对重油催化裂化分馏塔结盐原因分析及对策 王春海 内容摘要 分析了重油催化裂化装置发生分馏塔结盐现象的原因,并提出了相应的对策。分馏塔结盐是由于催化原料中的有机、无机氯化物和氮化物在提升管反应器中发生反应生成HCl和NH3 ,二者溶于水形成NH4Cl溶液所致。可采取尽可能降低催化原料中的含盐量、对分馏塔进行在线水洗、利用塔顶循环油脱水技术等措施,预防和应对分馏塔结盐现象的发生。 关键词: 重油催化裂化分馏塔结盐氯化铵水洗循环油脱水
目前,催化裂化装置( FCCU)普遍通过掺炼渣油及焦化蜡油进行挖潜增效,但由于渣油中的氯含量和焦化蜡油中的氮含量均较高,势必导致FCCU 分馏塔发生严重的结盐现象。另外,近年来国内市场柴油消费量迅速增长,尽管其生产量增长也很快,但仍不能满足市场的需求。因此许多FCCU 采用降低分馏塔塔顶温度(以下简称顶温)的操作来增产柴油,但顶温低致使分馏塔顶部水蒸气凝结成水,水与氨(NH3)和盐酸(HCl)一起形成氯化铵(NH4Cl)溶液,从而加速分馏塔结盐。随着分馏塔内盐层的加厚,沉积在塔盘上的盐层会影响传质传热效果,致使顶温失控而造成冲塔;沉积在降液管底部的盐层致使降液管底部高度缩短,塔内阻力增加,最终导致淹塔.。可见,如何避免和应对分馏塔结盐现象的发生,是FCCU 急需解决的生产难题。 一、分馏塔结盐原因及现象分析 （一）原因 随着FCCU所用原料的重质化,其中的氯和氮含量增高。在高温临氢催化裂化的反应条件下,有机、无机氯化物和氮化物在提升管反应器中发生反应生成HCl和NH3 ,其反应机理可用下式表示： : 催化裂化反应生成的气体产物将HCl和NH3从提升管反应器中带入分馏塔,在分馏塔内NH3 和HCl与混有少量蒸汽的油气在上升过程中温度逐渐降低,当温度达到此环境下水蒸气的露点时,就会有冷凝水产生,这时NH3和HCl溶于水形成NH4Cl溶液。NH4Cl溶液沸点远高于水的沸点,其随塔内回流液体在下流过程中逐渐提浓,当盐的浓度超过其在此温度下的饱和浓度时,就会结盐析出,沉积在塔盘及降液管底部。 （二）现象 1．由于塔顶部冷凝水的存在,形成塔内水相内回流 ,致使塔顶温度难以控制 ,顶部循环泵易抽空,顶部循环回流携带水。 2．由于沉积在塔盘上的盐层影响传热效果,在中段回流量、顶部循环回流量发生变化时,塔内中部、顶部温度变化缓慢且严重偏离正常值。 3．由于沉积在塔盘上的盐层影响传质效果,导致汽油、轻柴油馏程发生重叠,轻柴油凝
毕业设计 题目重油催化裂化反应-再生系统工艺设计系（部）化学工程系 专业石油化工生产技术 指导教师 学生 时间2013/5/19 目录
前言 第一节设计原则 第二节装置状况 第三节工艺流程概述 3.1反应部分工艺流程 3.2再生部分工艺流程 第四节设计基础数据 4.1原料油物性 4.2催化剂的物化性质 4.3助剂及相关功用 第五节反应再生系统工艺计算 5.1再生器物料平衡计算 5.2再生器热平衡 5.3反应器的热平衡和物料平衡 5.4再生器主要附件 5.5提升管主要附件 5.6两器压力平衡（反应器和再生器） 5.7主要设备计算结果汇总 第六节主要设备选择 第七节反应部分工艺技术方案及特点 第八节再生部分工艺技术方案及特点
第九节能耗分析和节能措施 第十节环境保护及职业安全卫生 10.1污染源及治理措施 10.2安全措施 总结……… 参考文献…….
前言 催化裂化是一项重要的炼油工艺。其技术复杂程度位居各类炼油工艺首位，但因其投资省，效益好，因而在炼油工业中占有举足轻重的地位。催化裂化过程是原料在催化剂存在时，在470~530度和0.1~0.3mpa的条件下，发生裂解等一系列的化学反应，转化为气体，汽油，柴油等轻质产品和焦炭的工艺过程。其原料一般是重质馏分油，如减压馏分油和焦化馏分油等，随着催化裂化技术和催化剂的不断发展，进一步扩大原料来源，部分或全部渣油也可以作为催化裂化的原料。 近年来，我国汽车工业飞速发展，2003年全国生产汽车444万辆，截止2003底.全国汽车保有量达到2420辆。专家预测2020年汽车保有量将超过1亿辆（此外还有1亿辆摩托车）。在调整车型结构提高燃油经济性的前提下，汽油需求量超过7400万吨、柴油需求量将超过1亿吨。我过约80%的商品汽油和30%的商品柴油来自催化裂化，使催化裂化成为我国应输燃料最重要的生产装置。 从以上两个方面可见，催化裂化在实际生产中有很重要的意义，研究其工艺很有价值。在原油价格居高不下，炼化企业的效益日益恶化的背景下，使用劣质原料来获得优质质，是炼厂的必然选择。因此，要不断开发催化裂化新技术、新工艺，以增加产品收率、提高产品质量，这也是炼化企业在21世纪可持续发展的重大战略措施。 第一节设计原则 1 工程设计采用国内开发的先进可靠的工艺技术，成熟可靠的新设备、新材料等，以达到装置技术先 进，经济合理。 2 除少量关键仪表及特殊设备需引进外，其它设备及仪表立足国内。 3 尽量采用“清洁工艺”减少环境污染。严格遵循环保、安全、卫生有关法规，确保装置的安全生产。 4 充分吸收国内生产装置长期实践积累的有利于长周期运转，降低能耗以及简化操作等方面的经验， 确保装置投产后高水平，安、稳、长、满、优生产。 第二节装置概况 1采用集散型控制系统（DCS），提高自动控制水平。 2采用HSE（health, safety, environment）管理体系，以便减少可能引起的人员伤害、财产损失和环境污染。 3 原料油 设计采用的原料油为胜利减压流出油。
重油催化裂化装置安全基本常识 1.应急电话：火警：119；急救：120。 2.集团公司安全生产方针：安全第一、预防为主、全员动手、 综合治理。 3.三级安全教育：厂级安全教育、车间级安全教育、班组安 全教育。 4.三违：违章作业、违章指挥、违反劳动纪律。 5.三不伤害：不伤害自己、不伤害他人、不被他人伤害。 6.三不用火：没有经批准的用火作业许可证不用火、用火监 护人不在现场不用火、防火措施不落实不用火。 7.四不放过：事故原因分析不清不放过、事故责任者不受处 理不放过、事故责任者和群众没有受到教育不放过、防范措施不落实不放过。 8.三同时：一切新建、改建、扩建的工程项目，必须做到主 体工程与安全、环保、卫生技术措施和设施同时设计、同时施工、同时投用。
9.消防三懂、三会：懂火灾危险性、懂预防措施、懂扑救方 法；会报警、会使用灭火器材、会扑救初起火灾。 10.四全监督管理原则：全员、全过程、全方位、全天侯。 11.安全气分析： 1)可燃气体浓度：当爆炸下限大于4.0%时，指标为小于 0.5%；当爆炸下限小于4.0%时，指标为小于0.2%。 2)氧含量：19.5%～23.5%。 3)有毒有害物质不超过国家规定的“空气中有毒物质最 高容许浓度”的指标。 注：进入设备作业应保证以上三项同时合格，取样要有代表性、全面性。 12.生产装置、罐区的防火间距： 1)液态烃储罐、可燃气体储罐，防火间距为22.5米。（设 备边缘起）。 2)其它各类可燃气体储罐，防火间距为15米。 3)含可燃液体的敞口设备，如水池、隔油池等，防火间 距为22.5米。
13.石化集团公司HSE目标是：追求最大限度地不发生事故、 不损害人身健康、不破坏环境，创国际一流的HSE业绩。 14.济南分公司HSE方针：安全第一，预防为主；全员动手， 综合治理。 济南分公司HSE目标：层层落实HSE责任制，加大隐患治理力度，狠抓“三基”工作，严格事故责任追究，杜绝重大事故，减少人员伤亡和一般事故，争创HSE新业绩。15.每个职工应具备的HSE素质和能力： 1)对本职工作认真、负责，遵章守纪，有高度的责任感 和事业心； 2)在异常情况下，处置果断，有较强的生产处理和事故 应变能力； 3)业务精通、操作熟练，能正确分析解决生产操作和工 艺设备问题； 4)有较强的安全、环境与健康意识，能自觉做好HSE工 作； 5)能正确使用消防气防、救护器材，有较强的自救互救
石油化工重油催化裂化工艺技术 石油化工行业的稳定发展，对于各类化工产品的稳定出产，以及社会经济的稳定发展产生了较大的影响。因此在实际发展中关于石油化工行业发展中的各类工艺技术发展现状，也引起了研究人员的重视。其中石油化工重油催化裂化工艺技术，则为主要的关注点之一。文章针对当前石油化工重油催化裂化工艺技术，进行简要的分析研究。 标签：重油催化裂化；催化剂；生产装置；工艺技术 重油催化裂化在石油化工行业的发展中，占据了较大的比重。良好的重油催化裂化对于液化石油气，汽油，柴油的生产质量提升，发挥了重要的作用。因此在实际发展中如何有效的提升重油的催化裂化质量，并且提升各类生产产品的生产稳定性，成为当前石油化工行业发展中主要面临的问题。笔者针对当前石油化工重油催化裂化工艺技术，进行简要的剖析研究，以盼能为我国石油化工行业发展中重油催化裂化技术的发展提供参考。 1 重油催化裂化工艺技术 重油催化裂化为石油化工行业发展中，重要的工艺技术之一。其工艺技术在实际应用中，通过催化裂化重油生产了高辛烷值汽油馏分，轻质柴油等其他化工行业发展中的气体需求材料。具体在工艺技术应用的过程中，其在工艺操作中对重油加入一定量的催化剂，使得其在高温高压的状态下产生裂化反应，最终生产了相应的产物。该类反应在持续中反应深度较高，但生焦率及原料损失较大，并且后期的产物需进行深冷分离。因此关于重油催化裂化工艺技术的创新和提升，也为行业研究人员长期研究的课题。 2 当前重油催化裂化工艺技术的发展现状 分析当前我国石油化工行业在发展中，关于重油催化裂化工艺技术，宏观分析整体的发展态势较为稳定。但从具体实施的过程分析，我国重油催化裂化工艺技术的发展现状，还存在较大的提升空间。分析当前重油催化裂化工艺技术的发展现状，实际发展中主要存在的问题为：工艺催化剂生产质量低、工艺运行装置综合效率低、工艺自动化水平低。 2.1 工艺催化剂生产质量低 当前我国重油催化裂化工艺技术在发展中，工艺应用催化剂的生产质量低，为主要存在的问题之一。工艺应用催化剂的生产质量较低，造成工艺技术的发展存在先天不足。分析当前在关于催化剂的生产发展现状，主要存在的问题为：催化剂生产成本高、催化剂保存技术不完善，催化剂精细程度较低等现象。 2.2 工艺运行装置综合效率低
国内外催化裂化催化剂技术的新进展一、催化裂化催化剂发展 21世纪以来，随着人们生活水平的不断发展，在大量使用石油产品的同时，其环保意识也在不断地增强，环保立法也不断完善，继而推动了清洁燃料的生产。随着对轻质油品特别是对汽油需求量的增加，催化裂化无论是加工能力、装置规模，还是工艺技术均以较高的速度发展起来，其中催化裂化催化剂在催化裂化中的使用决定了催化裂化装置的生产水平。 催化剂是一种能影响化学反应速度，但其本身并不因化学反应的结果而消耗，也不会改变反应的最终热力学平衡位置的物质。在工业催化裂化装置中，催化剂不仅对处理能力、产品分布和产品质量起着主要影响，而且对生产成本也有着重要影响。催化剂的发展可以促进催化裂化工艺技术的发展，如分子筛催化剂的出现促进了催化裂化工艺的重大变革，提升管催化裂化工艺就是在这种情况下开发成功的。 最早的催化剂取自天然白土如高岭土等。全合成硅酸铝催化剂由硅酸钠、硅酸铝、氢氧化镁等原料组成，由于无晶体结构，因此也称 为无定形硅酸铝催化剂。较早使用的催化剂中Al 2O 3 含量为10%~13%, 称为低铝硅酸铝催化剂。后期又出现了Al 2O 3 含量为24%~26%的高铝 硅酸铝催化剂，以满足市场要求。半合成硅酸铝催化剂结合了全合成硅酸铝催化剂和天然白土催化剂的优点，其中的合成硅酸铝成分，改进了催化剂的化学选择性，天然成分改善了催化剂的不稳定性，提高了催化剂的抗老化和抗失活能力，同时还降低了生产成本。分子筛裂化催化剂的出现，带来了催化裂化的一次飞跃，这种结晶硅酸铝，比无定型硅酸铝有高的多的活性、更好的选择性，因此逐步取代了无定形硅酸铝催化剂。目前使用的分子筛主要是Y型分子筛，其中又分为REY、REHY、HY、USY等类型，早期的分子筛催化剂分子筛含量约8%~10%，随着催化剂工艺的发展，催化剂中的分子筛含量逐步上升。 二、国内外催化裂化技术的新进展 1、国内催化剂技术进展
第1章绪论 1.1 概述 1.1.1 催化裂化工业的意义与作用 石油工业是国民经济中最重要的支柱产业之一，是提供能源，尤其是提供交通运输燃料和有机化工原料的最重要的工业。据统计，全世界总能源需求的40%依赖于石油产品[1]。然而作为一种不可再生资源，石油的产量在不断的下降，而社会生产，人民生活却需要大量的汽油，柴油等轻质油品，但是石油不能直接作为产品使用,必须经过各种加工过程,炼制成多种符合使用要求的各种石油产品。而原油经过第一步加工只能得到少部分轻质油，大部分仍为渣油，因此需要对重质油进一步加工，催化裂化是对重质油加工的主要手段。 以我国目前的需要情况为例，对轻质燃料油，重质燃料油和润滑油三者需要的比例是20：6：1。另一方面，由于内燃机的发展对汽油的质量提出更高的要求，而直馏汽油一般难以满足这些要求。同时由于石油价格上涨和石油资源逐渐枯竭，许多国家都在努力寻找能替代石油的新能源。寻找新能源的工作近年来虽然取得很大的进展，但是至少在几十年内，由石油生产的轻质液体燃料仍然是不可能被替代的，而且对它的需求量还不断增大。所有的这一切都促使了石油的催化裂化工业的产生和发展。 1.1.2 催化裂化技术国内外发展现状 催化裂化是最重要的重质油轻质化过程之一,在汽油和柴油等轻质油品的生产中占有重要的地位。在一些原油加工深度较大的国家,例如德国和美国,催化裂化的处理能力达原油加工能力的30%以上。在我国,由于多数原油偏重,氢碳比（H/C）相对较高而金属含量相对较低,因此催化裂化过程,尤其是重油催化裂化过程的地位就显得更为重要。 在我国国内最早的工业催化裂化装置出现于1936年。几十年来,无论
重油催化裂化基础知识 广州石化总厂炼油厂重油催化裂化车间编 一九八八年十二月
第一章概述 第一节催化裂化在炼油工业生产中的作用 催化裂化是炼油工业中使重质原料变成有价值产品的重要加工方法之一。它不仅能将廉价的重质原料变成高价、优质、市场需要的产品，而且现代化的催化裂化装置具有结构简单，原料广泛（从瓦斯油到常压重油），运转周期长、操作灵活（可按多产汽油、多产柴油，多产气体等多种生产方法操作），催化剂多种多样，（可按原料性质和产品需要选择合适的催化剂），操作简便和操作费用低等优点，因此，它在炼油工业中得到广泛的应用。 第二节催化裂化生产发展概况 早在1936年美国纽约美孚真空油公司（、）正式建立了工业规模的固定床催化裂化装置。由于所产汽油的产率与辛烷值均比热裂化高得多，因而一开始就受到人们的重视，并促进了汽车工业发展。如图所示，片状催化剂放在反应器内不动，反应和再生过程交替地在同一设备中进行、属于间歇式操作，为了使整个装置能连续生产，就需要用几个反应器轮流地进行反应和再生，而且再生时放出大量热量还要有复杂的取热设施。由于固定床催化裂化的设备结构复杂，钢材用量多、生产连续性差、产品收率与性质不稳定，后为移动床和流化床催化裂化所代替。 第一套移动床催化裂化装置和第一套流化床催化裂化（简称装置都是1942年在美国投产的。
固定床反应器 移动床催化裂化的优点是使反应连续化。它们的反应和再生过程分别在不同的两个设备中进行，催化裂化在反应器和再生器之间循环流动，实现了生产连续化。它使用直径约为3毫米的小球型催化剂。起初是用机械提升的方法在两器间运送催化剂，后来改为空气提升， 生产能力较固定床大为提高、 空气
250×104吨/年重油催化裂化联合装置BELCO烟气洗涤系统学习总结 （EDV?、PTU和DeNO x系统） 2014年2月7日
四川石化250WT/a重油催化装置烟气脱硫脱硝装置首开总结 1. 简单介绍： 四川石化250WT/a重油催化裂化装置烟气脱硫脱硝脱粉尘采用了贝尔格技术公司（BELCO?）设计了命名为EDV?全套的气体净化系统技术。该技术总投资1.2亿元，是目前炼油厂普遍采用的较为成熟的烟气净化技术。 1.1 颗粒物脱除 烟气中含有的颗粒物绝大部分是FCC装置释放烟气携带来的催化剂颗粒。烟气中携带的固体颗粒可用冷却吸收塔（152-C-101）脱除。利用冷却吸收塔（152-C-101）内安装，位于G400型喷嘴下游的过滤模组（27）除去细小颗粒。 1.2 SO2/ SO3脱除 冷却吸收塔（152-C-101）为将SO2/ SO3吸收进洗涤液中提供了密集的气/液接触场所。洗涤液的pH值可通过添加来自装置碱液系统的碱液进行控制。 1.3 NOx脱除 臭氧注入到冷却吸收塔（152-C-101）的入口段。注入的臭氧氧化烟气中的NO x，将其转化为N2O5。N2O5结合烟气中的水蒸汽形成硝酸（HNO3）。以上这些变化发生在注入点到冷却吸收塔（152-C-101）入口段之间的区域。 接下来是反应区，烟气被四层雾化喷嘴（4）（每一层有三个雾化喷嘴）洗涤，用以吸收硝酸（HNO3）。这些雾化喷嘴同时从烟气中脱除的未反应的臭氧，完成NO x控制工艺的最后一步。 1.4 消除水雾 CYCLOLAB液滴分离器（9个）安装在冷却吸收塔（152-C-101）内，位于EDV?过滤模组的下游，用以除去外排烟气中残存的水珠。 1.5 水平衡和使用 添加补充水以补偿PTU单元排放排液以及急冷区域水的气化。完整的水平衡应包括了添加碱液和化学反应水。冷却吸收塔（152-C-101）的排液排放量用
施工设计 项目名称：中国石油广西天东石化总厂有限公司60万吨/年重油催化装置配套项目 项目管道网络工程 编制：王龙 审计：张福和 已批准：庞桂君 施工单元：牡丹江安装工程有限公司 天期：2010年08月08日
目录 1.各子项目的主要建设方法 (03) 2.施工进度及保证措施 (20) 3.质量保证措施 (29) 4.确保安全措施 (37) 5.文明施工现场措施 (56) 6.合理的建议 (66) 7.项目管理组织的辅助说明材料 (66) 8.施工人员及设备规划安排 (71) 9.施工进度 (74)
1.各子项目的主要建设方法 1.1。项目概况 1.1.1设计单位：广西工业联合会工程咨询设计有限公司 1.1.2项目内容及范围：工艺外管，工艺外管架，厂房给排水管网，电缆桥架（包括土木工程，防腐等） 1.1.3。承包方式：人工和材料的总承包 1.1.4所需时间： 电缆桥架2010年10月10日前交货; 工厂给排水网2010年10月30日前交货; 处理外管和处理外管架2010年11月30日前交货。 1.1.8。质量标准：合格 1.2。施工技术标准 《混凝土结构工程施工验收规范》GB50204-2002 JGJ18《钢筋焊接规程》 《钢结构工程施工验收规范》GB50205 涂装前钢材表面处理规范SYJ4007-86 《石油化工给排水管道工程施工验收规范》SH3533-2003 《泡沫灭火系统施工及验收规范》GB50281-2006 《给排水管道工程施工验收规范》GB50268-2008 《石油化工设备及管道涂料防腐技术规范》SH302－1999 “埋地钢管环氧煤沥青防腐涂料技术规范”SY / T0447－96 《工业金属管道工程施工及验收规范》（GB50235-97） 《现场设备及工业管道焊接工程施工验收规范》（GB50236-98）《工业设备及管道防腐工程施工验收规范》（HGJ229-91） 《工业金属管道工程质量检验评定标准》（GB50184-93） 1.3。施工准备 1.3.1图纸审查和技术澄清
提升管 在流化过程中，当气速高于带出速度，固体颗粒便被带出。把带出的颗粒沿一根垂直管道向上运动，这根管道称为提升管。 提升管主要有两种用途。一是用于固体颗粒输送；一是作为反应器，亦称为提升管反应器，催化剂和气相原料在提升管中停留时进行反应，在出口处反应产物与催化剂分离。催化剂经再生后又重新进入提升管，构成一循环流化床反应系统。提升管反应器的主要优点是返混较小，效率高，结构简单。 目前的催化裂化装置都采用提升管反应器。 提升管反应器的作用 提升管反应器的基本结构形式如图 1所示。提升管反应器的直径由进 料量确定。工业上一般采用的线速 是入口处为4-7m/s ，出口处为 12-18m/s。随着反应深度的增大， 油气体积流量增大，因此有的提升 管反应器由不同直径的两段（上粗 下细）组成二提升管反应器的高度 由反应所需时间确定，工业设计时 多采用2-4s的反应时间。近年来由 于进入反应器的再生催化剂温度多 已提高到650-720℃，提升管下段 进料油与再生催化剂接触处的混合 温度较高，当以生产汽油、柴油为 上要目标时，反应只需2s左右的时 间就已基本完成，过长的反应时间 使二次裂化反应增多，反而使口的 产物的收率下降。为了优化反应深 度，有的装置采用终止反应技术，即在提升管的中上部某个适当位置注人冷却介质以降低终中部的反应温度，从而抑制二次反应。有的还在注人反应终止剂的问时相应地提高或控制混合段的温度，称为混合温度控制技术（MTC）。此项技术的关键是如何确定注入冷却介质的适宜位置、种类和数量。国内有些炼油厂采用了注入终止剂技术，但是仅是凭经验来确定有关的参数，可靠性差。中国石油大学提出的提升管反应器流动—反应模型可以对提升管内的反应过程进行三维模拟，初步解决了科学确定上述有关参数的问题。图2是在某催化裂化装置的提升管的适当位置注入反应终止剂前后提升管沿高的温度及反应产二物产率变化情况的模拟计算结果。由此可见，注入终止剂后，汽油和柴油的产率都有所提高。注入终止剂的效果与原工况及注入的条件有关。 提升管反应过程
目前，对重油催化裂化装置的结焦原因探讨很多，对结焦问题的认识还停留在经验阶段[41]，尽管取得了很大的成绩，但还没有根本性的突破，主要有以下几种结焦机理。 1. 液相重组分高温缩合机理 季根忠等[42]认为催化裂化结焦可能通过以下四种假设模型： 模型一：油气结焦 模型二：油气结焦 模型三：原料油气结焦 模型四：原料油结焦 在提升管反应器中，原料中的重组分未能充分气化，而以液相形式粘附在催化剂颗粒的表面，在提升管油剂活塞流运动过程中，催化剂颗粒间相互接触传热的机会较少。粘附重组分液相的催化剂颗粒的加热，只能靠从别的催化剂颗粒上气化或者裂化产生的油气来完成，这种热量的传递是有限的。当这些催化剂离开提升管后，就会很容易粘附在沉降器器壁上形成结焦中心。因此，粘附在催化剂颗粒表面上的未气化的原料油重组分，在沉降器及汽提段温度条件下发生缩合反应，结焦遵从模型四的机理。 重油的沸程目前尚无法用实验直接测定，利用石油大学重质油国家重点实验室初步建立的模拟计算渣油沸程的方法估算，0.3Mpa、600℃及7wt%蒸汽（相对原料）条件下，大庆常压渣油的平衡气化率约为55wt%，即在此条件下，大庆常压渣油中沸点>500℃的部分（相当于减渣）约有40wt%～50wt%的气化率，未气化的液相部分在重油原料中占相当大的比例，在渣油催化裂化时，原料中的减压渣油部分有相当一部分并未气化[43]。对济南炼油厂工业提升管在不同高度取样的分析结果[44]也间接地证明了上述气化率估算的合理性。重油中的胶质和沥青质绝大部分存在于577℃以上的馏分中，而提升管中剂油混合点温度一般在560℃以下，故此类物质喷到催化剂表面时多以液态存在。另外，胶质、沥青质含极性物质较多，所含极性物质越多，则越难挥发气化，越易分解和缩合，有明显的生焦倾向。 催化裂化沉降器的结焦，主要原因是原料油中多环芳烃通过热聚合反应的结果。在催化裂化反应过程中，一部分反应产物形成高分子烃类，在操作条件下不易挥发，附着在沉降器内壁上。这种高分子烃类即为“结焦前身物”，他们在与较低温度的器壁接触时冷凝为液相，进而缩合为焦炭。根据以上机理，在沉降器温度下，原料和反应产物中的重组分一部分以液滴形式存在，其粘附性很强，它们很容易粘附催化剂颗粒。当它们碰撞到沉降器内壁上时，会粘附在沉降器内壁上，经过一段时间后缩合为焦炭。 2.
催化裂化催化剂--渣油裂化催化剂 ORBIT系列 产品性能和技术特点简介： ORBIT-3000催化剂着重于提高目的产物中汽油和柴油的产率。在该催化剂制备过程中采取了如下技术措施：采用复合的分子筛活性组份，使该催化剂既具有优异的焦炭选择性，又具有良好的活性稳定性；在超稳分子筛生产过程中，通过改性技术处理，注重开发超稳分子筛的中孔，使其适应于重油大分子的裂化反应；在改进分子筛性能的同时，采用活性氧化铝技术对担体进行改性处理，有效地提高了担体的大分子裂化能力。 ORBIT-3300催化剂是在ORBIT-3000催化剂所具备的大分子裂化活性高、焦炭选择性好、适合重油加工的基本性能的基础上，通过改变活性组份开发成功的新型重油裂化催化剂。该剂主要适合于加工量较大但剂油比较低的重油催化裂化装置，在装置分馏稳定、气压机系统等的弹性工作范围内，不需改造即可使用。ORBIT-3300催化剂在制备过程中通过对活性组份的调整，增加了产品的抗重金属污染能力，可在原料性质较差和多变的情况下使用。 ORBIT-3600催化剂是针对加工中东进口高钒原料油和增加总液体收率的要求，在ORBIT-3300催化剂的基础上，通过优化活性组元和担体改性处理，开发成功的新型重油裂化催化剂。该剂在制备过程中为满足加工重质原料油需要，在改进分子筛性能的同时，对担体进行改性处理，增加了抗重金属污染组分，有效地提高了催化剂抗重金属（特别是钒）污染性能；添加了择型分子筛组元，可适当增加液态烃产率。 ORBIT-3600B催化剂是以抗钒催化剂ORBIT-3600为基础开发的抗钒降烯烃催化剂。工业应用结果表明该剂具有重油裂化能力强、轻质油收率高、汽油辛烷值高、降烯烃能力强等特点。 为了实现在抗钒重油裂化催化剂ORBIT-3600基础上达到降低汽油烯烃含量的目的，ORBIT-3600B催化剂具有以下特点：通过Y型分子筛的改性处理和活性组分的复配，在维持产品重油裂化活性的基础上增强氢转移活性，达到降低汽油烯烃含量的目的；合理调节催化剂的酸性分布，减少焦炭和干气的产生。 生产单位：催化剂齐鲁分公司 应用单位：中石化荆门分公司、湛江东兴炼厂，大连西太平洋等 ZC系列
催化裂化反应再生工段仿真培训系统 操作手册 北京东方仿真软件技术有限公司 2009年1月
目录 一、工艺流程软件 (1) 1、装置的概况 (1) 2、装置流程说明 (1) 二、设备列表 (2) 三、工艺卡片 (3) 四、复杂控制说明 (7) 五、联锁系统 (8) 六、操作规程 (9) 1、冷态开车 (9) 2、正常停车 (12) 3、再生滑阀全开事故 (13) 4、再生滑阀全关事故 (13) 5、增压机故障停机事故 (14) 6、气压机停机事故 (14) 七、仿DCS操作画面 (16)
一、工艺流程简介 1.装置的概况 350万吨／年重油催化裂化反应再生联合装置，包括反应器、再生器、内取热器、催化剂储罐、能量回收机组部分共五个部分。 装置设计原料分为近期和远期，近期原料为42%的大庆减压蜡油和58%大庆减压渣油的混合油，残炭为5.05%；远期为92%RDS尾油、5.53%的减压蜡油和1.51%的减压渣油的混合油，残炭为5.85%。 2.装置流程说明 混合原料油（90℃）从装置外自吸进入原料油泵，抽出后经原料油换热器加热至200℃左右，分十路经原料油雾化喷嘴进入提升管反应器（R01）下部；自分馏部分来的回炼油和回炼油浆混合后既可以直接进入提升管反应器中部，也可以进入原料集合管，同原料一起进入提升管反应器下部，与700℃高温催化剂接触完成原料的升温、气化及反应，515℃反应油气与待生催化剂在提升管出口经三组粗旋风分离器得到迅速分离后经升气管进入沉降器六组单级旋风分离器，再进一步除去携带的催化剂细粉后，反应油气离开沉降器（R01），进入分馏塔。 积炭的待生催化剂先经粗旋的汽提设施初步汽提后进入汽提段，在此与蒸汽逆流接触以进一步汽提催化剂所携带的油气，汽提后的催化剂沿待生斜管下流，经待生滑阀进入再生器（R02）的烧焦罐下部，与自二密相来的再生催化剂混合开始烧焦，在催化剂沿烧焦罐向上流动的过程中，烧去约90%左右的焦炭，同时温度升至约690℃。较低含炭的催化剂在烧焦罐顶部经大孔分布板进入二密相，在700℃条件下，最终完成焦炭的燃烧过程。再生催化剂经再生斜管及再生滑阀进入提升管反应器底部，在干气及蒸汽的提升下，完成催化剂加速、分散过程，然后与原料接触。 再生器烧焦所需的主风由主风机提供，主风自大气进入主风机（B01），升压后经主风管道、辅助燃烧室及主风分布管进入再生器。 再生产生的烟气经16组两级旋风分离器分离催化剂后，再经三级旋风分离器进一步分离催化剂后进入烟气轮机（BE01）膨胀作功，驱动主风机（B01）。从烟气轮机
2018年催化剂技术交流会发言材料 一、当今催化裂化工艺所处的地位： 1、重油轻质化工艺主要有： 重油加氢工艺；重油催化工艺；延迟焦化工艺。2007年中石化加工原油1.7亿吨（占全国的52%），其中催化装置加工了0.47亿吨原料油，占原油一次加工量的28%（其中掺渣量约为0.16亿吨，占原油一次加工量的约10%；延迟焦化加工渣油量占原油一次加工量的17%；合占原油一次加工量的27%，约占全部渣油量的90%以上）。 2、催化与焦化的区别：
分析： 渣油不算太差，去催化更简单，但是烧焦负荷太大（可称为催化CFB锅炉）；加氢催化组合液收最高、产品质量最好、也最为环保，问题是投资大、运行费用高等（耗氢1.5%；能耗23kgEO/t，一年一次的换剂费用8000万元，310万的建设费用10亿元，是未来发展的方向。2006年统计，美国82%，日本91%，俄罗斯40%，中国仅为14%）。 [丁烷脱沥青+（加氢处理）+催化裂化组合工艺]的效果与[焦化+（加氢处理）+催化裂化组合工艺]相比哪个更好（新建青岛大炼油和扩建洛阳石化等均为该流程）？前者约30%的脱沥青油如何处理？约70%的脱油沥青还要去催化；后者以生产柴油为目的等。 1）延迟焦化生焦率比渣油催化要高。
2）延迟焦化装置用于加工高硫、高金属、高残炭的原料油；主要产品是柴油；为催化提供改质原料油（焦化蜡油）；焦化汽油马达法辛烷值约68、烯烃50%，不宜作为汽油调和组分，可作为化工轻油（乙烯裂解料和催化重整料）；焦化液化气含烯烃少，不能作化工原料，更适合作民用烃；焦化干气适合作制氢原料或燃料。 3）催化裂化装置主要用于加工低硫或含硫、低金属、一定残炭的原料油；主要产品是运输燃料汽油和化工原料轻烃（液化气）；催化烧焦部分相当于“CFB”锅炉，为全厂提供部分动力蒸汽[其能源热效率约90%；其能源利用效率（熵）约60%已超过一般加热炉和锅炉；对装置能耗的影响是：反应生焦率1%，装置能耗增加1-2个单位]。 3、三种重油轻质化工艺的效益比较： 通常情况下,原油价格越高，重油加氢组合工艺（重油加氢处理+催化裂化）效益就越好；原油价格越高，延迟焦化的效益就越差。 4、前几年催化裂化工艺所遇到的突出问题有：汽油质量问题和汽柴油价格。质量问题已基本得到解决（主要得利于反应工程的改进和催化剂、助剂的研发加之质量指标的放宽）；成品油与原油价格形成联动机制的时间将不会太久，催化裂化工艺方兴未艾，新一轮的催化装置建设已经开始。 5、油变焦与煤制油不仅矛盾而且也不符合国情（实现更多渣油轻质化。据了解，目前日本只有两套延迟焦化装置，最多只有1340万吨，占全部渣油处理能力的21%）。2007年全国进口原油量已占加工总
重油催化裂化装置工艺流程简述 重油催化裂化装置：包括反应—再生部分、分馏部分、吸收稳定部分、主风机部分、气压机部分、余热回收部分。 1.1 反应-再生部分 自装置外来的常压渣油进入原料油缓冲罐（V1201）,由原料油泵（P1201AB）升压后经循环油浆—原料油换热器（E1215AB ）加热至280C左右，与自分馏部分来的回炼油混合后进入提升管中部，分4路经原料油进料喷嘴进入提升管反应器（R1101A）下部，与通过预提升段整理成活塞流的高温催化剂进行接触完成原料的升温、汽化及反应，反应油气与待生催化剂在提升管出口经粗旋风分离器得到迅速分离后经升气管进入沉降器单级旋风分离器，在进一步除去携带的催化剂细粉后，反应油气离开沉降器，进入分馏塔。 待生催化剂经粗旋及沉降器单级旋风分离器料腿进入位于沉降器下部的汽提段，在此与蒸汽逆流接触以置换催化剂所携带的油气。汽提后的催化剂沿待生立管下流，经待生塞阀并通过待生塞阀套筒进入再生器（R1102）的密相床，在 700r左右的再生温度、富氧（3%）及CO助燃剂的条件下进行逆流完全再生。再生后的再生催化剂通过各自的再生立管及再生单动滑阀，进入两根提升管反应器底部，以蒸汽和干气作提升介质，完成催化剂加速、分散过程，然后与雾化原料接触。来自蜡油再生斜管的再生催化剂与来自汽油待生循环管的汽油待生催化剂通过特殊设计的预提升段整理成活塞流。 轻重汽油分离塔顶回流油泵出口来的轻汽油，分两路进入汽油提升管反应器（R1104A）。R1104A 的反应油气在提升管出口经粗旋迅速分离，油气经单级旋风分离器进一步除去携带的催化剂细粉，最后离开汽油沉降器，进入分馏塔。 来自R1104 粗旋以及汽油沉降器单级旋风分离器回收的催化剂进入汽油汽提
运行工程师考试题库 姓名： 一.填空 1.催化裂化工艺由（反应-再生系统、分馏系统、吸收稳定系统和能量回收）系统组成。 2. 固体粒子处于堆紧状态，颗粒静止不动的床层叫做（固定床）。 3.整个床层中颗粒形成悬浮状态的稀相，靠循环量也无法维持床层，已达到气力输送状态， 称为（输送床）。 4.喉管式喷嘴的雾化机理是利用高速喷射的（低压蒸汽）把液体冲击破碎，并使进料在 进入提升管时形成强烈的紊流脉动的喷射流，并与周围介质发生碰撞打击而破碎。 5.国内开发的进料喷嘴的类型有（LPC KH BWJ ）。 6.金属钝化剂注入点应在所有加热器之（后），防止金属钝化剂的分解。 7.原料油管线里的流动状态为（湍流），保证金属钝化剂和原料油混合均匀。 8.盐类中（钙盐）是造成锅炉结垢的主要成分，影响锅炉安全运行。 9.当进入烧焦罐的催化剂量不变时，随着线速的增加，床层密度变化出现（（B）高密度区 （C）低密度区（D）过渡区）。 10.催化剂堆积时，把微孔体积计算在内的密度叫做催化剂的（堆积密度）。 11.将进料转化为目的产品能力，称为催化剂的（选择性）。 12.催化剂活性越高，转化率越（高）。 13.在相同的原料转化率和温度下，原料油中硫含量上升，将会引起汽油辛烷值（下降）。14浆换热段由于温度较高，同时又有催化剂粉尘，所以一般采用（人字挡板） 15.液化石油气中烷烃与烯烃之比与（氢转移）反应有关。 16.汽油（ 10％）馏出温度是为了保证汽油具有良好的启动性。 17.三旋转催化剂时，出口第一道阀门应该（C ）。 （A）开一半（B）开2/3 （C）全开（D）没有要求 18. 剂油比是催化剂循环量与（总进料量）之比。 19.再生烟气氧含量的控制方法一般通过调节（主风量）来控制。 20.解吸塔底温度过低，解吸效果不好，会造成液态烃中（ C2 ）含量超标。 21.稳定塔进料位置采用上进口，液态烃中C5含量会（上升）。 22.原料油组分易裂解，会引起反应压力（上升）。 23.原料油带水会导致反应温度（降低）。 24.再生温度上升会导致反应温度（上升）。 25.原料油性质变轻会引起反应温度（上升） 26.催化裂化反应的反应深度以（转化率）表示。 27.转化率等于（气体＋汽油＋焦炭[T/] ）除以100，再乘以100％。 28.总程转化率是指（新鲜进料）一次通过反应器的转化率。 29.分馏系统操作主要任务是在稳定状态下，把反应器过来的混合气，按（沸点）不同，分割成目的产品。 30.汽提塔液面控制（高），闪点会降低。 31.分馏塔一中段回流返塔量（增加），轻柴油凝固点降低。 32.分馏塔顶回流返塔温度（降低），粗汽油干点降低。 33.安全用火管理制度规定用火部位必须用盲板与其设备、管线隔绝，所用的盲板应用钢板制成，盲板的厚度视其管线大小而定，直径小于或等于150ｍｍ的盲板厚度不小于（ 3 ）ｍｍ。
FDFCC－Ⅲ重油催化裂化工艺 FDFCC-Ⅲ工艺特有的技术特点： （1）开发了实现“低温接触、大剂油比”高效催化技术（HECT）。即利用汽油提升管待生剂相对较低的温度和较高的剩余活性，将汽油提升管待生剂引入重油提升管底部与再生剂混合，降低干气和焦炭产率，提高丙烯收率，改善产品分布。 （2）采用双提升管、双沉降器和双分馏塔工艺流程，即分别设置重油提升管和汽油
提升管，两根提升管后均设有沉降器和分馏塔，从而充分利用汽油提升管的改质效果，使催化汽油的烯烃含量直接满足欧Ⅲ标准。 4. 采用了带预混合管的烧焦罐高效再生技术，具有较高的烧焦强度和较低的再生剂含炭。为降低再生系统压降2007年FDFCC技术改造取消了预混合管和大孔分布板。 5. 采用了可调性强的下流式外取热器，取出两器热平衡多余的热量。 6. 能量回收机组采用了烟气轮机-轴流式主风机-汽轮机-电动／发电机四机组同轴新设备，回收了能量，降低了装置能耗。烟气轮机轮盘和叶片使用的是国研制的新型高温合金和喷涂材料。 7. 设有余热锅炉回收系统，回收热量，降低能耗，为防止省煤器炉管低温腐蚀，在烟气低温位置采用了20G钢炉管，过热器高温段采用12CrMo材质。 8. 选用了高效旋风器和电液冷壁滑阀等设备。 生产原理 1. 反应—再生部分 重油催化裂化提升管和汽油提升管用的催化剂为分子筛催化剂。原料油与高温催化剂在提升管接触，在一定的压力和温度下发生一系列化学反应，主要有裂化、异构化、氢转移、芳构化、缩合等反应，生成包括干气、液化气、汽油、柴油、回炼油、油浆馏份的高温油气和焦炭，生成的焦炭附着在催化剂上。在沉降器反应油气和催化剂分离，反应油气到主、副分馏塔进行分离，重油反应器附有焦炭的催化剂经汽提段汽提直接回到再生器，汽油反应器附有焦炭的催化剂经汽提后一路直接回到再生器烧焦一路返回重油提升管底部与重反再生剂混合。再生器催化剂在一定的温度、压力及通入主风的条件下，烧去催化剂上的积炭(即催化剂的再生过程)。催化剂活性、选择性恢复后回提升管循环使用。焦炭燃烧放出的热量除满足工艺需要外，多余的热量由外取热器取出，焦炭燃烧后生成的高温烟气经烟气轮机和余热炉后排入大气。 2. 分馏部分 重油催化分馏部分的作用是把从反应器来的高温油气混合物按沸点围分割成为富气、汽油、轻柴油、回炼油及油浆馏分，并保证各个馏分的质量符合产品要求。此外分馏系统还完成原料预热及热量回收的任务。催化分馏塔与常减压装置的常压塔原理基本相同。不同之处在于： (1).催化分馏塔的进料是过热气相进料。 (2).催化分馏塔气相进料中携带了一部分催化剂颗粒。 因此，催化分馏塔除了按分馏原理完成一般的产品分割外，还设有油浆循环以完成脱过热(将高温过热油气冷却到饱和状态)并和回炼油返塔一起洗涤反应油气中的催化剂。 3. 吸收稳定部分 吸收稳定部分由吸收塔、解吸塔、再吸收塔、稳定塔、容器、冷换及机泵等组成。吸收稳定部分的任务是加工来自分馏塔顶油气分离器的粗汽油和富气(富气经气压机压缩)，从中分离出干气(C3≯3％(V))，液化气(C2≯3％(V)，C5≯1.0％(V))和稳定汽油，并要求稳定汽油的蒸汽压合格(冬季≯88kpa，夏季≯74kpa)。吸收、解吸、再吸收塔主要解决C2与C3馏份的分离，是吸收和解吸过程；其原理是利用气体混合物中各组分在液体中溶解度的不同来分离气体混合物。 稳定塔完成C3、C4馏份与汽油馏份的分离，是精馏过程；其原理是利用液体混合物各组分的挥发度不同进行分离。 4. 柴油碱洗 碱洗就是利用碱溶液（非加氢精制剂DF-01）和油品中的酸性非烃化合物起反
重油催化裂化（residue fluid catalytIC cracking，即RFCC）工艺的产品是市场极需的高辛烷值汽油馏分，轻柴油馏分和石油化学工业需要的气体原料。由于该工艺采用了分子筛催化剂、提升管反应器和钝化剂等，使产品分布接近一般流化催化裂化工艺。但是重油原料中一般有30%～50%的廉价减压渣油，因此，重油流化催化裂化工艺的经济性明显优于一般流化催化工艺，是近年来得到迅速发展的重油加工技术。 ㈠重油催化裂化的原料 所谓重油是指常压渣油、减压渣油的脱沥青油以及减压渣油、加氢脱金属或脱硫渣油所组成的混合油。典型的重油是馏程大于350℃的常压渣油或加氢脱硫常压渣油。与减压馏分相比，重油催化裂化原料油存在如下特点：①粘度大，沸点高；②多环芳香性物质含量高； ③重金属含量高；④含硫、氮化合物较多。因此，用重油为原料进行催化裂化时会出现焦炭产率高，催化剂重金属污染严重以及产物硫、氮含量较高等问题。 ㈡重油催化裂化的操作条件 为了尽量降低焦炭产率，重油催化裂化在操作条件上采取如下措施： 1、改善原料油的雾化和汽化由于渣油在催化裂化过程中呈气液相混合状态，当液相渣油与热催化剂接触时，被催化剂吸附并进入颗粒内部的微孔，进而裂化成焦炭，会使生焦量上升，催化活性下降。因此可见，为了减少催化剂上的生焦量，必须尽可能地减少液相部分的比例，所以要强化催化裂化前期过程中的雾化和蒸发过程，提高气化率，减少液固反应。 2、采用较高的反应温度和较短的反应时间当反应温度提高时，原料的裂化反应加快较多，而生焦反应则加快较少。与此同时，当温度提高时，会促使热裂化反应的加剧，从而使重油催化裂化气体中C1、C2增加，C 3、C4 减少。所以宜采用较高反应温度和较短的反应时间。 ㈢重油催化裂化催化剂 重油催化裂化要求其催化剂具有较高的热稳定性和水热稳定性，并且有较强的抗重金属污染的能力。所以，目前主要采用Y型沸石分子筛和超稳Y型沸石分子筛催化剂。 ㈣重油催化裂化工艺 1、重油催化裂化工艺与一般催化裂化工艺的异同点两工艺既有相同的部分，亦有不同之处，完全是由于原料不同造成的。不同之处主要表现在，重油催化裂化在进料方式、再生系统型式、催化剂选用和SOX排放量的控制方面均不同于一般的催化裂化工艺；在取走过剩热量的设施，产品处理、污水处理和金属钝化等方面，则是一般催化裂化工艺所没有的。但在催化剂的流化，输送和回收方面，在两器压力平衡的计算方面，两者完全相同。在分馏系统的流程和设备方面，在反应机理、再生机理、热平衡的计算方法和反应—再生系统的设备上两者基本相同。
重油催化裂化加工技术及研究进展 专业：应用化学姓名：焦文超学号：201320263 摘要：催化裂化是炼油工业中使重质原料变成有价值产品的重要加工方法之一。本文主要介绍了重油催化裂化加工技术的特点及其研究进展，同时对其原理和重要性做了简单的分析和概括。 1 重油催化裂化技术概述 1.1重油催化裂化简介 重油催化裂化是指重质油在酸性催化剂存在下，在470~530℃的温度和0.1～0.3MPa的条件下，发生一系列化学反应，转化成气体、汽油、柴油等轻质产品和焦炭的过程。重油催化裂化的英文缩写为RFCC，它是从20 世纪40 年代的VGOFCC(蜡油催化裂化)发展而来的。重油的深度加工，即把原油中的重质部分(一般指常压渣油或减压渣油)转化为汽油，一直是炼油工作者的一项重要任务[1-4]。80 年代以来，我国原油产量上升幅度不大，稠油所占比率增加，同时，交通运输燃料需要量上升很快，这就要求我国的炼油工业把更多的重油，特别是减压渣油，进行深度加工。RFCC 工艺在初期(20世纪70 年代末以前)的发展有三个重要里程碑，即硅酸铝催化剂加密相床反应器、分子筛催化剂加提升管反应器、镍钝化剂的应用等。在以后近40 年的实践中，通过不断的努力，RFCC工艺技术又取得了显著的进步[5-7]。 1.2石油馏分的催化裂化反应机理 各种烃类之间的竞争吸附和对反应的阻滞作用、复杂的平行-顺序反应。不同烃类分子在催化剂表面上的吸附能力不同，其顺序如下: 稠环芳烃>稠环环烷烃>烯烃>单烷塞单环芳烃>单环环烷烃>烷烃同类分子，相对分予质量越大越容易被吸附。 按烃类化学反应速度顺序排列，大致如下: 烯烃>大分子荜烷基侧链的单环芳烃>异构烷烃和环烷烃>小分子单烷基侧链的单环芳烃>正构烷烃>稠环芳烃 1.3重油催化裂化过程具有以下几个特点