大空间位阻大加氢裂化加氢裂化v加氢裂化是指各种大分子烃类在一定氢压、加氢裂化是指各种大分子烃类在一定氢压、较高温度和适宜催化剂的作用下，产生以较高温度和适宜催化剂的作用下，产生以加氢和裂化为主的一系列平行顺序反应，加氢和裂化为主的一系列平行顺序反应，转化成优质轻质油品的加工工艺过程，是转化成优质轻质油品的加工工艺过程，是重要而灵活的石油深度加工工艺。重要而灵活的石油深度加工工艺。v它具有加

268、工原料广泛、产品方案灵活、产它具有加工原料广泛、产品方案灵活、产品收率高、质量好和对环境污染少等优点。品收率高、质量好和对环境污染少等优点。v它既可处理轻柴油，重柴油，又可加工焦化蜡油减压馏分它既可处理轻柴油，重柴油，又可加工焦化蜡油减压馏分油和催化裂化循环油，还可以加工渣油、页岩油。将其液化油和催化裂化循环油，还可以加工渣油、页岩油。将其液化成各种发动机燃料。选择不同的工艺路线、调整操作条件、成各种发动机燃料。选择不同的工艺路线、调整操作条件、或更换催化剂，就可生产不同品种、不同质量要求的产品，或更换催化剂，就可生产不同品种、不同质量要求的产品，如液化气汽油、石脑油、航空煤油、灯油、轻柴油、

269、润滑如液化气汽油、石脑油、航空煤油、灯油、轻柴油、润滑油和某些特种油料等。加工产品的液体收率很高，体积收率油和某些特种油料等。加工产品的液体收率很高，体积收率可超过可超过l00，重量收率可达，重量收率可达90一一98。所产航煤冰点低，。所产航煤冰点低，是优质的喷气燃料；柴油十六烷值高凝固点低：石脑油经重是优质的喷气燃料；柴油十六烷值高凝固点低：石脑油经重整可提供芳烃作化纤工业原料；润滑油组分是优质的润滑油整可提供芳烃作化纤工业原料；润滑油组分是优质的润滑油基础油；尾油可作乙烯裂解、催化裂化或生产白油等的原料。基础油；尾油可作乙烯裂解、催化裂化或生产白油等的原料。原料油中的氧、氮、硫杂质均可转化

270、成水、氨和硫化氢而排原料油中的氧、氮、硫杂质均可转化成水、氨和硫化氢而排出并回收，对环境的污染程度较低。出并回收，对环境的污染程度较低。加氢裂化反应原理加氢裂化反应原理v加氢裂化是极其复杂的一系列平行加氢裂化是极其复杂的一系列平行顺序反顺序反应过程。两个主要的反应应过程。两个主要的反应加氢和裂解。加氢和裂解。v还有：还有：异构化、氢解、环化、甲基化、脱氢异构化、氢解、环化、甲基化、脱氢和叠合等二次反应产生。和叠合等二次反应产生。v1、烷烃和烯烃加氢裂化反应规律、烷烃和烯烃加氢裂化反应规律vA、裂化和加氢反应、裂化和加氢反应vB、异构化反应、异构化反应vC、环化反应、环化反应v2、芳烃和环烷烃加

271、氢裂化反应规律、芳烃和环烷烃加氢裂化反应规律vA、单环化合物、单环化合物vB、多环化合物、多环化合物非烃化合物加氢非烃化合物加氢加氢裂化催化剂加氢裂化催化剂vA、主金属、主金属加氢活性中心加氢活性中心v族族W、Mo，以及，以及族中的族中的Co、vNi和和Fe，以及，以及Pt和和PdvB、助催化剂、助催化剂vCo和和Ni为活性助剂为活性助剂vP等为结构助催化剂等为结构助催化剂vC、担体、担体v酸性：硅酸铝、硅酸镁、分子筛酸性：硅酸铝、硅酸镁、分子筛v弱酸性：氧化铝、活性炭弱酸性：氧化铝、活性炭v酸性担体的作用：酸性担体的作用：v1、增加有效表面和提供合适的孔结构、增加有效表面和提供合适的孔结构v

272、2、提供酸性中心、提供酸性中心v3、提高催化剂的机械强度、提高催化剂的机械强度v4、提高催化剂的热稳定性、提高催化剂的热稳定性v5、增加催化剂的抗毒性能、增加催化剂的抗毒性能v6、节省金属组分用量、降低成本、节省金属组分用量、降低成本v含分子筛加氢裂化催化剂的特点：含分子筛加氢裂化催化剂的特点：v酸性中心的数量为无定型硅铝酸的十倍，可酸性中心的数量为无定型硅铝酸的十倍，可以通过调节骨架组成和阳离子组成来控制酸以通过调节骨架组成和阳离子组成来控制酸性。性。v可以采用不同类型的分子筛，改变催化剂的可以采用不同类型的分子筛，改变催化剂的活性和选择性活性和选择性加氢裂化催化剂作用过程加氢裂化催化剂作用

273、过程催化剂的预硫化和再生催化剂的预硫化和再生v催化剂的预硫化催化剂的预硫化v当催化剂装入反应器后，活性组分是以氧化当催化剂装入反应器后，活性组分是以氧化态存在的，只有呈硫化物的形态，才具有较态存在的，只有呈硫化物的形态，才具有较高的活性。因此，使用前必须进行预硫化。高的活性。因此，使用前必须进行预硫化。预硫化就是：活性组分在一定的温度下与预硫化就是：活性组分在一定的温度下与H2S作用，由氧化物转变为硫化物。作用，由氧化物转变为硫化物。v催化剂的再生催化剂的再生燃烧积碳燃烧积碳影响反应方向和速度的主要因素影响反应方向和速度的主要因素v1反应压力反应压力v反应压力的影响是通过氢分压来体现的。工业生

274、反应压力的影响是通过氢分压来体现的。工业生产中，系统中的氢分压决定于操作压力、氢油比、循产中，系统中的氢分压决定于操作压力、氢油比、循环氢纯度以及原料的汽化率。环氢纯度以及原料的汽化率。v提高反应压力不仅提高了可能达到的平衡转化率，而提高反应压力不仅提高了可能达到的平衡转化率，而且也提高了反应速度。且也提高了反应速度。v在使用加氢型（酸性活性低）的催化剂时，加氢在使用加氢型（酸性活性低）的催化剂时，加氢裂化转化率随压力升高而增加，这种规律一直继续到裂化转化率随压力升高而增加，这种规律一直继续到很高的压力，在使用酸性加氢裂化催化剂时，随反应很高的压力，在使用酸性加氢裂化催化剂时，随反应压力升高，

275、转化率开始随压力升高而增大，然后又随压力升高，转化率开始随压力升高而增大，然后又随反应压力升高而下降，在反应压力升高的过程中，转反应压力升高而下降，在反应压力升高的过程中，转化率出现最大值化率出现最大值。v从反应时间说，提高反应压力有利于转化率的提高。从反应时间说，提高反应压力有利于转化率的提高。v2、温度的影响 对一个化学反应，温度可以说是最重要的影对一个化学反应，温度可以说是最重要的影响因素。一般情况下提高温度对所有反应都响因素。一般情况下提高温度对所有反应都能加快反应速度，由于加氢裂化反应活化能能加快反应速度，由于加氢裂化反应活化能比较高，因此反应温度的影响更敏感。而对比较高，因此反应温

276、度的影响更敏感。而对于化学平衡，提高反应温度可能有利，也可于化学平衡，提高反应温度可能有利，也可能不利，这要看该化学反应是吸热反应还是能不利，这要看该化学反应是吸热反应还是放热反应。加氢是放热反应。放热反应。加氢是放热反应。v高温有利于异构，低温有利于加氢。高温有利于异构，低温有利于加氢。v3、空速的影响v空空速速对对于于加加氢氢反反应应来来说说，是是一一个个敏敏感感因因素素。因因为为它它对对流流体体分分布布，催催化化剂剂润润湿湿以以及及流流体体的的滞滞留留量量，尤尤其其是是反反应应时时间间均均有有影影响响。体体积积空空速速是是指指单单位位小小时时内内进进料料体体积积量量与与催催化化剂剂体体积

277、积的的比比值值，所所以以空空速速反反映映了了装装置置的的处处理理能能力力，降降低低空空速速意意味味着着处处理理量量的的降降低低。工工业业上上希希望望采采用用较较高高的的空空速速，但但是是空空速速受受到到反反应应速速度度的的制制约约。根根据据催催化化剂剂的的活活性性、原原料料性性质质和和反反应应深深度度不不同同，空空速速在在一一较较大大范范围围内内波波动动，为为0.510h-1。重重质质原原料料和和二二次次加加工工得得到到的的油油料料在在加加氢氢处处理理时时采采用用较较低空速。低空速。 v4、氢油比的影响、氢油比的影响 氢氢/油比是指进到反应器中的标准状态下的氢气与油比是指进到反应器中的标准状态

278、下的氢气与冷态进料油的体积比。氢油比的作用主要包括：冷态进料油的体积比。氢油比的作用主要包括：（1）提高反应器出口氢分压；）提高反应器出口氢分压；（2）部分吸收反应生成的热量，改善反应床层的温）部分吸收反应生成的热量，改善反应床层的温度分布，降低反应器的温升；度分布，降低反应器的温升；（3）促使原料油雾化；）促使原料油雾化；（4）提高反应物流速，确保反应物流通过催化剂床）提高反应物流速，确保反应物流通过催化剂床层的最小质量流率，保证反应过程的传质传热效率；层的最小质量流率，保证反应过程的传质传热效率；（5）确保催化剂的外扩散，保持一定的反应速度。）确保催化剂的外扩散，保持一定的反应速度。v氢氢

279、/油油比比是是加加氢氢装装置置的的重重要要操操作作参参数数，它它不不仅仅影影响响产产品品质质量量和和产产品品分分布布，而而且且对对装装置置的的投投资资、操操作作费费用用和和能能耗耗都都有有很很大大的的影影响响。但但氢氢/油油比比对对加加氢氢反反应应的的影影响响不不象象反反应应温温度度、反反应应压压力力（氢氢分分压压）和和空空速速那那样样明明显显和和巨巨大大。因因此此，长长期期以以来来，研研究究和和设设计计部部门门对对氢氢/油油比比的的选选择择一一直直遵遵循循“宁宁大大勿勿小小”的的原原则则。在在现现场场操操作作中中曾曾发发现现，大大幅幅度度降降低低氢氢/油油比比，经经过过长长周周期期运运行行后

280、后，产产品品质质量量和和催催化化剂剂寿寿命命并并没没有有明明显显变变化化，而而装装置置的的能能耗耗却却显显著著降降低低了了2。在在选选择择氢氢油油比比时时，不不仅仅要要考考虑虑加加氢氢裂裂化化转转化化率率和和选选择择性性，而而且且还还要要考考虑催化剂使用寿命。虑催化剂使用寿命。加氢裂化工艺流程加氢裂化工艺流程一段加氢裂化工艺流程一段加氢裂化工艺流程 两段加氢裂化工艺流程两段加氢裂化工艺流程v两种工艺流程的区别两种工艺流程的区别v一段流程对原料油的质量要求严格。一段流程对原料油的质量要求严格。v两段适合处理高硫、高氮减压渣油，催化裂两段适合处理高硫、高氮减压渣油，催化裂化循环油，等一段加氢裂化不

281、能或难处理的化循环油，等一段加氢裂化不能或难处理的原料。原料。加氢裂化产品特点加氢裂化产品特点汽油（安定性、辛烷值）汽油（安定性、辛烷值）柴油（安定性、十六烷值）柴油（安定性、十六烷值）加氢尾油加氢尾油石油产品精制石油产品精制v将各种加工过程所得的半成品加工成为商品，将各种加工过程所得的半成品加工成为商品，一般需要通过三种方法：一般需要通过三种方法：v精制精制v油品调和油品调和v加入添加剂加入添加剂v精制：将半成品中的某些杂质或不理想的组精制：将半成品中的某些杂质或不理想的组分除掉，以改善油品质量的加工过程，称为分除掉，以改善油品质量的加工过程，称为精制过程。精制过程。v化学精制化学精制v溶剂

282、精制溶剂精制v吸附精制吸附精制v加氢精制加氢精制v柴油冷榨脱蜡柴油冷榨脱蜡v吸收法汽油脱硫吸收法汽油脱硫酸碱精制的原理酸碱精制的原理v酸碱精制的工艺流程一般有预碱洗、酸洗、酸碱精制的工艺流程一般有预碱洗、酸洗、水洗、碱洗、水洗等顺序步骤。并伴随着电水洗、碱洗、水洗等顺序步骤。并伴随着电场的作用。场的作用。v碱洗碱洗在碱洗过程中，用质量分数在碱洗过程中，用质量分数1030的氢的氢氧化钠水溶液与油品混合，碱液与油品中的氧化钠水溶液与油品混合，碱液与油品中的烃类几乎不起作用，它只与酸性的非烃化合烃类几乎不起作用，它只与酸性的非烃化合物起反应，生成相应的盐类。物起反应，生成相应的盐类。v这些盐类大部分

283、溶于碱液而从油品中除去。因这些盐类大部分溶于碱液而从油品中除去。因此，碱洗可以除去油品中的含氧化合物（如环此，碱洗可以除去油品中的含氧化合物（如环烷酸、酚类等）和某些含硫化合物（如硫化氢、烷酸、酚类等）和某些含硫化合物（如硫化氢、低分子硫醇等）以及中和酸洗之后的残余酸性低分子硫醇等）以及中和酸洗之后的残余酸性产物（如磺酸、硫酸酯等）产物（如磺酸、硫酸酯等）v碱洗过程中发生的反应碱洗过程中发生的反应v硫酸洗涤硫酸洗涤v浓硫酸可以与油品中的某些烃类和非烃类化浓硫酸可以与油品中的某些烃类和非烃类化合物进行化学反应，或者以催化剂的形式参合物进行化学反应，或者以催化剂的形式参与化学反应。与化学反应。v在

284、精制条件下浓硫酸对油品起着化学试剂、溶在精制条件下浓硫酸对油品起着化学试剂、溶剂和催化剂的作用。浓硫酸可以与油品中的某剂和催化剂的作用。浓硫酸可以与油品中的某些烃类和非烃类化合物进行化学反应，或者以些烃类和非烃类化合物进行化学反应，或者以催化剂的形式参与化学反应，而且对各种烃类催化剂的形式参与化学反应，而且对各种烃类和非烃类化合物均有不同的溶解能力。和非烃类化合物均有不同的溶解能力。v在一般的硫酸精制条件下，硫酸对各种烃类除在一般的硫酸精制条件下，硫酸对各种烃类除可微量溶解外，对正构烷烃、环烷烃等主要组可微量溶解外，对正构烷烃、环烷烃等主要组分基本上不起化学作用，但与异构烷烃，芳香分基本上不起

285、化学作用，但与异构烷烃，芳香烃，尤其是烯烃则有不同程度的化学作用。烃，尤其是烯烃则有不同程度的化学作用。v异构烷烃和芳香烃可与硫酸进行一定程度的磺异构烷烃和芳香烃可与硫酸进行一定程度的磺化反应，反应生成物溶于酸渣儿被除去。化反应，反应生成物溶于酸渣儿被除去。v硫酸对非烃类可较多地溶解，并显著地起着硫酸对非烃类可较多地溶解，并显著地起着化学反应。主要有以下反应：化学反应。主要有以下反应：v胶质一部分溶于硫酸中，一部分缩合成沥青胶质一部分溶于硫酸中，一部分缩合成沥青质。沥青质反应后溶于酸中。质。沥青质反应后溶于酸中。v环烷酸和酚类可部分溶于浓硫酸中，起磺化环烷酸和酚类可部分溶于浓硫酸中，起磺化反应

286、。反应。v碱性氮化合物可全部被硫酸除去。碱性氮化合物可全部被硫酸除去。v高压电场沉降分离高压电场沉降分离v在高压电的直流电场的作用下，加速了在高压电的直流电场的作用下，加速了导电微粒在油品中的运动，强化反应，达到导电微粒在油品中的运动，强化反应，达到有效分离。有效分离。v酸碱精制过程的工艺流程酸碱精制过程的工艺流程见书见书597页页v酸碱精制的操作条件酸碱精制的操作条件v酸碱精制过程中会和油品中的有用组分反应造酸碱精制过程中会和油品中的有用组分反应造成精制损失，甚至会影响油品的某些性质。成精制损失，甚至会影响油品的某些性质。v精制温度：通常在精制温度：通常在2035，温度高对除去芳，温度高对除

287、去芳香烃、不饱和烃和胶质是有利的，但叠合损失香烃、不饱和烃和胶质是有利的，但叠合损失较大，产品收率低。采用低温有利于除去硫化较大，产品收率低。采用低温有利于除去硫化物。物。v硫酸浓度：一般为硫酸浓度：一般为93%98%。硫酸浓度大会。硫酸浓度大会引起酸渣损失和叠合损失。为保证含硫量合格，引起酸渣损失和叠合损失。为保证含硫量合格，在低温下使用浓硫酸，短时间接触。在低温下使用浓硫酸，短时间接触。v硫酸用量：一般为原料的硫酸用量：一般为原料的1%。v接触时间：接触时间长，副反应增多，油品接触时间：接触时间长，副反应增多，油品的颜色和安定性变差，一般为十几分钟。的颜色和安定性变差，一般为十几分钟。v碱

288、的浓度和用量：采用碱的浓度和用量：采用10%30%的低浓度的低浓度碱液，碱用量为为原料重量的碱液，碱用量为为原料重量的0.02%0.2%。v电场梯度：电场梯度过低起不到均匀和快速电场梯度：电场梯度过低起不到均匀和快速分离的作用，但过高则不利于酸渣的沉聚。分离的作用，但过高则不利于酸渣的沉聚。白土精制白土精制v白土精制：用活性白土在一定温度下处理油白土精制：用活性白土在一定温度下处理油料，降低油品的残碳值和酸值，改善油品的料，降低油品的残碳值和酸值，改善油品的颜色和安定性。颜色和安定性。v吸附顺序：吸附顺序：v芳香烃环烷烃烷烃芳香烃环烷烃烷烃轻质油品脱硫醇轻质油品脱硫醇v硫醇的影响：腐蚀性、恶臭

289、味、安定性硫醇的影响：腐蚀性、恶臭味、安定性v脱除硫醇方法：脱除硫醇方法：v硫醇的酸性随着相对分子质量的增大而减硫醇的酸性随着相对分子质量的增大而减弱，与氢氧化钠溶液生成的盐容易水解，因而弱，与氢氧化钠溶液生成的盐容易水解，因而仅用碱洗方法只能除去低分子硫醇，相对分子仅用碱洗方法只能除去低分子硫醇，相对分子质量较大的硫醇难以通过碱液来脱出。质量较大的硫醇难以通过碱液来脱出。v目前常用的脱硫醇方法是催化氧化脱硫醇方法。目前常用的脱硫醇方法是催化氧化脱硫醇方法。硫醇在强碱液的存在下氧化成二硫化物。硫醇在强碱液的存在下氧化成二硫化物。v催化氧化脱硫醇的工艺流程包括抽提和氧化催化氧化脱硫醇的工艺流程包

290、括抽提和氧化脱臭两个部分。见书脱臭两个部分。见书599页页v原料油中的硫化氢、酚类、环烷酸会降低脱原料油中的硫化氢、酚类、环烷酸会降低脱硫醇的效果，缩短催化剂的寿命，所以在脱硫醇的效果，缩短催化剂的寿命，所以在脱硫醇之前需用硫醇之前需用5%10%的氢氧化钠进行预碱的氢氧化钠进行预碱洗，以除去这些酸性物质。洗，以除去这些酸性物质。v催化剂：磺化酞菁钴催化剂：磺化酞菁钴v炼厂气脱硫炼厂气脱硫v硫化物的影响：在二次加工过程中，硫化物硫化物的影响：在二次加工过程中，硫化物大部分转化成硫化氢，存在于炼厂气中，有大部分转化成硫化氢，存在于炼厂气中，有腐蚀性，有毒，对环境污染。腐蚀性，有毒，对环境污染。v脱

291、硫方法：干法脱硫和湿法脱硫脱硫方法：干法脱硫和湿法脱硫v干法：将气体通过固体吸附剂的床层来脱去干法：将气体通过固体吸附剂的床层来脱去硫化氢。硫化氢。v湿法：用液体吸收剂来洗涤气体，除去气体湿法：用液体吸收剂来洗涤气体，除去气体中的硫化氢。中的硫化氢。v湿法脱硫分类：湿法脱硫分类：v化学吸收法：使用可以与硫化氢反应的碱性化学吸收法：使用可以与硫化氢反应的碱性溶液进行化学吸收，生成络盐，但易发生水溶液进行化学吸收，生成络盐，但易发生水解。工业上多采用醇胺法。解。工业上多采用醇胺法。v物理吸收法：采用有机溶剂吸收硫化氢。物理吸收法：采用有机溶剂吸收硫化氢。v直接转化法：将硫化氢转化成元素硫。直接转化

292、法：将硫化氢转化成元素硫。v其他方法：采用特殊溶液选择性地脱除硫化其他方法：采用特殊溶液选择性地脱除硫化氢。氢。油品调和油品调和v调和是炼油厂生产石油产品的最后一道工序。调和是炼油厂生产石油产品的最后一道工序。可以是几个基础组分调和而成，也可以是基可以是几个基础组分调和而成，也可以是基础油与添加剂调和而成。属于非线性调和。础油与添加剂调和而成。属于非线性调和。v调和油品性质的确定调和油品性质的确定v汽油辛烷值汽油辛烷值v汽油蒸气压汽油蒸气压v柴油的十六烷值柴油的十六烷值v柴油凝点柴油凝点v油品粘度油品粘度v调和方法调和方法v一种是油罐调和，一种是管道调和，油罐调一种是油罐调和，一种是管道调和，

293、油罐调和可采用泵循环和机械搅拌。和可采用泵循环和机械搅拌。v泵循环适合于混合量大，变化范围大的油品。泵循环适合于混合量大，变化范围大的油品。v机械搅拌适合于小批量，配比要求不严格的机械搅拌适合于小批量，配比要求不严格的油品。油品。v管道调和直接将油品进入到管道中进行混合，管道调和直接将油品进入到管道中进行混合，自动化操作，适合于用量大、调和比例变化自动化操作，适合于用量大、调和比例变化范围大的各种轻质、重质油品的调和。范围大的各种轻质、重质油品的调和。v润滑油和燃料添加剂润滑油和燃料添加剂v润滑油添加剂：润滑油添加剂：v清净剂和分散剂清净剂和分散剂v抗氧抗腐剂抗氧抗腐剂v极压抗磨剂极压抗磨剂v

294、油性剂和摩擦改进剂油性剂和摩擦改进剂v抗氧剂和金属减活剂抗氧剂和金属减活剂v粘度指数改进剂粘度指数改进剂v防锈剂防锈剂v降凝剂降凝剂v抗泡沫剂抗泡沫剂v抗乳化剂抗乳化剂v燃料添加剂：燃料添加剂：v汽油抗爆剂汽油抗爆剂v十六烷值改进剂十六烷值改进剂v流动性改进剂流动性改进剂v抗氧剂和金属钝化剂抗氧剂和金属钝化剂v抗静电剂抗静电剂v防冰剂防冰剂v抗磨防锈剂抗磨防锈剂v高辛烷值组分的合成高辛烷值组分的合成v叠合过程叠合过程v异构化过程异构化过程v烷基化过程烷基化过程v合成醚类合成醚类v叠合过程：两个或两个以上的烯烃分子在一叠合过程：两个或两个以上的烯烃分子在一定的温度和压力下，结合成较大的烯烃分子，

295、定的温度和压力下，结合成较大的烯烃分子，这种过程叫叠合过程。热叠合和催化叠合。这种过程叫叠合过程。热叠合和催化叠合。v催化叠合产品的产率高，副产物较少，因而催化叠合产品的产率高，副产物较少，因而催化重整已完全代替了热叠合方法。催化重整已完全代替了热叠合方法。v叠合过程所用催化剂：叠合过程所用催化剂：v酸性催化剂：磷酸、硫酸、三氯化铝等，最酸性催化剂：磷酸、硫酸、三氯化铝等，最广泛应用的是磷酸催化剂。广泛应用的是磷酸催化剂。v叠合过程原料：叠合过程原料：v热裂化、催化裂化、和焦炭化副产的丙烯和热裂化、催化裂化、和焦炭化副产的丙烯和丁烯。丁烯。v叠合产物：各类烃的混合物，辛烷值较高，叠合产物：各类

296、烃的混合物，辛烷值较高，作为高辛烷值组分来调和汽油。作为高辛烷值组分来调和汽油。v烷基化过程：烷烃与烯烃的化学加成反应，烷基化过程：烷烃与烯烃的化学加成反应，在反应中烷烃分子的活泼氢原子的位置被烯在反应中烷烃分子的活泼氢原子的位置被烯烃所取代。异构烷烃上的氢原子比正构烷烃烃所取代。异构烷烃上的氢原子比正构烷烃中的伯碳原子上的氢原子活泼的多，因此必中的伯碳原子上的氢原子活泼的多，因此必须用异构烷烃作为原料。须用异构烷烃作为原料。v产物做无铅汽油的高辛烷值组分。产物做无铅汽油的高辛烷值组分。v烷基化过程烷基化过程催化剂（硫酸、氢氟酸、固体催化剂（硫酸、氢氟酸、固体超强酸）超强酸）辛烷值高，敏感度好

297、（辛烷值高，敏感度好（RON-MON）不含氧、芳烃、烯烃（清洁燃料）不含氧、芳烃、烯烃（清洁燃料）硫酸法硫酸法异构化过程异构化过程v异构化反应：在一定的反应条件和催化剂存异构化反应：在一定的反应条件和催化剂存在下，将正构烷烃转变为异构烷烃。在下，将正构烷烃转变为异构烷烃。v原料及催化剂原料及催化剂直馏石脑油，加氢裂化轻石脑油，直馏石脑油，加氢裂化轻石脑油，凝析油。凝析油。分子筛催化剂。分子筛催化剂。v产物：高辛烷值的异构烷烃。产物：高辛烷值的异构烷烃。异构化工艺流程异构化工艺流程v高辛烷值醚类的合成高辛烷值醚类的合成v醚类化合物的辛烷值都很高，与烃类完全互醚类化合物的辛烷值都很高，与烃类完全互

298、溶，具有良好的化学稳定性，蒸气压不高，溶，具有良好的化学稳定性，蒸气压不高，是目前广泛采用的含氧化合物添加剂组分。是目前广泛采用的含氧化合物添加剂组分。v主要合成主要合成MTBEvMTBE的合成反应及催化剂的合成反应及催化剂v溶剂萃取过程溶剂萃取过程v溶剂萃取过程是一种分离过程，是用一溶剂萃取过程是一种分离过程，是用一种适当的溶剂处理液体混合物，利用混合液种适当的溶剂处理液体混合物，利用混合液各组分在溶剂中具有不同溶解度的特性，使各组分在溶剂中具有不同溶解度的特性，使混合液中欲分离的组分溶解于溶剂中，从而混合液中欲分离的组分溶解于溶剂中，从而达到与其他组分分离的目的。达到与其他组分分离的目的。

299、v萃取过程的特点：萃取过程的特点：v混合液中各组分在溶剂中的溶解度不同。混合液中各组分在溶剂中的溶解度不同。v混合前都处于液相，混合后容易分层。混合前都处于液相，混合后容易分层。v以相平衡作为反应过程的极限。以相平衡作为反应过程的极限。v所选溶剂易回收，且费用低。所选溶剂易回收，且费用低。芳烃抽提芳烃抽提v主要用于从催化重整生成油中萃取芳烃的过主要用于从催化重整生成油中萃取芳烃的过程。程。v溶剂的选择溶剂的选择v对芳烃有较好的溶解能力对芳烃有较好的溶解能力v对芳烃有较好的选择性对芳烃有较好的选择性v溶剂与原料油的密度差要大，便与分离溶剂与原料油的密度差要大，便与分离v工艺流程组成：工艺流程组成

300、：v1、抽提部分、抽提部分v2、溶剂回收部分、溶剂回收部分v气提塔气提塔v水洗塔水洗塔v水分馏塔水分馏塔v3、溶剂再生部分、溶剂再生部分润滑油生产工艺润滑油生产工艺v原料来源原料来源石油经过常压蒸馏后，塔底出常压渣油。常石油经过常压蒸馏后，塔底出常压渣油。常压渣油经过减压蒸馏，便分割出轻重不同的压渣油经过减压蒸馏，便分割出轻重不同的润滑油馏分油。减压渣油经过脱沥青后，得润滑油馏分油。减压渣油经过脱沥青后，得到脱沥青油。上述润滑油馏分油和脱沥青油到脱沥青油。上述润滑油馏分油和脱沥青油均是制取润滑油的原料。这些润滑油馏分油均是制取润滑油的原料。这些润滑油馏分油和脱沥青油可以单独制成润滑油产品，也可

301、和脱沥青油可以单独制成润滑油产品，也可以通过调合方法生产不同的润滑油产品。以通过调合方法生产不同的润滑油产品。基础油的规格基础油的规格润滑油生产润滑油生产丙烷脱沥青丙烷脱沥青v在炼油工业中，溶剂脱沥青过程主要用于从在炼油工业中，溶剂脱沥青过程主要用于从减压渣油制取高粘度润滑油基础油和催化裂减压渣油制取高粘度润滑油基础油和催化裂化原料油。溶剂脱沥青的主要作用是除去渣化原料油。溶剂脱沥青的主要作用是除去渣油中的沥青以降低其残炭值和改善色泽。在油中的沥青以降低其残炭值和改善色泽。在生产润滑油时多以丙烷作溶剂。生产润滑油时多以丙烷作溶剂。v溶剂脱沥青过程所指的溶剂脱沥青过程所指的“沥青沥青”并非一种严

302、并非一种严格定义的产品或化合物，它是指减压渣油中格定义的产品或化合物，它是指减压渣油中最重的那一部分，主要是沥青质和胶质，有最重的那一部分，主要是沥青质和胶质，有些情况下也会包括少量芳烃和饱和烃。些情况下也会包括少量芳烃和饱和烃。溶剂脱沥青的基本原理溶剂脱沥青的基本原理v减压渣油是烃类和非烃类的混合物，从化学组减压渣油是烃类和非烃类的混合物，从化学组成来看，它含有饱和烃、芳烃、胶质和沥青质，成来看，它含有饱和烃、芳烃、胶质和沥青质，其中饱和烃是非极性的，其他组分是极性和强其中饱和烃是非极性的，其他组分是极性和强极性的。极性的。v以丙烷做溶剂时，根据溶解过程的分子相似原以丙烷做溶剂时，根据溶解过

303、程的分子相似原理，渣油中相对分子质量较小的饱和烃和芳烃理，渣油中相对分子质量较小的饱和烃和芳烃较易溶解，而胶质和沥青质较差，甚至不溶。较易溶解，而胶质和沥青质较差，甚至不溶。从分子极性大小来看也是饱和烃的溶解度最大，从分子极性大小来看也是饱和烃的溶解度最大，芳烃次之，胶质又次之，而沥青质基本不溶。芳烃次之，胶质又次之，而沥青质基本不溶。影响溶剂脱沥青的主要操作因素影响溶剂脱沥青的主要操作因素v温度温度v温度对溶剂脱沥青过程的影响很大，调温度对溶剂脱沥青过程的影响很大，调整抽提过程各部位的温度常常是调整操整抽提过程各部位的温度常常是调整操作的主要手段。改变温度会改变溶剂的作的主要手段。改变温度会

304、改变溶剂的溶解能力，从而影响抽提过程。温度升溶解能力，从而影响抽提过程。温度升高时，溶剂的密度减小、溶解能力下降，高时，溶剂的密度减小、溶解能力下降，脱沥青油的收率下降、而质量提高。选脱沥青油的收率下降、而质量提高。选用不同的溶剂时，应当选择不同的抽提用不同的溶剂时，应当选择不同的抽提操作温度。操作温度。v压力压力v为了保证抽提操作是在双液相区内进行，对为了保证抽提操作是在双液相区内进行，对某种溶剂和某个操作温度都有一个最低限压某种溶剂和某个操作温度都有一个最低限压力，此最低限压力由体系的相平衡关系确定，力，此最低限压力由体系的相平衡关系确定，操作压力应高于此最低限压力。操作压力应高于此最低限

305、压力。v溶剂及容积比溶剂及容积比v溶剂脱沥青过程常用的溶剂为丙烷、丁烷和溶剂脱沥青过程常用的溶剂为丙烷、丁烷和戊烷。随着这类溶剂的相对分子量的增大，戊烷。随着这类溶剂的相对分子量的增大，选择性降低。选择性降低。v原料油性质原料油性质v当原料油的组成、性质发生变化时，有关的当原料油的组成、性质发生变化时，有关的操作参数要做必要的调整。操作参数要做必要的调整。润滑油溶剂精制润滑油溶剂精制v润滑油除了要求具有一定的粘度外，还需要润滑油除了要求具有一定的粘度外，还需要有较好的粘温性质和抗氧化安定性，以及较有较好的粘温性质和抗氧化安定性，以及较低的残炭值。为了满足上述要求，必须从润低的残炭值。为了满足上

306、述要求，必须从润滑油原料中除去大部分多环短侧链芳烃和胶滑油原料中除去大部分多环短侧链芳烃和胶质，以提高润滑油的质量，使润滑油的粘温质，以提高润滑油的质量，使润滑油的粘温性质、抗氧化安定性、残炭值、色度等符合性质、抗氧化安定性、残炭值、色度等符合产品的规格要求。这个过程称为润滑油精制。产品的规格要求。这个过程称为润滑油精制。润滑油中的含硫、含氧含氮化合物也可在精润滑油中的含硫、含氧含氮化合物也可在精制过程中大部分除去。制过程中大部分除去。v其它的精制方法：酸碱精制、溶剂精制、吸其它的精制方法：酸碱精制、溶剂精制、吸附精制加氢精制等。附精制加氢精制等。v溶剂精制是选用一些对油中理想组分和非理溶剂精

307、制是选用一些对油中理想组分和非理想组分具有选择性溶解能力的溶剂。对油料想组分具有选择性溶解能力的溶剂。对油料进行萃取分离。一般是把非理想组分萃取出进行萃取分离。一般是把非理想组分萃取出来，理想组分留在提余液中，然后分别蒸出来，理想组分留在提余液中，然后分别蒸出溶剂，得到提余油和抽出油。溶剂，得到提余油和抽出油。v溶剂精制是个物理过程，溶剂可循环使用，溶剂精制是个物理过程，溶剂可循环使用，一般其消耗量约为处理原料油量的千分之几。一般其消耗量约为处理原料油量的千分之几。回收溶剂需要消耗能量，抽出油可以利用，回收溶剂需要消耗能量，抽出油可以利用，相对来说，比加氢精制便宜，因此多年来，相对来说，比加氢

308、精制便宜，因此多年来，一直是润滑油精制的主要过程。一直是润滑油精制的主要过程。v由于溶剂精制是个物理过程，不能使原料油由于溶剂精制是个物理过程，不能使原料油中的非理想组分进行化学转化，因此只能处中的非理想组分进行化学转化，因此只能处理那些原料中有足够多的理想组分的油料，理那些原料中有足够多的理想组分的油料，否则制造不出合格的产品，由此可见，使用否则制造不出合格的产品，由此可见，使用溶剂精制对原料的选择是很重要的。溶剂精制对原料的选择是很重要的。v主要溶剂有：糠醛、酚、主要溶剂有：糠醛、酚、N-甲基吡咯烷酮等。甲基吡咯烷酮等。溶剂的选择溶剂的选择v对溶剂的要求最重要的是选择性和溶解能力。对溶剂的

309、要求最重要的是选择性和溶解能力。对润滑油来说，非理想组分是芳香性较强的对润滑油来说，非理想组分是芳香性较强的物质和极性较强的物质，理想组分是较为饱物质和极性较强的物质，理想组分是较为饱和的物质。和的物质。v烃类在极性溶剂中的溶解度与其分子结构有烃类在极性溶剂中的溶解度与其分子结构有关，按溶解度由大到小排列：关，按溶解度由大到小排列：v胶质，多环芳烃，少环芳烃，环烷烃，烷烃胶质，多环芳烃，少环芳烃，环烷烃，烷烃v随着温度升高，溶剂的溶解能力增大，选择随着温度升高，溶剂的溶解能力增大，选择性下降。性下降。v糠醛的价格较低，来源充分，适用的原糠醛的价格较低，来源充分，适用的原料范围较宽，毒性低，与油

310、不易乳化而料范围较宽，毒性低，与油不易乳化而易于分离，工业实用经验较多，是目前易于分离，工业实用经验较多，是目前国内应用最为广泛的精制溶剂。国内应用最为广泛的精制溶剂。v酚的主要缺点是毒性大，适用原料范围酚的主要缺点是毒性大，适用原料范围窄，近年来有逐渐被取代的趋势。窄，近年来有逐渐被取代的趋势。vN-甲基吡咯烷酮的溶解能力和化学稳定甲基吡咯烷酮的溶解能力和化学稳定性都比其他两种强，选择性居中，毒性性都比其他两种强，选择性居中，毒性最小，但价格高，一般需进口。最小，但价格高，一般需进口。影响溶剂精制过程的主要因素影响溶剂精制过程的主要因素v抽提温度抽提温度v溶剂精制的抽提温度有一定的范围，上限

311、是溶剂精制的抽提温度有一定的范围，上限是体系的临界溶解温度，即体系成为单个液相体系的临界溶解温度，即体系成为单个液相的最低温度，一般比临界溶解温度低的最低温度，一般比临界溶解温度低2030，下限是润滑油和溶剂的凝固点温度。，下限是润滑油和溶剂的凝固点温度。v原料油中含稠环芳烃越多，临界溶解能力就原料油中含稠环芳烃越多，临界溶解能力就越低，随着烃类侧链长度的增加，临界溶解越低，随着烃类侧链长度的增加，临界溶解温度升高，随着芳香环和环烷环环数的增加，温度升高，随着芳香环和环烷环环数的增加，临界溶解温度急剧下降。临界溶解温度急剧下降。v溶解度是随着温度的升高而增大的，在溶解溶解度是随着温度的升高而增

312、大的，在溶解度不太大时，溶解度增大可使原料油中的非度不太大时，溶解度增大可使原料油中的非理想组分更多地被除去，因而精制油的粘度理想组分更多地被除去，因而精制油的粘度指数升高，当溶解度增大到一定程度后，溶指数升高，当溶解度增大到一定程度后，溶剂选择性降低得过多，粘度指数转而下降，剂选择性降低得过多，粘度指数转而下降，因此在曲线上出现一个最高点。在此点温度因此在曲线上出现一个最高点。在此点温度下进行抽提，可以最大限度地溶解溶解不理下进行抽提，可以最大限度地溶解溶解不理想组分，同时又有较高的选择性，使理想组想组分，同时又有较高的选择性，使理想组分不致因溶解能力的提高而过多地进入提取分不致因溶解能力的

313、提高而过多地进入提取液中。液中。v对馏分重的、粘度大的、含蜡量多的原料油对馏分重的、粘度大的、含蜡量多的原料油应选用较高的温度。应选用较高的温度。v溶剂比溶剂比v溶剂比是溶剂量与原料油量之比。多采用体溶剂比是溶剂量与原料油量之比。多采用体积比。浓度差是抽提过程的推动力，在恒定积比。浓度差是抽提过程的推动力，在恒定温度下容积比增大时非理想组分的抽出量增温度下容积比增大时非理想组分的抽出量增加，精制油的质量提高，但收率下降。一般，加，精制油的质量提高，但收率下降。一般，精制重质润滑油原料时采用较大的溶剂比，精制重质润滑油原料时采用较大的溶剂比，而在精制较轻质的原料油时采用较小的溶剂而在精制较轻质的

314、原料油时采用较小的溶剂比。比。v提高溶剂比或提高抽提温度都能提高精制深提高溶剂比或提高抽提温度都能提高精制深度。度。v提取物循环提取物循环v采用提取油返回抽提塔下部作回流的方法，可采用提取油返回抽提塔下部作回流的方法，可以提高提取液中非理想组分的浓度，将提取液以提高提取液中非理想组分的浓度，将提取液中的理想组分和中间组分置换出去，从而提高中的理想组分和中间组分置换出去，从而提高了分离精确度可增加精制油的收率。了分离精确度可增加精制油的收率。v原料油中的沥青质含量原料油中的沥青质含量v减压蒸馏塔的分割效果不好时，润滑油原料中减压蒸馏塔的分割效果不好时，润滑油原料中可能会带有一些沥青质。沥青质几乎

315、不溶于容可能会带有一些沥青质。沥青质几乎不溶于容剂中，而且他的相对密度介于溶剂与原料油之剂中，而且他的相对密度介于溶剂与原料油之间，在抽提塔中容易聚集在界面处，增大了油间，在抽提塔中容易聚集在界面处，增大了油与溶剂通过界面时的阻力。与溶剂通过界面时的阻力。v抽提塔的效率抽提塔的效率v多使用填料塔，选用合适的填料。多使用填料塔，选用合适的填料。润滑油溶剂脱蜡润滑油溶剂脱蜡v目前工业上脱蜡的方法有：冷榨脱蜡、分子筛目前工业上脱蜡的方法有：冷榨脱蜡、分子筛脱蜡、尿素脱蜡、细菌脱蜡、溶剂脱蜡等。脱蜡、尿素脱蜡、细菌脱蜡、溶剂脱蜡等。v加氢降凝：能使润滑油中凝点较高的正构烷烃加氢降凝：能使润滑油中凝点较

316、高的正构烷烃转化为凝点较低的异构烷烃和低分子烷烃。转化为凝点较低的异构烷烃和低分子烷烃。v冷榨脱蜡：只适用于柴油和轻质润滑油。冷榨脱蜡：只适用于柴油和轻质润滑油。v分子筛脱蜡：将石油产品中的正构烷烃和非正分子筛脱蜡：将石油产品中的正构烷烃和非正构烷烃进行分离。构烷烃进行分离。v尿素脱蜡只适用于低粘度油品。尿素脱蜡只适用于低粘度油品。v溶剂脱蜡：工艺的适用性很广，能处理各种馏溶剂脱蜡：工艺的适用性很广，能处理各种馏分润滑油和残渣润滑油，绝大部分的润滑油脱分润滑油和残渣润滑油，绝大部分的润滑油脱蜡都采用溶剂脱蜡工艺。蜡都采用溶剂脱蜡工艺。溶剂的作用溶剂的作用v溶剂脱蜡过程中加入溶剂的目的是，降低油

317、溶剂脱蜡过程中加入溶剂的目的是，降低油蜡混合物中液相的粘度，实质上是起了稀释蜡混合物中液相的粘度，实质上是起了稀释作用。加入的溶剂应当能在脱蜡温度下对油作用。加入的溶剂应当能在脱蜡温度下对油基本上溶解，而对蜡则很少溶解。基本上溶解，而对蜡则很少溶解。v因为蜡不会绝对不溶于溶剂中，为了得到一因为蜡不会绝对不溶于溶剂中，为了得到一定凝点的油品就不得不把溶剂定凝点的油品就不得不把溶剂润滑油冷却润滑油冷却到比所需要的凝点更低的温度，才能得到预到比所需要的凝点更低的温度，才能得到预期的产品。这个温度差称为脱蜡温差。期的产品。这个温度差称为脱蜡温差。v脱蜡温差脱蜡温差=脱蜡油的凝点脱蜡油的凝点脱蜡温度脱蜡

318、温度v溶剂的选择性不好，溶剂对蜡的溶解度溶剂的选择性不好，溶剂对蜡的溶解度越大，则脱蜡温差越大。这对脱蜡过程越大，则脱蜡温差越大。这对脱蜡过程是很不利的。要求溶剂对蜡有很小的溶是很不利的。要求溶剂对蜡有很小的溶解能力。解能力。v对溶剂的要求：对溶剂的要求：v溶剂在脱蜡温度下的粘度应小。溶剂在脱蜡温度下的粘度应小。v溶剂应具有良好的选择性，对油有很好的溶溶剂应具有良好的选择性，对油有很好的溶解能力，对蜡则很难溶解。解能力，对蜡则很难溶解。v溶剂的沸点不应很高，便于用简单蒸馏的方溶剂的沸点不应很高，便于用简单蒸馏的方法回收，也不能过低，以避免在高压下操作。法回收，也不能过低，以避免在高压下操作。v

319、溶剂的凝点应较低，在脱蜡温度下不会凝固。溶剂的凝点应较低，在脱蜡温度下不会凝固。v溶剂应无毒，不腐蚀设备，化学安定性好，溶剂应无毒，不腐蚀设备，化学安定性好，容易得到。容易得到。常用的溶剂常用的溶剂v酮类酮类-苯混合溶剂苯混合溶剂v苯主要溶解润滑油，酮类抑制溶剂对蜡的溶解度。苯主要溶解润滑油，酮类抑制溶剂对蜡的溶解度。v丙酮丙酮-苯苯-甲苯甲苯v润滑油脱蜡较为理想的溶剂，但闪点低。润滑油脱蜡较为理想的溶剂，但闪点低。v丁酮丁酮v对油的溶解能力大，对蜡的溶解度很小。对油的溶解能力大，对蜡的溶解度很小。影响溶剂脱蜡过程的主要因素影响溶剂脱蜡过程的主要因素v原料油的性质原料油的性质v不同的原料油或同

320、一种原料油的不同馏分的含蜡不同的原料油或同一种原料油的不同馏分的含蜡量不同，因而所需的溶剂比和溶剂组成也应有所量不同，因而所需的溶剂比和溶剂组成也应有所不同。不同。v原料油的馏分越窄，蜡的性质越接近，蜡结晶越原料油的馏分越窄，蜡的性质越接近，蜡结晶越好。含胶质、沥青质较多时会影响蜡结晶。好。含胶质、沥青质较多时会影响蜡结晶。v沸点越高，晶体颗粒越小，堵塞滤布。沸点越高，晶体颗粒越小，堵塞滤布。v含胶质、沥青质过多时，影响蜡结晶，不易生成含胶质、沥青质过多时，影响蜡结晶，不易生成大颗粒的晶体，堵塞滤布，蜡的含油量增加，含大颗粒的晶体，堵塞滤布，蜡的含油量增加，含有少量胶质可促进蜡结晶。有少量胶质

321、可促进蜡结晶。v溶剂比溶剂比v溶剂比应足够大，能充分溶解润滑油，降低溶剂比应足够大，能充分溶解润滑油，降低油的粘度，有利于蜡的结晶，提高脱蜡油的油的粘度，有利于蜡的结晶，提高脱蜡油的收率，但也增加了蜡在溶剂中的溶解度，使收率，但也增加了蜡在溶剂中的溶解度，使脱蜡温差增大，同时也增加了冷冻、过滤、脱蜡温差增大，同时也增加了冷冻、过滤、溶剂回收的负荷。溶剂回收的负荷。v原料油沸程较高，或粘度较大，含蜡较多，原料油沸程较高，或粘度较大，含蜡较多，脱蜡温度较低时，需选用较大的溶剂比。脱蜡温度较低时，需选用较大的溶剂比。v溶剂的组成溶剂的组成v溶剂应具有较高的溶解能力和较好的选择性，溶剂应具有较高的溶解

322、能力和较好的选择性，避免出现第二相。避免出现第二相。v溶剂加入的方式溶剂加入的方式v一种是在蜡冷冻结晶前把溶剂一次加入，称为一种是在蜡冷冻结晶前把溶剂一次加入，称为一次稀释法。另一种是在冷冻前和冷冻过程中一次稀释法。另一种是在冷冻前和冷冻过程中逐次把溶剂加入到脱蜡原料油中，称为多次稀逐次把溶剂加入到脱蜡原料油中，称为多次稀释法。使用多次稀释法可以改善蜡的结晶，并释法。使用多次稀释法可以改善蜡的结晶，并在一定程度上减小脱蜡温差。生产中多采用三在一定程度上减小脱蜡温差。生产中多采用三次加入的方法。次加入的方法。v溶液的冷却速度溶液的冷却速度v在冷冻初期，冷却速度不宜过快，冷却速度在冷冻初期，冷却速度不宜过快，冷却速度过快时，溶液的粘度增大较快，对结晶是不过快时，溶液的粘度增大较快，对结晶是不利的。利的。v表面活性物质表面活性物质v加入某些表面活性物质可增大蜡的晶体颗粒，加入某些表面活性物质可增大蜡的晶体颗粒，提高过滤速度，提高设备处理能力和提高脱提高过滤速度，提高设备处理能力和提高脱蜡油收率。蜡油收率。