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在大四的上学期在学校练习了化工仿真软件的实际操作，让我们为将来从事化工生产又更进一步奠定了厚实的基础，了解了化工生产的全自动化，认识化工生产软件 DCS 的模拟操作，虽然学习的时间很短，但是在将来的工作与学习中我们将会学到更多的关于实际应用的技能与技巧，为成为一个合格化工生产操作人员而不懈的努力，这是只是我们迈出的第一步。
在这为期两天的化工仿真实训中我们学到了一种与专业相关的基本 DCS 操作，关于石油炼制重油催化裂化冷态开车。
催化裂化装置是重油变成轻质油品重要的一步，催化裂化装置相对复杂，这其中蕴含了《化工原理》《石油炼制工艺学》等丰富的知识，这也是我将要全面的掌握的。
了解到了重油催化裂化原理，催化裂化是炼油工业中重要的二次加工过程，是重油轻质化的重要手段。
它是原料油在适宜的温度、压力和催化剂存在的条件下，进行分解、异构化、氢转移、芳构化、缩合等一系列化学反应，原料油转化成气体、汽油、柴油等主要产品及油浆、焦炭的过程。
催化裂化的原料来源广泛、主要是常减压的馏分油、常压渣油、减压渣油以及丙烷脱沥青油、蜡膏、蜡下油等。
随着石油资源的日趋缺乏与原油的变重，处理的原料可以是全常渣或者是全减渣。
在硫含量较高时，则需用加氢脱硫装置处理，提供催化原料。
催化裂化具有轻质油收率高、汽油辛烷值较高、气体产品中烯烃含量较高等特点。
催化裂化生产主要包括：分馏部分、吸收稳定部分、能量回收部分、反应再生部分。
这次实训主要是了解冷态开车。
而反应再生部分是原料油通过反应器与催化剂接触并反应，不断输出反应产物，催化剂则在反应器和再生器之间不断循环使用，在再生器中通入空气烧去催化剂的积炭，恢复催化剂的活性，使催化剂循环。
烧焦放出的热量又以催化剂为载体，不断带回反应器，供给反应所需的热量，过剩热量由外取热器取出并加以利用。
反应主要是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，进入分馏塔。
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字号要求：中文题目2号黑体，空一行（5号）中文作者5号仿宋中文单位小5号宋体，空一行（5号）中文摘要小5号宋体中文关键词小5号宋体中图分类号小5号Time New Roman正文中一级标题4号仿宋二级标题5号黑体三级标题5号仿宋正文5号宋体作者信息小5宋体参考文献小5宋体英文题目3号Time New Roman，空一行（5号）英文作者小4号Time New Roman英文单位小5号Time New Roman，空一行（5号）英文摘要5号Time New Roman英文关键词5号Time New Roman图表标题小5宋体表格里的字6号宋体请按模板排版。
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北京化工大学学报（自然科学版）编辑部2010年1月中文题名（2号黑体）（作者中文姓名5号仿宋）甲乙* 丙丁（作者中文单位小5号宋体）（北京化工大学化学工程学院，北京100029）摘要：（小5号宋体）采用巨正则系综Monte Carlo方法研究了CO/H2在碳纳米狭缝孔中的吸附和分离。
H2和CO均采用单点Lennard-Jones模型，孔壁作用势则用Steele 10-4-3模型描述。
研究结果表明，混合物中H2的吸附量高于与其分压相同压力下纯H2的吸附量，而CO则与之相反。
……关键词：（小5号宋体）XXX；XXX；XXX；XXX中图分类号：（小5号Time New Roman）XXXX引言（1级标题4号仿宋）（正文5号宋体）辅酶Q（CoQ）是一类含有若干异戊烯单位的醌类化合物，在细胞能量代谢过程中起着重要作用[1]。
炼油催化裂化分馏塔顶腐蚀原因分析及对策摘要：在炼油催化裂化装置中，能否正确理解和预防装置的腐蚀问题，深入探讨催化裂化装置腐蚀的机理，并找到相应的解决方法，对于确保装置的长期稳定运行至关重要。
在这方面，有必要介绍炼油催化裂化装置分馏塔顶部腐蚀的机理，深入分析造成腐蚀的根本原因，并通过优化工艺操作，减缓分馏塔顶部及油气系统的腐蚀情况，从而提高催化裂化装置的安全性和长周期稳定运行能力。
关键词：炼油；催化裂化；分馏塔顶；腐蚀；原因；对策引言催化裂化在汽油和柴油等轻质油品的生产中扮演着至关重要的角色。
然而，随着催化裂化原料的变重、变质以及渣油催化裂化技术的发展，一些装置中的低温系统，尤其是催化裂化分馏塔，逐渐出现了腐蚀问题。
特别是对于按低硫原油设计的催化裂化装置，腐蚀问题显得尤为严重，分馏塔顶部的腐蚀问题不仅会影响装置的安全运行，还可能缩短装置的使用寿命。
一、炼油催化裂化分馏塔顶腐蚀的原理分析催化裂化装置的分馏塔是一个关键组件，其主要任务是将催化反应产生的油气按照沸点范围分为液态烃、汽油、柴油、回炼油以及油浆等不同组分。
然而，在分馏塔的顶部，由于重催分馏塔所产生的物质中含有一定量的硫化氢和少量氯化氢。
当这些物质进入塔顶的冷凝系统时，由于温度急剧下降，它们会发生相变，生成硫氰酸和盐酸等腐蚀性物质，并对设备造成腐蚀。
特别是在所谓的“露点”初凝区，由于冷凝水量较小，腐蚀性酸浓度极高，冷凝液的pH值很低，这对设备造成了严重的腐蚀。
（一）化学腐蚀的原理将常压渣油加热至200℃后，引入提升管反应器的下部喷嘴，通过蒸汽雾化将其分散成微粒，然后进入提升管内。
在提升管内，与来自再生器的高温催化剂发生接触，随后汽化并进行反应。
有机硫化物在高温下分解成酸性H2S和RSH等化合物，随着反应油气一起进入分馏塔。
电脱盐过程未能完全去除的无机盐类会在高温下熔化、水解，有机氯化物也会在高温下分解生成HCl。
H2S和HCl会在水蒸汽结雾时溶解其中，产生强烈的化学腐蚀。
催化裂化装置分馏塔的Aspen模拟优化闫雨【摘要】In order to improve the production operation of catalytic cracking unit and the economic efficiency, using Aspen plus process simulation software to model and optimize the distillation column, by comparing the model simulation value and the data of the device, the accuracy of the model was verified. Based on the model, the adjustable variables of the device were found by using the sensitivity analysis function, discussion and analysis on several optimization points of fractionation, adjusting the top circulating flow rate, the first segment flow rate and the top circulating temperature, can improve the coarse oil dry point, reduce thegasoline/diesel overlap and the maximum yield of gasoline.%为了改进催化裂化装置的生产操作，提高经济效益，本文利用Aspen plus流程模拟软件对装置的分馏塔进行建模和优化，通过模型模拟值和装置数据的对比，验证了该模型的准确性。
计算机过程控制工程题目：关于计算机过程控制的几点看法院（系、部）：信息工程学院姓名：自0 8 2班级：崔海默2011 年11月11日·北京ABSTRACTThe principle of DHZ-1 potentialstat controlled by Apple-Ⅱ plus microcomputer with data acquisition system is represented. The card of data conversion system is composed of a 16-channel AD and a single channel DA with resolution of 12-bit. Some circuits and program regarding the system are discussed. The results of program-controlling cyclic LSP experiment(of Pb electrode)as an example are given to make cleanly the use of this system.关于石油化工计算机过程控制的几点看法摘要本文结合当前石油化工过程控制中计算机应用情况, 提出计算机过程控制开发重点为静态优化闭环控制系统, 工艺是过程控制的主体, 工艺过程数学模型开发则是关键, 精馏系统是开发的突破点。
系统开发和推广应用都要有设计参加。
60年代中期, 石油部科技司组织在兰州炼油厂和北京东方红炼油厂的常减压装置上进行计算机过程控制试点。
80年代初, 在继续开发常减压过程控制的同时, 开始开发流化催化裂化过程控制系统。
最近四年来, 中国石油化工总公司所属企业的计算机过程控制取得了较快的进展和较好的成果：1、引进安装10多套集散型控制系统, 使过程控制水平提高了一步；2、实现了单板机加热炉热效率控制, 已完成100座热负荷为1000万大卡/时以上加热炉改造；3、流化催化裂化装置反应一再生系统调优、过程监督控制系统已经开发，并在10多套同类装置上推广应用；4、流化催化裂化装置反应系统闭环控制系统已经投入使用；5、流化催化裂化装置过程动态模型研究取得了重大进展；6、乙苯烃化反应优化控制模型已经开发并用于离线生产调优。
催化裂化装置动态机理模型：Ⅲ.催化剂流动和压力系统搬75石油(石油加工)ACTAPETR0LEISINICA(PETR0LEUMPR0CESS1NGSECTION)催化裂化装置动态机理模型Ⅲ.催化剂流动和压力系统166提要由催化剂运动线路和压力平衡导出动志机理模型,必须事先确定待生,再生催化荆和二密相床至烧焦罐的内循环速率的表述式.根据气体壮志方程和容器物料平衡,得到了沉降器,分馏塔,分馏塔顶油气分商罐和再生器顶等部分的压力动态响应方程.关麓词催化裂化催化剂流动压力数学模型动志由于催化裂化原料油性质,回炼比,反应操作条件和反应深度的变化,产品分布是动态变化的,因而反应器压力也随之变化.反应压力的变化又反过来影响裂化反应速率及产品分布.反应器压力的变化还影响其后的分馏塔压力.因此,应建立催化裂化装置压力系统的动态数学模型.另一方面,催化剂循环是联系反应一再生两器和烧焦罐一二密相床两再生段成为一体的桥梁,而催化剂的正常循环是靠催化剂处于流化状态下依据压力平衡进行的.前文分别介绍了反应器和高效再生器两部分的动态机理模型,模型中各催化剂循环管中催化剂循环速率(循环量)的大小,不但与两器压差有关,还受催化剂藏量的影响.在以往的催化裂化稳态数学模型中,一般不考虑两器压力平衡和催化剂的流动,即使动态模型也很少涉及,但对于经常处于动态过程中的实际工业装置,压力平衡是至关重要的.本文讨论两器压力平衡和再生器压力,沉降器压力的动态变化规律,以及与反应压力有关的分馏塔,分馏塔顶气液分离罐和富气压缩机等部分的压力变化.1压力平衡催化剂在反应一再生蔺器间,烧焦罐与二密相床间正常循环,遵循"推动力一阻力"这一基本关系式,可以推导出待生催化剂和再生催化剂外循环速率及催化剂内循环速率的表达式.1.1待生线路的压力平衡由待生线路的压力平衡,可以得到待生催化剂循环速率为:式中K一(沉降器稀相静压+沉降器过渡段静压+待生斜管蓄压)一(再生器稀相静压+稀相管静压)(2)在操作过程中,可以简单地视为常数;——沉降器顶压力',Pa;——再生器顶压力,Pa;——汽提段藏量,kg;n——汽提段平均截面积,m;H——烧焦罐藏量,t}n——烧焦罐截面积,m;g——重力加速率,9.807m/s;——待生斜管中催化剂平均视密度,kg/m;,——待生滑阀阀芯面积,m;——待生滑阀开度,;——待生斜管中催化剂流动阻力系数m/kg.收稿日期:1帅7一O4—25*通讯联系人,』魇石油(石油加工)第]4卷1.2再生线路的压力平衡在建立稳态数学模型或稳态关系计算中,再生催化剂循环速率与待生催化剂循环速率是相同的,但在动态过程中,二者就不一定相等.由再生线路的压力平衡,可以得到再生催化剂循环速率为:(3)式中K=(再生器稀相静压+再生器过渡段静压+再生斜管蓄压)一(沉降器稀相静压+提升管静压+预提升段压降)(4)在操作过程中,可以简单地视为常数;——二密相床藏量,t;n——二密相床平均截面积,m.;Ppipe,rg2——再生斜管中催化剂平均视密度, kg/m;——再生滑阀阀芯面积,m.;z——再生滑阀开度,;^——再生斜管中催化剂流动阻力系数,m/kg;F.——总原料油流量,kg/s;.——油汽流经提升管的流动阻力系数,l/kg?121.1.3内循环线路的压力平衡在内循环线路的压力平衡.可以得到两再生段间催化剂内循环速率为Gcc1一式中丘一(再生器过渡段静压+内循环管蓄压)一(粗旋压降+稀相管压降)(6)在操作过程中,可以简单地视为常数; P.——内循环斜管中催化剂平均视密度,kg/m;——内循环滑阀阀芯面积,121;z——内循环滑阀开度,;.——内循环管中催化剂流动阻力系数,m/kg.2压力系统动态响应方程催化裂化装置操作压力不高,气体可视为理想气体,则有pV=nR7'(7)当容器体积和温度丁恒定时,则有訾=?窑㈣盂可.面'8J对容器作物料平衡,即可由通过容器的物料摩尔流率得到压力动态响应方程.2.1沉降器压力动态响应方程对沉降器作物料平衡一[富气+汽油+柴油+回炼油+回炼油浆+汽提蒸汽+雾化和预提升蒸汽一沉降器出口反应油汽(含水蒸气)](9)上式中各项物料单位均为kmol/s;R——气体常数,Pa?m/kmol?K;户——沉降器压力,Pa;了1,——沉降器平均温度,K;,——沉降器容积,m..沉降器各进出物料摩尔流率为富气=YGIx=1-.~,a(1O)汽油一F(11)柴油=YDix-1~.(12)回炼油一面?丽DI(13)回炼油一面.(13油浆=?(14)汽提蒸汽一(15)提升管出口蒸汽一一警…)沉降器出口反应油汽一是,/户(户e一户一△户h)(17)式中——与沉降器顶油汽管线,分馏塔气体流动阻力有关的常数;Fw.——汽提蒸汽流量,kg/s;A——分馏塔顶压力,Pa;●,●●●●●●第3期催化裂化装置动态机理模型LXp"——分馏塔塔板液体静压,P;D.——回炼油浆回炼比,D.一回炼油浆/(户A一△m)——沉降器至分馏塔塔顶流动新鲜原料.阻力,Pa;在确定回炼油和油浆生成量时.简单地假定MW,MWN,MWo,MWh.和——富气,生成的回炼油和油浆的比例与进反应器的回炼油汽油,柴油,回炼油和油浆的平均相对分子质量;和回炼油装的比例相同. D——回炼油回炼比,D一回炼油/新鲜将以上各式代入式(9).得到反应沉降器顶原料;压力动态响应模型d—p.a:墨』『丝+盟++.—旦_+墨苎.]一-ILMW哪.MWN.MWD.MWhD1+D2.yD1+D2J!!±!!±!l82.2分馏塔压力动态响应方程2.2.1分馏塔塔下段压力动态模型反应油汽进入催化裂化主分馏塔后,从分馏塔底至顶依次被分离成油浆,回炼油,柴油和(汽油+气体+水蒸气).为了简化分析,将主分馏塔分成上下两段:(1)从柴油和回炼油抽出板中间至塔底油浆抽出为塔下段.流入物流为反应油汽,流出物流为油浆和回炼油及流至塔上段的流出物流.(2)从柴油和回炼油抽出板至塔顶为塔上段.流入物流为塔下段来的流出物流,流出物流为柴油和从塔顶出去的(汽油+气体+水蒸气).基本假定:(1)每段压力按集中化参数建立模型,即各段压力均一,段间压降为后段塔板压降;(2)忽略塔内回流流量和循环回流流量的影响,忽略塔顶冷回流的影响}(3)柴油,回炼油和油浆均以液体形式抽出,其体积与气体体积相比可忽略不计,在建立压力动态模型时认为这几个物流进入各塔段后即冷凝为液体.对塔下段作物料平衡,应用式(8),得到塔下段压力的动态响应方程訾一{[沉降器出口反应油汽(含水蒸气)一回炼油一油浆]一(进出塔下段和塔上段之间的物料流量Qb))(19)式中各项物料单位均为kmol/s;pb——塔下段压力,Pa;——塔下段气相温度,K;——塔下段容积,m;进出塔下段和塔上段之间的物料包括富气, 汽油,柴油和水蒸气,流量按下式计算'..................................一Qb:矗.√pb(户b—A一△)(20)式中.——取决于塔上段塔板流动阻力的常数;A——塔上段压力,Pa;Ap——塔上段塔板静压,Pa;P一户一△p——塔上段流动阻力,Pa.将式(12),(14),(17)和(20)代入式(19),得訾一一?91…I一Fo921)}(2】)2.2.2分馏塔塔上段压力动态模型对塔上段作物料平衡,得到塔上段压力P的动态响应方程dp,一等[进出塔下段和塔上段之间的物料流量Q.柴油流量一塔顶至塔顶油汽分离罐的物料流量Q](22)式中各项物料单位均为kmol/sP——塔顶压力,Pa;丁——塔顶气相温度,K;——塔上段容积,m.塔顶至塔顶油汽分离罐的物料包括富气,汽油和水蒸气,流量按下式计算36石油(石油加工)第l4卷一 (23)式中——取决于塔顶至油汽分离罐上冷凝冷却器流动阻力的常数;(一户)——塔顶至油汽分离罐上冷凝冷却器流动阻力,Pa.将式(12),(2o)和(23)代入式(22),得P——塔顶油汽分离罐压力,Pa;孥:一Y删olx-_~.p.卜i},2.3分馏塔顶油气分离罐压力动态模型V——油汽分离罐容积,121.对油汽分离罐中的气体作物料平衡,假定粗气压机的入口富气流量与气压机进出口压力,汽汽油和水蒸气至油汽分离罐后即刻冷凝成液体,轮机转速有关,而汽轮机蒸汽流量直接影响其转对气体体积量影响可忽略不计.应用式(8),得速,油汽分离罐气体出口至气压机入口压降较小到油汽分离罐压力P的动态响应方程可视为常数,因而气压机入口流量可表示为=[(塔顶至油汽分离罐的物料流Q一.f(V)√户一户(26)量Q一粗汽油流量一污水量)一(至气压机式中户一一t——气压机排气压力,Pa; 的富气流量Q)](25)V——汽轮机蒸汽流量?kg/s.式中各项物料单位均为kmol/s;将式(11),(15),(16),(23)和(26)代入式p——油汽分离雏压力,Pa;(25),得——油汽分离罐温度,K;一:一y丽xIx-1一k~J(V)](27)2.4再生器压力动态模型由于使用co助燃剂,烧焦罐中烧焦反应表主风从烧焦罐底部和二密相床进入再生器,示为焦炭燃烧生成cO和HO,烟气从再生器顶离C+O.一一cO:开,进入废热锅炉和烟气回收系统,然后排入H+{o一-'Ho大气.应用式(8),对再生器稀相段和过渡段作压力其中碳燃烧反应时气体为等分子反应;而氢燃烧平衡时,每反应一个氢原子,多产生1/4个分子的气一罐产生的烟气+二密相床墨:烧较烧焦罐出口处氢已几乎螂烧警风'流过再恚烧焦罐烟气量+4(1裔㈣双动滑阀的烟气量](28)………+)…式中各项物料单位均为kmol/s;二密相床中只有碳的燃烧反应,因而是等气体分一一再生器顶压力,Pa;子反应,即烟气量与二密相风量相同T——再生器顶温度,K;二密相烟气量一V(3O)——再生器稀相段和过渡段气相容积,流经再生器双动滑阀的烟气总量为.m3.烟气排出量一1.5789×1oz√垒羔女,kmol/s(31)式中mwfl——烟气平均相对分子质量d～阀孔孔径,m;Z——双动滑阀开度,;Ca——流量系数,为阀孔孔径和滑阀第3期催化裂化装置动态机理模型37开度的函数;y——膨胀系数,为阀孔孔径和滑阀开度的函数;z——孔板上游烟气压缩系数,再生器出口处烟气的z≈1;——双动滑阀后的压力,P丑,随烟气流量变化而有所改变烟气排出量户=户+(烟气排出量).(32)户一——大气压力,Pa;n——烟道气流动阻力系数,Pa?s/kmol.将式(32)代入式(31),得到烟气排出量与再生器顶压力,滑阀开度,烟道气流动阻力的关系将上面各式代入式(28),并且假设再生器顶则再生器顶压力的动态方程为温度与烧焦罐出口温度相差一个定值aT,(K),d户出×+一~lCscGc.tn一(33)(34)2罗雄瓣,裒曩,林世雄.石油(石油加工),1998,14(2){参考文献611罗雄瓣,裒曩.林世雄.石油(石油加工),1998,14(1);3林世雄主编石油炼制工程(下册)?第二版-北京:石油工34业出版社,1988DYNAMICM0DELING0FFLUIDCA TALYTICCRACKINGUNITⅢ.CatalystTransportSystemandPressureSystem LuoXionglinYuanPuLinShixiong(Uni~dtyofPetroleum,&枷102200) AbstractTheformulawereobtainedtocalculatethespent,regeneratedcatalysttransportrate andthecatalysttranspo~ratefromthesecondstageoftheregeneratortothebottomofthefirstwhic hmustbedeterminedbeforethedynamicmodelingoftheFCCU,accordingtothebalanceofpre ssure. Thepressuredynamictransientequationsforseparatoratthetopoftheriserreactor,mainfracti ona-tor,separator{orgasandgasolineandregeneratorwereproposedonthebasisoftheequationof state foridealgasandthechangeofmolecularratesthroughthevessels.KeywordsFCCU,catalysttransport,pressure,model,dynamic。
催化裂化装置分馏塔顶部腐蚀原因分析及防护措施作者：马猛钢来源：《名城绘》2020年第05期摘要：延安炼油厂催化装置在历年计划大检修期间，均发现200万吨/年和100万吨/年催化装置分馏塔上部及顶循系统先后出现较为严重的腐蚀现象，对装置的安全平稳运行带来了严重影响。
本文主要对催化裂化装置分馏塔顶部腐蚀原因和防护措施进行了阐述，以供参考。
关键词：催化裂化装置;腐蚀;防护一、腐蚀情况1、200万吨/年催化装置：⑴、09年装置大检修期间发现分馏塔25#、26#、27#减薄严重，集油箱内底板开裂，受液盘腐蚀减薄，由10mm减薄为4.5mm;顶循抽出管线及返塔管线腐蚀减薄，最薄处减至7mm;顶循泵叶轮流道隔板腐蚀严重，部分消失。
⑵、10年装置大检修期间发现分馏塔上部腐蚀现象不是很明显，但09至10年运行周期内分馏顶循轻油系统发生多次腐蚀泄漏事故，严重影响装置平稳运行。
2、100万吨/年催化装置：09年装置抢修及10年装置检修期间均发现分馏塔上部存在腐蚀现象。
2010年6月装置在大修期间发现分馏塔腐蚀情况如下：①油气分配盘腐蚀、损坏严重;钢板均为蜂窝状;升气筒顶盖支撑角钢断裂、顶盖钢板蜂窝状;②27层塔盘倾斜、半边塔盘紧固件脱落且塔盘下塌、支撑圈受腐蚀;支撑梁螺栓孔处腐蚀严重，致使紧固螺栓脱落，塔盘下榻;③22、23、24、25层塔盘挡流板、降液板、受液板腐蚀严重均为蜂窝状，分馏塔器壁腐蚀减薄严重，中上段外部进行加固处理（因腐蚀严重器壁减薄，在分馏塔筒体外部加固一圈宽为4.5米的10mm厚钢板）;④21层塔盘挡流板、重柴油抽出液封盘受腐蚀严重;分馏塔19层以上塔盘支撑圈、受液盘、支撑梁、降液板等内构件全部更换为不锈钢。
二、材质情况1、200万吨/年催化装置：分馏塔28至32#塔体材质为20R+405，其余塔体材质为20R;28至32#塔盘材质为405，其余为Q235-B;紧固件材质为1Cr13，受液盘及降液板材质为Q235-A;2、100万吨/年催化装置：分馏塔上部即19#以上塔盘，塔体材质为20R，塔盘在2010年大修期间更换为304，1#至18#为12AlMoV，主梁材质为Q235A，降液板、受液盘等内构件为304;3、40万吨/年催化装置：分馏塔上部塔体材质为15CrMoR，塔盘材质为1Cr18Ni9Ti，塔盘材质为12AlMoV A3F;三、原料性质情况依据2009年延安炼油厂原油分析评价报告，延安炼油厂属于轻质原油;凝点较低，硫含量较低，为0.08%;原油酸值低，为0.03mgKOH/g;原油蜡含量较高，为14.5%。
催化裂化反应机理研究进展及实践应用一、内容描述随着全球能源需求的不断增长和环境保护要求的日益严格，石油化工行业正面临着巨大的压力和挑战。
为了提高石油加工效率，降低生产成本，实现可持续发展，催化裂化技术作为一种重要的石油加工方法，得到了广泛的关注和研究。
本文将对催化裂化反应机理的研究进展进行概述，并结合实际应用案例，探讨催化裂化技术的发展趋势和前景。
首先本文将介绍催化裂化的基本原理和过程，催化裂化是一种在催化剂的作用下，通过加热、高压等条件使原油中的烃类分子断裂成更小分子的过程。
这一过程中涉及到多种反应类型，如氢转移反应、异构化反应、芳构化反应等。
了解这些反应类型及其动力学特性对于优化催化裂化工艺具有重要意义。
其次本文将重点介绍催化裂化反应机理的研究进展，近年来随着科学技术的不断发展，催化裂化反应机理的研究取得了显著成果。
研究人员通过对实验数据和理论模型的分析，揭示了催化裂化反应中的各种关键因素及其相互作用规律。
例如催化剂的选择和性能、反应温度和压力、进料组成和结构等都对催化裂化反应的速率和选择性产生重要影响。
此外研究人员还发现了一些新的催化裂化反应途径和机制，为优化催化裂化工艺提供了理论指导。
本文将结合实际应用案例，探讨催化裂化技术的发展趋势和前景。
随着环保法规的不断完善和技术水平的提高，催化裂化技术在国内外得到了广泛应用。
例如中国石化、中国石油等国内大型石油化工企业已经在催化裂化领域取得了一系列重要突破，实现了高效、低排放的生产目标。
未来催化裂化技术将继续向高性能、高选择性和低能耗方向发展，为全球石油化工行业的发展做出更大贡献。
1. 催化裂化反应技术的重要性和应用领域提高原油利用率：CFCC技术可以将原油中的长链烃类分子分解为较短的烃类分子，从而提高原油的加工效率和利用率。
这对于资源有限的国家和地区具有重要意义，可以降低对进口原油的依赖，减少能源消耗。
降低生产成本：CFCC技术具有较高的转化率和选择性，可以有效地去除原油中的杂质和有害物质，提高产品的质量。
催化裂化分馏塔器壁泄漏原因分析及处理措施贾少磊【摘要】催化裂化装置的分馏塔器壁在运行期间出现泄漏，停工抢修发现泄漏处的器壁穿孔，塔壁内部经过除锈后发现腐蚀产生在局部，经过原因分析发现，穿孔的主要原因是进行CTST塔盘技术改造后，穿过罩帽产生的气流冲蚀造成的，同时也有塔器制造、油品性质以及设备管理的原因，为了尽快恢复生产，现场采取了局部挖补的维修方案，并采取了延缓冲蚀的措施。
最后分析了泄漏事故的经验教训，避免类似的事故再次发生。
%Leakage was found in fractionating tower wall of catalytic cracking unit in operation , a punch hole was found during the shutdown repair , corrosion was found locally after the tower wall internal rust removal.Through the cause analysis , it was found that the main reason of perforation was caused by air erosion through the cover cap after carrying out technical transformation of CTST tray , at the same time it may also be caused by some other reasons , such as tower manufacturing , oil property and equipment management.In order to resume production as soon as possible , the scene took a maintenance scheme for local patching , and took measures to slow the erosion.The experiences and lessons from the accident were analyzed to prevent similar incidents from happening again.【期刊名称】《广州化工》【年(卷),期】2015(000)012【总页数】3页(P147-148,184)【关键词】催化裂化;分馏塔;器壁;冲蚀;泄露;修复【作者】贾少磊【作者单位】中国石油大学华东山东石大科技集团有限公司，山东东营 257061【正文语种】中文【中图分类】TE98催化裂化装置的分馏塔在运行期间，操作工在巡检时发现有汽油味，仔细查找后发现塔器外保温有油滴，在现场通过拆除保温检查发现塔器上部一焊缝处出现砂眼。
流程模拟技术在催化裂化装置上的应用摘要：以某公司130万吨/年催化裂化装置为研究对象，采用Aspen Plus流程模拟软件，建立了与实际工况相吻合的催化裂化装置稳态流程模拟模型，通过对分馏塔、吸收塔、解吸塔、再吸收塔、稳定塔的模拟，了解各操作参数对装置性能的影响；通过对影响催化裂化装置汽油、柴油收率的关键操作参数进行灵敏度分析，优化操作，实现提高催化裂化装置效益的目的。
关键词：Aspen Plus;流程模拟;催化裂化1、前言通过Aspen流程模拟技术可以寻找装置生产瓶颈，以此来优化装置的操作条件，降低装置能耗，加强工艺人员对工艺机理的掌握，从而改善操作，获得经济效益，提高企业竞争力。
本次流程模拟的主要目标，是建立催化裂化装置分馏系统和吸收稳定系统的Aspen Plus流程模拟模型，并进行如下研究：对催化裂化装置的分馏系统和吸收稳定系统的5个塔进行流程模拟；对装置操作进行优化分析；对影响装置汽柴油收率的关键操作参数进行敏感度分析，给出操作指导性方案。
2、基本工况模拟本次模拟采用Aspen Plus流程模拟软件，建立催化裂化装置的流程模型。
该催化裂化装置的主分馏塔选用PetroFrac模块，吸收塔、再吸收塔、解吸塔、稳定塔选用RadFrac模型。
模型的物性方法分馏部分选用MXBONNEL,吸收稳定部分选用GRAYSON，依据实际工况对模型进行校核。
对分馏系统和吸收稳定系统进行模拟，模拟结果与实际比较如下：表1模拟温度与实际温度对照表项目模拟数据℃实际数据℃偏差％项目模拟数据℃实际数据℃偏差％吸收稳定系统分馏系统吸收塔顶温度46.746.21.08塔顶温度119120-0.83吸收塔底温度54.653.61.86顶循抽出温度162161.62再吸收塔顶温度57.655.43.97柴油抽出温度212.7215-1.07再吸收塔底温度63.964.3.62一中抽出温度260258.5.58解吸塔塔顶温度63.863.2.95二中抽出温度3303154.76解吸塔塔底温度109.2113.53.78回炼油抽出温度3413303.33稳定塔塔顶温度56.559.3-4.72油浆抽出温度337.5337.15稳定塔塔底温度161.7163.1-0.85粗汽油干点203203.20从上表计算结果可以看出用Aspen Plus建立的分馏和吸收稳定模型计算出来的模拟数据与装置的实际数据基本吻合，说明该模型对装置生产有一定的指导作用。
350万吨/年重油催化裂化装置仿真系统使用手册（分馏工段）北京东方仿真控制技术有限公司目录一.工艺流程简介........................................... 错误!未定义书签。
1．装置简介.................................................错误!未定义书签。
2．工艺流程说明.............................................错误!未定义书签。
二.设备列表............................................... 错误!未定义书签。
三.仪表列表............................................... 错误!未定义书签。
四.装置主要现场阀列表 ..................................... 错误!未定义书签。
五.操作规程............................................... 错误!未定义书签。
冷态开车....................................................错误!未定义书签。
正常停车...................................................错误!未定义书签。
正常调节...................................................错误!未定义书签。
事故处理....................................................错误!未定义书签。
六.复杂控制回路........................................... 错误!未定义书签。
串级控制....................................................错误!未定义书签。
第43卷 第2期厦门大学学报(自然科学版)Vol.43 No.2 2004年3月Journal of Xiamen University(Natural Science)Mar.2004 文章编号:043820479(2004)022*******催化裂化分馏塔动态机理模型与仿真研究收稿日期:2003204230作者简介:周华(1976-),男,硕士.周 华,江青茵,曹志凯(厦门大学化学工程与生物工程系,福建厦门361005)摘要:首先经严格的机理分析给出分馏塔逐板计算的模型,然后采用房室法、虚拟组分法将模型简化.最后对所建立的机理模型进行求解仿真,并给出了仿真结果,通过仿真验证了模型的准确性.关键词:催化裂化;模型;仿真;分馏塔.中图分类号:TQ015.9,TQ202文献标识码:A 复杂化工过程的优化与控制一直是研究热点.采用机理方法建立过程的动态或稳态数学模型并进行仿真模拟,可以了解过程的内在关系和不同因素对过程的影响.由于化工过程大都非常复杂,过程动态机理建模一直是难题[1].催化裂化装置是石油二次加工的重要装置,由反应再生、分馏及稳定装置组成.在催化裂化反应-再生建模与优化控制方面,本实验室已经做了大量的研究工作[2,3],故本文只讨论分馏塔的建模和仿真.催化裂化分馏塔所处理的是包含了无数沸点相近、受反2再工况的反应深度影响的复杂混合物,进入分馏塔的热量也由反2再工况决定.本文在借鉴目前研究较为成熟的精馏塔及各种常减压分馏塔动态模型[4～12]的基础上,结合催化裂化分馏塔的流程特点,运用虚拟组分和房室法[13],对逐板计算模型进行简化处理,全塔分成5个等效的塔段并假设有5个虚拟组分,分别列出每段组分的质量和能量的连续性方程.建立了以液相组分与塔段温度为主要状态变量,塔段的液相滞留量为辅助变量,由若干微分方程和代数方程组成的全塔模型,并对模型进行仿真研究,从而分析验证模型的准确性.1 工艺描述催化裂化装置对一次加工后的重油(腊油、渣油)进行裂化反应,反应油气进入分馏塔,在分馏塔中经过脱过热段和循环回流取热后得到不同的成品油产物.催化裂化分馏塔(见图1)是一个耦合严重、非线性、不确定性强的复杂的工业装置,其控制水平的高低直接影响产品的分布及质量;它具有以下工艺特征[14]:1)分馏塔底设有脱过热段,处理物料为复杂混合物;2)塔顶多采用循环回流,有侧线抽出;3)大量采用中部循环回流来控制各段温度;4)从塔底进料,进料为过热油气. 图1 催化裂化分馏塔12回炼油罐;22泵;32换热器;42分馏塔;52冷却器;62粗汽油罐;72汽提塔 Fig.1 FCCU fractionator2 分馏塔动态机理建模在分离工程和物理化学等学科对分离过程的内在机理、热力学计算、工艺参数计算等研究的基础上,综合全塔的物料平衡、能量平衡、相平衡、组分平衡等方程,可得出分馏塔的逐板计算的全塔动态模型.为简化计算,依据生产工艺的实际情况提出以下几条假设:1)每块塔板上的液相充分混和;2)每层塔板上的汽相滞留量忽略不计;3)同层塔板内温度均匀;4)离开塔板的液相组分与塔板上液相滞留量的组分相同;5)各板的热量损失忽略不计;6)侧线以液相形式抽出;7)忽略汽液相温差引起的传热,只考虑汽液相传质引起的潜热变化;8)进行各种衡算时将物料分为汽相和液相两个对象进行考虑.分馏塔中塔盘的汽液流程图如图2所示,基本上代表了每块塔板的情况,对于图2所示的第j 层塔板的第i 个组分,其逐板计算的动态模型可由以下几组方程描述:液相物料平衡方程: 图2 分馏塔中各塔盘的物料流示图 Fig.2 Diagram of input 2output streams for plate j inFCCU fractionatord M jd t=L j -1+L F -L o -L j +N tj(1)液相组分平衡方程:d (M j x ij )d t=L j -1x ij -1+L F x iF - L o x io -L j x ij +N ij (2)液相能量平衡方程:d (M j H j )d t =L j -1H j -1+L F H F - L o H o -L j H j +E tj(3)气相物料平衡方程(忽略气相动态滞留量):V j -V j -1-N tj +V F =0,N tj =∑ci =1N ij(4)气相组分平衡方程:V j x ij -V j -1x ij -1-N ij +V F x iF =0(5)气相能量平衡方程:V j h j -V j -1h j -1-E tj +V F h F =0(6)组分加和方程:∑ci =1x ij =1(7)∑ci =1y ij =1(8)焓值计算方程[15,16]:H ij =αi +βi T j(9)h ij =γi +δi T j(10)汽液相热量传递方程:E tj =∑ci =1N ij h ij(11)汽液传质速率方程:N ij =K G ij (y ij -K j x ij )(12) 图3 转化率升高对各组分含量以及温度的影响B 2塔底液相汽油含量;C 2塔底液相柴油含量D 2塔度液相油浆含量;E 2塔底液相回炼油含量 Fig.3 Inf luences on dif f erent com ponents and operat 2ing tem peratures af ter a step change (f rom 0.40to 0.45)in conversion rate式中K G ij 为传质系数,其计算参见文献[17],式(12)中相平衡系数K j 的计算参见文献[18].压力衡算方程(由p =RV n T 推导):d p d t =R V (T d n d t +nd Td t)(13)式中d nd t由式(1)和式(13)联立可以求解.塔板水力学计算参照文献[19]所给定的有关公式,有关符号说明参见附录A .式子(1)～(10)为图2所示的有N 层塔板的逐板计算模型,式(9)和(10)表示每层塔板的液相焓和汽相焓,这些焓值都是塔板温度的函数.・812・厦门大学学报(自然科学版) 2004年如果不做任何简化,一个分馏塔有几十层塔板,假设有10个组分(催化裂化分馏塔实际上不只这些组分),采用逐板计算方法将会产生几百个非线性微分方程和几百个代数方程,这给模型的求解和仿真带来很大困难,且很难满足工业实时计算的要求.表1 虚拟组分焓值计算方程参数表Tab.1 Parameters def ined in the enthalpy equation of pseudo com ponentsZX Y A 00A 01A 02×102A 10A 11×102A 12×102 H 3L T 3A PI 3.81920.2483-0.27060.37180.19720.4754 H 33VT 3A PI 78.12120.3917-0.16540.30590.09960.4630 H V 2T K 24.2206-20.517158.570.8627-7.55000.0672 G V 1H V K -1557.44408.443-1906.32-4.66634.8260.1010 G V 2G V 13A PI 512.06-8.6401-3.016-0.24971.8720.5582 H V 1G V 2P24.47-0.33270.0129-0.15780.17620.2387 H L ,HV 2分别为液、汽相焓,千卡/公斤;P 2系统压力,公斤/厘米3;T 2体系温度,℃;K 2特性因数;3A PI 2比重指数.为简化模型,针对催化裂化分馏塔的实际情况,将有32块塔盘的分馏塔分为5个块(j =1,2,3,4,5),即采用房室法处理,突出有物料进入、侧线抽出的塔盘以及3个循环取热回流的塔盘的计算.将分馏塔内的物料按其产品划分为5个虚拟组分(c =5),即汽油、柴油、回炼油、油浆、富气.其中富气在塔内为不凝气,在液相中不予考虑.另外虚拟组分焓值计算方程[20]如下:Z =∑2i =0∑2j =0A ij X i Y j (i +j ≤2)(14)其中Z ,A ij ,X ,Y 的值见表1.虚拟组分分子量的计算采用石油大学提出的经验式,该式不仅适合直馏馏分,也适用二次加工产物.M i =a +b T +c KT +d (KT )2+e ρT (15)其中参数a ,b ,c ,d ,e 的值源于文献[21],式中:T -馏分的中平均沸点,K;K -馏分的特性因数;ρ-馏分油20℃时的密度,g/cm 3;a =184.5,b =2.2945,c =-0.223,d =0.133853×10-4,e =-0.62217.进料汽相或者液相的平均分子量的计算:M L =∑ci =1x i M i(16) M L =∑c i =1y i M i(17)上述5个分段4个虚拟组分(富气当作不凝气处理)的简化模型共包含若干微分方程和代数方程,采用四阶Runge 2Kutta 法求解,求解时设反应转化率的初值均为0.40,考察转化率降低及转化率升高 图4 转化率降低对各组分含量以及温度的影响B 2塔底液相汽油含量;C 2塔底液相柴油含量D 2塔底液相油浆含量;E 2塔底液相回炼油含量F 2进料转化率:G 2塔底段温度 Fig.4 Influences on different components and operatingtemperature after a step change (from 0.40to 0.35)in conversion rate对全塔组分和温度的影响,图3为转化率阶跃减少0.05的仿真结果,图4为转化率阶跃增加0.05的仿真结果.从图3、4中可以看出,当进料转化率升高,轻组分含量增加,重组分含量降低,塔底段温度升高,当转化率降低时,轻组分含量减少,重组分含量增加,塔底段温度降低.提高转化率有利于提高重油加工过程的轻质油收率.上述仿真结果与工业过程实际情况相符,说明本文给出的动态机理模型可以较好的反映实际工业装置的动态特性.3 结 论采用房室法和虚拟组分法建立催化裂化分馏塔动态数学模型,并进行了裂化反应转化率对分离过・912・第2期 周 华等:催化裂化分馏塔动态机理模型与仿真研究程影响的仿真,得到的仿真结果与实际相符.附录A 符号说明:M 2液相物料积累量 L 2液相流量 N 2传质量x 2液相组分摩尔分率 h 2气相焓值H 2液相焓值E 2传热量V 2气相流量y 2气相组分摩尔分率 M 2平均分子量下标:L 2液相 v 2气相 i 2组分 j 2塔段或者塔板参考文献:[1] 王骥程.过程动态模型[M ].杭州:浙江大学出版社,1994.[2] 江青茵,曹志凯,陈紫鸾.催化裂化提升管反应器不可测输入的在线观测[J ].化工学报,2003,54(2),204-208.[3] 江青茵.催化裂化装置优化控制系统[P ].中国专利:Z L 95115925.9,200026224.[4] Drozdowicz B ,Martinez E.Reduced models for separa 2tion processes in real 2time simulations [J ].Comput.Chem.Engng.,1988,12(2):547-560.[5] 杨健,钱积新,周春晖.非理想多元物系精馏塔动态数学模型[J ].化工学报,1990(1):103-110.[6] Revaglio M ,Ranzi E ,Biardi G ,et al.Rigorous dynamicsand control of continuous distillation systems :Simulation and experimental results [J ].Comput.Chem.Engng.,1990,14(8):871-887.[7] G ani R ,Ruiz C A ,Cameron I T.A generalized modelfor distillation columns 2I :Model description and applica 2tions[J ].Comput.Chem.Engng.,1986,10(3):181-198.[8] G ani R ,Ruiz C A ,Cameron I T.A generalized modelfor distillation columns 2II :Model description and applica 2tions[J ].Comput.Chem.Engng.,1986,10(3):199-211.[9] 于静江,高衿畅,周春晖.大型原油蒸馏塔的模型化及控制[J ].工业过程模型化与控制,1991(4):65-171.[10] Lang P ,Szalmas G ,Chinkany G ,et al.Modelling of acrude distillation column[J ].Comput.Chem.Engng.,1991,15(2):133-139.[11] 张亚乐,徐博文,方崇智,等.常压蒸馏塔的严格在线模型与仿真研究[J ].石油炼制与化工,1997,28(6):41-46.[12] 郑远扬,郝富军.催化裂化分馏塔动态仿真数学模型和算法[J ].化工学报,1994,6(45):704-711.[13] Morari M ,Stephanopoulos G.Studies in the synthesisof control structures for chemical processes ,part II :Structural aspects and the synthesis of alternative feasi 2ble control schemes[J ].AIChE J ,1980,26(2):232-260.[14] 林世雄.石油炼制工程(下)[M ].北京:石油工业出版社,1994.326.[15] 王松汉.石油化工设计手册(石油化工基础数据)[M ].北京:化学工业出版社,2001.909-987.[16] 石油大学炼制系.石油炼制及石油化工计算方法图表集[M ].山东东营:石油大学出版社,1997.501-509.[17] Krishnamurthy R ,Taylor R.A nonequilibrium stagemodel of multicomponent separation column process :parison with experiments[J ].AIChE J ,1985,31:449.[18] 郭天民.多元汽-液平衡和精馏[M ].北京:化学工业出版社,1983.[19] 化学工程手册编辑委员会.化学工程手册(第三卷)[M ].北京:化学工业出版社,1989.177-181.[20] 林世雄.石油炼制工程(上)[M ].北京:石油工业出版社,1994.100.[21] 梁文杰.石油化学[M ].山东东营:石油大学出版社,1995.97.Dynamic Mechanics Model &Simulation forCatalytic Cracking FractionatorZHOU Hua ,J IAN G Qing 2yin ,CAO Zhi 2kai(Dept.of Chemical and Biochemical Engineering ,Xiamen University ,Xiamen 361005,China )Abstract :This paper discusses the dynamic modeling for the fractionator of Fluidized Catalytic Cracking Unit(FCCU ).In this modeling ,compartment method is adopted and the products of the catalytic cracking are de 2scribed as five pseudo components.The simulation results show that this dynamic model can predict the dynamic responses of each compartment when the operating conditions of the fractionator are changed.K ey w ords :catalytic cracking ;dynamic model ;simulation ;fractionator・022・厦门大学学报(自然科学版) 2004年。
