一种原油蒸馏方法
专利名称一种原油蒸馏方法
技术领域本发明属于石油炼制领域，具体地说涉及一种原油蒸馏方法，更具体地说是一种提高拔出率的原油蒸馏方法。
背景技术原油常减压蒸馏工艺是石油炼制的第一道工序，是通过蒸馏的方法将原油分割成不同馏程范围的组分，以适应产品和下游装置对原料的工艺要求。常规的原油常减压蒸馏工艺多采用“二炉三塔”的流程原油预处理后进入初馏塔(或闪蒸塔)，然后经常压炉加热进入常压蒸馏塔，常压蒸馏塔底油经减压炉加热由减压转油线送到减压蒸馏塔，完成对原油的常压蒸馏和减压蒸馏，获得满足质量要求的产品和下游装置的原料。通常以装置轻馏分油的总拔出率及渣油中& 500°C馏分含量作为衡量装置运行的指标。近年来，世界石油需求量随世界经济的发展逐年增加。世界原油资源供应中重油和超重油的供应比例逐步增加，轻质油、中质油的供应比例持续下降。因此，提高原油常减压蒸馏中的轻油拔出率，降低常减压装置能耗，提高装置经济效益成为全球炼化行业共同关注的课题。并且随着我国国民经济的快速发展，我国石油消费总量在2020年预计将突破 6. 5亿吨，原油的对外依存度将达到50 % 60 %。合理利用原油资源，优化加工工艺已是我国石油化工势在必行之举。在装置大型化及炼化一体化新型炼厂设计中，身为“龙头”的原油常减压蒸馏装置在资源利用最大化、能源利用节约化、操作成本合理化、规模投资最佳化，实现我国石油化工产业的可持续发展中具有举足轻重的地位。因此，新建原油蒸馏装置要求较高的切割深度，减压渣油中500°C以下馏分含量要小于5% (质量)，甚至更低；许多老的常减压装置在要求更高切割点的同时，面临加工规模不能满足处理量要求和原油品种不断变化的情况，需要对装置进行扩能改造，消除“瓶颈”， 提高原油蒸馏能力。为此，国内外学者对原油常减压装置的减压深拔、节能降耗、减少投资进行了比较深入的研究，取得了很大的进步。发展方向主要集中在以下几个方面(1)优化减压抽真空系统，提高减压分馏塔顶的真空度；( 采用新型、高效填料和直接接触式传热方式，减少塔总压降，保持较高的闪蒸段真空度；(3)改进转油线设计，降低转油线压降和温降；(4) 优化洗涤段设计和操作，强化洗涤段的分馏概念；( 开发新型高效的气体和液体分布器；采用强化原油蒸馏法等。 专利US717^586发表了一种提高原油蒸馏馏分油收率的方法，方法一是从塔内侧线抽出气相物流，进行分离得到产品，一部分气相返回塔内；方法二是进料混合物按沸点高低加热分离为轻馏分、中间馏分、重馏分，然后分别在不同的进料位置进入塔内进行分馏， 从侧线依次抽出轻、重馏分。方法一相当于侧线加了一个汽提塔，改善了馏分油质量。但一定程度增加了装置投资和能耗；方法二实现了轻、重馏分分段进料，改善了原油蒸馏分馏塔的操作，有利于提高馏分油收率，但把已经从混合进料中分离出来的轻馏分再次送入塔内进行分馏，重复操作增加装置能耗且没有降低塔的负荷。
专利CN2242892Y公开了一种复合原油蒸馏减压蒸馏塔，塔底设有一个液封装置与上部隔开，并有一个真空系统接口与塔顶真空系统相连。该实用新型通过液封装置将减压蒸馏塔的精馏段和下部的深拔段隔开，可以将油品质量和拔出率分别予以考虑，可以相对地提高减压拔出率，但深拔的油品质量很难满足下游装置对原料的工艺要求，同时该实用新型的塔结构复杂，塔顶真空系统负荷高，装置能耗相对会高。专利CN1884441A公开了提高石油常减压蒸馏轻油收率的方法，将含松脂的添加剂加到石油常减压蒸馏塔的原油中，通过改变原油分子间的作用力而提高常减压蒸馏的轻油收率。但该方法没有在工艺技术根本上改变蒸馏技术，而且要消耗大量的添加剂，增加了装置运行成本和添加化学试剂的操作难度。专利US4717468发表了一种利用最低的能耗获得最大回收率的蒸馏工艺，是通过在进料中混入惰性气体，从而最大幅度地降低进料在加热炉中的停留时间和分压，通过维持进料一定的过气化率来优化加热炉出口温度，保持最低的加热炉出口温度，从而降低能耗。该方法可以在避免油品裂解的前提下最大幅度地加热进料，且降低其分压提高进料气化率，有利于提高拔出率。但注入惰性气体增加了塔顶冷凝和抽真空系统的负荷及装置运行成本，抵消其降低加热炉能量消耗，其装置的能耗水平尚有待研究。专利CN1287872A发表了一种带有深度汽提过程的原油常减压蒸馏方法，是在减压蒸馏塔侧并联一个洗涤罐，减压蒸馏塔的进料段与汽提段由液封隔离分布器隔开，汽提段的油气通过连通管进入洗涤罐的下部，取自减压蒸馏塔减三线出料的吸收油经冷却后由洗涤罐上部进入向下喷淋与向上的油气逆向传质传热，洗涤罐的罐顶油气出料返回减压蒸馏塔的上部，罐底出料作为洗涤油返回减压蒸馏塔。该工艺通过增设洗涤罐使减压蒸馏塔汽提段经历了一个深度汽提的过程，有利于提高减压拔出率。但该方法只是对减压蒸馏塔汽提段进行了优化改进，用质量较好的减三线油作为洗涤油，在经济效益上尚待研究。专利CNA公开了一种带有减压闪蒸塔的常减压蒸馏方法和设备，是在常压渣油入减压炉前设置一个减压闪蒸塔。闪蒸塔底油进减压加热炉，闪蒸塔顶气进入与闪蒸塔顶气馏分相近的某个侧线产品抽出口的上方或下方。该方法通过增加减压闪蒸塔改进常减压装置的流程，达到提高处理量，提高拔出率，降低能耗的目的。但常压蒸馏塔底油入闪蒸塔，由于常压蒸馏塔底油的温度相对较低，再加上炉前闪蒸塔的真空度相对不高，闪蒸塔闪蒸气化的作用有限，而且闪蒸塔顶气相入减压蒸馏塔，相当于闪蒸后减压蒸馏塔分段进料，没有在根本上改变减压蒸馏塔的分馏作用。近些年来，减压蒸馏装置中以大直径(一般直径可以达到ail以上)低速减压转油线技术逐渐取代了以往的高速转油线，其目的是在保证减压蒸馏塔进料段汽化分率的条件下，尽可能降低减压炉出口温度，以防止炉管结焦。或者说，是在规定的炉出口温度下，尽可能提高塔进料段汽化率，以提高产品分率。为达到这一目的，只有尽可能降低炉管和转油线压降，使油品汽化点提前。由于转油线必须采用15m以上(以保证气液相有一定的分层时间，有利于提高产品质量和减压蒸馏塔拔出率)，因此大直径长距离的转油线占减压蒸馏装置投资的较大比例，同时热量损失和压降增加等因素均不利于减压蒸馏塔的操作，且形成的热应力、热位移在安全性上给设计和安装造成一定的难度发明内容
针对现有技术的不足，本发明提供一种原油蒸馏方法，可以明显提高减压蒸馏过程中的拔出率，降低装置能耗，并减少装置投资。本发明工艺技术先进合理，能耗水平低，设备投资少，减压渣油收率低，用于旧装置的改造，具有设备改造量少、投资低，改造工期短， 装置收益明显快捷等优点；用于新装置的设计建设，具有工艺合理先进，能耗水平低，规模投资小，设备占地少等特点。本发明原油蒸馏方法包括常压蒸馏和减压蒸馏，在常压蒸馏塔和减压炉之间设置一级闪蒸塔，取消减压炉出口至减压蒸馏塔间的减压转油线，在减压炉与减压蒸馏塔之间设置二级闪蒸塔，常压蒸馏塔塔底重油(以下称常底油)即常底油与循环减压渣油混合后进入一级闪蒸塔，一级闪蒸塔顶气相(以下称一闪气)即一闪气经换热、冷凝为液相作为产品；一级闪蒸塔底油(以下称一闪油)即一闪油经减压炉加热到390°C 420°C进入二级闪蒸塔，二级闪蒸塔顶气相(以下称二闪气)即二闪气经换热、冷凝为液相作为产品；二级闪蒸塔底油(以下称二闪油)即二闪油引入减压蒸馏塔闪蒸段进行减压蒸馏，从减压蒸馏塔侧线抽出适宜馏分的产品，减压蒸馏塔塔底抽出减压渣油部分送出装置，部分循环与常底油混合进入一级闪蒸塔。本发明原油蒸馏方法中，与常底油混合进入一级闪蒸塔的循环减压渣油的量根据装置的处理负荷、加工原油的品种以及所要求切割深度等因素来确定，通常为减压蒸馏塔塔底出料重量的20 % 70 %。本发明原油蒸馏方法中所述的一级闪蒸塔为立式结构，塔中可以设置1 3块塔板。常底油和循环减压渣油混合入一级闪蒸塔，利用高温循环减压渣油加热常底油，使其中较轻的馏分在一级闪蒸塔闪蒸出来不再进入减压炉和减压蒸馏塔。塔顶操作压力通过一闪气换热冷凝后分液罐上的气相出口控制，控制压力为5kPa 60kPa，优选为5kPa 20kPa。本发明原油蒸馏方法中所述的二级减压闪蒸塔为立式结构，主要用于减压炉出口气化率很高的物流的气液分离和轻馏分的减压闪蒸，塔中可以设置1 3块塔板。塔顶操作压力通过二闪气换热冷凝后分液罐上的气相出口控制，控制压力为 lOkPa。本发明原油蒸馏方法中，一闪气与装置内需加热物流换热后冷凝为液相引出装置，或者与减压蒸馏塔的某一种或某几种馏分混合引出装置。本发明原油蒸馏方法中，二闪气与入减压炉的一闪油换热或与装置内其他物流换热后冷凝为液相引出装置，或者与减压蒸馏塔的某一种或某几种馏分混合引出装置。本发明原油蒸馏方法中，常压部分与常规常减压装置相同，在减压炉之前常压蒸馏塔和减压炉之间设置一级闪蒸塔，取消减压炉出口减压转油线，在减压炉与减压蒸馏塔之间设置二级闪蒸塔，两个闪蒸塔通过管道与减压炉、减压蒸馏塔相连接。一级闪蒸塔和二级闪蒸塔分别有液位检测控制。所述的减压蒸馏塔可以是燃料型减压蒸馏塔，也可以是润滑油型减压蒸馏塔；可以采用湿式操作，也可采用微湿式或干式操作；侧线产品数目不限，根据产品需要和原油品种来确定。本发明原油蒸馏方法中，其它技术内容，如常压炉、常压蒸馏塔、减压炉、减压蒸馏塔是本领域技术人员熟知的技术内容。本发明减压蒸馏塔、一级闪蒸塔和二级闪蒸塔可以共用一套抽真空系统，设置控制装置分别控制各自真空度；也可以设置各自的抽真空系统分别抽真空操作；也可以一级闪蒸塔单独设置抽真空系统，二级闪蒸塔和减压蒸馏塔共用一套抽真空系统。常底油在一级闪蒸塔中将轻馏分闪蒸出来，又在减压炉加热气化后在二级闪蒸塔进行进一步减压闪蒸，大大降低了减压蒸馏塔气相负荷，从而降低了减压蒸馏塔抽真空负荷，虽然使用各自抽真空系统或共用一套抽真空系统，但实际并没有增加装置总的抽真空负荷。减压蒸馏塔和减压闪蒸塔的抽真空操作可以采用本领域常规的方法和设备。与现有技术相比，本发明具有以下优点1)减压渣油部分循环回炼，显著降低了减压渣油收率，提高了馏分油的收率。2)常底油和循环减压渣油在一级闪蒸塔进行闪蒸，使其中较轻的馏分闪蒸出来不再进入减压炉和减压蒸馏塔，一方面充分利用了减压渣油所携带的热量；另一方面有利于降低减压炉炉管内气速，降低减压炉的负荷，降低装置能耗；此外，还降低了减压蒸馏塔气相负荷，有利于老装置的扩能改造。3) 一级闪蒸塔保持较高的真空度，使减压炉内压力更低，常底油在减压炉内气化点提前，在要求相同炉出口气化率的前提下，有利于降低减压炉负荷，降低装置能耗。4)取消减压转油线，避免了粗管径、大管长转油线低速段所造成的转油线热位移， 优化了减压蒸馏工艺设计。经核算，闪蒸塔的成本明显低于粗管径、大管长转油线的成本。5)减压炉一二级闪蒸塔一减压蒸馏塔的流程，缩短了常底油加热一进入减压蒸馏塔的工艺流程，大大降低了现有技术中减压转油线的过程压降和热量损失，使减压炉内压力更低，常底油在减压炉内气化点提前，炉出口气化率更高。6) 二闪油单独进入减压蒸馏塔，二闪气不进入减压蒸馏塔，大幅降低减压蒸馏塔的处理负荷，消除了减压蒸馏塔处理量的“瓶颈”，有利于旧装置的扩能改造。二闪油单独进入减压蒸馏塔，一定程度上减少了减压蒸馏塔所需的理论板，可以适当减少塔高及塔径，节省装置投资。二闪油单独进入减压蒸馏塔，二闪气不进入减压蒸馏塔，降低了减压蒸馏塔的气相负荷，使全塔压降降低，有利于提高减压拔出率，而且大幅降低了减压蒸馏塔顶冷凝和抽真空负荷。实现了减压蒸馏低能耗、高真空、高拔出率操作。有效降低价值低的减压渣油的收率。7) 二闪油单独进入减压蒸馏塔，避免了气液混合进料所造成的气相夹带，保证了减压侧线产品质量。8)利用闪顶气(一闪气和二闪气)大量的显热和潜热加热装置内物流，降低装置能耗。9)本发明工艺技术先进合理，能耗水平低，设备投资少，减压渣油收率低，对于旧装置的改造，具有设备改造量少、投资低，改造工期短，装置收益明显快捷等优点；对于新装置的设计建设，具有工艺合理先进，能耗水平低，规模投资小，设备占地少等特点。
图1为本发明一种原油蒸馏方法的流程示意图。其中1为常压炉，2为减压炉，3为常压蒸馏塔，4为减压蒸馏塔，5为一级闪蒸塔， 6为二级闪蒸塔，7为预处理后原油，8为常底油，9为常顶产品，10为常压馏分油，11为一闪油，12为一闪气，13为二闪油，14为二闪气，15为抽真空系统，16为闪顶产品，17为减压馏分油，18为外排减压渣油，19为循环减压渣油，20为汽提蒸汽。
具体实施例方式本发明是在减压炉2和常压蒸馏塔3之间设置一级闪蒸塔5 ；取消减压转油线，在减压炉后设置二级闪蒸塔6。预处理后原油7经常压炉1加热到350°C 370°C进入常压蒸馏塔3进行常压蒸馏。塔顶得到常顶产品9，侧线抽出常压馏分油10，塔底抽出常底油8。常底油8和循环减压渣油19 一起进入一级闪蒸塔5。一闪气12由塔顶经换热器与装置内冷物流换热，再经冷凝器冷却后进入闪顶气分液罐分液，分液罐底液相作为闪顶产品16液相出料，分液罐气相连接抽真空系统15控制塔顶压力在5kPa 20kPa。一闪油11进入减压炉2加热升温到 390°C 420°C进入二级闪蒸塔6。二闪气14由塔顶经换热器与装置内冷物流换热，再经冷凝器冷却后进入闪顶气分液罐分液，分液罐底液相作为闪顶产品16液相出料，分液罐气相连接抽真空系统15控制塔顶压力在 lOkPa。二闪油进入减压蒸馏塔4闪蒸段。在汽提蒸汽20和减压蒸馏塔顶抽真空系统15的作用下进行减压蒸馏，得到塔中侧线产品17 出料。减压渣油经泵加压，一部分作为外排减压渣油18出料；另一部分作为循环减压渣油 19返回一级闪蒸塔5进行回炼。本发明减压渣油部分循环回减压炉前一级闪蒸塔以及减压炉后带有二级闪蒸塔的原油蒸馏方法及设备，改进了原油常减压蒸馏工艺，不仅利用高温循环减压渣油所携带的热量在减压闪蒸塔内把常底油中较轻的馏分蒸发出来；而且利用减压炉后二级减压闪蒸提高了轻馏分油的收率，一方面降低了减压渣油的收率，提高装置经济效益；另一方面降低了减压炉和减压蒸馏塔的负荷，节省设备投资，降低装置能耗。经模拟计算证实，处理相同的原料本发明工艺方法较现有工艺路线的渣油收率少5 9个百分点(质量)，减压炉负荷降低10% 15%。本发明在设计或改造中，可以考虑把一级闪蒸塔和二级闪蒸塔垂直叠放，减压炉位高设置在两塔之间，二级闪蒸塔塔底出料尽可能以水平管道靠近减压蒸馏塔闪蒸段。从而减少设备和管道压降，节省占地。本发明在装置开工时，常压部分按常规常减压装置开工进行，减压部分先可以开大减压炉负荷，加热进料到390°C 400°C，保证减压蒸馏正常操作。开工正常后，逐渐调整循环减压渣油量，同时调整减压炉和减压蒸馏塔抽真空负荷，保证减压蒸馏塔操作正常，减压馏分油质量满足要求后，按照要求的切割深度加大循环减压渣油量，同时调整减压炉和减压蒸馏塔操作，直至设备运行稳定、操作正常，产品质量合格，切割深度符合要求。实施例1 本发明的方法用于某新建原油常减压装置的设计。预处理和常压部分与常规常减压装置相同。减压部分装置的处理量为120万吨/ 年，减压流程包括一级闪蒸塔、减压炉、二级闪蒸塔、减压蒸馏塔。减压蒸馏塔为规整填料塔，采用湿式工艺操作，塔底吹汽量为塔进料的(质量)，塔顶操作压力为1.315kPa，全塔压降为600Pa 750Pa。常底油以150吨/小时进料入减压部分，与370°C 390°C的循环减压渣油一起进入一级闪蒸塔，一级闪蒸塔顶压力控制为5kPa 20kPa。在一级闪蒸塔绝热闪蒸后一闪气占常底油16% 20% (质量)。一闪油经减压炉加热升温到390°C 420°C进入二级闪蒸塔，二级闪蒸塔顶压力控制为 lOkPa。二闪油引入减压蒸馏塔闪蒸段，从减压蒸馏塔侧线抽出产品。减压渣油从塔底经泵加压出料，一半出装置，一半循环回一级闪蒸塔。—闪气和二闪气分别经塔顶换热冷凝分液，液相作为产品，不凝气由抽真空泵抽出，保持塔内真空度。下表列出了采用本发明(方案A)和采用带有减压闪蒸塔的常减压蒸馏方法及设备的专利CNA(方案B)在减压拔出率、装置能耗、投资等方面进行模拟研究的数据对比。方案A与方案B对比情况
1.一种原油蒸馏方法，包括常压蒸馏和减压蒸馏，其特征在于在常压蒸馏塔和减压炉之间设置一级闪蒸塔，取消减压炉出口至减压蒸馏塔间的减压转油线，在减压炉与减压蒸馏塔之间设置二级闪蒸塔，常压蒸馏塔塔底重油即常底油与循环减压渣油混合后进入一级闪蒸塔，一级闪蒸塔顶气相即一闪气经换热、冷凝为液相作为产品；一级闪蒸塔底油即一闪油经减压炉加热到390°C 420°C进入二级闪蒸塔，二级闪蒸塔顶气相即二闪气经换热、 冷凝为液相作为产品；二级闪蒸塔底油即二闪油引入减压蒸馏塔闪蒸段进行减压蒸馏，从减压蒸馏塔侧线抽出适宜馏分的产品，减压蒸馏塔塔底抽出减压渣油部分送出装置，部分循环与常底油混合进入一级闪蒸塔。
2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于与常底油混合进入一级闪蒸塔的循环减压渣油的量为减压蒸馏塔塔底出料重量的20% 70%。
3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于一级闪蒸塔的压力为 60kPa，优选为 ^Pa
4.按照权利要求1所述的方法，其特征在于二级闪蒸塔的压力为3kPa lOkPa。
5.按照权利要求1所述的方法，其特征在于一级闪蒸塔和二级闪蒸塔为立式结构。
6.按照权利要求5所述的方法，其特征在于一级闪蒸塔和二级闪蒸塔设置1 3块塔板。
7.按照权利要求1所述的方法，其特征在于减压蒸馏塔是燃料型减压蒸馏塔，或者是润滑油型减压蒸馏塔。
8.按照权利要求1所述的方法，其特征在于减压蒸馏塔、一级闪蒸塔和二级闪蒸塔共用一套抽真空系统，设置控制装置分别控制各自真空度。
9.按照权利要求1所述的方法，其特征在于减压蒸馏塔、一级闪蒸塔和二级闪蒸塔设置各自的抽真空系统分别抽真空操作。
10.按照权利要求1所述的方法，其特征在于一级闪蒸塔单独设置抽真空系统，二级闪蒸塔和减压蒸馏塔共用一套抽真空系统。
本发明公开了一种原油蒸馏方法，在常压蒸馏塔和减压炉之间设置一级闪蒸塔，取消减压炉出口至减压蒸馏塔间的减压转油线，在减压炉与减压蒸馏塔之间设置二级闪蒸塔，常压蒸馏塔塔底重油即常底油与循环减压渣油混合后进入一级闪蒸塔，一级闪蒸塔顶气相经换热、冷凝为液相作为产品；一级闪蒸塔底油经减压炉加热进入二级闪蒸塔，二级闪蒸塔顶气相经换热、冷凝为液相作为产品；二级闪蒸塔底油引入减压蒸馏塔闪蒸段进行减压蒸馏。与现有技术相比，本发明一方面降低了减压渣油的收率，提高装置经济效益；另一方面降低了减压炉和减压蒸馏塔的负荷，节省设备投资，降低装置能耗。
文档编号C10G7/00GKSQ
公开日日 申请日期日 优先权日日
发明者张龙 申请人:中国石油化工股份有限公司, 中国石油化工股份有限公司抚顺石油化工研究院原油常压蒸馏塔稳态过程的数据协调与过失误差检测_百度文库
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原油常压蒸馏塔稳态过程的数据协调与过失误差检测
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&&&& &&&& &&&& &&&&&&&&第三章 原油蒸馏过程&&&&&&&&&&&&第一节概述&&&&&&&&原油是极其复杂的混合物，通过原油的蒸馏可以按所制定的产品方案将其分割成直馏汽油、煤油、轻柴油或重柴油馏分及各种润滑油馏分和渣油等。原油蒸馏是石油加工中第一道不可少的工序，故通常称原油蒸馏为一次加工，其他加工工序则称为二次加工。蒸馏过程得到的这些半成品经过适当的精制和调合便成为合格的产品，也可以按不同的生产方案分割出一些二次加工过程所用的原料，如重整原料、催化裂化原料、加氢裂化原料等，以便进一步提高轻质油的产率或改善产品质量。&&&&原油的一次加工能力即原油蒸馏装置的处理能力，常被视为一个国家炼油工业发展水平的标志。2006年，世界原油蒸馏装置加工能力为4258.96Mt/a，中国原油蒸馏装置加工能力约达350Mt/a，居世界第二位；原油加工量达到307.0Mt/a，四大类成品油(汽油、柴油、煤油和航煤)产量达到188.0Mt/a。按照目前国内主要炼油装置规划情况，预计年我国装置能力将增长约100Mt/a，主要新建装置集中于华东、华南、西南地区。&&&&目前我国常减压蒸馏装置单套的加工能力最大为12.0Mt/a，国外最大已达12.5Mt/a。&&&&&&&&&&&&第二节原油的脱盐脱水&&&&&&&&在进行常减压蒸馏时，必须进行原油的预处理。传统的原油预处理是指对原油进行脱盐脱水，随着高酸值原油数量的增加，原油的预处理现也包括脱酸部分。&&&&一、原油的脱盐脱水&&&&原油从油田开采出来后，必须先在油田进行初步的脱盐脱水，以减轻在输送过程中的动力消耗和管线腐蚀。但由于原油在油田的脱盐脱水效果很不稳定，含盐量及含水量仍不能满足炼厂的需要。&&&&（一）原油含盐含水的危害&&&&①增加能量消耗原油在蒸馏过程中要经历汽化、冷凝的相变化，水的汽化潜热很大(2255kJ/kg)，若水与原油一起发生相变时，必然要消耗大量的燃料和冷却水。而且原油在通过换热器、加热炉时，因所含水分随温度升高而蒸发，溶解于水中的盐类将析出且在管壁上形成盐垢，这不仅降低了传热效率，也会减小管内流通面积而增大流动阻力，水汽化之后体积明显增大，系统压力上升，导致泵出口压力增大，动力消耗增大。&&&&②干扰蒸馏塔的平稳操作水的分子量比油小得多，水汽化后使塔内气相负荷增大，含水量的波动必然会打乱塔内的正常操作，轻则影响产品分离质量，重则因水的“爆沸”而造成冲塔事故。&&&&③腐蚀设备氯化物，尤其是氯化钙和氯化镁，在加热并有水存在时，可发生水解反应放出HCl，后者在有液相水存在时即成盐酸，造成蒸馏塔顶部低温部位的腐蚀。&&&&CaCl2+2H2O→Ca(OH)2+2HCl&&&&MgCl2+2H2O→Mg(OH)2+2HCl&&&&当加工含硫原油时，虽然生成的FeS能附着在金属表面上起保护作用，可是，当有HCl存在时，FeS对金属的保护作用不但被破坏，而且还加剧了腐蚀。&&&&Fe+H2S→FeS+H2&&&&FeS+2HCl→FeCl2+H2S&&&&④影响二次加工原料的质量原油中所含的盐类在蒸馏之后会集中于减压渣油中，当渣油进行二次加工时，无论是催化裂化还是加氢脱硫都要控制原料中钠离子的含量，否则将使催化剂中毒。含盐量高的渣油作为延迟焦化的原料时，加热炉管内因盐垢而结焦，产物石油焦也会因灰分含量高而降低等级。&&&&为了减少原油含盐含水对加工的危害，目前对设有重油催化裂化装置的炼厂提出了深度电脱盐的要求：脱后原油含盐量要小于3mg/L，含水量小于0.2%。&&&&（二）原油脱盐脱水原理&&&&原油中的盐大部分能溶于水，为了能脱除悬浮在原油中的盐细粒，在脱盐脱水之前向原油中注入一定量不含盐的清水，充分混合，然后在破乳剂和高压电场的作用下，使微小水滴聚集成较大水滴，借重力从油中分离，达到脱盐脱水的目的，这通常称为电化学脱盐脱水过程。&&&&含水的原油是一种比较稳定的油包水型乳状液（见图3-1），之所以不易脱除水，主要是由于它处于高度分散的乳化状态。特别是原油中的胶质、沥青质、环烷酸及某些固体矿物质都是天然的乳化剂，它们具有亲水或亲油的极性基团。因此，极性基团浓集于油水界面而形成牢固的单分子保护膜。&&&&&&&&图3-1乳化剂形成“油包水”型乳化液的示意图&&&&保护膜阻碍了小颗粒水滴的凝聚，使小水滴高度分散并悬浮于油中，只有破坏这种乳化状态，使水珠聚结增大而沉降，才能达到油与水的分离目的。&&&&水滴的沉降速度符合球形粒子在静止流体中自由沉降的斯托克斯定律：&&&&（3-1）&&&&式中u——水滴沉降速度，m/s&&&&d——水滴直径，m&&&&——水的密度，kg/m3&&&&——油的密度，kg/m3&&&&——油的运动粘度，m2/s&&&&g——重力加速度，m/s2&&&&由式（3-1）可知，要增大沉降速度，主要取决于增大水滴直径和降低油的粘度，并使水与油密度差增加，前者由加破乳化剂和电场力来达到目的；后者则通过加热来实现。破乳化剂是一种与原油中乳化剂类型相反的表面活性剂，具有极性，加入后便削弱或破坏了油水界面的保护膜，并在电场的作用下，使含盐的水滴在极化、变形、振荡、吸引、排斥等复杂的作用后，聚成大水滴（图3-2）。同时，将原油加热到80~120℃，不但可使油的粘度降低，而且增大水与油的密度差，从而加快了水滴的沉降速度。&&&&&&&&图3-2高压电场中水滴的偶极聚结&&&&（三）原油电脱盐工艺流程&&&&原油的二级脱盐脱水工艺原理流程示意图如图3-3所示。&&&&&&&&&&&&图3-3原油二级脱盐脱水工艺原理流程&&&&原油在与热源换热后加入水、破乳剂，通过静态混合器达到充分混合后从底部进入脱盐罐。一级脱盐罐脱盐率在90%~95%之间，在进入二级脱盐罐之前，仍需注入淡水，一级注水是为了溶解悬浮的盐粒，二级注水是为了增大原油中的水量，以增大水滴的偶极聚结力。脱水原油从脱盐罐顶部引出，经接力泵送至换热、蒸馏系统。脱出的含盐废水从罐底排出，经隔油池分出污油后排出装置。&&&&（四）影响脱盐脱水的因素&&&&针对不同原油的性质、含盐量多少和盐的种类，合理地选用不同的电脱盐工艺参数。&&&&1.温度&&&&温度升高可降低原油的粘度和密度以及乳化液的稳定性，水的沉降速度增加。若温度过高(140℃)，油与水的密度差反而减小，同样不利于脱水。同时，原油的导电率随温度的升高而增大，所以温度太高不但不会提高脱水、脱盐的效果，反而会因脱盐罐电流过大而跳闸，影响正常送电。因此，原油脱盐温度一般选在105℃~140℃。&&&&2.压力&&&&脱盐罐需在一定压力下进行，以避免原油中的水轻组分汽化，引起油层搅动，影响水的沉降分离。操作压力视原油中轻馏分含量和加热温度而定，一般在0.8MPa~2MPa。&&&&3.注水量及注水的水质&&&&在脱盐过程中，注入一定量的水与原油混合，将增加水滴的密度使之更易聚结，同时注水还可以破坏原油乳化液的稳定性，对脱盐有利。注水量一般为5%~7%。增加注水量，脱盐效果会提高，但注水过多，会引起电极间出现短路跳闸。&&&&4.破乳剂和脱金属剂&&&&破乳剂是影响脱盐率的最关键的因素之一。近年来随着新油井开发，原油中杂质变化很大，而石油炼制工业对馏分油质量的要求也越来越高，针对这一情况，许多新型广谱多功能破乳剂问世，一般都是二元以上组分构成的复合型破乳剂。破乳剂的用量一般是10μg/g~30μg/g。&&&&为了将原油电脱盐功能扩大，近年来开发了一种新型脱金属剂，它进入原油后能与某些金属离子发生螯合作用，使其从油转入水相再加以脱除。这种脱金属剂对原油中的Ca2+、Mg2+、Fe2+的脱除率可分别达到85.9%、87.5%和74.1%，脱后原油含钙可达到3μg/g以下，能满足重油加氢裂化对原料油含钙量的要求。由于减少了原油中的导电离子，降低了原油的电导率，也使脱盐的耗电量有所降低。&&&&5.电场梯度&&&&单位距离上的电压称为电场梯度。电场梯度越大，破乳效果越好。但电场梯度大于或等于电场临界分散梯度时，水滴受电分散作用，使已聚集的较大水滴又开始分散，脱水脱盐效果下降。我国现在各炼油厂采用的实际强电场梯度为500V/cm~100V/cm，弱电场梯度为150V/cm~300V/cm。&&&&二、原油脱酸&&&&目前世界原油市场上高酸值原油(总酸值大于1.0mgKOH/g)的产量占全球原油总产量的5%左右,并且每年还在以0.3%的速度增长。而且随着油田的深度开发，原油酸值还有不断上升的趋势，这将给高酸值原油的加工带来极大的困难。&&&&（一）加工含酸原油面临的问题&&&&石油中的酸性含氧化合物包括环烷酸、芳香酸、脂肪酸和酚类等，总称为石油酸。环烷酸约占石油酸性含氧化合物的90%左右，因此原油中酸的腐蚀主要是环烷酸的腐蚀。&&&&在石油炼制过程中,环烷酸的腐蚀性极强,酸值在0.5mgKOH/g以上就会产生强烈腐蚀,因加工高酸值原油引起的设备腐蚀而造成的泄漏、停车事故时有发生,直接影响着生产安全及运转周期,造成巨大的经济损失。&&&&（二）原油脱酸的机理&&&&由于原油中的环烷酸为油溶性，用一般的方法难以脱除，通过向原油中加入适当的中和剂及增溶剂，使原油中的环烷酸和其他酸与中和剂反应,将其先转化为水溶性或亲水的化合物即生成盐进人溶剂相及水相，在破乳剂的共同作用下，在一定的电场强度和温度下将原油中的环烷酸除去。环烷酸脱除及回收的流程示意图如图3-4所示。&&&&&&&&&&&&图3-4环烷酸脱除及回收流程示意图&&&&（三）影响因素&&&&1中和剂的用量&&&&原油中注中和剂的目的是为了中和原油中的有机酸，使其生成亲水的盐类，从而使其随着水分的脱除而脱除，因此，中和剂用量的选择非常关键，太大会导致油水乳化严重，造成脱后含水高，太小则不能将有机酸充分中和，降低脱酸率。&&&&2破乳剂&&&&使用中和剂时，随着中和剂用量的增大，中和率的提高，原油乳化程度加重，如果采用一些性能优良的破乳剂，可以有助于原油破乳脱水。因此，需要选择合适的破乳剂。&&&&破乳剂的作用就是破坏原油中形成的乳化膜，对确定的破乳剂，破乳作用的好坏，还与破乳剂用量有关。破乳剂用量的大小，取决于原油中乳化膜的多少，这个量必须通过试验才能确定。&&&&3增溶剂的用量&&&&加人增溶剂的目的是为了促进生成的环烷酸盐在水中的溶解，提高脱酸率，合适的增溶剂用量应通过试验来确定。&&&&4原油脱酸电场强度&&&&在电场作用下，原油中的乳化液滴沿电场方向极化，各相邻液滴间的静电作用力促使它们聚结下沉，相邻液滴间的聚结力与偶极距成正比。电场对原油破乳脱水有明显作用，加上适当电压，原油中悬浮的微小水滴迅速聚结下沉。电场强度增大时，微小水滴的聚结作用增强，同时大水滴间的分散作用也增大，所以，脱酸电场要考虑几方面的相互作用。电场强度选一般选在900~1000V/cm。&&&&5原油脱酸温度&&&&原油粘度降低，油水界面张力减小，水滴膨胀使乳化膜强度减弱。水滴热运动增加，碰撞结合机会增多，乳化剂在油中溶解度增加，所有这些均导致原油中乳化水滴破乳聚结，有利于脱酸。合适的脱酸温度为110~130℃。&&&&6注水量&&&&原油注水的目的是为了溶解油中的环烷酸盐类，从而使其随着水分的脱除而脱除，因此，注水量的选择非常关键，太大会导致脱盐电耗增加，甚至跳闸，造成脱后含水高，太小则不能将油中的环烷酸盐洗除。&&&&第三节原油常减压蒸馏工艺流程&&&&在炼油厂中，可以遇到多种形式的蒸馏操作，归纳起来有三种类型。闪蒸（平衡汽化）、简单蒸馏（渐次汽化）和精馏。平衡汽化的逆过程称为平衡冷凝，它们都可以使混合物得到一定程度的分离，但这种分离是比较粗略的。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，其分离效果优于平衡汽化，但分离程度还是不高。精馏是分离液相混合物的很有效的手段，精馏有连续式和间歇式两种。采用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。原油蒸馏装置采用的是精馏过程&&&&原油蒸馏流程，就是原油蒸馏生产的炉、塔、泵、换热设备、工艺管线及控制仪表等按原料生产的流向及加工技术要求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。原油蒸馏过程中，在一个塔内分离一次称一段汽化。原油经过加热汽化的次数，称为汽化段数。&&&&汽化段数一般取决于原油性质、产品方案、处理量等。原油蒸馏装置汽化段数可分为以下几种类型：&&&&①一段汽化式：常压；&&&&②二段汽化式：初馏(闪蒸)-常压；&&&&③二段汽化式：常压—减压；&&&&④三段汽化式：初馏-常压-减压；&&&&⑤三段汽化式：常压-一级减压-二级减压；&&&&⑥四段汽化式：初馏-常压-一级减压-二级减压；&&&&①、②主要适用于中、小型炼厂，只生产轻、重燃料或较为单一的化工原料。&&&&③、④用于大型炼厂的燃料型、燃料-润滑油型和燃料-化工型。&&&&⑤、⑥用于燃料-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。&&&&一、三段汽化的常减压蒸馏工艺流程&&&&原油蒸馏中，常见的是三段汽化。现以目前燃料-润滑油型炼厂应用最为广泛的初馏-常压-减压三段汽化式为例，对原油蒸馏的工艺流程加以说明，装置的工艺原则流程如图3-5所示。&&&&&&&&&&&&图3-5三段汽化的常减压蒸馏工艺流程&&&&经过预处理的原油换热到230℃~240℃，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，但可抽出组成与重汽油馏分相似的馏分，经换热后，一部分打入常压塔中段回流入口处(常压塔侧一线、侧二线之间)，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360℃~370℃进入常压塔，它是原油的主分馏塔，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根侧线及对应的汽提塔，煤油(喷气燃料与灯煤)、轻柴油、重柴油、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，经泵升压，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。&&&&常压塔底重油又称常压渣油(AR)，用泵抽出送至减压炉，加热至400℃左右进入减压塔。塔顶分出不凝气和水蒸汽，进入大气冷凝器。经冷凝冷却后，用二至三级蒸汽抽空器抽出不凝气，维持塔内残压0.027MPa~0.1MPa，以利于馏分油充分蒸出。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(VR)，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，因为塔内有水蒸汽而称为湿式操作。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，因塔内无水蒸汽而称为干式操作。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汽降低油气分压的作用，对减少减压渣油500℃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，所以还要保留一些蒸汽。近年来有些炼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，以提高油在炉管内的流速，对粘度大、残炭值高的原油可起到提高传热效率、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500℃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。&&&&&&&&二、原油蒸馏流程的讨论与分析&&&&(一)初馏塔的作用&&&&原油蒸馏是否采用初馏塔应根据具体条件对有关因素进行综合分析后决定。下面讨论初馏塔的作用。&&&&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—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（As2000ng/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活，重整原料油的砷含量要求小于200ng/g。如果进入重整装置的原料的含砷量超过200ng/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200ng/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℃，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200×10-3μg/g。若原油加热到370℃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μg/g。重整原料含砷量过高不仅会缩短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1×10-3μg/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160℃~180℃的条件下，某些含硫化合物会分解而释放出H2S，原油中的盐分则可能水解而析出HCl，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。&&&&（二）原油常压蒸馏塔的工艺特征&&&&由于原油是复杂混合物及炼油工业规模巨大，原油蒸馏塔具有自己的特点。下面具体讨论常压塔的工艺特征。&&&&1.复合塔&&&&原油通过常压蒸馏要切割成汽油、煤油、轻柴油、重柴油和重油等产品。按照一般的多元精馏办法，需要有N-1个精馏塔才能把原料分割成N个产品。如要将原油分成五种产品时就需要四个精馏塔串联方式排列。当要求得到较高纯度的产品时，这种方案无疑是必要的。但是在石油精馏中，各种产品本身依然是一种复杂混合物，它们之间的分离精确度并不要求很高，两种产品之间需要的塔板数并不多，这种方案投资和能耗高，占地面积大，这些问题随生产规模增大而显得更加突出。因此，可以把这几个塔结合成一个塔如图3-6所示。这种塔实际上等于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的四个精馏段组合而成，而其下段则相当于第1个塔的提馏段，这样的塔称为复合塔。&&&&诚然，这种塔的分馏精确度不会很高，例如在轻柴油侧线抽出板上除了柴油馏分以外，还有较轻的煤油和汽油的蒸气通过，这必然会影响到侧线产品——轻柴油的馏分组成。但是，由于这些石油产品要求的分馏精确度不是很高，而且可以采取一些弥补的措施，因而常压塔实际上是采用复合塔的形式。&&&&&&&&图3-6常压蒸馏塔&&&&&&&&2.设汽提塔和汽提段&&&&在复合塔内，在汽油、煤油、柴油等产品之间只有精馏段而没有提馏段，侧线产品中必然会含有相当数量的轻馏分，这样不仅影响本侧线产品的质量(如轻柴油的闪点等)，而且降低了较轻馏分的产率。为此，在常压塔的外侧，为侧线产品没汽提塔，在汽提塔底部吹入少量过热水蒸汽以降低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。这样既可达到分离要求，而且也很简便。显然，这种汽提塔与精馏塔的提馏段在本质上有所不同。侧线汽提用的过热水蒸汽量通常为侧线产品的2%～3%(质量分数)。各侧线产品的汽提塔常常重叠起来，但相互之间是隔开的。&&&&在有些情况下，侧线的汽提塔不采用水蒸汽而仍象正规的提馏段那样采用再沸器。这种做法是基于以下几点考虑：&&&&①侧线油品汽提时，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如航空煤油可能使冰点升高。采用再沸提馏可避免此弊病。&&&&②汽提用水蒸汽的质量分数虽小，但水的相对分子质量比煤油、柴油低数十倍，因而体积流量相当大，增大了塔内的汽相负荷。采用再沸提馏代替水蒸汽汽提有利于提高常压塔的处理能力。&&&&③水蒸汽的冷凝潜热很大，采用再沸提馏有利于降低塔顶冷凝器的负荷。&&&&④采用再沸提馏有助于减少装置的含油污水量。&&&&采用再沸提馏代替水蒸汽汽提会使流程设备复杂些，因此采用何种方式要具体分析。至于侧线油品用作裂化原料时则可不必汽提。&&&&常压塔进料汽化段中未汽化的油料流向塔底，这部分油料中还含有相当多的＜350℃轻馏分。因此，在进料段以下也要有汽提段，在塔底吹入过热水蒸汽以使其中的轻馏分汽化后返回精馏段，以达到提高常压塔拔出率和减轻减压塔负荷的目的。塔底吹入的过热水蒸汽的质量分数一般为2%～4%o常压塔底不可能用再沸器代替水蒸汽汽提，因为常压塔底温度一般在350℃左右，如果用再沸器，很难找到合适的热源，而且再沸器也十分庞大。减压塔的情况也是如此。&&&&由上述可见，常压塔不是一个完全精馏塔，它不具备真正的提馏段。&&&&3.全塔热平衡&&&&由于常压塔塔底不用再沸器，热量来源几乎完全取决于加热炉加热的进料。汽提水蒸汽(一般约450℃)虽也带入一些热量，但由于只放出部分显热，且水蒸汽量不大，因而这部分热量是不大的。&&&&全塔热平衡的情况引出以下问题：&&&&①常压塔进料的汽化率至少应等于塔顶产品和各侧线产品的产率之和，否则不能保证要求的拔出率或轻质油收率。至于一般二元或多元精馏塔，理论上讲进料的汽化率可以在0～1之间任意变化而仍能保证产品产率。在实际设计和操作中，为了使常压塔精馏段最低一个侧线以下的几层塔板(在进料段之上)上有足够的液相回流以保证最低侧线产品的质量，原料油进塔后的汽化率应比塔上部各种产品的总收率略高一些。高出的部分称为过汽化度。常压塔的过汽化度一般为2%～4%。实际生产中，只要侧线产品质量能保证，过汽化度低一些是有利的，这不仅可减轻加热炉负荷，而且由于炉出口温度降低可减少油料的裂化。&&&&②在常压塔只靠进料供热，而进料的状态（温度、汽化率）又已被规定的情况下，由全塔热平衡决定的全塔回流比，变化的余地不大。幸而常压塔产品要求的分离精确度不太高，只要塔板数选择适当，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。二元系或多元系精馏与原油精馏不同，它的回流比是由分离精确度要求确定的，至于全塔热平衡，可以通过调节再沸器负荷来达到。在常压塔的操作中，如果回流比过大，必然会引起塔的各点温度下降、馏出产品变轻，拔出率下降。&&&&4.恒分子回流的假定完全不适用&&&&在二元和多元精馏塔的设计计算中，为了简化计算，对性质及沸点相近的组分所组成的体系作出了恒分子回流的近似假设，即在塔内的气、液相的摩尔流量不随塔高而变化。这个近似假设对原油常压精馏塔是完全不能适用的。石油是复杂混合物，各组分间的性质可以有很大的差别，它们的摩尔汽化潜热可以相差很远，沸点之间的差别甚至可达几百度，例如常压塔顶和塔底之问的温差就可达250℃左右。显然，以精馏塔上、下部温差不大、塔内各组分的摩尔汽化潜热相近为基础所作出的恒分子回流这一假设对常压塔是完全不适用的。&&&&（三）减压蒸馏塔的工艺特征&&&&原油中的350℃以上的高沸点馏分是润滑油和催化裂化、加氢裂化的原料，但是由于在高温下会发生分解反应，所以在常压塔的操作条件下不能获得这些馏分，只能通过减压蒸馏取得。通过减压蒸馏可以从常压重油中蒸馏出沸点约550℃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，减压塔可分为润滑油型和燃料型两种，见图3-7和图3-8。润滑油型减压塔是为了提供粘度合适、残炭值低、色度好、馏程较窄的润滑油料。燃料型减压塔主要是为了提供残炭值低、金属含量低的催化裂化和加氢裂化原料，对馏份组成的要求是不严格的。无论哪种类型的减压塔，都要求有尽可能高的拔出率。&&&&&&&&图3-7润滑油型减压塔&&&&图3-8燃料型减压塔&&&&1.减压塔的一般工艺特征&&&&①降低从汽化段到塔顶的流动压降。这主要依靠减少塔板数和降低气相通过每层塔板的压降。&&&&②降低塔顶油气馏出管线的流动压降。为此，减压塔塔顶不出产品，塔顶管线只供抽真空设备抽出不凝气用。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。&&&&&&&&③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。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。&&&&④降低转油线压降，通过降低转油线中的油气流速来实现。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395℃，在生产裂化原料时不超过400℃~420℃，同时在高温炉管内采用较高的油气流速以减少停留时间。&&&&⑤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，减压塔底部的直径通常缩小以缩短渣油在塔内的停留时间。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。&&&&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位差在10m左右，这主要是为了给热油泵提供足够的灌注头。&&&&2.减压塔的抽真空系统&&&&减压塔之所以能在减压下操作，是因为在塔顶设置了一个抽真空系统，将塔内不凝气、注入的水蒸汽和极少量的油气连续不断地抽走，从而形成塔内真空。减压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。在炼油厂中的减压塔广泛地采用蒸汽喷射器来产生真空，图3-9是常减压蒸馏装置常用的蒸汽喷射器抽真空系统的流程。&&&&&&&&①抽真空系统的流程&&&&减压塔顶出来的不凝气、水蒸汽和少量油气首先进入一个管壳式冷凝器。水蒸汽和油气被冷凝后排入水封罐，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汽冷凝。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生的噪音及避免排出的蒸汽的凝结水洒落在装置平台上，通常再设一个后冷器将水蒸汽冷凝而排入水罐，而不凝气则排入大气。&&&&&&&&图3-9抽真空系统流程&&&&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，在炼油厂俗称此排液管为大气腿。&&&&②冷凝器&&&&图5-32中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。它的作用在于使可凝的水蒸汽和油气冷凝而排出，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。&&&&另外，最后一级冷凝器排放的不凝气中，气体烃(裂解气)占80%以上，并含有硫化物气体，造成大气污染和可燃气的损失。国内外炼厂都开始回收这部分气体，把它用作加热炉燃料，既节约燃料，又减少了对环境的污染。&&&&③蒸汽喷射器&&&&蒸汽喷射器(或蒸汽喷射泵)如图3-10所示。&&&&蒸汽喷射器由喷嘴、扩张器和混合室构成。高压工作蒸汽进入喷射器中，先经收缩喷嘴将压力能变成动能，在喷嘴出口处可以达到极高的速度(1000m/s~1400m/s)，形成了高度真空。不凝气从进口处被抽吸进来，在混合室内与驱动蒸汽混合并一起进入扩张器，扩张器中混合流体的动能又转变为压力能，使压力略高于大气压，混合气才能从出口排出。&&&&&&&&图3-10蒸汽喷射器&&&&1-喷管；2-蒸汽入口；3-气体入口；4-混合气出口；5-扩张器&&&&④)增压喷射泵&&&&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，其中都会有水存在。水在其本身温度下有一定的饱和蒸汽压，故冷凝器内总是会有若干水蒸汽。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汽压。&&&&减压塔顶所能达到的残压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，所以减压塔顶残压要比冷凝器中水的饱和蒸气压高，当水温为20℃时，冷凝器所能达到的最低残压为0.0023MPa，此时减压塔顶的残压就可能高于0.004MPa了。&&&&实际上，20℃的水温是不容易达到的，二级或三级蒸气喷射抽真空系统，很难使减压塔顶达到0.004Mpa以下的残压。如果要求更高的真空度，就必须打破水的饱和蒸汽压这个极限。因此，在塔顶馏出气体进入一级冷凝之前，再安装一个蒸汽喷射器使馏出气体升压，如图3-11所示。&&&&&&&&图3-11增压喷射器&&&&由于增压喷射器前面没有冷凝器，所以塔顶真空度就能摆脱水温限制，而相当于增压喷射器所能造成的残压加上馏出线压力降，使塔内真空度达到较高程度。但是，由于增压喷射器消耗的水蒸汽往往是一级蒸汽喷射器消耗蒸汽量的四倍左右，故一般只用在夏季、水温高、冷却效果差、真空度很难达到要求的情况下以及干式蒸馏使用增压器。&&&&第四节原油蒸馏的能耗与节能技术&&&&原油蒸馏装置消耗能量约占炼厂总用能的25%~30%,为炼油厂消耗自用燃料量最大的生产装置。因而，常减压蒸馏装置的节能技术对企业降低加工成本、合理利用石油资源、增强竞争能力等方面都有着举足轻重的作用。&&&&常减压蒸馏装置主要采用新工艺、新设备以及优化操作等技术进行节能。&&&&&&&&&&&&一、采用新技术，改进工艺过程&&&&改进工艺过程是蒸馏装置节能的重要手段,包括改进工艺生产流程,采用节能新工艺、新技术等内容。&&&&（一）原油深度脱盐&&&&原油常减压蒸馏装置是炼油厂的“龙头”装置,而电脱盐又是常减压蒸馏的第一道工序。当今的电脱盐工艺已不仅是一种防腐手段，而且已变成为下游装置提供优质原料所必不可少的预处理装置,是炼油厂降低能耗、减轻设备结和腐蚀、减少催化剂消耗及改善产品质量的重要工艺过程,并直接关系到炼油厂的经济效益。&&&&用过滤法对原油进行深度脱盐技术是一种对乳化原油破乳的新技术。该技术首先要选择一种良好的固体吸附剂作为过滤材料,并制成破乳过滤柱。这种过滤法工艺具有明显的节电、节水、节省破乳剂的效果。&&&&（二）提高原油拔出率&&&&随着经济的不断发展,世界石油资源呈现原油重质化现象,原油的重质化导致了常减压蒸馏的拔出率日益降低。从某种意义上讲,常减压蒸馏装置的拔出率是衡量其技术水平的一个重要指标。关于提高常减压蒸馏拔出率的研究有很多,但传统的利用节能降耗、设备改造、工艺改进等方法提高拔出率的潜力已经越来越小,因此人们开始把研究重心转移到试图找到一种能对原油体系进行活化的物质,通过对原油进行活化达到提高拔出率的目的。基于这一想法强化蒸馏技术得到了发展。加入活化剂强化原油蒸馏从根本上提高轻质油的拔出率,从而更加合理的利用宝贵石油资源,为炼油企业带来效益。&&&&强化蒸馏提高原油拔出率所带来的经济效益不仅体现在蒸馏装置上,更重要的是体现在下游加工装置、产品调合、化工生产等更高的经济效益上。如润滑油装置,减压深拔增大了润滑油料,给工厂带来巨大的经济效益；减轻氧化沥青和延迟焦化的加工负荷,有利于提高沥青和针状焦的质量。&&&&一般加入活化剂0.5%~6%,拔出率可提高2%~17%,且不影响油品的性质和质量。现有炼油装置采用强化技术,不必改动原有工艺和操作条件,投入少,见效快,效益高,对设备、产品及环保无不良影响。&&&&&&&&&&&&二、采用新型、高效、低耗设备&&&&（一）塔内构件的改造，提高分离效率&&&&分馏塔是原油蒸馏过程的核心设备，塔内传质构件即塔板、塔填料，是油品分馏塔最关键的部件，对于一个操作方案已定的分馏塔，塔内传质构件选用是否得当，直接关系着能否保证产品质量，发挥设备潜力，提高轻油收率，高产、优质、低消耗地完成各项任务。&&&&1.采用波纹填料，提高传质效率&&&&蒸馏装置发展趋势是现代填料塔逐步取代传统填料塔，且大部分取代大型板式塔。在乱堆填料、规整填料和塔板的比较中，规整填料的压降低，另外，规整填料还有传质效率高、处理量大、塔的放大效应小等优点。&&&&2.使用新型塔板，改善分馏效率&&&&板式塔历来应用最广，随着塔器技术不断进步，各种新型高效塔板应运而生，并获得了广泛应用。导向浮阀目前应用最为广泛，主要有三种形式：矩形导向浮阀、梯形导向浮阀及组合导向浮阀。一般而言，液流强度较小时用矩形浮阀较好；液流强度较大时，梯形浮阀较好；适当配比的组合导向浮阀兼有矩形浮阀和梯表形浮阀的优点，克服了二者的缺点，具有更广的适用范围和更好的操作性能。&&&&（二）使用新型换热器，提高换热器的热回收率&&&&原油蒸馏过程中有大量余热需要回收，也有大量低温热量需要冷凝或冷却，故需用很多换热器和冷凝冷却器，耗用大量钢材，因此提高冷换设备的换热效率、减少换热面积对节约钢材和投资、减少能耗具有重要意义。近几年我国原油蒸馏主要采用螺纹管换热器，它应用在原油蒸馏装置中，可有效地节省建设投资，如一个新建的3.5Mt/a燃料-润滑油型蒸馏装置由于较多地选用了螺纹管换热器省了约2500m2换热面积,占总换热面积的246%,使装置在换热器的投资上降低了四分之一；折流杆换热器可以提高外膜传热系数，减少壳程压力降。&&&&（三）采用新措施，提高加热炉效率&&&&加热炉是主要的能源转换设备，在炼油厂综合能耗中约占1/3是通过加热炉进行转换和消耗的。因此提高加热炉热效率和热负荷已成为挖潜增效的主要措施。目前可采取的措施有：开发和应用高效率大能量燃烧器，采用降低过剩空气系数和减少雾化蒸汽量的技术措施；采用多种型式的扩面管和各种除灰技术；广泛应用陶纤衬里等隔热材料，减少散热损失；加强烟气热回收，减少排烟热损失，开发应用各种型式的空气预热器，配置余热锅炉；采用高效监测仪表，微机控制管理。&&&&（四）采用变频技术，降低装置电耗&&&&由于原油供应日益紧张,一些厂家蒸馏装置加工量波动较大。对此,若主要依靠调节阀节流来调节流量的机泵,装置的机泵经常处于“大马拉小车”的情况,造成机泵的电耗量增加,而在常减压装置上应用变频调速技术节能效果是十分显著的。&&&&&&&&&&&&三、优化换热网络&&&&国内常减压蒸馏装置的热回收率一般为60%，一些经过最优化设计的蒸馏装置热回收率可达到80%左右。目前国内常减压蒸馏装置进一步提高热回收率的关键在于如何解决好低温位热源的利用问题。&&&&常减压蒸馏装置低温热源来自两个方面，一个来自于高温位热源经过多次换热温度逐渐降低，最终变成了低温位热源；另外一个是低温位热源直接来自轻质油，轻质油从塔内馏出的温度不高，它本来就是低温位热源。低温位热能的利用是常减压装置节能工作中的重要一环,随着节能工作的深入开展,其重要性也日益增大。低温位热能经过利用,可以节约燃料,减少冷却水用量和空冷器的电力消耗,有很大的节能效果。它在回收利用中的主要困难是由于温位较低,换热时与冷流的温差较小,需要用较大的换热面积、占地和投资。低温位热的回收，可以从两个方面入手：首先是选用适宜的工艺流程，采用先进的换热网络技术；其次是更新换热设备，用高效换热器提高传热效果。&&&&&&&&（一）原油分多段换热，充分利用低温位热源&&&&含硫原油中轻组分多，在常减压蒸馏过程中会产生比较多的低温位热，回收利用这部分低温位热难度较大。在加工国产原油的时候，因为轻组分油少，初馏塔和闪蒸塔的作用不突出，加工含硫原油初馏塔和闪蒸塔的作用显得尤为重要。初馏塔和闪蒸塔既有单独与常压塔匹配的工艺流程，也有一起与常压塔匹配的工艺，甚至有两个闪蒸塔与常压塔匹配的工艺。不论是何种工况，都是从有利于加工含硫原油出发，既要实现装置原油加工能力的最大化，又要使加热炉负荷，尤其是常压炉负荷不会大幅度增加。利用好低温位热源预热原油，最大限度地使轻组分在较低的原油预热温度下从中分离。含硫原油，无须从加热炉获取热量，而是通过与低温位热源换热，原油换热到150℃~250℃，经过初馏塔、闪蒸塔就可以得到分离。分离出轻组分后的拔头原油，可以进一步与中低温位热源进行换热，原油的多段换热就有了实际意义。&&&&含硫原油经过初馏和闪蒸，进常压炉拔头油的量比进装置的原油量少16%左右。而加工国产原油时，初馏塔或闪蒸塔的拔出率只有3%～6%。尽管加工含硫原油时低温位热多，但是由于原油的多段换热，充分发挥初馏塔和闪蒸塔的作用，做到轻组分在低温下充分汽化分离，低温位热得到有效回收利用，原油经换热，进常压炉的温度与加工国产原油时相当，一般也可达到294℃左右。&&&&&&&&（二）利用窄点技术，优化换热网络&&&&窄点换热技术的显著特点是与原油换热的热源每经过一次热交换，它的温度降幅比较小，相应地原油温升也比较小。&&&&常减压蒸馏得到的各种馏分从塔内馏出时，具有不同的温位。按照窄点技术，每一热馏分油要分几个温度段与原油等冷介质进行热交换。热源和冷源都被分割成众多的温度段，换热网络的优化就有了数量上的保证。过去传统的换热方式，原油每经过一次换热，温升幅度大，热源经换热温降幅度也大，热交换次数少，换热网络的优化比较困难。&&&&加工中东含硫原油，低温位热量多，高温位热量不足。换热流程采用窄点技术设计，有利于换热网络的优化，提高低温位热的回收利用率。国内某厂加工中东含硫原油，温降幅度小于50℃的占65%～85%，温降幅度超过100℃的仅为3%～4%。&&&&第五节原油蒸馏装置的腐蚀与防护&&&&随着采油技术的不断进步，我国原油产量稳步增长，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。&&&&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0.5mgKOH/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。&&&&&&&&&&&&一、腐蚀机理&&&&（一）低温部位HCl-H2S-H2O型腐蚀&&&&低温部位腐蚀是因为原油加工过程中，脱盐不彻底的原油中残存的氯盐，在120℃以上发生水解生成HCl，HCl属挥发性强酸,它随原油的轻组分及水汽一同进入塔顶冷凝系统。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HCl-H2S-H2O的介质体系，由于HCl和H2S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：&&&&Fe+2HCl→FeCl2+H2&&&&Fe+H2S→FeS+H2&&&&Fe+2HCl→FeCl2+H2S&&&&这种腐蚀多发生在初、常压塔顶部和塔顶冷凝冷却系统的空冷器、水冷器等低温部位。这些部位的腐蚀也称为低温露点腐蚀。&&&&（二）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160℃开始分解，生成活性硫化物，在达到300℃以上时分解尤为迅速。高温硫腐蚀从250℃左右开始，随着温度升高而加剧，最严重腐蚀在340℃~430℃。活性硫化物的含量越多，腐蚀就越严重。反应式如下：&&&&Fe+S→FeS&&&&Fe+H2S→FeS+H2&&&&RCH2SH+Fe→FeS+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以及减压塔底、减压渣油转油线、减压渣油换热器等等。尤其是减压渣油中硫的含量一般都在原油中总硫含量的50％以上，且这些部位温度一般都在350℃以上，所以极易发生硫腐蚀。高温渣油部位的腐蚀泄漏，是近年国内石油加工企业易发生的严重问题。图3-12和图3-13分别为某炼油厂减压渣油转油线腐蚀试样表面及断面形貌图，由图3-12可以看出，基体表面出现严重的大面积腐蚀，腐蚀部位有大量产物聚积，基体表面凸凹不平，局部出现洼陷，腐蚀产物出现许多裂纹和空洞，并有剥落倾向。说明渣油引起的高温腐蚀非常严重，且主要是均匀腐蚀。由图3-13可以看出，在基体表面生成了一层均匀的、较厚的腐蚀产物膜，腐蚀产物在金属表面上的堆积厚度不均，多为块状，腐蚀产物膜多孔、疏松，不具备完全的保护性能。此外，可看出腐蚀已经深入到基体内部，并形成楔子状缺陷。这说明，高温渣油除造成严重的大面积均匀腐蚀外，其引起的局部腐蚀也很严重，这些严重的局部腐蚀可能是导致减压渣油转油线穿孔并造成火灾的直接原因。&&&& &&&&图3-12腐蚀试样表面形貌观察结果 图3-13腐蚀试样断面形貌观察结果&&&&&&&&腐蚀程度不仅与温度、硫含量、H2S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。&&&&理论上，高温下硫的腐蚀产物是硫化铁，它可以形成沉淀附着在金属表面，形成一定的保护膜。但在实际情况下，由于硫化铁的结晶形态变化很大且不稳定，极易发生转化，随其厚度增加，产物易开裂、剥落，因此金属硫化物形成的膜仍然不能对基体产生足够的保护性，所以现场仍然发生着严重的腐蚀。只有当流速不高，或没有环烷酸存在时，腐蚀形成的FeS膜才能起的一定保护作用。&&&&（三）高温部位环烷酸腐蚀&&&&环烷酸腐蚀主要发生在炼油装置的高温部位。如常减压装置的常压转油线、减压转油线、常压炉及减压炉出口、常减压塔进料段塔壁、减三线等；催化裂化和焦化装置的主要腐蚀部位有高温重油管线、加热炉炉管、分馏塔及相应的换热器等。一般情况下，当原油的酸值大于0.5mgKOH/g，温度在270℃~280℃和350℃~400℃时环烷酸腐蚀较为严重。&&&&环烷酸具有一元脂肪酸的全部特点，腐蚀大多发生在液相，如果气相中没有凝液和雾沫夹带，则气相腐蚀很小。但如果环烷酸在气相中产生冷凝液，将形成液相腐蚀，环烷酸与铁的腐蚀反应为&&&&2RCOOH+Fe→Fe(RCOO)2+H2&&&&由于腐蚀生成的环烷酸铁可以溶解在油中，易被流动的介质冲走，腐蚀形态为带锐角边的蚀坑或蚀槽，从而暴露出金属裸面，使腐蚀不断进行。&&&&在原油加工过程中，原油中的非活性硫在24℃~340℃可以分解生成硫化氢，在340℃~400℃时硫化氢又分解为硫。在高温下，单质硫或者其他活性硫具有非常强的活性，很容易和铁发生反应，生成的硫化亚铁不溶于油，覆盖在钢铁表面形成保护膜。在一定意义上能够阻止基底金属的继续腐蚀。但是如果有环烷酸存在,情况则有很大的不同。原油中环烷酸与硫化亚铁作用生成环烷酸铁和硫化氢，破坏防护膜，在高流速的环境下，流体带走腐蚀产物，使金属裸露出新的表面，同时带来腐蚀介质，于是腐蚀反应十分剧烈，这正是蒸馏装置高温、高速冲刷部位发生严重腐蚀的原因。&&&&另外，环烷酸铁残渣虽不具有腐蚀性，但遇到硫化氢后会进一步反应生成硫化亚铁和环烷酸：&&&&Fe(OOCR)2+H2S→FeS+2RCOOH&&&&生成的硫化亚铁形成沉淀附着在金属表面,形成一定的保护膜。但是由于硫化亚铁的结晶体形态变化很大，且不稳定，极易发生转化，随其厚度增加产物易开裂、剥落,因此金属硫化物形成的膜仍然不能对基体产生足够的保护。虽然这层膜不能完全阻止环烷酸与铁作用，但它的存在显然减缓了环烷酸的腐蚀，而释放的环烷酸又引起下游腐蚀，如此循环。&&&&上述几种反应在一定的条件下是可逆的。原油加工过程中的腐蚀主要是环烷酸和硫化物引起的，这两种物质的相互作用和相互制约、促进,使腐蚀问题变得错综复杂。不同的原油中含有不同类型的硫化物(活性的和非活性的)，它们的含量和存在形式既能抑制又能促进环烷酸腐蚀，从而导致硫化物既可增强又可降低含酸原油的腐蚀性。&&&&&&&&二、防腐蚀措施&&&&（一）消除HCl-H2S-H2O型腐蚀的措施&&&&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。&&&&1.原油电脱盐脱水&&&&充分脱除原油中氯化物盐类，减少水解后产生的HCl，是控制三塔塔顶及冷凝冷却系统Cl-1腐蚀的关键。&&&&2.塔顶馏出线注氨&&&&原油注碱后，系统腐蚀程度可大大减轻，但是硫化氢和残余氯化氢仍会引起严重腐蚀。因此，可采用注氨中和这些酸性物质，进一步抑制腐蚀。注入位置应在水的露点以前，这样，氨与氯化氢气体充分混合才有理想的效果，生成的氯化铵被水洗后带出冷凝系统。注入量按冷凝水的pH值来控制，维持pH在7~9。&&&&3.塔顶馏出线注缓蚀剂&&&&缓蚀剂是一种表面活性剂，分子内部既有S、N、O等强极性基团，又有烃类结构基团，极性基团一端吸附在金属表面上，另一端烃类基团与油介质之间形成一道屏障，将金属和腐蚀性水相隔离开，从而保护了金属表面，使金属不受腐蚀。将缓蚀剂配成溶液，注入到塔顶管线的注氨点之后，保护冷凝冷却系统，也可注入塔顶回流管线内，以防止塔顶部腐蚀。&&&&4.塔顶馏出线注碱性水&&&&注氨时会生成氯化铵沉积既影响传热效果又会造成垢下腐蚀，因氯化铵在水中的溶解度很大，故可用连续注水的办法洗去。&&&&过去曾在原油脱盐后，注入纯碱(NaCO3)或烧碱(NaOH)溶液，这样可以起到三方面的作用：&&&&①能部分使原油中残留的容易水解的氯化镁等变成不易水解的氯化钠。&&&&②将已水解（部分不可避免的盐类）生成的氯化氢中和。&&&&③在碱性条件下，也能中和油中环烷酸和部分硫化物，减轻高温重油部位的腐蚀。&&&&但注碱也带来一些不利因素，对后续的二次加工过程有不利影响，如Na+会造成裂化催化剂中毒，使延迟焦化装置的炉管结焦、焦炭灰分增加、换热器壁结垢等，在加工环烷酸含量高的原油时还发现环烷酸是一种很好的清净剂，在一定条件下它可以破坏碳膜和FeS膜，使金属表面失去保护而加剧腐蚀。所以近年来在深度电脱盐的前提下，调整好注氨、注缓蚀剂量，停止向原油中注碱，也能控制塔顶低温部位腐蚀，所以已将“一脱四注”改为“一脱三注”。&&&&原油深度电脱盐、向塔顶馏出线注氨、注缓蚀剂、注碱性水是行之有效的低温轻油部位的防腐措施。对于高温部位的抗硫腐蚀和抗环烷酸腐蚀，则须依靠合理的材质选择和结构设计加以解决。&&&&（二）高温部位硫腐蚀的防腐措施&&&&高温部位硫腐蚀的防腐措施主要是材质升级和系统腐蚀检测。在材料方面，国外实验研究证明，在538℃以下含铝6％的铝铁合金抗硫化氢和硫腐蚀的能力同含铬29％的合金钢相当，一般粉末包埋渗铝含量可达30％左右，使用渗铝钢可以有效的解决高温硫和硫化氢的腐蚀问题。国内一些实验也证明，对于高温硫化氢，316L的耐蚀性最好，渗铝钢耐蚀性能优于18-8不锈钢。在系统腐蚀检测方面，包括腐蚀介质理化分析、腐蚀速率挂片监测、腐蚀定测厚等，其中尤其重要的是不停车高温定点测厚，它是防止安全事故的有效手段。&&&&（三）高温部位环烷酸腐蚀的防腐措施&&&&1.掺炼&&&&目前国内外加工高酸原油一般多采用掺炼措施,即在高酸原油中掺炼一定量的低酸原油,保证进装置的原油酸值在0.5mgKOH/g以下,从而减轻设备腐蚀。国外也有炼油厂掺炼后原油酸值控制在0.3mgKOH/g以下，但原油掺炼并不能彻底解决问题。&&&&2.碱中和&&&&过去炼油厂加工高酸原油多采用碱中和的方法。碱中和可以降低各馏分油的酸值，从而控制环烷酸腐蚀。但由于注碱会导致催化裂化催化剂钠中毒，因此目前多数炼油厂不采用这种技术。&&&&3.材质升级&&&&材质升级是控制高酸原油腐蚀的一个有效途径。在高温部位采用316L材质或碳钢+316L复合板,使用效果良好。为防止高温腐蚀，国内炼油厂还大量采用了渗铝钢产品。该产品在上世纪末由洛阳石化工程公司设备研究所采用固体粉末包埋渗铝技术生产，具有渗件表面光滑、渗层致密、脆性层少、性能稳定和不易渗漏等优点。针对高酸原油对高温部位阀门密封面的腐蚀问题,采用SF-5T合金堆焊阀门密封面,取得了良好的防护效果。&&&&4.缓蚀剂技术&&&&国外在应用缓蚀剂抑制环烷酸腐蚀方面的研究有近50年的历史，早期主要以胺和酰胺为主，但由于这类缓蚀剂在高温下易分解，因此逐渐被其他品种所代替。近年来，国外的研究主要以耐高温的磷系和非磷系缓蚀剂为主。如Betz公司研究开发的三烷基磷酸盐和碱金属膦酸盐-酚盐硫化物的混合物、巯基三吖嗪、含有芳基的亚磷酸盐化合物以及EXXON公司开发的聚硫化物等，都具有较好的抑制高温环烷酸和硫化物腐蚀的效果。&&&&国内近年来也开发了一些高温环烷酸缓蚀剂品种，如磷酸三乙酯、硫代磷酸酯以及商品化的SH9018、GX-195等，取得了一定的防护效果。&&&&使用缓蚀剂增加了额外的费用支出，如果连续使用，一个炼油厂每年可能要花费数十万甚至数百万人民币，因此应当仅在需要的时候注入缓蚀剂。通常采用腐蚀探针监测腐蚀速度，如果腐蚀速度超过许可的范围，就应加入缓蚀剂。&&&&5.腐蚀监测及预测技术&&&&对于高酸原油带来的高温腐蚀,国内外通常采用腐蚀挂片、电阻探针、腐蚀旁路、馏分油铁离子分析和超声波测厚等方法进行腐蚀监测。&&&&在高温环烷酸腐蚀预测软件方面国内外也开展了一些工作。开发腐蚀控制系统提供原油评价技术和原油数据库可以快速地预测炼油厂炼制不同高酸原油时可能发生的腐蚀问题，从而指导炼油厂原油的采购和加工。采用神经网络算法对炼油过程中的环烷酸腐蚀行为进行分析并建立数学模型，综合考虑温度、环烷酸浓度、流速、材质与环烷酸腐蚀速度之间的关系，为研究环烷酸腐蚀规律和预测评估设备腐蚀状况提供新的思路和方法。&&&&随着高酸原油加工量的增长和酸值的升高，国内炼油厂将面临着严重的腐蚀问题。各炼油厂和科研单位应加强对高酸原油(尤其是酸值超过3以上的原油)的腐蚀防护措施研究，从缓蚀剂、腐蚀监测等方面入手，开发加工高酸原油新的防腐蚀技术，降低防腐蚀成本，使企业从加工高酸原油中获得最大的利润。&&&&&&&&&&&& 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