石油大学辅助反应器催化汽油降烯烃技术工艺说明书.docVIP

绝 密广西田东石油化工总厂50万吨/年重油催化装置采用“催化汽油辅助反应器改质降烯烃技术”工艺条件说明书（北京）2004.08目 录一、前 言1二、技术简介11、技术背景12、技术说明23、技术特点44、工业应用6三、工艺条件61、工艺流程62、催化剂113、重油原料性质124、重油提升管反应器主要操作条件125、重油提升管反应器物料平衡及产品性质146、催化汽油改质过程物料平衡157、催化汽油改质过程热量平衡178、催化汽油改质过程工艺条件199、催化汽油改质过程产品性质及组成2010、反再系统新增及改造设备说明22四、开工要点241、开工应具备的条件242、装置检查253、辅助提升管出口温度的控制264、辅助沉降器压力的控制265、提升管进料量的控制286、辅助沉降器汽提段藏量的控制287、汽提蒸汽量29五、结 论29一、前 言近年来，随着对环保要求的日益严格，国家环保局制定了“车用汽油有害物质标准”，要求汽油中的烯烃含量35 v%，辛烷值（研究法）90，芳烃含量40 v%，并于2003年7月1日在全国实施。从目前汽油质量标准的发展趋势来看，在烯烃含量要求进一步降低的同时，辛烷值的提高和硫含量的降低也会很快成为新的标准要求。预计在2005年后，特别随着2008年的“绿色奥运”的日益临近，汽油质量将实行更严格的欧洲III类排放标准，烯烃含量要求在18 v%以下，辛烷值在95以上，同时，硫含量要求更低。另一方面，为了发展石油化工产业，实现炼油产品结构的调整，增产液化气和丙烯也日益成为炼油行业的迫切需求。广西田东石油化工总厂拟对中国石油抚顺石化公司石油三厂一套50万吨/年重油催化装置进行异地搬迁改造，以加工大庆常压重油。预计在未采用任何措施的情况下，汽油烯烃含量为50v%左右。为了能够生产满足新标准的汽油，广西田东石油化工总厂拟采用石油大学（北京）成功开发的“催化汽油辅助反应器改质降烯烃技术”来解决汽油烯烃含量超标问题。综合考虑分析广西田东石油化工总厂的具体情况，结合大量实验室结果和工业化结果，提出如下“催化汽油辅助反应器改质降烯烃技术”的工艺条件及其说明。二、技术简介1、技术背景为了满足汽油新标准，石油大学（北京）成功开发了“催化汽油辅助反应器改质降烯烃技术”，以常规催化裂化工艺为基础，利用常规催化裂化催化剂，依托原有催化裂化装置，增设一个带有独立沉降汽提系统的辅助改质反应器对催化汽油进行催化改质处理，使催化汽油中的烯烃主要进行氢转移、芳构化、异构化或者裂化等反应，达到降低烯烃含量、维持辛烷值不变的目的，彻底改变了采用降烯烃催化剂或助剂以及改变操作条件等措施所引起的产品分布和产品质量恶化的不利局面，满足了我国催化裂化汽油降烯烃以达到汽油新标准的迫切需要。“催化汽油辅助反应器改质降烯烃技术”还能够灵活地通过调整反应操作强度和汽油改质比例增产液化气和丙烯，实现炼油产品结构的调整，发展石油化工产业。2、技术说明通过对催化汽油典型的PONA组成和催化裂化反应机理分析可知，为了降低催化汽油烯烃含量，同时保持辛烷值基本不变，在对其进行改质时，必须对所发生的反应有所促进和抑制，即实现催化汽油烯烃组分的定向催化转化。需要促进的反应有：异构化、氢转移、环化、芳构化和脱烷基反应，需要抑制的反应有：初始裂化和缩合。“催化汽油辅助反应器改质降烯烃技术”以常规催化裂化催化剂和常规催化裂化工艺为基础，依托原有催化裂化装置，增设了一个带有独立沉降汽提系统的辅助改质反应器，利用这一辅助改质反应器对催化汽油进行改质，促进了需要的反应并抑制了不需要的反应，实现了催化汽油的良性定向催化转化，从而达到了降低烯烃含量、维持辛烷值基本不变的目的。为了增产液化气或丙烯，需要采用较苛刻条件的操作，使烯烃的裂化反应、芳构化和脱烷基反应等占据优势，最大限度多产丙烯等液化气组分，同时，降低汽油烯烃含量，提高汽油辛烷值。图1是“催化汽油辅助反应器改质降烯烃技术”本装置催化汽油改质双分馏塔方案流程示意图，即催化汽油改质油气进入单独设立的分馏催化汽油改质油气粗汽油汽油分馏塔裂化气改质汽油洗涤介质冷凝罐主 分 馏 塔富 气冷凝罐辅助反应器重油提升管反应器催化裂化反应油气重油油浆柴油图1 本装置催化汽油改质双分馏塔方案流程示意图系统进行分离，此方案适合于汽油烯烃含量降低到35 v%、30 v%或者是20 v%以下的各种要求。图2是“催化汽油辅助反应器改质降烯烃技术”本装置催化汽油改质单分馏塔方案流程示意图，即本装置的催化汽油改质油气进入本装置原沉降器或大油气管线与重油提升管反应器得到的反应油气混合后进入原分馏塔进行分离，此工艺方案仅仅适合于汽油烯烃含量降低到35 v%的要求。图3是“催化汽油辅助反应器改质降烯烃技术”外装置催化汽油改质单分馏塔方案流程示意图，即对外装置催化汽油进行改质降烯烃，改质油气进入本装置的原沉降器或大油气管线与本装置重油提升管反应器催化汽油改质油气粗汽油主 分 馏 塔裂化气去吸收稳定系统冷凝罐辅助反应器重油提升管反应器催化裂化反应油气重油柴油粗汽油去吸收稳定系统图2 本装置催化汽油改质单分馏塔方案流程示意图得到的反应油气混合后进入原分馏塔进行分离，此工艺方案仅仅适合于汽油烯烃含量降低到35 v%的要求。3、技术特点该技术具有如下特点和优势（性能保证）：1、汽油烯烃含量可以降低到18 v%，达到欧洲III类排放标准，辛烷值（RON）不损失；2、改质过程汽油损失小，液收率高；对改质汽油烯烃含量为35 v%的要求时，液收率大于98.5 m%，对改质汽油烯烃含量为18 v%的要求时，液收率大于97.0 m%；改质油气粗汽油主 分 馏 塔裂化气冷凝罐辅助反应器重油提升管反应器催化裂化反应油气重油柴油粗汽油去吸收塔裂化气重油提升管反应器重油粗汽油主 分 馏 塔冷凝罐柴油粗汽油去吸收塔图3 外装置催化汽油单分馏塔方案流程示意图3、可以根据炼油企业的要求，通过调整反应操作强度和汽油改质比例，调变液化气收率和汽油馏分收率，可增加丙烯产率34个百分点；4、辅助反应器包括提升管反应部分和床层反应部分，有机地结合在工业催化裂化装置中；5、改质用的辅助反应器可以采用单独优化的工艺条件；6、虽然对催化汽油中的氢进行了重新调配，但过程不耗氢，并且没有额外的催化剂损耗。4、工业应用该技术的本装置催化汽油改质单分馏塔方案已在中国石油华北石化分公司的100万吨/年重油催化裂化装置和滨州石化公司20万吨/年催化裂化装置上成功工业化。技术运行后，汽油烯烃含量降低到35 v%以下，过程干气加焦炭损失小，对整体产品分布无不利影响，主要产品性质不变，成功实现了催化裂化装置重油裂化主提升管和催化汽油辅助改质反应器两个反应器的平稳运行，圆满解决了两家公司汽油烯烃含量超标的问题。该技术的本装置催化汽油改质双分馏塔方案应用于中国石油抚顺石化公司的150万吨/年重油催化裂化装置也成果实现了工业化。运转三个月来，从该装置平稳操作、降烯烃效果以及物料平衡来看，都取得了很好的效果。催化裂化汽油的烯烃含量降到18 v%以下，且维持辛烷值不变，催化裂化粗汽油经过辅助反应器改质的物料平衡也是非常理想的，液收率达到97.5 m%，干气产率只有0.6 m%，降烯烃过程的干气加焦炭损失为2.5 m%，该损失只占整个重油原料处理量的0.4 m%。该技术的本装置催化汽油改质双分馏塔方案应用于中国石油哈尔滨石化公司100万吨/年重油催化裂化装置和中国石油呼和浩特石化公司90万吨/年的重油催化裂化装置的工作已经进入现场施工改造和工艺设计阶段。三、工艺条件1、工艺流程将重油提升管反应器得到的催化汽油进入辅助反应器进行改质降烯烃，采用“催化汽油辅助反应器改质降烯烃技术”本装置催化汽油改质双分馏塔方案，即在原催化裂化装置上增设一个带有独立沉降汽提系统的辅助流化反应器来对催化粗汽油馏分进行改质，以达到降低烯烃的目的。原反应-再生器不动，辅助反应器由提升管反应部分、床层反应部分、催化剂沉降部分及待生催化剂汽提段等组成。催化汽油在辅助反应器改质后，反应油气进入单独设立的分馏系统进行分离，详见图4。催化汽油改质油气粗汽油汽油分馏塔裂化气改质汽油洗涤介质冷凝罐主 分 馏 塔富 气冷凝罐辅助反应器重油提升管反应器催化裂化反应油气重油油浆柴油图4 广西田东石油化工总厂采用“催化汽油辅助反应器改质降烯烃技术”的工艺流程示意图流程简述如下：原催化裂化反再系统的操作不变，即重油原料与回炼油、回炼油浆在雾化蒸汽的作用下，从底部进入重油主提升管与来自再生器由水蒸气进行预提升的高温再生剂在一定的反应温度、重油原料预热温度、剂油比、催化剂活性、反应时间以及反应压力下进行接触、气化、混合和反应，油气、水蒸气与催化剂一起通过重油主提升管反应器，到主提升管反应器出口由高效气固快速分离装置和沉降器顶旋将反应油气和催化剂分开。催化剂经过沉降器进入汽提段，经过汽提后返回再生器。反应油气离开沉降器通过大油气管线进入主分馏塔底部进行富气、粗汽油馏分、轻柴油馏分、回炼油、油浆的分离。由再生器上设立的一引出高温再生催化剂物流的斜管将再生催化剂引入辅助改质反应器的提升管底部，催化汽油由分馏塔顶油气分离器出来，经喷嘴进入辅助改质反应器的提升管下部，与其中的催化剂进行接触、气化、混合和反应。在辅助改质反应器内，维持一定的反应温度、汽油原料预热温度、催化剂活性、反应压力和反应时间。然后，反应油气和催化剂进入辅助反应器的沉降系统，再通过设在顶部的旋分系统将催化剂和反应油气分开，催化剂进入辅助反应器的汽提段，与自汽提段底部引入的汽提蒸汽进行逆流接触，以汽提出催化剂夹带的油气。汽提后的催化剂由新设的待生斜管进入原再生器。反应后的完全与催化剂分离的改质油气经过油气管线进入改质油气分馏系统。石油大学（北京）提出了一种易于工业化的催化汽油改质油气分离工艺技术，并已经申请了国家发明专利。该技术包括两个方案回炼油脱过热洗涤方案和轻柴油脱过热洗涤方案，可分别见图5和6。回炼油脱过热洗涤方案的流程简述如下：改质油气从催化汽油辅助改质反应器引出后进入一个设有2030层塔盘的分馏塔内进行分离。首先在底部设有58层人字型挡板的催化剂洗涤脱过热段自下而上与主分馏塔来的回炼油进行逆流接触、洗涤催化剂粉末并换热，回炼油连同洗涤的少量重油和催化剂粉末从分馏塔底部引出，进入蒸汽发生器而回收高温热量，然后又分为三部分，一部分返回该分馏塔洗涤脱过热段的上返塔口，用该上返塔的量控制洗涤脱过热段内1层板下附近的温度在320350范围内；另一部分返回主分馏塔油浆上返塔口，该部分的量冷却器回炼油（来自主分馏塔）取热器油气分离罐富气去压缩机汽油去吸收稳定冷凝冷却器回主分馏塔油浆上返塔口69122124柴油去汽提塔冷却器辅助反应器反应油气搅拌蒸汽图5 催化汽油改质油气分离技术工艺流程示意图（回炼油脱过热洗涤方案）是催化汽油改质过程产生的轻柴油馏分量加上从主分馏塔引过来的轻柴油补充量；还有一部分返回该分馏塔洗涤脱过热段的下返塔口，用以控制该分馏塔底的液位。被洗涤后的油气向上进入分馏塔的精馏段进行轻柴油馏分、汽油馏分和裂化气的分离。在分馏塔下部设立中段循环回流，在分馏塔中部设立轻柴油馏分抽出线，控制轻柴油抽出温度为220250。轻柴油馏分去原轻柴油汽提塔。在分馏塔顶部设立循环回流，在分馏塔顶部设立油气冷凝器和油气分离罐，以分离出裂化气和汽油馏分，裂化气进入原催化裂化装置的富气压缩机入口，一部分汽油馏分返回分馏塔顶部作为塔顶回流，剩余部分进入原催化裂化装置吸收稳定系统。冷却器油气分离罐富气去压缩机汽油去吸收稳定冷凝冷却器1114取热器回主分馏塔油浆上返塔口辅助反应器反应油气搅拌蒸汽1轻柴油（来自主分馏塔）图6 催化汽油改质油气分离技术工艺流程示意图（柴油脱过热洗涤方案）轻柴油脱过热洗涤方案的流程简述如下：改质油气从催化汽油辅助改质反应器引出后进入一个设有1416层塔盘的分馏塔内进行分离。首先在底部设有56层人字型挡板的催化剂洗涤脱过热段内自下而上与主分馏塔来的轻柴油馏分进行逆流接触、洗涤催化剂粉末并换热，轻柴油馏分连同洗涤的少量重油和催化剂粉末自上而下流过该洗涤脱过热段而从分馏塔底部引出，进入蒸汽发生器而回收高温热量；然后又分为三部分，一部分返回该分馏塔洗涤脱过热段的上返塔口，用该上返塔的量控制洗涤脱过热段内1层板下附近的温度在220250范围内；另一部分返回主分馏塔油浆上返塔口，该部分的量是催化汽油改质过程产生的轻柴油馏分量加上从主分馏塔引过来的轻柴油补充量；还有一部分返回该分馏塔洗涤脱过热段的下返塔口，用以控制该分馏塔底的液位。被洗涤后的油气向上进入分馏塔的精馏段进行汽油馏分和裂化气的分离。在分馏塔顶部设立循环回流，在分馏塔顶部设立油气冷凝器和油气分离罐，以分离出裂化气和汽油馏分，裂化气进入原催化裂化装置的富气压缩机入口，一部分汽油馏分返回分馏塔顶部作为塔顶回流，剩余部分进入原催化裂化装置吸收稳定系统。该工艺技术的优点是能够回收高温热量，降低过程能耗，流程简单，投资少，操作稳定方便，易于实现。2、催化剂使用LV23BC催化剂或其它常规裂化催化剂，要求催化剂活性维持在60以上，主要物化性质指标见表1。表1 催化剂性质项 目新鲜催化剂平衡催化剂筛分组成，v020u1.40.22040u26.225.34080u54.649.480110u14.119.1110u3.76.0密度，g/ml充气密度0.910.88沉降密度0.930.92压紧密度1.031.04骨架密度2.732.6孔体积，ml/g0.10.2微反活性60金属含量，ppmFe2971.85752.5Ni102.64137.3Cu95.198.9Na2741.79344.3催化剂定碳，wt再生剂0.05待生剂1.153、重油原料性质广西田东石油化工总厂即将加工原油为大庆原油和俄罗斯原油的混合原油（90/10），他们提供了其基本性质和混合原油的基本性质，可见表2。按照其比例简单进行推算，两种原油混合加工后，其常压渣油（350）的量为50万吨/年，其性质见表3。表2 各原油及其混合原油性质分析项目二连（大庆）俄罗斯混合处理量，万吨/年65.010.0130.0密度（20），kg/m3878.0835.0861.2粘度（50），mm2/s 33.503.2020.76含酸，mgKOH/g0.200.010.14蜡含量，%17.003.2013.06残炭，m%4.802.103.70硫，m%0.120.630.16氮，m%0.410.150.27镍，ppm31.804.2016.98钒，ppb0.465.200.84HK-170石脑油收率，m%7.1024.7011.80170-320直馏柴油收率，m%17.5029.1021.48HK-180石脑油收率，m%8.0026.6013.03180-320直馏柴油收率，m%16.6027.2020.25320常压渣油收率，m%75.4046.2066.72原油类别低硫-石蜡基含硫-中间基说明：由于缺少实验数据，本表所列混合原料数据均为推算值，只做设计依据，不作为生产考核的数据。4、重油提升管反应器主要操作条件根据表3的混合原油常压渣油性质，对于汽油方案和柴油方案，重油提升管反应器的主要操作条件见表4。表3 各常压渣油及其混合常压渣油性质分析项目二连（大庆）俄罗斯混合原油处理量，万吨/年65.010.0130.0320常压渣油收率，m%75.4046.2066.72320常压渣油量，万吨/年49.014.6286.74残炭，m%6.664.385.69元素分析，m%C86.6085.7086.55H12.5011.4012.56S0.170.990.21N0.490.270.35族组成，m%饱和烃53.4044.7055.38芳 烃25.9048.5027.79胶 质19.805.9815.51沥青质0.850.801.29金属含量，mg/kgNi42.208.8026.18V0.669.001.54表4 重油提升管反应器主要操作条件项 目数 据生产方案汽油方案柴油方案原 料混合常压重油混合常压重油加工量，吨/时62.562.5催化剂常规催化剂常规催化剂催化剂微反活性60以上60以上反应温度，500510490500反应压力，Mpa（绝压）0.310.31再生温度，700700原料预热温度，220220剂油比6.25.7反应时间，s2.52.55、重油提升管反应器物料平衡及产品性质根据表3的混合原油常压渣油性质，对于汽油方案和柴油方案，重油提升管反应器的物料平衡见表5，汽油性质见表6，轻柴油性质见表7，回炼油性质见表8，油浆性质见表9，富气组成和性质见表10。表5 重油提升管反应器物料平衡，m%项 目数 据生产方案汽油方案柴油方案干 气3.73.5液化气13.812.1汽 油44.340.4轻柴油27.733.2油 浆2.53.0焦 炭7.57.3损 失0.50.5总 计100.0100.0柴汽比0.610.82表6 重油提升管反应器汽油性质项 目数 据密度(20)，kg/m3710.9硫含量，ppm405硫 醇，ppm76馏 程，HK3310%5050%8990%158KK185蒸汽压，kPa64.1诱导期，min450酸 度，mgKOH/100ml0.21胶 质，mg/100mL3.0辛烷值MON80.1RON90.0表7 重油提升管反应器轻柴油性质项 目数 据密度(20)，kg/m3864.1硫含量，ppm850馏 程，HK19110%21150%26790%340KK352酸 度，mgKOH/100ml1.71胶 质，mg/100mL66.0凝 点，1.0粘度（20），mm2/s4.801十六烷值37表8 重油提升管反应器回炼油性质项 目数 据密度(20)，kg/m3950.5残炭，m%0.15硫含量，m%0.26总 氮，m%0.12馏 程，HK30410%37450%41190%490KK6、催化汽油改质过程物料平衡采用“催化汽油辅助反应器改质降烯烃技术（本装置汽油改质双分馏塔方案）”的物料平衡可见表11。由表5重油提升管反应器物料平衡可知，按“汽油方案”操作时，汽油收率为44.3 m%，稳定汽油产量为表9 重油提升管反应器的油浆性质项 目数 据密 度(20)，kg/m3997.4残 炭，m%7.5硫含量，m%0.2总 氮，m%0.25固含量，g/L3.8馏 程，HK28610%39750%46390%564KK表10 重油提升管反应器的富气组成和性质项 目数据生产方案汽油方案柴油方案密 度，kg/Nm31.371.38组成，v%空 气12.113.6氢 气11.212.9甲 烷8.78.4乙 烷8.99.1乙 烯7.57.5丙 烷6.86.6丙 烯17.516.4异 丁 烷6.96.5正 丁 烷3.82.9反丁烯-20.30.3丁 烯-13.13.2异 丁 烯7.36.7顺丁烯-22.32.3碳五及以上3.63.6硫化氢，ppm干 气49004800液化气180175富 气705690硫 醇，ppm干 气00液化气4643富 气3633表11 催化汽油改质过程物料平衡，m%项 目数 据干 气0.4液态烃8.2汽 油83.3轻柴油5.5焦 炭2.6合 计100.027.7吨/小时，预计粗汽油量为25.0吨/小时，按“柴油方案”操作时，汽油收率为40.4 m%，稳定汽油产量为25.3吨/小时，预计粗汽油量为22.7吨/小时。兼顾两者，需要改质的粗汽油量为25.0吨/小时。由表5和表11可得该重油催化裂化装置的总物料平衡。在现阶段，催化汽油的烯烃含量只是要求降低到35 v%以下，催化汽油回炼量在50 m%即可，即12.5吨/小时；当催化汽油的烯烃含量要求降低到18 v%以下时，催化汽油回炼量可调整到100 m%，即25吨/小时左右，由此可得催化汽油烯烃含量降低到35 v%以下和18 v%以下时的总物料平衡，分别见表12和13。7、催化汽油改质过程热量平衡由于辅助反应器催化汽油改质这一需要消耗能量的过程的加入，需要消耗原催化裂化装置反再系统的一部分能量，从而使得反再系统的外取热器的取热负荷要降低一些。因此，原反再系统的热量平衡有所改变，具体的量要经过设计单位进行核算。改造后总装置的热量平衡可根据原装置反应再生系统热量平衡和采用“催化汽油辅助反应器改质降烯烃技术”的热量消耗进行推算。表12 重油催化裂化装置总物料平衡，m%（改质汽油烯烃含量小于35 v%，催化汽油回炼量为12.5吨/小时）项 目汽油方案柴油方案原物料平衡总物料平衡原物料平衡总物料平衡重油加工量，吨/时62.562.5干 气3.73.83.53.6液态烃13.815.412.113.7汽 油44.341.040.437.1柴 油27.728.833.234.3油 浆2.52.53.03.0焦 炭7.58.07.37.8损 失0.50.50.50.5合 计100.0100100.0100.0柴汽比0.620.700.820.93表13 重油催化裂化装置总物料平衡，m%（改质汽油烯烃含量小于18 v%，催化汽油回炼量为25吨/小时）项 目汽油方案柴油方案原物料平衡总物料平衡原物料平衡总物料平衡重油加工量，吨/时62.562.5干 气3.73.93.53.7液态烃13.817.112.115.4汽 油44.337.640.433.7柴 油27.729.933.235.4油 浆2.52.53.03.0焦 炭7.58.57.38.3损 失0.50.50.50.5合 计100.0100.0100.0100柴汽比0.620.790.821.058、催化汽油改质过程工艺条件1）催化汽油回炼量：25吨/小时由表5重油提升管反应器物料平衡可知，按“汽油方案”操作时，汽油收率为44.3 m%，稳定汽油产量为27.7吨/小时，预计粗汽油量为25.0吨/小时，按“柴油方案”操作时，汽油收率为40.4 m%，稳定汽油产量为25.3吨/小时，预计粗汽油量为22.7吨/小时。兼顾两者，需要改质的粗汽油量为25.0吨/小时。在现阶段，催化汽油的烯烃含量只是要求降低到35 v%以下，催化汽油回炼量在50 m%即可，即12.5吨/小时；当催化汽油烯烃含量要求达到18 v以下时，汽油回炼量应调整到100 m%，即为25吨/小时左右；故辅助反应器按25吨/小时的处理量设计。2）催化粗汽油进料温度：403）催化剂活性：60以上4）提升管反应器部分（1）温 度：提升管出口为390430（2）剂 油 比：3.05.0（3）线 速：8.012.0 m/s（4）反应时间：2.53.0s5）床层反应器部分（1）反应温度：390430（2）重时空速：2.05.0 hr-1（3）催化剂藏量：6.817.0吨（4）线 速：0.30.4 m/s（5）床层密度：600750 m/s6）汽提段催化剂停留时间：24min7）反应热：-30 MJ/吨汽油原料9、催化汽油改质过程产品性质及组成表14 由辅助反应器得到总液体产物恩氏蒸馏数据（ASTM）馏出体积，v%馏出温度，初溜点3810522063307540905010860128701498017090242干点294表15 由辅助反应器得到的汽油和轻柴油的性质项 目汽 油轻柴油密度（20），kg/m3717.8867.1总 硫，ppm283780硫 醇，ppm42馏 程，初馏点4422910 v%4523230 v%6724750 v%9226770 v%11929090 v%160316干 点194335族组成，v%烯 烃18.0芳 烃25.5饱和烃56.5辛烷值（RON）90.0十六烷值32.6催化汽油经过辅助反应器改质降烯烃过程后，得到的液体产物（汽油+柴油）的恩氏蒸馏数据（ASTM）可见表14。将其进行切割，可以得到相应的汽油和柴油的恩氏蒸馏数据（ASTM），表15给出的是由辅助反应器得到的汽油性质和柴油性质。表16是催化汽油辅助反应器改质降烯烃过程的富气组成。表16 由辅助反应器得到的富气性质和组成项 目数据密 度，kg/m31.40组 成，v%空 气6.53氢 气0.35甲 烷2.96乙 烷2.12乙 烯2.87丙 烷7.56丙 烯28.23异 丁 烷20.66正 丁 烷5.29反丁烯-26.32丁 烯-13.65异 丁 烯3.57顺丁烯-22.22丁二烯-1,30.56碳五及以上7.11硫化氢，ppm干 气2740液化气160富 气280硫 醇，ppm干 气0液化气54富 气5010、反再系统新增及改造设备说明反再系统改造和新增部分的设备可以参见“工艺流程”的说明。这里简述如下：1）催化汽油改质反应器：催化汽油改质反应器的结构示意图见图6。辅助反应器反应油气蒸汽粗汽油蒸汽图6 催化汽油改质反应器的结构示意图a）汽油提升管反应部分。在保证催化剂循环推动力的情况下，汽油提升管反应器内的线速可设计为812.0 m/s，以维持较好的流态化状态。b）床层反应部分。首先应该能够保证零料位操作，然后应该保证较大的操作弹性，例如空速、催化剂料位高度等。c）应该充分注意新增辅助流化反应器一路的催化剂循环的推动力，以保证床层反应部分能够有较大的操作弹性。d）沉降器，常规设计，内部包括一级旋分器和顶旋。e）汽提段，常规设计f）待生剂料腿（带滑阀），常规设计g）再生剂斜管（带滑阀），常规设计h）再生器，原再生器不动，只是在再生器上设置催化汽油改质过程用的待生剂料腿接口和再生剂斜管接口。以上没有专利设备，新增部分的材质与常规催化裂化装置相关部分相同。只是催化汽油改质反应器沉降器内部的两级旋分器用能够耐580不锈钢。应该充分注意“催化汽油改质的辅助反应器”一路的催化剂循环的推动力，以保证床层反应部分能够有较大的操作弹性。2）裂化气和焦炭产率的稍微增加，对吸收稳定系统、气压机负荷、再生负荷以及主风机负荷产生一定影响。设计部门应充分考虑，具体如下：a）气压机负荷由物料平衡可知，有大约612 m%左右的汽油回炼量的裂化气产生，增加了气压机的负荷。b）主风机负荷由物料平衡可知，有大约2.6 m%左右的汽油改质量的焦炭产生，增加了主风机的负荷。c）再生负荷由上述物料平衡可知，有大约2.6 m%左右的汽油改质量的焦炭产生，增加了再生器的负荷。四、开工要点1、开工应具备的条件组织从公司、炼油厂到车间的领导和技术人员，指挥、协调、负责装置试运各项具体工作，技术人员、操作人员必须切实掌握辅助提升管，有关工艺控制过程，设备结构和各项控制参数。所有操作人员必须经过严格的技术培训，并经上岗考核合格，安全考核合格，方可取得上岗操作资格。设立生产指挥，现场保运、后勤服务、安全急救网络保证体系。装置技术改造施工全部完成，工程质量符合标准，装置所有工艺管线安装完毕，验收合格，同时车间提出的各项整改措施已得落实，工程竣工资料齐全、准确。试运方案已下发至有关单位和操作人员手中。装置所有设备安装合格，必须经有关部门审核，符合标准。所有与设备有关的整改项目得到落实，工程竣工资料齐全、准确。装置设备启用原则和有关参数得到单位认可。DCS组态工作完成，全部仪表安装就位。所有控制系统的单校，联校工作完成。交付装置使用时，各控制系统调节自如，各报警，自动保护系统准确、可靠、灵敏。对于自动保护系统，特殊的控制回路，特殊的机械设备的启用、控制、操作方法必须有交付车间的文字资料。2、装置检查提升管进料喷咀的制造、安装角度、尺寸是否正确，喷咀内有无杂物堵塞。耐热、耐磨衬里是否按规范要求施工，是否有空洞、裂缝、脱落等现象，表面是否光滑，龟甲网、保温钉、端板是否按规范要求焊接，有无漏接，材质不对，端板不实，脱落、漏甲等现象。旋风分离器是否按规范要求安装，垂直度、同心度、翼阀角度是否合格，阀板是否开关灵活，密封好，灰斗料腿是否畅通。分布环，料腿标高是否合适。各测压、测温点、各松动，流化点，仪表反吹等，安装是否合适，是否畅通。滑阀等安装是否符合规范要求，执行机构是否灵活好用，吹扫，松动点是否正确畅通。波纹膨胀节固定螺栓是否按要求松出一定扣数。装卸孔，人孔垫片材质是否正确，紧固螺栓，螺帽是否齐全，出扣是否符合要求。松动、流化及反吹系统限流孔板是否齐全，规格是否符合设计要求。所有弹簧支座，滚动支座，弹簧吊架，减震器安装是否正确。反再区金属结构的安装、焊接是否牢固，符合设计要求。3、辅助提升管出口温度的控制影响因素如下：催化剂循环量的变化：循环量增加，反应温度上升。粗汽油温度的变化：汽油温度升高，反应温度上升。进料量的变化：进料量增加，反应温度下降。汽油性质的变化：汽油性质变重，反应温度上升。再生床层温度的变化：再生温度升高，反应温度上升。汽油带水，反应温度下降。预提升蒸汽及进料雾化蒸汽量的变化，蒸汽量增大，反应温度下降。两器差压的变化，差压增加，反应温度上升。仪表失灵。调节方法如下：正常情况下用提升管出口温控调节再生滑阀开度，通过改变催化剂循环量来实现反应温度的控制。若控制仪表失灵，应及时改遥控操作或将滑阀改现场手摇，并联系仪表、钳工处理。控制稳分馏塔顶温度及换热后温度，使进料温度平稳。控制稳汽油进料量，提降量要缓慢。适当调整再生器取热量，保持合适的再生