资料来源：汪燮卿，中国炼油技术（第四版）. 中国石化出版社，2021；支持正版图书）

一、原油蒸馏

原油是一种极为复杂的混合物，要从原油中提炼出各种燃料、化工原料、润滑油料和其他产品，基本的途径是将原油分割成不同沸程的馏分，然后按照油品的使用要求，除去这些馏分中的非理想组分，或是经过二次加工（化学转化）形成所需要的组分，进而获得合格的石油产品。因此，原油蒸馏是原油加工的第一道生产工序，它通过蒸馏过程把原油分离成不同馏分，为下游生产装置提供原料。

一般情况下，原油蒸馏装置主要由原油预处理、常压蒸馏和减压蒸馏三部分组成。

原油中各种组分的沸点不同，且随压力的变化而改变，原油蒸馏就是利用这个特点，通过加热、汽化、冷凝，再加热、汽化、冷凝，如此往复，在分馏塔内进行气液间的传质传热，实现组分分离的目的。

很多种原油，C4之前的轻组分含量比较高，回收液化气也具有较好的经济价值，因此，轻烃回收部分也成了原油蒸馏装置的组成之一。

原油预处理

目前，石油加工企业所采用的原油预处理技术，主要是原油电脱盐脱水技术，其基本原理就是通过水萃取原油中的盐类和原始水。将新鲜的水和破乳剂通过混合设备与原油进行充分混合，使原油中溶于水的无机盐类和原始水与注入的水相溶，形成新的含盐水，再经过重力沉降，实现油水分离。而脱盐罐内电场的作用是帮助水滴聚结，利用水是极性分子，是电解质，水滴带有正负电荷的特性，在电场环境中快速运动相互碰撞，由微小水滴形成较大水滴得以沉降。此外，原油中的水滴处于电场之中，形态由圆形或近似圆形，在电场的作用下会变成椭圆形或不规则的形状，导致水滴表面比较均一的乳化膜发生改变，凸起部分的乳化膜变薄，甚至破裂，有利于水滴的聚结。在脱除原油中无机盐类和原始水的过程中，对原油中含有的油泥、泥沙等机械杂质也有一定的洗涤作用。

经过处理后的原油，Na⁺、Ca²⁺、Mg²⁺等溶于水的离子、盐类被脱除，相应的阴离子Cl^—、CO₃^2—等也被脱除。同时，原油中含有的油泥、泥沙等机械杂质也得到了相应去除。脱后原油的含水量很低，一般不超过0.2%，也很稳定。对原油蒸馏装置和后续装置的平稳操作，减轻设备腐蚀和避免或减轻催化剂中毒等均起到了很好的作用。

国内原油电脱盐技术的发展大致经历了交流电脱盐、100%阻抗变压器、交直流电脱盐、高速电脱盐技术等几个阶段。

常压蒸馏

原油自罐区引入原油蒸馏装置，经过换热、预处理，再换热后进入原油闪蒸塔或初馏塔。设置原油闪蒸塔的，闪蒸塔顶气体直接引入常压塔适当部位，一般在常一中抽出板附近；而设置初馏塔的，初馏塔顶生产石脑油，经过冷凝冷却之后与常压塔顶生产的石脑油一起送入石脑油稳定和轻烃回收系统。

闪蒸塔或初馏塔底油经泵抽出，再换热并经常压加热炉加热后进入常压塔进行分馏。

为了更多地回收装置的余热，常压塔顶油气参与原油换热。采用一段冷凝冷却的常顶系统，常顶回流自产品罐分出，泵送至常压蒸馏塔顶部。采用两段冷凝冷却的常顶系统设有常顶回流罐，常顶回流自回流罐分出，泵送至常压蒸馏塔顶部。

常压蒸馏塔还抽出煤油、轻柴油、重柴油等侧线产品，不论是进下游装置，还是进中间罐区储存，均需要控制其闪点。闪点除了与馏分的轻重有关外，更多的还是取决于馏分中残留的或夹带的轻组分多少。所以，需要设置汽提塔，通过蒸汽汽提的办法将这些油品中的轻组分汽提出来送回常压蒸馏塔内。由于后续航煤加氢装置对煤油馏分进料中水分含量的限制要求非常严格，所以对于煤油一般采用重沸器代替蒸汽的直接汽提作用。

国内常压蒸馏塔生产柴油馏分多采用两条抽出侧线，而不是或很少是一条侧线抽出，主要原因是方便原油换热网络的余热回收，同时也使常压蒸馏塔内的气、液负荷沿塔高分布更趋于均匀。

设置闪蒸塔的原油常压蒸馏流程

设置初馏塔的原油常压蒸馏流程

减压蒸馏

常压重油自常压蒸馏塔底抽出，经减压加热炉加热后送入减压蒸馏塔内进行高真空下的减压蒸馏，生产满足后续加工装置要求的减压蜡油。减压蒸馏塔顶设置有抽真空系统。干式减压蒸馏生产操作模式的减压塔顶操作压力一般不高于2kPa，通常采用三级抽真空系统；而湿式减压蒸馏生产操作模式的减压塔顶操作压力一般在6~8kPa，通常采用两级抽真空系统；采用减压深拔技术的减压蒸馏一般多采用湿式减压蒸馏生产操作模式，减压蒸馏塔顶的操作压力一般为2.4~4kPa，采用三级抽真空系统。

1.裂化原料生产

减压蒸馏塔的主要产品是减压馏分油，通常作为加氢裂化原料，一般通过减二线和减三线两条侧线生产。之所以采用两条侧线，其原因与常压蒸馏塔生产柴油的情况相类似，有利于原油换热网络的余热回收，同时尽量缩小减压蒸馏塔的塔径。

2.润滑油基础油原料生产

生产润滑油基础油原料的减压蒸馏塔必须具有良好的分离性能，塔的内部结构和流程比生产加氢裂化原料的减压蒸馏塔要复杂得多，一般可以同时生产3种规格的润滑油基础油原料。

3.减压深拔

减压深拔的主要目标是最大限度地将减压渣油中的重质减压馏分分离出来。常规的减压蒸馏技术拔出减压馏分的切割温度一般为520~540℃（原油 TBP温度）。如果需要获取更重质的减压馏分，或者进一步获取劣质减压渣油，实现更深的减压蒸馏原油切割温度，就必须采用减压深拔技术。减压深拔技术的减压蒸馏塔除了塔内构件的结构需要满足抗结焦和抗高温变形等要求外，工艺流程上也会有些不同的设置。

减压深拔技术通常采用的是湿式减压蒸馏操作模式和三级抽真空系统。也有采用干式或半干式减压蒸馏操作模式的，即滤压蒸馏塔底部不注入水蒸气，内件采用人字挡板取代塔盘板。为减轻减压塔底因温度过高而发生结焦的可能性，设置有急冷油设施。过汽化油抽出时，一般需要设置过汽化油罐，并相应增设急冷油设施，防止过汽化油罐底部产生结焦。

生产加氢裂化原料的减压蒸馏塔工艺流程

生产润滑油基础油原料的减压蒸馏塔工艺流程

减压深拔减压蒸馏塔工艺流程

石脑油稳定与轻烃回收

常压蒸馏生产的石脑油，必须通过稳定除去其中的C4及以下组分，才能满足中间原料罐区储存的安全与环保要求。同时，回收原油蒸馏过程中的液化气也具有明显的经济价值。

1、石脑油稳定

原油常压蒸馏的石脑油经换热后进入稳定塔中部，稳定塔底部设置重沸器，采用蒸汽或由原油蒸馏部分提供热源满足石脑油稳定的需要，塔底生产稳定石脑油送出装置。稳定塔顶部系统设回流和产品罐，液化气自此罐经泵抽出，一部分作为回流打回到稳定塔顶，一部分作为液化气产品送到下游装置进行脱硫脱硫醇精制，罐顶部引出的不凝气体与原油蒸馏部分的不凝气体或者通过吸收过程回收其中的C3、C4组分，或者送到下游装置加工。

2、液化气回收

原油蒸馏过程中产生的不凝气体含有较高的C3、C4组分，原油性质不同C3、C4的含量也各不相同。作为气体燃料，在其脱硫过程中容易导致MDEA（N-甲基二乙醇胺）溶液系统发泡，而且在气温较低时也容易有凝液产生。回收这部分C3、C4组分，不但可以解决这些问题，还可以创造很好的经济价值。

此外，石脑油催化重整，煤、柴油加氢精制，渣油加氢处理等装置所副产的不凝气体和液态烃也含有较高的C3、C4组分，统一回收饱和液化气用于乙烯裂解原料或者是制氢原料，会创造更为可观的经济效益。

二、催化重整

催化重整是以重石脑油为原料，在一定温度、压力、临氢和催化剂存在的条件下进行烃类分子结构重排反应，生产芳烃、高辛烷值重整汽油并副产大量氢气的工艺过程，它是现代炼油和石油化工的支柱技术之一。重整汽油具有高辛烷值、低硫、低烯烃的特点，是重要的汽油调合组分。。重整生成油又可以制取苯、甲苯和二甲苯，是化纤、塑料和橡胶的基础原料，全球70%上芳烃来自重整芳烃。重整氢气是低成本氢源，炼化企业50%以上的用氢由催化重整提供，因此催化重整在炼油化工领域占有重要地位，发挥着主要作用。

原料油预处理

催化重整装置的原料油，在进入重整反应系统之前一般都要先进行预处理，以切取合适的馏分和除去有害的杂质。

预处理过程包括预分馏和预加氢（石脑油加氢精制）两个部分。

在预分馏部分，原料油经过精馏以切除其轻组分（拔头油）。生产芳烃时，一般只切除<65℃馏分。而生产高辛烷值汽油时，为了控制重整生成油的苯含量，原料油的初馏点不宜太低，一般切去<80℃的馏分。原料油的干点通常均由上游装置控制，少数装置也通过预分馏切除过重的组分。在生产高辛烷值汽油时，原料油干点一般不超过180℃，以保证重整汽油干点不超过汽油规格要求的205℃；在生产苯、甲苯、二甲苯等芳烃时，一般要求原料油干点控制在160~170℃；在上游装置生产喷气燃料时，直馏重整原料油的干点，可根据不同情况，切到140~170℃。

预加氢的目的是脱除原料油中对重整催化剂有害的杂质，其中包括硫、氮、烯烃以及砷、铅、铜和水分等。我国主要原油的直馏重整原料在未精制以前，铅、铜的含量都能符合要求，因此加氢精制的目的主要是脱硫，同时通过汽提塔脱水。对于大庆油和新疆油，脱砷也是预处理的一项重要任务。烯烃饱和和脱氮主要针对二次加工原料油。

原料油预处理典型工艺流程：

原料石脑油用泵送入装置，经与预分馏塔底物料换热后进入预分馏塔。预分馏塔一般在0.3MPa左右的压力下操作，塔顶温度60~75℃，塔底温度140~180℃。

预分馏塔顶物料经冷凝冷却后进入回流罐。回流罐顶气体送往燃料气管网，冷凝液体（拨头油）一部分作塔的回流，一部分送出装置。预分馏塔的操作压力用调节回流罐顶的排气量或采用气垫方法控制。

预分馏塔设有重沸器（或重沸炉），塔底物料一部分在重沸器内用蒸汽或热载体加热后返回塔底，为预分馏塔补充热量；另一部分用泵从塔底抽出，经与预分馏塔进料换热后，去预加氢部分，在与重整产生的氢气混合后与预加氢产物换热，并经加热炉加热后进入预加氢反应器。当处理高砷含量石脑油时，加热后的物料首先进入脱砷反应器，然后再进入预加氢反应器。预加氢所用氢气来自重整反应部分，部分装置设有循环氢气压缩机，大多数装置氢气采取一次通过方式。

预加氢反应产物从反应器底部出来，先与进料换热，然后冷却，再入油气分离器。从油气分离器分出的含氢气体送出装置供其他加氢装置使用，液体与汽提塔底物料换热后进入汽提塔。

汽提塔一般在0.8~0.9MPa 压力下操作，塔顶温度85~90℃，塔底温度185～190℃，塔顶物料经冷凝冷却后打回塔顶作回流。水分从回流罐底的分水斗排出。含H2S的气体从回流罐顶分出，一般送入含硫燃料气管网。

汽提塔底用重沸炉或重沸器加热。脱除硫化物、氮化物和水分后的塔底物料（精制油）与塔进料换热后作重整进料。

有的工厂为了使预加氧生成油中的硫含量在操作不正常时仍能达到规定要求，在汽提塔底物流出口串联了一个脱硫保护器，内装脱硫吸附剂，此时应采取措施防止吸附剂被油品带出而污染重整催化剂。

催化重整反应过程化学

催化重整的主要反应包括六元环烷烃脱氢、五元环烷烃脱氢异构化、链烷烃脱氢环化、异构化、加氢裂化、氢解、脱烷基和积炭等反应。催化重整反应需要两种不同的活性中心，即金属中心和酸性中心。金属中心催化烃类的加氢和脱氢反应，主要由铂等金属提供；酸性中心主要催化烃类的重排反应，由含卤素的氧化铝提供。因此，催化重整催化剂一般由氧化铝、卤素、金属铂和其他助剂组成。

1、六元环烷烃脱氢反应

六元环烷烃脱氢反应是六元环上的每1个碳原子上脱除1个氢原子，生成芳烃的同时，产生3个氢气分子。

环已烷脱氢生成苯在催化剂的金属中心上发生，经过逐步脱氢为环已烯和环已二烯等步骤实现的，即：环已烷→环已烯→环已二烯→苯。

2、五元环烷烃脱氢异构化反应

五元环烷烃脱氢异构化反应也是生成芳烃的一个重要反应，1个五元环烷烃分子生成1个芳烃分子和3个氢气分子。

五元环烷转化为芳烃是典型的双功能反应，需要金属和酸性两种中心的参加。甲基环戊烷首先在金属中心脱氢生成甲基环戊烯，然后在酸性中心发生环的异构生成环已烯，最后在金属中心上脱氢为苯。这一反应的控制步骤是发生在酸性中心的环的异构，它需要通过生成一个正碳离子的过程进行。

3、链烷烃脱氢环化反应

链烷烃脱氢环化反应是生成芳烃的另一个重要反应，一个链烷烃分子生成1个芳烃分子和4个氢气分子。

烷烃脱氢环化生成芳烃的反应机理十分复杂，按照双功能反应机理，烷烃首先在金属中心脱氢生成烯烃，然后在酸性中心环化为烷基环戊烷，再转移到金属中心脱氢为烷基环戊烯，随后在酸中心上异构为六元环烯烃并最后回到金属中心上脱氢为芳烃。

4、链烷烃异构化反应

链烷烃的异构化反应是指直链烷烃或少支链的烷烃发生骨架异构，生成支链或多支链异构烷烃反应。

链烷烃异构化是双功能反应，发生在催化剂的金属中心和酸性中心。链烷烃首先在金属中心脱氢生成烯烃，然后迁移到酸性中心发生骨架异构生成多支链异构烯烃，最后再转移到金属中心上加氢为异构烷烃。

5、链烷烃加氢裂化反应

链烷烃加氢裂化反应是指一个链烷烃分子发生C-C键断裂，产生1个较小的链烷烃和1个较小的烯烃分子，烯烃分子经加氢后转化为链烷烃分子。

加氢裂化是双功能催化的反应，烷烃在催化剂金属中心脱氢为烯烃，烯烃吸附在催化剂酸性中心上生成仲正碳离子，正碳离子的β键的位置优先发生裂化生成较小的正碳离子和烯烃,生成的烯烃在催化剂的金属中心上加氢为相应的烷烃。气体产物中以C3和C4烷烃为主。

6、链烷烃的氢解反应

链烷烃的氢解反应是指链烷烃分子脱除1个甲基生成甲烷和1个小分子链烷烃。

链烷烃的氢解反应发生在催化剂的金属中心上，并且需要有相邻的金属原子中心。链烷烃在金属中心上可以是1,2吸附，也可以是1,3吸附，在金属中心的作用下，C-C键断裂生成C1或C2碎片，加氢后生成甲烷或乙烷。

7、芳烃脱烷基反应

芳烃脱烷基反应是具有烷基取代基的芳烃在催化剂的金属功能作用下，脱去烷基，生成一个碳数更低的芳烃和烷烃。

芳烃脱烷基反应发生在催化剂的金属中心上，其反应机理与链烷烃的氢解类似。

8、积炭反应

烃类的深度脱氢，生成烯烃和二烯烃，烯烃进一步聚合及环化，形成稠环芳烃，吸附在催化剂上，最终转化成积炭，而使催化剂失活。

除以上反应外还可能发生五元环烷烃的开环、烷基芳烃的歧化、烷基转移以及烷基化等反应，但在催化重整条件下与催化重整的主反应相比，这些反应可以忽略。

这些重整反应在反应器内进行的情况一般如下所示：

固定床半再生重整工艺

固定床半再生重整工艺技术是常见的催化重整工艺之一，以C6~C12组分的石脑油馏分为原料，在一定的反应温度、压力、临氢操作条件和催化剂的作用下，生产车用汽油高辛烷值调合组分，并可制取苯、甲苯和二甲苯及副产氢气。一般采用稳定性比较好的铂铼双或多金属催化剂。

采用积炭速率低得多的金属重整催化剂，能够在较低的反应压力(1.2~1.5MPa)、中等氢油比和较高空速下操作，采用催化剂两段装填、两段混氢工艺，降低了临氢系统压降，重整产品的收率提高0.5个百分点以上。

半再生重整技术的操作弹性大，液体产品既可以作为高辛烷值汽油调合组分，也可以经过分离得到芳烃产品或为后续芳烃装置提供原料，也可以作为兼顾高辛烷值汽油组分和芳烃产品的混合型重整装置。

一般来讲，直馏石脑油、加氢焦化石脑油、加氢裂化石脑油、加氢催化裂化石脑油、煤液化石脑油、凝析油、乙烯裂解汽油抽余油以及重整产物抽提抽余油等都可以作重整原料。

半再生重整产品可以是汽油调合组分，也可以是芳烃，或者是两者的组合。若以生产C5~C10高辛烷值汽油调合组分为目的，辛烷值可控制在90~98；若生产C6~C10芳烃产品，根据原料和操作条件不同，芳烃产率可达50%~60%，副产氢气产率可达2.2%~2.8%，其他产物是干气和液化气。

半再生重整装置采用两段混氢流程及3~4个轴向或径向固定床并列布置的反应器。

从预加氢装置来的重整精制石脑油与重整循环氢混合，然后进入一段进出料换热器中（管程）与反应产物(壳层）换热。换热后的物料依次经过各反加热炉和反应器后进行反应，从最后一台重整反应器出来的反应产物（壳层）分两路：一路经一段换热器壳层与重整进料换热，另一路经二段混氢换热器壳层后与二段混氢换热，二段混氢与二反产物混合后进入三反加热炉。经一段换热器和二段混氢换热后的四反反应产物经空冷和水冷器冷却并使其中油品冷凝后进入重整产物分离罐，重整高分产物再经稳定塔进行稳定。

在平稳运行状态下，装置单程可连续运转3年以上。根据装置的加工负荷和操作苛刻度，重整催化剂一般可以运转2~4年进行再生。

移动床连续重整工艺

连续重整反应部分工艺流程与半再生重整装置基本相同，均采用一段混氢，反应器采样并列式、叠式或两两重叠再并列模式，同时设置了催化剂循环再生系统，催化剂在反应器与再生系统之间连续移动，并在重整反应系统不停工的条件下进行催化剂连续再生。由于重整反应始终在接近新鲜催化剂的最佳条件下运行，同时允许在较低反应压力和较高苛刻度操作，因此，连续重整对原料的适应性强，重整油和氢气的产率比较高，并且具有稳定的收率和较高的装置运转率。

催化剂循环再生系统各部分的设置随再生工艺的不同而略有变化。一般主要包括以下部分：待生催化剂完全再生（烧焦、氯化更新、干燥、还原）、催化剂的循环和定量输送临氢系统和再生系统含氧气氛的安全隔离、催化剂粉尘脱除与粉尘收集。

催化剂再生部分的操作既相对独立又与反应系统相互联系，核心是催化剂再生，在再生器中完成待生催化剂烧炭、氯化更新、干燥后，输送至还原罐中进行催化剂还原。催化剂循环和定量输送系统是通过逻辑控制将待生催化剂输送至再生器进行再生，再生催化剂再返回至重整反应系统，催化剂循环过程及循环量通过相关设备和操作程序进行严格控制。为了进行安全操作，反应器临氢系统与再生系统的含氧气氛设置了安全隔离，避免介质互串。对催化剂循环过程中产生的粉尘进行脱除、收集，避免造成系统堵塞。

2001年我国自主开发的低压组合床工艺技术实现工业应用，该工艺是一二反应器采用半再生固定床重整工艺，使用高活性、高稳定性的铂徕重整催化剂；三四反应器采用移动床连续重整工艺，使用高选择性、高水热稳定性的铂锡重整催化剂，并设有催化剂连续再生系统。

2009年具有自主知识产权的国产超低压连续重整成套技术（Super Lower-pressure Con-timuous Reforming, SLCR）实现工业应用，平均反应压力为0.35MPa，再生压力为0.55MPa。该技术的特点是反应器采用“两两重叠再并列”布置，再生气体“干、冷”循环，一段烧焦、一段还原，催化剂循环“无阀输送”。

石科院和中国石化工程有限公司（SEI)于1997年提出了逆流连续重整的创新理念，进而开发出逆流连续重整成套技术(SINOPEC Counter-current Continuous Catalytic Reforming，SCCCR），并于2013年实现工业化。该技术的显著特点是催化剂在重整反应区的循环输送方向与反应物流的流动方向相反，即从再生器来的再生催化剂首先进入末反，然后再逆反应物流方向依次进入前面反应器，最后离开一反送至再生器进行再生。催化剂在反应区为“逆流”输送。

三、加氢裂化

现代炼油技术中“加氢裂化”的定义是指通过加氢反应使原料中15%和15%以上的分子变小的那些加氢工艺，是原料在高温、高压、临氢及催化剂存在下进行加氢、脱硫、脱氮、分子骨架结构重排和裂解等反应的一种催化转化过程，其技术核心是催化剂。

加氢裂化通常包括加氢精制和加氢裂化两个基本反应过程，按照工艺流程、所加工原料、压力等级和转化深度的不同可以有多种分类方式。按照工艺流程不同，加氢裂化工艺可以分为单段（流程中间没有产品分离出来）和两段（流程中间有产品分离出来）两种基本类型；按照所加工原料不同，加氢裂化工艺可分为蜡油加氢裂化和柴油加氢裂化（改质）；按加氢裂化操作压力的不同，可分为高压加氢裂化（反应压力大于10.0MPa)和中压加氢裂化（反应压力小于或等于10.0MPa)；按照转化深度的不同，加氢裂化通常可分为缓和加氢裂化（转化率在15%~40%）和常规加氢裂化（转化率>40%）。

加氢裂化是现代炼油工业最主要的重油深度加工工艺之一，加氢裂化装置通常可以加工从炼油厂常减压装置来的直馏石脑油、柴油和减压蜡油以及从其他二次加工装置得到的催化裂化轻循环油、催化裂化回炼油、焦化柴油、焦化馏分油、热裂化柴油、热裂化蜡油、溶剂脱沥青油和渣油沸腾床/浆态床加氢裂化柴油和重馏分油等常规原料，也可以加工从油母页岩干馏得到的页岩油、煤炼焦工艺副产的煤焦油、煤高温高压液化得到的直接液化油、煤或天然气间接液化得到的F-T合成油以及各种动植物油脂等非常规原料。

加氢裂化工艺过程能够加工的原料种类非常广泛，但最常用的还是直馏减压馏分油。常减压蒸馏装置的减一线、减二线、减三线及减四线馏出物统称为减压馏分油（VGO），俗称蜡油。各馏分之间的比例主要取决于原油的性质和炼油厂的加工流程。

加氢裂化装置的产品轻至液态烃，重至润滑油料、催化裂化原料等，但生产量最大的是石脑油、中间馏分油或加氢尾油。加氢裂化装置生产的煤油、喷气燃料和柴油硫、氮和芳烃含量很低，燃烧性能很好，是环境友好的“绿色”石油产品；轻石脑油硫、氮、烯烃和芳烃含量均很低，既可直接用于调合生产超低硫清洁车用汽油，也可用于生产化工溶剂油，并可用作制氢原料或蒸汽裂解制乙烯装置进料；重石脑油芳烃潜含量高，硫、氮含量低，是催化重整生产高辛烷值车用汽油或生产轻芳烃装置的优质进料；加氢尾油饱和烃含量高，BMCI值低，是蒸汽裂解制乙烯、异构脱蜡生产高黏度指数润滑油基础油料和催化裂化生产车用汽油等装置的优质进料。

加氢裂化与其他二次加工转化技术（如催化裂化、延迟焦化）比较，其产物分布和产品性质有很大差别。

与其他二次加工转化技术相比，加氢裂化产品特点如下：

（1）加氢裂化的液体产率高，C3以上液体产率一般在95%以上，其中多产中间馏分油加氢裂化工艺过程液体产品收率最高可以达到98%以上，体积产率则超过110%。而催化裂化只有75%~80%，延迟焦化只有65%~70%。

（2）加氢裂化的气体产率很低，通常C1~C4只有2%~6%，C1~C2更少，仅1%~2%。而催化裂化C1~C4通常达15%以上，C1~C2达3%~5%。延迟焦化的气量略低一些，C1~C4约6%~8%。

（3）加氢裂化产品的饱和烃含量高，烯烃极少，非烃含量也很低，故产品的安定性好。喷气燃料芳烃含量低，烟点高；柴油的十六烷值高，芳烃含量低。

（4）原料中多环芳烃经选择性开环后，主要集中在石脑油馏分和中间馏分中，使石脑油馏分的芳烃潜含量较高，中间馏分中的环烷烃也保持较好的燃烧性能和较高的热值。而尾油则因环状烃的减少，BMCI值降低，适合作为蒸汽裂解制乙烯的原料。

（5）基于加氢裂化反应的机理特点，无论加工何种原料，产品中的异构烃都较多，从而保持产品有优异的性能，例如C4中的异构烃与正构烃的比例通常在2~3以上，<80℃石脑油具有较好的抗燥性，其RON可达75~85；喷气燃料冰点低，柴油有较低的凝点，尾油中由于异构烷烃含量较高、特别适合于制取高黏度指数和低挥发性的润滑油基础油料。

（6）通过催化剂、工艺流程、操作条件和模式的改变可大幅度调整加氢裂化产品的产率分布、石脑油馏分产率可达15%~90%，中间馏分油产品（喷气燃料+柴油）产率可达0~ 80%，很好体现了加氢裂化技术操作灵活性大的特点。而催化裂化与延迟焦化产品产率可调变的范围很小，一般<10%。

加氢裂化技术发展至今仍以固定床工艺过程为主。加氢裂化的工艺流程一般划分为反应部分和分馏部分，根据需要和实际情况，有些装置还包括酸性水处理部分、循环氢气体及干气、液化气脱硫部分等。加氢裂化工艺过程主要是根据反应部分反应器的排列、组合来划分。

尽管国内外加氢裂化专利商根据催化剂性能特点、原料构成和性质、大型设备的制造水平和运输条件以及市场对产品产率和质量的要求，开发了种类繁多的加氢裂化工艺过程，但就总体而言，加氢裂化工艺过程的原则流程可分为两大类，即单段加氢裂化工艺过程和两段加氢裂化工艺过程。

1、单段加氢裂化工艺过程

单段加氢裂化工艺过程又分为单段加氢裂化和单段(一段）串联加氢裂化工艺过程。

1.1 单段加氢裂化工艺

单段加氢裂化工艺采用一个反应器，级配装填加氢保护剂、加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂，实现油品轻质化。工艺流程就是以单个固定床反应器为核心，再配套进料、换热、加热炉、气液分离及产品分馏系统而构成。

新鲜原料经与反应流出物换热后与被加热的循环氢混合，然后进入反应器顶部，气液进料通过催化剂床层进行加氢裂化反应，反应器流出物经换热器冷却，然后进入高压分离器，被分离出来的循环氢气用循环氢压缩机增压后再与原料混合返回反应系统，生成油则进入低压分离器，分离出的气体送入气体处理装置，液体产物则进入分馏系统切割为各种产品。

单段工艺过程的主要特征是可以用一种主催化剂、在一台反应器内同时完成原料油的加氢脱硫、脱氮、芳烃加氢饱和和裂化反应。有的处理量很大的装置，由于反应器的制造与运输等原因，可能使用2台或2台以上反应器并列操作，但其基本原理不变。

1.2 单段（一段）串联加氢裂化工艺

单段串联加氢裂化工艺过程，与单段加氢裂化工艺过程没有本质上的区别，但因使用不同性能的催化剂而导致化学反应过程及其控制方法的差别。

单段（一段）串联加氢裂化最少需要使用两台反应器和分别装在两台反应器的两种主催化剂。第一台（R1）反应器装填加氢精制催化剂，脱除进料中的硫、氮等杂质，同时使芳烃部分加氢饱和，精制生成油不经分离而直接进入第二台（R2）反应器。R2装填加氢裂化催化剂，对经加氢精制的生成油进行加氢裂化反应。反应产物经高压分离器低压分离器进入分馏系统，分馏出各种产品。未转化油可以再循环（部分循环）裂化，也可以不循环作为产品出装置作为下游装置进料。

R2反应器使用的是含沸石的裂化催化剂，这种催化剂与无定形裂化催化剂相比，具有更高的反应活性及稳定性，但进料中的有机氮化物对其活性有强烈的抑制作用，并能导致加速结焦而损失催化剂的活性和稳定性，因此这种工艺过程要控制R1出口精制油的氮含量，以保证裂化催化剂性能充分发挥作用。

2、两段加氢裂化工艺过程

根据加氢裂化催化剂耐氨、耐氮中毒能力的不同，两段加氢裂化（Two-Stage）技术也分为两种工艺流程，即独立设置循环氢系统和共用循环氢系统两种工艺流程。

2.1 独立设置循环氢系统的两段加氢裂化工艺

独立设置循环氢系统两段加氢裂化技术，一段反应器主要装填加氢精制催化剂，除对原料油中的烯烃、芳烃进行加氢饱和外，还将脱除原料油中绝大部分的含硫、氮和氧等杂原子的有机化合物，反应产物进入一段高压分离器进行气液分离，高分顶部出来的富氢气体经循环氢压缩机增压后循环回一段反应系统，高分底部出来的液体经减压后，进入汽提塔，进一步将反应生成并溶解在生成油中的H2S和NH3汽提掉。经加氢精制并汽提后，基本不含机硫、氮、氧和H2S、NH3的一段生成油，进入第二段反应器中进行加氢裂化，其中装有加氢活性极高、但对原料中所含有机硫、氮、氧和溶解的H2S、NH3非常敏感的加氢裂化催化剂，反应产物进入二段高压分离器进行气液分离，高分顶部出来的富氢气体经循环氢压缩机增压后循环回二段反应系统，高分底部出来的液体经减压后，进入产品分馏系统。

2.2 共用循环氢系统的两段加氢裂化工艺

共用循环氢系统的两段加氢裂化技术，一段反应器可以是只装填加氢精制催化剂的一台反应器，或同时装填加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂的一台反应器，也可以是分别装填精制催化剂和裂化催化剂的两台或两台以上串联反应器。一段反应器除对原料油中的烯烃、芳烃进行加氢饱和以及脱除原料油中绝大部分的含硫、氮和氧等杂原子的有机化合物外，还将对进料进行适度加氢裂化反应。一段反应产物进入一段高压分离器进行气液分离，高分底部出来的液体经减压后，进入产品分馏塔分离出加氢裂化产品。分馏塔底的加氢裂化未转化油进入装有加氢裂化催化剂的二段反应器中进行加氢裂化，反应产物进入二段高压分离器进行气液分离（也可以与一段共用分离系统），高分顶部出来的富氢气体与从一段高分顶部出来的富氢气体混合后，经循环氢压缩机循环增压后返回一段、二段反应系统，高分底部出来的液体经减压后，与一段反应生成油混合进入同一个产品分馏系统。

共用循环氢系统两段加氢裂化工艺的一段和二段可以使用相同的加氢裂化催化剂，也可以使用不同的加氢裂化催化剂。是否采用共用循环氢系统两段加氢裂化工艺，其决定因素不是所选用的催化剂类型，而是装置加工规模、大型设备制造能力及运输条件等。

四、芳烃生产

芳烃联合装置

苯（B）、甲苯（T)、二甲苯（X)等芳烃产品主要由芳烃联合装置生产。芳烃联合装置主要包括石脑油预加氢、催化重整、芳烃抽提、甲苯歧化及烷基转移、二甲苯异构化、二甲苯分馏、对二甲苯分离等装置或单元。其中，二甲苯异构化、二甲苯分馏、二甲苯吸附分离这三个单元是生产对二甲苯（PX）的核心装置，被称为PX回路。

石脑油（包括二次加工得到的石脑油），通过加氢预处理脱除其中的不饱和烃、硫、氮砷等杂质后，送至催化重整装置。

催化重整是生产芳烃的主要工艺，全球大约38%的苯和87%的二甲苯来自催化重整装置。在催化重整装置中，石脑油中的烷烃和环烷烃在催化剂的作用下转化为芳烃。催化重整生成油分离出C6/C7芳烃去芳烃抽提装置，C8及以上芳烃去二甲苯分馏装置。

除催化重整，采用生产芳烃的技术还有蒸汽裂解、煤焦化、轻烃芳构化、LCO制芳烃甲醇制芳烃等，采用这些技术生产的芳烃脱除不饱和烃、硫、氮、砷、氧等杂质后可与重整生成油采用同样流程加工。经多年努力，中国石化完成了各单元技术的国产化，形成了中国自主芳烃成套技术。

芳烃抽提

在生产芳烃的原料中除芳烃外还有烷烃、环烷烃和微量烯烃等非芳烃组分，必须从中分离出高纯度的芳烃单体才能满足工业需要。因为芳烃与相近碳数的烷烃、环烷烃、烯烃的沸点交叉，且形成复杂的共沸物体系，采用普通的精馏方法无法分离。工业上通常采用抽提技术从含有芳烃的原料中分离BTX。

原料主要来自催化重整生成油、蒸汽裂解及催化裂解产生的加氢汽油以及煤焦油等，针对不同来源的原料，可采用液液抽提和抽提蒸馏技术。抽出油为高纯度的混合芳烃，经过白土脱除微量烯烃后通过普通精馏得到苯、甲苯及二甲苯；抽余油为非芳烃产品，可以调和汽油（不是理想汽油组分）或者根据原料中链烷烃和环烷烃的性质，选择作为裂解乙烯装置的原料或者重整装置的原料，也可用于生产溶剂油。

用抽提的方法分离 BTX，主要有液-液抽提法（通常所说的芳烃抽提）和抽提蒸馏法（ED，又名萃取精馏）。

1、液-液抽提

液液抽提工艺的芳烃质量好、回收率高、对原料的适应性好。根据使用的溶剂不同，世界上已经实现工业化的液液抽提工艺有以下几种：以二甘醇为溶剂的Udex法；以N-甲基吡咯烷酮为溶剂的 Arosolvan法；以二甲亚枫为溶剂的DMSO法；以N-甲酰基吗啉为溶剂的Formex法和 Morphyex法；以环丁砜为溶剂的Sufolane法。Sulfolane法采用的溶剂性能优秀，工艺流程合理，后经进一步发展得到广泛应用。

环丁砜抽提工艺流程：

抽提原料用泵送入抽提塔中下部，贫溶剂由塔顶进入抽提塔，从汽提塔顶出来的回流芳烃则进入塔底。原料与溶剂在抽提塔内经过多级逆流接触，进行芳烃与非芳烃的分离。

从抽提塔顶出来的抽余油进入抽余油水洗塔，用系统的循环水洗去其中夹带的少量溶剂后送出装置。抽提塔底溶解了大量芳烃的第一富溶剂与贫溶剂换热后进入抽提蒸馏塔顶部，进行抽提蒸馏提馏操作，除去非芳烃，塔顶出来的含非芳烃和芳烃馏出物经冷凝冷却后进入回流芳烃罐，将油水分离，油作为回流芳烃打回抽提塔底。抽提蒸馏塔底富含芳烃的第二富溶剂送至回收塔中部，在塔内进行减压、汽提蒸馏，将芳烃与溶剂分开，塔顶馏出物经过冷凝冷却后进入芳烃罐，经油水分离，一部分油作为回流打入回收塔顶，其余的油就是芳烃产品，送至下游精馏装置。芳烃罐分出的水作为水洗水，被送往抽余油水洗塔。回收塔底出来的贫溶剂作为水汽提塔底热源，与汽提水换热，再与第一富溶剂换热后循环回抽提塔顶，完成溶剂循环。抽余油水洗塔底水与回流芳烃罐分出水合并进入水汽提塔，进行提馏操作除去水中微量非芳烃，水汽提塔顶馏出物则混入抽提蒸馏塔顶馏出物中，水汽提塔下部水蒸气送至溶剂再生塔底，进行减压、水蒸气蒸馏，与进入溶剂再生塔中部的溶剂一起从塔顶出来，而后进入溶剂回收塔底，水汽提塔底含溶剂的水也进入回收塔底。一起作为汽提介质。溶剂再生塔底不定期排渣。此外，为保持循环溶剂的酸碱度稳定，防止设备腐蚀，还需定期从回流芳烃罐加入一定量的单乙醇胺。

2、抽提蒸馏

抽提蒸馏分离芳烃工艺是利用选择性溶剂从富含芳烃的窄馏分中直接提取某种高纯度芳烃。原料首先进行预分馏，切除轻、重组分，留下中间馏分送去抽提蒸馏。在抽提蒸馏过程中，通过加入选择性溶剂，提高目的芳烃和其他组分间的相对挥发度α，从而使精馏分离成为可能。溶剂和原料馏分在抽提蒸馏（ED)塔接触形成气液两相，由于溶剂与芳烃的作用力更强，使非芳烃富集于气相，于塔顶排出；芳烃组分富集于液相并被提纯，于塔底排出。富集芳烃的液相进入溶剂回收塔，在塔内进行芳烃与溶剂的分离，贫溶剂循环使用。

芳烃吸附分离

芳烃吸附分离主要指C8芳烃异构体的吸附分离。C8芳烃共有四种异构体：乙苯(EB）、对二甲苯（PX）、间二甲苯(MX)和邻二甲苯（OX）。它们的沸点非常接近，分别为136.2℃、138.5℃、139.3℃和144.4℃，其中PX和MX的沸点最接近，仅差0.8℃。乙苯主要用于生产苯乙烯，由于对其中的二甲苯含量限制非常严格（小于0.15%），从混合碳八芳烃中难以直接分离得到高纯度乙苯，大多通过苯和乙烯进行烃化反应获得。邻二甲苯主要用于生产苯酐，由于产品纯度要求不高（大于98%），且与MX有5.1℃的沸点差，通常在芳烃联合装置中联产OX，在分离对二甲苯以前通过精馏分离。由于对OX的收率要求不高，因此所需塔板数和回流比都可以相对降低。PX和MX无法通过精馏分离来获得高纯度的产品，工业上生产PX和MX的主流技术都是吸附分离。

沸石吸附剂对C8芳烃不同异构体间吸附作用有差异，特定类型的沸石吸附剂可优先吸附PX或MX，利用这种特性可以实现产品的浓缩提纯。当液固两相接触时，与吸附剂结合力较强的组分从流动相中被吸附转移至吸附相中，实现与其余组分之间分离的目的，然后再选用适当的解吸剂将被吸附组分从吸附剂中解吸出来获得抽出液，精馏此抽出液分离出其中的解吸剂以回收目的产品，解吸剂和吸附剂则循环使用。

二甲苯异构化

来自催化重整、歧化与烷基转移以及其他过程（芳构化、裂解汽油加氢、煤焦油加氢等)的C8芳烃都是混合物，包括乙苯(EB）、对二甲苯（PX）、间二甲苯(MX）、邻二甲装（OX）四种异构体。C8芳烃中的对二甲苯和邻二甲苯分别为聚酯纤维及苯酐原料，需求量约占C8芳烃总量的95%。在重整C8芳烃中，它们分别只占约20%、其余为间二甲苯和乙苯，歧化与烷基转移生产的C8芳烃中二甲苯分布大体类似。

通过C8芳烃分离技术（精馏、结晶、吸附等），可以从混合物中取出纯的芳烃产品，为了增产对二甲苯和邻二甲苯，工业上采用二甲苯异构化工艺，重建接近热力学平衡的组成。这种工艺可把已分离出对二甲苯或邻二甲苯的非热力学平衡的C8芳烃物料，通过催化作用，转化成接近热力学平衡的C8芳烃物料，以便再分离出更多的对二甲苯和邻二甲苯。二甲苯异构化技术的核心是催化剂。

二甲苯异构化单元的基本反应是间二甲苯、邻二甲苯、对二甲苯的相互异构，只需要酸性催化功能即可实现，反应较易进行。

乙苯转化为二甲苯的反应需在金属-酸性双功能的催化作用下才能进行，转化率较低、芳烃损失较大。

C8芳烃异构化原料中的乙苯，由于它的沸点与二甲苯相近，分馏难度大，通过精馏分离的能耗很高。目前对乙苯的处理有两种可能的处理方案：一是把乙苯保留在异构化原料中，与二甲苯一起异构化，增产二甲苯；二是在异构化反应中将乙苯脱烷基生成苯。

两种方案各有优点。常将二甲苯异构化技术分为乙苯转化型和脱烷基型两个类别。乙苯转化型主要将乙苯异构化为二甲苯，C8芳烃消耗较低；脱烷基型主要将乙苯转化为苯，C8回路循环量小、能耗较低。

乙苯转化型

脱烷基型

异构化过程中还会伴随有歧化、脱烷基、开环裂解、环烷烃异构、加（脱）氢等副反应发生，会导致产品收率下降，氢耗增加应尽量减少。

甲苯歧化与烷基转移

苯、甲苯、二甲苯和C9及其以上芳烃都来源于重整生成油和裂解汽油。受原料和化学反应热力学平衡的限制，直接来自上述芳烃生产过程的对二甲苯远远不能满足市场需求，甲苯和C9+芳烃资源相对过剩，而用于生产对二甲苯的C8芳烃资源不足。

甲苯歧化与烷基转移技术主要通过芳烃侧链烷基的重排与综合利用达到灵活调变产物分子结构的目标，是芳烃装置中增产二甲苯及苯的关键技术，是实现油品向高价值芳烃及烯烃转化的重要技术平台。甲苯歧化与烷基转移技术提供了芳烃联合装置中50%左右的混合二甲苯。反应原料中芳烃侧链烷基的种类、数量比例是决定反应产物组成的最主要因素。

为灵活调变芳烃装置原料结构，基于甲苯歧化技术进行了原料的拓展，分别开发了苯和C9+芳烃烷基转移技术及重芳烃轻质化衍生技术。前者是以苯和C9+芳烃为原料生产二甲苯和甲苯。后者是将C9+芳烃通过脱烷基及烷基转移反应直接转化成BTX。三者反应原理大体相同且相互交叉、技术设计目的性不同。

1、主要反应

甲苯歧化与烷基转移反应是重要的增产C8芳烃反应，原料多元性带来了反应网络的复杂性，主要包括甲苯歧化、甲苯/苯与C9+芳烃烷基转移以及C9+芳烃侧链脱烷基等三类反应。

甲苯歧化反应甲苯分子间发生甲基转移反应，生成苯和二甲苯。在甲苯歧化与烷基转移反应中，甲苯歧化反应是生成苯的主要来源。

烷基转移反应甲苯与C9+芳烃分子间发生甲基重排和转移反应，生成两分子二甲苯。除此之外，甲苯歧化生成的苯也可以与C9+芳烃发生烷基转移反应，生成甲苯及二甲苯。

C9+芳烃侧链脱烷基反应主要是脱除侧链乙基、丙基及丁基，生成苯、甲苯或二甲苯产物。C9+芳烃脱侧链烷基反应可实现重芳烃转化和利用，该过程与烷基转移的分子间反应不同，属于另一类重要的分子内增产甲基苯反应。

除上述主反应、甲苯岐化与烷基转移反应网络中还包括：①C8芳烃歧化反应，生成甲苯和C9+芳烃，降低二甲苯收率；C9+芳烃歧化反应生成C8芳烃和C10芳烃，而C10芳烃歧化反应会生成更重的多烷基芳烃，从而加快催化剂积发失活。②加氢脱甲基反应，降低反应系统的甲基/苯环比，进而降低二甲苯收率，如甲苯脱甲基生成苯和甲烷，二甲苯脱甲基生成甲苯。③芳烃加氢饱和及开环反应，芳烃在临氢反应条件下加氢饱和生成环烷烃，环烷烃在酸位上裂解为C3~C5轻烷烃。芳烃加氢反应是强放热反应，会增大反应氢耗及环损率，歧化与烷基转移技术应最大程度地抑制此类反应发生。④缩合反应，即烯烃、C9+芳烃、茚满及其他化合物易缩合成稠环化合物或焦炭，覆盖酸性位或堵塞沸石孔口，导致催化剂的失活。

2、反应机理

烷基转移反应是典型的酸催化反应，一般认为反应过程按照正碳离子机理进行，反应可分单分子反应机理和双分子反应机理，以甲苯为模型分子，(1)单分子反应机理：也称为甲基迁移机理，甲苯分子首先在Brönsted酸性位上吸附活化形成碳正离子，活性正碳离子上的甲基再转移到另一个甲苯分子，生成一分子苯及二甲基苯正碳离子，后者再脱去质子，生产二甲苯。该机理认为，沸石孔结构对反应的选择性影响较小。（2)双分子反应机理：甲苯分子首先在沸石缺陷位进行活化生成正碳离子（步骤A)，并与吸附在相邻Brönsted酸性位上的另一个甲苯生成二苯烷基正碳离子过渡态（步骤B、C），然后该过渡态分子发生C-C键断裂，生成一分子苯和一个二甲基苯正碳离子（步骤D），后者再活化另一个甲苯分子并脱除氢质子生成二甲苯及一分子活化态甲基苯正碳离子（步骤E)，进而开始下一个反应循环。由于双分子机理认为歧化与烷基转移过程涉及生成双芳环反应中间体，该中间体分子尺寸较大，在微孔孔道内会表现出一定的择形性。因此，双分子反应模型能解释沸石孔道尺寸对烷基转移反应选择性的影响。

五、重油加工

重油的H/C原子比较低、不能直接满足各终端产品的要求。重油加工就是通过一定的工艺过程改变其H/C原子比，使之可以进一步加工生产满足成品油质量要求。改变重油的H/C原子比主要有“脱碳”和“加氢”两条工艺路线。“脱碳”工艺主要有延迟焦化、溶剂脱沥青等；“加氢”工艺主要有固定床加氢、沸腾床加氢、浆态床加氢等。

延迟焦化

延迟焦化工艺是将石油渣油等经深度热裂化转化为液体和气体产品，同时生成浓缩的固体碳材料——石油焦的过程，是炼油厂提高轻质油收率和生产石油焦的主要手段。在该过程中，通常使用水平管式加热炉在高流速、短停留时间的条件下将反应物料加热至485~515℃后送至焦炭塔。由于反应物料在加热炉管中停留时间很短，焦化原料仅发生浅度热裂化、焦化反应被“延迟”到加热炉下游的焦炭塔内发生，故该过程被称为“延迟焦化”。

国内大部分炼油厂的焦化原料减压渣油直接来自常减压装置或原料罐区(100%)。焦化产生的气体经过吸收稳定单元分为干气(产率4%~7%）和液化气（产率2%~5%），干气经过脱硫后作为燃料气或制氢原料，液化气经过脱硫、脱硫醇后作为民用液化气或气体分馏原料。石脑油（产率12%~18%）和柴油（产率20%~35%）通常混合加氢精制，生产的汽油去催化重整或作乙烯原料，柴油组分经调合后作为产品外销。焦化馏分油（产率15%~25%）送去催化裂化或加氢裂化作原料。延迟焦化生产的石油焦为生焦（产率20%~40%），根据原料和操作条件的不同，生产的石油焦有海绵焦、针状焦和弹丸焦。国内石油焦主要用作冶金原料、工业燃料、化工辅料、造气原料和碳素材料等，优质的石油焦还可用于航空航天和核工业。

生产工艺

延迟焦化工艺是将重油快速加热到一定温度使其发生热裂解反应，生成轻质油品——气体、粗石脑油、柴油、焦化馏分油（CGO，coker gas oil），同时发生缩合反应产生焦炭的过程。延迟焦化装置按照功能可以分为：焦化反应及产品分馏、吹汽放空、水力除焦及焦炭转运、冷焦水切焦水处理等部分。为了提高焦化气体的利用价值，国内延迟焦化装置还包括吸收稳定部分。典型工艺流程如图所示：

焦化原料首先进入原料缓冲罐，由原料泵输送去与分馏塔产品及回流物料换热，换热后的渣油进入分馏塔塔底（或加热炉进料缓冲罐）与循环油混合后由加热炉进料泵输送到加热炉。在加热炉快速加热到适宜的温度，经转油线和四通阀进入焦炭塔进行反应，生成高温油气和焦炭，焦炭留在塔内，高温油气被急冷后经大油气管线进入分馏塔。在分馏塔分离出气体、粗石脑油、柴油、轻CGO、重CGO和循环油。循环油流入分馏塔塔底和渣油混合去加热炉；柴油和轻CCO、重CGO经换热和冷却后送至下游装置或罐区；气体经增压和粗石脑油一起去吸收稳定部分分离出干气、液化气和石脑油。

当一个焦炭塔内的焦炭达到一定的高度后，将进料切换到另一个空的焦炭塔，使得充满焦炭的焦炭塔可以进行冷焦和切焦操作。国内延迟焦化装置通常采用小吹汽、大吹汽、小给水、大给水的冷焦方式。小吹汽是把焦炭中残留的油气汽提到分馏塔，大吹汽和小给水时产生的油气和蒸汽排到放空塔，在放空塔通过油吸收和冷却回收污油和污水。大给水时塔顶的溢流水和冷焦结束后塔底的排放水进到冷焦水处理部分，在这里过滤、除油和冷却处理达到冷焦水回用的要求。

待焦炭塔内的水排放完后，打开塔顶盖和塔底盖，采用高压水进行除焦。除焦时用切焦器先自上而下钻一个孔，然后再一次自上而下逐层切焦，切下的焦炭和切焦水一起流到焦炭池并在焦池内分离，切焦水经过沉淀、过滤去除焦粉后送入切焦水储罐，切焦时由高压水泵将切焦水储罐里的水送经切焦控制阀、高压胶管、钻杆、水力马达等，最后到达切焦器。焦池内的焦炭由抓斗吊车装到火车、汽车或皮带运输机上送出装置。

切完焦后封闭塔顶盖和塔底盖，采用蒸汽进行驱赶塔内空气和密封性试验，然后引正在生焦塔的高温油气对该塔进行预热，油气自上而下通过焦炭塔进入甩油罐，甩油罐分离出的气体进入分馏塔，凝缩油用泵抽送到分馏塔、放空塔、原料罐或作为焦炭塔急冷油回炼，也可经冷却后送出装置。

溶剂脱沥青

溶剂脱沥青与蒸馏工艺类似，均是石油分离手段中的一种。溶剂脱沥青是基于烃类溶剂对渣油中的组分有不同溶解度的原理进行分离，从中得到质量较好的油分。与蒸馏工艺相比，溶剂脱沥青能够在较低的分离温度下得到相对分子质量更大、沸点更高的馏分。下图形象地说明了减渣蒸馏和溶剂脱沥青两种分离方法的特点：减压蒸馏得到的是沸点低、相对分子质量较小的组分，即使在高真空度的条件下操作，也只能蒸出渣油中≤565℃的馏分，仍有相当多的饱和烃留在蒸馏残渣中。如果将565℃以上的渣油再进行丙烷脱沥青，就可再得到36%的脱沥青油、而留在脱油沥青中的饱和烃非常少；若用戊烷进行溶剂脱沥青，得到的脱油沥青中只是一些相对分子质量很大的胶质和沥青质、几乎不含饱和烃。这充分说明溶剂脱沥青可从渣油中选择性地抽提出饱和烃、芳烃，而对沥青质和胶质是排斥的。

溶剂脱沥青的原料一般为减压渣油，而减压渣油是由复杂的烃类和非烃类组成，不同原油所得渣油其性质相差悬殊，其残炭的范围在4%~30%，其金属镍和钒含量可相差1~2个数量级。至于化学组成和分子结构，不同来源渣油的性质差别更加明显。

溶剂脱沥青的核心是液-液萃取。沸点低、相对分子质量小、非极性的烃类是溶剂脱沥青过程的理想溶剂，若原料相同时，溶剂对渣油的溶解能力随烃类相对分子质量的增加而增大。工业上广泛采用的溶剂是C3~C5的轻质烃类，在不很高的压力下便可以液化。

渣油经过溶剂脱沥青后可得到几乎不含沥青质、金属含量及残炭低、黏度和黏度指数高的脱沥青油，可以作为重质润滑油、催化裂化、加氢裂化、加氢脱硫等的原料；同时得到富含沥青质、金属及残炭的脱油沥青，它可用于生产道路沥青、建筑沥青或活性炭等材料，也可以作为制氢和合成氨、制碳素纤维等的原料。

生产工艺

依据脱沥青油的性质要求及溶剂脱沥青装置在炼油过程中的用途，可将溶剂脱沥青工艺分为两类：一段溶剂脱沥青工艺和两段溶剂脱沥青工艺。其中，一段脱沥青工艺可以得到脱沥青油和脱油沥青两个产品，两段脱沥青工艺可以得到轻脱沥青油、重脱沥青油（或称胶质）和脱油沥青三个产品。

1、一段法溶剂脱沥青

随着重油催化裂化和重油加氢技术提高，为了降低组合工艺的能耗，并为后续深加工提供更多的优质原料，在采用溶剂脱沥青工艺生产催化裂化原料或加氢原料时，一般采用段法溶剂脱沥青工艺。

一段溶剂脱沥青工艺的基本流程：靠泵按量输送渣油和比例为渣油0.5~1.0倍的溶剂进行混合稀释，将其调整到合适的温度后进入抽提塔，入塔的位置设在塔的中上部，约是全塔高度的2/3处。稀释的目的是改善高黏度渣油在塔内的传热和传质状况。溶剂从溶剂储罐用泵抽送到抽提塔的下部。在溶剂入塔前要根据工艺要求调整温度。抽提塔是一个多段接触器，通常装有内构件，以保证足够的传质效率。抽提时，渣油以分散相的形式由上往下移动，而溶剂则作为连续相由下向上移动，这时渣油中的油分就溶解在溶剂中，脱油沥青则沉降到塔的底部。

在抽提塔的顶部装有加热器，当含油溶剂向上流动经过加热器后逐渐升高温度形成一种以温度差为推动力的内回流，依靠它的作用来控制脱沥青油的质量。抽提温度主要指塔顶温度和塔底温度，塔顶温度用进料的温度和塔顶加热器来调节，塔底温度用溶剂进塔温度来控制。脱沥青抽提塔要保持足够的压力，使抽提过程在液相下进行。

塔顶的含油溶液通过压力控制阀后先进入重沸型蒸发器，将部分溶剂蒸发出来，重沸器可采用低压蒸汽作热源。留在蒸发器底部的脱沥青油溶液在保持正常的液位下连续地送到闪蒸塔进一步脱除溶剂。在闪蒸塔底部得到的具是含很少溶剂的脱沥青油。从重沸器和闪蒸塔蒸发出来的溶剂合并在一起、经冷凝回到溶剂储罐后循环使用。

在抽提塔底得到的沥青溶液通常含有35%~40%的溶剂。它是利用抽提塔的自身压力将沥青溶液以一定的流速通过加热炉升温、随后在闪蒸塔内回收溶剂，在闪蒸塔底都得到含很少溶剂的脱油沥青。

2、两段法溶剂脱沥青

通常，以减压渣油为原料，在采用溶剂脱沥青工艺生产润滑油基础油原料时，因对脱沥青油的质量要求较高，如具有较低的残炭，因此需要采用两段法溶剂脱沥青工艺。两段法溶剂脱沥青又可以细分为两种流程：抽提法两段脱沥青和沉降法两段脱沥青。

不论是两段抽提法脱沥青工艺还是两段沉降法脱沥青工艺，其优点是产品的质量有调节手段，均比一段法脱沥青工艺操作灵活，不仅可以控制轻脱沥青油的质量，还可以控制脱油沥青的质量。但是，与一段法脱沥青工艺相比，两段法脱沥青工艺的能耗相对较高。

a.抽提法两段溶剂脱沥青工艺

抽提法两段脱沥青在完成抽提过程需要两个抽提塔，原料渣油经预热后进入抽提塔，溶剂也同时进入抽提塔，经过逆流抽提后，在塔顶可得到脱沥青油溶液，它经过蒸发脱除溶剂后得到脱沥青油。从抽提塔底部得到沥青溶液，它靠本身的压力进入第二个抽提塔，同时向这个抽提塔内打入一定量的溶剂以进行第二次抽提。从该塔顶部得到的是二段脱沥青油溶液，经过溶剂回收后便得到质量稍差的脱沥青油，塔底排出的沥青溶液经过溶剂回收后便是脱油沥青产品。

抽提法两段脱沥青的目标是为了得到质量好的脱沥青油，或是得到数量更多的脱沥青油。若是为了得到数量更多的脱沥青油，将第一段抽提塔塔底的沥青溶液压入第二个抽提塔；若是为了得到质量更好的脱沥青油，则将第一段抽提塔塔顶的脱沥青油溶液压入第二个抽提塔。

b.沉降法两段脱沥青工艺

沉降法两段脱沥青工艺首先将渣油中的油分尽可能的抽提出来，然后把得到的脱沥青油溶液根据需要按阶段升温、利用温度升高溶剂对油分溶解能力降低的原理，使质量较差的重质油分从溶液中析出、留在溶液中的脱沥青油的质量便得到改善。

在工艺流程中，把减压渣油从塔的上部、溶剂从塔的下部按一定的比例泵入脱沥青抽提塔，并在预定的温度下进行逆流接触。脱沥青后得到的含有少量溶剂的沥青溶液从塔底排出、经过加热炉加热到预定的温度后依次进入闪蒸塔和汽提塔，从汽提塔底放出的便是脱除溶剂的沥青产品。含有大量溶剂的脱沥青油溶液从塔顶流出，经过加热器升温后进入沉降塔，这时由于溶解能力降低会有一部分的重质脱沥青油组分在塔内析出并沉降至塔的底部，它经过溶剂回收后得到的便是重脱沥青油。从沉降塔顶流出的是质量较好的轻脱沥青油溶液，经过溶剂回收后的产品可以用来生产重质润滑油或作为催化裂化原料。

沸腾床加氢裂化

沸腾床渣油加氢技术是借助自下而上流动的原料油和氢气使催化剂床层膨胀并呈沸腾状态，保证反应器内反应物料与催化剂之间良好接触，从而有利于传热和传质，使反应器内温度均匀，压降恒定。不同于固定床渣油加氢技术，沸腾床渣油加氢技术可以设置催化剂在线加排系统，根据反应器内催化剂的失活情况及目标产品要求，在线添加新鲜催化剂及卸出失活催化剂，从而保证反应器内催化剂的整体活性稳定，在保证产品性质稳定的同时，实现装置长周期稳定运行。

根据反应器内物料膨胀或沸腾的动力来源不同，沸腾床渣油加氢技术可以分为两大类。一类以国外的H-Oil技术和LC-Fining技术为代表，该类技术通过在反应器底部（具体又分为放置在反应器内部和外部两种）设置高温高压循环油泵，通过大循环比操作实现沸腾床反应器内催化剂膨胀；另一类以大连院牵头开发的STRONG沸腾床技术为代表，该类技术无需外设动力源，通过特殊的反应器结构，依靠气液进料携带实现催化剂在反应器内的沸腾。两类技术除了物料沸腾的动力源不同外，在催化剂及反应器内构件设置方面也存在很大不同。

沸腾床加氢过程中，当加工方案需要调整时，如加工不同的原料或改变装置反应性能，只需改变所用催化剂类型，而装置不必停工。根据沸腾床渣油加氢技术特点和加工方案，可以设计一种或两种类型的催化剂。催化剂外观形状为球形或圆柱条形，粒径较小，且堆积密度适中。催化剂具有良好的压碎强度和耐磨损强度、较大的孔容和适宜的孔径分布。催化剂通常以氧化铝为载体，MoNi或MoCo为活性组分。其中国外AXENS的H-Oil工艺和CLG的LC-Fining工艺采用条形催化剂，中国石化开发的STRONG工艺采用微球型催化剂。

沸腾床渣油加氢技术经过几十年的不断发展与完善，在工艺、催化剂、设备及工程技术方面日臻成熟完善，相比其他重油加工手段，沸腾床渣油加氢技术在原料适应性、轻质油收率及装置运转周期等方面的优势愈加明显。传统延迟焦化技术属于单纯热裂化反应，而沸腾床渣油加氢技术属于加氢热裂化反应，在提高渣油转化率的同时，还注重对热裂化组分的加氢饱和，及时终止自由基进一步裂解及缩合，避免小分子物质及重组分（焦炭）的生成。因此，相对延迟焦化技术，沸腾床渣油加氢技术的气体及重组分（焦炭）收率要明显低得多，对应的轻质油收率要高得多，同时由于催化剂及加氢反应存在，沸腾床加氢馏分油的性质要明显优于延迟焦化馏分油性质。相对固定床渣油加氢技术对原料性质的限制要求，沸腾床渣油加氢技术可以直接加工减压渣油，原料适应性大幅提高；悬浮床渣油加氢以临氢热裂化为主，在产品质量方面要差于沸腾床加氢馏分油。综合来看，沸腾床渣油加氢技术是一项过程清洁环保、轻质油收率高且质量好的劣质重油加工手段，有助于提高企业劣质渣油加工能力、提升企业经济效益。

加氢反应机理

1、加氢脱杂质反应

渣油加氢与馏分油加氢不同，渣油中含有镍、钒、铁、钙等金属，还含有硫、氮等杂质，因此渣油加氢更为复杂。由于沸腾床催化剂粒度较小，大量金属沉积在催化剂表面和孔道内，从而造成催化剂活性衰减。渣油中的硫主要分布在芳烃、胶质和沥青质中，其中绝大部分的硫以五元环噻吩和噻吩衍生物的形式存在，因此渣油加氢脱硫比馏分油要困难得多。加氢脱硫反应为催化反应，与催化剂活性和氢分压密切相关。渣油中的氮大约有80%富集在胶质和沥青质中。胶质、沥青质中的氮绝大部分以环状结构（五元环吡咯类或六元环吡啶类的杂环）存在。加氢脱氮反应先进行加氢饱和，然后发生C-N键的氢解反应，而C-N断键所需能量较C-S键高很多，因此加氢脱氮比加氢脱硫更困难。

2、加氢裂化反应

沸腾床加氢裂化反应以热反应为主，大部分反应是按照C-C键的热裂化反应进行的，其反应速率与没有氢气和催化剂存在的纯热裂化反应的速率是同一个数量级的。氢分压和催化剂活性的作用是抑制缩合反应，避免生成高度不饱和的化合物。缩合反应会导致工艺设备结焦和生成稳定性差的产品。

3、生焦反应

渣油加氢裂化过程中，由于反应温度较高，渣油热裂化明显，从而会发生一定的缩合生焦反应。焦炭沉积在催化剂表面，会造成催化剂中毒与失活，带出反应器可能会使下游管线或设备发生堵塞，影响装置的正常运转及未转化渣油的稳定性。

沸腾床装置生焦的主要原因：①反应器超温，主要是由于冷却介质缺少和反应物料在反应器停留时间增加。②温度分布不均衡，由于反应器内混合不均导致局部温度升高。③高转化率下操作，通常需要较高的反应温度，高温会加剧裂化深度，破坏了渣油体系的稳定性，沥青质在油中形成沉淀物析出。④低催化剂加氢活性，高温产生大量不饱和化合物超出了催化剂处理能力，加氢饱和反应受到抑制，导致不饱和产物的聚合生成焦炭前驱物。

生产工艺

国内外沸腾床加氢技术设计理念不同，在催化剂研制、级配方面存在较大差异，但在反应工艺流程设置方面大同小异。国产沸腾床加氢工艺原则流程为：氢气与渣油原料经换热、加热炉加热后在反应器前的入口管线混合，形成气液混合物以上进料方式从反应器底部进入反应器，在反应器内氢气、原料及催化剂呈全返混状态，并进行加氢反应，反应产物经反应器顶部的三相分离进行分离，分离出的气体由气相出口排出，液相产物由液相抽出口抽出，催化剂返回反应区。从反应器出来的液相产物经高低压分离器和常减压蒸馏得到石脑油、中间馏分油、减压瓦斯油和加氢改质的减压渣油，气相产物经热高压分离器、冷高压分离器及循环氢脱硫塔脱硫处理后循环使用。

渣油浆态床临氢热转化

渣油浆态床临氢热转化是指渣油在临氢与充分分散的催化剂（和/或添加剂）共存条件下，于高温（400~480℃）、高压(10~20MPa)下发生热裂解与加氢反应的过程。

该技术使用一种高度分散的细粉状或液体均相催化剂或添加剂（粒径为几微米或几纳米），加入量很少。浆态床临氢热转化工艺原料适应性很广，对原料的杂质含量几乎没有限制。劣质减压渣油、重质原油、油砂沥青、稠油等都可以作为浆态床临氢热转化的进料。重油转化率可达80%~95%。加氢生成油再经过加氢精制成为成品油或用作后续装置的原料。

反应机理

渣油浆态床临氢热转化过程采用没有酸性载体的分散型催化剂，其反应主要遵循自由基链反应机理，但在液相裂化体系中，容易发生自由基与烯烃的加成，特别是具有端烯的大分子芳香烃与具有烷基自由基的大分子芳香烃之间的加成反应，导致相对分子质量增长，这是渣油、沥青质热裂化生焦的一个主要途径。催化临氢/加氢体系通过封闭自由基和饱和烯烃，能有效抑制缩合反应。

在热作用下，渣油分子在C-C弱键处发生断裂生成两个具有较高反应活性的自由基，引发链反应；生成的活性中间体自由基进一步发生链传递反应，譬如自由基的夺氢反应、自由基β断裂、自由基与烯烃或芳烃加成反应以及自由基的移位反应；两个自由基碰撞发生自由基复合反应生成稳定分子是自由基链终止反应。

生产工艺

目前，国内外典型的渣油浆态床临氢热转化工艺主要有两类，一类工艺流程简单、采用价格比较便宜的催化剂或添加剂，在较高的反应温度下进行渣油改质反应，是催化剂一次通过模式的渣油改质工艺，代表的工艺技术有VCC技术、CANMET技术、HDH-PLUS技术、Uniflex技术等；另一类是催化剂循环的浆态床临氢热转化工艺，该类工艺采用价格较高的钼系催化剂，催化剂添加量少，外甩残渣量少，代表的工艺技术有EST、LC-Slurry以及RMX技术。

1、VCC技术

Veba 联合裂化工艺（简称VCC工艺）是基于煤液化技术和20世纪20年代加氢工艺的经验开发成功的，VCC工艺流程包括渣油浆态床临氢热转化产物的固定床加氢精制处理，工艺的核心是渣油液相加氢反应器。

VCC联合裂化工艺的进料是常压重油或减压渣油。根据需要的转化率和原料的生焦倾向，向进料中一次性加入少量(≤2%）粉末添加剂，然后混有添加剂的原料油与循环氢、新鲜氢混合，经过换热及在加热炉中加热后进入液相加氢反应器。反应器为空桶反应器，操作条件为：反应温度为430~470℃，反应压力为12~30MPa，空速为0.4~1.0h-1。反应器出料进入热高压分离器（操作条件接近于浆态床反应器），从顶部分出未冷凝的轻烃，从底部排出剩余的液体产品并送入汽提塔；在汽提塔中将挥发性组分从渣油中汽提出来，渣油可用作制氢原料或发电用燃料。热高压分离器顶部出来油气与汽提塔的油混合，进入固定床加氢精制反应器进行加氢精制。

2、EST技术

EST(Eni Slurry Technology)技术是意大利Eni公司针对重质渣油和油砂沥青改质开发的技术，其工业示范装置工艺流程如下：原料与催化剂混合后进入浆态床临氢热转化反应器进行反应，反应产物进入蒸馏塔进行蒸馏；蒸馏塔底油部分外甩，大部分循环进入浆态床反应器。EST工艺使用的催化剂以油溶性钼化合物为前驱体，在线生成的MoS2微晶，催化剂在原料油中分散均匀，加氢活性极高，该反应过程的催化剂添加量较少，500~2000μg/g（以催化剂计量）。该技术在较低反应温度（400~440℃）、较高氢压（>15MPa）、高催化剂浓度（催化剂藏量2600μg/g）等条件下实现渣油的高效转化（转化率>95%）。

渣油接触裂化-焦炭原位气化

石科院开发了一种采用流态化技术加工劣质渣油的接触裂化-焦炭原位气化技术(简称RCGT，resid contact cracking and coke gasification integrated technology）。该技术以劣质重油为原料，采用专用接触剂，劣质重油与接触剂发生接触裂化反应后生成气体、液体产物和焦炭，焦炭沉积在接触剂上成为待生剂，待生剂上的焦炭通过部分氧化和完全氧化两段再生，大量余热产生高压蒸汽供炼油厂使用。

劣质渣油接触裂化反应是以接触剂作为供热载体和生焦的承载体，预热雾化后的渣油以薄层油膜的形式负载于接触剂表面并快速裂化，气相产物快速从接触剂表面脱离，而延迟焦化属于大液相体相裂化，裂化后气相产物不能快速扩散，发生较多二次反应。因此薄层裂化与液体体相裂化相比，可加速产物的扩散，降低二次裂化反应的比例，从而能降低焦炭与干气的产物收率。

然而由于劣质渣油具有沸点高、黏度大、残炭高、氢含量低，以及镍、钒等金属和硫、氮含量高等问题，加工劣质渣油需解决渣油流化过程中的雾化、流化、裂化、焦炭气化的“四化”问题，产生大量焦炭的利用问题，平衡剂上金属对裂化反应产物影响的问题，以及焦炭气化时气化气中硫、氮的形态以及如何加工处理满足排放标准的问题。针对上述难题，RCGT工艺研发形成相应的技术特点。

组合技术

在开发渣油加氢处理技术的同时，为了更有效利用宝贵的石油资源，使渣油更多地转化为价值更高、需求更大的轻质油品，我国还开发了一些渣油加工组合工艺技术。

1、渣油加氢处理—催化裂化双向组合工艺（RICP技术）

渣油加氢处理（RHT,residue hydrotreating technology）与催化裂化组合工艺是一条比较理想的渣油轻质化技术路线。该技术优点在于工艺流程简单，并可多生产清洁的车用燃料油，同时做到“零废渣”排放。在通常的渣油加氢处理—催化裂化组合工艺中，渣油经加氢处理后作为催化裂化原料，而催化裂化的重循环油（HCO,heavy cycle oil）直接返回到催化裂化装置中加工。由于HCO含大量多环芳烃，因而轻油收率低、生焦量大，增加了再生器负荷，降低了催化裂化装置的处理量及经济效益。另外HCO硫含量也高，比加氢处理渣油高约2倍，HCO循环加工也使得催化裂化产品硫含量上升。在渣油加氢装置，沥青质在加氢反应过程中易析出并在催化剂上积炭引起催化剂失活较快。为克服上述缺点，石科院提出渣油加氢处理—催化裂化双向组合工艺RICP技术。

RICP技术利用常规渣油加氢处理与催化裂化组合工艺的便利条件，通过改变HCO的循环方式，将催化裂化原来自身回炼的HCO改为循环到渣油加氢装置,与渣油原料一起加氢后再返回催化裂化装置进行转化，使HCO在渣油加氢处理和催化裂化两套装置间循环。该技术方案以最简捷的方式，巧妙、有效并且低成本地解决了传统渣油加氢处理与催化裂化组合工艺存在的技术难题。中试结果表明，采用 RICP技术，在渣油加氢原料中加入20%的HCO，可显著降低加氢催化剂上积炭量，提高加氢催化剂整体性能，有效促进渣油加氢脱杂质反应速率，为下游催化裂化提供更优质进料，从而使催化裂化总液体产品（汽油+柴油+液化气）收率提高3个百分点。

2、选择性催化裂化工艺与催化裂化馏分油加氢处理的集成工艺（IHCC技术）

IHCC工艺的核心技术包括两个子工艺，一是选择性催化裂化工艺或称为缓和催化裂化工艺（HSCC）；二是HSCC工艺所生产的催化裂化馏分油（FGO）中的芳烃和胶质经加氢精制工艺进行芳烃饱和，FGO加氢精制工艺简称为HAR工艺。IHCC工艺实现了从追求高转化率向追求高选择性转变，从原料油分子结构上强化加氢精制和催化裂化工艺流程集成。由此开发出HSCC工艺、HAR工艺、两者集成及专用催化剂、FGO中固含量分析方法和FGO过滤系统等技术与关键设备。选择性催化裂化工艺与催化裂化馏分油加氢处理的集成工艺原则流程如图所示。

IHCC工业试验结果表明：对于石蜡基常压渣油原料，IHCC工艺与FCC工艺相比，液体产品产率增加6个百分点以上；对于加氢重油原料，IHCC工艺与FCC工艺相比，液体产品产率增加10个百分点以上。对于加氢重油，IHCC 汽油组成明显地不同于 FCC汽油，前者烯烃含量高，约在30%~35%之间，而后者烯烃含量只有23.8%。从表4-69还可以看出，无论是加氢重油，还是石蜡基常压渣油，采用ICC技术后，轻循环油性质均得到改善，表现为十六烷值明显增加，氢质量分数增加，同时硫、氮质量分数降低。

含酸原油直接催化脱羧裂化

含酸原油直接催化脱羧裂化技术(简称ACDC，acid crude oil catalytic decarboxylation cracking），以酸值大于0.5mgKOH/g的原油为原料，直接进行催化脱羧裂化反应，生产高价值的低碳烯烃、汽油馏分和轻循环油馏分（LCO，light cycle oil）等产物。

含酸原油密度高、残炭高、金属含量高和轻馏分少，且富含石油酸和石油酸盐，腐蚀性强，破乳难度大，属于重质劣质原油。

含酸原油中石油酸为一元羧酸，主要包括环烷酸、脂肪酸和芳香酸，其中环烷酸比例大于80%。石油酸羧基与环烷有两种连接方式，一种是直接与环烷相连，另一种是羧基通过亚甲基（-CH2-）与环烷相连。石油酸可用通式CnH2n+ZO2表示，式中Z为石油酸的缺氢数，Z=0为脂肪酸，Z=-2为单环环烷酸，Z=-4为双环环烷酸，……，Z=-12为六环环烷酸或芳环并双环羧酸，碳数富集区域介于C11~C45之间，以脂肪酸和1~6环的环烷酸或芳环并环烷羧酸居多。随着石油馏分沸点的升高，其酸值逐渐增加.

不同结构石油酸的电荷分布规律基本相同，说明各种石油酸具有相似的化学反应特征。石油酸羧基中C-O键的键级均明显高于C-C键，与羧基碳原子相连的C-C键的键级最低，该键相对较弱，更容易断裂。即羧基容易作为一个整体从石油酸中脱除，将腐蚀性强的石油酸转化为腐蚀性弱的CO2和烃类化合物。

在不同催化材料上，石油酸的转化遵循不同的反应机理。对比热载体（惰性载体）上热裂解脱羧、B酸催化脱羧、L酸催化脱羧，结果显示L酸具有更强的催化脱羧反应能力。

对比含酸原油常规加工流程和直接催化脱羧裂化成套新技术流程。常规流程加工含酸原油，常压蒸馏部分需要采用特种耐腐蚀材质，而新技术有效回避含酸原油的高温强腐蚀区，具有流程短、投资省、操作费用低和安全风险低等特点。

来源：石化缘科技咨询