第一篇：高溫熱水解預處理污泥工藝探析

高溫熱水解預處理污泥工藝探析

國外將“高溫熱水解——厭氧消化”稱之為“高級厭氧消化”，其中“高溫熱水解”作為一項污泥預處理技術可分解不可降解或者難降解的物質，如胞外聚合物（EPS），有效改善厭氧消化反應條件。該污泥處理技術是由挪威CAMBI公司發明。目前全球范圍已有20多個項目使用了這項技術，據了解，該項技術每年可處理420000t污泥（以干重計），按照含水率80%計，相當于每天5800m3。

一、我國傳統污泥厭氧消化處理工藝存在的主要問題：

1）消化效率低，5%進泥含固率，消化池體積龐大，時間長，污泥有機質含量低； 2）沼氣產物中H2S含量高，除硫不容易，沼氣利用難；

3）設計和運行考慮不周，污泥中高含砂量，磨損、沉積，高浮渣含量； 4）消化后的污泥產物無出路，處理后國內基本上還是填埋。

這是由于上述問題使這一在國外為主流的污泥處理技術，在國內并不受青睞。然而采用高溫熱水解預處理技術，可有效解決以上工藝系統問題。該預處理技術是利用高溫和高壓迫使污泥分子結構發生變化（俗稱：破壁），以加快整個消化過程和脫水性能，并優化污泥轉化為沼氣的有機物質比例。

二、熱水解處理流程

熱水解預處理系統由一個漿化罐、四個到六個反應罐和一個卸壓閃蒸罐組成。一般采用序批式方法工作，整個批次4~5小時，具體流程如下：

1、脫水污泥（含水率15~20%）進入混合預熱罐（也稱漿化罐），與從高溫熱水解污泥換熱和閃蒸罐回收蒸汽混和，將污泥預加熱至約100 ℃；

2、預熱后的污泥進入高溫熱水解罐進行熱水解反應，在0.6~0.7MPa和150~170℃情況下，反應30min，然后通過罐體準備、進料、反應、出料的四步輪換，實現連續運行；

3、熱水解后的污泥會被急速送到閃蒸罐，由于壓力的釋放，在壓力差的作用下，污泥細胞得到破壞；

4、經熱水解和閃蒸罐釋放壓力后的污泥溫度100~110℃，經熱交換器進行冷卻，換熱后污泥溫度在40~50℃，以滿足后續厭氧消化的要求。

三、高溫熱水解的作用

提高可生化利用的物質；提高降解率，從而提高沼氣產量；可改善脫水效果，實現污泥減量；可提高衛生化水平。具體如下：

1、提高了消化效率：消化池進泥含固率從傳統的5%，可以提高的10~12%；消化溫度40℃左右，消化時間從20~25天，可以縮短到15~20天。

2、改善了污泥性能。污泥粘滯性得到改善，經高溫熱水解處理后污泥含固率降至11%左右。其粘滯性與含固率5%的污泥粘滯性相近。正因為如此，原有輸送和攪拌設備不用更換，就能夠實現能力翻倍。

3、提高了沼氣產量。水解后，有機成分中能夠厭氧消化降解的成分增多，有機物降解更加充分，污泥穩定化

成度更好使沼氣產量增加；處理1立方米污泥（含水率80%）傳統厭氧消化沼氣產量為：30~40立方米；高級厭氧消化沼氣產量為：50~60立方米。

4、改善了消化環境。甲烷菌較水解和酸化微生物對環境條件十分敏感，極易受到破壞。一旦甲烷菌受到破壞，消化的中間產物有機酸就會富集。有機酸含量增加到2000毫克/升以上時，傳統消化的pH值就會降低到7.0以下（與消化液堿度有關）。pH值降低，又會導致非離解性酸含量和CO2增加，而使沼氣產量下降。而高溫熱水解后，消化液的高銨氮濃度，使得消化液為弱堿性，有利于甲烷菌生長。

5、降低了硫化氫含量。傳統厭氧消化沼氣的硫化氫含量數百，乃至數千ppm，而高溫熱水后，往往不足100ppm。消化池中H2S的含量與pH有關，pH越低對消化反應的抑制作用就越大。高溫熱水后，消化池內的pH值為7.5~8.0。pH值7.3意味著比pH值為7.8溶液的H+摩爾濃度高3倍多。氫離子濃度低了，也就降低了形成硫化氫的可能性。

6、降低了重金屬的溶解性。由于氫離子濃度的降低，為硫與重金屬離子的結合創造了條件，形成難溶解的硫化與重金屬的化合物，而且是難溶解的。

7、提高穩定化水平。穩定化處理是指減少氣味物質和有機物含量的處理，與此同時改善脫水性能，減少病原菌的污泥處理過程。穩定化的實質是：微生物不再具有發生作用條件。熱水解厭氧消化后的污泥有機物降解率高，消化后的“污泥”不粘手，也沒有令人作嘔的氣味。

下面介紹一種污泥厭氧消化工藝——Cambi高級厭氧消化工藝，該工藝可實現污泥處理的穩定化，降解有機物；減量化，盡量少添加物料；安全化，殺滅病原菌（生物安全）；能源化，沼氣或熱能；資源化，有機質、磷和微量營養回歸大地。

Cambi熱水解原理

1）批次加熱消毒：滿足所有國際已知的安全標準，批次處理，無病原菌再生；

2）摧毀胞外聚合物ECP：污泥易于脫水，提高10%的含固濃度，降低粘稠度，易于攪拌（熱水解的10%相當于傳統的5%）；

3）非溶解性COD的水解：30%到50%的溶解度促進快速消化，達到10天停留時間，60%的降解率； 4）顆粒物質通過蒸汽爆破解體：進一步提高消化和降低粘稠度。

Cambi熱水解工藝

污泥經螺桿泵從儲泥罐連續不斷地送入漿化罐、再經過螺桿泵以批次方式送入各個反應罐、在批次加入蒸汽進行高壓蒸煮后、在反應罐自身壓力推動下污泥進入閃蒸罐卸壓閃蒸。閃蒸后釋放的蒸汽回到漿化罐，對污泥進行預熱漿化。閃蒸后的熱水解污泥在閃蒸罐停留一定時間，并通過螺桿泵連續不斷地送出到下一步冷卻工藝中。熱水解預處理系統按照預定程序周而復始運行。

傳統厭氧消化與Cambi高級厭氧消化的對比

值得一提的是Cambi高級厭氧消化工藝的消化穩定的產物（消化剩余污泥）是無菌的生物固體，因為污泥在155-170℃下處理了30min，所有的致病菌都被殺滅。無需進一步的干化來殺滅病原菌，最終產品無臭無味和土相似，滿足巴氏消毒的A級產品需求，可以用于肥料和土壤改良。

四、結語

1）熱水解高級厭氧消化以能源化資源利用為核心，可全面達到穩定化、減量化、安全衛生化、能量利用、資源利用的五大目標。

2）熱水解高級厭氧消化可為傳統消化的升級擴容改造提供了一條有效的途徑。

3）熱水解高級厭氧消化可為利用一個廠現有消化罐建設區域污泥及有機垃圾處理中心提供有效途徑。4）熱水解高級消化及高干度脫水可為結合焚燒的處理處置路線提供優化的能源平衡，降低焚燒量，并提供消化后脫水的生物固體的土地利用途徑，形成污泥多途徑處置戰略。

5）在現有焚燒設備前端結合高級消化，全面優化項目的能耗、運行、投資、經濟和環境效益，可為現有污泥焚燒項目轉化為能量自持低碳提供更優化的解決方案。

第二篇：BluePlains污水處理廠污泥熱水解

BluePlains污水處理廠污泥熱水解

:污泥處理技術要求將原料加熱到165攝氏度，并持續半個小時。然而，在一個能源成本受到極度關注的時代，發揮該技術的優勢顯然不太現實。然而，自九十年代晚期開始，熱水解處理技術被運用到厭氧分解的前期過程中，逐漸受到一些歐洲國家的青睞，尤其是英國和斯堪納維亞的部分地區，并呈現出往世界各地擴張的勢頭。

多年以前，人們曾試采用過熱水解技術，但最終沒有成功，主要問題是把溶液從高溫反應器倒進設備前端，極大增加了主要污水凈化廠的有機負荷。大約十五年以前，挪威公司Cambi引進了經過改良的工藝，溶液經過高溫反應器出來處理以后進入到污泥消化器，明顯提高了有機負荷的利用率。

熱水解處理技術分為三個處理階段：

(1)在碎漿機中加熱經過初步脫水處理的原料和過剩活性污泥的混合物。(2)用蒸汽加熱，使溫度達到165攝氏度，熱水解處理反應器的壓力不斷增加。(3)釋放閃蒸罐中的氣體到碎漿機中，壓力驟然降低，溫度降至105攝氏度左右。每座污泥處理廠一般都有兩個、三個或四個大小相同的反應槽，批量處理污泥。每個反應槽都要經過如下步驟：加注污泥、加壓加熱30分鐘使污泥喪失活性、消除病菌，然后送入閃蒸罐。這類似于內燃機的工作原理——加注、壓縮、燃燒、排氣。同時，該過程中的每個小部件都處于不斷工作的狀態。連續不斷地往碎漿機中注入脫水的污泥，閃蒸罐不停地將處理好的污泥推送到蒸煉器，利用換熱器對其降溫。即便如此，蒸煉器的內部溫度還是能夠達到40攝氏度，略高于傳統工藝中的35攝氏度。

閃蒸罐中的放壓步驟起著至關重要的作用，它能使活性污泥的細胞壁破裂，從而使其易于蒸煉、脫水。有機負荷在蒸煉器中所釋放的強大能量使得揮發性固體負荷和總蒸煉量提高兩倍，沼氣產量上升35%。

徹特西污水處理廠作為英國第一家應用該技術的工廠，也作為一個早期的例子，一邊全力運營，一邊對運營早期出現的問題進行評估和修正。最終于2005年，熱水解處理技術被全面革新，在6.5千克有機固體負荷下，每噸干固體平均產出400立方米的沼氣，其中甲烷含量68%，高出平均水平。

英國和愛爾蘭有11家廠處在充分運營狀態，還有五家目前處于在建或試運營狀態。Panter公司與Cambi公司緊密合作，并估算出，截至2014年，公司將能夠處理英國22%的污泥量。熱水解處理這一整套工藝的重要性不僅于此，法國巨頭威立雅，通過其專業的OTV部門，已將該工藝安裝到英國哈佛和Esholt的兩家處理廠。

設在美國華盛頓哥頓比亞特區的BluePlains污水處理廠，目前仍在建，預計2015年年初投入運營，其擁由六個熱水解處理反應器。據說，該處理廠是世上最大的熱水解處理廠，每年處理14.9萬噸的總溶解性固體。

第三篇：原油預處理工藝說明

原油的蒸餾

&Nbsp;石油是由分子大小和化學結構不同的烴類和非烴類組成的復雜混合物，通過本章所講述的預處理和原油蒸餾方法，可以根據其組分沸點的差異，從原油中提煉出直餾汽油、煤油、輕重柴油及各種潤滑油餾分等，這就是原油的一次加工過程。然后將這些半成品中的一部分或大部分作為原料，進行原油二次加工，如以后章節要介紹的催化裂化、催化重整、加氫裂化等向后延伸的煉制過程，可提高石油產品的質量和輕質油收率。

一、原油的預處理

一 預處理的目的

從地底油層中開采出來的石油都伴有水，這些水中都溶解有無機鹽，如NACl、MgCl2、CaCl2等，在油田原油要經過脫水和穩定，可以把大部分水及水中的鹽脫除，但仍有部分水不能脫除，因為這些水是以乳化狀態存在于原油中，原油含水含鹽給原油運輸、貯存、加工和產品質量都會帶來危害。

原油含水過多會造成蒸餾塔操作不穩定，嚴重時甚至造成沖塔事故，含水多增加了熱能消耗，增大了冷卻器的負荷和冷卻水的消耗量。

原油中的鹽類一般溶解在水中，這些鹽類的存在對加工過程危害很大。主要表現在：

1、在換熱器、加熱爐中，隨著水的蒸發，鹽類沉積在管壁上形成鹽垢，降低傳熱效率，增大流動壓降，嚴重時甚至會堵塞管路導致停工。

2、造成設備腐蝕。CaCl2、MgCl2水解生成具有強腐蝕性的HCl：MgCl2 + 2H2O Mg(OH)2 + 2HCl如果系統又有硫化物存在，則腐蝕會更嚴重。Fe + H2S FeS + H2 FeS + 2HCl FeCl2 + H2S

3、原油中的鹽類在蒸餾時，大多殘留在渣油和重餾分中，將會影響石油產品的質量。根據上述原因，目前國內外煉油廠要求在加工前，原油含水量達到0.1%～0.2%，含鹽量<5毫克/升～10毫克/升。二 基本原理

原油中的鹽大部分溶于所含水中，故脫鹽脫水是同時進行的。為了脫除懸浮在原油中的鹽粒，在原油中注入一定量的新鮮水(注入量一般為5%)，充分混合，然后在破乳劑和高壓電場的作用下，使微小水滴逐步聚集成較大水滴，借重力從油中沉降分離，達到脫鹽脫水的目的，這通常稱為電化學脫鹽脫水過程。

原油乳化液通過高壓電場時，在分散相水滴上形成感應電荷，帶有正、負電荷的水滴在作定向位移時，相互碰撞而合成大水滴，加速沉降。水滴直徑愈大，原油和水的相對密度差愈大，溫度愈高，原油粘度愈小，沉降速度愈快。在這些因素中，水滴直徑和油水相對密度差是關鍵，當水滴直徑小到使其下降速度小于原油上升速度時，水滴就不能下沉，而隨油上浮，達不到沉降分離的目的。三 工藝過程

我國各煉廠大都采用兩級脫鹽脫水流程。原油自油罐抽出后，先與淡水、破乳劑按比例混合，經加熱到規定溫度，送入一級脫鹽罐，一級電脫鹽的脫鹽率在90%～95%之間，在進入二級脫鹽之前，仍需注入淡水，一級注水是為了溶解懸浮的鹽粒，二級注水是為了增大原油中的水量，以增大水滴的偶極聚結力。

二、原油的蒸餾

一 原油蒸餾的基本原理及特點

1、蒸餾與精餾 蒸餾是液體混合物加熱，其中輕組分汽化，將其導出進行冷凝，使其輕重組分得到分離。蒸餾依據原理是混合物中各組分沸點(揮發度)的不同。

蒸餾有多種形式，可歸納為閃蒸(平衡汽化或一次汽化)，簡單蒸餾(漸次汽化)和精餾三種。其中簡單蒸餾常用于實驗室或小型裝置上，它屬于間歇式蒸餾過程，分離程度不高。

閃蒸過程是將液體混合物進料加熱至部分汽化，經過減壓閥，在一個容器(閃蒸罐、蒸發塔)的空間內，于一定溫度壓力下，使汽液兩相迅速分離，得到相應的汽相和液相產物。精餾是分離液體混合物的很有效的手段，它是在精餾塔內進行的。

2、原油常壓蒸餾特點 原油的常壓蒸餾就是原油在常壓(或稍高于常壓)下進行的蒸餾，所用的蒸餾設備叫做原油常壓精餾塔，它具有以下工藝特點：

（1）常壓塔是一個復合塔 原油通過常壓蒸餾要切割成汽油、煤油、輕柴油、重柴油和重油等四、五種產品餾分。按照一般的多元精餾辦法，需要有n-1個精餾塔才能把原料分割成n個餾分。而原油常壓精餾塔卻是在塔的側部開若于側線以得到如上所述的多個產品餾分，就像n個塔疊在一起一樣，故稱為復合塔。

（2）常壓塔的原料和產品都是組成復雜的混合物 原油經過常壓蒸餾可得到沸點范圍不同的餾分，如汽油、煤油、柴油等輕質餾分油和常壓重油，這些產品仍然是復雜的混合物(其質量是靠一些質量標準來控制的。如汽油餾程的干點不能高于205℃)。35℃~150℃是石腦油（naphtha）或重整原料，130℃~250℃是煤油餾分，250℃~300℃是柴油餾分，300℃~350℃是重柴油餾分，可作催化裂化原料。>350℃是常壓重油。

（3）汽提段和汽提塔 對石油精餾塔，提餾段的底部常常不設再沸器，因為塔底溫度較高，一般在350℃左右，在這樣的高溫下，很難找到合適的再沸器熱源，因此，通常向底部吹入少量過熱水蒸汽，以降低塔內的油汽分壓，使混入塔底重油中的輕組分汽化，這種方法稱為汽提。汽提所用的水蒸汽通常是400℃~450℃，約為3MPA的過熱水蒸汽。

在復合塔內，汽油、煤油、柴油等產品之間只有精餾段而沒有提餾段，這樣側線產品中會含有相當數量的輕餾分，這樣不僅影響本側線產品的質量，而且降低了較輕餾分的收率。所以通常在常壓塔的旁邊設置若干個側線汽提塔，這些汽提塔重疊起來，但相互之間是隔開的，側線產品從常壓塔中部抽出，送入汽提塔上部，從該塔下注入水蒸汽進行汽提，汽提出的低沸點組分同水蒸汽一道從汽提塔頂部引出返回主塔，側線產品由汽提塔底部抽出送出裝置。

（4）常壓塔常設置中段循環回流 在原油精餾塔中，除了采用塔頂回流時，通常還設置1~2個中段循環回流，即從精餾塔上部的精餾段引出部分液相熱油，經與其它冷流換熱或冷卻后再返回塔中，返回口比抽出口通常高2~3層塔板。

中段循環回流的作用是，在保證產品分離效果的前提下，取走精餾塔中多余的熱量，這些熱量因溫位較高，因而是價很高的可利用熱源。采用中段循環回流的好處是，在相同的處理量下可縮小塔徑，或者在相同的塔徑下可提高塔的處理能力。

3、減壓蒸餾及其特點 原油在常壓蒸餾的條件下，只能夠得到各種輕質餾分。常壓塔底產物即常壓重油，是原油中比較重的部分，沸點一般高于350℃，而各種高沸點餾分，如裂化原料和潤滑油餾分等都存在其中。要想從重油中分出這些餾分，就需要把溫度提到350℃以上，而在這一高溫下，原油中的穩定組分和一部分烴類就會發生分解，降低了產品質量和收率。為此，將常壓重油在減壓條件下蒸餾，蒸餾溫度一般限制在420℃以下。降低壓力使油品的沸點相應下降，上述高沸點餾分就會在較低的溫度下汽化，從而避免了高沸點餾分的分解。減壓塔是在壓力低于100kPa的負壓下進行蒸餾操作。

減壓塔的抽真空設備常用的是蒸汽噴射器或機械真空泵。蒸汽噴射器的結構簡單，使用可靠而無需動力機械，水蒸汽來源充足、安全，因此，得到廣泛應用。而機械真空泵只在一些干式減壓蒸餾塔和小煉油廠的減壓塔中采用。

與一般的精餾塔和原油常壓精餾塔相比，減壓精餾塔有如下幾個特點：

⑴ 根據生產任務不同，減壓精餾塔分燃料型與潤滑油型兩種。潤滑油型減壓塔以生產潤滑油料為主，這些餾分經過進一步加工，制取各種潤滑油。燃料型減壓塔主要生產二次加工的原料，如催化裂化或加氫裂化原料。

⑵ 減壓精餾塔的塔板數少，壓降小，真空度高，塔徑大。為了盡量提高拔出深度而又避免分解，要求減壓塔在經濟合理的條件下盡可能提高汽化段的真空度。因此，一方面要在塔頂配備強有力的抽真空設備，同時要減小塔板的壓力降。減壓塔內應采用壓降較小的塔板，常用的有舌型塔板、網孔塔板等。減壓餾分之間的分餾精確度要求一般比常壓蒸餾的要求低，因此通常在減壓塔的兩個側線餾分之間只設3~5塊精餾塔板。在減壓下，塔內的油汽、水蒸汽、不凝氣的體積變大，減壓塔徑變大。

⑶ 縮短渣油在減壓塔內的停留時間 塔底減壓渣油是最重的物料，如果在高溫下停留時間過長，則其分解、縮合等反應會進行得比較顯著，導致不凝氣增加，使塔的真空度下降，塔底部分結焦，影響塔的正常操作。因此，減壓塔底部的直徑常常縮小以縮短渣油在塔內的停留時間。另外，減壓塔頂不出產品，減壓塔的上部汽相負荷小，通常也采用縮徑的辦法，使減壓塔成為一個中間粗、兩頭細的精餾塔。

二 常減壓蒸餾裝置的工藝流程

所謂工藝流程，就是一個生產裝置的設備(如塔、反應器、加熱爐)、機泵、工藝管線按生產的內在聯系而形成的有機組合。

目前煉油廠最常采用的原油蒸餾流程是兩段汽化流程和三段汽化流程。兩段汽化流程包括兩個部分：常壓蒸餾和減壓蒸餾。三段汽化流程包括三個部分：原油初餾、常壓蒸餾和減壓蒸餾。

常壓蒸餾是否要采用兩段汽化流程應根據具體條件對有關因素進行綜合分析而定，如果原油所含的輕餾分多，則原油經過一系列熱交換后，溫度升高，輕餾分汽化，會造成管路巨大的壓力降，其結果是原油泵的出口壓力升高，換熱器的耐壓能力也應增加。另外，如果原油脫鹽脫水不好，進入換熱系統后，盡管原油中輕餾分含量不高，水分的汽化也會造成管路中相當可觀的壓力降。當加工含硫原油時，在溫度超過160℃~180℃的條件下，某些含硫化合物會分解而釋放出H2S，原油中的鹽分則可能水解而析出HCl，造成蒸餾塔頂部、汽相餾出管線與冷凝冷卻系統等低溫位的嚴重腐蝕。采用兩段汽化蒸餾流程時，這些現象都會出現，給操作帶來困難，影響產品質量和收率，大型煉油廠的原油蒸餾裝置多采用三段汽化流程。

三段汽化原油蒸餾工藝流程的特點有：

⑴ 初餾塔頂產品輕汽油一般作催化重整裝置進料。由于原油中的含砷的有機物質，隨著原油溫度的升高而分解汽化，因而初餾塔頂汽油的砷含量較低，而常壓塔頂汽油含砷量很高。砷是重整催化劑的有害物質，因而一般含砷量高的原油生產重整原料均采用初餾塔。

⑵ 常壓塔可設3~4個側線，生產溶劑油、煤油(或噴氣燃料)、輕柴油、重柴油等餾分。

⑶ 減壓塔側線出催化裂化或加氫裂化原料，產品較簡單，分餾精度要求不高，故只設2~3個側線，不設汽提塔。

⑷ 減壓蒸餾可以采用干式減壓蒸餾工藝。所謂干式減壓蒸餾，即不依賴注入水蒸汽以降低油汽分壓的減壓蒸餾方式。干式減壓蒸餾一般采用填料而不是塔板。與傳統濕式減壓精餾相比，它的主要特點有：填料壓降小，塔內真空度提高，加熱爐出口溫度降低使不凝氣減少，大大降低了塔頂冷凝器的冷卻負荷，減少冷卻水用量，降低能耗等。

根據產品的用途不同，可將原油蒸餾工藝流程分為以下三種類型：

1、燃料型 這類加工方案的目的產品基本上都是燃料，從罐區來的原油經過換熱，溫度達到80℃～120℃左右進電脫鹽脫水罐進行脫鹽、脫水。經這樣預處理后的原油再經換熱到210℃～250℃進入初餾塔，塔頂出輕汽油餾分，塔底為拔頭原油，拔頭原油經換熱進常壓加熱爐至360℃～370℃，形成的氣液混合物進入常壓塔，塔頂出汽油餾分，經冷凝冷卻至40℃左右，一部分作塔頂回流，一部分作汽油餾分。各側線餾分油經汽提塔汽提出裝置，塔底是沸點高于350℃的常壓重油。用熱油泵從常壓塔底部抽出送到減壓爐加熱，溫度達到390℃～400℃進入減壓精餾塔，減壓塔頂一般不出產品，直接與抽真空設備連接。側線各餾分油經換熱冷卻后出裝置作為二次加工的原料。塔底減壓渣油經換熱、冷卻后出裝置作為下道工序如焦化、溶劑脫瀝青等的進料。

2、燃料-潤滑油型

⑴ 常壓系統在原油和產品要求與燃料型相同時，其流程亦相同。

⑵ 減壓系統流程較燃料型復雜，減壓塔要出各種潤滑油原料組分，故一般設4～5個側線，而且要有側線汽提塔以滿足對潤滑油原料餾分的閃點要求，并改善各餾分的餾程范圍。

⑶ 控制減壓爐出口最高油溫不大于395℃，以免油料因局部過熱而裂解，進而影響潤滑油質量。

⑷ 減壓蒸餾系統一般采用在減壓爐管和減壓塔底注入水蒸汽的操作工藝。注入水蒸汽的目的在于改善爐管內油的流動情況，避免油料因局部過熱裂解，降低減壓塔內油汽分壓，提高減壓餾分油的拔出率。

3、化工型

它的特點是：

⑴ 化工型流程是三類流程中最簡單的。常壓蒸餾系統一般不設初餾塔而設閃蒸塔(閃蒸塔與初餾塔的差別在于前者不出塔頂產品，塔頂蒸汽進入常壓塔中上部，無冷凝和回流設施)。

⑵ 常壓塔設2～3個側線，產品作裂解原料，分離精確度要求低，塔板數可減少，不設汽提塔。

⑶ 減壓蒸餾系統與燃料型基本相同。原油的熱加工過程

在煉油工業中，熱加工是指主要靠熱的作用，將重質原料油轉化成氣體、輕質油、燃料油或焦炭的一類工藝過程。熱加工過程主要包括：熱裂化、減粘裂化和焦化。

熱裂化是以石油重餾分或重、殘油為原料生產汽油和柴油的過程。減粘裂化的目的是將重油或減壓渣油經輕度裂化使其粘度降低以便符合燃料油的使用要求。焦化是以減壓渣油為原料生產汽油、柴油等中間餾分和生產石油焦。

在這些過程中，熱裂化過程已逐漸被催化裂化所取代。不過隨著重油輕質化工藝的不斷發展，熱裂化工藝又有了新的發展，國外已經采用高溫短接觸時間的固體流化床裂化技術，處理高金屬、高殘炭的劣質渣油原料。

一、熱加工過程的基本原理

石油餾分及重油、殘油在高溫下主要發生兩類化學反應：一類是裂解反應，大分子烴類裂解成較小分子的烴類，因此從較重的原料油可以得到汽油餾分，中間餾分，以至小分子的烴類氣體；另一類是縮合反應，即原料和中間產物中的芳烴、烯烴等縮合成大分子量的產物，從而可以得到比原料油沸程高的殘油甚至焦炭。利用這一原理，熱加工過程除了可以從重質原料得到一部分輕質油品外，也可以用來改善油品的某些使用性能。

下面從化學反應角度說明熱加工過程裂解反應的基本原理。一 烷烴

烷烴在高溫下主要發生裂解反應。裂解反應實質是烴分子C-C鏈斷裂，裂解產物是小分子的烴類和烯烴。反應式為： CnH2n+2 –––––> CmH2m + CqH2q+2(n = m + q)以十六烷為例：C16H34 ––––––>C7H14 + C9H20 生成的小分子烴還可進一步反應，生成更小的烷烴和烯烴，甚至生成低分子氣態烴。在相同的反應條件下，大分子烷烴比小分子烷烴更容易裂化。

溫度和壓力條件對烷烴的分解反應有重大影響，當溫度在500℃以下，壓力很高時，烷烴斷裂的位置一般發生在碳鏈C-C的中央，這時氣體產率低，反應溫度在500℃以上，而壓力較低時，斷鏈位置移到碳鏈的一端。氣體產率增加，氣體中甲烷含量增加，這是裂解氣體組成的特征。正構烷烴裂解時，容易生成甲烷、乙烷、乙烯、丙烯等低分子烴。二 環烷烴

環烷烴熱穩定性較高，在高溫(500℃~600℃)下可發生下列反應：

1、單環烷烴斷環生成兩個烯烴分子，如: 在700~800℃條件下，環己烷分解生成烯烴和二烯烴。

2、環烷烴在高溫下發生脫氫反應生成芳烴，如: 雙環的環烷烴在高溫下脫氫可生成四氫萘。

3、帶長鏈的環烷烴在裂化條件下，首先側鏈斷裂，然后才是開環。三 芳烴

芳烴是對熱非常穩定的組分。在高溫條件下生成以氫氣為主的氣體，高分子縮合物和焦炭。低分子芳烴，例如苯、甲苯對熱極為穩定，溫度超過550℃時，苯開始發生縮合反應，反應產物為聯苯、氣體和焦炭，當溫度達到800℃以上時，苯裂解生成焦炭為主要反應方向。多環芳烴，如萘、蒽等的熱反應和苯相似，它們都是對熱非常穩定的物質，主要發生縮合反應，最終導致高度縮合稠環芳烴?–– 焦炭的先驅物的生成。

二、減粘裂化

減粘裂化是一種淺度熱裂化過程，其主要目的在于減小原料油的粘度，生產合格的重質燃料油和少量輕質油品，也可為其它工藝過程(如催化裂化等)提供原料。

減粘裂化只是處理渣油的一種方法，特別適用于原油淺度加工和大量需要燃料油的情況。減粘的原料可用減壓渣油、常壓重油、全餾分重質原油或拔頭重質原油。減粘裂化反應在450℃~490℃，4MPa~5 MPa的條件下進行。反應產物除減粘渣油外，還有中間餾分及少量的汽油餾分和裂化氣。在減粘反應條件下，原料油中的瀝青質基本上沒有變化，非瀝青質類首先裂化，轉變成低沸點的輕質烴。輕質烴能部分地溶解或稀釋瀝青質，從而達到降低原料粘度的作用。

裂化反應后的混合物送入分餾塔。為盡快終止反應，避免結焦，必須在進分餾塔之前的混合物和分餾塔底打進急冷油。從分餾塔分出氣體、汽油、柴油、蠟油及減粘渣油。上述流程可按兩種減粘類型操作。加熱爐后串聯反應塔，則為塔式減粘；不串反應塔，則為爐管式減粘。

根據熱加工過程的原理，減粘裂化是將重質原料裂化為輕質產品，從而降低粘度，但同時又發生縮合反應，生成焦炭，焦炭會沉積在爐管上，影響開工周期，且所產燃料油安定性差，因此，必須控制一定的轉化率。

目前，國內減粘裂化裝置的主要任務是降低燃料油粘度，即不是以生產輕質油品為主要目的，所以對反應深度要求不高，適宜采用塔式減粘工藝。

三、焦炭化過程(延遲焦化)焦炭化過程(簡稱焦化)是提高原油加工深度，促進重質油輕質化的重要熱加工手段。它又是唯一能生產石油焦的工藝過程，是任何其它過程所無法代替的，焦化在煉油工業中一直占居著重要地位。

焦化是以貧氫重質殘油(如減壓渣油、裂化渣油以及瀝青等)為原料，在高溫(400℃~500℃)下進行的深度熱裂化反應。通過裂解反應，使渣油的一部分轉化為氣體烴和輕質油品，由于縮合反應，使渣油的另一部分轉化為焦炭。一方面由于原料重，含相當數量的芳烴；另一方面焦化的反應條件更苛刻，因此縮合反應占很大比重，生成焦炭多。

煉油工業中曾經用過的焦化方法主要是釜式焦化，平爐焦化、接觸焦化、延遲焦化、流化焦化等。目前延遲焦化應用最廣泛，是煉油廠提高輕質油收率的手段之一，在我國煉油工業中將繼續發揮重要作用。延遲焦化的特點是，原料油在管式加熱爐中被急速加熱，達到約500℃高溫后迅速進入焦炭塔內，停留足夠的時間進行深度裂化反應，使得原料的生焦過程不在爐管內而延遲到塔內進行，這樣可避免爐管內結焦，延長運轉周期，這種焦化方式就叫延遲焦化。原料經預熱后，先進入分餾塔下部與焦化塔頂過來的焦化油氣在塔內接觸換熱，一是使原料被加熱，二是將過熱的焦化油氣降溫到可進行分餾的溫度(一般分餾塔底溫度不宜超過400℃)，同時把原料中的輕組分蒸發出來。焦化油氣中相當于原料油沸程的部分稱為循環油，隨原料一起從分餾塔底抽出，打入加熱爐輻射室，加熱到500℃左右，通過四通閥從底部進入焦炭塔，進行焦化反應。為了防止油在管內反應結焦，需向爐管內注水，以加大管內流速(一般為2米/秒以上)，縮短油在管內的停留時間，注水量約為原料油的2%左右。

進入焦炭塔的高溫渣油，需在塔內停留足夠時間，以便充分進行反應。反應生成的油氣從焦炭塔頂引出進分餾塔，分出焦化氣體、汽油、柴油和蠟油，塔底循環油與原料一起再進行焦化反應。焦化生成的焦炭留在焦炭塔內，通過水力除焦從塔內排出。

焦炭塔采用間歇式操作，至少要有兩個塔切換使用，以保證裝置連續操作。每個塔的切換周期，包括生焦、除焦及各輔助操作過程所需的全部時間。對兩爐四塔的焦化裝置，一個周期約48小時，其中生焦過程約占一半。生焦時間的長短取決于原料性質以及對焦炭質量的要求。

催化裂化

催化裂化是煉油工業中最重要的一種二次加工工藝，在煉油工業生產中占有重要的地位。

石油煉制工藝的目的可概括為： ① 提高原油加工深度，得到更多數量的輕質油產品； ② 增加品種，提高產品質量。然而，原油經過一次加工(常減壓蒸餾)只能從中得到10%~40%的汽油、煤油和柴油等輕質油品，其余是只能作為潤滑油原料的重餾分和殘渣油。但是，社會對輕質油品的需求量卻占石油產品的90%左右。同時直餾汽油辛烷值很低，約為40~60，而一般汽車要求汽油辛烷值至少大于70。所以只靠常減壓蒸餾無法滿足市場對輕質油品在數量和質量上的要求。這種供求矛盾促進了煉油工藝的發展。催化裂化技術是重油輕質化和改質的重要手段之一，已成為當今石油煉制的核心工藝之一。

催化裂化（caTalytic CRacking）的工藝特點

催化裂化過程是以減壓餾分油、焦化柴油和蠟油等重質餾分油或渣油為原料，在常壓和450℃~510℃條件下，在催化劑的存在下，發生一系列化學反應，轉化生成氣體、汽油、柴油等輕質產品和焦炭的過程。

催化裂化過程具有以下幾個特點：

⑴ 輕質油收率高，可達70%~80%；

⑵ 催化裂化汽油的辛烷值高，馬達法辛烷值可達78，汽油的安定性也較好；

⑶ 催化裂化柴油十六烷值較低，常與直餾柴油調合使用或經加氫精制提高十六烷值，以滿足規格要求；

⑷ 催化裂化氣體，C3和C4氣體占80%，其中C3丙烯又占70%，C4中各種丁烯可占55%，是優良的石油化工原料和生產高辛烷值組分的原料。

根據所用原料，催化劑和操作條件的不同，催化裂化各產品的產率和組成略有不同，大體上，氣體產率為10%~20%，汽油產率為30%~50%，柴油產率不超過40%，焦炭產率5%~7%左右。由以上產品產率和產品質量情況可以看出，催化裂化過程的主要目的是生產汽油。我國的公共交通運輸事業和發展農業都需要大量柴油，所以催化裂化的發展都在大量生產汽油的同時，能提高柴油的產率，這是我國催化裂化技術的特點。

催化裂化的化學原理 一 催化裂化催化劑

1936年工業上首先使用經酸處理的蒙脫石催化劑。因為這種催化劑在高溫熱穩定性不高，再生性能不好，后來被合成的無定形硅酸鋁所取代。六十年代又出現了含沸石的催化劑。可用作裂化催化劑的所有沸石中，只有Y型沸石具有工業意義。在許多情況下，將稀土元素引入Y型沸石中。Y型沸石在硅酸鋁基體中的加入量可達15%。采用沸石催化劑后汽油的選擇性大大提高，汽油的辛烷值也較高，同時氣體和焦炭產率降低。工業上應用所謂超穩Y型沸石分子篩，它在高達1200K時晶體結構能保持不變。

催化裂化實質上是正碳離子的化學。正碳離子經過氫負離子轉移步驟生成 由于高溫，正碳離子可分解為較小的正碳離子和一個烯烴分子。生成的烯烴比初始的烷烴原料易于變為正碳離子，裂化速度也較快。由于C-C鍵斷裂一般發生在正碳離子的β位置，所以催化裂化可生成大量的C3~C4烴類氣體，只有少量的甲烷和乙烷生成。新正碳離子或裂化，或奪得一個氫負離子而生成烷烴分子，或發生異構化、芳構化等反應。

現在選用的沸石分子篩具有自己特定的孔徑大小，常常對原料和產物都表現了不同的選擇特性。如在HZSM-5沸石分子篩上烷烴和支鏈烷烴的裂化速度依下列次序遞降：正構烷烴 >一甲基烷烴 > 二甲基烷烴沸石分子篩這種對原料分子大小表現的選擇性，和對產物分布的影響稱為它們的擇形性。ZSM-5用作脫蠟過程的催化劑，就是利用了沸石的擇形催化裂化功能。

二 催化裂化的化學原理

催化裂化條件下各族烴類的主要反應：

1、烷烴裂化為較小分子的烯烴和烷烴，如：C16H34 ?? C8H16 + C8H18

2、烯烴裂化為較小分子的烯烴。

3、異構化反應 正構烷烴 ?? 異構烷烴 烯烴 ?? 異構烯烴

4、氫轉移反應 環烷烴+ 烯烴 ?? 芳烴+烷烴

5、芳構化反應

6、環烷烴裂化為烯烴

7、烷基芳烴脫烷基反應 烷基芳烴 ?? 芳烴+ 烯烴

8、縮合反應 單環芳烴可縮合成稠環芳烴，最后縮合成焦炭，并放出氫氣，使烯烴飽和。

由以上反應可見，在烴類的催化裂化反應過程中，裂化反應的進行，使大分子分解為小分子的烴類，這是催化裂化工藝成為重質油輕質化重要手段的根本依據。而氫轉移反應使催化汽油飽和度提高，安定性好。異構化、芳構化反應是催化汽油辛烷值提高的重要原因。

催化裂化得到的石油餾分仍然是許多種烴類組成的復雜混合物。催化裂化并不是各族烴類單獨反應的綜合結果，在反應條件下，任何一種烴類的反應都將受到同時存在的其它烴類的影響，并且還需要考慮催化劑存在對過程的影響。

石油餾分的催化裂化反應是屬于氣-固非均相催化反應。反應物首先是從油氣流擴散到催化劑孔隙內，并且被吸附在催化劑的表面上，在催化劑的作用下進行反應，生成的產物再從催化劑表面上脫附，然后擴散到油氣流中，導出反應器。因此烴類進行催化裂化反應的先決條件是在催化劑表面上的吸附。實驗證明，碳原子相同的各種烴類，吸附能力的大小順序是： 稠環芳烴 > 稠環、多環環烷烴 > 烯烴 > 烷基芳烴 > 單環環烷烴 > 烷烴

而按烴類的化學反應速度順序排列，大致情況如下：烯烴 > 大分子單烷側鏈的單環芳烴 > 異構烷烴和環烷烴 > 小分子單烷側鏈的單環芳烴> 正構烷烴 > 稠環芳烴

綜合上述兩個排列順序可知，石油餾分中芳烴雖然吸附性能強，但反應能力弱，吸附在催化劑表面上占據了大部分表面積，阻礙了其它烴類的吸附和反應，使整個石油餾分的反應速度變慢。烷烴雖然反應速度快，但吸附能力弱，對原料反應的總效應不利。而環烷烴既有一定的吸附能力又具適宜的反應速度。因此認為，富含環烷烴的石油餾分應是催化裂化的理想原料。但實際生產中，這類原料并不多見。

石油餾分催化裂化的另一特點就是該過程是一個復雜反應過程。反應可同時向幾個方向進行，中間產物又可繼續反應，這種反應屬于平行-順序反應。

平行-順序反應的一個重要特點是反應深度對產品產率分配有重大影響。如圖3-3所示，隨著反應時間的增長，轉化率提高，氣體和焦炭產率一直增加。汽油產率開始時增加，經過一最高點后又下降。這是因為到一定反應深度后，汽油分解成氣體的反應速度超過汽油的生成速度，即二次反應速度超過了一次反應速度。因此要根據原料的特點選擇合適的轉化率，這一轉化率應選擇在汽油產率最高點附近。

催化裂化裝置的工藝流程

催化裂化技術的發展密切依賴于催化劑的發展。有了微球催化劑，才出現了流化床催化裂化裝置；分子篩催化劑的出現，才發展了提升管催化裂化。選用適宜的催化劑對于催化裂化過程的產品產率、產品質量以及經濟效益具有重大影響。

催化裂化裝置通常由三大部分組成，即反應?再生系統、分餾系統和吸收穩定系統。其中反應––再生系統是全裝置的核心，現以高低并列式提升管催化裂化為例，對幾大系統分述如下：

一 反應––再生系統

新鮮原料(減壓餾分油)經過一系列換熱后與回煉油混合，進入加熱爐預熱到370℃左右，由原料油噴嘴以霧化狀態噴入提升管反應器下部，油漿不經加熱直接進入提升管，與來自再生器的高溫(約650℃~700℃)催化劑接觸并立即汽化，油氣與霧化蒸汽及預提升蒸汽一起攜帶著催化劑以7米/秒~8米/秒的高線速通過提升管，經快速分離器分離后，大部分催化劑被分出落入沉降器下部，油氣攜帶少量催化劑經兩級旋風分離器分出夾帶的催化劑后進入分餾系統。

積有焦炭的待生催化劑由沉降器進入其下面的汽提段，用過熱蒸氣進行汽提以脫除吸附在催化劑表面上的少量油氣。待生催化劑經待生斜管、待生單動滑閥進入再生器，與來自再生器底部的空氣(由主風機提供)接觸形成流化床層，進行再生反應，同時放出大量燃燒熱，以維持再生器足夠高的床層溫度(密相段溫度約650℃~680℃)。再生器維持0.15MPa~0.25MPa(表)的頂部壓力，床層線速約0.7米/秒~1.0米/秒。再生后的催化劑經淹流管，再生斜管及再生單動滑閥返回提升管反應器循環使用。

燒焦產生的再生煙氣，經再生器稀相段進入旋風分離器，經兩級旋風分離器分出攜帶的大部分催化劑，煙氣經集氣室和雙動滑閥排入煙囪。再生煙氣溫度很高而且含有約5%~10% CO，為了利用其熱量，不少裝置設有CO鍋爐，利用再生煙氣產生水蒸汽。對于操作壓力較高的裝置，常設有煙氣能量回收系統，利用再生煙氣的熱能和壓力作功，驅動主風機以節約電能。二 分餾系統

分餾系統的作用是將反應?再生系統的產物進行分離，得到部分產品和半成品。

由反應?再生系統來的高溫油氣進入催化分餾塔下部，經裝有擋板的脫過熱段脫熱后進入分餾段，經分餾后得到富氣、粗汽油、輕柴油、重柴油、回煉油和油漿。富氣和粗汽油去吸收穩定系統；輕、重柴油經汽提、換熱或冷卻后出裝置，回煉油返回反應––再生系統進行回煉。油漿的一部分送反應再生系統回煉，另一部分經換熱后循環回分餾塔。為了取走分餾塔的過剩熱量以使塔內氣、液相負荷分布均勻，在塔的不同位置分別設有4個循環回流：頂循環回流，一中段回流、二中段回流和油漿循環回流。

催化裂化分餾塔底部的脫過熱段裝有約十塊人字形擋板。由于進料是460℃以上的帶有催化劑粉末的過熱油氣，因此必須先把油氣冷卻到飽和狀態并洗下夾帶的粉塵以便進行分餾和避免堵塞塔盤。因此由塔底抽出的油漿經冷卻后返回人字形擋板的上方與由塔底上來的油氣逆流接觸，一方面使油氣冷卻至飽和狀態，另一方面也洗下油氣夾帶的粉塵。三 吸收––穩定系統：

從分餾塔頂油氣分離器出來的富氣中帶有汽油組分，而粗汽油中則溶解有C3、C4甚至C2組分。吸收––穩定系統的作用就是利用吸收和精餾的方法將富氣和粗汽油分離成干氣(≤C2)、液化氣(C3、C4)和蒸汽壓合格的穩定汽油。

影響催化裂化反應深度的主要因素 一 幾個基本概念

1、轉化率 在催化裂化工藝中，往往要循環部分生成油、也稱回煉油。在工業上采用回煉操作是為了獲得較高的輕質油產率。因此，轉化率又有單程轉化率和總轉化率之別。

2、空速和反應時間 每小時進入反應器的原料量與反應器內催化劑藏量之比稱為空速。

空速的單位為時-1，空速越高，表明催化劑與油接觸時間越短，裝置處理能力越大。

在考察催化裂化反應時，人們常用空速的倒數來相對地表示反應時間的長短。

3、劑油比 催化劑循環量與總進料量之比稱為劑油比，用C/O表示：

在同一條件下，劑油比大，表明原料油能與更多的催化劑接觸。二 影響催化裂化反應深度的主要因素

影響催化裂化反應轉化率的主要因素有：原料性質、反應溫度、反應壓力、反應時間。

1、原料油的性質 原料油性質主要是其化學組成。原料油組成中以環烷烴含量多的原料，裂化反應速度較快，氣體、汽油產率比較高，焦炭產率比較低，選擇性比較好。對富含芳烴的原料，則裂化反應進行緩慢，選擇性較差。另外，原料油的殘炭值和重金屬含量高，會使焦炭和氣體產率增加。

2、反應溫度 反應溫度對反應速度、產品分布和產品質量都有很大影響。在生產中溫度是調節反應速度和轉化率的主要因素，不同產品方案，選擇不同的反應溫度來實現，對多產柴油方案，采用較低的反應溫度(450℃～470℃)，在低轉化率高回煉比下操作。對多產汽油方案，反應溫度較高(500℃～530℃)； 采用高轉化率低回煉比。

3、反應壓力 提高反應壓力的實質就是提高油氣反應物的濃度，或確切地說，油氣的分壓提高，有利于反應速度加快。提高反應壓力有利于縮合反應，焦炭產率明顯增高，氣體中烯烴相對產率下降，汽油產率略有下降，但安定性提高。提升管催化裂化反應器壓力控制在0.3MPa ～0.37MPa。

4、空速和反應時間 在提升管反應器中反應時間就是油氣在提升管中的停留時間。圖3-5表示提升管催化裂化的反應時間與轉化率的關系。由圖可見，反應開始階段，反應速度最快，1秒后轉化率的增加逐漸趨于緩和。反應時間延長，會引起汽油的二次分解，同時因為分子篩催化劑具有較高的氫轉移活性，而使丙烯、丁烯產率降低。提升管反應器內進料的反應時間要根據原料油的性質，產品的要求來定，一般約為1秒～4秒。

重油催化裂化

重油催化裂化（residue fluid catalytIC cracking，即RFCC）工藝的產品是市場極需的高辛烷值汽油餾分，輕柴油餾分和石油化學工業需要的氣體原料。由于該工藝采用了分子篩催化劑、提升管反應器和鈍化劑等，使產品分布接近一般流化催化裂化工藝。但是重油原料中一般有30%～50%的廉價減壓渣油，因此，重油流化催化裂化工藝的經濟性明顯優于一般流化催化工藝，是近年來得到迅速發展的重油加工技術。一 重油催化裂化的原料 所謂重油是指常壓渣油、減壓渣油的脫瀝青油以及減壓渣油、加氫脫金屬或脫硫渣油所組成的混合油。典型的重油是餾程大于350℃的常壓渣油或加氫脫硫常壓渣油。與減壓餾分相比，重油催化裂化原料油存在如下特點：① 粘度大，沸點高；② 多環芳香性物質含量高；③ 重金屬含量高；④ 含硫、氮化合物較多。因此，用重油為原料進行催化裂化時會出現焦炭產率高，催化劑重金屬污染嚴重以及產物硫、氮含量較高等問題。二 重油催化裂化的操作條件

為了盡量降低焦炭產率，重油催化裂化在操作條件上采取如下措施：

1、改善原料油的霧化和汽化 由于渣油在催化裂化過程中呈氣液相混合狀態，當液相渣油與熱催化劑接觸時，被催化劑吸附并進入顆粒內部的微孔，進而裂化成焦炭，會使生焦量上升，催化活性下降。因此可見，為了減少催化劑上的生焦量，必須盡可能地減少液相部分的比例，所以要強化催化裂化前期過程中的霧化和蒸發過程，提高氣化率，減少液固反應。

2、采用較高的反應溫度和較短的反應時間 當反應溫度提高時，原料的裂化反應加快較多，而生焦反應則加快較少。與此同時，當溫度提高時，會促使熱裂化反應的加劇，從而使重油催化裂化氣體中C1、C2增加，C3、C4減少。所以宜采用較高反應溫度和較短的反應時間。三 重油催化裂化催化劑

重油催化裂化要求其催化劑具有較高的熱穩定性和水熱穩定性，并且有較強的抗重金屬污染的能力。所以，目前主要采用Y型沸石分子篩和超穩Y型沸石分子篩催化劑。四 重油催化裂化工藝

1、重油催化裂化工藝與一般催化裂化工藝的異同點 兩工藝既有相同的部分，亦有不同之處，完全是由于原料不同造成的。不同之處主要表現在，重油催化裂化在進料方式、再生系統型式、催化劑選用和SOX排放量的控制方面均不同于一般的催化裂化工藝；在取走過剩熱量的設施，產品處理、污水處理和金屬鈍化等方面，則是一般催化裂化工藝所沒有的。但在催化劑的流化，輸送和回收方面，在兩器壓力平衡的計算方面，兩者完全相同。在分餾系統的流程和設備方面，在反應機理、再生機理、熱平衡的計算方法和反應—再生系統的設備上兩者基本相同。

2、重油催化裂化工藝 重油催化裂化工藝主要由HOC（heavy oil cracking）工藝、RCC(reduced crude oil conversion，常壓渣油轉化)工藝、Stone &Webster工藝和 ART(asphalt resid treating 瀝青渣油處理)工藝等，其中最典型的工藝為Stone &Webster 流化催化裂化工藝。

從加熱爐或換熱器出來的原料經大量的蒸汽和噴嘴霧化后，進入輸送管，與從再生器來的熱再生催化劑混合，然后一道進入提升管反應器的催化劑床層進行反應，由此生成的氣相產物經旋風分離器脫除其中的催化劑后進入分餾系統，分成干氣（C1~C2）、液化氣（C3~C4）、汽油、輕柴油（國外稱輕瓦斯油）、重柴油（國外稱重瓦斯油）和澄清油等。所生成的多碳粘稠產物附于催化劑上，隨催化劑向下經汽提段，逐漸變成焦炭；附有焦炭的催化劑離開汽提段后，進入再生器再生。再生采用兩個互相**的再生器進行兩段再生。前一再生器控制在高的CO/CO2比下操作，焦炭中的絕大部分氫和一部分碳在此被燒掉，從而為后一再生器在無水存在的情況和高溫下操作而不致使催化劑嚴重減活創造條件。后一再生器可在有利于完全再生的強化條件（溫度達750℃）下操作。兩個再生器的煙氣分別通過各自的旋風分離器排出。該工藝是熱平衡式的，所以，不需要象其他工藝那樣有取熱設施。采用該工藝的工業裝置在我國鎮海煉油廠、武漢煉油廠、廣州煉油廠、長嶺煉油廠、南京煉油廠都已相繼投產。

催化重整

催化重整是最重要的煉油過程之一。―重整‖是指烴類分子重新排列成新的分子結構，而不改變分子大小的加工過程。重整過程是在催化劑存在之下進行的。采用鉑催化劑的重整過程稱鉑重整，采用鉑錸催化劑的稱為鉑錸重整，而采用多金屬催化劑的重整過程稱為多金屬重整。催化重整是石油加工過程中重要的二次加工方法，其目的是用以生產高辛烷值汽油或化工原料?––芳香烴，同時副產大量氫氣可作為加氫工藝的氫氣來源。下面介紹催化重整的工藝要求和工業裝置。

一、催化重整(catalytic reformation)的化學反映

重整催化劑通常含有千分之幾的貴金屬鉑，它或者單獨的或者與其它金屬（Re、Ir或Sn）共同擔載在多孔的酸性氧化鋁（一般引入氯元素）上。重整催化劑是一種雙功能催化劑。金屬催化烷烴脫氫為烯烴，環烷烴脫氫為芳香烴，催化異構烯烴的加氫，對于加氫異構化和異構化反應也有貢獻。酸性載體催化烯烴的異構化，環化和裂化。在雙金屬重整過程中加入金屬錸作為助催化劑，以減少氫解副反應和金屬在高溫含氫環境下聚集燒結。雙功能之間的相互作用通過烯烴而顯現出來，烯烴是反應網絡中的關鍵中間物。

所有的重整過程均采用固定床系列（通常是三個）反應器：第一反應器的主要反應是環烷脫氫，第二反應器發生C5環烷異構化生成環己烷的同系物和脫氫環化，第三反應器發生輕微的加氫裂化和脫氫環化。典型的工藝條件為：770K～820 K和3000 kPa，氫和烴的摩爾比為10:1至3:1。

二、催化重整的原料油

催化重整通常以直餾汽油餾分為原料，根據生產目的不同，對原料油的餾程有一定的要求。為了維持催化劑的活性，對原料油雜質含量有嚴格的限制。一 原料油的沸點范圍

重整原料的沸點范圍根據生產目的來確定。

當生產高辛烷值汽油時，一般采用80℃～180℃餾分。<Ｃ6的餾分（80℃以下餾分）本身辛烷值比較高，所以餾分的初餾點應選在80℃以上。餾分的干點超過200℃，會使催化劑表面上的積炭迅速增加，從而使催化劑活性下降。因此適宜的餾程是80℃～180℃。

生產芳烴時，應根據生產的目的芳烴產品選擇適宜沸點范圍的原料餾分。如Ｃ6烷烴及環烷烴的沸點在60.27℃～80.74℃之間；C7烷烴和環烷烴沸點在90.05℃～103.4℃之間；而C8烷烴和環烷烴的沸點在99.24℃～131.78℃之間。沸點小于60℃的烴類分子中的碳原子數<6，故原料中含<60℃餾分反應時不能增加芳烴產率，反而能降低裝置本身的處理能力。選用60℃～145℃餾分作重整原料時，其中的130℃～145℃屬于航煤餾分的沸點范圍。在同時生產航空煤油的煉廠,多選用60℃～130℃餾分。二 重整原料油的雜質含量

重整原料對雜質含量有極嚴格的要求,這是從保護催化劑的活性所考慮的。原料中少量重金屬(砷、鉛、銅等)都會引起催化劑永久中毒，尤其是砷與鉑可形成合金，使催化劑喪失活性。原料油中的含硫、含氮化合物和水分在重整條件下，分別生成硫化氫和氨，它們含量過高，會降低催化劑的性能。因此，為保證重整催化劑長期使用，對原料油中各種雜質的含量必須嚴格控制。

三、工藝流程

一套完整的重整工業裝置大都包括原料油預處理、重整反應、產品后加氫和穩定處理幾個部分。生產芳烴為目的的重整裝置還包括芳烴抽提和芳烴分離部分。一 重整原料油的預處理

包括原料的預分餾，預脫砷和預加氫幾個部分。

１、預分餾 預分餾的目的是根據目的產品要求對原料進行精餾切取適宜的餾分。例如，生產芳烴時，切除<60℃ 的餾分；生產高辛烷值汽油時，切除<80℃的餾分。原料油的干點一般由上游裝置控制，也有的通過預分餾切除過重的組分。預分餾過程中也同時脫除原料油中的部分水分。２、預脫砷 砷能使重整催化劑中毒失活，因此要求進入重整反應器的原料油中砷含量不得高于1PPb。若原料油含砷量較低，例如<100ppb，則可不經預脫砷，只需經過預加氫就可達到要求。常用預脫砷方法有：吸附預脫砷、加氫預脫砷、化學氧化脫砷等。

３、預加氫 預加氫的目的是脫除原料油中的雜質。其原理是在催化劑和氫的作用下，使原料油中的硫、氮和氧等雜質分解，分別生成H2S、NH3和H2O被除去。烯烴加氫飽和，砷、鉛等重金屬化合在預加氫條件下進行分解，并被催化劑吸附除去。預加氫所用催化劑是鉬酸鎳。

４、重整原料的脫水及脫硫 加氫過程得到的生成油中尚溶解有H2S、NH3和H2O等，為了保護重整催化劑，必須除去這些雜質。脫除的方法有汽提法和蒸餾脫水法。以蒸餾脫水法較為常用。

二 重整反應部分工藝流程

經預處理后的精制油，由泵抽出與循環氫混合，然后進入換熱器與反應產物換熱，再經加熱爐加熱后進入反應器。由于重整反應是吸熱反應以及反應器又近似于絕熱操作，物料經過反應以后溫度降低，為了維持足夠高的溫度條件(通常是500℃左右)，重整反應部分一般設置3～4個反應器串聯操作，每個反應器之前都設有加熱爐，給反應系統補充熱量，從而避免溫降過大。最后一個反應器出來的物料，部分與原料換熱，部分作為穩定塔底重沸器的熱源，然后再經冷卻后進入油氣分離器。

從油氣分離器頂分出的氣體含有大量氫氣[85%(體)～95%(體)]，經循環氫壓縮機升壓后，大部分作為循環氫與重整原料混合后重新進入反應器，其余部分去預加氫部分。

上述流程采用一段混氫操作，即全部循環氫與原料油一次混合進入反應系統，有的裝置采用兩段混氫操作，即將循環氫分為兩部分，一部分直接與重整進料混合，另一部分從第二反應器出口加入進第三反應器，這種操作可減小反應系統壓降，有利于重整反應，并可降低動力消耗。

油氣分離器底分出的液體與穩定塔底液體換熱后進入穩定塔。穩定塔的作用是從塔頂脫除溶于重整產物中的少量氣體烴和戊烷。以生產高辛烷值汽油為目的時，重整汽油從穩定塔底抽出經冷卻后送出裝置。

以生產芳烴為目的時，反應部分的流程稍有不同，即在穩定塔之前增加一個后加氫反應器，先進行后加氫再去穩定塔。這是由于加氫裂化反應使重整產物中含有少量烯烴，會使芳烴產品的純度降低。因此，將最后一臺重整反應器出口的生成油和氫氣經換熱進入后加氫反應器，通過加氫使烯烴飽和。后加氫催化劑為鉬酸鈷或鉬酸鎳，反應溫度為330℃左右。（5）加氫精制和加氫裂化

一、加氫精制

加氫精制主要用于油品精制，其目的是除掉油品中的硫、氮、氧雜原子及金屬雜質，改善油品的使用性能。由于重整工藝的發展，可提供大量的副產氫氣，為發展加氫精制工藝創造了有利條件，因此加氫精制已成為煉油廠中廣泛采用的加工過程，也正在取代其它類型的油品精制方法。

一 加氫精制的主要反應

加氫精制的主要反應有：

1、加氫脫硫反應 在加氫精制條件下，石油餾分中的含硫化合物進行氫解，轉化成相應的烴和H2S，從而將硫雜原子脫掉：RSH + H2 ?? RH + H2S

２、加氫脫氮反應 例如：R-NH2 + H2 ??RH + NH3 ３、加氫脫氧反應 石油和石油餾分中含氧化合物很少，可以遇到的含氧化合物主要是環烷酸和酚類。

４、重質油加氫脫金屬反應 金屬有機化合物大部分存在于重質石油餾分中，特別是渣油中。在加氫精制過程中，金屬有機化合物發生氫解反應，脫掉的金屬會沉積在催化劑表面上引起催化劑失活，所以加氫精制催化劑要周期性地進行更換。

５、在各類烴中，環烷烴和烷烴很少發生反應，而大部分的烯烴與氫反應生成烷烴。

在加氫精制中，加氫脫硫比加氫脫氮反應容易進行，在幾種雜原子化合物中含氮化合物的加氫反應最難進行。例如，焦化柴油加氫精制時，當脫硫率達到90%的條件下，脫氮率僅為40%。

加氫精制產品的特點：質量好，包括安定性好，無腐蝕性，以及液體收率高等，這些都是由加氫精制反應本身所決定的。二 加氫精制工藝裝置

加氫精制的工藝流程因原料而異，但基本原理是相同的，如圖3-10所示，包括反應系統、生成油換熱、冷卻、分離系統和循環氫系統三部分。

1、反應系統 原料油與新氫、循環氫混合，并與反應產物換熱后，以氣液混相狀態進入加熱爐，加熱至反應溫度進入反應器。反應器進料可以是氣相(精制汽油時)，也可以是氣液混相(精制柴油時)。反應器內的催化劑一般是分層填裝，以利于注冷氫來控制反應溫度(加氫精制是放熱反應)。循環氫與油料混合物通過每段催化劑床層進行加氫反應。

加氫反應器可以是一個，也可以是兩個。前者叫一段加氫法，后者叫兩段加氫法。兩段加氫法適用于某些直餾煤油的精制，以生成高密度噴氣燃料。此時第一段主要是加氫精制，第二段是芳烴加氫飽和。

２、生成油換熱、冷卻、分離系統 反應產物從反應器的底部出來，經過換熱、冷卻后進入高壓分離器。在冷卻器前要向產物中注入高壓洗滌水，以溶解反應生成的氨和部分硫化氫。反應產物在高壓分離器中進行油氣分離，分出的氣體是循環氫，其中除了主要成分氫外，還有少量的氣態烴(不凝氣)和未溶于水的硫化氫。分出的液體產物是加氫生成油，其中也溶解有少量的氣態烴和硫化氫，生成油經過減壓再進入低壓分離器進一步分離出氣態烴等組分，產品去分餾系統分離成合格產品。

３、循環氫系統 從高壓分離器分出的循環氫經貯罐及循環氫壓縮機后，小部分(約30%)直接進入反應器作冷氫，其余大部分送去與原料油混合，在裝置中循環使用。為了保證循環氫的純度(不小于65%(體))，避免硫化氫在系統中積累，常用硫化氫回收系統，解吸出來的硫化氫送到制硫裝置回收硫磺，凈化后的氫氣循環使用。

為了保證循環氫中氫的濃度，用新氫壓縮機不斷往系統內補充新鮮氫氣。

石油餾分加氫精制的操作條件因原料不同而異。一般地講，直餾餾分油加氫精制條件比較緩和，重餾分油和二次加工油品則要求比較苛刻的操作條件。

二、加氫裂化

加氫裂化是重質原料在催化劑和氫氣存在下進行的催化加工，生產各種輕質燃料油的工藝過程。

用重質原料油生產輕質燃料油最基本的工藝原理就是改變重質原料油的分子量和碳氫比，而改變分子和碳氫比往往是同時進行的。改變碳氫比有兩個途徑；一是脫碳，二是加氫。熱加工過程，如熱裂化、焦化以及催化裂化工藝屬于脫碳，它們的共同特點是要加大一部分油料的碳氫比，因此，不可避免地要產生一部分氣體烴和碳氫比較高的縮合產物?焦炭和渣油。所以脫碳過程的輕質油收率不可能很高。

加氫裂化屬于加氫，在催化劑存在下從外界補入氫氣以降低原料油的碳氫比。

加氫裂化實質上是加氫和催化裂化這兩種反應的有機結合。因此，它不僅可以防止如催化裂化過程中大量積炭的生成，而且還可以將原油中的氮、氧、硫雜原子有機化合物雜質通過加氫從原料中除去，又可以使反應過程中生成的不飽和烴飽和，所以，加氫裂化可以將低質量的原料油轉化成優質的輕質油。一 加氫裂化過程的化學反應

石油烴類在高溫、高壓及加氫裂化催化劑存在下，通過一系列化學反應，使重質油品轉化為輕質油品，其主要反應包括：裂化、加氫、異構化、環化及脫硫、脫氮和脫金屬等。

1、烷烴 烷烴加氫裂化反應包括兩個步驟，即原料分子在C-C鍵上的斷裂，和生成的不飽和碎片的加氫飽和，例如：C16H34 C8H18 + C8H16 C8H18 反應中生成的烯烴先進行異構化隨即被加氫成異構烷烴。烷烴加氫反應速度隨著烷烴分子量增大而加快，異構化的速度也隨著分子量增大而加快。

2、烯烴 烷烴分解和帶側鏈環狀烴斷鏈都會生成烯烴。在加氫裂化條件下，烯烴加氫變為飽和烴，反應速度最快。除此之外，還進行聚合、環化反應。R-CH2CH=CH2 + H2?? R-CH2CH2CH3

3、環烷烴 單環環烷烴在過程中發生異構化，斷環，脫烷基以及不明顯的脫氫反應：雙環環烷烴和多環環烷烴首先異構化生成五圓環的衍生物然后再斷鏈。反應產物主要由環戊烷、環己烷和烷烴組成。

4、芳烴 單環芳烴的加氫裂化不同于單環環烷烴，若側鏈上有三個碳原子以上時，首先不是異構化而是斷側鏈，生成相應的烷烴和芳烴。除此之外，少部分芳烴還可能進行加氫飽和和生成環烷烴然后再按環烷烴的反應規律繼續反應。

雙環、多環和稠環芳烴加氫裂化是分步進行的，通常一個芳香環首先加氫變為環烷烴，然后環烷環斷開變成單烷基芳烴，再按單環芳烴規律進行反應。在氫氣存在下，稠環芳烴的縮合反應被抑制，因此不易生成焦炭產物。

5、非烴類化合物 原料油中的含硫、含氮、含氧化合物，在加氫裂化條件下進行加氫反應，生成硫化氫、氨和水被除去。因此，加氫產品無需另行精制。

上述加氫裂化反應中，加氫反應是強放熱反應，而裂化反應則是吸熱反應，二者部分抵銷，最終結果仍為放熱反應過程。

根據以上各類化學反應決定了加氫裂化工藝具有以下的特點：

(1)生產靈活性 加氫裂化對原料的適應性強，可處理的原料范圍很廣，包括直餾柴油、焦化蠟油、催化循環油、脫瀝青油，常壓重油和減壓渣油等。

加氫裂化產品方案可根據需要進行調整。即能以生產汽油為主，也能以生產低冰點、高煙點的噴氣燃料為主，也可以生產低凝點柴油為主等，總之，根據需要，改變催化劑和調整操作條件，即可按不同的生產方案操作，得到所需的產品。

(2)產品質量好，收率高 加氫裂化產品的主要特點是不飽和烴少，非烴雜質含量少，所以油品的安定性好，無腐蝕，含環烷烴多，還可作為重整原料。二 加氫裂化工藝裝置

加氫裂化流程，根據原料性質，產品要求和處理量的大小，催化劑的性能而分一段流程、二段流程以及串聯流程。下面主要介紹一段流程和二段流程加氫裂化。

1、一段加氫裂化流程

原料油經泵升壓至16.0兆帕后與新氫及循環氫混合后，再與420℃左右的加氫生成油換熱至320℃～360℃進入加熱爐，反應器進料溫度為370℃～450℃。原料在反應器內的反應條件維持在溫度380℃～440℃，空速 1.0時-1，氫油體積比2500。為了控制反應溫度，向反應器分層注入冷氫。反應產物經與原料換熱降至200℃，再經冷卻溫度降到30℃～40℃之后進入高壓分離器。反應產物進入空冷器之前注入軟化水以溶解其中的NH3、H2S等，以防止水合物析出而堵塞管道。自高壓分離器頂部分出循環氫，經循環氫壓縮機升壓至反應器入口壓力后，返回系統循環使用，自高壓分離器底部分出加氫生成油，經減壓系統減壓至0.5MPa，進入低壓分離器，在低壓分離器內將水脫出，并釋放出溶解氣體，作為富氣送出裝置，可以作燃料氣用。生成油經加熱送入穩定塔，在1.0MPa～2.0MPa下蒸出液化氣，塔底液體經加熱爐加熱送至分餾塔，最后分離出輕汽油、航空煤油、低凝柴油和塔底尾油。尾油可一部分或全部作循環油用，與原料混合后返回反應系統，或送出裝置作為燃料油。２、兩段加氫裂化流程

原料油經高壓泵升壓并與循環氫和新氫混合后首先與生成油換熱，再在加熱爐中加熱至反應溫度，進入第一段加氫精制反應器。在加氫活性高的催化劑上進行脫硫，脫氮反應，此時原料油中的重金屬也被脫掉。反應生成物經換熱，冷卻后進入高壓分離器，分出循環氫。生成油進入脫氨(硫)塔，脫去NH3和H2S后，作為第二段加氫裂化的進料。第二段進料與循環氫混合后，進入第二加熱爐，加熱至反應溫度，在裝有高酸性催化劑的第二段加氫裂化反應器內進行裂化反應，反應生成物經換熱、冷卻、分離，分出溶解氣和循環氫后送至穩定系統。

兩段加氫裂化工藝的特點是：對原料適應性強，改變第一段催化劑可以處理多種原料，如高氮高芳烴的重質原料油。第二段可以采用不同的操作條件來改變生成油的產品分布。

根據國外經驗，兩段流程靈活性最大，而且可以處理一段流程維以處理的原料，并能生產優質航空煤油和柴油。

目前用兩段加氫裂化流程處理重質原料，來生產重整原料油，用以擴大芳烴的來源，這種方案已受到許多國家的重視。

石油產品的分類：

石油經過加工提煉，可以得到的產品大致可分為四大類：

一石油燃料

石油燃料是用量最大的油品。按其用途和使用范圍可以分為如下五種：

1、點燃式發動機燃料 有航空汽油，車用汽油等。

2、噴氣式發動機燃料(噴氣燃料)有航空煤油。

3、壓燃式發動機燃料(柴油機燃料)有高速、中速、低速柴油。

4、液化石油氣燃料 即液態烴。

5、鍋爐燃料 有爐用燃料油和船舶用燃料油。二 潤滑油和潤滑脂

潤滑油和潤滑脂被用來減少機件之間的摩擦，保護機件以延長它們的使用壽命并節省動力。它們的數量只占全部石油產品的5%左右，但其品種繁多。三 蠟、瀝青和石油焦

它們是從生產燃料和潤滑油時進一步加工得來的，其產量約為所加工原油的百分之幾。四 溶劑和石油化工產品

后者是有機合成工業的重要基本原料和中間體。

第四篇：熱水解處理技術簡介

1.THP的原理[5]

THP是污泥經高壓蒸汽預處理，溶解污泥中的膠體物質，破碎細胞物質，水解大分子物質，使污泥性質發生相應的變化，原理圖如圖1：

原污泥THP處理后的污泥活細胞死細胞惰性物質胞外聚合物大分子難降解物質（高壓蒸汽）熱水解預處理水解的其他固體物質破碎的細胞破碎的細胞壁惰性物質胞外聚合物小分子易降解物質

圖1 THP的原理示意圖

2.THP的工藝流程

THP的工藝流程主要包括混勻預熱，水解反應和泄壓閃蒸三個步驟，流程圖如圖2。污泥首先經過離心脫水機或壓濾機進行脫水到含固率到14%-18%，用泵輸送到攪拌罐中進行混勻預熱，預熱后的污泥約為100℃。然后污泥輸送到主反應罐中，用熱蒸汽對反應罐中的污泥進行加熱加壓，達到溫度為180℃左右，壓力約為10bar時反應約30min，經熱水解反應能夠溶解污泥中的膠體物質降低粘度，并且將復雜的有機物水解為易于生物降解的簡單有機化合物。最后一步為泄壓閃蒸，利用反應罐中的壓力和閃蒸罐中的壓力差，將污泥輸送到閃蒸罐中閃蒸，將閃蒸罐中產生的蒸氣回送到攪拌罐中與新污泥混勻加熱，實現熱回收降低能耗。

原污泥經脫水至DS為14%-18%蒸汽回用Pulpers處理后的污泥DS為13%-14%Reactors處理后的污泥DS為12%-13%Flash tanks處理后的污泥DS為8-12%水蒸氣污泥11bar的高壓蒸汽

圖2 THP的工藝流程圖

第五篇：反滲透設備的預處理工藝方法

反滲透設備的預處理工藝方法大全

關于環保的水處理設備有很多，其中的反滲透設備可以用于很多行業，尤其是在工業領域用的比較廣泛比如電子、化、制藥等。當然也可以應用于和老百姓生活密切相關的，如食品、飲料、礦泉水以及酒類。但是現在環境污染的加劇水質軟差，需要量用到反滲透設備的預處理初步凈化。

反滲透設備的預處理要求

水質的污染問題不是短時間內能夠解決的，這就需要在處理水時要采用能夠有效深度方法。而反滲透設備的預處理必須去除原水中的絕大多數雜質，讓水質能達到設備進水的基本要求。與此同時也考慮水質的變化，防止其波動時影響整個系統的穩定運行。最后還考慮能否高效穩定的運行，有效降低設備的投資和運行成本。

反滲透設備預處理物理法

全球所氣候的變暖已經影響了很多地方的生產生活，究其原因都是人們不注意環境保護造成的。所以反滲透設備中需要用到預處理工藝，我們最為常用的就是物理法。也就是通過多介質過

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濾器、活性炭過濾器，還有就是軟化水裝置和精密過濾器。就可以去除鐵銹和懸浮物，還能去除膠體和余氯。

反滲透設備預處理化學法

反滲透設備中的化學法有很多種，主要包括很多方法如氧化法就是通過臭氧、空氣等氧化劑。在反滲透設備中預處理系統中的光化學法，這種方法主要就是紫外線照射。反滲透設備預處理還原法，還有pH值調節法。

我們現在主要在水處理設備中反滲透技術廣泛應用，設備的在長期或短期停運過程中必須要定期維護。其中的反滲透設備預處理物理法，還可以用化學法、光化學法。反滲透法的脫鹽率提高回收率高，運行穩定占地面積小操作簡便。

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