燕山石化 催化裂化 炼油三厂 工艺简介.docx

1概述说明：11装置的地位与作用炼油厂重油催化裂化是在催化剂的作用下将重质油转化为汽油、柴油及液化气等产品的过程，是主要的加工工艺之一。 随着社会的不断发展和进步，能源危机日益成为人们注目的焦点，而催化裂化作为重油深度加工装置，日益显示出其重要作用，我国通过催化裂化工艺生产的汽油约占全国商品汽油的70，柴油占全国总量的30，液化气占炼油厂总量的90以上。根据中石化总公司八五科技进步规则”的精神和炼厂的”九五规划”，为充分利用石油资源，提高二次加工能力，改善产品结构，增加全厂轻质油收率，减少重油产品特拟建此套(200万吨年)重油催化裂化装置。本装置是全国最大的重油催化裂化装置之一。12装置的主要原料、产品与用途121本装置所需主要原料为蒸馏装置的常三、常四、减二、减三、减四、减五线、减压渣油以及酮苯蜡膏、糠醛抽余油、和丙烷脱沥青油等。122本装置主要产品为：汽油，柴油，液化气，干气和重油(油浆)。1221汽油是本装置生产的主要产品之一，其设计牌号为9l号，收率为472。汽油常用于汽油燃动机，是比较重要的一种动力能源，主要用于轻型汽车，活塞式发动机的飞机，快艇和小型发电机等。1222柴油也是本装置的主要目标产品，其设计牌号为一10号和0号，收率通常为2428，根据季节变化和市场对柴油的使用要求，我们可以通过改变操作条件来生产所需要的目标产品。柴油的用途相当广泛，主要用于大马力的运输机械，现已广泛用于载重汽车，拖拉机，曳引机，机车，船舶及各种农业，矿山，车用机械作为动力设备，其功率从几十马力到四万马力左右。1223液化气也是本装置的重要产品，其设计收率为10736。它通常用作民用燃料，但随着科学技术的日新月异，液化气的用途也有了新的变化，比如：由于世界环卫组织宣布氟利昂严重影响生态环境，造成臭氧层破坏，故研究氟利昂的替代产品显得尤其重要，而液化气正是理想的原材料之一。另外，更重要的是以液化气为原料，生产各种化工原材料，例如：从液化气中分离出丁烯2产品供橡胶厂生产丁苯橡胶使用，丙烯产品供化工厂生产聚丙烯。1224干气是催化裂化装置的副产品之一，其收率大约为3728。干气主要用作本厂的自用燃料气，比如：锅炉产汽，加热炉对原料及中间产品预热等，近几年随着降耗增效呼声的日益加强，消灭火炬，少用燃料油，多用燃料气的节能降耗措施正在全国石化行业轰轰烈烈地展开。13装置技术来源从武汉石化厂和广州石化总厂引进石伟公司重油催化裂化技术，通过消化吸收设计了福建炼油厂140万吨年重油催化裂化装置，于1992年9月投产。通过运转的实践证明，其优点充分体现。本技术现已开始用于新设计的120万吨年乌鲁木齐炼油厂，140万吨年兰州炼油厂，大连石化公司和大港炼油厂重油催化裂化装置。根据北京燕化公司炼油厂的实际要求，北京设计院根据目前国内外较为成熟的重油催化裂化技术设计而成。其中主要技术项目有：131催化剂再生系统采用并列式两段完全再生技术，二段再生器内部是空腹高氧设计，设置外旋风分离器，以保证二段高温生产，使再生齐II含碳达005。同时也解决了催化剂高温水热失活的矛盾。132反应采用全提升管反应器，在其出口设置出口快速分离器，中止反应，提升管反应采用高温短接触操作条件，对产品收率有利。133采用高效雾化喷嘴原料注入系统，对原料雾化和喷散成60p以下的油粒，对降低生焦，提高液体产品收率有利。134加注金属钝化剂，以防止重金属Ni等对催化剂活性的影响，改善产品分布。135原料预热取消加热炉方案，改用分馏塔底油浆作原料热源。开工初期采用中压蒸汽加热原料油。136装置采用外取热技术，和高温烟气能量回收系统。在高温烟道上设置高温取热器，产生中压蒸汽，再利用高温烟气能量作动力推动烟气轮机，直接带动同步发电机装置，烟气轮机电机及配套的控制系统。烟机出入口蝶阀是由美国引进，烟气轮机是由兰州炼油总厂机械厂提供，其型号为(YL-18000A)；烟机发电机型号为：YLUl80000-A。137气体压缩机装置是由杭州气轮机厂生产的气轮机(NK405020)和由沈阳鼓风机厂生产的压缩机(2MCL-606)组成的。138主风机系统是由陕西鼓风机厂生产的轴流风机AV50-12和由杭州气轮机厂生产的原动机N(35040与上海电机厂生产的原动机YCt-1900-4组成的。139增压机是由佳木斯电机厂生产的原动机YA710AM3-2- w和陕西鼓风机厂生产的风机310-40793059组成的。1310为了进一步改善产品质量，防止环境污染，在吸收稳定部分特增设液态烃和汽油脱硫醇装置，以脱除液态烃和汽油中的硫醇成分。14装置的主要构成本装置主要由反再系统，分馏系统，吸收稳定系统和双脱系统余热锅炉组成。141反应再生系统反再系统是催化裂化装置的重要组成部分，是整个装置的龙头。1411全提升管反应器，在提升管出口设置出口快分器，和四个初级旋分器(粗旋)，在沉降器内设置单级旋分器(细旋)；1412第一再生器内设置了8组2级旋风分离器，第二再生器内部为空白，在二再外设置了4组2级旋分器；1413提升管反应器采用高活性的超稳分子筛催化剂，为了回收多余热量，特在一再外设置外取热器装置；1414烟气能量回收系统为了充分回收剩余热能，降低装置能耗，本装置在第一再生器和第二再生器的混合烟道上设置了高温取热炉，烟气轮机和余热锅炉；为了降低催化剂损失，保护生态环境，特设置了三级旋风分离器，回收催化剂粉末；另外，反再部分还包括催化剂加料系统和卸料系统，以及一再辅助燃烧炉F-101和二再辅助燃烧炉F-102。142分馏系统分馏系统主要是由分馏塔，柴油汽提塔，原料缓冲罐，回炼油罐，油浆过滤器，油浆蒸汽发生器，和各中段循环的换热系统以及空冷和水冷部分组成的。143吸收一稳定系统吸收一稳定系统主要由富气压缩机机组，吸收塔，解析塔，稳定塔和再吸收塔以及各种换热设备，空冷设备，碱洗沉降系统组成。144双脱系统双脱系统主要由汽油预碱洗罐，汽油脱硫醇塔，碱液氧化塔，碱液沉降罐，二硫化物沉降罐，汽油砂滤塔，尾气水洗塔，混合氧化塔和液态烃脱硫塔，液态烃脱硫醇塔，碱液氧化塔，液态烃沉降罐，碱液沉降罐以及干气脱硫系统成。15装置概况一览表表1项目单位内容项目单位内容产品名称产品包装设计开工时间年、月、日1998年4月装置定员 人物 设计能力万吨/年200实际最大能力历史水平建设日期投产日期1998年6月23日扩建日期占地面积平方米33800建筑面积总投资万元73655引进项目名称专利公司名称合同总价合同生效期合同有效期表二：各项技术经济指标项目名称单位设计指标实际最好水平基本数据总投资万元108010固定资产投资万元99643流动资金万元1874建设期利息万元6493销售收入万元95044销售成本万元18194销售税金万元43623销售利润万元32277利润总额万元32277所得税万元10651收益率所得税后（内部）%25.22所得税前（内部）%33.23所得税后万元72360所得税前万元125911投资利润率%28.61回收期静态投资回收期年5.44动态投资回收期年7.05偿还期人民币借款偿还期年4.28外币借款偿还期年10.002工艺路线21工艺路线特点：本装置主要由反应一再生系统，分馏系统，吸收一稳定系统和四机组(烟机，气压机，主风机和增压机)以及双脱部分组成。本装置工艺设计是在吸收国内外重油催化裂化先进技术的基础上设计而成，与国外相比，其工艺技术已达到世界先进水平。211反再系统2111反应器和再生器采用同高并列式，再生部分采用两段烧焦完全再生技术；2112再生器采用外取热技术以吸收多余的热量维持反再部分热平衡；2113反应采用全提升管反应器，在其出口设置高效分离器，进料采用高效雾化喷嘴原料注入系统；采用MTC控制技术，以提高剂油比；2114原料预热方式本装置采用混合进料方式，原料预热采用与分馏塔底油浆换热，取消了传统的加热炉原料预热方式；2115为了进一步提高高温烟气能量回收，在烟道上设置了高温烟道取热炉，余热炉和烟机系统。212分馏系统本装置充分利用分馏塔各段回流热量来预热原料油、发生蒸汽以及做解吸塔、稳定塔热源。213吸收一稳定系统吸收一解吸采用双塔流程，提高了碳三，碳四的析出率和汽油稳定深度。214双脱部分2141干气脱硫操作，不设置分液罐，仅在塔顶设置分离段，以除去干气中携带的胺液，可减少占地面积；2142不单独设置液化气脱硫溶剂分液罐，将液化气脱硫塔直径加大，降低液流速度，以利于胺液与液化气的分离，同时将高度适当加高，延长液化气在上部的停留时间，以利于沉降分离；2143汽油碱洗脱硫醇部分，采用抽提一氧化两步法，汽油脱硫醇抽提塔内件采用筛板；碱液氧化塔，混合氧化塔，尾气水洗塔内件均采用清华大学开发的QH1型扁环填料；2144双脱部分增加了液态烃脱硫醇过程，以进一步降低液态烃中的硫含量。22基本原理221催化裂化反应及其影响因素2211催化裂化反应特点催化裂化反应是在催化剂表面上进行的，原料进入反应器后，经过七个步骤才变成产品离开催化剂。第一步：气态原料分子从主气流中扩散到催化剂表面，并沿催化剂孔道向催化剂内部扩散；第二步：靠近催化剂表面的原料分子，被催化剂活性中心吸附，原料分子变的活泼，某些化合键开始松动；第三步：被吸附的原料分子在催化剂表面进行化学反应；第四步：产品分子从催化剂表面上脱附下来；第五步：产品分子沿催化剂孔道向外进行扩散，并扩散到主气流中去。从催化裂化反应过程来看，原料分子首先是被催化剂活性中心吸附才能进行化学反应，因此原料中各类烃分子的反应结果不仅取决于反应速度，而且很重要的是取决于吸附能力，对碳原子数相同的烃类分子，被吸附的难易程度大致如下：稠环芳烃稠环环烷烃烯烃单烷基侧链的单环芳烃环烷烃烷烃。在同一族烃中，大分子吸附能力比小分子强。如果按化学反应速度的高低顺序排列，大致情况如下：烯烃大分子单烷基侧链的单环芳烃异构烷烃及环烷烃小分子单烷基侧链的单环芳烃正构烷烃稠环芳烃。显然，烃类的吸附能力与化学反应速度的排列顺序并不一致。吸附在催化剂表面上各类烃分子的多少，除与吸附能力有关，也和原料中含各种烃类多少有关，如果原料中含芳烃较多，特别是稠环芳烃和小分子单烷基侧链(小于碳九)的单环芳烃，它们的吸附能力最强而化学反应速度最慢，结果长时间的停留在催化剂表面上，不易脱附，甚至缩合成焦炭，致使催化剂失去活性。2212催化裂化的化学反应类型催化裂化过程中的化学反应并不是单一的裂化反应，而是多种化学反应同时进行。在催化裂化条件下，各种化学反应的快慢、多少和难易程度都不同，由于催化裂化原料组成的不同，使化学反应显得更加复杂化，现就其主要化学反应介绍如下：22121裂化反应催化裂化的主要反应是裂化反应，它的反应速度比较快。裂化反应是C-C键的断裂。同类烃分子量越大，反应速度越快。一般来说：221211烯烃比烷烃更易裂化，环烷烃裂化时，既能断侧链也能开环变成烯烃；221212芳烃环很稳定不易反应。芳烃中侧链越长，取代深度越深，反应速度就越快。单环芳烃不能脱甲基，只有三个碳以上的侧链才能发生反应，稠环芳烃侧链断裂都发生在根部；221213CC键裂化速度顺序为：叔碳仲碳伯碳。22122异构化反应异构化反应是催化裂化的重要反应，它是在分子量大小不变的情况下，烃类分子发生结构和空间位置的变化，异构化反应有以下几种情况： (1)骨架异构；(2)烯烃的键位移；(3)烯烃空间结构变化，由于异构化反应，结果使催化裂化含有较多的异构烃；22123氢转移反应氢转移反应，也可以称为氢调配反应，即某一烃分子上的氢脱下来，立即加到另一个烃分子上，使这一烯烃分子得以饱和。如果脱氢分子也是烯烃，结果是一个烯烃分子饱和了，而放出氢的分子更不饱和了，对于饱和分子来说，可称为饱和反应。氢转移是催化裂化特有的反应，反应速度比较快，带侧链的环烷烃是氢的主要来源，氢转移不同于一般的氢分子参加的脱氢和加氢反应，它是活泼的氢原子从一个烃分子转移到另一个烃分子上去。使烯烃饱和，二烯烃变成单烯烃或饱和，环烷烃变成环烯烃进而变成芳烃，所以催化裂化产品安定性较好。伴随着氢转移的反应便是大分子烯烃、环烷烃和芳烃的缩合反应，其反应结果是这些大分子不断放出氢，最终变成焦炭，沉积在催化剂表面上，使催化剂降低活性， 22124芳构化反应芳构化反应是烷烃、烯烃环化生成环烷烃和环烯烃，然后进一步进行氢转移反应，不断放出氢原子最后生成芳烃的反应过程。芳构化反应是催化裂化的重要反应之一，由于芳构化反应，使其汽油、柴油含芳烃量较多。22125甲基转移反应甲基转移反应是在两个芳烃之间进行的。一个芳烃脱去甲基，另一个芳烃得到甲基，称为二甲基产物，这个反应也叫歧化反应。22126叠合反应叠合反应和烷基化反应在催化裂化操作条件下，即在500*(3高温和常压下进行，这两个反应比例不大，叠合反应是在烯烃与烯烃之间进行的，其反应结果是生成大分子烯烃。22127烷基化反应烯烃与芳烃的加合反应叫烷基化反应，烯烃主要是加在稠环芳烃上，进一步脱氢生成焦炭。2213催化裂化反应机理催化裂化反应非常复杂，反应类型很多，为了了解这些反应是怎样进行的，并解释某些现象，如气体中碳三、碳四多，汽油中异构烃多等，就需要进一步讨论烃类的反应过程。目前，阳碳离子学说被认为是解释催化裂化反应机理比较好的一种学说。所谓阳碳离子，是指表面缺少一对价电子的碳原子形成的烃离子。阳碳离子的命名是依照铵离子(NH+4。)而得的，但它不能象铵离子能在溶液中解离出来自由存在，它只能吸附在催化剂表面上进行反应，它们的根本不同是阳碳离子的碳表面只有三对电子。一般认为在热裂解过程中不易形成阳碳离子，因为热裂解是一般的气相热反应，其结果是烃夯子均匀断裂成自由基，只有不均匀断裂才能生成阳碳离子，但是不均匀断裂要比均匀断裂需要的能量大的多，故不易发生。在酸性催化剂存在的情况下，生成阳碳离子所需要的能量就小得多了。阳碳离子是在烃分子与催化剂作用下形成的。一是催化剂活性中心给出质子，使烯烃质子化生成阳碳离子，如： RCHCH2ZRCHCH3A质子加在烯烃上有一个规律，即加在含氢原子较多的碳原子上，这样含氢较少的碳原子缺少一对电子，形成阳碳离子，如： RCH2CH3A氢化物抽出RCHCH3AH从上述情况看，要生成阳碳离子必须具备两个条件，一是要有烯烃，烯烃来源于原料中，或是热裂解生成的；二是要有给出质子的酸性催化剂。质子是指失去电子状态的氢原子，用H表示。必须清楚，催化剂给出的质子并没有脱离催化剂自由行动，而是烯烃停留在催化剂表面上，在一定条件下形成阳碳离子。阳碳离子反应过程比较复杂，其反应特点如下：22131阳碳离子生成可以通过烯烃与质子结合，小的阳碳离子与烯烃再结合，生成较大的阳碳离子，如：R+CH2=CH2RCH2一CH222132阳碳离子能自动异构化，伯碳自动转化为仲碳，仲碳转化为叔碳，趋向更稳定。阳碳离子稳定性顺序为：叔碳仲碳伯碳。离子异构化表现为一对价电子的转移，或者连同所联系的氢和甲基一起移动，如： 22133阳碳离子与烃分子相遇，夺取烃分子的氢，生成新的阳碳离子，即阳碳离子的形成与阳碳离子的取代，形成链反应，如： RRHRH+R，22134阳碳离子可以失去质子生成烯烃，此质子交还给催化剂酸性中心或其它烯烃，生成新的阳碳离子，自己成为烯烃产物，如： RCH2一CH一RZRCH=CHR+H22135大的阳碳离子分解，生成一个烯烃和一个小阳碳离子，即进行裂化反应，如： CH3CHCH2CH2CH2CH2CH3 CH3CH=CH2+CH2CH2一CH2一CH322136阳碳离子自身反应，构成环化作用。如： CH2CH2CH2CH=CH2+A环己烯+AH2214影响反应的主要因素22141原料油的性质：原料油的性质是我们所有操作条件中最重要的条件。选择催化剂，制定生产方案，选择操作条件都应首先了解原料油的性质。生产中我们要求原料要相对的稳定。同时加工几种性质不同的原料时，要在原料罐或管道中调和均匀后再送入装置。另外要特别注意罐区脱水，换罐时不要因脱水不净，将水送入反应器，否则会急剧降低反应温度，反应压力会因水的汽化而迅速上升，严重时会造成重大事故。22142催化剂的种类：目前，国内的催化剂已有几种不同的系列产品可供选用。每个催化装置都应根据本装置的原料油性质，产品方案及装置的类型选择适合本装置的催化剂。选用催化剂时，不仅要选择催化剂的活性、比表面，更要注意它的选择性、抗污染能力和稳定性。在生产过程中若因原料性质和产品方案的较大幅度变化而需要更换催化剂时，则需要采取逐步置换的方法。一边卸出催化剂，一边补入新鲜剂，注意置换的速度不能过快，不然会因新鲜剂补入太多，平衡剂活性太高而使操作失去平衡。22143反应时间：反应时间短，转化率低，回炼比增加；反应时间长，转化率提高，但时间过长则会使转化率过高，汽柴油收率下降，液化气中烯烃饱和，丙烯、丁烯的产率下降。工业装置一般取24秒。目前有些加工渣油的装置采取了更低的反应时间，以降低生焦率。反应时间在生产中不是可以任意调节的，它由提升管的容积(直径和长度)决定但生产中反应时间是变化的。进料量的多少，其它条件引起的转化率的变化，都会引起反应时间的变化。对于一个特定的装置，如果我们需要大幅度改变反应时间的话，可以采取向提升管内注入稀释介质的办法(如蒸汽和干气)。但这种办法的前提是装置负荷较低的情况下方可使用。22144流化质量、原料雾化及旋分效果这些条件对产品产率和质量都有很大影响，但主要由设备本身的结构决定，在生成中可调性很小。需要说明的是虽然这些条件在正常生成中不作为调节手段，但必须通过某些参数的测量、观察来判断操作状态是否正常。这些条件是否处于正常的范围相当重要，需要在生产中认真对待。譬如：通过提升管反应器的压降，温度分布，密度分布等来观察提升管反应器流化状况。通过快速分离器压降，一级旋风分离器入口浓度来观察快速分离器的状况等。如果确有问题我们尽可能的采取一些补救措施(调节其它参数)来使其不利影响降到最低限度。22145反应温度反应温度高，裂化快，转化率高。一般采用500538之间的温度进行操作。提高反应温度，则干气增加、汽油减少，在转化率不变时，焦炭产率下降(因为抑止了缩合反应)。随温度的升高，丙烯和丁烯产率增加很快。提高温度能提高汽油的辛烷值。因为汽油中烯烃和芳烃都随温度升高而增加了。反应温度是我们生产中的主调参数，也是对产品产率和质量影响最灵敏的参数。在提升管装置中，反应温度主要是用再生单动滑阀通过开度调节催化剂的循环量来达到控制的目的。22146预热温度(总进料温度)对提升管装置来说预热温度已不再时调节反应温度的主要手段。但是，不同的原料油和不同结构的原料喷嘴对预热温度有不同的要求。一般来说，预热温度对进料雾化效果有一定的影响，对产品产率和质量有程度不同的影响。雾化效果好则在同样转化率条件下焦炭和气体产率下降，轻质油收率上升。雾化效果差，则焦炭产率就会上升。一般预热温度高，雾化效果好。对于雾化效果较好的喷嘴，可以根据热平衡的允许，采用较低的预热温度；对于雾化效果较差的喷嘴则应根据热平衡的允许和对剂油比的要求采用较高的预热温度。原料预热温度受整个装置的热平衡、工艺条件、剂油比、再生器设备设计温度等所约束。22147剂油比：催化剂循环量与反应器总进料量之比，叫做剂油比。剂油比剂油比不是一个独立变量而是一个因变参数，一切引起反应温度变化的因素，都会影响它，且剂油比反作用于反应温度。剂油比增大反应温度升高，而当再生温度和反应温度升高时，剂油比减小。剂油比增大，转化率提高，焦炭产率升高，对于提升管反应器，剂油比一般37改变剂油比最灵敏的方法是调节原料预热温度。当操作条件改变，剂油比增加时，转化率和焦炭产率就会增加。22148催化剂活性催化剂平衡活性越高，转化率越高，产品中烯烃含量减少，而烷烃含量增加。分子筛催化剂的平衡活性，各种不同类型的催化剂有较大的差别。生成中应根据原料性质，产品方案，装置类型来选择合适活性的催化剂。平衡催化剂的活性除和操作条件有关外，主要由催化剂的置换速度调节，正常的新鲜催化剂补充是通过小型加料进行的。重金属的污染会使催化剂的活性下降，选择性明显变差，气体和焦炭产率升高，气体中氢气含量明显增加，而汽油收率明显降低。在这种情况下，需要较大幅度的置换催化剂。在卸出平衡剂的同时用较大的加料量向系统内补入新鲜催化剂，同时，保证金属钝化剂的注入量。催化剂水热失活是影响催化剂活性的重要因素之一。由于是两段再生，故两段再生的烟气氧含量和再生温度对催化剂活性有重要影响，在一再中采用低氧和较低的再生温度可将催化剂上携带的全部氢烧掉，这样二再可采用高氧和较高的再生温度，大大降低了催化剂含碳量，同时也大大避免了催化剂的水热失活，最大限度地降低了水热失活对催化剂活性的影响。22149再生催化剂含碳量(定碳)分子筛催化剂对再生剂的含碳量非常敏感，再生催化剂含碳量是指经再生后催化剂上残留的焦炭含量。再生催化剂含碳过高，分子筛催化剂的活性和选择性都会下降，因而大大降低转化率，汽油产率下降，溴价上升，诱导期下降。采用高温再生可以降低催化剂定碳，一般降低含碳量01，活性提高23个单位。221410反应器压力提高反应压力就是提高了反应器内的油气分压。油气分压的提高意味着反应物浓度的增加，因而反应速度加快，从而提高了转化率。提高反应压力，生焦率的提高比较明显，干气的产率也会增加，汽油产率稍有降低，但不太明显。对于一定的提升管反应器来说，提高压力也等于降低了反应器内的反应物料体积流率。在进料量不变的情况下，等于延长了反应的时间。若维持反应时间不变则可增大处理能力。221411汽提蒸汽量把催化剂颗粒加带的油蒸汽汽提出来，所需的蒸汽量取决于催化剂循环速率。汽提蒸汽的量通常为12Kg吨循环催化剂，或者通过操作中慢慢的降低汽提蒸汽的量，观察温度的变化，当汽提蒸汽的量降到一定的值时，再生器温度急剧上升，未汽提出来的烃类开始燃烧，此时的汽提蒸汽量为最小值，正常操作时采用该值的11倍左右。使用过多的汽提蒸汽是有害的，它会使主分馏塔塔顶系统负荷加大，也会导致催化剂水热失活。221412雾化蒸汽雾化蒸汽在反应进料中具有相当重要的作用，雾化蒸汽量适当，原料雾化效果好，还可以降低油气分压，避免催化剂迅速结焦。一旦原料中断，雾化蒸汽还可防止喷嘴堵塞。221411预提升蒸汽：2214111降低提升管内油气的分压；2214112降低催化剂的碳差(焦炭重量催化剂重量)；2214113降低再生器温度；2214114减少轻气体的生成。221413回炼比回炼油与新鲜原料之比叫回炼比。回炼比增加会引起：2214131催化剂循环速率增加；2214132焦炭产率增加；2214133再生器温度增加；2214134产气量增加。221414重金属原料油中不可避免的含有金属化合物，它通过夹带进入装置或由于化合物本身易挥发而和瓦斯油一起蒸馏出来进入装置。在普通金属中，铁、镍、钒、钠、铜尤为有害。在催化裂化反应期间，它们永久性地沉积在催化剂表面上，通过促使氢气产量增加而改变产品分布。钠的存在会降低催化剂的熔融温度，使其结构发生破坏从而降低催化剂的活性；镍在催化裂化条件下使烃类脱氢反应加快，导致催化剂选择性变差。进料中的金属污染程度是用金属因子Fm来衡量的。Fm=Fe+V+10(Ni+Cu)式中Fe、V、Ni、Cu表示进料中铁、钒、镍和铜的浓度。用重量浓度ppm表示。221415金属钝化剂金属钝化剂种类很多，一般所用的金属钝化剂是指锑、铋的化合物，通常其浓度为2040。通过加注金属钝化剂，使原料油中的重金属与钝化剂中锑或铋的化合物形成低熔点合金，以避免原料油中的重金属沉积在催化剂表面导致催化剂的活性和选择性下降。钝化剂的注入量一般应根据原料油中重金属的含量而加以调节。222催化裂化再生及其影响因素催化剂再生时产生大量的热，一般来说足以提供反应所需的热量；有些情况下，还可产生大量的剩余热量。可见，催化剂的再生实际上担负两项任务：恢复催化剂的活性和提供反应所需要的热量。2221再生的化学反应和再生反应热焦炭中的含氢量通常比使用普通硅酸铝时要低一些。实际生成中，在再生器中烧去的焦荧包括四个部分：催化碳裂化反应产生的缩合产物；附加碳原料本身所固有的残碳转化生成的碳，它与原料残碳间的关系大致是：附加碳：06*残碳(重量比，对新鲜原料)；可汽提碳一一因汽提不完全而残留在催化剂微孔内的油气。它和催化剂循环量的关系一般是：可汽提碳=催化剂循环量00002；因为焦炭主要是由碳和氢组成的，所以研究再生的化学反应和反应热实际上是研究碳和氢与空气中的氧的反应和反应时所放出的热量。焦炭燃烧的化学反应主要可以写成下面的反应式：CO2CO2放热：33913kj(8100kcal)kg碳C12O2一CO放热：10258kj(2450kcal)kg碳H212O2一H2O放热：119742kj(28600kcal)kg碳在再生过程中，一再中由于是贫氧操作，故CO一般不会全变成CO2，一再烟气中CO2含量极少；二再中由于是富氧操作，故在烟气中CO2含量极高，而氧含量增加，两股烟气在烟道中混合后CO与富氧进行反应产生CO2，并放出大量的热量。2222再生反应速度影响再生反应速度的因素较多，其中主要有：再生催化剂上的积碳量，再生温度，烟气中的氧浓度，再生压力，催化剂与再生器的结构，流化状况等，它们对烧焦速度的影响关联在下面的关系式中：对于硅酸铝催化剂：碳燃烧速率(千克小时)=O5Wvpt0CR 对于分子筛催化剂来说烧焦速率接近和CR成正比，因此计算分子筛催化剂时，应将上式修正为： 碳燃烧速率(千克小时)=O5WVPTC0.7R 式中：w一再生器内的催化剂藏量(通常以分布板或分布管以上的藏量计算)，吨V装置的效率因数，与流化状态有关P压力因数：P=PTP0PT一操作压力因数PT P0氧浓度分压因数，为再生烟气实际含氧量和主风中氧含量(21)的对数平均值与807之比值。807是空气中氧含量和再生器出口烟气氧含量为2时的对数平均值。 To再生器密相床层温度因数 To=(EeRT基)一(ERT) 取基准温度T基为866K(593)，活化能E为26600cdgmol，则 t一再生密相床温度( 0K)当T=593，T0=1 CR一再生催化剂含碳量 这个方程式六项数据，若已知其中五项可求第六项。在生产中，或以利用测得的因数求效率因数，用以评定再生器效率。2223再生因素的分析22231再生因素的分析再生温度是影响烧焦速率的最重要的因素之一。由烧焦速度方程可知，烧焦速度与再温度因数成正比。提高再生温度可以大大提高烧焦速度，在600左右时每提高10，烧焦速度可提高20%，但是提高再生温度受到催化剂水热温度性和设备结构以及材料的限制。对于常规再生来说，若使用硅酸铝催化剂，再生温度一般在580600。若使用分子催化剂，可在650，但要考虑二次燃烧的限制。对于完全再生可在680700下作。对于再生器分为两器的再生装置，氢在第一段已基本烧完，第二段基本上无水，对于催剂水热稳定性来说，条件较好，可以提高再生温度到更高的温度。如：武汉石化厂的第二段生器高温可达750800。但要考虑设备和催化剂允许的限度。22232氧分压烧焦速度与再生烟气中的氧分压成正比。氧分压是再生压力与再生烟气中氧的分子浓的乘积，因此提高再生压力，或提高烟气中氧含量可以提高烧焦速度。氧浓度应采用入口空气中和出口烟气中过剩氧浓度的对数平均值。入口氧浓度是主风(空气)的氧浓度，是一常数(21)。O平式中：O平对数平均氧浓度（摩尔）a一烟气中过剩氧浓度是一个操作变量，它主要受二次燃烧的限制。常规再生控制0.5-2，例如烟气氧浓度由1提高到2烧焦速度可以提高18。提高再生压力就必须提高主风机的出口压力。一个装置的再生压力受所选用主风机的限制。22233再生器藏量再生器中的藏量决定了催化剂在再生器内的停留时间。停留时间：提高藏量可延长燃烧时间，从而增加烧焦量，降低再生催化剂定碳。但需要增大再生器体积，而且延长了停留时间会加快催化剂失活速度，因此用提高藏量的办法提高烧焦量不是好办法。22234主风量一再的空气量应调整到在烟道气中尽量不含氧；二再的空气量应调整到在三旋入口烟道气中氧含量35(v)，如果供给二再的燃烧空气量不充足而不能完成焦炭的燃烧，那麽将会发生，碳堆积”，其根本原因是裂化反应期间催化剂烧焦速率比焦炭生成速率慢。223反再系统三大平衡及其调整方式对于催化裂化装置来说，平稳操作的实质就是控制好三大平衡：物料平衡、压力平衡和热平衡。生产中，影响平衡的各个参数不是绝对不变的，总会因为某些因素而变化，从而打破平衡。操作者的主要任务就是随时对引起不平衡的原因进行分析，及时调节相应的参数，使系统恢复平衡或达到平衡状态。2231物料平衡所谓物料平衡主要是指进入和排出反应一再生系统的各种物料的平衡。如：原料与产品、单程转化率与回炼比、烧焦与生焦、供氧与需氧、催化剂的损失与补充、气体产量和气压机能力的平衡等等。兹将其中对操作有较大影响者分别说明如下：22311单程转化率与回炼比的平衡单程转化率与回炼比的关系，实际上是装置处理能力和产品收率的关系。在生产中操作者往往把回炼油罐的液面(排除分馏的影响)作为观察反应深度的“眼睛”。这就是说，回炼油罐液面是衡量原料转化与回炼是否平衡的标志。回炼油罐液面上升或降低，说明了平衡的破坏，破坏平衡的主要原因是转化深度或者说是单程转化率变化。因此调节应从调整反应深度入手。调节的方法有提高或降低反应温度，加快或减慢或停止小型加料(改变催化剂活性)；对于一些催化剂损失较小的装置由于受系统藏量限制，这个手段往往调节幅度不够大，最常用的还是提高和降低反应温度调节剂油比等。也可以直接单独调节回炼油量来改变回炼比，但应尽量少用。因为增加回炼量会缩短提升管的反应时间，降低转化率，回炼油会增加。调节不当会形成恶性循环。所以，只有回炼油罐液面波动较大时，才能采用这个手段作为避免回炼油泵抽空，或者回炼油满罐的应急措施。在调整反应深度的同时，再逐步地拉回回炼油的量，保持适宜的回炼比。生产重柴油的装置有时短时改变重柴油抽出量来平衡回炼油罐液面，这个办法对操作影响较小，当然妻考虑到重柴油的质量。22312生焦与烧焦、需氧与供氧的平衡这两对矛盾是密切相关的。反应生产的焦炭，必须在再生器内全部烧掉，才能保持再化剂含碳量在要求的指标之内。要烧掉这些焦炭就由主风机供给充足的氧气。一般来说，供氧应稍大于需氧。若主风量不足，烧焦需氧供给不够，再生烟气氧含量降至零，则再生催化剂颜色变黑，含碳量大幅度上升，催化剂活性和选择性下降，生焦量增加，烧焦更不完全，从而形成恶性循环。催化剂上的积碳越多，催化剂活性下降，使气体与汽油产率下降，回炼油和油浆增多，这种现象叫做碳堆积。严重时这种被迫停止进料烧焦。若供氧过多，烟气中氧含量过高，常规再生装置就会发生二次燃烧。同时也浪费主风，增加能耗。223121碳堆积在生产中引起碳堆积的原因不外两个方面：或者在原来生焦与烧焦平衡的基础上增加了生焦量，或者是主风量过少。譬如原料变重，反应温度过低，待生催化剂带油；小型加料速度太快；开工初期装入系统的催化剂中新鲜剂比例过大，活性过高；氧含量表指示失灵，实际无过剩氧而指示偏高未及时发现，都可能造成碳堆积。对于两段烧焦高效再生来说，在正常操作中，二再出口往往采用较高的氧含量，一般二再出口氧含量为35(V)。二再烧焦温度较高，烧焦速度较快，发生碳堆积的几率比常规再生少。一旦由于某些原因引起生焦增加时，往往会引起再生系统温度上升，然后再出现氧含量回零，稀密相温差回零。氧含量回零后的现象与常规再生相同。对于碳堆积的处理，应掌握以下原则：2231211迅速减少生焦量，停油浆回炼，大幅度降低进料量和回炼油量，必要时切断进料，流化烧焦。2231212烧焦过程中要掌握好热量平衡，以免超温。在减少进料的过程中要注意反应器温度，及时喷入取热介质(一般是汽油)。若采用喷汽油不能取走热量而造成再生温度升高时，应降低主风量，从而降低烧焦速度。也就是在烧焦过程中要掌握好热量平衡。22313催化剂损失和补充的平衡对于催化剂的损失，应该分为正常和必要的跑损、排放和过多的损失两种情况进行讨论。所谓必要的跑损、排放，是指在催化裂化过程中为保持理想的转化率，需要维持一定的催化剂平衡活性。这就要求我们把在反应一再生的循环过程中，由于不断老化、污染中毒和磨损等原因而使活性变低的催化剂不断的以一定速度置换出来。一般情况下，由于催化剂在高温输送流化过程中不断粉碎、磨损变细，较细的细粉(20u)，旋风分离器大部不能回收而从再生烟气中带出。为保持系统藏量而用小型加料补充新鲜催化剂可以满足以上要求。对于加工重金属含量较高原料的装置，由于需要把催化剂上重金属含量维持在一定水平上，只用补充旋风分离器不能回收的细粉的方法置换催化剂是不够的，需要从再生器中卸出一定量的平衡催化剂，补充新鲜催化剂，进行较多的置换。22314气体组成、产量和气体压缩能力的平衡气体压缩机在操作中相当于反应压力的调节阀，对两器压力平衡有直接的影响。它的能力有一定的限制，所以富气量不能超过气压机的负荷，才能使气压机运转稳定，保持系统压力平衡。富气量的大小有两个因素决定，一是反应的气体产量；二是分馏塔塔顶冷凝冷却器的冷却效果。若冷却效果不好，会有一部分轻汽油组分随气体进人气压机。不仅增加了富气的量，而且富气分子量的增大更加大了气压机的负荷。另外应注意富气的组成。如由于催化剂重金属污染严重，富气中含氢量增加较多，富气分子量低于气体压缩机设计参数较多，那麽在一定转速下，压缩机出口压力达不到额定值。此时，吸收塔压力如维持较高(高于机出口压力)，则气体压缩机排不出量，气体在机体内形成涡流，机体温度迅速上升，同时立即影响反应压力。此时，一是适当增加气压机转速提高机出口压力；而是降低吸收系统压力，使气压机正常排量，维持反应系统压力正常。不得已情况下可将机出口改为放火炬使其排量正常后再并入吸收系统。但吸收系统压力仍得稍降低一些。在冬天，分馏塔顶油气经冷凝后温度入较低，也影响气体组成，分子量较低，影响气体压缩机正常运行。此时，可调节油气分离器温度解决。调节方法有两种：一是调节空冷风量和冷却水量；另一种是调节空冷前油气分离器管线上的阀门开度，使油气分离器内油气温度再生以改变气体组成。前一种方法较合理，后一种方法解决问题较快。2232反应热平衡热平衡是指反应需热和供热的平衡。反应所需热量的提供主要是再生器烧焦放出的热量通过催化剂循环传递到反应器，因此三器应保持需热和供热的平衡，才能保持一定的反应温度和再生温度。反应温度和再生温度的确定分别是根据原料油性质、生成方案、对转化率的要求和烧焦速度及再生形式的要求确定的，操作中往往控制反应温度。再生温度是三器热平衡的结果。装置采用外取热器和加注金属钝化剂技术以适应重油催化裂化的需要，其目的是保证三器热平衡。就本装置而言，热平衡主要是通过掺渣量来调整，当循环量超过一定极限时，由预热温度适当调节。非正常的热平衡，如热过剩，是由于操作或管理不当而引起的三器热平衡破坏，这类现象需要认真对待：如原料变重，汽提效果太差造成催化剂带油等不正常操作而引起再生器中可燃物突然增加而造成热过剩。这种热过剩往往来势很猛，操作上来不及处理而使再生温度超高，损坏设备或造成催化剂活性和比表面积大幅度下降。2233压力平衡所谓压力平衡，是指反应系统之间压力的平衡。压力平衡是维持催化剂正常循环的关键，也是保证装置安全平稳生产的关键。压力平衡的计算，是按再生、待生、循环线路分别进行的。在生产操作中，我们是通过对两器差压的严格控制来维持两器的压力平衡的，这也就维持催化剂的的正常循环。若两器差压超过一定的范围，会引起催化剂的倒流。严重时会使空气串入反应器，或油气串入再生器而造成严重的恶性事故。从控制方案看，基本上有两种。一是用气压机转数控制反应压力，双动滑阀(或烟气轮机入口蝶阀)控制两器差压，再生压力为应变参数；二是气压机转数控制反应压力，双动滑阀(或烟机入口蝶阀)控制再生压力，两器差压为应变参数。第一种方案，再生压力随反应压力的变化而波动，变动频繁，对降低催化剂损失不利。但从压力平衡角度看比较有利。第二种方案，两器压力分别控制，再生压力很稳定，但两器差压变化较大。这种控制方案只有在装置设计允许两器差压在较大范围内波动，斜管蓄压较大的情况下方可使用。操作中必须严格监视两器差压的变化，使其不超出允许的范围。从压力平衡角度看不如第一方案。224分馏原理及工艺特点2241催化裂化分馏系统的任务主要是把反应器送来的油气混合物按沸点范围分割为富气、粗汽油、轻柴油、回炼油和油浆等馏分，并保证各个馏分的质量符合规定的要求。此外还要用回流热和馏分的余热把原料油或其它低温介质预热到较高的温度，以及用蒸汽发生器回收热量等。2242分离原理催化裂化分馏基于蒸馏原理，蒸馏是把完全互溶而沸点不同的液体混合物分离开的一种物理过程，或者说蒸馏是利用液态或气态混合物中各组分挥发性或沸点的不同，来分离这些组分的一种方法。蒸馏是在蒸馏塔内进行的，从塔底分离出沸点较低的馏分，而从塔底分离出沸点较高的馏分。从塔的中间抽出，沸点介于两者之间的馏分称为侧线馏分。蒸馏所得的冷凝液叫馏出物，将馏出物按不同沸点范围分别收集叫作分馏，所收集的馏出物叫馏分。蒸馏过程是把液体混合物加热使之部分汽化，并将产生的含轻组分(即低沸点组分)较多的蒸汽引出，使它与含重组分较多的液体分开，再把蒸汽冷凝为液体，从而使原来的混合物分成较轻和较重的两部分。可见蒸馏过程包含有加热、汽化、分离和冷凝等几个环节，而主要环节是汽化和冷凝。2243实现分离过程的方法催化裂化反应油气的分离是在分馏塔内完成的，反应油气进入分馏塔的脱过热段(人字挡板下)与人字挡板向下流的循环油浆逆流接触，脱除过热，洗涤油气中夹带的催化剂粉尘，并使反应油气进行部分冷却，首先冷却的是沸点较高的油浆，上升的油气混合物在塔内令其温度逐渐降低，又会出现部分冷却液为回炼油，未冷却的气相中，主要是沸点较低的重柴油、轻柴油和汽油。再降低温度使其逐渐部分冷却时，依次冷却的是重柴油，轻柴油，最后不能冷却的是汽油蒸汽及液态烃干气组分。此时在分馏塔底得到的是高沸点馏分(油浆)。塔侧自下而上可取得回炼油、重柴油、轻柴油馏分，自塔顶可取得汽油馏分、液态烃和干气组分。气相混合物在精馏段逐渐降温冷凝，气体降温冷凝为液体要放出冷凝潜热，这部分热量要通过塔顶和中段回流取走，使回流中所含的轻组分加热汽化为气相，并使全塔热负荷分布均匀。2244分馏系统工艺特点22441催化分馏塔的进料一般为温度在500*(3左右且带有催化剂粉末的过热气体，反应油气中最重的物料必须从油气中凝缩下来。并作为塔底液相产品，为防止侧线产品污染，必须先把油气冷却到饱和状态，并将油气夹带的粉尘洗涤下来。以便进行分馏和避免塔板堵塞。为此分馏塔底部设有多层人字挡板，叫做脱过热段，也称冲洗冷却段，因为分馏塔是全气相进料，所以进口位置在塔的最下部(人字挡板底部)。而且不设提馏段，反应油气用循环油浆进行冷却，同时，通过换热器把这些热量大部分用于预热原料或发生蒸汽，以达到回收热量的目的，为了保证油浆中固体含量低于一定数值(5克升以下)需要将部分油浆回炼或冷却后排出装置。22442产品比较容易分离。除塔顶出油气外，侧线出轻柴油回炼油，回炼油的馏分组成相当于常减压蒸馏中的减压馏分油的组成。可见各侧线产品间的相对挥发度比常压塔各侧线的要大，同时进料中含有较多的不能冷却的富气。水蒸汽起着降低油气分压的作用，所以各产品分馏的要求比较容易满足，容易分离，回炼比较小，塔板数比常压塔少得多。本装置分馏塔设32层塔盘。22443分馏塔有四个循环回流，分别为塔顶回流、两个中段回流和油浆回流。由于全塔剩余热量大，为了更好利用分馏塔的热能，在满足分馏要求的前提下，应尽量减少顶部回流的取热量，增加温度较