焦化分馏塔上部取热流程比较
焦化反应分馏部分工艺流程说明
焦化反应分馏部分工艺流程说明原料减压渣油自原料油罐区进原料缓冲罐,经原料泵送至柴油-原料油换热器换热至150℃后进入电脱盐罐,经过电脱盐付线后的原料油与蜡油-原料油换热器和中段油-原料油换热器换热至190℃后,分两路经进料控制阀后打入焦化分馏塔的底层及5层换热段，与来自焦炭塔顶的420℃热油气接触换热。
原料油中蜡油以上重馏分与热油气中被冷凝的循环油一起流入塔底，在320℃左右经过滤器用加热炉进料泵抽出去焦化加热炉加热。
原料分四路进入加热炉，各路原料在出对流室进入辐射室前以及进入辐射室上中下部时均注入3.5MPa蒸汽，以防止炉管结焦。
经过加热炉对流段、辐射段物料被快速加热到493～500℃后通过四通阀进入焦炭塔底部。
从加热炉出来的高温油气在焦炭塔内由于高温和长停留时间，发生裂解、缩合等一系列反应，最后生成焦炭和焦化油气。
焦炭结聚在焦炭塔内，高温的焦化油气经蜡油或污油急冷后进入分馏塔换热板下，与原料油进行换热，循环油流入塔底，其余大量油气经10层换热板进入集油箱以上分馏段。
从下往上分馏出重蜡油、轻蜡油、柴油、石脑汽油和富气。
分馏塔底循环油(320℃左右)经过滤器后，通过塔底循环油泵进行循环以防止塔底结焦。
重蜡油自重蜡油集油箱（361℃）由重蜡油泵抽出，至吸收稳定作稳定塔底重沸器及解析塔底重沸器的热源，再进蜡油-原料油换热器与原料油换热至210℃后，至蜡油蒸汽发生器作为其热源，其后分成三路：一路作回流，分别返回到集油箱下和分馏塔第13层塔板，以调节集油箱气相温度；一路去放空塔做补油；另一路经与蜡油-脱氧水换热器换热及蜡油空冷器冷却到90℃后分三路：一路作为产品送出装置，另一路去焦碳塔顶作为急冷油，还有一路去封油冷却器E-1012冷却后进封油罐D-1007作机泵封油。
轻蜡油从第14层塔板（330℃）自流至轻蜡油汽提塔，经蒸汽汽提后其汽提蒸汽返回到分馏塔第15层塔板气相空间，轻蜡油由轻蜡油泵P-1006/A.B抽出，至轻蜡油阀组，分三路：一路去加热炉入口；一路并中段返塔；一路并原料下返塔。
分馏操作规程及流程
【实验目的】1、了解分馏的原理和意义2、了解分馏柱的种类和选用的方法。
3、学习实验室里常用分馏的操作方法。
【实验原理】通过前面的学习我们知道，如果两种无共沸的液态有机化合物混合在一起要把它分开，通常采用蒸馏法分离，但要求其组分的沸点至少相差30℃以上。
对沸点相近的混合物，用蒸馏不可能把它们分开，若要获得良好的分离效果，就要采用分馏技术。
为了能很好的理解分馏原理，我们来看一个沸点组成图（标准压力下体系的t/100介绍：上实线：气线下实线：液线纯苯bp：80.1℃纯甲苯bp：110.6℃甲苯苯100 80 60 40 20 0摩尔分数/ %现在假设有一混合物A，对其进行如下操作：A（苯58％，甲苯42％）90℃B（苯78％，甲苯22％）（原混合液）（蒸气）冷凝C（苯78％，甲苯22％）85℃D（苯90％，甲苯10％）（馏出液）冷（蒸气）凝E（苯90％，甲苯10％）（馏出液）对馏出液反复这一操作，从理论上来说可以得到少量的纯苯，收集残留液，反复蒸馏也可以得到少量的纯苯，但这样处理是极其麻烦和费时的。
而分馏就省去了这样的麻烦。
那么，分馏是怎么一回事呢？1、分馏使沸腾着的混合物蒸气通过分馏柱进行一系列的热交换，由于柱外空气的冷却，蒸气中高沸点的组分被冷却为液体流入烧瓶中，故上升的蒸气中含低沸点的组分就相对地增加；当冷凝回流途中遇到上升地蒸气，两者之间又进行热交换，上升的蒸气中高沸点的组分又被冷凝，低沸点的组分仍然继续上升，易挥发的组分又增加了。
如此在分馏柱内反复进行着气化——冷凝——回流等程序，最终低沸点的组分从分馏柱的顶部蒸馏出来，高沸点组分留在容器中，从而将不同沸点的物质分离开来。
需要指出的是，分馏也不能分离共沸混合物。
2、影响分馏效率的因素（1）理论塔板：分馏柱中的混合物，经过一次汽化和冷凝的热力学平衡过程，相当于一次普通蒸馏所达到的理论浓缩效率，当分馏柱达到这一浓缩效率时，那么分馏柱就具有一块理论塔板。
延迟焦化工艺参数优化及操作控制
化气，并使汽油的蒸汽压合格；柴油需要加氢精
制；蜡油可作为催化裂化原料或燃料油。
二、主要工艺参数
焦化装置的工艺参数包括加热炉、焦炭塔温度、压力、循 环比以及分馏、吸收、放空系统操作温度、压力等。 主要控制指标是加热炉、焦炭塔温度与压力及循环比。
1.操作温度
焦化装置操作温度一般指加热炉出口温度或焦炭塔温度，一般控 制在493-502℃。
0.105-0.141MPa或更低，循环比降到0.05，焦化液体收率
可提高3%，焦炭产率降低2%。 福斯特-惠勒公司典型焦化装置的设计压力为0.103MPa， Lummus公司典型低压焦化装置焦炭塔压力亦为0.103MPa，
Kellog公司典型设计压力为0.1-0.141MPa.
④加工高沥青质渣油时，为了减少弹丸焦(shot-coke)的 生成；
⑤加热炉燃烧工况不佳，需增加循环比，减缓炉管结焦。
降低循环比的影响：
①单程(零循环比)或低循环比焦化，液体收率高，焦炭收率低； ②单程或低循环比使焦化蜡油变重、质量变差，残炭与重金属含
量增加，其残炭可高达1.9%，会影响下游催化裂化及加氢裂化 装置。
(3) 可高循环比方案
通过循环油泵抽出分馏塔底含焦粉的循环油，以一定比例混入 加热炉进料缓冲罐。
特点：
①采用分馏塔底循环油代替新鲜原料渣油成分馏塔底与焦炭塔高温油气 换热，由于循环油中胶质、沥青质含量低，其结焦倾向降低，用于提 高蒸发段温度的低循环比操作。 ②该方案中的循环油既可使用分馏塔换热、洗涤段冷凝下来的循环油， 也可用蜡油或柴油馏分，实现选择性馏分油循环。 ③塔底循环油经塔外换热器循环回流，可控制塔底温度，减缓塔底结焦
(2) 大陆-菲利浦斯公司低循环比+馏分油循环方案
焦化装置分馏塔上部结盐分析及其应对措施
焦化装置分馏塔上部结盐分析及其应对措施
夏文伟; 朱天福; 付强; 郭守学
【期刊名称】《《当代化工研究》》
【年(卷),期】2018(000)009
【摘要】中国石化青岛炼化公司延迟焦化装置于2008年5月建成投产,由中国石化工程公司设计,装置原设计规模为250万吨/年,采用"两炉四塔"工艺技术。
装置于2011年7月进行扩能改造,改造后规模扩大为290万吨/年。
在装置实际运行中分馏塔上部系统曾多次发生结盐问题,导致顶循回流流量大幅波动、顶循泵密封泄露、管线腐蚀穿孔、塔盘分离效果变差,严重影响产品质量和装置长周期运行。
本文就分馏塔上部结盐的现象进行介绍、原因进行分析,提出了减缓分馏塔上部结盐的措施。
【总页数】2页(P20-21)
【作者】夏文伟; 朱天福; 付强; 郭守学
【作者单位】中国石化青岛炼油化工有限责任公司山东266500
【正文语种】中文
【中图分类】T
【相关文献】
1.延迟焦化装置分馏塔结盐原因分析及预防措施 [J], 杨万强;周建刚;万生瑶
2.延迟焦化装置分馏塔结盐原因分析及解决措施 [J], 李林;吴云鹏;孙丽琳
3.延迟焦化装置分馏塔顶结盐原因分析与对策 [J], 巫文娟;段波;徐佳;鲍阳
4.焦化装置分馏塔上部结盐分析及其应对措施 [J], 夏文伟;朱天福;付强;郭守学
5.延迟焦化装置分馏塔顶结盐问题分析与技术改造 [J], 陈楠;陶新建;张磊
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延迟焦化装置换热分馏流程方案分析
摘要 ： 以国内两套典型的分别为可调循环 比和传统工 艺流程 的延 迟焦化装 置作为研 究背景 ， 借助三 环节能量
系统综合优化方法 ， 根据延迟焦化两种工艺流程各 自的特点 ， 分别对 加热炉对 流段和辐射 段热负荷分 配、 分馏塔操
见 ） 分馏塔 实际塔板数 迟焦化装置 作为研究背景 ， 助过程系统能量综 采用一炉两塔流程（ 图 ２ ， 借 合优化“ 三环节” 策略方法 ， 】对装置 的加热炉能 为 ３ 块 ， ８ 循环 比为 ０ ２ 。对两种流程所进行 的对 ．５
量利用、 分馏塔操作、 换热流程 、 装置 白产蒸 汽量 比分析计算均采用装置设计数据。 等方面进行对 比分析。
作、 换热流程 、 装置 自 产蒸汽量等进行分析 比较 ， 探讨不 同工艺流程 对装置 整体用能 的影 响 。分 析结果表 明 。 工艺
流程 的不 同及原料渣油换热流程 的差别对于装置稳定操 作 、 加热 炉用能 、 分馏 塔取热 、 热流程 安排 、 换 自产 燕汽 的 温度和压力等有着不同程度的影响。相关焦化流程的对 比分析对焦 化装置 的流程选择及设 计优 化有着 十分重 要
２ 用能 比较
２ １ 加热 炉 ．
传统流程和可调循环 比流程 由于原料油进加 热炉的方式不同 ， 而使 加热炉的对流段和辐射段 的负荷分配以及加热炉单位能耗出现差异。两流 程 的加热炉能量对 比见表 １ 。传统 流程 中， 流 对 段 的热负荷主要用来预热原料油 、 过热蒸汽等 。 ２０ 的原 料油在加 热炉对 流段 中加 热到 ３０ ３ ４ ℃ ， 加热炉总热负荷 的 ３ ． １ 。而对流段是 占 ５８％ 加热炉的低温区， 能量利用集 中在低温位 ， 使加热 炉能量利用效率降低 ， 单位能耗 比可调循环 比流
提高焦化全馏分加氢精制装置柴油收率的探讨
以延迟 焦 化 装 置 产 出 的焦 压 加 氢 反 应 进 行 脱 氮 、 硫 经 高 脱
和烯 烃饱 和 ； 在 分馏 塔 中切割 成 ３种产 品 ， 再 即石 脑 油 （ ＡＴ） 轻 柴 油 （ Ｇ 及 蜡 油 （ Ｏ） １ ９ Ｎ 、 Ｌ Ｏ） ＨＧ 。 ９ ９年 ，
型及 计 算精 度 是 可靠 的。
投稿 日期 ：０ １ ２—１ 。 ２ ０ —１ ０
作 者 简 介 ： 莉 莉 ，７岁 ， 理 工 程 师 。 １９ 王 ２ 助 ９ ６年 毕 业 于 南 京 理
由表 １可 见 ， 际 生产 中 轻 柴 油 与蜡 油 重叠 度 实
工 大 学 精 细 化 工 专 业 ， 年 分 配 至 扬 子 石 化 公 司 炼 油 厂 ， 在 炼 油 同 现 厂 技 改 办 从 事 炼 油 厂 第 ３套 柴 油 加 氢 精 制 装 置 的 筹 备 工作 。
维普资讯
２０ ０ ２年第 １ ７卷第 ２期
王莉莉 ． 提高焦化 全馏 分加氢精 制装置柴 油收率 的探讨
・１ ・ ５
表 ３ 计算机模 拟 的各 物流产量 与实际 比较 ℃
汽、 液相 负 荷 过大 ， 塔 内雾 沫 夹 带 严 重 ， 离 效 率 则 分
５ 影 响 因素分 析 及 优化
５． 提 高 进 料温 度 １ ４ 分 馏 塔 工 况分 析
分 馏 炉 实 际 出 口温 度 为 ３ ２２， 算 热 负 荷 为 ３＊ 计 （
３ ４ ４ Ｊ １， 设 计 分 馏 炉 出 口温度 为 ３ ０ ， ９１ １８ ８ ｋ ／ 而 １ ５℃ 设 计 热 负荷 为 ４ ８ ０ Ｊ １。分馏 炉实 际 热 负荷 ０２ ４０ ０ｋ ／１ 已接 近 设计 热 负 荷 ， 出 口温 度 比设 计 低 １ ℃ ， 但 ８ 出
华东院延迟焦化装置三种换热分馏流程方案分析
延迟焦化装置三种换热分馏流程的比较谢崇亮李小娜毕治国中国石油工程建设公司华东设计分公司，青岛，266071摘要：以一套加工大庆减压渣油的240万吨/年延迟焦化装置为例，经过模拟计算及用能分析，对原料油与反应油气塔外换热流程（以下简称“流程一”）、原料油与反应油气塔内换热流程（流程二）、蜡油与反应油气塔内换热流程（流程三）进行了能耗、能质利用及设备投资等方面的分析。
分析结果表明：在三种流程均达到同样的分离效果前提下，流程一设备投资最高，流程二能质利用最优，流程三能耗最低。
关键词：延迟焦化分馏塔换热能耗分析1.前言随着常规原油的日益减少，重质油、油砂、沥青砂等非常规原油的开发和利用越来越多，加上全球高油价的推动及石油焦的气化技术和焦化-气化-汽电联产组合工艺的开发和大规模应用，使得延迟焦化装置因其自身的优点成为劣质重油加工的重要手段，这也使得对延迟焦化工艺流程进行优化分析，节能降耗具有更普遍的现实意义。
本文以国内某240万吨/年延迟焦化装置为例，以ASPEN 2006的模拟计算及用能分析为媒介，对三种流程进行分析比较。
比较的基础是保证分馏塔各侧线产品质量合格，同时尽量保持分馏塔上部取热比例相同。
2.工艺流程简介流程一如图1所示，减压渣油经过一系列原料油换热器换热后，进入加热炉进料缓冲罐，与来自分馏塔底的焦化循环油一起在加热炉进料缓冲罐内混合后进入焦化加热炉。
其特点在于减压渣油不再进入焦化分馏塔进行换热和洗涤，增设分馏塔底循环油外取热器、循环油回流泵，通过调节分馏塔底循环油的取热量来灵活调节循环比。
流程二如图2所示，减压渣油经过一系列原料油换热器换热后，分上、下两股物料进入分馏塔下段，与焦炭塔顶来的反应油气直接接触，进行传质和传热。
换热后的渣油与循环油一起经加热炉进料泵进入焦化加热炉。
通过调节焦化分馏塔换热挡板上方的减压渣油量来调节循环比。
流程三如图3所示，减压渣油经过一系列原料油换热器换热后直接进入分馏塔底部，不再作为洗涤油与焦炭塔顶反应油气直接接触。
焦化分馏塔顶部结盐的预防及处理措施
焦化分馏塔顶部结盐的原因及防治措施林健谢崇亮范海玲颜峰中国石油工程建设公司华东设计分公司，青岛，266071摘要：分析了延迟焦化分馏塔顶部结盐的机理、原因和危害，详细介绍了目前国内外就分馏塔顶部结盐问题所采取的各种预防和处理措施。
对今后延迟焦化工艺流程的设计，以及焦化装置日常生产操作起到了一定的指导作用。
关键词：延迟焦化分馏塔结盐焦化装置加工原料大多是来自常减压蒸馏装置的渣油，还有其他劣质重油、污油、油浆等，这些原料一般含有较多N、S及无机盐及其他机械杂质。
由于常减压装置的原油电脱盐不彻底或油田在原油开采过程中使用助剂，会使焦化原料含有较多的氮化物等成分，由此造成延迟焦化装置生产过程中在分馏塔顶部及塔顶冷却器等部位结盐(结垢)。
由于原料性质的不断变化，分馏塔顶系统结盐现象逐渐成为一个普遍存在的问题。
针对分馏塔顶系统结盐问题分析其形成原因和对装置操作的影响，并提出相应的预防和处理的措施。
1.结盐产生的原因及危害分馏塔顶结盐主要是由于焦化原料携带的氮化合物在焦炭塔内反应时生成无机物NH3，NH3与Cl-反应生成极易溶于水的NH4Cl。
在分馏塔的下部因为温度高，NH4Cl分解为NH3和HCl，以气相形式存在。
但在随油气上升至塔顶的过程中，随着温度逐渐降低会重新生成NH4Cl晶体颗粒。
若分馏塔顶部操作温度较低，会产生部分凝结水，细小的NH4CL颗粒就会溶解在低温水相中，内回流至下面的塔盘，随着温度升高液态水又会慢慢汽化，如此在塔顶几层塔盘之间作冷凝和汽化循环。
在向下内回流过程中，NH4CL逐步失水并浓缩，最终成为一种粘度很大的半流体。
这种半流体与铁锈、焦炭粉末等混合在一起沉积于塔盘、塔顶回流线、降液管、受液盘处，积累到一定程度就会阻碍液体的流动，堵塞塔盘上的开孔，从而导致分馏塔压降逐渐增大，气液接触减少，塔板效率下降，塔顶气相负荷较大，破坏了分馏塔的正常操作。
严重时还会发生冲塔等事故，对富气压缩机安全运行造成危害。
焦化吸收稳定部分操作法
焦化吸收稳定部分操作法一、工艺技术方案吸收稳定系统规模为15000Nm/h，工艺技术采用传统的四塔流程，即吸收—再吸收—解吸—稳定流程；汽油吸收塔用2#焦化汽油作吸收剂，塔顶补充部分稳定汽油做吸收剂，为了提高吸收率，吸收塔设置两个中段回流；柴油吸收塔用焦化柴油作吸收剂。
在尽量保持焦化装置内部热平衡的前提下，脱吸塔底重沸器和稳定塔底重沸器的热源利用焦化装置内部过剩热量解决。
本稳定吸收系统用2#焦化中段回流做稳定塔底重沸器热源，用焦化蜡油回流做脱吸塔底重沸器热源，脱吸塔中间重沸器，用稳定汽油做热源。
二、工艺流程简要说明自焦化装置来的富气经焦化富气压缩机（K-201）升压到1.3MPa，然后经富气空冷器（A-201/1、2），冷却到60℃后，与汽油吸收塔（C-201）底富吸收油及脱吸塔（C-202）顶气混合进入饱和吸收油冷却器（E-201），冷却到40℃进入焦化富气平衡罐（D-202），分液后的气体进入汽油吸收塔（C-201），用2#焦化来的粗汽油作为吸收剂，用稳定汽油作为补充吸收剂增加对富气中C3、C4的吸收。
为提高吸收率，汽油吸收塔设两个中段回流。
汽油吸收塔顶的干气去柴油吸收塔，经柴油吸收脱去气体中的汽油后出装置去脱硫，塔底富吸收柴油在塔底液面控制阀控制下自压返回焦化分馏塔作回流。
富气平衡罐（D-202）平衡后的汽油自罐底作为脱吸塔进料经脱吸塔进料泵（P-203/1、2）抽送与稳定塔底的稳定汽油经脱吸塔进料—稳定汽油换热器（E-206）换热至90℃后进脱吸塔顶，在塔中脱除富吸收汽油中的C1、C2组份。
脱吸塔底脱乙烷汽油通过稳定塔进料泵（P-204/1、2）抽送经稳定塔进料—稳定汽油换热器（E-205）换热后进入稳定塔（C-203）第20、24、28层。
稳定塔顶气经稳定塔顶冷凝器（E-204/1、2）冷却至40℃后进入稳定塔顶回流罐（D-208），罐中的液态烃由稳定塔顶回流泵（P-205/1、2）送出后分为两股，一部分作为回流返回稳定塔顶控制液态烃中的C5含量，另一部分液态烃经液面控制阀去脱硫装置。
焦化厂工艺流程文字叙述及流程图
备煤炼焦所用精煤，一方面由外部购入，另一方面由原煤经洗煤后所得，洗精煤由皮带机送入精煤场。
精煤经受煤坑下的电子自动配料称将四种煤按相应的比例送到带式输送机上除铁后，进入可逆反击锤式粉碎机粉碎后（小于3mm占90%以上），经带式输送机送至焦炉煤塔内供炼焦用。
炼焦装煤推焦车在煤塔下取煤，捣固成煤饼后，按作业计划从机侧推入炭化室内。
煤饼在炭化室内经过一个结焦周期的高温干馏，炼成焦炭并产生荒煤气。
炭化室内的煤饼结焦成熟后，由装煤推焦机推出并通过拦焦机的导焦栅送入熄焦车内。
熄焦车由电机牵引至熄焦塔熄焦。
熄焦后的焦炭卸至凉焦台，冷却后送往筛焦楼进行筛分和外运。
煤在干馏过程中产生的荒煤气汇集到炭化室的顶部空间，经上升管、桥管进入集气管。
700℃的荒煤气在桥管内经过氨水喷洒后温度降至85℃左右，煤气和冷凝下来的焦油氨水一起经吸煤气管道送入煤气回收车间进行煤气净化及焦油回收。
焦炉加热燃用的净化煤气经预热器预热至45℃左右进入地下室，通过下喷管把煤气送入燃烧室立火道，燃烧后的废气经烟道、烟囱排入大气。
冷鼓由焦炉送来的80-83℃的荒煤气，沿吸煤气管道入气液分离器。
经气液分离后，煤气进入初冷器进行两段间接冷却；上段用32℃循环水冷却煤气，下段用16-18℃低温水冷却煤气，使煤气冷却至22℃，然后经捕雾器入电捕焦油器除去悬浮的焦油雾后进入鼓风机，煤气由鼓风机加压送至脱硫工段。
在初冷器下段用含有一定量焦油、氨水的混合液进行喷洒，以防止初冷器冷却水管外壁积萘，提高煤气冷却效果。
由气液分离器分离出的焦油氨水混合液自流入机械化氨水澄清槽，进行氨水、焦油和焦油渣的分离。
分离后的氨水自流入循环氨水中间槽，用泵送到焦炉集气管喷洒冷却荒煤气，多余的氨水（即剩余氨水）送入剩余氨水槽，焦油自流入焦油中间槽，然后用泵将焦油送至焦油贮槽，静置脱水后外售，分离出的焦油渣定期用车送至煤场掺入精煤中炼焦。
脱硫来自冷鼓工段的粗煤气进入脱硫塔下部与塔顶喷淋下来的脱硫液逆流接触洗涤后，煤气经捕雾段除去雾滴后全部送至硫铵工段。
2020咨询工程师继续教育课程-炼油过程能量整体优化技术原理-试题与答案(94分)
咨询工程继续教育-炼油过程能量整体优化技术原理-试题与答案（94分）【试卷总题量: 35，总分: 100.00分】用户得分：94.0分，用时3191秒，通过一、单选题【本题型共15道题】1.对于加氢精制和加氢裂化而言，下列哪一项物质的存在会影响装置安全。
（）A．CO+CO2B．硫、氮和H2SC．HClD．以上都是用户答案：[A] 得分：3.002.由于生产用热大多为连续用热，热负荷相对稳定，因此使用低温热的节能幅度更大，在安排低温热方案时应优先考虑，不属于生产热阱的是（）。
A．低温加工装置的原料和塔底再沸器加热B．加热炉用空气及燃料、动力系统生水、补充化学水、新鲜水加热C．利用低温热发电D．生产辅助系统，用于油品储运系统、罐区加热维温和管线伴热用户答案：[C] 得分：3.003.统计低温热资源量时，需要统计的方面不包括（）。
A．低温热工艺物流的参数：初始温度、冷却温度、流量、热容流率、压力等B．工艺物流在冷公用工程系统中排弃的热量C．装置的工艺条件以及工艺物流的特殊性质对工艺物流的换热、输送的限制条件D．低温热工艺物流的去向用户答案：[D] 得分：3.004.适用于回收低温热的海水淡化方法是（）。
A．多级闪蒸法B．低温多效蒸发法C．反渗透膜法D．溶剂萃取法用户答案：[B] 得分：3.005.中间冷凝器和中间再沸器的使用会使分馏过程的总热负荷( )，有效能降级程度会（)。
A．低，减小B．降低，增大C．不变，减小D．无法确定用户答案：[C] 得分：3.006.低温热利用必须以( )为基础。
A．设备类型B．全厂工艺装置优化C．生产负荷D．外界环境温度用户答案：[B] 得分：3.007.下列哪一项与以污水汽提后的净化水或凝结水代替大吹汽无关。
（）A．降低蒸汽消耗B．降低装置能耗C．减少蒸汽波动对蒸汽管网负荷的影响D．降低电耗用户答案：[D] 得分：3.008.煤产汽成本低于渣油、瓦斯，比较而言宜采用煤产汽；煤产汽宜选用（）的CFB锅炉，可考虑采用IGCC 工艺实现蒸汽和氢气联产。
延迟焦化装置分馏岗位技术问答
延迟焦化装置分馏岗位技术问答延迟焦化装置分馏岗位技术问答1、什么是延迟焦化?答：重质油品经管式加热炉加热到焦化反应所需要的温度，并使之迅速离开加热炉管，在焦炭塔内油品进行裂解和缩合反应，生成的油气由焦炭塔顶逸出，生成的焦炭留在塔内。
在这一过程，焦化反应被推迟到焦炭塔中进行，因此，称为延迟焦化过程。
2、系统压力对延迟焦化反应有何影响?答：系统压力直接影响焦炭塔顶压力的变化，焦炭塔的压力下降使液相油品易于蒸发，也缩短了气相油品在塔内的停留时间，从而降低了反应深度。
压力降低会使蜡油产率增大，而汽、柴油的收率、气体及焦炭的产率都会降低。
如果要取得较高的汽、柴油收率，就应采用较高的操作压力，而要取得较高的液体收率则应采用较低的操作压力。
一般来说操作中焦炭塔的压力控制在0.13～O.24MPa。
3、循环比对延迟焦化反应有何影响?答：循环比对装置的处理能力、产品性质及其分布都有重要的影响。
循环比增大之可使焦化汽、柴油收率增加，焦化蜡油收率减少，焦炭和焦化气体的收率增加。
循环比对装置处理量也有较大的影响。
在焦化加热炉能力确定的情况下，增大循环比将使装置的处理能力减小；降低循环比就可加大新鲜原料的处理能力.近年来延迟焦化工艺的发展趋向是尽量降低循环比，其目的是通过增产焦化蜡油来扩大催化裂化、加氢裂化的原料油量，降低生焦量，提高处理量。
4、原料性质对延迟焦化反应有何影响?答：对于焦化原料来说，日常分析的主要数据有：残炭、硫含量及密度。
其中，最重要的指标是残炭，因为残炭与原料的生焦倾向和生焦量关联性很好，如果残炭较高，则焦炭、气体收率高，液体收率较低，反之亦然。
硫含量主要是影响产品的质量，如果原料的硫含量高，则产品中硫含量也相应上升，特别是石油焦中含硫量会大大上升，同时以焦化产品为原料的后续脱硫装置，处理能力会受到影响。
原料的密度与残炭变化的趋势基本一致，密度增大后，原料泵的排量会受影响，严重时会影响装置的处理量。
5、分析原料渣油的残炭有何意义?答：渣油的康氏残炭值是最常用的预测相对生焦倾向的指标。
灵活焦化工艺介绍及比较
灵活焦化工艺介绍及比较随着世界石油资源重质化和劣质化程度日益加剧，对重油加工工艺提出更高挑战。
当前重油加工主要有两条路线，一条是加氢工艺，一条是脱碳工艺。
基于流化催化裂化和流化焦化技术发展起来的灵活焦化工艺，属于脱碳工艺的一种，不同于延迟焦化工艺，灵活焦化不设加热炉，可避免因炉管结焦引起的装置停工，且灵活焦化工艺为连续操作，将绝大部分石油焦密闭转化为低热值煤气（LHV），环境友好，在未来高油价下对于劣质重油的加工具有越来越高的吸引力。
1.灵活焦化工业化应用灵活焦化装置生产大量的低热值煤气，可部分替代天然气作为炼厂燃料，兼具工艺装置和公用工程的双重角色。
目前，世界上已经投产及在建的灵活焦化装置共有7套，主要情况见表1。
通过不断地扩能始终在增长。
近几年来，原油、天然气价格的持续长高，且原油劣质化程度加剧，延迟焦化工艺加工产生的高硫石油焦的利用成为难题，灵活焦化的优势又凸显出来，目前又有两套灵活焦化装置新建，且多家企业正在洽谈建设灵活焦化装置。
2.灵活焦化流程简述灵活焦化主要包括反应器、加热器、气化器、分馏塔等，流程简图见图1。
1）反应器、分馏塔部分反应器部分由反应器主体及其上部的洗涤器组成，减压渣油先进入洗涤器，与自反应器来的高温油气直接接触，完成热量传递及反应油气的传质与洗涤，洗涤后的反应油气进入分馏塔，完成馏分分离，灵活焦化的分馏塔部分与延迟焦化基本相同；其中反应油气的洗涤至少通过二级洗涤，采用喷嘴或者分布环管形式，通过减压渣油进行粗洗涤，分馏塔分离下来的馏分油进行二次洗涤，减少进入分馏塔的焦粉携带。
换热后的减压渣油及循环油经汽提蒸汽进入焦化反应器，经热焦粉作为热载体加热后发生裂解-缩合反应，生成类似延迟焦化装置的反应油气，经旋风分离器分离出夹带的固体后进入洗涤器；在热焦炭载体表面生成的焦炭经高温汽提后进入流化床加热器。
反应器反应所需热量由加热器返回的热焦粉供给，同时始终保持一股焦粉直接注入反应器的旋风分离器中，防止其堵塞。
分馏系统工艺流程及操作要点
煤油
• 煤油自分馏塔第11#集油箱馏出，进入煤油汽提塔T404。煤油汽提塔 共设10层塔盘，顶部气相返回分馏塔第10#塔盘上部。煤油汽提塔底 部用分馏塔中段回流作热源，由煤油汽提塔底重沸器E407加热至 225℃。煤油自汽提塔底由煤油泵P408抽出，经低温热水冷却至108℃ 分两路，一路经煤油空冷A406、煤油冷却器E408、煤油加药设施，作 为煤油产品出装置，另一路返回裂化原料油缓冲罐。
总则（二）
• 不能只为了控制顶温一味的增大回流量，可以通过调节炉出口温度稳 定顶温。对于分馏系统各塔来说，在调节过程中，如果产品能保证质 量，能用中段回流取热的，尽量用中段回流，因为顶取热不能回收利 用。当然这部分过剩能量也不能太小，否则分馏塔将没有内回流无法 操作，产品分离将不会得到保证。选择适当的回流量对塔的操作很重 要，在进料和转化率有小的波动时，只须将过剩热量做一下调整，即 可保证操作仍在原操作参数下进行。而在处理量低时，应该加大回流 量，同时增加供热量，原因是处理量小，塔内的汽液相负荷小，塔盘 上的液层薄，塔盘效率低，分离效果差，所以增加回流目的是增加塔 内的汽液相负荷，增加产品的分离度，同时也增加了加工费用。
注缓蚀剂系统
• 为了防止H2S对管道、设备的腐蚀，降低其腐蚀速度，在T201顶、 T401顶和T405顶挥发线上注入缓蚀剂。缓蚀剂注入量根据塔顶回流罐 污水铁离子含量来确定。
分馏系统工艺流程及操作要点
三、分馏系统操作要点
温度对塔操作的影响（一）
• 温度是热平衡和物料平衡的主要因素，是决定拔出率和产品质量主要 操作参数，对于每个塔，可以通过控制进料温度、侧线的温度、塔顶 温度和塔底温度来控制产品的拨出率和产品的质量。
脱丁烷塔
• 脱丁烷塔共设40层塔盘，进料至第20#塔盘上部。塔顶控1.45MPa、 81℃，塔顶流出物经脱丁烷塔顶空冷A403、后冷E403，冷凝冷却至 40℃，进入脱丁烷塔顶回流罐V402，气相送出界区净化回收，塔顶油 由脱丁烷塔顶回流泵P403AB抽出，一部分作为回流返塔，另一部分则 作为产品出装置。脱丁烷塔底控161℃，用分馏塔中段回流作热源， 由脱丁烷塔底重沸器E404加热。塔底油自压进入石脑油分馏塔。
延迟焦化装置分馏塔侧线取热优化_蒋良雄
２６－２８ １８－１９
０．５５
Ｄｉｓｃｈａｒｇｉｎｇ ｏｆ ｌｉｇｈｔ ｗａｘ ｏｉｌ
２９－３３ ２０－２２
０．６５
Ｈｅａｖｙ ｗａｘ ｏｉｌ ｃｉｒｃｕｌａｔｉｏｎ
３４－３８ ２３－２５
０．６５
Ｎｏ ｃｉｒｃｕｌａｔｉｏｎ
采用装置稳定阶 段 （即 避 开 暖 塔 和 小 吹 气 阶 段） 现场数据的平均值作为模拟数据，主要包括所有进 料物流的物性参数和装置的操作参数。在建模之前， 对分馏塔系统进行以下必要的分析与简化。 ２．１ 进 料 物 流 数 据 的 处 理
１ 某 石 化 企 业 延 迟 焦 化 装 置 用 能 现 状
目 前 该 装 置 渣 油 处 理 量 ２２５ｔ／ｈ， 相 比 于 原 设 计 值２００ｔ／ｈ提高 了 １２．５％。 尽 管 分 馏 塔 系 统 蒸 气 发 生 量 提 升 了 约 ２ｔ／ｈ、 加 热 炉 注 汽 量 降 低 了 ０．５ｔ／ｈ， 但 增 加 的 ２５ｔ／ｈ 原 料 的 ７０％ 左 右 都 以 高 温 油 气 的 形 式进入 分 馏 塔 中， 其 余 ３０％ 作 为 焦 炭 留 在 焦 炭 塔 中，总体上增加了分馏塔的输入热量。同时，随着 加工原油 的 重 质 化， 进 入 装 置 的 减 压 渣 油 也 变 重， 造成系统传热能力降低，减压渣油与５个侧线循环 换热后的温度也因此降低。这些工况的变动使分馏 塔原来的侧线取热方案不尽合理，具体表现为分馏 塔整体操作温度偏高，塔顶和塔底温度均高过设计 值１０～２０℃。 此 外， 塔 底 焦 粉 颗 粒 随 物 料 进 入 原 料－塔底循 环 油 换 热 器 中， 并 在 该 换 热 器 中 不 断 堆 积，影响其换热能力，这也是分馏塔底温度升高的 重要原因。
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焦化分 馏 塔是 延 迟 焦 化 装 置 的 主要 过 热 源 ， 合 理 安排分 馏 塔取 热 流 程 对 产 品结 构 、 温 热 利 低 用 及设 备投 资 的优 化 具 有 重 要 意 义 ¨ 。 目前 国 Ｊ 内外 关 于延迟 焦化装 置 分馏塔 是否 设置 顶循 取热 流程 的分歧 一 直存 在 ， 内设 计 普 遍 倾 向于设 置 国 顶循 流程 ， 国外 倾 向于采 用 分 馏 塔 顶 冷 回流 取 而
分 馏 塔
至 吸收稳 定
密 度 （０ ℃ ） ｇ・ ｍ一 ２ ／ ｃ （ ） ％ 硫 ， ｗ（ ） ｌ ｇ 氮 ／ ｇ・ ￣
ＡＳ （ ６ ／ ＴＭ Ｄ１ ０） １
１ ％ ５ ％ Ｏ ９ ％Байду номын сангаас ５
１ ０ ．５
３ ５ ．５
９６ ５ ０
图 １ 焦化分馏塔上部的两种取热流程
了 比较。结果表 明 ： 两种流程均可 以达到相 同的分离要 求 ， 对原 油换后 温度没 有影 响； 流程 ２分馏 塔顶蒸 汽分压
低、 温度 高， 有利 于减少 Ｎ １ Ｈ Ｃ 溶液产生 ， 防结盐弹性大 ， 但在线洗盐操作不 易控制且污油量大 ； 于低 温热无法再 对 利用的装 置 ， 流程 ２比流程 １投资多 １６×１ Ｒ ３ ０ ＭＢ￥， 电负荷减少 ２ Ｗ； ９ｋ 对于低温热可回收的装 置 ， 推荐流程 １ 。 关键词 ： 延迟焦化 分馏塔 顶循环取热 塔顶冷回流取热
示 ， 分馏 塔顶循 部 位设 置全抽 出集 油箱 ， 在 通过 顶 循 环油 泵抽 出液 相 ， 分 经 顶 循 空 冷器 冷 却 后 作 部
第 ８期
谢崇亮 等． 焦化分馏塔上部取 热流程 比较
分 馏 塔 顶 冷 回 流 取 热 流 程 （ 程 ２） 图 流 如
后 的粗汽 油作冷 回流 返 回分馏塔 顶 ， 塔顶 油气 总量 大， 油气分压 增加 ， 故塔顶 温度 明显 高于流程 １ 。
２ １ 年 ８月 ０１
炼 油 技 术 与 工 程 Ｐ Ｔ Ｏ Ｅ Ｍ Ｒ ＦＮ Ｒ Ｎ Ｉ Ｅ Ｒ Ｎ Ｅ Ｒ Ｌ Ｕ Ｅ ＩＥ ＹＥ ＧＮ Ｅ ＩＧ
第 ４ 卷第 ８期 １
焦 化 分 馏 塔 上 部 取 热流 程 比较
谢崇亮 ， 李小娜 ， 毕治 国 ， 李爱凌
（ 中国石油工程建设公司华东设计分公司 ， 山东省青 岛市 ２ ６７ ） ６ ０ １
例 ， 过 Ａ Ｐ ＮＰＵ 通 Ｓ Ｅ Ｌ Ｓ和 Ｈ Ｒ 软 件 对 两 种 流 程 ＴＩ
至 吸 收稳 定
的产 品质 量指 标 、 馏塔 顶结 盐 、 资及 能耗 等方 分 投 面进 行分 析 比较 ， 焦 化装 置 分 馏 部 分 的 流程 设 为
计 提 供参考 。 １ 比较基 础
热量。
２ １ 分 馏塔 产 品 ．
采 用 Ａ Ｐ ＮＰ Ｕ ０６进行 模 拟 计 算 ， 收 ＳＥ Ｌ Ｓ２０ 其 率 如表 ２所 示 ， 顶 温度 及产 品指 标如 表 ３所示 。 塔
表 ２ 分 馏 塔 产 品 流 率
Ｔａ ｅ ２ Ｆｌｗ ａｅ ｏ ｒ ｄ ｔ ｂｌ ｏ ｒｔ ｆｐ ｏ ｕｃｓ ｋ ／ｈ ｇ
４４ ５
６９ ８ ８２ ７
Ｆ ｇ １ Ｔ ｗ ｆ ｗ ｄａ ｒ ｍｓ ｏ ｍｏ ｉ ｇ ｈ ａ ｉ ． ｏ ｌ ｉｇ ａ ｆｒ ｏ ｅ ｖｎ ｅｔ
ｆｏ ｃ ｋｎｇ ｆａ ｔｏ ａｏ ｒｍ ｏ ｉ ｒ ｃｉ ｎ ｔｒ
１ ２ 流程 简述 ．
收稿 Ｅ期 ：０ １一 ２—２ ； ｌ ２１ Ｏ ４ 修改稿收到 日期 ：０ １— ５— ３ ２１ ０ ２。 作者简介 ： 谢崇亮 ， 高级工程师 ，９ ６年 ７月 毕业于大庆石 油 １８
分馏塔 顶循 取 热 流 程 （ 程 １ 如 图 １ ａ 所 流 ） （）
学院石油加工专业 ， 现从事炼油设计工作 ， 任该公司总工程师 ，
副总经理。联 系电话 ：５２—８９０ ， － ａ ：ｉ ｈｎｌｎ ＠ ０３ ０５ ￣ Ｅ ｍ ｉ ｘ ｃｏｇａｇ ｌ ｅ ｉ
ｃ ｐ ｃｉｃ 。 ｎ ｃ ｅ．ｎ
摘要 ： 以一套 ５ ６ ／ 延 迟焦化装置为例 ， Ａ Ｐ Ｎ Ｐ ＵＳ和 ＨＴ １ ．０Ｍｔａ 用 ＳＥ Ｌ Ｒ 软件对分馏塔顶循取 热流程 （ 流程 １ 、 ） 分 馏塔顶冷回流取热 流程 （ 流程 ２） 进行 了模拟计算及流程分析 ， 对产品指标 、 分馏塔 顶结盐 、 投资及 能耗等方面进行
１ １ 原料 性质 ．
（） 循取 热流 程 ａ顶 分 馏塔 顶 分 馏塔 顶
体 压缩
该装 置为 减压渣 油进 料 ， 其原 料性 质见表 １ 。
表 １ 减 压 渣 油 主 要 性 质
Ｔ ｂ ｅ １ Ｍａｎ ｐ ｏ ｅ ｔ ｓｏ ａ ｕ ｍ ｅ ｉ ｕ ａ ｌ ｉ ｒ ｐ ｒｉ ｆｖ ｃ ｕ ｒ ｓ ｅ ｅ ｄ
１ ｂ 所示 ， （） 自分 馏塔 顶 三 相 分离 罐 抽 出 的油相 返 回分 馏塔 顶建 立 分 馏塔 内循 环 ， 现 分馏 塔 的传 实
质 传 热过 程 。
２ 对 比分析
比较 原 则为保 证 分馏 塔侧 线产 品收率及 控制 指标 相 同 ， 量 高 温 位 取 热 ， 分 利 用 高 品 质 尽 充
热流 程 。
为 塔顶 过冷 液相 回流 ， 分 直 接返 回集 油 箱 下 部 部 作 内回流 。分馏塔 顶气 相通 过分 馏塔 顶空 冷器 冷 却 后在 三相 分离 罐 中进行分 离 。
分馏塔 顶 分 馏塔顶 空冷器 三 相分 离罐
至气 体压 缩
本 研究 以某 拟建 ５６ ／ ．０Ｍｔａ延迟 焦 化装 置 为
２ ２ 分馏 塔取 热 ． 两种 流程 分馏 塔取 热情 况如 表 ４所示 。
表 ４ 分馏塔取热－ 隋况对 比
Ｔ ｂｅ ４ Ｃ ｍｐ ｒ ｏ ｆ ｅ ｔｒ ｍｏ ｉ ｇ ｆ ｍ ｒ ｃｉ ｎ ｔｒ ａ ｌ ｏ ａ ｉ ｎ ｏ ａ ｅ ｖ ｎ ｏ ｆ ｔ ａｏ ｓ ｈ ｒ ａ ｏ