炼油工艺介绍

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1、炼油厂生产工艺简介炼油厂生产工艺简介中国石油化工股份有限公司中国石油化工股份有限公司齐鲁分公司胜利炼油厂齐鲁分公司胜利炼油厂 典型炼油厂加工方案典型炼油厂加工方案根据目的产品不同，炼油厂的原油加工方案大体上可以分为三种基本类型。燃料型：主要产品用做燃料的石油产品。除了生产部分重质原料油以外，减压馏分油和减压榨油通过各种轻质化途径转换为各种轻质原料。典型炼油厂加工方案典型炼油厂加工方案燃料润滑油型：除生产用做燃料的石油产品之外，部分或者大部分减压馏分油和减压渣油还被生产各种润滑油产品。燃料化工型：如了生产燃料产品外，还生产化工原料以及化工产品，例如某些烯烃、芳烃、聚合物的单体等。这种加工方案体现

2、了充分利用石油资源的要求，也是提高炼油厂经济效益的重要途径。是目前石油加工的发展方向。典型炼油厂加工方案典型炼油厂加工方案常减压装置简介常减压装置简介常减压装置将原油用蒸馏的方法分割成不同沸点范围的组份，以适应产品或下游工艺装置对原料的要求。蒸馏分为三种类型：闪蒸、简单蒸馏和精馏，由于平衡闪蒸和简单蒸馏都不能有效地分离混合物，因此工业上常采用精馏的过程来实现。原油精馏过程的实质是由于气液两相间存在着温度差和浓度差，在塔盘上进行逆向接触时由于传质和传热使轻组分逐渐走向塔顶，重组分逐渐走向塔底，从而在不同的塔盘位置上得到相应的产品的过程。常减压装置简介常减压装置简介常减压装置简介常减压装置简介原油

3、自原油罐区用泵送入装置，经换热器换热到120140。后先后进入三级电脱盐罐（D-1/1、2、3）进行脱水和脱盐。原油在进入三级电脱盐前，先注水和破乳剂以增强脱盐效果。原油经过三级脱盐后分三路进入换热网络进行换热，脱后原油被换热到约200后，再混合后进入初馏塔，从初馏塔分离出大部分石脑油组分。常减压装置简介常减压装置简介在初馏塔中，部分轻质油汽化，从初馏塔顶经初顶空冷冷却进入初顶回流罐，部分打回流，部分与常顶石脑油汇合送入吸收稳定塔，初顶不凝气与常顶不凝气混合送往压缩机。未闪蒸汽化的闪底油由闪底泵抽出后进入换热网络进行换热，换热到290300以上，然后再进入常压炉，在常压炉中被加热到350360

4、后进入常压塔中进行分馏。常减压装置简介常减压装置简介常压塔中，塔顶油气经与常顶空冷冷却、冷凝到40进入常顶回流罐，部分打回流，部分与初顶来的石脑油混合送往吸收稳定塔。常顶不凝气与初顶不凝气混合后送至气体压缩机压缩到0.5MPa，再送到气体脱硫装置。稳定塔顶液化气送到脱硫塔进行脱硫，稳定塔底石脑油作为乙烯装置裂解料。常减压装置简介常减压装置简介常压塔开设三个侧线，常一线从常压塔第34层塔盘流入常一线汽提塔，再用泵抽出经过换热到40后送到乙烯装置作为裂解料。常二线从常压塔第22层塔盘抽出，流入常二线汽提塔，经泵抽出后换热到60后，送到柴油加氢装置。常三线从常压塔第12层塔盘抽出流入常三线汽提塔，用

5、泵抽出经换热到60后送出装置。常减压装置简介常减压装置简介常底重油由常底泵抽出，经减压炉加热到360385后进入减压塔。减压塔塔顶采用三级抽真空，减顶油气经冷凝、冷却、油水分离后污油送出装置，污水进含硫污水处理系统。减压塔设四个侧线，减一线从减一线集油箱抽出一部分经换热后和冷却后作减顶回流，另一路经换热冷却到60送出装置。常减压装置简介常减压装置简介减二线由泵从减压塔减二线集油箱抽出，经换热后分两路，一路返回减压塔三段填料上方作为回流，另一路经换热冷却后出装置；减三线从减压塔减三线集油箱抽出先分两路，一路返回五段填料上方作为重洗涤油，另一路再分两路，一路经换热后返回作为四段填料的回流，另一路经

6、换热冷却送出装置；减四线由泵从四线集油箱抽出，换热后直接出装置；减底渣油从减压塔底抽出，经换热冷却后送出装置。常减压装置简介常减压装置简介-常减压产品常减压产品产品名称用途规格液化气制氢原料或乙烯裂解料C53.33%或12常顶石脑油乙烯裂解料干点230常一线乙烯裂解料干点230常二线轻柴油干点360、闪点60常三线重柴油350馏出量72%减一线柴油减二线加氢裂化料或催化料干点520减三线催化原料减四线重油加氢原料渣油重油加氢原料或沥青催化裂化装置简介催化裂化装置简介催化裂化是原油二次加工的核心工艺，是炼油厂经济效益最高的装置。该装置分反应-再生、分馏、吸收稳定脱硫、再生烟气能量回收、余热锅炉等

7、5个部分。它以胜利原油的减压馏分油、VR常压渣油、VR减压渣油、焦化蜡油等为原料，在500510，0.330.34MPa（绝压）的条件下，原料油与分子筛催化剂接触，经过以裂化反应为主的一系列化学反应，转化成干气、液化汽、汽油、柴油、油浆等产品。催化裂化装置简介催化裂化装置简介工艺特点：(1)产品收率高，汽油质量好。轻油收率高，可达70%以上。催化裂化所得汽油辛烷值高，并且安定性好，基本不含二烯烃。汽油中含低分子烃较多，它的10%与50%馏出点温度较低，使用性能好。（2）可提供大量化工原料。裂化气体中C3、C4组分约占90%，C3中丙烯又占70%，C4中各种丁烯占55%左右，这些都是优良的石油化

8、工原料，还能提供大量液化汽供民用。催化裂化装置简介催化裂化装置简介（3）柴油性质差，十六烷值较低，一般只有3545，需与直馏柴油调合后才能使用。渣油催化和掺炼重油催化除十六烷值更低外，含硫、氮、胶质也较多，颜色深，安定性差，易氧化产生沉渣，需加氢精制处理。（4）产品方案灵活。同一套装置，改变不同的操作条件，便可得到气体、汽油、柴油的不同产品分布，以适应市场经济发展的需要。（5）原料选择范围比较宽，通常是以减压馏份油、焦化蜡油等做原料。催化裂化装置简介催化裂化装置简介流化催化裂化是在流化状态下的催化剂床层中，重质烃类在一定温度下发生下列反应的工艺过程：（1）分解反应：烷烃、烯烃分解成小分子；环烷

9、烃进行环断裂或侧链断裂；单环芳烃的烷基侧链的断裂反应。（2）异构化反应：正构烯烃生成异构烯烃；五碳环烷烃生成六碳环烷烃。催化裂化装置简介催化裂化装置简介（3）芳构化反应：六碳环烷烃脱氢生成芳香烃；烯烃环化脱氢生成芳香烃。（4）氢转移反应：多环芳烃逐渐缩合成大分子直至焦炭，同时一部分氢原子转移到烯烃分子中，使烯烃饱和变成烷烃，因此，流化催化裂化产物中异构烷烃和芳香烃较多，汽油辛烷值高，安定性好。催化裂化装置简介催化裂化装置简介催化裂化工艺流程介绍-反应再生部分催化裂化工艺流程介绍-反应再生部分装置蜡油进料由罐区送入一部分与泵404/1，2抽入的渣油经管道混合一并至装置容203。由原料油泵201/

10、1，2抽出，再经原料一中换热器(换201/5，6)换热至140，然后进入原料油浆换热器（换201/14）升温至180240，再和回炼油混合后，经重质原料喷嘴进入提升管。催化裂化工艺流程介绍-反应再生部分催化裂化工艺流程介绍-反应再生部分装置蜡油进料由罐区送入一部分与泵404/1，2抽入的渣油经管道混合一并至装置容203。由原料油泵201/1，2抽出，再经原料一中换热器(换201/5，6)换热至140，然后进入原料油浆换热器（换201/14）升温至180240，再和回炼油混合后，经重质原料喷嘴进入提升管。催化裂化工艺流程介绍-反应再生部分催化裂化工艺流程介绍-反应再生部分 各进料油在高效喷嘴混合

11、室内和雾化蒸汽混合后，被雾化成小油滴进入提升管。与来自再生器（塔102）的高温催化剂（700）接触立即汽化、反应，产生的反应油气携带催化剂以活塞流沿提升管向上流动，为控制反应温度，提升管上部注入终止剂。在提升管出口设有粗旋，使催化剂与油气迅速分离，减少二次反应。提升管出口温度控制在500510催化裂化工艺流程介绍-反应再生部分油气及携带的少量催化剂经3组单级旋风分离器，分离出来的油气去分馏塔。回收下来的催化剂经料腿流入汽提段上部，向下与汽提蒸逆流接触，脱除催化剂上吸附的油气。汽提段设有8层盘形挡板，为确保催化剂与汽提蒸汽良好接触，在汽提段一般设有汽提蒸汽分布环，分层汽提。催化裂化工艺流程介绍-

12、反应再生部分脱除绝大部分油气的催化剂通过待生斜管进入烧焦罐内进行高效、快速烧焦。在再生器中，催化剂分为三路：一路经再生斜管进入提升管反应器，完成反再系统的催化剂循环，该路催化剂循环量的大小，由提升管出口温度控制再生滑阀的开度进行控制。催化裂化工艺流程介绍-反应再生部分一路经外取热上斜管进入外取热器，降温后的催化剂通过外取热下斜管返回烧焦罐，该路催化剂循环量，由烧焦罐床层温度控制外取热下滑阀的开度进行控制。另一路，经循环斜管、滑阀进入烧焦罐，以提高烧焦罐内的起始温度。再生烟气经再生器内6组两级旋风分离器回收烟气携带的催化剂细粉后，进入三旋。催化裂化工艺流程介绍-反应再生部分为维持两器热平衡，增加

13、操作灵活性，在再生器旁设置可调热量的外取热器，由再生器床层引出高温催化剂（700）流入外取热器后，经取热列管间自上向下流动，取热管浸没在流化床内，管内走水，取热器底部通人流化空气增压风以维持良好流化，造成流化催化剂对直立浸没管的良好传热，经换热后的催化剂温降100左右，通过斜管及外取热器下滑阀流入烧焦罐。催化裂化工艺流程介绍-反应再生部分来自再生器的具有压力的高温（670）含催化剂（1克/标准立方米）烟气首先进入一台多管式三级旋风分离器，分离出其中大部分催化剂，使烟气中催化剂含量降到0.2克/标准立方米以下，大于10的颗粒基本除去，以保证烟气透平叶片常周期运转，净化了的烟气从三级旋分器出来分为

14、两路，一路经切断闸阀和调节蝶阀轴向进入烟气透平膨胀做功，驱动主风机回收烟气中压力能。催化裂化工艺流程介绍-反应再生部分做功的烟气压力从约0.34MPa（表）降至0.108MPa（表），温度由670降至500，经水封罐和另一旁路经双动滑阀调节放空的烟气汇合后进入余热锅炉回收烟气显热发生3.82MPA（表）420过热蒸汽，烟气经余热锅炉后温度下降至165最后排入烟囱。催化裂化工艺流程介绍-分馏部分催化裂化工艺流程介绍-分馏部分二催化装置分馏塔共32层塔盘，塔底部装有8层人字挡板。来自沉降器的高温油气经大油气线进入分馏塔人字挡板底部，与人字挡板顶部返回的275循环油浆逆流接触，油气自下而上被冷却洗涤

15、。油气经分馏后得到气体、粗汽油、轻柴油、回炼油、油浆，为提供足够的内部回流并使塔负荷分配均匀，分馏塔设有四个循环回流：顶循回流、一中回流、二中回流、塔底油浆回流。催化裂化工艺流程介绍-分馏部分催化裂化工艺流程介绍-分馏部分一、油浆系统循环油浆由泵208从分馏塔底抽出，进油浆原料换热器换热至330，再进换油浆蒸汽发生器发生3.8MPa的中压蒸汽，出口温度275从人字挡板上下返塔，其中分出一路油浆作为产品经冷207、冷208水箱冷却至100出装置。由于掺炼渣油后，为了防止分馏塔底结焦，控制分馏塔底处于过冷状态，塔底温度不大于350，油浆返塔为流量控制，维持塔底温度，防止结焦。催化裂化工艺流程介绍-

16、分馏部分催化裂化工艺流程介绍-分馏部分二、二中（回炼油）系统自分馏塔第三层下部集油箱自流入容202馏分，温度335350，用泵207抽出后分为三路，第一路作为回炼油进提升管，第二路作为内回流直接返回分馏塔第2层，作为调节回炼油，第三路油为二中回流，做稳定塔底重沸器换303的热源，换热至190左右后经回炼油过滤器过滤；滤后清液送重油加氢车间做稀释油，滤渣返塔201底部。催化裂化工艺流程介绍-分馏部分催化裂化工艺流程介绍-分馏部分三、一中系统一中自分馏塔第13层下部抽出斗抽出，温度230260，经泵205先作为解析塔底重沸器换301的热源，温度降为190，再去原料一中换热器换201/5，6给原料换

17、热，温度降至171，后进冷206/1，2用循环水冷却至160返塔第16层。催化裂化工艺流程介绍-分馏部分催化裂化工艺流程介绍-分馏部分四、轻柴油分馏塔第17、21层开有抽出口，第17层为全抽出斗，自流至上部轻柴油汽提塔；第21层为部分抽出斗，自流至下部轻柴油汽提塔，均经水蒸汽汽提后，用泵204从汽提塔底部抽出，两股柴油经过调节阀后合并，首先进入换204与富吸收油换热，然后经空冷水冷冷却至40，一路作为产品出装置，另一路作为贫吸收油至再吸收塔，吸收后的富吸收油又返回经换204换热至140进分馏塔第18层、22层塔盘。催化裂化工艺流程介绍-分馏部分催化裂化工艺流程介绍-分馏部分五、塔顶循环系统顶循

18、环油自分馏塔第29层下部集油箱用泵203抽出，温度为140，首先至换203/1，2（顶循除盐水换热器）与除盐水换热，温度降至121，顶循环经空冷203/1，2可冷至6080直接返塔第32层塔盘。冷203/3、4（顶循环循环水冷却器）可作为备用。催化裂化工艺流程介绍-分馏部分催化裂化工艺流程介绍-分馏部分六、粗汽油系统分馏塔顶油气自塔顶进入空气冷却器冷却至6080，再进入分馏塔顶后冷器冷至40，进入油气分离器容201分离。容201中的富气（40、0.18MPA）进入气体压缩机，冷凝的粗汽油用泵202/1，2加压后一部分送往吸收稳定部分的吸收塔顶，另一部分经汽油回炼喷嘴进提升管。分出的污水经泵21

19、3/1，2加压后分为两路，一路出装置，另一路作为急冷水去提升管作为终止剂。催化裂化三剂使用情况-分馏部分油浆阻垢剂油浆阻垢剂针对油浆结垢的机理研制而成，它对油浆本身固有的不溶性悬浮物质具有良好的分散作用，使各种颗粒能够稳定的分散在油浆中，纺织聚凝、沉积。通过与自由基作用，抑制聚合反应的进行。催化裂化工艺流程介绍-稳定吸收部分催化裂化工艺流程介绍-稳定吸收部分从分馏部分（容201）出来的富气被富气压缩机（机301）压缩至1.41.6MPA，压缩气体与脱吸塔顶气体混合经空冷器（空冷301/14）冷却至60，再与吸收塔底油混合，混合后用冷301/5，6冷凝冷却到40，进入油气分离器（容301）。为了

20、防止设备腐蚀，在空冷301/14前注入水洗水，容301分离出来的污水去容201。催化裂化工艺流程介绍-稳定吸收部分吸收塔的操作压力为1.251.45MPA,操作吸收温度为4647，从容301来的富气进入吸收塔下部，从分馏部分来的粗汽油及补充吸收剂分别由第27、30层和32、35层打入，与富气逆流接触。为了取走吸收过程中放出的热量，在吸收塔中部设有2个中段回流，分别从第26层和15层用泵302/13抽出，分别经吸收塔中段冷却器冷302/14冷却至40，然后返回塔的第25层和14层。吸收塔底的饱和吸收油进入冷301/5、6前与压缩富气混合。催化裂化工艺流程介绍-稳定吸收部分从吸收塔顶出来的贫气进入

21、再吸收塔（塔302）底部，与贫吸收油逆向接触，以吸收贫气中的 C3组 分，再 吸 收 塔 顶 压 力 为 1.201.40MPA（A），平均温度为45，从再吸收塔顶出来的干气分为两路，一路送往脱硫装置脱硫，新增一路进提升管作为提升干气，塔底富吸收油返回分馏塔。催化裂化工艺流程介绍-稳定吸收部分自容301出来的凝缩油与稳定汽油换热，进入解析塔上部，解析塔顶气体至空冷301前与压缩富气混合，解析塔底的脱乙烷油与稳定汽油换热进入稳定塔303。液化气从稳定塔顶馏出，经空冷水冷冷凝冷却至40，进入容303稳定塔顶回流罐。液化气一路作为塔顶回流，另一路作为产品出装置。塔底的稳定汽油与凝缩油换热后，再经冷却

22、至40，一路作为产品出装置，另一路经泵加压后作为补充吸收剂进吸收塔。催化裂化工艺流程介绍-脱硫装置催化裂化工艺流程介绍-脱硫装置液化气脱硫系统：液化气自稳定塔顶进入塔401下部，与自上而下的N甲基二乙醇胺水溶液逆流接触，然后进入设在塔顶的沉降罐容403，从罐顶出来的气体被自压送至气体分离装置或改至南烷基化罐区。干气脱硫系统：催化干气由塔302经容404分液后进入塔402下部，与自上而下的N甲基二乙醇胺水溶液逆流接触，塔顶出来的净化气经容405分液后一部分经压控PIC-401/1、2送至瓦斯管网。催化裂化工艺流程介绍-脱硫装置再生系统：吸收塔（塔401、塔402）下部富液自压经换401/1、2与

23、贫液换热后进入再生塔403上部进行再生。塔底重沸器（换402）供给热量，将胺液加热至120左右，解析出硫化氢、二氧化碳以及少部分烃类。贫液经换401/1、2与富液换热至40左右，分别进入吸收塔重复利用。再生塔403顶酸性气经冷却、分液后去硫磺回收装置或经酸性气放火炬线去火炬。延迟焦化工艺简介延迟焦化是在1930年出现的，由于它技术简单，操作方便，灵活性大，运转周期长等优点，几十年来发展迅速，并越来越受到重视。目前，该工艺已成为世界上重要的重油加工技术。其产品有：气体经脱硫净化后作合成氨原料；汽油经加氢后作石脑油为乙烯提供原料；柴油经加氢后作为产品出厂；蜡油作为燃料油的调和组分；石油焦作为冶金工

24、业燃料、电极焦以及其它化工原料。该装置可以从减压渣油中获取轻油43左右。延迟焦化工艺简介延迟焦化工艺基本原理：以渣油为原料，经加热炉加热到高温（500左右），迅速转移到焦炭塔中进行深度热裂化反应，即把焦化反应延迟到焦炭塔中进行，减轻炉管结焦程度，延长装置运行周期。焦化过程产生的油气从焦炭塔顶部到分馏塔中进行分馏，可获得焦化干气、汽油、柴油、蜡油、重蜡油产品；留在焦炭塔中的焦炭经除焦系统处理，可获得焦炭产品（也称石油焦）。延迟焦化工艺简介延迟焦化工艺简介焦化原料是减压渣油，用泵送至原料缓冲罐（容502），再由原料泵（泵500）将容502的油送入加热炉（炉501/1、2）的对流管，预热至34038

25、0后进入分馏塔（塔502）的脱过热段与来自焦碳塔（塔501）顶的油气换热，轻组分闪蒸至精馏段，较重的渣油流入塔底与焦化循环油混合。延迟焦化工艺简介分馏塔底油经加热炉进料泵（泵501）送至两台加热炉的辐射管，加热至495+-1，达到焦化反应的条件，迅速离开加热炉，分别经两个四通阀进入两座焦碳塔内，在塔底进行分解、缩合等一系列的焦化反应生成焦碳。经反应后生成的油气，自塔顶逸出进入分馏塔的脱过热段下部。延迟焦化工艺简介 生成的焦碳则留在焦碳塔内，待切换后，经过吹汽、水冷却后进行水力除焦。有必要说明的是，新塔在切换前要用老塔内的高温瓦斯进行预热。预热后的凝缩油从塔底放入凝缩油罐（容508），用甩油泵（

26、泵513）送至容502回炼或经冷却后送至罐区，或经跨线与蜡油五层回流一起送至分馏塔。延迟焦化工艺简介分馏塔设重油塔和轻油塔两部分，重油塔顶的油气由四个截面为长方形的升气管升到轻油塔15层塔盘下，轻油塔15层塔盘上的液体经返回管线返回到重油塔14层塔盘上，以控制重油塔顶温度。延迟焦化工艺简介分馏塔顶油气及水蒸汽经冷凝冷却后进入油气分离罐（容501），为便于油水分离，在空冷前打入破乳剂。在容501中分离出焦化富气及焦化汽油，并进行脱水。焦化富气用气压机303送至气体脱硫装置，处理后送化肥厂作合成氨原料或去管网作制氢原料。焦化汽油送至电化学精制装置，然后去重整加氢装置或汽油加氢生产石脑油，还有一部分

27、去塔502顶作冷回流（开停工时或特殊情况下使用）。延迟焦化工艺简介-焦化产品性质名称规格物化性能主要用途干气甲烷含量高，C3、C4组分含量低作合成氨或制氢原料汽油干 点：石 脑 油 料240；重整生产汽油203；进催化205比重0.75左右，硫醇含量高，臭味很浓，化学安定性差可生产石脑油，也可加氢后作车用汽油柴油95点：365比重0.85左右，安定性差，长期储存颜色变红，有臭味加氢精制后可作车用轻柴油蜡油比重0.91左右，残炭含量高，含硫高，不饱和烃含量高可调合燃料油，经处理后可作催化原料石油焦挥发份17黑色固体，海绵状，灰分含量少，易于石墨化冶金工业燃料，电极焦及其它化工原料加氢裂化工艺简介

28、加氢裂化工艺以常减压切出的减压瓦斯油和焦化蜡油为原料，在催化剂作用下进行加氢脱硫、脱氮、裂解、烯烃和芳烃饱和、脱除氧化物和金属等反应。原料油经加氢反应后有60%（w）转化为轻质油品。加氢生成油经常压分馏生产石脑油、航煤、柴油和未转化油（尾油）。石脑油稳定后作为重整原料，航煤和柴油产品送出装置，尾油作为乙烯装置的原料。加氢裂化工艺简介加氢裂化工艺简介 原料油自罐区或蒸馏装置进入本装置原料油缓冲罐。原料油经自动反冲洗过滤器滤掉杂质后，经高压泵与循环氢混合，然后经过换热升温，最后经反应进料加热炉加热至反应入口所需温度后进入反应器系统。由PSA部分来的提纯氢气与制氢氢气混合，经新氢压缩机升压后，与来自

29、循环氢压缩机的循环氢混合进入高压反应系统。加氢裂化工艺简介在反应器中，混合原料在催化剂作用下，进行加氢脱硫、脱氮、脱金属等精制反应和裂化反应。反应混合物的温度随着向下流过催化剂床层而提高。为了限制温升和控制反应速率，在催化剂床层间设有控制反应温度的冷氢线和温控阀，将来自循环氢压缩机的急冷氢引入催化剂床层之间，通过调节急冷氢的流量来控制反应温度。加氢裂化工艺简介从精制反应器（R-401）出来的精制产物经E-401与反应进料混氢油换热降温，并用冷氢将其温度调整至所需要的裂化温度后，进入加氢裂化反应器（R-402）。在反应器中，精制反应产物在催化剂的作用下进行加氢裂化反应。在催化剂床层间同样设有控制

30、反应温度的冷氢点。精制反应器（R-401）和裂化反应器（R-402）均被分为四个催化剂床层。催化剂床层之间的间隔能确保反应物和急冷氢的充分混合，并使气体和液体之间的分布良好，以防止热点的产生，并使催化剂性能和寿命达到最大限度。加氢裂化工艺简介裂化反应产物与混氢油经E-402A/B换热降温至260后进入热高压分离器进行气油两相分离。热高分气依次经热高分气蒸汽发生器、热高分气与混合氢换热器换热降温后，进入热高分气空冷器。在空冷器入口注入脱盐水（净化水），以溶解掉反应过程中所产生的铵盐，防止堵塞管道和空冷器。热高分气经空冷器冷却至49后进入冷高压分离器，进行气、油、水三相分离。加氢裂化工艺简介分离出

31、来的气体经循环氢压缩机返回反应系统。分离出的油进入冷低压分离器。分离出来的含硫含氨污水降压后与冷低压分离器分离出来的水一起送至污水汽提部分进行处理。热高分油降压后进入热低压分离器再次分离。热低分油去硫化氢汽提塔。热低分气冷却后，进入冷低压闪蒸罐。闪蒸出来的气体及冷低分气体送往气体脱硫部分的低分气脱硫塔处理。冷低压闪蒸罐的液相及冷低分油经E-408换热后与热低分油一起去分馏部分的硫化氢汽提塔（C-501）。加氢裂化工艺简介反应生成油进入硫化氢汽提塔汽提硫化氢后，经换热器及加热炉加热后进入分馏塔。分馏塔顶产品为不稳定石脑油，送至吸收解吸塔。分馏塔两个侧线分别抽出航煤和柴油。分馏塔底产品为尾油，作为

32、乙烯装置的原料。硫化氢汽提塔顶气进入吸收解吸塔中部，塔顶吸收剂为不稳定石脑油，补充吸收剂为稳定石脑油。塔顶酸性气送至干气脱硫塔，塔底油则进入石脑油稳定塔，稳定塔塔顶产品为液化气送至液化气脱硫塔，塔底油作为产品直接送至连续重整装置或出装置去贮罐。加氢裂化工艺简介反应生成油进入硫化氢汽提塔汽提硫化氢后，经换热器及加热炉加热后进入分馏塔。分馏塔顶产品为不稳定石脑油，送至吸收解吸塔。分馏塔两个侧线分别抽出航煤和柴油。分馏塔底产品为尾油，作为乙烯装置的原料。硫化氢汽提塔顶气进入吸收解吸塔中部，塔顶吸收剂为不稳定石脑油，补充吸收剂为稳定石脑油。塔顶酸性气送至干气脱硫塔，塔底油则进入石脑油稳定塔，稳定塔塔顶

33、产品为液化气送至液化气脱硫塔，塔底油作为产品直接送至连续重整装置或出装置去贮罐。临氢降凝工艺简介该工艺通过对长链正构烷烃与少支链烷烃的选择性加氢裂解使油品的倾点降低，而芳烃、环烷烃和多支链烷烃的结构保持不变。尽管正构烷烃在该过程中转换成小分子，该工艺在降低倾点方面的效果还不仅仅由于正构烷烃的转化，少支链的长链烷烃和长支链的环烷烃在该过程中也被部分裂解，这对倾点的降低也有贡献。该工艺的另一个特点是副产高辛烷值汽油。临氢降凝工艺简介-主要反应机理（1）择形催化裂化反应：由于分子筛催化剂结构的特殊性，其孔道尺寸的大小对C12以上直链正构烷烃、少支链的烷烃分子具有明显的选择性，使具有这些结构的分子发生

34、催化裂化反应；而对其它的烃类没有明显的选择性。反应的结果使具有长链结构的大分子被裂解为较小的分子，使产品的倾点降低。（2）加氢饱和反应：由催化裂化反应得到了大量的不饱和烃，而分子筛催化剂具有一定的加氢活性，在临氢状态下，这些不饱和烃在催化剂活性中心发生加氢饱和反应。临氢降凝工艺简介-原则流程临氢降凝工艺简介-主要反应机理由装置外来的原料油（VGO）送入脱蜡原料缓冲罐（D-207）经原料泵（G201A.B）送入E-203和E-208使原料油得到预热。氢气由制氢装置或氢气管网提供，经新氢压缩机（K-201A.B.C）压缩,与循环氢在出口汇合或由二加氢提供的高压氢与循环氢混合后再与预热后的原料油混合

35、，然后进入（E-201A.B.C）换热，再通过进料加热炉（F-201）加热后进入反应器（R-201）自上而下穿过床层。临氢降凝工艺简介-主要反应机理反应器的流出物与反应器的进料换热得到部分冷却。然后进入热高分（D-201），将H2、H2S轻质烃类和部分石脑油及柴油闪蒸出去。从（D-201）流出的气体在（E-202A.B.C）与冷高分离器的液体换热，再经（E-203）与原料油进行换热，随后又在空气冷却器（E-204）和后冷器（E-205）中被进一步冷却，如有必要可在（E-204）前或（E-202A）前间断注水，以除去象氯化铵和硫氢化铵之类的固体沉积物。冷却后的物料进入脱蜡冷高压分离器（D-202

36、）中。从热高分底部出来的液体烃类直接进入产品汽提塔（C-201）为热进料。临氢降凝工艺简介-主要反应机理从D-202顶出来含有H2、H2S、NH3和轻质烃类的冷分离器气体通过NH3洗涤塔（C-202）在此塔内的气体与水接触，NH3从气体中被除去。洗涤后的氢气一部分经循环氢压缩机（K-201A.B.C）循环到R-201，一部分被送往一加氢精制，若排废氢时也可直接排至连续重整的PSA或脱硫塔C-601再进PSA提纯。临氢降凝工艺简介-主要反应机理C-201内的油气经汽提分馏分离成酸性尾气、汽油和柴油。其顶部介质经空冷（E-206）、水冷（E-207）冷却后进入回流罐D-205，回流罐顶部酸性尾气送

37、去气体脱硫装置除去H2S，由于目前只加工加氢裂化尾油，所产气体几乎没有H2S，故此部分瓦斯气体直接并入瓦斯管网或送往连续重整K-801回收作制氢原料，而回流罐液体烃类粗汽油由泵G-203A.B加压打回流，剩余的送出装置，回流罐底部酸性水排至污水处理装置。产品柴油从C-201底抽出经E-208换热，再经E-209冷却后，通过过滤器（J-201/A.B）、凝聚器（J-202/A.B）除去所含的游离水出装置贮存。柴油加氢（石脑油加氢)工艺简介二次加工的柴油，比如催化裂化柴油，含有相当多的硫、氮及烯烃类物质，油品质量差，安定性不好，储存过程容易变质，掺炼重油的催化裂化柴油尤其明显。对直馏柴油而言，由于

38、原油中硫含量升高、环保法规日趋严格，已经不能直接作为产品出厂，也需要经过加氢精制处理。柴油中含有的硫化物使油品燃烧性能变坏、气缸积碳增加、机械磨损加剧、腐蚀设备和污染大气，在与二烯烃同时存在时，还会生成胶质。硫醇是氧化引发剂，生成磺酸与金属作用而腐蚀储罐，硫醇也能直接与金属反应生成硫酸盐，进一步促进油品氧化变质。柴油中的氮化物，会使油品颜色和安定性变坏，当与硫醇共存时，会促进硫醇氧化和酸性过氧化物的分解，从而使油品颜色和安定性变差。柴油加氢（石脑油加氢)工艺简介加氢精制采用固定床催化工艺，在适当的温度、压力、氢油比和空速条件下，原料油和氢气在催化剂的作用下进行反应，使油品中的杂质，即硫、氮、氧

39、化物以及重金属杂质转化成为相应的烃类及易于除去的H2S、NH3和H2O而脱除，金属则被截留在催化剂中，同时，一部分不饱和烃(包括芳烃)得到加氢饱和，从而改进了油品的质量，生产出安定性、燃烧性都较好的产品。柴油加氢（石脑油加氢)工艺简介柴油加氢（石脑油加氢)工艺简介由界区来的原料油进入加氢原料缓冲罐D-106脱水,脱出的水改去污水处理装置，经脱水后的焦化汽油由进料泵G-101/A或B抽出，经反应进料控制阀FCV-104、换热器E-107/AB管程与塔底石脑油产品换热，然后与氢气混合进E-101/AB壳程与蒸汽发生器E-100管程来的加氢反应产物进行换热，最后经加热炉F-101加热至要求温度，自上

40、而下流经加氢精制反应器R-101。在反应器中，原料油和氢气在催化剂的作用下，进行加氢脱硫、脱氮、烯烃饱和等精制反应。柴油加氢（石脑油加氢)工艺简介从加氢精制反应器出来的反应产物先产生1.1MPa饱和蒸汽，再换热后冷却至40左右进入冷高压分离器D-101进行油、气、水三相分离。为了防止加氢反应生成的硫化氢和氨在低温下生成铵盐，堵塞冷换设备，在高压冷换设备适当位置注入洗涤水。冷高压分离器顶循环氢气体经部分脱硫后与来自脱蜡装置的废氢（循环氢）或新氢气体混合，经循环压缩机K-101加压循环使用，包括部分气体作为急冷氢进入R-101。从高压分离器中部出来的液体生成油，经减压后与反应产物换热后进入分馏塔进

41、行分馏。从高压分离器底部出来的酸性水经减压后送至污水汽提装置处理。柴油加氢（石脑油加氢)工艺简介冷高分油相与反应产物换热后进入分馏塔C-101，塔底以1.0MPa过热蒸汽提供汽提蒸汽。塔顶油汽经空冷器E-105、水冷器E-106冷却到40后进入塔顶回流罐D-103分离，油相液体作为塔顶全回流，其底部酸性污水送至污水汽提装置处理。顶部含硫气体送入低压脱硫（GT）系统进行脱硫。从汽提塔底出来的脱硫化氢石脑油经E-107/A、B，与原料换热后进产品脱水罐D-111脱水，再通过产品泵G-104加压进入空冷E-108、水冷E-110冷却至40出界区。D-111脱除的水改入D-104，作为反应系统洗涤水使

42、用。柴油加氢（石脑油加氢)工艺简介循环氢脱硫系统是可以单独分离的装置，由工艺简图可以看出。从石脑油加氢的冷高压分离器D-101顶出来的循环氢气体，经一隔断阀进入分液罐D-108，其顶部气体从高压吸收塔底部进入，吸收塔顶部为脱除硫化氢以后的气体，经一隔断阀返回至循环氢压缩机入口分液罐D-102；此系统贫胺液由硫磺胺液集中再生装置提供，进本装置后先进缓冲罐D-109，经高速泵G-106抽出送至吸收塔C-102的上部，从吸收塔底部出来的富胺液减压至闪蒸罐D-110，罐顶闪蒸出的酸性气体送往低压气体脱硫装置，罐底富胺液送往硫磺胺液集中再生装置处理。重油加氢工艺简介渣油加氢作为重油加工的重要手段，在整个

43、炼厂的加工工艺中有着十分重要的地位。VRDS工艺作为现代炼油厂重油加工的重要工艺，在优化原油加工流程，提高整个企业的效益，推动炼油行业的技术进步方面，有着十分重要的意义。重油加氢工艺简介加氢处理反应是在高温、高压条件下进行。在减压渣油加氢脱硫装置中，冷高分(CHPS)的操作压力为15.1115.44MPa，从开工初期(SOR)到开工末期(EOR)，催化剂的平均温度将从390升到406。加氢处理最基本的反应，按转化率从大到小的顺序为加氢脱硫(HDS)，加氢脱金属(HDM)，加氢脱氮(HDN)，加氢裂化和芳烃饱和。对于VRDS装置来说，脱硫、脱氮、脱残碳和芳烃重油加氢工艺简介-反应机理加氢脱硫反应

44、脱硫是把原料油中的含硫化合物经加氢后形成烃类和硫化氢(H2S)，随后硫化氢经过一系列的高、低压分离器从反应产物中分离出来，仅剩下烃类产品。硫化氢在高压硫化氢吸收塔内基本脱除。典型的脱硫反应是将硫醇或噻吩转化为直链或带侧链烷烃和硫化氢。加氢脱氮反应原料中的含氮化合物经加氢后生成氨和烃类，但氮仅部分脱除。随后氨从反应产物中脱除，仅留下烃类在产品中重油加氢工艺简介-反应机理烯烃饱和烯烃饱和是加氢反应中进行得非常快的反应，而且几乎所有的烯烃都被饱和。芳烃饱和原料油中的某些芳烃被加氢后生成环烷烃。加氢裂化反应加氢裂化是在过量氢气存在的情况下，把大的烃类分子变成小分子的反应。它几乎发生在反应的整个过程中。

45、重油加氢工艺简介-反应机理脱金属(HDM)UFR/VRDS催化剂也能脱除在渣油的环状结构化合物中的金属。含金属的烃分子与硫化氢反应生成金属硫化物，沉积在催化剂表面上。催化剂的活性随着这些金属硫化物覆盖在催化剂(钴、镍、铂)的活性中心而不断下降。重油加氢工艺简介-反应机理脱残碳 在加氢反应器内，原料油中沥青质和胶质的侧链断裂生成了小分子并被加氢。脱残碳的步骤如下：饱和多环芳烃环；裂解已饱和的芳烃环，使大分子转化为小分子。氢气的存在抑制了生成焦炭的聚合反应，由此得到的产品几乎不含能够形成焦炭的大分子，因此产品中的残碳浓度较低。重油加氢工艺简介-原则流程重油加氢工艺简介直接热进料和罐区来减压渣油汇合

46、进入原料缓冲罐（V-1300），V-1300内的原料被原料增压泵（P-1300/A）抽出与来自V-1318的稀释油混合。VR/稀释油的混合进料经然后经换热后分为两路分别进入反应加热炉(F-1310、F-1311)的对流室继续预热至263302。预热后的混合进料，经过反应原料过滤器(KF-1305)过滤，脱除掉25m的固体颗粒，以避免这些颗粒沉积或堵塞催化剂床层。过滤后的原料去原料缓冲罐(V-1310)。反应高压进料泵(P-1310/A/B)将V-1310中的原料抽出，并升压至反应系统所需压力后送至反应高压系统中。重油加氢工艺简介反应器混合油气进入反应进料加热炉(F-1310/1311)加热至3

47、80从底部进入上流式反应器(R-1305/1306)。上流式反应器设置了三个催化剂床层，物流自下而上流经催化剂床层进行加氢脱金属反应，反应产物出R-1305/1306顶部后，依次自 上 而 下 流 经 三 台 固 定 床 反 应 器(R-1310/1311、R-1320/1321、R-1330/1331)。在平均氢分压14.43MPa下进行进一步的加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮和裂解等反应。反应产物出反应器后进入热高压分离器(V-1320/1321)进行气、液相分离。分离出的高温液体降压后去热低压分离器(V-1360/1361)闪蒸，沉降的液体生成油再压送入常压分馏塔(C-1500)进料段。重

48、油加氢工艺简介热高分罐(V-1320/1321)分离出的高温气体经冷却至49后，进入冷高压分离器(V-1330/1331)进行汽、液、水三相分离。顶部出来的富氢气体进入Porta-Test分离器(V-1340/1342)，在这台小分离器中，夹带的液态烃被脱除，分离器收集的液体应定期排往冷低分(LLPS，V-1380)中。经过除雾的富氢气体再进入循环氢脱硫塔(C-1340/1341)用MDEA把在反应部分生成的硫化氢吸收并脱至要求的浓度后再进入循环氢压缩机 重油加氢工艺简介从两列的冷高分罐(V-1330/1331)中部出来的加氢生成油混合后，经降压进入冷低压分离罐(V-1380)，V-1380分

49、离出的液体与冷低压闪蒸罐(简称CLPFD，V-1370)罐底液体混合后，换热至321后直接去常压分馏塔(C-1500)进料段。重油加氢工艺简介从两列的冷高分罐(V-1330/1331)中部出来的加氢生成油混合后，经降压进入冷低压分离罐(V-1380)，V-1380分离出的液体与冷低压闪蒸罐(简称CLPFD，V-1370)罐底液体混合后，换热至321后直接去常压分馏塔(C-1500)进料段。由两列热低分罐闪蒸出的气体汇合在一起，经冷却后进入冷低压闪蒸罐，罐顶气体可以送至后部低压气体脱硫部分，也进PSA工段回收氢气。重油加氢工艺简介从两列的冷高分罐(V-1330/1331)中部出来的加氢生成油混合

50、后，经降压进入冷低压分离罐(V-1380)，V-1380分离出的液体与冷低压闪蒸罐(简称CLPFD，V-1370)罐底液体混合后，换热至321后直接去常压分馏塔(C-1500)进料段。由两列热低分罐闪蒸出的气体汇合在一起，经冷却后进入冷低压闪蒸罐，罐顶气体可以送至后部低压气体脱硫部分，也可与自SSOT装置普里森(PRISM)来的低分气汇合一块进大加氢裂化PSA工段回收氢气。连续重整工艺简介连续重整装置主要是生产高辛烷值汽油，同时为烯烃厂提供芳烃原料和为加氢裂化装置提供氢气。本装置由原料预处理、重整反应、催化剂连续再生三个部分及其它公用工程组成。装置以常压石脑油（占60%）及加氢裂化石脑油（占4

51、0%）为原料，经预处理精制、拔头（生成拔头油）后，精制油在480540、0.35MPa下，经过环烷烃脱氢、烷烃环化脱氢等，转化生成芳烃含量达80%的高辛烷值汽油、氢气、液化气、戊烷油、干气等产品。连续重整工艺简介全馏份石脑油进入装置后先进行预处理，通过加氢精制、汽提的方法脱除硫、氮、砷、铅、铜和水等杂质,然后经过分馏切除其中的轻组分（轻石脑油）.经过预处理的精制油进行重整反应，生成富含芳烃的重整生成油，并富产含氢气体。重整产物气液分离后，含氢气体经再接触提浓后送进加氢裂化装置PSA系统；液体经再接触后进脱戊烷塔，脱戊烷塔顶油去C4C5分离塔，将液化气和戊烷油分离。脱戊烷塔底油一部分去小重整装置

52、分离为轻、重重整液，其余作为重整高辛烷值汽油组分出装置。液化气作为产品出装置，戊烷油可作产品出装置，也可作为制氢原料或作汽油组分。催化剂采用连续再生方式，经过烧焦并进行氯化、氢还原后重新循环回到反应器，再生能力为520kg/h。连续重整工艺简介-预处理部分连续重整工艺简介-预处理部分石脑油自罐区由泵送来，与预分馏塔顶产物换热后进入原料缓冲罐，经预加氢进料泵与循环氢气混合后与预加氢产物换热，再经预加氢进料加热炉加热后进入预加氢反应器、脱氯反应器。反应产物经换热、空冷、水冷冷凝冷却后进预加氢产物分离罐，该罐压力为分程控制，一路由重整氢气补入以提供预加氢系统所用氢气，一路放入裂化脱硫后去燃料气，大部

53、分气体经过预加氢循环压缩机人口分液罐后进入预加氢循环压缩机。分离罐底液体经与汽提塔底产物换热后进汽提塔。汽提塔顶产物经空冷器、水冷器冷却后进入汽提塔回流罐。罐顶气体经加氢裂化脱硫塔脱硫后进燃料气管网。酸性水从罐底水包排出。罐底液体用回流泵打回汽提塔顶。汽提塔底重沸器用3.5MPa蒸汽加热。连续重整工艺简介-预处理部分汽提塔底产物与汽提塔进料换热后再与预分馏塔底产物换热后进入预分馏塔。预分馏塔顶产物与原料换热后，经空冷器和水冷器冷却后进入预分馏塔回流罐。回流罐的液体一部分经泵送至塔顶作回流，其余部分（即轻石脑油产品）用泵送出装置。预分馏塔底用重沸炉加热。预分馏塔底油与预分馏塔进料换热后，即预加氢

54、精制石脑油去重整部分作为重整进料。预加氢采用循环氢流程。因预加氢反应过程耗氢很少，补氢为重整产氢，经再接触提纯后补到预加氢循环压缩机人口。必要时，少量废氢可由高分罐顶排至加氢裂化脱硫。通过控制预加氢产物分离罐顶压力来控制预加氢反应压力。连续重整工艺简介-连续重整部分连续重整工艺简介-连续重整部分重整进料和重整循环氢分别进入重整进料换热器（立式换热器）与重整反应产物换热。油、氢在换热器内混合换热后进入重整进料加热炉，加热后进入重整第一反应器。由于重整反应是吸热反应，所以经反应器反应后温度会降低。为了保持必要的反应温度，设有四台反应器，每台反应器前均设有加热炉。从最后一个反应器出来的反应产物进入重

55、整进料换热器，与反应进料换热并经表面蒸发空冷冷却后进入重整产物分离罐进行气液相分离。连续重整工艺简介-连续重整部分罐顶气体的一部分作为循环氢，用背压透平离心压缩机打回重整反应部分，其余气体即重整产氢经过增压机人口分液罐分液后进入两级增压压缩机。压缩后的含氢气体与重整产物分离罐底来的并经泵升压后的液相重整产物相混合。混合物经水冷冷却后进入再接触罐。此流程可较大限度地回收C5+并能生产纯度大子90（mol）的含氢气体。从再接触罐分出的气体即为重整富氢气体产品。其中一部分作为再生提升氢外，其余大部分经脱氯处理后，一部分作为预加氢补氢，另一部分作为产氢去加氢裂化PSA装置。再接触罐底液体与脱戊烷塔顶回

56、流罐顶来的气体相混合进入液化气吸收罐，用以吸收气体中的液化气。液化气吸收罐顶气体为燃料气，排入装置内燃料气管网。液化气吸收罐底液体用泵进入脱戊烷塔分离成戊烷油馏份和脱戊烷油。连续重整工艺简介-连续重整部分自液化气吸收罐底来的液体，与脱戊烷塔底产物换热后进入脱戊烷塔。脱戊烷塔顶产物经空冷、水冷冷凝冷却后进入脱戊烷塔顶回流罐。罐顶气体与再接触罐底液体混合进入液化气吸收罐。回流罐底液体一部分泵送至脱戊烷塔顶作回流，另一部分作为戊烷油馏份送至C4C5分离塔。脱戊烷塔底油一部分送出装置作产品，一部分经脱戊烷塔底重沸炉加热后返回脱戊烷塔底。重沸炉燃料为燃料气，也可用燃料油。连续重整工艺简介-连续重整部分

57、戊烷油馏份与C4C5分离塔底产物（即戊烷油）换热后进C4C5分离塔，塔顶产物经水冷器冷凝冷却后进C4C5分高塔回流罐。罐顶不凝气（即燃料气）进入装置内燃料气管网。罐底液体一部分泵送至塔顶作回流，其余部分（即液化气）作产品送出装置；C4C5分离塔底油（即戊烷）与C4C5分离塔进料换热后，再经水冷冷却后送出装置，也可打入重整汽油馏份中。C4C5分离塔底重沸器使用1.0MPa（g）蒸汽加热。连续重整工艺简介-再生部分连续重整工艺简介-再生部分在催化剂再生回路中，使用再生气循环压缩机进行气体循环。再生气体主要是氮气，含有少量氧气。在再生气循环压缩机出口，再生气体分两部分，第一股气体用于两段烧焦，气体经

58、过与烧焦产物气体换热及电加热器加热后进入再生器。再生气体首先预加热进入再生器顶部的催化剂，然后流经烧焦区的两段径向床层进行催化剂烧焦。烧焦后的气体经过与烧焦进料气体换热后，经水冷冷却进入再生气洗涤塔。连续重整工艺简介-再生部分第二股气体用于催化剂的焙烧和氧氯化，将空气补人气体中以保证焙烧和氧氯化气体中的氧含量在4%6（mol）。气体经过与焙烧产物换热，电加热器加热后进入再生器下部轴向床层的焙烧段，气体在再生器内与注入的氯化物混合，向上流动通过再生器的氧氯化轴向床层。氧氯化气体经过换热后与第一股气体混合并经水冷冷却后进再生气洗涤塔。再生气洗涤塔的作用是洗去再生气中的HCl、CO2以防止对设备的腐

59、蚀。再生气洗涤塔分成碱洗和水洗两部分：首先再生气与10（m）碱溶液混合，以洗去HCl、CO2然后在塔内，水与气体再次混合以洗去气体中残留的碱。洗涤后的气体通过干燥器除去气体中的饱和水。干燥后的气体再回到再生气循环压缩机循环使用。连续重整工艺简介-再生部分各反应器下部均设有下部料斗和提升器，顶上设有上部料斗。再生器上部设有缓冲罐和闭锁料斗，下部也设有下部料斗和提升器。催化剂依次从一反到二反、三反、四反都是通过含氢气体输送的，从四反底部至再生器顶部以及从再生器底部至一反顶部的催化剂是通过氮气输送的。在各反应器和再生器内，催化剂的流动是通过重力进行的。待生催化剂从四反底部经N2提升进入上部缓冲罐，通

60、过重力自上部缓冲罐进人闭锁料斗，然后进入再生器进行再生.再生后的新鲜催化剂从再生器底部用N2提升至一反上部料斗，催化剂通过重力流经一反顶部的还原罐用高纯度的H2在一定温度下对催化剂进行还原。还原后的催化剂通过重力流至一反，从而完成催化剂待生、再生、还原的全过程。催化剂的输送流率是由一次气体和二次气体共同控制的。在保证总提升气体量恒定的前提下，一次气体起提升作用，而二次气体起控制催化剂提升量的作用。连续重整工艺简介-再生部分各反应器下部均设有下部料斗和提升器，顶上设有上部料斗。再生器上部设有缓冲罐和闭锁料斗，下部也设有下部料斗和提升器。催化剂依次从一反到二反、三反、四反都是通过含氢气体输送的，从

61、四反底部至再生器顶部以及从再生器底部至一反顶部的催化剂是通过氮气输送的。在各反应器和再生器内，催化剂的流动是通过重力进行的。氧化沥青装置工艺简介氧化沥青的生产是利用减压渣油为原料，在一定的温度下，加入空气使之氧化，使空气中的氧与渣油进行一系列的氧化、裂解、缩合、重合、脱氢等反应，同时通过对氧化过程中反应温度、通风量、氧化时间的控制而生产出不同标号的沥青。氧化沥青装置工艺简介氧化沥青装置工艺简介减压渣油从减压塔底经冷换设备冷却到150180后，连续送至原料罐201/112，再由原料泵601或201/2输送到氧化装置炉101对流段加热。炉出口温度加热到180210后，分两路进入氧化塔，一部分送至塔

62、101/12，通风氧化成半成品沥青，再经塔101/12与塔102间的溢流管压入塔102，继续通风氧化成合格的10号沥青产品。合格的成品沥青从塔102底抽出经换热器降温至240250，进入容101/12，然后去成型机冷却成型后进入固体沥青池，最后由吊车装车出厂。氧化沥青装置工艺简介重交沥青（AH-70号、AH-90号）的生产利用单塔106或101/1在低温大风量下直接氧化生产，或利用添加剂按35的比例直接调合生产。生产出的沥青经化验合格后，由管输、铁运或汽运出厂。氧化过程中产生的尾气经冷凝器部分冷凝后，含油污水自流入容102进行油水分离。尾气干气会合后经容110脱液后进入氧化沥青尾气焚烧炉装置焚

63、烧处理。制氢装置工艺简介制氢工艺采用轻油水蒸气转化工艺。脱硫合格的原料油跟一定量的水蒸气混合，在转化炉对流室加热到500左右，再在辐射室转化炉管里的催化剂上转化成H2、CO、CO2、少量残余甲烷和过量的水蒸气；一路通过中变和低变催化剂后绝大部分CO变换成CO2和H2，生成气再经过甲烷化反应器除去CO和CO2，最终制成合格的工业氢气；另一路转化尾气经过PSA产出高纯度工业氢气。制氢装置工艺简介制氢装置工艺简介制氢原料中的有机硫化物、有机氯化物在钴钼催化剂存在下与氢气反应，转化为硫化氢、氯化氢和烃。加氢反应是放热反应，平衡常数很大，因此，只要反应速度足够快，有机硫、氯的转化是很完全的。有机氯化物经

64、加氢后生成氯化氢，它能与脱氯剂中碱性或与所有较强亲和力金属元素的氧化物反应生成稳定的金属氯化物而被固定下来，从而达到制氢原料中氯的脱除。原料经钴钼加氢后生成的硫化氢以及少量未反应的有机硫化物与氧化锌脱硫剂反应，生成硫化锌，使原料中的硫得以脱除。制氢装置工艺简介转化反应转化反应经脱硫后的原料气与蒸汽混合，在转化炉管内发生转化反应，此反应是一种包含多种平行反应和串联反应的复杂反应体系，包括高级烃的热裂解、脱氢、加氢、积碳、氧化、变换、甲烷化等反应。中变反应中变反应转化尾气中大量的CO与水蒸汽在催化剂存在的条件下发生反应，生成CO2和H2，使粗氢气容易净化，同时也提高了产氢率。制氢装置工艺简介变压吸

65、附简称PSA，是对气体混合物进行提纯的工艺过程。该工艺是以多孔性固体物质（吸附剂）内部表面对气体分子的物理吸附为基础，在两种压力状态之间工作的可逆的物理吸附过程。它是根据吸附剂对混合气体中杂质组分在高压下具有较大的吸附能力，在低压下又具有较小的吸附能力，而对组分H2则无论是在高压或低压下都具有较小的吸附能力的原理而设计的。在高压下，增加杂质分压以便将其尽量多的吸附于吸附剂上，从而达到高的产品纯度；吸附剂的解析或再生在低压下进行，尽量减少吸附剂上杂质的残余量，以便在下个循环再次吸附杂质。硫磺装置工艺简介是利用硫化氢是一种强还原剂的特性，经氧化还原反应制硫。由于酸性气中的H2S含量较高（大于50%

66、），燃烧后的热量能使炉堂温度达1000左右，能满足整个工艺过程所需的热量，所以装置釆用部分燃烧法。其原理是将全部酸性气引进燃烧炉内，调配风量，按以烃类完全燃烧和1/3 H2S完全燃烧来计算，H2S在高温情况下转化为气态硫。即：2H2S+3O2=2SO2+2H2O；2H2S+O2=2S+2H2O。反应结果是炉内约有60%-65%的H2S生成气体硫，经废热锅炉冷却为液硫。余下没有反应的35%40%的H2S中，1/3燃烧生成SO2，2/3保持不变，余下的H2S、SO2在转化器内催化剂(LS-811、LS-951)的作用下再发生反应，进一步生成气态硫。硫磺装置工艺简介硫磺装置工艺简介来自上游装置的酸性气与本装置尾气处理返回的酸性气混合后进入酸气缓冲罐（容101）脱水后分为两路，以下以A列介绍。容101顶酸气进入炉101，与压缩空气混合进行燃烧。在炉内约有65%的酸气直接生成硫，反应温度高达1400。其余H2S有1/3生成SO2。之后，约80%的燃烧气直接进入废热锅炉（炉102），经冷却后进入冷101，进一步冷却至160，至捕101分离出液硫。其余20%的燃烧气为转101、102入口掺合使用。硫