120万吨年渣油催化裂化毕业设计
目录
1 设计说明书 (1)
1.1 前言 (1)
1.2 加工方案的确定依据 (4)
1.3 装置形式及特点 (5)
1.4 流程说明 (5)
1.5 主要操作条件的选择依据 (7)
1.6装置设计特点 (11)
1.7 能量回收 (13)
1.8 环境保护 (13)
1.9 计算结果汇总 (15)
2设计任务书 (24)
3 设计计算 (27)
3.1 再生系统工艺计算 (27)
3.1.1 燃烧计算 (27)
3.1.2反应器热平衡 (31)
3.1.3 再生器热平衡计算 (34)
3.1.4 再生器结构尺寸的确定 (37)
3.1.5 旋风分离器计算 (43)
3.1.6 辅助燃烧室 (49)
3.1.7 能量回收估算 (52)
3.2 反应系统工艺计算 (54)
3.2.1提升管反应器 (54)
3.2.2 预提升段的直径和高度 (69)
3.2.3 沉降器和汽提段的计算 (70)
3.2.4 沉降器的旋风分离器的选择 (74)
3.2.5 两器压力平衡 (74)
4致谢 (79)
5参考文献 (80)
1 设计说明书
1.1 前言
1.1.1 渣油催化裂化的重要性
我国已探明的石油资源不是很丰富，而随着国名紧急的发展，对轻质油的需求量却不断增长。为了充分利用石油资源和提高石油加工经济效益就必须对原油进行深加工。
我国原油350℃以上的馏出量一般都在30％以下，而常压渣油占原油的一半以上，减压渣油占原油的三分之一以上；特别是几个重要油田的原油，如原油、胜利原油、任丘原油等因此对我国原油来说，简单的常减压蒸馏是不能满足轻质油收率的要提高单位原油轻质油收率石油加工原料收率，就必须对原油进行第二次加工，如催化裂化、加氢裂化等。另外，重质燃料油的需求量日益减少，也使得重油进行深度加工变得更为重要。
渣油轻质化的主要方法：
（1）延迟焦化始终只有经过热裂解，在焦炭塔中转化得到气体、汽油、柴油、蜡油和焦炭的热加工过程。
(2) 加氢裂化气实质是催化加氢和催化裂解两种反应的结合，轻质油收率高，可利用不同原料，采用不同的工艺流程和操作条件，根据市场需求最大量生产航煤、柴油等产品。
（3）催化裂化是以350―500℃直馏馏分油、常减压渣油及二次加工馏分油为原料在催化剂条件下进行的深度加工得到汽油、柴油等产品。
这三种主要方法相比较延迟焦的产品需要加氢精制不能直接作为产品焦化收益不如催化裂化。加氢裂化的产品质量好，但在重油加工过程中，重金属含量较高，对催化剂的活性影响非常大，致使催化剂的消耗大催化裂化产品是市场需要的高辛烷值汽油馏分、轻柴油馏分和石油化工工业需要的气体原料其装置的改进、催化剂的性能不断提高，是其产品分布越来越好。故发展催化裂化工艺对我国原油加工有深远的现实意义。
1.1.2 渣油催化裂化面临的主要问题和解决方案
（1）原油中胶质、沥青质、芳烃、稠环芳烃含量高
渣油H/C比小根据氢碳平衡原理，提高汽油等轻质油收率的同时焦碳收率也相应提升；而稠烃芳烃的吸附能力强，生焦多，反应速度慢，影响其它烃类反应。
（2）金属含量高
原油中含有的微量重金属随原料进入反应器中，沉积于催化剂表面，到一定程度就会引起催化剂中毒。催化剂污染重时，选择性变差，焦炭收率增加，液体产品收率下降气体产品中C3、C 4 产率下降，氢气收率明显增加。重金属中Fe, Ni, V, Na影响最大，在催化裂化条件下Ni, Fe其脱氢作用，致使氢气收率增加，焦碳收率升高；Na, V在高温作用下，熔化堵塞催化剂孔道，破坏催化剂骨架，致使催化剂活性下降或失活，转化率下降。
(3)含硫、氮高
催化裂化催化剂是酸性催化剂，它是通过酸性中心与烃分子结合进行催化裂
化反应。碱氮会引起催化剂中毒致使催化剂失活，降低催化裂化的速度。油品中含有硫醇、硫醚、噻吩等含六有机化合物，影响产品的气味及安定性，降低催化裂化反应速度。
(4)上述问题的解决方案
随着对重质油催化裂化的深入研究，上述问题以全部解决，实现了工业重油催化裂化具体体现在以下几个方面：
①取热装置解决了焦碳收率高带来的热过量问题，使系统保持热平衡；
②新型催化剂具备活性、选择性、水热稳定性、抗重金属性能良好的特点；
③引入了脱硫、脱氮工艺，采用了SO X转移剂、金属钝化剂，另外干气预提升技术可以使钝化金属。
渣油催化裂化遇到的困难已得到解决也就标志着渣油催化裂化的工业化及背了相当大的可行性。
1.1.3 重油催化裂化的发展概况与展望
自1961年HOC工艺之后，到20世纪80年代初期，重油催化裂化才真正得到了发展，除涝HOC工艺发展外，还相距出现了RCC、FCC、ART等新工艺。一系列重油催化裂化技术如原油雾化、外取热、重金属钝化剂、CO助燃剂、硫转移剂已相继采用和推广。
目前还对下流管事反应器、超短接触时间、快速分离、汽提技术、催化裂化联合控制等领域作进一步研究，也许在不久的将来就有新的突破。我国从1966年开始重油的催化裂化的研究。1983年我国第一套催化裂化装置投产。90年代，我国先后开发了一系列重油催化裂化如DCC、MGG、MIO、HCC和ARGG等。这些都
是以生产轻质烯烃和高辛烷值汽油的催化裂化工艺技术。
随着催化裂化技术的发展，催化裂化也将日趋完善。催化裂化技术、催化剂、工艺设备、技术更新，安全可靠性及经济效益等各方面都将走在石油炼制技术的前列。
1.2 加工方案的确定依据
随着原油重质化和汽油等轻质油品需求量的增加，把重质油轻质化已成为当前的需要。重油催化裂化在20世纪80年代取得了重大的发展，我国重油催化裂化汽油收率占50 ％左右，是商品汽油的主要来源，在汽油总量中占相当大的比重。
催化裂化反应规律和烯烃的二次反应特点决定了催化汽油具备了如下特点：（1）汽油辛烷值高，一般都在80上下，而热裂化汽油辛烷值只有60－65（均指马达法）。
（2）由于氢转移反应和a-烯烃异构化的原因，烯烃相对较少，尤其是a-烯烃少，且基本不含二烯烃，所以汽油的安定性好。
（3）汽油中含小分子较多，它的10 ％点和50 ％点温度较低，使用性能好。
根据原料的特点重油的催化裂化工艺的发展偏向于多产高质汽油，如DCC、ARGG等工艺。当操作条件得到改善，采用高反应温度、低反应压力、短接触时间对提高汽油收率有利，且汽油辛烷值增加而柴油收率下降、十六烷值降低、安定性能差。同时，当前车辆运输耗油量呈上升趋势，汽油的需求量增加，故要注重汽油的生产。鉴于上述原有，本设计采用汽油为生产目的的生产方案。
1.3 装置形式及特点
国提升管反应器已运行了十多年，设计和生产操作等方面都积累了一定的经验，至今其装置形式有高低并列式，同轴式，以及由高低并列式改造而成的提升管反应装置。本设计采用同轴是催化裂化装置，我国的催化裂化装置具备如下特点:
(1)两器同轴叠置，反应沉降器在上，再生器在下，汽提段伸入到入再生器，可降低装置总高度和省掉反应器的框架，节省钢材、占地和投资。
(2)采用折叠式提升管，由沉降器室侧壁进入，也可由顶部进入；既满足了对油料和对催化剂的接触时间的要求，又使其高度比采用直提升管要低得多。
(3)待生立管中的催化剂流量是由塞阀控制的。用塞阀控制催化剂的循环量，阀头直接进入再生器与催化剂均匀接触，阀头磨蚀清；催化剂立管蓄压大，控制方便，有利于调节催化剂循环量。
(4)按同轴式布置的两器压差较并列式的大，沉降器的压力较再生器的压力越低0.5MPa。反应压力低有利于裂化反应，再生压力高有利于烧焦反应。
(5)可采用常规再生，也可以采用单器两段再生，一提高烧焦的强度和减少催化剂总藏量。
1.4 流程说明
1.4.1 反-再系统
提升管反应器的进料有两种：常压渣油和回炼油。
文/李立权中石化洛阳工程有限公司 渣油加氢技术包含固定床渣油加氢处理、切换床渣油加氢处理、移动床渣油加氢处理、沸腾床渣油加氢处理、沸腾床渣油加氢裂化、悬浮床渣油加氢裂化、渣油加氢一体化技术及相应的组合工艺技术。随着原油的重质化及劣质化、分子炼油技术的发展、环境保护要求的日益严格、市场对轻质油品需求、石油产品清洁化和石化企业面临的激烈竞争，各种渣油加氢技术将快速发展。 １国内外渣油加氢工程化技术应用现状 我国渣油加氢工程化技术起步较晚，１９９９年１２月我国开发的首套２．０Ｍｔ／ａ固定床渣油加氢技术实现了工程化；２０００年１月世界首套上流式渣油加氢反应器在我国某企业１．５Ｍｔ／ａ渣油加氢装置改造工程中实现工程化；２００４年８月我国开发的５０ｋｔ／ａ悬浮床渣油加氢技术进行了工业示范；２０１４年２月我国开发的５０ｋｔ／ａ沸腾床渣油加氢工业示范装置建成中交；２０１４年４５ｋｔ／ａ油煤共炼的重油加氢装置建成；目前引进的一套２．５Ｍｔ／ａ沸腾床渣油加氢装置正在建设中。截止到２０１１年底我国投产的渣油加氢装置处理能力仅１３．３５Ｍｔ／ａ，而２０１２—２０１４年１０月投产的渣油加氢装置处理能力就达到了１９．３Ｍｔ／ａ；正在规划、设计和建设的渣油加氢装置处理能力超过３０Ｍｔ／ａ。 中国石油化工股份有限公司石油化工科学研究院（ＲＩＰＰ）开发的固定床渣油加氢处理重油催化裂化双向组合ＲＩＣＰ技术２００６年工程化应用，将ＲＦＣＣ装置自身回炼的重循环油（ＨＣＯ）改为输送到渣油加氢装置作为渣油加氢进料稀释油，和渣油一起加氢处理后再一同回到ＲＦＣＣ装置进行转化，同时有利于渣油加氢和催化裂化装置，工艺流程示意见图１。
180万吨/年蜡油加氢裂化装置 一、工艺流程选择 1、反应部分流程选择 A.反应部分采用单段双剂串联全循环的加氢裂化工艺。 B.反应部分流程选择：本装置采用部分炉前混氢的方案，即部分混合氢和原料油混合进入高压换热器后进入反应进料加热炉，另一部分混合氢和反应产物换热后与加热炉出口的混氢油一起进入反应器。 C.本装置采用热高分流程，低分气送至渣油加氢脱硫后进PSA部分，回收此部分溶解氢。同时采用热高分油液力透平回收能量。因本装置处理的原料油流含量很高，氮含量较高，故设循环氢脱硫设施。 2、分馏部分流程选择 A.本项目分馏部分采用脱硫化氢塔-吸收稳定-常压塔出航煤和柴油的流程，分馏塔进料加热炉，优化分流部分换热流程。采用的流程比传统的流程具有燃料消耗低、投资省、能耗低等特点。 B.液化气的回收流程选用石脑油吸收，此法是借鉴催化裂化装置中吸收稳定的经验，吸收方法正确可靠，回收率搞。具有投资少、能耗低、回收率可达95%以上等特点。 3、催化剂的硫化、钝化和再生 A、本项目催化剂硫化拟采用干法硫化 B、催化剂的钝化方案采用低氮油注氨的钝化方案 C、催化剂的再生采用器外再生。 二、工艺流程简介 1、反应部分
原料油从原料预处理装置和渣油加氢裂化装置进入混合器混合后进入原料缓冲罐（D-101），经升压泵（P-101）升压后，再经过过滤（SR-101），进入滤后原料油缓冲罐（D-102）。原料油经反应进料泵（P-102）升压后与部分混合氢混合，混氢原料油与反应产物换热（E-101），然后进入反应进料加热炉（F-101）加热，加热炉出口混氢原料和另一部分经换热后的混合氢混合，达到反应温度后进入加氢精制反应器（R-101），然后进入加氢裂化反应器（R-102），在催化剂的作用下，进行加氢反应。催化剂床层间设有控制反应温度的急冷氢。反应产物先与部分混合氢换热后再与混氢原料油换热后，进入热高压分离器（D-103）。 装置外来的补充氢由新氢压缩机（K-101）升压后与循环氢混合。混合氢先与热高分气进行换热，一部分和原料油混合，另一部分直接和反应产物换热后直接送至加氢精制反应器入口。 从热高压分离器出的液体（热高分油）经液力透平（HT-101）降压回收能量，或经调节阀降压，减压后进入热低压分离器进一步在低压将其溶解的气体闪蒸出来。气体（热高分气）与冷低分油和混合氢换热，最后由热高分气空冷器（A-101）冷却至55℃左右进入冷高压分离器，进行气、油、水三相分离。为防止热高分气中NH3和H2S在低温下生成铵盐结晶析出，赌赛空冷器，在反应产物进入空冷器前注入除盐水。 从冷高压分离器分理出的气体（循环氢），经循环氢脱硫后进入循环氢压缩机分液罐（D-108），有循环氢压缩机（K-102）升压后，返回反应部分同补充氢混合。自循环氢脱硫塔底出来的富胺液闪蒸罐闪蒸。从冷高压分离器分离出来的液体（冷高分油）减压后进入冷低压分离器，继续进行气、液、水三相分离。冷高分底部的含硫污水减压后进入酸性水脱气罐（D-109）进行气液分离，含硫污水送出装置至污水汽提装置处理。从冷低压分离器分离出的气体（低分气）至渣油加氢装置低压脱硫部分：液体(冷低分油）经与热高分气换热后进入脱硫化氢塔。从热低压分离器分离出的气体（热低分气）经过水冷冷却后至冷低压分离器，液体（热低分油）直接进入脱硫化氢塔。 2、分馏和吸收稳定部分
设备及防腐 石 油 炼 制 与 化 工 ＰＥＴＲＯＬＥＵＭＰＲＯＣＥＳＳＩＮＧＡＮＤＰＥＴＲＯＣＨＥＭＩＣＡＬＳ ２０１６年６月 第４７卷第６期 收稿日期：２０１５-１１-１１。 作者简介：朱振兴，博士，高级工程师，主要从事计算流体力学 模拟、浆态床反应器和内构件开发、模拟移动床吸附分离内构 件开发等方面的研究工作。 通讯联系人：朱振兴，Ｅ-ｍａｉｌ：ｚｈｕｚｘ．ｒｉｐｐ＠ｓｉｎｏｐｅｃ．ｃｏｍ。 基金项目：国家重点基础研究发展计划（９７３计划）项目 （２０１２ＣＢ２２４８０６）。 浆态床渣油临氢热裂化反应器流体力学性能 数值模拟比较 朱振兴，唐晓津，侯拴弟，王子军 （中国石化石油化工科学研究院，北京１０００８３） 摘 要：针对５０ｋｔ/ａ渣油临氢热裂化中型反应器，应用欧拉-欧拉模型，运用ＣＦＤ模拟方法，对比了浆态床的普通鼓泡反应器、强制外循环反应器、内环流反应器和外环流反应器的流体力学性能，得到了这４种反应器内气浆两相流体的流体力学规律。通过对比４种反应器内气浆两相流体的表观速度、流动方向和体积分数分布等流场信息，初步确定强制外循环反应器和外环流反应器更适合渣油临氢热裂化反应的反应器形式。 关键词：渣油 浆态床 计算流体力学 外环流 欧拉-欧拉模型 随着石油资源的日益匮乏，加工劣质或重质油品（如渣油）多产轻质油的技术越来越受到重视。渣油临氢热裂化技术是重油加工领域中重要的技术路线之一，具有液体产品收率高、杂原子含量低和低价值副产物少等优点。根据反应器的不同，渣油临氢热裂化技术可分为４种工艺技术类型，分别是固定床、沸腾床、浆态床和移动床加氢工艺［１］。其中固定床因其技术工艺成熟、投资成本低，在渣油加工技术中应用最广。但是由于固定床反应器存在处理量较小、传热不均匀、催化剂更换困难等问题，难以处理高黏度、高金属含量的劣质渣油。移动床技术由于其设备复杂、投资高、不易于操作，也很难实现工业化生产。对于残炭、硫、氮、氧、金属和固体颗粒物等含量高的劣质渣油，沸腾床技术和浆态床技术成为极具竞争力的选择。然而，与沸腾床技术相比，浆态床技术具有催化剂用量少、投资低、反应器内温度分布均匀、不易堵塞等特点，更适合用于处理杂质含量高的渣油［２］。 渣油临氢热裂化过程一般在高温高压下进行，反应器内为气-液-固三相体系，反应器内各相流体的流动状况非常复杂。为了避免结焦，反应器结构一般比较简单，且尽量不设置内构件。为了消除内扩散的影响，催化剂粒径非常小，一般为几十微米，甚至为纳米级。因此，催化剂粒子的相对运动可以忽略，可以与液相均匀混合成浆液，即为体系内的连续相。氢气是体系内的分散相，在反应器内以气泡的形式存在。根据气相流量由小变大，反应器内的流场流型会由均匀鼓泡区过渡至湍动鼓泡区［３-４］。反应器结构流体流动情况，对反应的最终效果有重大影响。但是由于高温高压下，难以进行有效的实验考察流体的流动情况，制约了浆态床渣油临氢热裂化工艺的工业化。 近年来，随着计算机技术的飞速发展，运用计算流体力学模拟辅助多相流研究有了很大进展。计算流体力学（ＣｏｍｐｕｔａｔｉｏｎａｌＦｌｕｉｄＤｙｎａｍ-ｉｃｓ，ＣＦＤ）是建立在经典流体力学与数值计算方法基础之上的一门新型学科，通过计算机数值计算和图像显示的方法，在时间和空间上定量描述流场的数值解，从而达到对物理问题研究的目的。Ｇａｎｄｈｉ等［５］运用ＣＦＤ模拟研究了渣油加氢鼓泡浆态床中气速的影响。Ｊｏｓｈｉ［６］运用欧拉和拉格朗日模型，研究了鼓泡塔内气液两相流动情况。 本研究针对５０ｋｔ/ａ渣油临氢热裂化中型工业反应器，运用ＣＦＤ比较了鼓泡反应器、强制外循环反应器、内环流反应器和外环流反应器４种反应器内各相流体的流动性能。
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150万吨/年渣油催化裂化反应再生系统工艺设计 摘要 在本设计中，使用大庆常压渣油作为原料，采用汽油生产方案，进行渣油催化裂化反再系统的工艺设计。 催化裂化装置由反应再生系统，分馏系统，吸收稳定系统和能量回收系统组成。本设计主要针对反应再生系统进行设计计算。由于渣油催化裂化的焦炭产率高，对再生器的烧焦能力要求较高，故本设计选用烧焦罐式再生器以实现高效完全再生。 在本设计中，基于设计的原料性质，参考国内同类装置的数据采用高低并列式再生系统，提升过反应器和烧焦罐高温完全再生系统。反应部分：反应器为原料油和催化剂充分接触提供必要的空间，本设计采用提升管、汽提段、沉降器同轴布置，以减少生焦，提高轻质油收率。再生部分：再生器的作用是烧焦，烧掉催化剂上的积炭，使催化剂上的活性得以恢复。本设计采用带有预混合管的高效烧焦罐式再生器，可使催化剂含碳量降到0.1%以下，充分发挥了催化剂的选择性，延长了催化剂的寿命。 关键词：催化裂化，提升管，再生器，催化剂 3
TECHNOLOGCIAL DESIGN FOR REACTION AND REGENERATION SYSTEM OF 150wt/a RFCC Abstract Reaction and regeneration system technology of a 270wt/a RFCC processing DAQING atmospheric residue feedstock has been designed and calculated in this layout. The catalytic cracking unit is made up from reaction and regeneration system fractionation system，absorption and stabilization system and energy recover system. This layout is derected against reaction and regeneration system to compute.A high efficient and complete coke burning regenerator having high burning capacity was adopted because much coke was produced during RFCC process. In the design，Referring to the dates of feed and the same type reactors，I design a high-low parallel FCC reactor-regenerator system-riser reactor and coke container high temperature complete reactor-regenerator system. The part of reaction: the reactor develops sufficient room for feed oil and catalytic contacting completely. This kind of design is to reduce coke promote recall ratio of light oil. The part of regenerator system: the regenerator can burn up remaining carbon about catalytic to recover activity of CAT. General speaking，my design can 3
第一节工艺技术路线及特点 一、工艺技术路线 300×104t/a渣油加氢脱硫装置采用CLG公司的固定床渣油加氢脱硫工艺技术，该工艺技术满足操作周期8000h、柴油产品硫含量不大于500ppm、加氢常渣产品硫含量不大于0.35w%、残炭不大于5.5w%、Ni+V不大于15ppm的要求。 二、工艺技术特点 1、反应部分设置两个系列，每个系列可以单开单停（单开单停是指装置二个系列分别进行正常生产和停工更换催化剂）。由于渣油加氢脱硫装置的设计操作周期与其它主要生产装置不一致，从全厂生产安排的角度，单开单停可以有效解决原料储存、催化裂化装置进料量等问题，并使全厂油品调配更灵活。 2、反应部分采用热高分工艺流程，减少反应流出物冷却负荷；优化换热流程，充分回收热量，降低能耗。 3、反应部分高压换热器采用双壳、双弓型式，强化传热效果，提高传热效率。 4、反应器为单床层设置，易于催化剂装卸，尤其是便于卸催化剂。 5、采用原料油自动反冲洗过滤器系统，滤除大于25μm以上杂质，减缓反应器压降增大速度，延长装置操作周期。 6、原料油换热系统设置注阻垢剂设施，延长操作周期，降低能耗，而且在停工换剂期间可减少换热器和其它设备的检修工作。 7、原料油缓冲罐采用氮气覆盖措施，以防止原料油与空气接触从而减轻高温部位的结焦程度。 8、采用炉前混氢流程，避免进料加热炉炉管结焦。 9、第一台反应器入口温度通过调节加热炉燃料和高压换热器旁路量来控制，其他反应器入口温度通过调节急冷氢量来控制。 10、在热高分气空冷器入口处设注水设施，避免铵盐在低温部位的沉积。 11、循环氢脱硫塔前设高压离心式分离器除去携带的液体烃类，减少循环氢脱硫塔的起泡倾向，有利于循环氢脱硫的正常操作。 12、设置高压膜分离系统，保证反应氢分压。 13、冷低压闪蒸罐的富氢气体去加氢裂化装置脱硫后去PSA回收氢气。 14、新氢压缩机采用二开一备，每台50%负荷，单机负荷较小，方便制造，且装置有备机。 15、分馏部分采用主汽提塔＋分馏塔流程，在汽提塔除去轻烃和硫化氢，降低分馏塔材质要求。 分馏塔设侧线柴油汽提塔及中段回流加热原料油，降低塔顶冷却负荷，提高能量利用率，减小分馏塔塔径。 16、利用常渣产品发生部分低压蒸汽。通过对装置换热流程的优化，把富裕热量集中在温位较高的常渣产品，发生低压蒸汽。 17、考虑到全厂能量综合利用，正常生产时常渣在150℃送至催化裂化装置。在催化裂化装置事故状态下，将常渣冷却至90℃送至工厂罐区。 18、催化剂预硫化按液相预硫化方式设置。 三、工艺流程说明 （一）工艺流程简述 1、反应部分 原料油自进装置后至冷低压分离器（V-1812）前的流程分为两个系列，以下是一个系列的流程叙述： 原料油在液位和流量的串级控制下进入滤前原料油缓冲罐（V-1801）。原料从V-1801底部出来由原料油增压泵（P1801/S）升压，经中段回流油/原料油换热器（E-1801AB）、常渣/原料油换热器（E-1802AB、E-1803AB）分别与中段回流油和常渣换热，然后进入原料油过滤器（S-1801）以除去原料油于25μm的杂质。过滤后的原料油进入滤后原料油缓冲罐（V-1802），原料油从V-1802底部出来后由加氢进料泵（P1802/S）升压，升压后的原料油在流量控制下进入反应系统。 原料油和经热高分气/混合氢换热器（E-1805AB）预热后的混合氢混合，混合进料经反应流出物/反应进料换热器（E-1804）预热后进入反应进料加热炉（F-1801）加热至反应所需温度进入第一台加氢反应器（R-1801），R-1801的入口温度通过调节F-1801的燃料量和E-1804的副线量来控制，R-1801底部物流依次通过其它三台反应器（R-1802、R-1803、R-1804），各反应器的入口温度通过调节反应器入口管线上注入的冷氢量来控制。从R-1804出来的反应产物经过E-1804换热后进入热高压分离器（V-1803）进行气液分离， V-1803底部出来的热高分液分别在液位控制下减压后，进入热低压分离器（V-1804）进行气液分离，V-1803顶部出来的热高分气分别经热高分气/混合氢换热器、热高分气蒸汽发生器（E-1806）换热后进入热高分气空冷器（E-1807），冷却到52℃进入冷高压分离器（V-1806）进行气、油、水三相分离。 为了防止铵盐在低温位析出堵塞管路，在热高分气空冷器前注入经注水泵（P-1803/S）升压后的脱硫净化水等以溶解铵盐。 从V-1806顶部出来的冷高分气体（循环氢）进入高压离心分离器（V-1807）除去携带的液体烃类，减少循环氢脱硫塔（C-1801）的起泡倾向。自V-1807顶部出来的气体进入C-1801底部，与贫胺液在塔逆向接触，脱除H2S，脱硫溶剂采用甲基二乙醇胺（MDEA），贫胺液从贫胺液缓冲罐（V-1809）抽出经贫溶剂泵（P-1804/S）升压后进入C-1801顶部，从塔底部出来的富胺液降压后进入富胺液闪蒸罐（V-1810）脱气。富液脱气后出装置去溶剂再生，气体去硫磺回收。 自C-1801顶不出来的循环氢进入循环氢压缩机入口分液罐（V-1808）除去携带的胺液，V-1808顶部出来的循环氢分成两路，一路去氢提浓（ME-1801）部分，提浓后的氢气经提浓氢压缩机（K-1804）升压后与新氢压缩机（K-1802A.B.C）出口新氢汇合，释放气去轻烃回收装置；另一路进入循环氢压缩机（K-1801）升压，升压后的循环氢分为三部分，第一部分与新氢压缩机来的新氢混合，混合氢去反应部分；第二部分作为急冷氢去控制反应器入口温度；第三部分至E-1807前作为备用冷氢和K-1801反飞动用。循环氢压缩机选用背压蒸汽透平驱动的离心式压缩机。 从两个反应系列的冷高压分离器底部出来的冷高分液分别在液位控制下减压混合后，进入冷低压分离器（V-1812）进行气液分离，冷低分液体在液位控制下从罐底排出并进入热低分气/冷低分液换热器（E-1809）、柴油/冷低分油换热器（E-1811）、常渣/冷低分油换热器（E-1812）换热后进入汽提塔（C-1803）。V-1812顶部出来的冷低分气去轻烃回收装置脱硫。 冷高压分离器底部的含H2S、NH3的酸性水进入酸性水脱气罐（V-1823）集中脱气后送出装置。 两个反应系列的热低分油在液位控制下从V-1803底部排出去分馏部分。热低分气体经E-1809换热后进入热低分气空冷器（E-1810）冷却到54℃，然后进入冷低压闪蒸罐（V-1811）进行气液分离，为了防止在低温位的地方有铵盐析出堵塞管路，在E-1810前注水以溶解铵盐。V-1811顶部出来的富氢气体直接送至加氢裂化装置进行脱硫，然后去PSA装置回收氢气；从下部出来的冷低压闪蒸液进入到冷低压分离器。 新氢从全厂氢网送入，进入新氢压缩机经三段压缩升压后分两路分别与两个系列循环氢压缩机出口的循环氢混合，混合氢气分别返回到各自的反应部分。新氢压缩机设三台，二开一备，每一台均为三级压缩，每台的一级入口设入口分液罐，级间设冷却器和分液罐。 2、分馏部分 来自反应部分的热低分油与经加热后的冷低分液一起进入汽提塔（C-1803）。塔底采用水蒸汽汽提。塔顶部气相经汽提塔顶空冷器（E-1814）冷凝冷却后进入汽提塔顶回流罐（V-1814）进行气液分离，V-1814气体与冷低分气一起出装置送至轻烃回收统一脱硫；V-1814底部出来的液体经汽提
2015年全球炼油技术回顾！ 全球炼油技术经过150多年的发展，已形成完整的技术体系，能为当今世界六百多个炼油厂提供各种原油加工解决方案。近年来，围绕扩大资源、降低成本、生产清洁化和实现本质安全等方面，全球炼油技术在重质/劣质原油加工、减压渣油高效转化、炼油化工一体化、清洁燃料生产、生物替代燃料等方面取得持续发展。 01 加氢技术方面，Chevron公司、UOP公司、Shell公司和Axens 是目前加氢裂化成套技术的主要供应商。全球采用UOP技术的加氢裂化装置超过150套，采用Chevron公司技术的装置超过100套。近年来，加氢裂化工艺的主要技术进展为：1）利用液相连续反应区的加氢裂化方案，能够以较小的反应器容积获得较高的单程转化率;2）新型的吸附工艺，能够提高进入加氢裂化装置的HVGO质量;3）能够调整加氢处理装置苛刻度以提高超低硫汽油（ULSG）辛烷值和超低硫柴油（ULSD）质量的加氢处理/加氢裂化工艺。另外，催化柴油（LC0）加氢转化生产高品质汽油和芳烃的技术正在受到关注。UOP的Unicracking技术及LCO-X技术为该领域代表性技术。中国石化石科院研发的LTAG技术将催柴通过选择性加氢再选择性催化裂化转化为高辛烷值汽油或芳烃，目
前已经通过中国石化的鉴定并计划在旗下二十余家炼厂推广。在当前我国的经济态势下，利用该项技术合理压减柴汽比具有重要的经济意义。国定床渣油加氢技术研发的重点是如何延长装置运行周期和加工更劣质原料。典型的固定床加氢工艺技术主要有RDS/VRDS工艺、ResidHDS工艺、RCD Unibon工艺、Residfining工艺等。活动床渣油加氢技术逐 步成熟，国内外有22套已建和在建的渣油沸腾床加氢裂化 装置，主要采用LC-Fining工艺和H-Oil工艺。浆态床渣油 加氢裂化工艺正在开发，典型技术有VCC、EST、HDHPLUS、Uniflex和VRSH等，首套工业装置已于2013年建成投产。为更大限度提高轻油收率，渣油加工组合技术迅速发展，如溶脱沥青-脱沥青油（DAO）催化裂化-脱油沥青DOA气化 组合工艺、渣油加氢-催化裂化双向组合工艺（RICP）等。 润滑油加氢工艺主要有Chevron的IDW工艺、ExxonMobil 的MSDW和MLDW工艺、BP公司的BPCDW工艺和法回Axens工艺。 02 催化裂化方面，国外催化裂化工艺的进步主要集中在多产柴油和/或丙烯以及针对劣质原油加工等方面。代表性技术包括Shell公司同时多产柴油和丙烯的MILOS工艺，Axens公司多产丙烯的PetroRiser工艺，UOP公司多产丙烯的RxPro 工艺，新日本石油公司（JX）和沙特阿拉伯法赫德国石油矿
减压渣油 1、前言 焦化装置以减压渣油为主要原料，主要产品为焦化汽油、柴油、蜡油及石油焦，是实现重油轻质化的主要手段，它以加工原料和加工工艺的灵活性日益受到炼油企业的重视。重油催化裂化（RFCC）外甩油浆是改善催化裂化工况的常用手段，而该油浆的出路一直是各炼厂需解决的头痛问题。济南分公司50万吨/年延迟焦化装置原设计原料为减压渣油：RFCC油浆为9：1的混合原料，后来该装置又成功开发了浮渣回炼、甩油回炼、全厂污油回炼等新工艺，为实现对炼厂原油的吃干榨尽起到了重要作用。济南分公司焦化装置曾以不同比例掺炼过RFCC油浆，但RFCC油浆作为焦化装置的原料究竟有何利弊，掺炼比例多少合适，有何经济效益？本文针对济南分公司焦化装置掺炼RFCC催化油浆的实际情况，从其对产品分布影响、产品质量影响、设备磨损情况、经济效益四个方面进行分析，以期找到问题的最佳答案，实现炼厂效益最佳化。 2、RFCC油浆与减压渣油性质比较 济南分公司焦化装置原料减压渣油来自常减压装置，以胜利油田临盘原油为主；RFCC油浆来自80万吨/年催化裂化及140万吨/年催化裂化装置，内含有一定的催化剂固体粉末，一般为2g/l，最高达到过9.2g/l（2003年10月24日分析数据）。两种原料性质见表1。 由表1可见，与减压渣油相比，RFCC油浆的密度较大，芳烃含量高，残炭、粘度小于减压渣油，S、N含量与减压渣油基本相近。
表1 RFCC油浆及减压渣油的主要性质 分析项目减压渣油RFCC油浆 密度g/m3 982.4 1071.8 粘度（100℃）mm2/s614.7 41.50 残炭％（m）16.34 15.74 硫含量％（m）12510 10168 凝固点℃37 22 盐含量％/ 0.18 总氮ppm 6371 6358 族组成 饱和烃％21.65 20.41 芳烃％37.96 60.54 胶质％38.27 16.53 沥青质％ 2.12 2.52 3、焦化装置掺炼RFCC油浆生产概况 济南分公司50万吨/年延迟焦化装置于2002年11月28日一次开车成功，开工初期全部以减压渣油作为原料。2003年3月份以后，基本按照RFCC油浆掺炼比例为10%的设计值作为原料，直至7月份第一周期按计划停工。焦化装置第二周期生产于2003年8月3日开车成功，其中8月份全部以减压渣油作为原料以110%负荷生产9月份曾掺炼部分常压渣油作为原料。进入2003年10月份以后，随着全厂生产方案的调整，焦化装置的负荷及RFCC油浆掺炼比例出现大
2 P R O C -2-b 第一节 工艺技术路线及特点 一、工艺技术路线 300×104t/a 渣油加氢脱硫装置采用CLG 公司的固定床渣油加氢脱硫工艺技术，该工艺技术满足操作周期8000h 、柴油产品硫含量不大于500ppm 、加氢常渣产品硫含量不大于0.35w%、残炭不大于5.5w%、Ni+V 不大于15ppm 的要求。 二、工艺技术特点 1、反应部分设置两个系列，每个系列可以单开单停（单开单停是指装置内二个系列分别进行正常生产和停工更换催化剂）。由于渣油加氢脱硫装置的设计操作周期与其它主要生产装置不一致，从全厂生产安排的角度，单开单停可以有效解决原料储存、催化裂化装置进料量等问题，并使全厂油品调配更灵活。 2、反应部分采用热高分工艺流程，减少反应流出物冷却负荷；优化换热流程，充分回收热量，降低能耗。 3、反应部分高压换热器采用双壳、双弓型式，强化传热效果，提高传热效率。 4、反应器为单床层设置，易于催化剂装卸，尤其是便于卸催化剂。 5、采用原料油自动反冲洗过滤器系统，滤除大于25μm 以上杂质，减缓反应器压降增大速度，延长装置操作周期。 6、原料油换热系统设置注阻垢剂设施，延长操作周期，降低能耗，而且在停工换剂期间可减少换热器和其它设备的检修工作。 7、原料油缓冲罐采用氮气覆盖措施，以防止原料油与空气接触从而减轻高温部位的结焦程度。 8、采用炉前混氢流程，避免进料加热炉炉管结焦。 9、第一台反应器入口温度通过调节加热炉燃料和高压换热器旁路量来控制，其他反应器入口温度通过调节急冷氢量来控制。 10、在热高分气空冷器入口处设注水设施，避免铵盐在低温部位的沉积。
加氢裂化工艺流程概述 全装置工艺流程按反应系统（含轻烃吸收、低分气脱硫）、分馏系统、机组系统（含PSA系统）进行描述。 1.1反应系统流程 减压蜡油由工厂罐区送入装置经原料升压泵（P1027/A、B）后，和从二丙烷罐区直接送下来的轻脱沥青油混合，在给定的流量和混合比例下原料油缓冲罐V1002液面串级控制下，经原料油脱水罐（V1001）脱水后，与分馏部分来的循环油混合，通过原料油过滤器（FI1001）除去原料中大于25微米的颗粒，进入原料油缓冲罐（V1002），V1002由燃料气保护,使原料油不接触空气。 自原料油缓冲罐(V1002)出来的原料油经加氢进料泵 (P1001A,B)升压后，在流量控制下与混合氢混合，依次经热高分气/混合进料换热器（E1002）、反应流出物/混合进料换热器(E1001A,B)、反应进料加热炉（F1001）加热至反应所需温度后进入加氢精制反应器（R1001），R1001设三个催化剂床层，床层间设急冷氢注入设施。R1001反应流出物进入加氢裂化反应器（R1002）进行加氢裂化反应，两个反应器之间设急冷氢注入点，R1002设四个催化剂床层，床层间设急冷氢注入设施。R1001反应流出物设有精制油取样装置，用于精制油氮含量监控取样。 由反应器R1002出来的反应流出物经反应流出物/混合
进料换热器(E1001)的管程，与混合原料油换热，以尽量回收热量。在原料油一侧设有调节换热器管程出口温度的旁路控制，紧急情况下可快速的降低反应器的入口温度。换热后反应流出物温度降至250℃，进入热高压分离器（V1003）。热高分气体经热高分气/混合进料换热器（E1002）换热后，再经热高分气空冷器（A1001）冷至49℃进入冷高压分离器（V1004）。为了防止热高分气在冷却过程中析出铵盐堵塞管路和设备，通过注水泵（P1002A,B）将脱盐水注入A1001上游管线，也可根据生产情况，在热高分顶和热低分气冷却器（E1003）前进行间歇注水。冷却后的热高分气在V1004中进行油、气、水三相分离。自V1004底部出来的油相在V1004液位控制下进入冷低压分离器（V1006）。自V1003底部出来的热高分油在V1003液位控制下进入热低压分离器（V1005）。热低分气气相与冷高分油混合后，经热低分气冷却器（E1003）冷却到40℃进入冷低压分离器（V1006）。自V1005底部出来的热低分油进入分馏部分的脱丁烷塔第29层塔盘。自V1006底部出来的冷低分油分成两路，一路作为轻烃吸收塔（T1011）的吸收油，吸收完轻烃的富吸收油品由T-1011的塔底泵P-1016再打回进冷低分油的进脱丁烷塔线。依次经冷低分油/柴油换热器（E1004）、冷低分油/减一线换热器（E1005A,B）、冷低分油/减二线换热器（E1014）和冷低分油/减底油换热器（E1015），分别与柴油、减一线油、减二
150万吨/年渣油催化裂化反应再生系统工艺设计 摘要 在本设计中，使用大庆常压渣油作为原料，采纳汽油生产方案，进行渣油催化裂化反再系统的工艺设计。 催化裂化装置由反应再生系统，分馏系统，汲取稳定系统和能量回收系统组成。本设计要紧针对反应再生系统进行设计计算。由于渣油催化裂化的焦炭产率高，对再生器的烧焦能力要求较高，故本设计选用烧焦罐式再生器以实现高效完全再生。 在本设计中，基于设计的原料性质，参考国内同类装置的数据采纳高低并列式再生系统，提升过反应器和烧焦罐高温完全再生系统。反应部分：反应器为原料油和催化剂充分接触提供必要的空间，本设计采纳提升管、汽提段、沉降器同轴布置，以减少生焦，提高轻质油收率。再生部分：再生器的作用是烧焦，烧掉催化剂上的积炭，使催化剂上的活性得以恢复。本设计采纳带有预混合管的高效烧焦罐式再生器，可使催化剂含碳量降到0.1%以下，充分发挥了催化剂的选择性，延长了催化剂的寿命。 关键词：催化裂化，提升管，再生器，催化剂 1 / 139
TECHNOLOGCIAL DESIGN FOR REACTION AND REGENERATION SYSTEM OF 150wt/a RFCC Abstract Reaction and regeneration system technology of a 270wt/a RFCC processing DAQING atmospheric residue feedstock has been designed and calculated in this layout. The catalytic cracking unit is made up from reaction and regeneration system fractionation system， absorption and stabilization system and energy recover system. This layout is derected against reaction and regeneration system to compute.A high efficient and complete coke burning regenerator having high burning capacity was adopted because much coke was produced during RFCC process. In the design， Referring to the dates of feed and the same type reactors，I design a high-low parallel FCC reactor-regenerator system-riser reactor and coke container high temperature complete reactor-regenerator system. The 2 / 139
2 P R O C -2-b 第一节 工艺技术路线及特点 一、工艺技术路线 300×104t/a 渣油加氢脱硫装置采用CLG 公司的固定床渣油加氢脱硫工艺技术，该工艺技术满足操作周期8000h 、柴油产品硫含量不大于500ppm 、加氢常渣产品硫含量不大于0.35w%、残炭不大于5.5w%、Ni+V 不大于15ppm 的要求。 二、工艺技术特点 1、反应部分设置两个系列，每个系列可以单开单停（单开单停是指装置内二个系列分别进行正常生产和停工更换催化剂）。由于渣油加氢脱 硫装置的设计操作周期与其它主要生产装置不一致，从全厂生产安排的角度，单开单停可以有效解决原料储存、催化裂化装置进料量等问题，并使全厂油品调配更灵活。 2、反应部分采用热高分工艺流程，减少反应流出物冷却负荷；优化换热流程，充分回收热量，降低能耗。 3、反应部分高压换热器采用双壳、双弓型式，强化传热效果，提高传热效率。 4、反应器为单床层设置，易于催化剂装卸，尤其是便于卸催化剂。 5、采用原料油自动反冲洗过滤器系统，滤除大于25μm 以上杂质，减缓反应器压降增大速度，延长装置操作周期。 6、原料油换热系统设置注阻垢剂设施，延长操作周期，降低能耗，而且在停工换剂期间可减少换热器和其它设备的检修工作。 7、原料油缓冲罐采用氮气覆盖措施，以防止原料油与空气接触从而减轻高温部位的结焦程度。 8、采用炉前混氢流程，避免进料加热炉炉管结焦。 9、第一台反应器入口温度通过调节加热炉燃料和高压换热器旁路量来控制，其他反应器入口温度通过调节急冷氢量来控制。 10、在热高分气空冷器入口处设注水设施，避免铵盐在低温部位的沉积。 11、循环氢脱硫塔前设高压离心式分离器除去携带的液体烃类，减少循环氢脱硫塔的起泡倾向，有利于循环氢脱硫的正常操作。 12、设置高压膜分离系统，保证反应氢分压。 13、冷低压闪蒸罐的富氢气体去加氢裂化装置脱硫后去PSA 回收氢气。 14、新氢压缩机采用二开一备，每台50%负荷，单机负荷较小，方便制造，且装置有备机。 15、分馏部分采用主汽提塔＋分馏塔流程，在汽提塔除去轻烃和硫化氢，降低分馏塔材质要求。 分馏塔设侧线柴油汽提塔及中段回流加热原料油，降低塔顶冷却负荷，提高能量利用率，减小分馏塔塔径。 16、利用常渣产品发生部分低压蒸汽。通过对装置换热流程的优化，把富裕热量集中在温位较高的常渣产品，发生低压蒸汽。 17、考虑到全厂能量综合利用，正常生产时常渣在150℃送至催化裂化装置。在催化裂化装置事故状态下，将常渣冷却至90℃送至工厂罐区。 18、催化剂预硫化按液相预硫化方式设置。 三、工艺流程说明 （一）工艺流程简述 1、反应部分 原料油自进装置后至冷低压分离器（V-1812）前的流程分为两个系列，以下是一个系列的流程叙述： 原料油在液位和流量的串级控制下进入滤前原料油缓冲罐（V-1801）。原料从V-1801底部出来由原料油增压泵（P1801/S ）升压，经中段回流 油/原料油换热器（E-1801AB ）、常渣/原料油换热器（E-1802AB 、E-1803AB ）分别与中段回流油和常渣换热，然后进入原料油过滤器（S-1801）以除去原料油中大于25μm 的杂质。过滤后的原料油进入滤后原料油缓冲罐（V-1802），原料油从V-1802底部出来后由加氢进料泵（P1802/S ）升压，升压后的原料油在流量控制下进入反应系统。 原料油和经热高分气/混合氢换热器（E-1805AB ）预热后的混合氢混合，混合进料经反应流出物/反应进料换热器（E-1804）预热后进入反应进 料加热炉（F-1801）加热至反应所需温度进入第一台加氢反应器（R-1801），R-1801的入口温度通过调节F-1801的燃料量和E-1804的副线量来控制，R-1801底部物流依次通过其它三台反应器（R-1802、R-1803、R-1804），各反应器的入口温度通过调节反应器入口管线上注入的冷氢量来控制。从R-1804出来的反应产物经过E-1804换热后进入热高压分离器（V-1803）进行气液分离， V-1803底部出来的热高分液分别在液位控制下减压后，进入热低压分离器（V-1804）进行气液分离，V-1803顶部出来的热高分气分别经热高分气/混合氢换热器、热高分气蒸汽发生器（E-1806）换热后进入热高分气空冷器（E-1807），冷却到52℃进入冷高压分离器（V-1806）进行气、油、水三相分离。 为了防止铵盐在低温位析出堵塞管路，在热高分气空冷器前注入经注水泵（P-1803/S ）升压后的脱硫净化水等以溶解铵盐。 从V-1806顶部出来的冷高分气体（循环氢）进入高压离心分离器（V-1807）除去携带的液体烃类，减少循环氢脱硫塔（C-1801）的起泡倾向。 自V-1807顶部出来的气体进入C-1801底部，与贫胺液在塔内逆向接触，脱除H 2S ，脱硫溶剂采用甲基二乙醇胺（MDEA ），贫胺液从贫胺液缓冲罐（V-1809）抽出经贫溶剂泵（P-1804/S ）升压后进入C-1801顶部，从塔底部出来的富胺液降压后进入富胺液闪蒸罐（V-1810）脱气。富液脱气后出装置去溶剂再生，气体去硫磺回收。 自C-1801顶不出来的循环氢进入循环氢压缩机入口分液罐（V-1808）除去携带的胺液，V-1808顶部出来的循环氢分成两路，一路去氢提浓 （ME-1801）部分，提浓后的氢气经提浓氢压缩机（K-1804）升压后与新氢压缩机（K-1802A.B.C ）出口新氢汇合，释放气去轻烃回收装置；另一路进入循环氢压缩机（K-1801）升压，升压后的循环氢分为三部分，第一部分与新氢压缩机来的新氢混合，混合氢去反应部分；第二部分作为急冷氢去控制反应器入口温度；第三部分至E-1807前作为备用冷氢和K-1801反飞动用。循环氢压缩机选用背压蒸汽透平驱动的离心式压缩机。 从两个反应系列的冷高压分离器底部出来的冷高分液分别在液位控制下减压混合后，进入冷低压分离器（V-1812）进行气液分离，冷低分液体 在液位控制下从罐底排出并进入热低分气/冷低分液换热器（E-1809）、柴油/冷低分油换热器（E-1811）、常渣/冷低分油换热器（E-1812）换热后进入汽提塔（C-1803）。V-1812顶部出来的冷低分气去轻烃回收装置脱硫。 冷高压分离器底部的含H 2S 、NH 3的酸性水进入酸性水脱气罐（V-1823）集中脱气后送出装置。 两个反应系列的热低分油在液位控制下从V-1803底部排出去分馏部分。热低分气体经E-1809换热后进入热低分气空冷器（E-1810）冷却到54℃， 然后进入冷低压闪蒸罐（V-1811）进行气液分离，为了防止在低温位的地方有铵盐析出堵塞管路，在E-1810前注水以溶解铵盐。V-1811顶部出来的富氢气体直接送至加氢裂化装置进行脱硫，然后去PSA 装置回收氢气；从下部出来的冷低压闪蒸液进入到冷低压分离器。 新氢从全厂氢网送入，进入新氢压缩机经三段压缩升压后分两路分别与两个系列循环氢压缩机出口的循环氢混合，混合氢气分别返回到各自的 反应部分。新氢压缩机设三台，二开一备，每一台均为三级压缩，每台的一级入口设入口分液罐，级间设冷却器和分液罐。
加氢裂化飞温事故过程分析
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２01０年３月5日蜡油加氢裂化装置事故 开停工过程分析 一装置停工原因 1.1０6-K-１02背压蒸汽压力达到4.3MPa,造成汽轮机出口背压蒸汽线上安全 阀（放空口为一向下弯头)起跳,并且安全阀未能及时复位,现场大量蒸汽喷向地面并向四周扩散,操作人员无法靠近,不能准确判断具体的泄漏位置，同时避免对系统蒸汽供应产生影响，操作人员在１0９单元关闭进１0６装置的 9.5MPa蒸汽手阀,循环氢压缩机K1０2停运,低速泄压阀启动，装置紧急停 工。 二事故停、开工经过 3月5日5:４６装置紧急停工，Ｋ１02停机,反应系统7bａr紧急泄压。泄压前后床层温度对比如下： R101A紧急泄压床层温度变化 温度点5:46泄压开始温度６:２4泄压结束温 度泄压温降 二床入口３77．63 ３62.2 1５．43 三床入口37９.05 ３62．09 １6.9６四床入口381.7 3５7．４２4.3 五床入口374.3 ３52 22．3 六床入口3６4.7 ３52.3 12.4 R10１B紧急泄压床层温度变化 温度点５:４6泄压开始温 度 ６:2４泄压结束温 度泄压温降 二床入口3７4.88 ３６2.05 1２．83 三床入口380．８4 365．5２15.32 四床入口３８0.４2 ３5６.44 23.9８ 五床入口3７5.95 354.84 ２１.11 六床入口36６.05 ３4６.02 ２0.０３ 1.３月５日７：11时向反应系统补氢充压,同时通过7baｒ放空泄压。在开K
渣油加氢技术应用现状与发展 摘要：综述了国内外首套不同类型渣油加氢技术的特点及应用现状，介绍了待工程化的渣油加氢技术研发现状及工业示范试验进展。指出我国渣油加氢技术开发要从反应器类型、大型 化、一体化组合技术研究方向发展。 关键词：渣油加氢转化率现状分析 1 前言 渣油加氢技术包含固定床渣油加氢处理、切换床（活动床）渣油加氢处理、移动床渣油加氢处理、沸腾床渣油加氢处理、沸腾床渣油加氢裂化、悬浮床渣油加氢裂化、渣油加氢一体化技术及相应的组合工艺技术。随着原油的重质化及劣质化、分子炼油技术的发展、环境保护要求的日益严格、市场对轻质油品需求、石油产品清洁化和石化企业面临的激烈竞争，各种渣油加氢技术将快速发展。 2 国内外已工程化渣油加氢技术应用现状 我国渣油加氢工程化技术起步较晚。1999年12月我国开发的首套2.0 Mt/a固定床渣油加氢技术实现工程化；2000年1月世界首套上流式渣油加氢反应器在我国某企业1.5 Mt/a 渣油加氢装置改造中实现工程化；2004年8月我国开发的50 kt/a悬浮床渣油加氢技术进行了工业示范；2014年2月我国开发的50 kt/a沸腾床渣油加氢工业示范装置建成中交；2014年45 kt/a油煤共炼的重油加氢装置建成；目前引进的一套2.5 Mt/a沸腾床渣油加氢装置正在建设中。2012~2014年10月投产的渣油加氢装置处理能力达到19.3 Mt/a，正在规划、设计和建设的渣油加氢处理能力超过30 Mt/a。 RIPP开发的固定床渣油加氢处理-重油催化裂化双向组合RICP技术于2006年工程化应用，将RFCC装置自身回炼的重循环油（HCO）改为输送到渣油加氢装置作为渣油加氢进料稀释油，和渣油一起加氢处理后再一同回到RFCC装置进行转化，同时有利于渣油加氢和催化裂化装置。 国外渣油加氢工程化技术起步较早。1963年首套沸腾床渣油加氢技术实现工程化；1967年着套固定床渣油加氢技术实现工程化；1977年首套可自动切换积垢催化剂床层的固定床渣油加氢技术实现工程化；1989年可更换催化剂的料斗式移动床+固定床渣油加氢技术实现工程化；1992年催化剂在线加入和排出的移动床+固定床渣油加氢技术实现工程化；1993年切换反应器的移动床+固定床渣油加氢技术实现工程化；2000年上流式反应器+固定床渣油加氢技术实现工程化。各种技术工业应用后都经过了不断的技术改进及完善，见下表1。 表1 首套渣油加氢技术应用特点及改进