常减压蒸馏装置加工国外轻质原油的工艺路线选择.doc

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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
质原油的工艺路线选择

范　晓　梅
(镇海炼油化工股份有限公司工程设计公司, 宁波 315207)
第29卷第6期　

1　前　言

　　摘要　结合镇海炼油化工股份有限公司3套常减压蒸馏装置的改造, 对加工伊朗原油、 沙特原
油等国外轻质原油中所采用的闪蒸流程、 轻油回收、 减压深拔等工艺路线进行了探讨。

主题词: 原油　常减压蒸馏装置　炼油工艺过程　方案评价

国外轻质原油的改造, 装置从加工2. 5 M töa胜利原

镇海炼油化工股份有限公司 (下称镇海公司) 自
1989年开始加工国外原油以来, 国外原油的比例逐
年上升。根据总体规划, 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)。
本文结合镇海公司在3套常减压蒸馏装置改造
中, 对有关加工国外轻质原油的工艺路线选择作一
探讨。
2　装置概况及原油性质
2 1　装置概况
镇海公司当前共有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, 处理能力达到3 M töa (以管输油为设计依
据)。为使装置能适应日益增加的中东含硫轻质原油
的需要, 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) 的技术改造, 改造的重点
在常压部分和换热系统。常压部分由原来的初馏塔
流程改为当前国内尚属首次使用的二段闪蒸流程,
换热系统由原来的二路换热流程改为多路换热流
程。根据总体规划, 为使装置处理能力达到5 M töa,
因此, É 套常减压蒸馏装置在1997年5月大修期间,
对装置的瓶颈部位—— 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 的阿塔卡原油。为使能达到更
大加工轻质原油的处理能力, 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, 装置的处理能力
由单炼阿塔卡原油1 M töa提高到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。根据总体规划, 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的3
M töa 改造。
Ë 套常压装置原设计为1. 5 M töa 的常压拔头
装置, 加工原油以阿塔卡、 塔皮斯等轻质原油为主。
根据总体规划, 该装置将在1999年在原地消除瓶颈
改造成加工8 M töa 沙特轻油的常减压蒸馏装置。
2 2　原油性质
由于在第É 套和Ë 套常减压蒸馏装置的改造设
计中, 是以伊朗轻油和沙特轻油为设计依据, 因此,
表1、 2分别列出了这两种原油的一般性质。这两种原
油的密度、 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。伊朗轻油的
350 ℃前 馏 分 达 到 54. 57% , 565 ℃前 馏 分 为

收稿日期: 。
　　作者简介: 范晓梅, 工程师, 毕业于华东理工大学石油炼制专业,
当前在镇海炼油化工股份有限公司工程设计公司工作, 任副总
工程师, 曾发表论文2篇。

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第6期　　　　　　　　　　　　范晓梅. 常减压蒸馏装置加工国外轻质原油的工艺路线选择　　

82. 21% , 其中小于60 ℃馏分收率为4. 88%。沙特轻 采用闪蒸流程。国外炼油厂使用亦较普遍。
油的355 ℃前馏分达到50. 95% , 565 ℃前馏分为 3 1　闪蒸流程的4种方案
7

84. 07% , 其中小于70 ℃馏分收率为5. 14%。由于轻
组分多, 因此液化气、 汽油、 煤油、 柴油、 蜡油收率均
高, 减压渣油只占20% 左右。
表1　伊朗轻油的一般性质
方案一, 一段闪蒸2常压塔方案 (见图1)。该方案
的优点是可降低炉子的热负荷, 降低能耗; 可减少常
压塔第二中段回流段抽出板下的气相负荷, 使常压
塔塔径缩小, 减少投资; 减少了闪蒸后原油换热的压

°A P I
分析项目
数　　值
33. 5
降及常压炉的压降。

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　闪蒸流程大于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
与方案一对比, 该方案可进一步降低炉子的负荷; 由
于预闪蒸塔、 再闪蒸塔塔顶气体分别进入常压塔的
不同部位, 更均匀了常压塔的负荷, 缩小了常压塔的

2　沙特轻油的一般性质
塔径。但由于闪蒸量的增加, 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
的质量, 而且二段闪蒸后, 需增加2台再闪蒸塔底泵,
投资和电耗都将增加。

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)。该方案与方案一相比, 由于增设了初馏塔系统,

(°
加 工 原 油 相 对 密 度 小 于 0. 860 2
33) 的轻质原油时, 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。该流程特别适合于原设计有

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　　　石　油　炼　制　与　化　工　　　
1998年　第29卷　

初馏塔的老装置改造。

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的优缺点, 由于流程
较为复杂, 使用时应慎重考虑。

的气相负荷降低, 因此每吨原油可降低能耗约合标
准燃料油0. 068 kg。
4　轻烃回收
由于国外轻质原油中轻烃含量比国内原油高出
很多, 因此, 在大规模加工国外原油时, 对其轻烃进
行充分的回收是十分必要的。

表3　几种国外原油和胜利原油中
轻烃含量的比较

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
而国内原油一般在0. 3%
回收一般有三个方法。
进入吸收稳定系统回收
液化气及轻汽油等组分。
该流程用于老装置改造,
此方案需依托其它装置,
只、 缓冲罐1
年两年多的运行来看,C40. 330. 260. 130. 190. 08必须对轻烃加以回收,后送至催化裂化装置富气压缩机入口C1、 投资少,采用此方案经济合理,年瓦斯平衡数据测算,第蒸馏装置每年被加热炉烧掉的液态烃达只及冷却器ö%
-10133伊朗轻油0. 0n
左右。因此
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合计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, 国外原油的轻烃含量一般在1. 0%
-18880以上
-18866,,在加工国
以提高综合经
外轻质原油时,
济效益。
根据中国当前加工国外轻质原油的情况, 轻烃
4 1　将初顶油气、 常顶油气引入催化裂化装置
这种方法一般是将初、 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　闪蒸馏程的选择
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、
流程简单。特

节省投资并最大程度地降低常压炉和常压塔的负
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的需求, 因此, 选用了
二段闪蒸2常压塔流程 (即方案二)。该装置在1997年
富裕的情况下,
简单可行。但
催化裂化原料或处理量的

5月进行的进一步扩能改造中, 在未对常压塔作改造
的情况下, 运用该二段闪蒸流程, 使装置加工能力达
到了5 M töa。在常压塔直径只有4 400 mm 的工况
变化都会直接影响常减压蒸馏装置轻烃的回收, 而
常减压蒸馏装置气体量的变化也同样会影响催化裂
化的平稳操作。

下, 生产出合格的汽油、 煤油、 柴油。二段闪蒸流程大
镇海公司第Ê
1990年1月

大缓解了常压塔超负荷问题, 创造了良好的经济效
单炼国外轻质原油后, 初、 常顶瓦斯大大增加。根据

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, 并根据该装置原有设
为此, 在1992年7
, 为了节省

备的情况, 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, 将该装置的初、 常顶瓦斯引入
催化裂化装置进行回收。该措施只需增加罗茨鼓风

常压塔 (方案三)。设计中, 对无闪蒸流程和有闪蒸流
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
在原油种类变化频繁、 轻烃含量不稳定情况下,
可采用将初、 常顶油气直接用压缩机压缩回收的方
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的轻烃同时回
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。但由于设置了压缩机, 使工艺流程趋于复杂, 占
地面积增加, 操作人员增多, 设备投资较高, 操作和
维护费用提高。
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
油在较高的压力下能溶解初顶气体中的 C 3、 C 4 组
分, 然后用初顶油泵将含有轻烃组分的轻石脑油送
入气体回收系统回收液化气。由于该流程省去了压
缩机, 因而流程简单, 操作方便, 设备投资较低, 占地
面积减少, 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。
应用该流程回收液化气, 影响液化气收率的主
要因素为初馏塔顶的压力和初顶油中液化气与石脑
油的比率。初馏塔顶压力越高, 初顶油中液化气与石
脑油的比率越大, 液化气在石脑油中的溶解度越大。
但过高的初馏塔顶压力, 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
与石脑油的比率则和装置的换热流程以及产品的收
率有关。根据计算表明, 较为合理的方案为: 初馏塔
顶压力 (绝) 控制在0. 4 M Pa, 液化气与石脑油的比
率控制在10% 左右。
洛阳石化工程公司为镇海公司设计的第Ë 套1.
5 M töa 的常压蒸馏装置, 以印度尼西亚的阿塔卡原
油和马来西亚的塔皮斯原油为设计依据, 该两种原
油 含有的小于 C 4 组分 (占原油, 体积分数) 约为 3.
76%。因此, 必须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详细的比
较, 计算结果表明, 不加压缩机方案比加压缩机方案
可节约能量约8 243 kW , 节电约200 kW , 节省投资
337万元。根据比较结果, 该装置率先在国内应用了
无压缩机回收轻烃, 并经过脱丁烷塔实现液化气和
石脑油分离的单塔流程 (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到
根据镇海公司总流程安排, 第Ë 套能力为1. 5
M töa 的常压蒸馏装置将在 原 地 改 造 成 能 力 为 8
M töa 的常减压蒸馏装置。在改造设计中, 保留了原
设计的无压缩机轻烃回收系统。由于受到重整能力
的限制, 需将轻、 重石脑油分开, 因此, 在原设计的基
础上, 增设了脱戊烷系统, 使回收部分成为脱丁烷塔
和脱戊烷塔的双塔流程 (见图6)。在以沙特轻油为原
料的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, 液化气与石脑油的比率为10. 6%。
将初顶油和常顶的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。
如果原料中 C2 含量较多, 并对液化气的质量及
回收率有较高的要求, 可采用脱丁烷和脱戊烷的双
塔流程, 该流程对脱丁烷塔顶排放的 C3、 C 4进行了
吸收, 使得液化气收率、 干气和液化气的质量都有较
大的提高。

图5　脱丁烷塔单塔流程

图6　脱丁烷塔和脱戊烷塔的双塔流程
5　减压深拔
对伊朗、 沙特等这类含硫原油的减压渣油, 由于

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1998年　第29卷　

密度大、 残炭高、 重金属含量多、 含硫高, 一般只能作
焦化或溶剂脱沥青原料。在这种情况下, 应尽量深
拔, 减少渣油收率, 增加作为加氢裂化或催化裂化进
料的 V GO 收率, 以增加全厂经济效益。如果在深拔
条件下, 能直接用减压渣油生产合格的道路沥青, 经
济效益更为显著。
影响减压拔出率主要有温度、 压力和汽提蒸汽
量3个因素。
影响拔出率的第一个因素是温度。根据实验室
中试和工业试验证明, 塔进料段温度每提高10 ℃,
总拔出率可提高2%～ 4%。由于炉出口的温度受油
品热稳定性的限制, 一般燃料型减压塔炉出口温度
控制在不大于400～ 410 ℃。对改造项目, 炉出口温
度还受原设计减压炉负荷的限制。要提高进料段的
温度, 除了提高炉出口温度外, 更重要的还应尽量降
低转油线的温降, 如取消炉出口阀门, 缩短转油线长
度等, 这样就能够在炉出口温度不变的前提下, 提高
塔进料段的温度。设计良好的转油线温降应小于10
℃。
在温度确定以后, 压力是影响拔出率的第二个
因素。一般来说, 绝对压力愈低 (真空度愈高) , 降低
压力的作用就愈大。高真空度的必要条件是塔顶可
能达到的最低压力和塔顶至进料段之间可能达到的
最小压力降。根据当前国内的技术水平, 塔顶一般采
用带增压器的三级抽空系统。塔内件由传统的板式
塔改为全填料塔, 采用设计良好的新型填料塔总压
降只有板式塔的20% , 塔顶至进料段的压力降可达
到小于1. 33 kPa。工业试验表明, 进料段压力降低0.
133 kPa, 相当于提高进料段温度1～ 2 ℃。因此, 对
于以压力降为控制因素的减压塔, 用填料代替塔板,
是减少压力降, 提高拔出率的重要途径。
当进料段的压力和温度确定以后, 影响拔出率
的第三个因素是汽提蒸汽量。国外干式减压蒸馏装
置为了防止炉管结焦, 也向炉管注入约0. 15% 的水
蒸气, 以减少高温炉管内的停留时间。塔底也可注入
适量的汽提蒸汽, 进一步降低油气分压。搞好汽提操
作, 提高汽提效率是提高拔出率的有力手段。
另外, 减压系统的优化操作, 还与进料气体分布
器、 液体分布器及洗涤段的设计有很大的关系。
当前, 中国较为常见的进料分布器有多孔直管
式、 切线号角式及双切向环流式。多孔直管式一般在
低速转油线的减压塔中采用, 进气管从径向进入塔
内延伸至塔的中央, 管下方开长条孔, 开孔面积为进

料口的截面积的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
线号角式一般在高速转油线的减压塔中采用, 进气
管切向进入塔体, 管口有一向下倾斜的”号角”形导
流罩。冷模试验表明, 该分布器自身压力降小, 液沫
夹带量小, 但气体分布不均匀, 转油线压力降大。双
切向环流式一般在低速转油线的减压塔中采用, 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
具有分布器压力降小、 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的减压塔尤为重
要。80年代, 中国燃料油型减压塔基本上采用喷头式
分布器。这种分布器由于喷淋圆之间部分重叠、 部分
脱空, 难以做到均匀。而且喷头的弹性范围较小 (一
般为2)。特别对于温度较高、 馏分较重的部位, 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, 这种分布器逐渐由原
来的点状分布改进为线状分布, 分布较为均匀, 而且
弹性可达到3～ 4, 只要设计合理, 一般不易堵塞。
洗涤段的设计对最下侧线产品质量和收率的影
响很大。当前为了减压深拔, 一般在洗涤段安装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
全面的改造:
(1) 减压塔由原来的大浮舌塔盘改为 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) 减一线选用喷嘴式液体分布器。减二线、 减
三线、 洗涤油选用 V EP 型重力式液体分布器, 以保
证液体分布效果。
(3) 进料分布器选用压力降小、 气液分离效率
高、 气体分布均匀的 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, 降低了高速段的压降。

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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
工况大大改进。为考核第É 套常减压蒸馏装置改造
11

后的生产情况, 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　　在镇海公司第减压转油线的距离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
将减压塔与减压炉布置在一个区域内,
6 000 mmö5
5个床层,
9 000 mm
并利用集油箱的空间,
M V GO
,
。所有液体分布器均采用70
80

大处理量试生产, 加工原油为伊朗轻油, 处理量提高
至5 M töa的设计要求。表4为减压部分的操作数据。
-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的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的伊朗轻油,减压系统的操作条件已达到设计要求。减一线的拔出量比设计提高了而且减二线中的350℃馏分含量仅为3.减一线的柴油质量全部合格。减压渣油的500℃前馏分仅为4. 0% ,比原设计值降低了一个百分点。一般确定中国当前的深拔标准是减压渣油中小于500℃含量不大于8% ,小于℃含量不大于10%。国内当前很多炼油厂减压渣油中小于500℃馏分含量在10%以上。镇海公司套常减压蒸馏装置的深拔已达到了国内先进水从减三线的500℃前馏分为33%进行分减三线的500℃后馏分为67% ,而且蜡油比色达说明减压塔经改造后既保证了产品质量,又达到了深拔的设计要求。1997年8月加工伊朗重油ö渤海原油为31的工况下。第É套常减压蒸馏装置的减压渣油经深拔后生产出合格的70号重交通道路沥青。为镇海公司创造了更显著的经济效益。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
实测记录
—
> 230
< 3. 0
实测记录
> 99. 0

Ë 套8 M tö 常减压蒸馏装置改
充分吸取了第É 套常减压蒸馏装置改造的成
功经验 并利用该装置为新建减压系统的有利条件,
对减压深拔作了更为优化的设计。在平面布置上, 打
破了传统的减压塔与减压炉横跨一排管架的格局,
大大缩短了
, 减少了转油线的温降和压降。

新设计的减压塔直径为 5
9 000

5 400 mm。为进一步提高减一线的质量和收

减一线设有精馏段, 全塔共
7. 736 m。为减少塔体高度, 5

。根据多次方案比较, 将
填料总高度
处的大梁
使塔体总高仅为
段填料设计

设置在缩径段 6 000 mm 处 可节约板材近10 t,

节省填料47. 24 m
V EP 型

重力液体分布器 将传统的点式分布改进为线状分
提 高 了 分 布 的 均 匀 度。低 速 转 油 线 为
5 2 200 mm , 进料分布器采用 GD P 型双切环流分
布器。为了达到深拔目的, 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的水蒸气。洗涤油采用
外回流控制, 能有效地控制洗涤油流量。为防止结
减压塔底注入约20 töh 的急冷油。根据模拟计算
减一线的柴油收率为4. 8% 左右; 在保证蜡油
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12
　　　石　油　炼　制　与　化　工　　　
1998年　第29卷　

质量合格的前提下, 减压渣油的500 ℃前馏分小于
3% ; 装置的总拔出率可达到81% 以上。
6　结　语
随着中国加工国外轻质原油比例的增加, 常减

压蒸馏装置进行改造势在必行。镇海公司在加工国
外原油对第É 套、 第Ê 套、 第Ë 套常减压蒸馏装置改
造中的某些成功经验, 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

●国内简讯●

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
展的需要, 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。她们选择有代表性的伊朗 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
交了工艺试验报告和改造设计所需的基础数据。模拟计算按
加氢 (Ê )B 改造后处理量为500 k töa的基本条件进行, 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, 采用 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, 生产合格的催化裂化进料在
技术上是可行的。

〔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批准备案

为满足市场对高标号无铅车用汽油的需要, 广州石油化
工总厂参照 SH 0041- 93、 Q öSH 016. 14- 94的有关内容, 并
参考国内外无铅汽油标准编写的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获得批准备案, 备案号为
QB ö440000E 2659- 1997。97号无铅车用汽油是当前国内生
产最高标号的无铅汽油, 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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