常减压蒸馏装置加工国外轻质原油的工艺路线选择模板.doc

1998年6月
PETROL EUM PRO CESS IN G AND PETRO CH EM ICAL S

常减压蒸馏装置加工国外轻
质原油工艺路线选择

范　晓　梅
(镇海炼油化工股份工程设计企业, 宁波 315207)
第29卷第6期　

1　前　言

　　摘要　结合镇海炼油化工股份3套常减压蒸馏装置改造, 对加工伊朗原油、沙特原
油等国外轻质原油中所采取闪蒸步骤、轻油回收、减压深拔等工艺路线进行了探讨。

专题词: 原油　常减压蒸馏装置　炼油工艺过程　方案评价

国外轻质原油改造, 装置从加工2. 5 M töa胜利原

镇海炼油化工股份 (下称镇海企业) 自
1989年开始加工国外原油以来, 国外原油百分比逐
年上升。依据总体计划, 1999年原油加工能力将为12
M töa, 到原油加工能力将扩大至16 M töa, 其
中约70% 为沙特轻质原油 (下称沙特轻油) 和伊朗轻
质原油 (下称伊朗轻油)。
本文结合镇海企业在3套常减压蒸馏装置改造
中, 对相关加工国外轻质原油工艺路线选择作一
探讨。
2　装置概况及原油性质
2 1　装置概况
镇海企业现在共有3套常减压蒸馏装置。其中,
第É 套常减压蒸馏装置原设计能力为2. 5 M töa (以
胜利原油为设计依据) , 后经1986年及1987年两次扩
能改造, 处理能力达成3 M töa (以管输油为设计依
据)。为使装置能适应日益增加中东含硫轻质原油
需要, 1995年对该装置进行了4 M töa ( 以伊朗轻
油+ 沙特轻油为设计依据) 技术改造, 改造关键
在常压部分和换热系统。常压部分由原来初馏塔
步骤改为现在中国尚属首次使用二段闪蒸步骤,
换热系统由原来二路换热步骤改为多路换热流
程。依据总体计划, 为使装置处理能力达成5 M töa,
所以, É 套常减压蒸馏装置在1997年5月大修期间,
对装置瓶颈部位—— 电脱盐、常压炉及减压塔等
进行了改造。该装置大修后, 投料试车一次成功。
Ê 套常减压蒸馏装置原设计能力为2. 5 M t a
(以胜利原油为设计依据)。于1990年1月进行了单炼
油改造为加工1 M töa 阿塔卡原油。为使能达成更
大加工轻质原油处理能力, 1992年7月对该装置进
行了第二次改造, 在改造中将减压塔改为第二初馏
塔, 装置中其它设备未作任何改动, 装置处理能力
由单炼阿塔卡原油1 M töa提升到2 M töa。为回收轻
质原油中液化气, 在改造中还增设了罗茨鼓风机回
收液化气系统。依据总体计划, 该装置又在1997年7
月进行了以卡宾达和渤海混合原油为设计依据3
M töa 改造。
Ë 套常压装置原设计为1. 5 M töa 常压拔头
装置, 加工原油以阿塔卡、塔皮斯等轻质原油为主。
依据总体计划, 该装置将在1999年在原地消除瓶颈
改造成加工8 M töa 沙特轻油常减压蒸馏装置。
2 2　原油性质
因为在第É 套和Ë 套常减压蒸馏装置改造设
计中, 是以伊朗轻油和沙特轻油为设计依据, 所以,
表1、2分别列出了这两种原油通常性质。这两种原
油密度、粘度、残炭、酸值、蜡含量均较低, 但硫含
量较高, 按硫含量及关键组分分类为含硫中间基原
油。
两种原油轻烃含量多、轻油收率高。伊朗轻油
350 ℃前 馏 分 达 到 54. 57% , 565 ℃前 馏 分 为

收稿日期: 。
　　作者介绍: 范晓梅, 工程师, 毕业于华东理工大学石油炼制专业,
现在在镇海炼油化工股份工程设计企业工作, 任副总
工程师, 曾发表论文2篇。

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82. 21% , 其中小于60 ℃馏分收率为4. 88%。沙特轻 采取闪蒸步骤。国外炼油厂使用亦较普遍。
油355 ℃前馏分达成50. 95% , 565 ℃前馏分为 3 1　闪蒸步骤4种方案
7

84. 07% , 其中小于70 ℃馏分收率为5. 14%。因为轻
组分多, 所以液化气、汽油、煤油、柴油、蜡油收率均
高, 减压渣油只占20% 左右。
表1　伊朗轻油通常性质
方案一, 一段闪蒸2常压塔方案 (见图1)。该方案
优点是可降低炉子热负荷, 降低能耗; 可降低常
压塔第二中段回流段抽出板下气相负荷, 使常压
塔塔径缩小, 降低投资; 降低了闪蒸后原油换热压

°A P I
分析项目
数　　值
33. 5
降及常压炉压降。

密度(20℃)
粘度

凝点
残炭
酸值
硫ö%
氮ö%
水ö%
胶质
°A P I
密度
粘度

凝点
酸值
硫ö%
氮ö%
A P Imm2(30(50ö℃ö%ööö%ö%ö%原油类别(15. 6ö(15. 6(37. 8ö℃ööö%öΛ原油类别　闪蒸步骤大于õs℃℃2õsgõg雷氏蒸汽压ö一 般 认 为ög- 1õ表)- 1))õ- 1,õcm- 3))m gKO Hg- 1
沥青质蜡含量盐含量 (m gN aC l)õ L- 1
0. 853 6

7. 62
4. 67
- 5. 0
3. 69
0. 11
8. 0
1. 49
0. 12
痕迹
9. 13
0. 55
4. 31
含硫中间基


图1　一段闪蒸2常压塔方案
方案二, 二段闪蒸2常压塔方案 (见图2)。方案二
和方案一对比, 该方案可深入降低炉子负荷; 由
于预闪蒸塔、再闪蒸塔塔顶气体分别进入常压塔
不一样部位, 更均匀了常压塔负荷, 缩小了常压塔

2　沙特轻油通常性质
塔径。但因为闪蒸量增加, 可能会影响常压塔产品

mm
分析项目

℃ ögõ cm- 3

℃
℃
数　　值
33. 4
0. 858 1

12. 8
6. 14
- 34. 4
质量, 而且二段闪蒸后, 需增加2台再闪蒸塔底泵,
投资和电耗全部将增加。

3
m gKO H g- 1
盐含量 (m gN aC l)õ L- 1

水及渣
硫醇硫
kPa
0. 07
22. 83
1. 8
0. 087
0. 1
115
28. 96
含硫中间基


图2　二段闪蒸2常压塔方案
方案三, 初馏塔2一段闪蒸2常压塔方案 (见图
3)。该方案和方案一相比, 因为增设了初馏塔系统,

(°
加 工 原 油 相 对 密 度 小 于 0. 860 2
33) 轻质原油时, 常压蒸馏部分增多可
增加了操作弹性, 而且初馏塔提压操作, 为无压缩机
回收轻烃提供了条件。该步骤尤其适合于原设计有

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　　　石　油　炼　制　和　化　工　　　
1998年　第29卷　

初馏塔老装置改造。

图3　初馏塔2一段闪蒸2常压塔方案
方案四, 初馏塔2二段闪蒸2常压塔方案 ( 见图
4)。该方案兼有方案二及方案三优缺点, 因为步骤
较为复杂, 使用时应慎重考虑。

气相负荷降低, 所以每吨原油可降低能耗约合标
准燃料油0. 068 kg。
4　轻烃回收
因为国外轻质原油中轻烃含量比中国原油高出
很多, 所以, 在大规模加工国外原油时, 对其轻烃进
行充足回收是十分必需。

表3　多个国外原油和胜利原油中
轻烃含量比较

原　油
C1轻烃收率(质量分数)C2C3i
0. 040. 42
0. 060. 36
0. 00. 24
0. 080. 46
0. 010. 07
而中国原油通常在0. 3%
回收通常有三个方法。
进入吸收稳定系统回收
液化气及轻汽油等组分。
该步骤用于老装置改造,
此方案需依靠其它装置,
只、缓冲罐1
年两年多运行来看,C40. 330. 260. 130. 190. 08必需对轻烃加以回收,后送至催化裂化装置富气压缩机入口C1、投资少,采取此方案经济合理,年瓦斯平衡数据测算,第蒸馏装置每十二个月被加热炉烧掉液态烃达只及冷却器ö%
-10133伊朗轻油0. 0n
左右。所以
2
套常减压蒸馏装置在
Ê
月增设了轻烃回收系统
1
效果很好C4累计1. 091. 88伊朗重油0. 00. 881. 56沙特轻油0. 00. 821. 19沙特重油0. 00. 861. 59胜利原油0. 00. 160. 32
　　由表3可见, 国外原油轻烃含量通常在1. 0%
-18880以上
-18866,,在加工国
以提升综合经
外轻质原油时,
济效益。
依据中国现在加工国外轻质原油情况, 轻烃
4 1　将初顶油气、常顶油气引入催化裂化装置
这种方法通常是将初、常顶油气用鼓风机升压

图4　初馏塔2二段闪蒸2常压塔方案
3 2　闪蒸馏程选择
在第É 套常减压蒸馏装置 (4 M töa)改造中, 为
次升压后,
C4
, 经压缩机再
C 干气和 C3、
步骤简单。特

节省投资并最大程度地降低常压炉和常压塔负
别是在催化裂化气体压缩机和吸收稳定系统能力有

荷, 以适应加工中东轻质原油需求, 所以, 选择了
二段闪蒸2常压塔步骤 (即方案二)。该装置在1997年
富裕情况下,
简单可行。但
催化裂化原料或处理量

5月进行深入扩能改造中, 在未对常压塔作改造
情况下, 利用该二段闪蒸步骤, 使装置加工能力达
到了5 M töa。在常压塔直径只有4 400 mm 工况
改变全部会直接影响常减压蒸馏装置轻烃回收, 而
常减压蒸馏装置气体量改变也一样会影响催化裂
化平稳操作。

下, 生产出合格汽油、煤油、柴油。二段闪蒸步骤大
镇海企业第Ê
1990年1月

大缓解了常压塔超负荷问题, 发明了良好经济效
单炼国外轻质原油后, 初、常顶瓦斯大大增加。依据

益。

在第Ë 套常减压蒸馏装置 (8 M töa ) 改造设计
1990年到1991
套常减压
10 k t 以上。

中, 经过多方案技术经济比较, 并依据该装置原有设
为此, 在1992年7
, 为了节省

备情况, 保留了初馏塔和无压缩机回收液化气系
统, 在初馏塔后设置了闪蒸塔, 即初馏塔2一段闪蒸2
投资、缩短施工周期, 将该装置初、常顶瓦斯引入
催化裂化装置进行回收。该方法只需增加罗茨鼓风

常压塔 (方案三)。设计中, 对无闪蒸步骤和有闪蒸流
程进行了比较。结果表明, 常压塔第二中段回流段下
机2台、脱液罐1
年至1994
台。从1992
, 有效地回

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收了液态烃组分和轻汽油组分。 设计要求。
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4 2　设压缩机回收轻烃
在原油种类改变频繁、轻烃含量不稳定情况下,
可采取将初、常顶油气直接用压缩机压缩回收方
案。
设压缩机回收轻烃, 常减压蒸馏装置可按常规
操作条件运转, 初馏塔不须提压操作, 不会影响初馏
塔拔出率, 并可对初顶气和常顶气中轻烃同时回
收, 而且液化气回收率较高, 装置灵活性较强。轻烃
回收系统是否正常开工, 常减压蒸馏部分均不受影
响。但因为设置了压缩机, 使工艺步骤趋于复杂, 占
地面积增加, 操作人员增多, 设备投资较高, 操作和
维护费用提升。
4 3　无压缩机轻烃回收
无压缩机方案是经过初馏塔提压操作, 使初顶
油在较高压力下能溶解初顶气体中 C 3、C 4 组
分, 然后用初顶油泵将含有轻烃组分轻石脑油送
入气体回收系统回收液化气。因为该步骤省去了压
缩机, 所以步骤简单, 操作方便, 设备投资较低, 占地
面积降低, 设备维修方便。但初馏塔提压操作, 给初
馏塔拔出率带来不利影响。
应用该步骤回收液化气, 影响液化气收率主
要原因为初馏塔顶压力和初顶油中液化气和石脑
油比率。初馏塔顶压力越高, 初顶油中液化气和石
脑油比率越大, 液化气在石脑油中溶解度越大。
但过高初馏塔顶压力, 会降低分馏精度, 增加能量
消耗, 同时也会增加设备投资和操作费用。而液化气
和石脑油比率则和装置换热步骤和产品收
率相关。依据计算表明, 较为合理方案为: 初馏塔
顶压力 (绝) 控制在0. 4 M Pa, 液化气和石脑油比
率控制在10% 左右。
洛阳石化工程企业为镇海企业设计第Ë 套1.
5 M töa 常压蒸馏装置, 以印度尼西亚阿塔卡原
油和马来西亚塔皮斯原油为设计依据, 该两种原
油 含有小于 C 4 组分 (占原油, 体积分数) 约为 3.
76%。所以, 必需对这部分轻烃加以回收。在设计中,
对加压缩机和不加压缩机两种方案进行了具体比
较, 计算结果表明, 不加压缩机方案比加压缩机方案
可节省能量约8 243 kW , 节电约200 kW , 节省投资
337万元。依据比较结果, 该装置率先在中国应用了
无压缩机回收轻烃, 并经过脱丁烷塔实现液化气和
石脑油分离单塔步骤 (见图5)。该装置在1994年4
月投料试车一次成功, 产品质量和产品收率均达成
依据镇海企业总步骤安排, 第Ë 套能力为1. 5
M töa 常压蒸馏装置将在 原 地 改 造 成 能 力 为 8
M töa 常减压蒸馏装置。在改造设计中, 保留了原
设计无压缩机轻烃回收系统。因为受到重整能力
限制, 需将轻、重石脑油分开, 所以, 在原设计基
础上, 增设了脱戊烷系统, 使回收部分成为脱丁烷塔
和脱戊烷塔双塔步骤 (见图6)。在以沙特轻油为原
料8 M töa 常减压蒸馏装置设计中, 初馏塔顶压力
(绝) 为0. 4 M Pa, 液化气和石脑油比率为10. 6%。
将初顶油和常顶二级冷凝油送入脱丁烷塔, 脱丁
烷塔顶回收液化气, 脱丁烷塔底油进入脱戊烷塔, 再
分割出轻石脑油。
假如原料中 C2 含量较多, 并对液化气质量及
回收率有较高要求, 可采取脱丁烷和脱戊烷双
塔步骤, 该步骤对脱丁烷塔顶排放 C3、C 4进行了
吸收, 使得液化气收率、干气和液化气质量全部有较
大提升。

图5　脱丁烷塔单塔步骤

图6　脱丁烷塔和脱戊烷塔双塔步骤
5　减压深拔
对伊朗、沙特等这类含硫原油减压渣油, 因为

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1998年　第29卷　

密度大、残炭高、重金属含量多、含硫高, 通常只能作
焦化或溶剂脱沥青原料。在这种情况下, 应尽可能深
拔, 降低渣油收率, 增加作为加氢裂化或催化裂化进
料 V GO 收率, 以增加全厂经济效益。假如在深拔
条件下, 能直接用减压渣油生产合格道路沥青, 经
济效益更为显著。
影响减压拔出率关键有温度、压力和汽提蒸汽
量3个原因。
影响拔出率第一个原因是温度。依据试验室
中试和工业试验证实, 塔进料段温度每提升10 ℃,
总拔出率可提升2%～ 4%。因为炉出口温度受油
品热稳定性限制, 通常燃料型减压塔炉出口温度
控制在小于400～ 410 ℃。对改造项目, 炉出口温
度还受原设计减压炉负荷限制。要提升进料段
温度, 除了提升炉出口温度外, 更关键还应尽可能降
低转油线温降, 如取消炉出口阀门, 缩短转油线长
度等, 这么就能够在炉出口温度不变前提下, 提升
塔进料段温度。设计良好转油线温降应小于10
℃。
在温度确定以后, 压力是影响拔出率第二个
原因。通常来说, 绝对压力愈低 (真空度愈高) , 降低
压力作用就愈大。高真空度必需条件是塔顶可
能达成最低压力和塔顶至进料段之间可能达成
最小压力降。依据现在中国技术水平, 塔顶通常采
用带增压器三级抽闲系统。塔内件由传统板式
塔改为全填料塔, 采取设计良好新型填料塔总压
降只有板式塔20% , 塔顶至进料段压力降可达
到小于1. 33 kPa。工业试验表明, 进料段压力降低0.
133 kPa, 相当于提升进料段温度1～ 2 ℃。所以, 对
于以压力降为控制原因减压塔, 用填料替换塔板,
是降低压力降, 提升拔出率关键路径。
当进料段压力和温度确定以后, 影响拔出率
第三个原因是汽提蒸汽量。国外干式减压蒸馏装
置为了预防炉管结焦, 也向炉管注入约0. 15% 水
蒸气, 以降低高温炉管内停留时间。塔底也可注入
适量汽提蒸汽, 深入降低油气分压。搞好汽提操
作, 提升汽提效率是提升拔出率有力手段。
另外, 减压系统优化操作, 还和进料气体分布
器、液体分布器及洗涤段设计有很大关系。
现在, 中国较为常见进料分布器有多孔直管
式、切线号角式及双切向环流式。多孔直管式通常在
低速转油线减压塔中采取, 进气管从径向进入塔
内延伸至塔中央, 管下方开长条孔, 开孔面积为进

料口截面积2. 8倍。冷模试验表明, 该分布器压
降大、气体分布不均匀、液沫夹带量大 (约5. 3% )。切
线号角式通常在高速转油线减压塔中采取, 进气
管切向进入塔体, 管口有一向下倾斜“号角”形导
流罩。冷模试验表明, 该分布器本身压力降小, 液沫
夹带量小, 但气体分布不均匀, 转油线压力降大。双
切向环流式通常在低速转油线减压塔中采取, 进
气管径向进入塔体, 进口处有导流板使气流分为两
股进入环室, 由弧形叶片导流向下, 再折流向上。它
含有分布器压力降小、气体分布均匀、液沫夹带量小
等优点。工业运行结果表明, 该分布器液沫夹带量小
于1% 。
液体分布器对于使用规整填料减压塔尤为重
要。80年代, 中国燃料油型减压塔基础上采取喷头式
分布器。这种分布器因为喷淋圆之间部分重合、部分
脱空, 难以做到均匀。而且喷头弹性范围较小 (一
般为2)。尤其对于温度较高、馏分较重部位, 喷头
旋芯易堵塞。近几年来, 中国已成功地开发应用了窄
槽式分布器和槽盘式分布器, 这种分布器逐步由原
来点状分布改善为线状分布, 分布较为均匀, 而且
弹性可达成3～ 4, 只要设计合理, 通常不易堵塞。
洗涤段设计对最下侧线产品质量和收率影
响很大。现在为了减压深拔, 通常在洗涤段安装3～ 4
块理论板。
在第É 套5 M töa常减压蒸馏装置改造中, 为节
约投资, 保留减压塔筒体尺寸不变, 对减压系统作了
全方面改造:
(1) 减压塔由原来大浮舌塔盘改为 M e lla2
p ak 规整填料, 全塔填料总高为5 647 mm , 从上至下
共设4个床层, 减一线床层高度为1 296 mm , 减二线
床层高度为876 mm , 减三线床层高度为1 110 mm ,
洗涤段床层高度为2 365 mm , 改造后既增加了理论
板数又降低了全塔压降, 使全塔压降控制在1. 0 kPa
以下。
(2) 减一线选择喷嘴式液体分布器。减二线、减
三线、洗涤油选择 V EP 型重力式液体分布器, 以保
证液体分布效果。
(3) 进料分布器选择压力降小、气液分离效率
高、气体分布均匀 GD P 型双切环流分布器
(4) 减压炉出口炉管从下出改为上出, 由炉管
吸 收 热 膨 胀 量, 同 时 炉 管 进 行 3 次 扩 径, 分 别 为
5 152 mm～ 5 219 mm～ 5 273～ 5 325 mm , 并取
消出口阀, 降低了高速段压降。

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经过上述改造后, 1997年大修后投产, 减压操作 表5　重交通道路沥青检测结果
工况大大改善。为考评第É 套常减压蒸馏装置改造
11

后生产情况, 炼油厂在1997年5月26～ 27日进行了
检验项目
针入度(25℃, 100 g)
软化点(环球法)
延度
　25
　15

闪点
密度
造中,
mmö5
率,
为
37. 9 m
布,cm℃℃薄膜烘箱试验　重量损失　针入度比2515((25,
℃,
焦,
结果,öcm℃℃ö℃(℃(苯)用衍架结构98. 7 kPa,ö%ö%)℃)ögõö%,ö℃(163℃ö%cm- 3　　在镇海企业第减压转油线距离53,ö1 10 mm
检验结果A H
7560～
48. 044～
> 150
> 150
0. 11
62. 6
> 150
> 131
52. 1
> 230
2. 70
1. 016 2
99. 8
a
将减压塔和减压炉部署在一个区域内,
6 000 mmö5
5个床层,
9 000 mm
并利用集油箱空间,
M V GO
,
。全部液体分布器均采取70
80

大处理量试生产, 加工原油为伊朗轻油, 处理量提升
至5 M töa设计要求。表4为减压部分操作数据。
-10093表4　第
进料温度
塔顶温度
塔底温度
减二线350
减三线500
减渣500
　　从表
后,加工
约10 töh ,
0% ,
538
第É
平。另外,
析,
到3号,
在ö℃ö℃ö℃4套常减压蒸馏装置减压部分操作数据项目名称设计值测量值塔顶真空度ökPa9696. 3塔顶回流量ötõh- 177. 160塔顶回流温度ö℃4543减一线温度ö℃105101减二线温度ö℃215233减三线温度ö℃减一线流量ötõh- 115. 825混合蜡油流量ötõh- 1144. 8143减压拔出率ö%26. 9829. 22℃馏出ö%3. 0℃馏出ö%33℃馏出ö%5. 04. 0能够看出,第É套减压蒸馏装置进行改造5. 0 M töa伊朗轻油,减压系统操作条件已达成设计要求。减一线拔出量比设计提升了而且减二线中350℃馏分含量仅为3.减一线柴油质量全部合格。减压渣油500℃前馏分仅为4. 0% ,比原设计值降低了一个百分点。通常确定中国现在深拔标准是减压渣油中小于500℃含量小于8% ,小于℃含量小于10%。中国现在很多炼油厂减压渣油中小于500℃馏分含量在10%以上。镇海企业套常减压蒸馏装置深拔已达成了中国优异水从减三线500℃前馏分为33%进行分减三线500℃后馏分为67% ,而且蜡油比色达说明减压塔经改造后既确保了产品质量,又达成了深拔设计要求。1997年8月加工伊朗重油ö渤海原油为31工况下。第É套常减压蒸馏装置减压渣油经深拔后生产出合格70号重交通道路沥青。为镇海企业发明了更显著经济效益。该重交通道路沥青送上海市市政工程质量监督检测站检测。结果见表5。
　延度
　软化点
开口式 ö
含蜡量 蒸馏法
)
溶解度
, 5 h)
54
—
> 100
< 0. 8
> 55
> 50
实测统计
—
> 230
< 3. 0
实测统计
> 99. 0

Ë 套8 M tö 常减压蒸馏装置改
充足吸收了第É 套常减压蒸馏装置改造成
功经验 并利用该装置为新建减压系统有利条件,
对减压深拔作了更为优化设计。在平面部署上, 打
破了传统减压塔和减压炉横跨一排管架格局,
大大缩短了
, 降低了转油线温降和压降。

新设计减压塔直径为 5
9 000

5 400 mm。为深入提升减一线质量和收

减一线设有精馏段, 全塔共
7. 736 m。为降低塔体高度, 5

。依据数次方案比较, 将
填料总高度
处大梁
使塔体总高仅为
段填料设计

设置在缩径段 6 000 mm 处 可节省板材近10 t,

节省填料47. 24 m
V EP 型

重力液体分布器 将传统点式分布改善为线状分
提 高 了 分 布 均 匀 度。低 速 转 油 线 为
5 2 200 mm , 进料分布器采取 GD P 型双切环流分
布器。为了达成深拔目标, 设计要求塔顶真空度为
全塔压降小于1. 33 kPa, 闪蒸段温度380
并在炉管及塔底注入适量水蒸气。洗涤油采取
外回流控制, 能有效地控制洗涤油流量。为预防结
减压塔底注入约20 töh 急冷油。依据模拟计算
减一线柴油收率为4. 8% 左右; 在确保蜡油
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12
　　　石　油　炼　制　和　化　工　　　
1998年　第29卷　

质量合格前提下, 减压渣油500 ℃前馏分小于
3% ; 装置总拔出率可达成81% 以上。
6　结　语
伴随中国加工国外轻质原油百分比增加, 常减

压蒸馏装置进行改造势在必行。镇海企业在加工国
外原油对第É 套、第Ê 套、第Ë 套常减压蒸馏装置改
造中一些成功经验, 值得在同行中推广应用。

SEL ECT IO N O F SCHEM ES FO R PROCESS ING O F
FO RE IGN CRUD E O IL S AT ATM O SPHER IC AND
VACUUM D IST ILLAT IO N UN ITS

F an X iaom e i
(E ng ineering D esig n C om p any , Z henha i R ef in ing & C hem ica l C om p any , N ibg bo 315207)

Abstrac t　T he revam p ing o f th ree a tm o sp he ric and vacuum d ist illa t io n un it s a t Zhenha i R ef in ing
& Chem ica l Com p any is h igh ligh ted, and the p ro ce ss schem e s fo r f la sh d ist illa t io n o f fo re ign crude o ils ( in2
clud ing Iran ian and Saud i crude s) , deep ex t ract io n o f vacuum cu t s and reco ve ry o f ligh t hyd ro ca rbo n s a re
de scribed in de ta il.

Key W ords: crude o il, a tm o sp heric and vacuum d ist illa t ion un it, p rocessing, schem e eva lua t ion

●中国简讯●

柴油加氢精制装置改造项目设计
模拟计算和工艺试验顺利完成

为适应广州石油化工总厂加工中东含硫原油改扩建发
展需要, 总厂委托石油化工科学研究院对800 k töa柴油加
氢精制 (加氢Ê B ) 装置改造为蜡油加氢处理装置项目进行
可行性研究和初步设计。她们选择有代表性伊朗 CGO 和
DAO 进行模拟计算和中型加氢处理工艺试验, 并于最近提
交了工艺试验汇报和改造设计所需基础数据。模拟计算按
加氢 (Ê )B 改造后处理量为500 k töa基础条件进行, 蜡油
加氢装置混合原料油以伊朗焦化蜡油和脱沥青油相混合 (质
量比为50 50) , 催化体系由保护剂和加氢精制催化剂组成。
试验结果表明, 采取 R G21öRN210催化体系将该装置改造为


焦化蜡油、脱沥青油混合加氢, 生产合格催化裂化进料在
技术上是可行。

〔广州石油化工总厂科技处　叶培德〕

97号无铅车用汽油企业标准
获广东省技术监督局同意立案

为满足市场对高标号无铅车用汽油需要, 广州石油化
工总厂参考 SH 0041- 93、Q öSH 016. 14- 94相关内容, 并
参考中国外无铅汽油标准编写97号无铅车用汽油企业标
准于最近经广东省技术监督局审核取得同意立案, 立案号为
QB ö440000E 2659- 1997。97号无铅车用汽油是现在中国生
产最高标号无铅汽油, 抗爆性能好, 无铅污染。

〔广州石油化工总厂科技处　叶培德〕

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