第三节 原油蒸馏工艺流程全

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1、25386第三节原油蒸馏工艺流程一、原油蒸馏工艺流程的类型原油蒸馏工艺流程，就是用于原油蒸馏生产的炉、塔、泵、换热设备、工艺管线及控制 仪表等按原料生产的流向和加工技术要求的内在联系而形成的有机组合。将此种内在的联系 用简单的示意图表达出来，即成为原油蒸馏的流程图。国产原油多为重质原油，轻质油品含量较低。为了蒸出更多的馏分油作为二次加工原料 和充分回收剩余热量，常压和减压蒸馏过程一般联接在一起而构成常减压蒸馏工艺流程。我国原油蒸馏装置一般均在常压分馏塔前设置初馏塔或闪蒸塔。初馏塔或闪蒸塔的主要 作用，在于将原油在换热升温过程中已经气化的轻油及时蒸出，使其不进入常压加热炉，以 降低炉的热负荷和降

2、低原油换热系统的操作压力，从而节省装置能耗和操作费用；此外，初 馏塔或闪蒸塔还具有使常压塔操作稳定的作用，原油中的气体烃和水在其中全部被除去，而 使常压分馏塔的操作平稳，有利于保证多种产品特别是煤油、柴油等侧线产品的质量。初馏塔与闪蒸塔的差别，在于前者出塔顶产品，而后者不出塔顶产品，塔顶蒸气进入常 压塔中上部，因而前者有冷凝和回流设施，而后者无。初馏塔是一个简单的(一般不出侧线)的常压蒸馏塔。原油蒸馏过程是否采用初馏塔， 应根据以下因素进行综合分析后决定。(1) 原油的轻馏分含量含轻馏分较多的原油在经过换热器被加热时，随着温度的升高，轻馏分汽化，从而增大 了原油通过换热器和管路的阻力，这就要求

3、提高原油输送泵的扬程和换热器的压力等级，也 就是增加了电能消耗和设备投资。如果将原油经换热过程中已汽化的轻组分及时分离出来，让这部分馏分不必再进入常压 炉去加热。这样一则能减少原油管路阻力，降低原油泵出口压力；二则能减少常压炉的热负 荷，二者均有利于降低装置能耗。因此，当原油含汽油馏分接近或大于20%时，可采用初馏 塔。(2) 原油脱水效果当原油因脱水效果波动而引起含水量高时，水能从初馏塔塔顶分出，使得主塔一常压塔 操作免受水的影响，保证产品质量合格。(3) 原油的含砷量对含砷量高的原油如大庆原油(As2000|j g/g),为了生产重整原料油，必须设置初馏 塔。重整催化剂极易被砷中毒而永久失

4、活，重整原料油的砷含量要求小于200pg/go如果进 入重整装置的原料的含砷量超过200pg / g，则仅依靠预加氢精制是不能使原料达到要求的。 此时，原料应在装置外进行预脱砷，使其含砷量小于200|jg/g以下后才能送入重整装置。重 整原料的含砷量不仅与原油的含砷量有关，而且与原油被加热的温度有关。例如在加工大庆 原油时，初馏塔进料温度约230 C,只经过一系列换热，温度低且受热均匀，不会造成砷化 合物的热分解，由初馏塔顶得到的重整原料的含砷量小于200pg/go若原油加热到370C 直接进入常压塔，则从常压塔顶得到的重整原料的含砷量通常高达1500|jg/g。重整原料含砷 量过高不仅会缩短

5、预加氢精制催化剂的使用寿命，而且有可能保证不了精制后的含砷量降至 叩g/g以下。因此，国内加工大庆原油的炼油厂一般都采用初馏塔，并且只取初馏塔顶的产 物作为重整原料。(4) 原油的含硫量和含盐量当加工含硫原油时，在温度超过160180C的条件下，某些含硫化合物会分解而释放出 HR,原油中的盐分则可能水解而析出HC1,造成蒸馏塔顶部、汽相馏出管线与冷凝冷却系统 等低温部位的严重腐蚀。设置初馏塔可使大部分腐蚀转移到初馏塔系统，从而减轻了主塔一 常压塔顶系统的腐蚀，这在经济上是合理的。但是这并不是从根本上解决问题的办法。实践 证明，加强脱盐、脱水和防腐蚀措施，可以大大减轻常压塔的腐蚀而不必设初馏塔。

6、原油蒸馏过程中，在一个塔的进口段要经历一次汽化过程（实际为闪蒸过程，只是一次 汽化的近似过程）。原油经过加热汽化的次数，称为汽化段数。实际上，有几个塔，就称之为 几段汽化。汽化段数一般取决于原油性质、产品方案和处理量等。原油蒸馏装置汽化段数可分为以 下几种类型： 一段汽化式：常压。 二段汽化式：初馏（闪蒸）一常压；常压一减压。 三段汽化式：初馏一常压一减压；常压一一级减压一二级减压。 四段汽化式：初馏一常压一一级减压一二级减压。一段汽化式和初馏（闪蒸）一常压二段汽化式主要适用于中、小型炼油厂，只生产轻、 重燃料或较为单一的化工原料。常压一减压二段汽化式和初馏一常压一减压三段汽化式主要用于大型炼

7、油厂的燃料型、 燃料一润滑油型和燃料一化工型。常压一一级减压一二级减压三段汽化式和初馏一常压一一级减压一二级减压四段汽化式 用于燃料一润滑油型和较重质的原油，以提高拔出深度或制取高粘度润滑油料。原油蒸馏中，最常见的是初馏一常压一减压三段汽化型式。我国原油蒸馏工艺流程按产品用途不同，可大致分为燃料型、燃料一滑油型及化工型三 类。1. 燃料型（1）工艺流程燃料型原油蒸馏的典型流程见图214。常压塔电脱盐二口常压加热炉1水蒸气2U并压汽提塔减压塔减顶油减一线油减二线油减压加热炉减三线油减压渣油图2-14燃料型原油蒸馏的典型流程常二线油 :常三线油 初顶油 箒一线油 常顶油（2）流程特点 初馏塔顶产品

8、轻汽油一般作催化重整装置原料。由于原油中的金属有机化合物特别是砷的有机物质，随着原油温度的升高而分解气化，因而初馏塔顶汽油含砷量较低，而常压塔 顶汽油则含砷量很高。例如，大庆原油的初馏塔顶汽油中的含砷量一般小于200PPb，而常压 塔顶汽油则高达1500PPb以上。砷是重整催化剂的有害物质，因而一般从大庆原油生产重整 原料均采用初馏塔。反之，若加工大庆原油不要求生产重整原料，或所加工原油含砷量低， 则可采用闪蒸塔，以节省设备和操作费用。如果加工的原油含轻馏分很少，也可不设初馏塔 或闪蒸塔。 常压塔设34个侧线。生产汽油、溶剂油、煤油（或喷气燃料）、轻、重柴油等产品 或调合组分。为了调整各侧线产

9、品的闪点和馏程范围，各侧线都设汽提塔。 减压塔侧线出催化裂化或加氢裂化原料，产品较简单、分馏精度要求又不高，故只设 23个侧线，且可不设汽提塔。如对最下一个侧线产品的残炭值和重金属含量有较高要求， 则需在塔进口与最下一个侧线抽出口之间设12个洗涤段。 尽可能提高拔出率。在“干式”减压蒸馏工艺中，减压塔顶的不凝气体负荷小，可采 用三级蒸汽抽空器，建立残压很低的减压系统，以获得较高的拔出率。（3）主要操作指标以鲁宁管输原油为例，脱盐温度110130C,进初馏塔温度215230C,进常压塔温度350365 C，进减压塔温度380390C。减压塔顶残压1.332.66kPa。换热终温280300C。2

10、. 燃料滑油型（1）工艺流程燃料一滑油型原油蒸馏的典型流程见图2电脱盐常压加热炉15。减压汽提塔减一线油减压加热炉减二线油减三线油减四线油减压渣油n常压汽提塔减圧塔nA常顶油 常一线油 常二线油 常三线油 初顶油图215燃料一润滑油型原油蒸馏的典型流程经过严格脱盐脱水的原油换热到230-240C，进入初馏塔，从初馏塔塔顶分出轻汽油或催化重整原料油，其中一部分返回塔顶作顶回流。初馏塔侧线不出产品，但可抽出组成与 二线之间），这样，可以减轻常压炉和常压塔的负荷；另一部分则送回初馏塔作循环回流。 初馏塔底油称作拔头原油（初底油）经一系列换热后，再经常压炉加热到360370C进入 常压塔，它是原油的主

11、分馏塔，在塔顶冷回流和中段循环回流作用下，从汽化段至塔顶温度 逐渐降低，组分越来越轻，塔顶蒸出汽油。常压塔通常开3 5根侧线，煤油（喷汽燃料与灯 煤）、轻柴油、重柴油和变压器原料油等组分则呈液相按轻重依次馏出，这些侧线馏分经汽提 塔汽提出轻组分后，经泵抽出，与原油换热，回收一部分热量后经冷却到一定温度才送出装 置。重汽油馏分相似的馏分，经换热后,部分打入常压塔中段回流入口处（常压塔侧一线、侧常压塔底重油又称常压渣油，用泵抽出送至减压炉，加热至400 C左右进入减压塔。塔 顶分出不凝气和水蒸气，进入冷凝器。经冷凝冷却后，用二至三级蒸气抽空器抽出不凝气， 维持塔内残压0.027 O.IMPa,以利

12、于馏分油充分蒸出。减压塔一般设有4 5根侧线和对 应的汽提塔。经汽提后与原油换热并冷却到适当温度送出装置。减压塔底油又称减压渣油，经 泵升压后送出与原油换热回收热量，再经适当冷却后送出装置。润滑油型减压塔在塔底吹入过热蒸汽汽提，对侧线馏出油也设置汽提塔，因为塔内有水 蒸气而称为湿式操作。对塔底不吹过热蒸汽、侧线油也不设汽提塔的燃料型减压塔，因塔内 无水蒸气而称为干式操作。它的优点是降低能耗和减少含油污水量，它的缺点是失去了水蒸 气汽提降低油气分压的作用，对减少减压渣油V 500C馏分含量和提高拔出率不利，对这一点 即使采用提高塔顶真空度和以全填料层取代塔盘降低全塔压降也难以完全弥补，所以还要保

13、 留一些蒸汽。近年来有些炼油厂对燃料型减压塔采用微湿汽提的操作方式，即在减压加热炉 入口注入一些过热蒸汽，以提咼油在炉管内的流速，对粘度大、残炭值咼的原油可起到提咼 传热效率、防止炉管结焦、延长操作周期的作用，在塔底也吹入少量过热蒸汽，有助于渣油 中轻组分的挥发，将渣油中V500C含量降到5%以下。炉管注汽和塔底吹汽两者总和不超过 1 %,此量大大低于常规的塔底2%3%的汽提量。（2）流程特点 常压系统在原油和产品要求与燃料型相同时，其流程亦相同。 减压系统流程较燃料型复杂。减压塔要出各种润滑油原料组分，故一般设45个侧线，而且要有侧线汽提塔以满足对润滑油原料馏分的闪点要求，并改善各馏分的馏程

14、范围。 控制减压炉管内最高油温不大于395C，以免油料因局部过热而裂解。 减压蒸馏系统一般采用在减压炉管和减压塔底注入水蒸气的操作工艺。注水蒸气的目 的在于改善炉管内油流的流型，避免油料因局部过热而裂解；降低减压塔内油气分压，以提 高减压馏分油的拔出率。 减压塔进料段以上、最低侧线抽出口以下，设轻、重油洗涤段（或仅设一个重油洗涤 段），以改善重质润滑油料的质量。（3）主要操作指标以加工大庆原油为例，脱盐温度90110C，减压塔顶残压3.34.0 kPa。其他条件与 燃料油型基本相同。3. 化工型(1) 工艺流程化工型原油蒸馏的典型流程见图216。常顶油 常压瓦斯油图2-16化工型原油蒸馏的典型

15、流程(2) 流程特点 化工型流程是三类流程中最简单的。常压蒸馏系统一般不设初馏塔而设闪蒸塔。闪蒸 塔顶油气引入常压塔中上部。 常压塔设23个侧线，产品作裂解原料，分离精度要求低，塔板数可减少，不设汽提 塔。 减压蒸馏系统与燃料型基本相同。(3) 主要操作指标主要操作指标与燃料型基本相同。二、影响原油蒸馏主要操作因素影响原油蒸馏操结果及效益的因素主要有原油的组成性质、处理量；工艺流程选择；操 作条件；设备结构等。1. 常压系统常压蒸馏系统主要过程是加热、蒸馏和汽提。主要设备有加热炉、常压塔和汽提塔。常 压蒸馏操作的目标为高分馏精确度和低能耗。影响这些目标的工艺操作条件主要有温度、压 力、回流比、

16、塔内蒸汽线速度、水蒸气吹入量以及塔底液面等。(1) 温度常压蒸馏系统主要控制的温度点有：加热炉出口、塔顶、侧线温度。加热炉出口温度高低，直接影响进塔油料的汽化量和带入热量，相应地塔顶和侧线温度 都要变化，产品质量也随之改变。一般控制加热炉出口温度和流量恒定。同样如果炉出口温 度不变，回流量、回流温度、各处馏出物数量的改变，也会破坏塔内热平衡状态，引起各处 温度条件的变化，其中最灵敏地反映出热平衡的变化的是塔顶温度。加热炉出口温度和流量 是通过加热炉系统和原油泵系统控制来实现。塔顶温度是影响塔顶产品收率和质量的主要因素。塔顶温度高，则塔顶产品收率提高， 相应塔顶产品终馏点提高，即产品变重。反之则

17、相反。塔顶温度主要通过塔顶回流量和回流 温度控制实现。侧线温度、侧线产品收率和质量的主要因素，侧线温度高，侧线馏分变重。侧线温度可 通过侧线产品抽出量和中段回流进行调节和控制。（2）压力油品馏出所需温度与其油气分压有关。如塔顶温度是指塔顶产品油气（汽油）分压下的 露点温度；侧线温度是指侧线产品油气（煤油、柴油等）分压下的泡点温度。油气分压越低, 蒸出同样的油品所需的温度则越低。而油气分压是设备内的操作压力与油品分子分数的乘积， 当塔内水蒸气吹入量不变时，油气分压随塔内操作压力降低而降低。操作压力降低，同样的 汽化率要求进料温度可低些，燃料消耗可以少些。因此，在塔内负荷允许的情况下，降低塔内操作

18、压力，或适当地多吹入汽提用水蒸气量， 有利于进料油气的蒸发。（3）回流比回流提供气、液两相接触的条件，回流比的大小直接影响分馏的好坏，对一般原油分馏 塔，回流比大小由全塔热平衡决定。随着塔内温度条件等的改变，适当调节回流量，是维持 塔顶温度平衡的手段，以达到调节产品质量的目的。此外，要改善塔内各馏出线间的分馏精 确度，也可借助于改变回流量（改变馏出口流量，即可改变内回流量）。但是由于全塔热平 衡的限制，回流比的调节范围是有限的。（4）气流速度塔内上升气流由油气和水蒸气两部分组成，在稳定操作时，上升气流量不变，上升蒸气 的速度也是一定的。在塔的操作过程中，如果塔内压力降低，进料量或进料温度增高，

19、吹入 水蒸气量上升，都会使蒸气上升速度增加，严重时，雾沫夹带现象严重，影响分馏效率。相 反，又会因蒸气速度降低，上升蒸气不能均衡地通过塔板，也要降低塔板效率，这对于某些 弹性小的塔板（如舌型）就需要维持一定的蒸气线速。在操作中，应该使蒸气线速在不超过 允许速度（即不致引起严重雾沫现象的速度）的前提下，尽可能地提高，这样既不影响产品质 量，又可以充分提高设备的处理能力。对不同塔板，允许的气流速度也不同，以浮阀塔板为 例，常压塔一般为0.8.lm/s。减压塔为1.03.5 m/s。（5）水蒸气量在常压塔底和侧线吹入水蒸气起降低油气分压的作用，而达到使轻组分汽化的目的。吹 入量的变化对塔内的平衡操作

20、影响很大，改变吹入蒸汽量，虽然是调节产品质量的手段之一， 但是必须全面分析对操作的影响，吹入量多时，增加了塔及冷凝冷却器的负荷。（6）塔底液面塔底液面的变化，反映物料平衡的变化和塔底物料在蒸馏塔的停留时见取决于温度、流 量、压力等因素。我国典型原油常压蒸馏主要工艺条件见表218项目大庆原油胜利原油鲁宁管输原油塔顶温度/90 11010013090 110塔顶压力（表压）/kPa45 6550 7040 60塔顶回流温度/9404040一线抽出温度/X?170190180200180200二线抽出温度/*230250240270230250三线抽出温度/*C280300310330280310四

21、线抽岀温度/9320340340350330340原油进塔温度/9355365360365350365进料段以上塔板数/层38 4242 4434 422. 减压系统减压蒸馏操作的主要目标是提高拔出率和降低能耗。因此，影响减压系统操作的因素， 除与常压系统大致相同外，还有真空度。在其他条件不变时，提高真空度，即可增加拔出率。对拔出率直接有影响的压力是减压塔汽化段的压力。如果上升蒸气通过上部塔板的压力 降过大，那么要想使汽化段有足够高的真空度是很困难的。影响汽化段的真空度的主要因素 如下。 塔板压力降。塔板压力降过大，当抽空设备能力一定时，汽化段真空度就越低，不利 于进料油汽化，拔出率降低，所以

22、，在设计时，在满足分馏要求的情况下，尽可能减少塔板 数，选用阻力较小的塔板以及采用中段回流等，使蒸汽分布尽量均匀。 塔顶气体导出管的压力降。为了降低减压塔顶至大气冷凝器间的压力降，一般减压塔 顶不出产品，采用减一线油打循环回流控制塔顶温度，这样，塔顶导出管蒸出的只有不凝气 和塔内吹入的水蒸气，由于塔顶的蒸汽量大为减少，因而降低了压力降。 抽空设备的效能。采用二级蒸汽喷射抽空器，一般能满足工业上的要求。对处理量大 的装置，可考虑用并联二级抽空器，以利抽空。抽空器的严密和加工精度、使用过程中可能 产生的堵塞、磨损程度，也都影响抽空效能。 在上述设备条件外，抽空器使用的水蒸气压力、大气冷凝器用水量及

23、水温的变化，以 及炉出口温度、塔底液面的变化都影响汽化段的真空度。我国典型原油减压蒸馏主要工艺条件见表219。a 2-19我国典型原油减压蒸憾主要工艺条件项目大庆原油胜利原油鲁宁管输原油减压蒸翔类型润滑油型燃料油型燃料油型塔内件形式塔板为主全填料全填料减压蒸憾方式程式干式干式塔顶温度/966 6850 5560 65塔顶残压/kPa344009131. 014塔顶循环回流温度/*c35 4040 4550 55减压一线抽岀温度/匸130149145155148155减压二线抽出温度/匸268278260270222237减压三线抽出温度/*C332340310315295310减压四线抽出温度

24、/c359 361355365348356闪蒸段温度/*c380390370375365370闪蒸段残压/kPa6. 57. 52. 4302033全塔压降/kPa3. 2351. 5-1. 71. 0 1. 9塔底温度/*c3723753603653 调节策略以上只是定性地讨论了影响常减压蒸馏装置的操作因素及调节的一般方法，这些因素对 操作的影响都不是孤立的，在实际生产中，原料性质及处理量、装置设备状况、操作中使用 的水蒸气、水、燃料等都处于不断变化之中，影响正常操作的因素是多方面的。平稳操作只 能是相对的，不平稳是绝对的，平稳操作只是许多本来就互相矛盾、不断变化的操作参数， 在一定条件下统

25、一起来，维持暂时的、相对的平衡。（1）原油组成和性质变化原油组成和性质的变化包括原油含水量的变化和改炼不同品种的原油。原油含水量增大 时，通常表现为换热温度下降，原油泵出口压力增高，预汽化塔内压力增高、液面波动，以 致造成冲塔或塔底油泵抽空等，此时应针对发生的情况，进行调节。改炼不同品种原油时，操作条件应按原油的性质重新确定。如新换原油轻组分多，常压 系统负荷将增大，此时，应改变操作条件，保证轻组分在常压系统充分蒸出，扩大轻质油收 率，并且不致因常压塔底重油中轻组分含量增高，使减压塔负荷增大，因而影响减压系统抽 真空。当常压塔将轻组分充分拔出时，减压系统进料量会相应减少，会出现减压塔底液面及

26、馏出量波动等现象，不易维持平稳操作。此时，应全面调整操作指标。相反，原油变重时， 常压重油多，减压负荷大，应适当提高常压炉出口温度或加大常压塔吹汽量，以便尽可能加 大常压拔出率，同时，因原料重，减压渣油量也相应地增多，需特别注意减压塔液面控制， 防止渣油泵抽出不及时，造成侧线出黑油，以致冲塔。这种依据原油性质不同，调整设备之间负荷分配的方法，应该根据设备负荷的实际情况 加以采用。例如常压塔负荷已经很大时，改炼轻组分多的原油，就必须将常压炉出口温度控 制得低些，否则，大量轻油汽化，雾沫夹带严重，影响分离精确度，炉子也会因为负荷的增 加，炉管表面热强度超高，引起炉管局部过热，甚至烧坏。（2）产品质

27、量变化产品质量指标是很全面的，但是由于蒸馏所得的多为半成品，或进一步加工的原料。因 此，在蒸馏操作中，主要控制的是与分馏好坏有关的指标，包括馏分组成、闪点、熟度、残 炭等。馏分前部轻，表现为初馏点低，对润滑油馏分表现为闪点低、鼓度低，说明前一馏分未 充分蒸出，不仅影响这一油品的质量，还会影响上一油品的收率。处理方法是提高上一侧线 油品的馏出量，使塔内下降的回流量减少，馏出温度升高或加大本线汽提蒸汽量，均可使轻 组分被赶出，解决前部轻、闪点低的问题。馏分后部重，表现为干点高，凝固点高（冰点、浊点高）润滑油表现为残炭高，说明下 一馏分的重组分被携带上来，不仅本线产品不合格，也会影响下一线产品的收率

28、。处理方法 是降低本线油的馏出量，使回到下层去的内回流加大，温度降低，或者减少下一线的汽化量， 均可减少重组分被携带的可能性，使干点、凝固点、残炭等指标合格。（3）产品方案变化原油蒸馏加工方案的改变，大的方面例如有燃料型、化工型和润滑油型不同蒸馏方案。 小的方面例如有航空煤油和灯用煤油蒸馏方案。但这些方案的改变，都可以通过改变塔顶和 抽出侧线的温度和抽出量实现。（4）处理量的变化当原油组成和性质及加工方案没有改变的情况下，处理量的变化，整个装置的负荷都要 变化，在维持产品收率和确保质量的前提下，必须改变操作条件，使装置内各设备的物料和 热量重新建立平衡。一般提量时，应先将炉出口温度升起来，开大

29、侧线馏出线，泵流量按比例提高，各塔液 面维持在较低位置，做好增加负荷的准备工作。提量过程中，应随时注意各设备和各设备间 的物料平衡和热量平衡，要设法控制炉出口温度平稳，以利于调整其他操作。处理量的变化，塔顶、侧线等处温度条件也应改变，例如当处理量增大时，塔内操作压 力必然升高，油气分压也要升高，此时塔顶、侧线温度也要相应提升，否则产品就要变轻。三、减压蒸馏及抽真空系统1. 减压蒸馏的目的和减压塔类型原油中的350r以上的高沸点馏分是馏分润滑油和催化裂化、加氢裂化的原料。但是由 于在高温下会发生分解反应，所以不能通过提高温度（超过350C ）的办法在常压塔获得这 些馏分，而只能在减压和较低的温度

30、下通过减压蒸馏取得。在现代技术水平下，通过减压蒸 馏可以从常压重油中蒸馏出沸点约550C以前的馏分油。减压蒸馏的核心设备是减压精馏塔和它的抽真空系统。根据生产任务的不同，减压塔可 分为燃料型和润滑油型两种。两种类型减压塔的简图如图2.4.22和图2.4.23所示。抽真 空系统在后面专门讨论。接抽真空系统渣油图2.4.22燃料型减压塔图2.4.23润滑油型减压塔一般情况下，无论是哪种类型的减压塔，都要求有尽可能高的拔出率。因为馏分油的残 碳值较低，重金属含量很少，更适宜于制备润滑油和作裂化原料。减压塔底的渣油可用于作 燃料油、焦化原料、渣油加氢原料或经过加工后生产高粘度润滑油和各种沥青。在生产燃

31、料 油时，有时为了照顾到燃料油的规格要求（如粘度）也不能拔得太深。但是在一些大型炼厂 则多采用尽量深拔以取得较多的直馏馏分油，然后根据需要，再在渣油中掺入一些质量较差 的二次加工馏分油的方案，以获得较好的经济效益。2. 减压精馏塔的一般工艺特征（1）优化减压塔操作的工艺措施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 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： 降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。减压塔在很低的压力（几 千帕）

32、下操作，各组分间的相对挥发度比在常压条件下大为提高，比较容易分离；另一方面， 减压馏分之间的分馏精确度要求一般比常压蒸馏的要求为低，因此，有可能采用较少的塔板 而达到分离的要求。通常在减压塔的两个侧线馏分之间只设35块精馏塔板就能满足分离的 要求。为了降低每层塔板的压降，减压塔内应采用压降较小的塔板，常用的有舌型塔板、网 孔塔板、筛板等。近年来，国内外已有不少减压塔部分地或全部用各种型式的填料以进一步 降低压降。例如在减压塔操作时，每层舌形塔板的压降约为0.2kPa,用矩鞍环（英特洛克斯） 填料时每米填料层高的压降约0.2kPa，而每米填料高的分离能力约相当于1.5块理论塔板。 降低塔顶油气馏

33、出管线的流动压降。现代减压塔塔顶都不出产品，塔顶管线只供抽降低塔顶油气馏出管线的流动压降。现代减压塔塔顶都不出产品，塔顶管线只供抽真空设备抽出不凝气之用，以减少通过塔 顶馏出管线的气体量。因为减压塔顶没有产品馏出，故只采用塔顶循环回流而不采用塔顶冷 回流。 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。当汽化段的真空度比较低时，要求塔底汽提蒸 汽量较大。因此，从总的经济效益来看，减压塔的操作压力与汽提蒸汽用量之间有一个最优 的配合关系，在设计时必须具体分析。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，关于这个问题将在后面再讨论。 降低减压塔转油线的

34、压降。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，在生产润滑油时 不得超过395C，在生产裂化原料时不超过400420C，同时在高温炉管内采用较高的油汽 流速以减少停留时间。如果减压炉到减压塔的转油线的压降过大，则炉出口压力高，使该处 的汽化率降低而造成重油在减压塔汽化段中由于热量不足而不能充分汽化，从而降低了减压 塔的拔出率。降低转油线压降的办法是降低转油线中的油气流速。以往采用的转油线中流速 为0.9M，近年来转油线多采用低流速。在减压炉出口之后，油气先经一段不长的转油线过渡 段后进入低速段

35、，在低速段采用的流速约为3550m/s，国内则多采用较低值。 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，则其分解、缩合等反应会进 行得比较显著。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间。例如一座直径 为6.4m的减压塔，其气提段的直径只有3.2m。此外，有的减压塔还在塔底打入急冷油以降 低塔底温度，减少渣油分解、结焦的倾向。(2) 减压塔中的油、气的物性特点及减压塔特征除了上述为满足“避免分解、提高拔出率”这一基本要求而引出的工艺特征外，减压塔 还由于其中的油、

36、气的物性特点而反映出另一些特征。 减压塔一般采用多个中段循环回流。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 管减压蒸馏时允许采用比常压塔高得多(通常约两倍)的空塔线速，减压塔的直径还是很大。 因此，在设计减压塔时需要更多地考虑如何使沿塔高的气相负荷均匀以减小塔径。为此，减 压塔一般采用多个中段循环回流，常常是在每两个侧线之间都设中段循环回流。这样做也有 利于回收利用回流热。 减压塔内的板间距比常压塔大。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

37、 带泡沫，减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 的进料段和塔顶都设计了很大的气相破沫空间，并设有破沫网等设施。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，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。(3) 燃料型减压塔特点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。对裂化原料的质量要求主 要是残碳值要尽可能低，亦即胶质、沥青质的含量要少，以免催化剂上结焦过多；同时还要 求控制重金属含量，特别是镍和钒的含量以减少对催化剂的污染。至于对馏分组成的要求是 不严格的。实

38、际上，尽管燃料型减压塔设有23个侧线，但常常是把这些馏分又混合到一起 去作裂化原料。其所以要分为少数几个侧线的原因主要是照顾到沿塔高的负荷比较均匀。一般燃料型减压塔只设两个侧线，一线蜡油的量约占全部拔出油的30%。由上述可见， 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特点。 可以大幅度地减少塔板数以降低从汽化段至塔顶的压降。例如图2.4.22是一个典型的燃料型减压塔，全塔总共只有13层塔板。由图可以看到， 侧线之间的塔板实质上只是换热板。 可以大大减少内回流量，在某些塔段，甚至可使内回流量减

39、少到零。可以通过塔顶循环回流和中段循环回流做到这一点。例如在图2.4.22的顶部和中部两个 塔段中，其回流热几乎全部由顶循环回流和中段循环回流取走。因此，在这两塔段中只有产 品蒸气以及水蒸气和不凝气通过，而没有内回流蒸气，塔段与塔段之间只有升气管相通而没 有内回流相联系。由此可见，这几层塔板实质上是换热塔板，在其上面，低温的循环回流把 该段测线产品蒸气冷凝下来而抽出，所发生的是一个平衡冷凝过程，故这种塔段事实上是一 个冷凝段。 为了降低馏出油的残碳值和重金属含量，在汽化段上面设有洗涤段。洗涤段中设有塔板和破沫网。所用的回流油可以是最下一个侧线馏出油，也可以设循环 回流。循环回流的流程比较复杂，

40、而且目前多倾向于认为：在这里气相内存在的杂质主要并 不是被气流夹带上去的雾沫或液滴，而是从闪蒸段汽化上去的馏分，因此，使用上一层的液 相回流通过蒸馏作用除去杂质的效果比使用冷循环回流的效果要更好一些。为了保证最低侧 线抽出板下有一定的回流量，通常应有及1%2%的过汽化度。对裂化原料要求严格时，过 汽化度可高达4%。一般来说，过汽化度不要过高。由于和的特点，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，除了汽化段上面的几层塔板上有内回流以外，其余塔段里基 本上没有内回流。 燃料型减压塔的侧线产品对闪点没有要求，因而可以不设侧线气提。 燃料型减压塔的温度条

41、件的确定方法因为对油品的分解反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410420C。塔底温度比汽化段温度一般低510C。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，侧线抽出板上的油气分压的计算是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。也可以根据常压重油进料在该处油气分压下的平衡汽化曲线，取在该处的 汽化率时的温度作为侧线抽出板温度。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30%50%近似地作为该处的油气分压。 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。（4）润滑油型

42、减压塔特征润滑油型减压塔为后续的润滑油加工过程提供原料，它的分馏效果的优劣直接影响到其 后的加工过程和润滑油产品的质量。从蒸馏过程本身来说，对润滑油料的质量要求主要是粘 度合适、残碳值低、色度好，在一定程度上也要求馏程要窄。因此，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常压塔大致相同。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 馏分之间的塔板数比常压塔少，一般35块塔板即能满足要求。有的减压塔的侧线抽岀板采用升气管式（或称烟囱形）抽岀极。这种抽岀极形式对于集 油和抽油操作比较好，但是它没有精馏作用，其压降约为0.130.2

43、6 kPa。中段回流可以采用图2.4.23的形式，也可以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的影响小些，排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。减压塔各点的温度条件的求定方法按理应与常压塔相同，但是在减压塔中，内回流对油 气分压的作用比较难确定，因此，对减压塔的温度条件常按如下经验来求定： 侧线温度取抽出板上总压的30%50%作为油气分压计算在该分压下侧线油品 的泡点； 塔顶温度是不凝气和水蒸气离开塔顶的温度，一般比塔顶循环回流进塔温度高出 28 40C： 塔底温度通常比汽化段温度低510C，也有多达摄氏十几度者。3. 减压蒸馏抽真空系统减

44、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。蒸汽喷射测结构简单，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空。但 是蒸汽喷射器的能量利用效率非常低，仅2%左右，其中末级蒸汽喷射器的效率最低。机械真空泵的能量利用效率一般比蒸汽喷射器高810倍，还能减少污水量。对于一套加工能力为250X 104t / a的常减压装置，若把减压塔的二级蒸汽喷射器改为 液环泵，能量效率可由1.1 %提高到25%,可节省3195.8MJ/h,使装置能耗下降10.22MJ/ t 原油。国外大型蒸馆装詈

45、的数据表明，采用蒸汽喷射器一机械真空泵的细合柏真空系统操作 良好，具有较好的经济效益。因此，近年来，随着干式减压蒸憎技术的发展，采用机械真空泵的日渐增多。国内小炼 油厂的减压塔采用机械真空泵的比较多。(1)抽真空系统的流稈图2.4.24抽真空系统流程 图2.4.25有增压喷射器的抽真空系统流程抽真空系统的作用是将塔内产牛的不凝气(主要是裂解气和漏入的空气)和吹入的水蒸 气连续地抽走以保证减压塔的真空度的要求 图2.4.24杲常减压蒸馆装詈常用的采用蒸汽喷 射器的抽真空系统的流稈。图2.4.25是有增压喷射器的抽真空系统的流稈。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

46、冷凝器。 水蒸气和油气被冷凝后排入水封池，不凝气则由一级喷射器抽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，将一级喷射器排出的水蒸气冷凝。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器的蒸汽所产牛的噪音以及避 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而排入水洪， 而不凝气则排入大气。图2.4.24中的冷凝器是采用间接冷凝的管寺式冷凝器，故通常称为间 接冷凝式二级抽真空系统。在老的炼油厂，也还有用直接混合式冷凝器代替上述流稈中的间接冷凝器的。从实际操 作情况来看，采用直接混合式冷凝器有时可以得到高一此的真空度，但是采用间接

47、式冷凝器 可以避免形成大量的含油污水，从而减小污水外理的负荷，有利于环境保护。如果把有关的 污水外理也考虏在内，则直接冷却抽真空系统的投瓷、占地面积和操作费用都比较高，因此， 新建炼厂的设计都采用间接冷凝式抽真空系统。冷凝器是在真空下操作的。为了使冷凝水顺利地排出，排出管内水柱的高度应足以克服 大气压力与冷凝器内残压之间的压差以及管内的流动阻力。通常此排液管的高度至少应在 10m以 上在炼厂俗称此排液管为大气腿。系统中的冷凝器的作用在于使可凝的水蒸气和油气冷凝而排出，从而减轻喷射器的负荷。 冷凝器本身并不形成真空，因为系统中还有不凝气存在。为了减少冷却水用量，讲入一级喷射器之前的冷凝器也可以考

48、虑用空冷器来代替。由抽真空系统排出的放空尾气中，气体烃占80%以上，并含有含硫化合物气体，造成空 气污染和可燃气的损失。因此，应考虑回收这部分气体并加以利用（例如用作加热炉燃料等）。采用机械真空泵的抽真空系统流程与上面介绍的大体相同。（2）蒸汽喷射器的工作原理蒸汽喷射器的基本工作原理是利用高压水蒸气在喷管内膨胀，使压力能转化为动能从而 达到高速流动，在喷管出口周围造成真空来实现的。 流体在喷管中流动时压力变化分析下面我们从研究气体在喷管内的稳定连续流动入手，讨论气体在喷管中流动时其流速、 压力和截面积变化的关系。（a）收敛型喷管（h）扩散型喷管图2.4.26气体在喷管内的稳定连续流动图2.4.

49、26是两种形式的喷管：收敛型和扩散型。若对收敛型喷管中的截面11和截面22做能量平衡方程式，根据柏努利方程可知： 截面1一1和截面22处，a.流体总质量相同，中间没有能量输入和能量输出。h.喷管体积 较小，可认为两截面处流体位能基本不变。c.气体在喷管内的流速很高，假设在流动中来不 及与外界发生热量交换：又假设喷管内壁非常光滑，气体流动时的摩擦阻力可以忽略，则气 体在喷管内的流动可以看作是理想气体的绝热流动，并且过程是可逆的。由此可以推导出下式：（推导过程从略）dAA= （a2u2）XdPKu 2p式中 A流体流经截面的面积：P流体的压力：a当地声速，也是一般的喷管最窄处（即截面22处）的流体

50、流速：u流体在流经截面处的流速：K绝热指数。由 上式可 见：当 uVa 时，（a2u2）0, dA/dP 0, 即欲使流动气体的压力下降，则 应当使截面积缩小。因此，当气体在收敛型喷管中流动时，随着喷管截面积不断缩小，气体 的压力不断降低，气体的流速u 随之不断增大，直至流速增大至当地声速a, 此时 dA/dP=0, 压力不再继续降低，气体流速也不再继续增大。在另一种情况，当 ua 时，（a2u2）V0, dA/dPV0, 即当气体在扩散型管中流动时， 随着喷管截面积的不断增大，气体压力则不断下降。如果将两种型式的喷管组合起来，在收敛型喷管之后紧接一个扩散型喷管就形成一个如图 2.4.27 所

51、示的扩缩喷管，这种形式的喷官也称作拉伐尔喷嘴，扩缩喷管的最小截面处称为 喉部，喉部是气体流速从亚音速过渡到超音速的转折点。于是，当压力为P的高压水蒸气通. 过一个这样的喷嘴时，在喷嘴的出口处可以达到招音速和很低的压力，从而抽出需要抽走的 不凝气等气体。喉部2.4.27混合室流速压力蠶-ty2.4.28 将低压气体送入大气如何将抽出的被吸气体从真空条件下排入大气的问题？通过前面的分析，我们可以设想 采用一个与扩缩喷嘴刚好倒过来的管子来解决此问题，这个管子也称作扩压管。由扩缩喷嘴 出来的气流处于很低的压力（高真空），其流速大于声速，在讲入扩压管后，由于（a2u2） VO,故随着扩压管截面积的减小，

52、气流的压力逐渐升高，流速逐渐降低，到达扩压管的喉部 时，气体流速降到当地声速，并在越过此点后其流速低于当地声速。其后，由于（H2U2） 0, dA/dP0故随着扩压管截面积的增大，气流的压力逐渐升高，流速继续降低，最后气 流的压力达到大气压力，就可以送入大气。根据上述的原理，蒸汽喷射器由扩缩喷嘴、扩压管和一个混合室构成。图2.4.28是蒸汽 喷射器的结构示意图以及工作时流体在其中通过时其压力和流速变化的情况。驱动流体（压力为l.OMPa左右的工作蒸汽）讲入蒸汽喷射器时先经过扩缩喷嘴，气流诵 过喷嘴时流速增大、压力降低，到喷嘴的出口处可以达到很高的流速（10001400m/s）和很 低的压力（小

53、于8kPa）,在喷嘴的周围形成了高度真空。不凝气和少量水蒸气、油气（统称 被吸气体）从讲口处被抽讲来，在混合室内与驱动蒸汽部分混合并被带入扩压管，在扩压管 前部，两种气流还讲一步混合并讲行能量交换。气流在通过扩压管时，其动能又转化为压力 能，流速降低而压力升高，最后压力升高到能满足排出压力的要求。常压重油减压蒸馏塔塔顶的残压一般要求在8kPa以下，通常是由两个蒸汽喷射器串联组 成的二级抽真空系统来实现。在二级抽真空系统中，一级蒸汽喷射泵从第一个冷凝器把不凝 气抽来，升高压力后排入中间冷凝器。在中间冷凝器，一级喷射器的工作蒸汽被冷凝，不凝 气再被二级喷射器扌由走，升压后排入大气。3.增压喷射泵进

54、一步降低残压1）真空度的极限在抽真空系统中，不论是采用直接混合冷凝器、间接式冷凝器还是空冷器，其中都会有 水冷却水和（或）冷凝水存在。水在其本身温度下有一定的饱和蒸气压，故冷凝器内总 是会有若干水蒸气。因此，理论上冷凝器中所能达到的残压最低只能达到该处温度下水的饱 和蒸气压。至于减压塔顶所能达到的残压，则显然应在上述的理论极限值上加上不凝气的分压、塔 顶馏出管线的压降、冷凝器的压降，故减压塔顶残压还要比冷凝器中水的饱和蒸气压高得多， 当水温为20C时，冷凝器所能达到的最低残压为2.3kPa，此时减压塔顶的残压就可能高于 4.0kPa 了。冷凝器中的水温决定于冷却水的温度。在炼厂中，循环水的温度

55、一般高于新鲜水的温度， 因此，抽真空系统多采用新鲜水作冷却水。2）增压喷射泵在一般情况下，20C的水温是不容易达到的，因此，二级或三级蒸汽喷射抽真空系统很 难使减压塔顶的残压达到4.0kPa以下。如果要求更高的真空度，就必须打破水的饱和蒸气压 这个限制。为此，可以在减压塔顶馏出物进入第一个冷凝器以前、再安装一个蒸汽喷射器使 馏岀气体升压。这个喷射器称为增压喷射器或增压喷射泵。设增压喷射器的抽真空系统见图 2.4.25。由于增压喷射器的上游没有冷凝器，它是与减压塔顶的馏出线直接联接，所以塔顶真空 度就能摆脱水温的限制，减压塔的残压相当于增压喷射器所能造成的残压加上馏出线压降。增压喷射器所吸入的气

56、体，除减压塔来的不凝气以外、还有减压塔的汽提水蒸气，因此 负荷很大。这不仅使增压泵要有很大的尺寸，更重要的是它的工作蒸汽耗量很大，使装置的 能耗和操作费用大大增加。除非特别需要，尽可能不使用增压喷射器。但是对于干式减压蒸馏，由于减压塔内基本 上不用汽提水蒸气，对于这种情况又当别论。在我国南方，为了适应冬夏气温变化的影响，可以考虑采用能灵活启用的增压喷射器。 例如某厂减压塔顶抽真空系统按此原则设计了两套并联的三级抽真空流程，其中第一级是可 灵活启用的增压喷射器。在夏季开两套三级抽真空，其工作蒸汽耗量为6.6 t/h :春秋季开两 套二级抽真空，其工作蒸汽耗量为3.6 t/h；冬季则只开一套两级抽

57、真空，其工作蒸汽耗量为 1.8 t/h。开工后证明使用效果良好。3）抽真空级数的确定抽真空的级数根据减压塔所要求的真空度来确定，表2.4.3列出二者间的关系。表2.4.3减压塔顶残压与抽真空级数塔顶残压，kPa级数塔顶残压，kPa级数13 310.8 0.044 （有增压喷射器）12 2一720 130 0075 （有增压喷射器）3.3 0.53 （有增压喷射器）对于湿式减压，减压塔顶残压一般在5.58. OkPa，因而通常采用两级（喷射）抽真空 系统。对于干式减压，减压塔顶残压一般为1.3kPa左右，通常要用三级抽真空系统。四、原油蒸馏过程中防腐措施随着采油技术的不断进步，我国原油产量稳步增

58、长，尤其是重质原油产量增长较快，使 炼厂加工的原油种类日趋复杂、性质变差、含硫量和酸值都有所提高。此外，我国加工进口 原油的数量也逐年增加，其中含硫量高的中东原油必须采取相应对策防止设备腐蚀。另外， 原油中含有的环烷酸也是引起设备腐蚀的重要原因。一般可从原油的盐、硫、氮含量和酸值的大小来判断加工过程对设备造成腐蚀的轻重，通常认为含硫量0.5%、酸值0.5mgK0H/g、总氮0.1%和盐未脱到5mg / L以下的 原油，在加工过程中会对设备和管线造成严重腐蚀。腐蚀部位一般在初馏塔和常压塔顶挥发线和塔顶冷凝器以及回流罐。为此，必须采用一定的防腐措施。1. 腐蚀的原因1）低温部位HClHSHO型腐蚀

59、脱盐不彻底的原油中残存的氯盐，在120C以上发生水解生成HCl，加工含硫原油时塔内 有H2S，当HCl和H2S为气体状态时只有轻微的腐蚀性，一旦进入有液体水存在的塔顶冷凝区， 不仅因HCl生成盐酸会引起设备腐蚀，而且形成了 HClHSHO的介质体系，由于HCl和 HS相互促进构成的循环腐蚀会引起更严重的腐蚀，反应式如下;2Fe+2HClf Fej+H?Fe+S f 环+钛Fe+XClfFej+S这种腐蚀多发生在初馏塔、常压塔顶部和塔顶冷凝冷却系统的低温部位。2）高温部位硫腐蚀原油中的硫可按对金属作用的不同分为活性硫化物和非活性硫化物。非活性硫在160C 开始分解，生成活性硫化物，在达到300C

60、以上时分解尤为迅速。高温硫腐蚀从250C左右开 始，随着温度升高而加剧，最严重腐蚀在340-430 C。活性硫化物的含量越多，腐蚀就越严 重。反应式如下：Fe+S -FeSFe+lS f 环+钛RCH2SH+FefFeS+RCH3高温硫腐蚀常发生在常压炉出口炉管及转油线、常压塔进料部位上下塔盘、减压炉至减 压塔的转油线、进料段塔壁与内部构件等，腐蚀程度不仅与温度、含硫量、均S浓度有关， 而且与介质的流速和流动状态有关，介质的流速越高，金属表面上由腐蚀产物FeS形成的保 护膜越容易被冲刷而脱落，因界面不断被更新，金属的腐蚀也就进一步加剧，称为冲蚀。3）高温部位环烷酸腐蚀原油中所含的有机酸主要是环

61、烷酸。我国辽河、新疆、大港原油中的有机酸有95%以上 是环烷酸，胜利原油中的有机酸40%是环烷酸。环烷酸的相对分子质量为180-350,它们集 中于常压馏分油（相当于柴油）和减压馏分油中，在轻馏分和渣油中的含量很少。环烷酸的沸点有两个温度区间：230 300C及330-400C，在第一个温度区间内，环烷 酸与铁作用，使金属被腐蚀：2CH COOH+Fe - Fe （CH COO） +Hn 2n-1n 2n-122在第二个温度区间，环烷酸与高温硫腐蚀所形成的FeS作用，使金属进一步遭到腐蚀， 生成的环烷酸铁可溶于油被带走，游离出的h2s又与无保护膜的金属表面再起反应，反应不 断进行而加剧设备腐蚀

62、。2CH COOH+Fe - Fe （CH COO） +H Sn 2n-1n 2n-122Fe+HS - FeS+H2 2环烷酸严重腐蚀部位大都发生在塔的进料段壳体、转油线和加热炉出口炉管等处，尤其 是气液流速非常高的减压塔汽化段。因为这些部位受到油气的冲刷最为激烈，使金属表面的 腐蚀产物硫化亚铁和环烷酸铁不能形成保护膜，露出的新表面又不断被腐蚀和冲蚀，形成恶 性循环。所以在加工既含硫又含酸的原油时，腐蚀尤为剧烈，应该尽量避免含硫原油与含酸 原油的混炼。2. 防腐蚀措施1）“一脱四注”“一脱四注”是行之有效的工艺防腐措施，也是国内外炼厂长期普遍采用的办法。“一脱”是指原油脱盐，原油中少量的盐，水解产生氯化氢气体，形成HClH2SH2O腐 蚀介质，造成常压塔顶塔盘、冷凝系统的腐蚀。原油脱盐后，减少原油加工过程中氯化氢的 生成量，可以减轻腐蚀。工艺上采用原油预处理，脱盐脱水的办法，祥见本章第二节。四“注”即注碱（原油注碱性水）、注氨（塔顶馏出线注氨）、注碱性水（塔顶馏出线注 碱性水）、注缓蚀剂（塔顶馏出线注缓蚀剂）。2）“一脱三注”目前普遍采取的工艺防腐措施是：“一脱三注”。实践证明，这一防腐措施基本消除了氯 化氢的产生，抑制了对常减压蒸馏馏出系统的腐蚀。“一脱三注”较之于“一脱四注”是停