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第十章 分馏和吸收稳定 第十章 分馏和吸收稳定分馏和吸收稳定是催化裂化装置的产品分离部分，也是装置的重要组成部分。多年来，催化裂化工艺的发展和完善主要是围绕其核心部分即反再系统而进行的，分馏和吸收稳定系统的工艺路线则因其技术的成熟而趋于相对稳定。本章只就催化裂化装置特有的操作条件、物料构成和分离要求等对分馏和吸收稳定系统做针对性讨论及技术分析。对于系统内包含的各单元过程不做化学工程方面的一般探讨，对于涉及众多物理常数的基本的或先进的计算方法，本章也不予展开。第一节 分馏系统一 概述分馏系统在催化裂化装置中起着承上启下的作用，上接反应系统，下连吸收稳定系统。该部分的任务主要是把反应器（沉降器）来的气态产物，按沸点范围分割成富气、粗汽油、轻柴油、重柴油、回炼油和油浆等馏分。富气经压缩后和粗汽油一起送入吸收稳定部分再分离为干气、液化气和稳定汽油，轻柴油和重柴油一般作为调合组分送出装置。回炼油和油浆的处理则根据操作方案和反应条件不同而变化。如果按循环裂化方案操作，则回炼油作为反应进料返回反应部分，而油浆作为产品送出装置；但有的装置把油浆也作为反应进料。如果是单程裂化，则回炼油和油浆都作为产品。为充分回收反应产物的热量，原料油先与各产品热流换热，或经原料油加热炉加热至进料所需的温度，送往反应系统。分馏系统剩余的高温位热量一般用于发生中、低压蒸汽。低温位热量则可预热锅炉给水或作为采暖和伴热热源。分馏系统的主体设备是催化分馏塔，除此以外，还包括轻/重柴油汽提塔、原料油加热炉（器）、冷却和换热设备、容器和机泵等。各催化裂化装置分馏部分除了因装置规模不同设备规格差异较大外，最大的差别是换热流程不同。二 分馏系统工艺流程（一）工艺特点催化分馏塔和一般分馏塔相比，有一系列不同的特点，分述如下：1 有脱过热和洗涤催化剂粉尘的油浆换热段催化分馏塔的进料是温度在450以上同时夹带有催化剂粉尘的过热油气，这是和其他工艺的分馏塔明显不同之处。催化分馏塔的下部有一个油浆换热段，从塔底抽出循环油浆，经换热冷却后返回塔内与上升的油气逆流接触，一方面把油气迅速冷却，另一方面也把所夹带的催化剂粉尘洗涤下来。为保持循环油浆中的固体含量低于一定数值，需要有一定的油浆回炼返回反应器或作为产品排出装置。由于油浆换热段温度较高，同时又有催化剂粉尘，因此一般都用挡板，近年来常用的有人字形挡板和圆环形挡板。为了避免催化分馏塔底结焦，应控制其底部温度不能超高。冷却后的循环油浆有两个返塔口，一个返回油浆换热段的上部，另一个返回分馏塔底，以便于调节油浆取热量和塔底温度。为避免油浆在塔底结焦，塔底还应设搅拌蒸汽。参见图10-1。图10-1 分馏塔底油浆系统示意图油浆系统除高温重质易结焦外，含有催化剂粉尘也给输送带来一系列问题，其管内流速不应低于1m/s以防催化剂沉积，亦不应高于2m/s以防磨蚀管道。2 全塔过剩热量大进入分馏塔的绝大部分热量是由反应油气在接近反应温度的过热状态下带入分馏塔的，除塔顶产品以气态离塔外，其它产品均以液态离开分馏塔。在分馏过程中要取出大量的显热和液相产品的冷凝潜热。100万吨/年重油催化裂化装置在反应温度为505和回炼比0.2的条件下，分馏塔过剩热量（含热损失）约125.6GJ/h，相当于1005MJ/t原料。反应温度和回炼比相近时，不同规模的催化分馏塔全塔剩余热量存在良好的比例关系。3 产品的分馏要求较易满足 各油品分馏的难易程度，可以用相邻馏分的馏程试验50%馏出温度的差值来衡量，差值越大，馏分间的相对挥发度越大，就越易于分离。催化分馏塔除塔顶出粗汽油外，一般还出轻柴油、重柴油和回炼油三个侧线馏分，它们的ASTM馏程的50%馏出温度列于表10-1。与表10-2列出的原油蒸馏装置常压塔各侧线馏程的50%馏出温度相比较，可见催化分馏塔各侧线的温度差值大得多，因此，催化分馏塔的产品分馏要求较易满足。表10-1 催化裂化油品馏程50%馏出温度粗汽油轻柴油重柴油回炼油油浆馏程50%馏出温度，110120260280300340370400410460 温差，1501704080701004090表10-2 原油常压蒸馏塔各油品馏程50%馏出温度常顶汽油 喷气燃料直馏轻柴油直馏重柴油直馏馏分油馏程50%馏出温度，90180270340390 温差，90907050（二）流程特点1 典型流程图10-2是催化裂化原料为馏分油冷进料的流程，图10-3是热进料的流程，这两种典型流程有以下特点：（1）设有塔顶循环回流、中段回流和油浆循环回流以取出全塔过剩热量。（2）轻柴油抽出板下方的气相温度用一中段回流量控制，以最大限度地回收高温位回流热。（3）轻柴油抽出板下方设两个中段回流，二中段回流的取热量主要随回炼油量而变化。（4）用油浆循环量和返塔温度控制适宜的塔底温度，油浆取热量随反应油气进塔温度和油浆回炼量而变化。（5）用轻柴油作为吸收稳定部分再吸收塔的吸收剂，再吸收富油返回分馏塔，以回收在吸收塔顶被贫气带出的C3、C4和汽油组分。图10-2 分馏部分工艺流程（冷进料）图10-3 分馏部分工艺流程（热进料）2 RFCC分馏流程近年来，随着催化剂和催化裂化工艺的发展，不少炼油厂的催化裂化装置往馏分油原料中掺入渣油，形成渣油催化裂化技术。渣油催化裂化与馏分油催化裂化不同，生成的油浆中重芳烃浓集，油浆回炼的生焦率约30%40%，所以趋向于单程裂化和外甩油浆。石伟RFCC工艺相应的分馏系统的流程见图10-4。它有以下几个特点：图10-4 RFCC分馏部分流程图（1）由于渣油催化裂化的原料油雾化蒸汽量比馏分油催化裂化大2倍以上，反应产物中水蒸汽的量大大增加，而且干气和液化气产率增加，汽油的产率减少，因此分馏塔顶馏出物中汽油的分压降低，水蒸汽的分压增加。塔顶温度是汽油在其分压下的露点温度，只有当此值高出与水蒸汽分压对应的饱和温度一定值时，水蒸汽才会以气体状态流出分馏塔，否则水蒸汽将会凝结成水，留在塔顶部液相中，愈积愈多，最终造成冲塔事故。为此，流程中塔顶采用两段冷凝。第一段冷却后温度控制在约90。冷凝下来的汽油大部分送回塔顶形成热回流，把塔顶温度控制在一个较高值143，相应的塔顶压力0.27MPa（绝）。其余的冷凝汽油和未凝气体合并后经第二段冷凝冷却至40，再分离为富气和粗汽油。由于第一冷凝段的起始和终了温度都较高，其热量可以利用。由此可知，这种流程以热回流取代了典型流程中的顶循环回流，而且由于塔顶温度较高，可确保水蒸汽在塔内不冷凝，操作比较稳定。在催化裂化条件下，水蒸汽在分馏塔顶冷凝的矛盾并不十分突出。但对于诸如ARGG、MGG、DCC、MIO等催化裂化的家族工艺而言，因提升管反应器的注入蒸汽量达原料的10%（重）或更多，因此更宜采用此种两段冷凝流程。由于塔顶含有大量不凝气，冷换设备传热系数很低，采用塔顶冷凝方式和顶循环回流相比，换热器传热面积增加较多，同时，塔顶系统的总压降往往也较大。（2）在塔顶与轻柴油抽出板之间设立重石脑油循环回流，并用重石脑油代替轻柴油作为再吸收塔的吸收剂。由于重石脑油的密度与分子量的比值比轻柴油大，而且芳烃含量较少，因而它的吸收能力和选择性都优于轻柴油。（3）由于采用单程裂化操作方案，因而没有回炼油抽出口，油浆也不回炼，在轻柴油抽出板下只设一个中段回流，即重循环油回流。由于中段回流的取热量较少，只能满足稳定塔重沸器所需的热量，解吸塔重沸器需另辟热源（如水蒸汽）。（4）渣油催化裂化生焦率高，所需的原料预热温度低，完全可以用原料与油浆换热达到预热温度，原料加热炉在正常生产时不使用，甚至可不设原料加热炉。3 蒸馏催化裂化联合分馏塔流程国外在50年代初期，在燃料型炼厂中采用了常压蒸馏、催化裂化联合装置。拨头原油以液相形式进入联合分馏塔，与反应器来的反应油气接触而进行汽提蒸馏，由塔底排出的渣油中含有催化剂粉尘。催化裂化原料除用本装置的重柴油和馏分油外，尚需由外面补充一部分柴油。图10-5 蒸馏催化裂化联合分馏塔流程我国于70年代也开发了常压蒸馏催化裂化联合工艺，其流程如图10-5所示。常压蒸馏催化裂化联合分馏塔有如下特点：（1）进入联合分馏塔的拔头原油，经加热炉加热至400，以气液混合相进入联合分馏塔。在塔内与反应油气接触进行汽提加热，因而提高了原油气化率，增加了气液比，有利于拔出馏分油。（2）在联合分馏塔下部设有集油箱将渣油与洗涤油浆分开，避免了渣油中带催化剂粉末及渣油的结焦。（3）设置了渣油汽提塔，以便对联合分馏塔塔底渣油进一步汽提，以提高馏分油拔出率。（4）油浆洗涤段采用了不同温度和流量的油浆分段进行洗涤，在保证拔出馏分油所需热量和塔底液面稳定的情况下，尚有一定量油浆回炼。三 技术分析（一） 分馏系统压力分布反应油气自沉降器直接进入分馏塔，中间管道上不设置阀门，故分馏塔与沉降器属同一压力系统。反应压力控制对于流化催化裂化装置十分重要，正常操作时取决于主风机压力和两器压力平衡，反应压力改变导致分馏系统压力随之改变，反之，分馏塔及后部系统操作异常可能引起反应压力失控，进而危及两器操作。分馏系统的后序部分是气压机和吸收稳定。从降低气压机的功率消耗和提高气压机的处理能力角度考虑，希望分馏系统压降尽量小。对出口压力为1.6MPa（绝）的4000kW气压机，入口压力提高0.02MPa，即可节省300kW的功率。因此应减少沉降器至气压机入口各部分的压降，提高气压机的入口压力。催化分馏塔一般采用压降较小的塔盘，常采用顶循环回流而较少用冷回流，塔顶油气冷凝冷却器多选用压降低的折流杆换热器等。一般从沉降器顶到气压机入口的总压降为0.060.1MPa，分馏塔压降为0.0150.03MPa。表10-3列出了三套装置分馏系统的典型压力分布。表10-3 分馏系统典型压力分布（MPa（表）项 目A装置(固舌)B装置（筛孔）C装置（条阀）沉降器顶压力0.0830.1520.159分馏塔底压力0.078汽提挡板上方压力0.071分馏塔顶压力0.05850.1170.131分馏塔压力降0.0195沉降器顶分馏塔顶压降0.02450.0350.028气压机一段入口压力0.0920.085分馏塔顶气压机入口压降0.0250.046沉降器顶气压机入口压降0.060.074（二） 分馏塔温度分布分馏塔顶温度与塔的操作压力、塔顶物流组成有关。塔顶温度实际上是粗汽油在其分压下的露点温度。因此，塔顶气相物流中，除汽油外其他物料所占比例的变化都会影响汽油的分压，从而影响塔顶温度。在塔的操作压力不变的条件下，反应采用干气预提升工艺时，塔顶温度降低；提升管注入终止剂（汽油组分）时，塔顶温度上升；塔顶打入冷回流辅助取热时，塔顶温度升高。而反应大量注入蒸汽时，塔顶温度会下降。当塔顶温度低于水蒸汽在其分压下的露点温度时，在塔顶即有水相析出。水蒸汽的凝结会导致突沸冲塔。解决的办法就是采用塔顶回流，提高塔顶温度。典型的馏分油催化裂化和重油催化裂化其分馏塔温度分布列于表10-4。由表10-4中数据可以看出，馏分油催化裂化的分馏塔与重油催化裂化的分馏塔（采用热回流）的温度分布差异在塔顶和塔底最为明显。重油催化裂化一般采用较苛刻的条件，产气量大，塔顶水蒸汽量高，为适应这一变化，可以改顶部循环回流为塔顶热回流，如图10-4所示的塔顶流程，塔顶热回流罐相当于一层理论塔盘，分馏塔顶的温度要比馏分油催化分馏塔的塔顶温度高20左右。由于反应部分生焦的限制，重油催化裂化要外甩一定量的油浆，和馏分油催化裂化相比，分馏塔底油浆的品质更重更差，为防止结焦，分馏塔底要维持较低的操作温度，一般比馏分油催化裂化的分馏塔要低20左右。表10-4 分馏塔温度分布项目馏分油原料重油原料（塔顶采用热回流）反应油气入塔温度，490499分馏塔顶温度，128144轻柴油抽出温度，224225富吸收油返塔温度，5694回炼油抽出温度，369（无回炼油）汽提挡板上方温度，385336分馏塔底抽出温度，364341物料构成 ，%（重）：干气+液化气+损失14.2021.44 汽油48.7447.18 轻柴油31.5317.24 油浆0.897.6 焦炭4.646.54 合 计100.00100.00催化剂Octacat 超稳催化剂（三）分馏塔热平衡及取热分配分馏塔剩余热量与反应温度和回炼比有关。反应温度愈高，反应油气带入分馏塔的热量愈多。按回炼比为1计，则反应温度每增加10，约使余热增加60MJ/t原料。回炼油（包括回炼油浆）以液态在较低温度下从分馏塔抽出，经过反应后又以气体状态在接近反应温度下进入分馏塔。在此循环过程中，回炼油在反应时吸收热量升温、气化，在分馏时降温、冷凝放出热量，这是构成分馏塔过剩热量的一个重要方面。回炼比愈大，过剩热的数量就愈多。以反应温度500和回炼油抽出温度350计算，回炼比每增加0.1，分馏塔的过剩热大约增加63MJ/t原料。随着催化剂和生产方案的不同，催化分馏塔回流热的数量和分配比例会有较大的变化。例如，由无定形催化剂改为沸石催化剂后，回炼比减少，带入分馏塔的热量减少；又如由柴油方案改为汽油方案时，由于回炼比减少，会使总的入塔热量减少，同时反应油气入塔温度升高，汽油量增加，使油浆和顶部回流的取热比例上升，以保证油品的正常分割。表10-5说明了不同生产方案对分馏塔过剩热量和取热比例的影响。表10-5 催化分馏塔回流热的变化催 化 剂MZ-3MZ-3无定形催化剂生 产 方 案汽 油柴 油反应器出口温度 492465处理量， 吨/日450410回 炼 比0.4491.241.77分馏塔回流热， MJ/h2051523676顶回流取热 %2319.6中段回流取热 %27.847.6油浆取热， %49.232.8折算为455吨/日进塔热量 MJ/h437736573383736折算为455吨/日总回流热 MJ/h207662646032196一般来说，回炼比减少，催化分馏塔的上、下负荷趋于均匀；回炼比越大，催化分馏塔的上下负荷差别越大。由汽油方案变到柴油方案后，一方面会影响到催化分馏塔负荷的变化，另一方面也会引起换热系统和装置其他部分如吸收脱吸塔底重沸器和稳定塔底重沸器热源热量的变化。采用无定形催化剂时，回炼比大，一中段回流和二中段回流的取热比例大，分馏塔上下段的负荷差别较大。因此，一般将轻柴油抽出口以上塔直径缩小，否则为避免上部塔盘漏液，必然要减少一中段和二中段的取热量，增加顶循环回流的取热量，这对热能利用是不利的。催化分馏塔上、下段截面积之比大约为1 ：1.52.5。随着沸石催化剂的出现及活性的不断提高，催化裂化装置的回炼比在不断地减少，因而催化分馏塔上下段直径的差别也在逐渐减少。近年来，新设计的催化分馏塔上、下段已采用同一直径。通过分馏塔的热平衡计算可以得出全塔剩余热量。为取走这些过剩热量，分馏塔一般设34个循环回流取热：顶循环回流或塔顶热回流、中段循环回流（有时分为一中段和二中段循环回流）和油浆循环回流。各回流取热比例分配与分馏各产物的精确组成之间的匹配要借助大型的模拟软件完成，表10-6给出了一些分馏塔各回流取热比例分配的经验数据。表10-6 分馏塔各回流取热比例分配 （%）项 目馏分油催化裂化 I馏分油催化裂化 RFCC催化裂化重油催化裂化塔顶冷（热）回流/1520/顶循环回流20251520/202530353035一中循环回流3045重石脑油1520二中循环回流510重循环回流3035油浆循环回流4050303530354050产品产率， %（重） 裂化气12-16101516201620 汽油4855405040504050 轻柴油2530253515202025 重柴油/35/ 油浆/512510回炼比0.10.80.61.5/00.2反应温度，480505470490510530500520例10-1 某催化裂化装置反应油气进分馏塔温度492，油气组成数据如下：物流名称kg/h烟气干气液化气汽油轻柴油回炼油回炼油浆蒸汽15425500141676083327625672001386089500.720.860.880.96塔底搅拌蒸汽为800kg/h，轻柴油汽提蒸汽为800kg/h,温度250，压力1.0MPa，分馏塔顶温度125，压力0.225MPa（绝）。轻柴油抽出温度196，再吸收油返回分馏塔温度50，贫吸收油量8.8t/h。回炼油抽出温度342,油浆抽出温度385,试计算全塔热平衡。解： 分馏塔热平衡计算如下表 入方：项目流率，kg/ht ，状态焓， kJ/kg热量，MJ/h烟气1542492气1.13（比热）857干气5500492气240813244液化气14167492气184226096汽油60833492气0.72159196785轻柴油27625492气0.86154142570回炼油67200492气0.881524102413回炼油浆13860492气0.96151621012蒸汽（自反应）8950492气347131065搅拌蒸汽800250汽29432354轻柴油汽提蒸汽800250汽29432354合计338750 出方:项目流率，kg/ht ，状态焓 ，kJ/kg热量， MJ/h烟气1542125气1.13(比热)218干气5500125气11726446液化气14167125气87812439汽油60833125气0.7263638690轻柴油27625196液0.8648113288回炼油67200342液0.8888859674回炼油浆13860385液0.96100513929蒸汽10550125汽270028485合计173169全塔剩余热Q=338750 - 173169 =165581 MJ/h分馏塔实际回流热和剩余热分配比例如下：项 目流量 ，t/h抽出温度， 返塔温度，热 量， MJ/h取热分配， %顶循环回流140160722989418.5吸收油8.81965025791.6一中段回流92.827287.54390327.1二中段回流653422292177113.4油浆循环回流224.43852856388239.4合 计162029100塔壁散热量 165581 - 162029 = 3552 MJ/h ,热损失2.1%。 (四) 分馏塔的分离精度和一般的产品分馏塔一样，催化分馏塔各馏出物之间的分离精度可以用相邻馏分之间的ASTM(5%-95%)馏出点温差来表示。对于一个典型的催化分馏塔，其馏出情况和分离精度大致可以用下述几个参数予以说明： 塔顶馏出物的干点； 轻柴油（和重柴油）的沸点范围； 油浆和重柴油之间的切割点； 相邻馏出物之间的ASTM(5%-95%)馏出点温差。国外有人仿照常减压蒸馏采用的Packie关联方法，也关联了用于催化分馏塔的切割精度的关联曲线，见图10-6。图10-6 催化分馏塔塔顶馏出物和轻柴油抽出线之间的分离精度关联曲线图中： LN塔顶部第一块塔盘的平衡回流量，体积单位（15.6计）； DN塔顶部第一块塔盘的实际馏出量（气相+液相），体积单位（15.6计）； NT轻柴油抽出口以上实际塔盘数（每块回流换热塔盘按1/3块实际塔盘计）； t(50%)（轻柴油馏出50%点温度-汽油馏出50%点温度）ASTM, ()。 t(5%)柴油- t(95%)汽油以脱空度表示的分离精度，()。例10-2 已知某分馏塔的上半部操作情况如图所示，其他已知条件如下： 汽油的50%点=113； 轻柴油的50%点=277； 顶部循环返塔温度=80 顶部循环回流量=390t/h，d420=0.821； 塔顶温度=128 塔顶馏出（气体+汽油）量=203 t/h，d420=0.745（汽油）试估测其汽油和轻柴油之间的脱空度。例10-2图 分馏塔上部操作示意图解： LN和DN可通过顶部第一块塔盘的框图计算求取，简化计算如下： LN取为顶循环回流返塔量的115%， 则DN=390115%+203-390=261.5 t/h则有： t(50%)=277-113=164=295NT=41/3+11=12.3块实际塔盘，则：以求出的(LN/DN)NT和t(50%)查图10-6，得分离精度为：t(5%)柴油- t(95%)汽油=60=33可见，按图10-6所示的关联曲线求得的结果表明，该分馏塔汽油、轻柴油分割操作良好。 分馏塔塔顶馏出物的干点约为200。由于催化裂化汽油很少不经由进一步精制处理就直接出厂，所以在分馏塔操作中只控制干点，根据产品的不同用途，分馏塔和顶回流的设计也应考虑允许汽油干点的合理调整范围以及和轻柴油馏分的分离精度要求。 轻柴油的沸点切割范围和常减压装置类似，一般为200370（ASTM），多出柴油时，初馏点可切至180，其干点的选取亦和其凝固点要求有关。（五） 分馏塔塔盘与塔盘水力学计算早期的分馏塔塔盘选用固舌塔盘，目前，筛孔、条型浮阀和固舌三种塔盘都有应用。国外的分馏塔亦有选用填料的，无论选用何种塔盘，着眼点均是满足分离精度要求和保证低压降。由于分馏塔各产物之间的脱空度大，选择低压降塔盘成为选择分馏塔塔盘型式的重要因素。典型分馏塔塔盘层数分布见表10-7。表10-7 分馏塔塔盘层数分布塔 段常见塔盘型式实际塔盘层数油浆换热段人字挡板、圆环形挡板、填料68回炼油抽出口以下舌形、筛孔、条形浮阀、填料2回炼油抽出口上至一中段回流抽出口下舌形、筛孔、条形浮阀、填料1012一中回流段舌形、筛孔、条形浮阀、填料34轻柴油抽出口以上至顶循环回流抽出口下舌型、筛孔、填料810顶循环回流段舌形、筛孔、条形浮阀、填料34精馏塔盘总数2832分馏塔塔盘水力学性能直接影响塔的分馏效果。因此，进行塔盘水力学计算有重要意义。设计阶段计算的主要目的是校验所选定的塔盘结构尺寸（含塔径和塔盘间距等）是否合适。生产装置塔盘水力学计算的目的是，塔盘工作点是否处于适宜操作区，评价塔盘的性能是否处于较佳的设计状态，从而通过调整操作改善塔盘的水力学性能，满足生产要求。表10-8给出了某60104t/a催化裂化装置3800固舌型催化分馏塔的塔盘水力学计算结果。分馏塔塔盘的气液负荷分布和生产方案有关。采用最大气体方案或汽油方案时，塔顶部的负荷增大，热负荷上移；当采用柴油方案时，塔的上部负荷小而下部负荷大，限制塔直径的是下部气液负荷。早期设计的分馏塔有采用上部缩径方案的，近年的设计均采用上下同一直径。重油催化裂化和馏分油催化裂化相比，分馏塔负荷分布有所变化，重油催化裂化产气量高，分馏塔顶部负荷就大，故分馏塔顶部取热比例也大一些。另外，根据市场柴油需求的情况，采取调整汽、柴油切割点的办法是增产柴油的主要途径之一。降低粗汽油干点须增大顶循环取热负荷（或塔顶冷回流负荷），顶部循环各塔盘的气、液负荷也相应增大。这一点在兼顾液化石油气产量时尤为突出。应注意核算顶部塔盘的水力学性能，并且避免温度降低时塔顶出现水相。近年来随着反应工艺的改进，分馏塔塔盘负荷又有所增加。提升管底部采用干气预提升，中部或顶部注汽油作为反应终止剂，或采用水蒸汽急冷等，采用这些工艺都增加了分馏塔的负荷，而注入沸点低、分子量小的介质，更使分馏塔顶部负荷增加较多，做水力学计算时应予以注意。表10-8 分馏塔塔盘水力学主要计算结果 项 目单 位第一层塔盘(回炼油抽出口下)十三层塔盘(一中抽出塔盘)十六层塔盘(轻柴油抽出塔盘)二十四层塔盘(顶循环抽出塔盘)温度415280270165压力（绝）MPa0.2180.2180.2180.218开孔率%22.121.42220.8舌孔面积m22.512.432.51.67塔截面积m211.3411.3411.348.038降液管面积m21.111.111.4670.637弦 长m2.772.962.142.76气体体积流量m3/h28303335523438325815气体操作重度kg/m34.445.365.814.72允许空塔线速m/s0.891.141.120.93实际空塔线速m/s0.690.820.840.89舌孔线速m/s 3.053.613.704.16干板压降mmH2O37.695.151.354.9塔盘压降mmH2O40.796.686.876.4液体流率kg/h1222919397121411979100塔截面体积流率m3/m2h1.523.425.814.0液体重度kg/m3718731731702降液管进口流速m/s0.0042620.06640.07330.02357降液管液层高度mm79.0260330.9238.7溢流强度m3/hm59.192.1101.448.6降液管停留时间s211.216.615.038.2（六） 分馏侧线产品汽提塔分馏塔馏出的轻柴油、重柴油、外甩油浆因其含有较轻的组分，一般采用汽提的方法将轻组分汽提出去。当重柴油和外甩油浆产量少时，也可不设汽提塔而直接冷却后送出装置。轻柴油经汽提后，可以回收占轻柴油产量2%5%（重）的汽油组分。表10-9列出了轻柴油汽提塔的汽提效果（流程模拟计算数据）。表10-9 轻柴油汽提塔的汽提效果项 目汽提前轻柴油汽提后轻柴油汽提出轻组分（包括蒸汽）汽提蒸汽流量 ， t/h63.7161.433.030.75分子量201.5204.752.518组成， %（重）H2O0.040.1023.4100.00N2000.04CO2000.04H2S000.04Cl000.06C2000.09C2-000.09C30.0100.20C3-0.0300.63nC40.0100.18iC40.0200.44nC4-0.0200.39iC4-0.0200.46cC4-0.0200.37tC4-0.0200.48nC50.0100.19iC50.070.011.37nC5-0.050.010.98NBP461946.795.3434.49NBP19439492.8994.5436.06（七）分馏系统的原料预热分馏系统的回流取热和产品余热可以用来预热原料油等，有关内容参见本书第十二章。（八）原料加热炉早期的馏分油催化裂化因反应部分生焦率低及CO不完全燃烧，需要开加热炉以补充反应部分需热，维持两器热量平衡。对再生温度影响最显著的变量是回炼比、焦炭产率和原料预热温度。在其他条件不变的情况下，回炼比每增加0.2，就要使再生温度降低约100,相当于焦炭产率变化0.6%所造成的影响。在焦炭产率5.5%、回炼比为1时，在其他条件不变的情况下，预热温度由350每提高10可以使再生温度提高约75，回炼比进一步增加后，预热温度的影响将更加显著。随着加工原料的日益变重，两器热量可以平衡甚至过剩，正常生产时原料加热炉停开，只作为开工加热炉使用。有关加热炉供热方面的内容参见本书第十二章。近期的渣油催化裂化装置多有不设原料加热炉的，开工时采用蒸汽加热器加热原料，也能满足开工要求。 （九）分馏塔改造用规整填料代替塔盘 自1983年Lieberman 首次评估分馏塔采用规整填料的使用效果以来，国外不少装置已用规整填料（Glitsch 公司生产）代替原有塔盘，并收到不同程度的效益。近年来我国也采用了规整填料取代塔盘的尝试。实践证明，规整填料与原板式塔相比，具有处理能力大、操作弹性大、分离精度高、压力降小等优点。图10-7为分馏塔塔盘改填料示意图。图10-7 分馏塔塔盘改规整填料示意图表10-10给出了国外某催化裂化装置分馏塔塔盘改填料后的改造效果。表10-10 分馏塔塔盘改填料后的改造效果项目单位塔盘填料气压机处理能力 m3n/h56.766.6气压机入口压力 MPa(表)0.0820.114分馏塔压降 kPa39.39.7装置处理量 m3/h530629由表10-10数据可以看出，分馏塔用填料代替塔盘后，全塔压降明显降低，使富气压缩机的入口压力提高0.032MPa 。如果装置没有其他约束限制，则通过分馏塔改用填料的措施，可使装置处理量提高约18%。由于填料的造价高于塔盘的造价，一般在新装置设计中还是首选塔盘，填料只作为改造挖潜的手段。如果不考虑造价因素，同样的装置规模可以有塔盘和填料两种设计选择，则填料分馏塔可以采用比塔盘分馏塔较小的塔直径。有些催化裂化装置的分馏塔改用规整填料后所出现的问题，主要是液体分布器设计不良所致。例如，有的分馏塔对液体分布器只进行简单修改，规整填料的等板高度便从1320mm减至610mm，可见规整填料的高分馏效率是很明显的，液体分布器的设计也是至关重要的。（十） 分馏塔塔盘结盐及腐蚀问题分馏塔塔盘结盐和腐蚀是催化裂化原料劣质化和重质化带来的问题。分馏塔塔盘结盐的主要成分是NH4Cl盐，结盐部位在轻柴油抽出层以上。解决结盐问题的根本办法是常减压装置深度脱盐，严格控制催化裂化原料的NaCl含量；其次是适当调整分馏塔顶部的操作条件，避免NH4Cl结晶析出。分馏塔塔盘腐蚀主要是H2S应力腐蚀，其机理请参见有关的专著，本书不予展开。 第二节 吸收稳定系统一 概述催化裂化装置吸收稳定部分的任务是加工来自催化分馏塔顶油气分离器的粗汽油和富气，目的是分离出干气（C2及C2以下），并得到汽油和液化气。提高汽油和液化气产率的关键在于催化裂化反应再生系统所采用的原料类型、催化剂性质、裂化反应的深度和生产方案等。然而多产能否多收的关键则取决于吸收稳定部分工艺设计水平及操作水平。为了保证产品质量和提高液化气回收率，八十年代对催化裂化吸收稳定提出如下技术指标：（1）干气中C3含量3 % (体）；（2）液化气中C2含量0.5%（体）；（3）正常操作条件下停出不凝气，并使C3回收率达92%以上，C4回收率达97%以上。如果催化裂化干气作为制乙苯的原料，进一步要求干气中C3=含量0.7%（体）。吸收稳定系统包括气压机、吸收脱吸塔、再吸收塔和稳定塔及相应的冷换设备、容器和机泵。吸收脱吸塔可以采用一个塔，也可以将吸收塔和脱吸塔（也称解吸塔）分开。在吸收塔顶用粗汽油作为吸收剂，当粗汽油量不够时，可以补充一部分稳定汽油，吸收压力一般为0.81.6MPa（绝）。吸收脱吸塔的主要任务是使C3尽可能地被吸收下来而不被干气带走，同时又要使C2尽量从吸收塔顶分出，而不带入汽油中。由于脱吸塔或吸收脱吸塔的脱吸段的主要任务是把C2脱除出去，因此脱吸塔又称为脱乙烷塔，脱吸塔底的汽油又称为脱乙烷汽油。衡量吸收脱吸塔分离情况的主要指标是丙烯的吸收率和乙烷的脱吸率。再吸收塔的任务是用催化分馏塔的柴油或中段回流（也有使用重石脑油循环回流的）作为吸收剂，把被吸收塔顶贫气带走的汽油吸收下来，富吸收油再返回催化分馏塔。稳定塔的任务是把汽油中C4以下的轻烃脱除掉，在塔顶得到液化气，塔底得到稳定汽油。表10-11给出了吸收稳定系统的操作条件和综合数据。表10-11 吸收稳定系统的操作条件和综合数据（气压机出口压力1.6MPa绝）项 目吸收塔解吸塔再吸收塔稳定塔塔顶压力， MPa （绝）1.41.51.351.01.1塔顶温度 ， 45有进料加热器80无进料加热器604560塔底温度 ， 4514545160180进料温度 ， 4040（80）45145塔盘型式浮阀、填料浮阀、填料浮阀、填料浮阀、填料塔盘数304014304050塔盘效率 ， %3040304030405070吸收稳定系统各塔的操作因其气液比低，塔盘效率也低，除稳定塔可达50%以上外，其余各塔均在30%左右，塔盘的适宜操作区很窄，既容易泄漏，又容易液泛。二 吸收稳定系统工艺流程吸收解吸常见的两种流程是单塔流程和双塔流程，分别见图10-8和图10-9。图10-8表示吸收解吸采用单塔的流程是过去国内外各厂通用的，吸收和解吸合用一个塔，流程较简单，但受到一定的限制。由于塔内存在着内循环，即在吸收段除了C3和C4被吸收外，还有一部分C2也被吸收下来，而在脱吸段除了C2脱吸外，一部分C3和C4也会一齐被脱吸出来。吸收率和脱吸率越高，内循环的数量也越大。这种流程很难同时满足高吸收率和高脱吸率的要求。此外，温度较低有利于吸收而温度较高有利于脱吸，采用这种流程，也不易于操作调节。为了满足吸收率的要求，脱吸塔底的温度不能控制得很高，因此常会有一部分C2被带入稳定塔，使稳定塔顶压力升高，不得不排放不凝气。图10-8 吸收稳定部分（吸收解吸采用单塔）流程图10-9 吸收稳定部分（吸收解吸采用双塔）流程图10-9所示为吸收脱吸采用双塔的流程。可以将两个塔重叠在一起，也可以将两个塔分开并列布置。富吸收油、脱吸气和压缩富气一起冷却后进入中间平衡罐（高压分离器），重新平衡后，气相进入吸收塔，液相进入解吸塔。进中间平衡罐后各组分平衡情况见表10-12。采用这种流程要增加一台富吸收油泵。在较高的脱吸温度下，由于脱吸气经过冷却和重新平衡后再进入吸收塔，因此脱吸出来的大部分C3、C4气体不会重新再进入吸收塔，可以同时满足高吸收率和高脱吸率的要求。在目前的催化裂化装置设计中双塔流程已完全取代了单塔流程。表10-12 气压机出口中间平衡罐（高压分离器）各组分平衡情况项 目 入 方 出 方压缩富气吸收塔底油解吸塔顶气吸收塔进料气解吸塔进料组成,%（重）H2O2.220.030.250.330.03H20.9200.061.680.01N23.440.030.316.330.04CO21.440.151.343.280.18H2S1.360.745.805.520.85O20.240.010.050.470.01Cl4.260.171.498.420.20C24.021.2710.9812.881.51C2-4.575.467.1911.920.98C33.760.397.175.722.08C3-13.441.0830.7725.058.04nC41.810.891.240.760.87iC45.390.934.613.122.49nC4-4.320.803.262.082.02iC4-4.600.983.522.242.14cC4-3.280.722.121.251.64tC4-4.374.922.901.732.12nC51.043.610.560.270.89iC59.064.265.002.556.56nC5-5.948.573.051.414.61C6+20.5264.998.332.9962.73流量，kg/h458001146602124025140156560分子量3882422774无论是采用单塔流程或双塔流程，即使吸收温度保持在40，吸收压力保持在2.0MPa左右，C3回收率也只有92%左右，因此，干气中携带有大量C3和C4。为此，Air Products and Chemical公司提出了采用低温回收工艺回收干气中的C3和C4（见图10-10）。在塔顶温度为-20、绝对压力为1.7MPa的情况下可回收干气中93%的丙烯，使总的丙烯回收率达99%，而投资回收仅需1.52.5年。图10-10 低温回收C3工艺为了醚化或其他用途，催化裂化汽油可分割成轻汽油和重汽油，一般是在吸收稳定部分的稳定塔前专门设一个分割塔，塔底出重汽油，塔顶馏出物进稳定塔，在稳定塔内进一步分出液化石油气和轻汽油。三 技术分析（一）富气压缩机和吸收塔的操作压力由分馏塔顶油气分离器来的富气进入富气压缩机，经压缩后出口压力为1.01.6MPa，再经气液平衡罐进入吸收塔。表10-13给出了某装置进富气压缩机的富气组成数据和气压机的部分操作条件。表10-13 压缩机操作条件和富气组成富气组成, %（体）（入口）操作条件H222.11 温度，O2+N29.8 一段入口温度26.25.0 一段出口温度84.44.8 二段入口温度35.15.5 二段出口温度111.36.4 汽轮机蒸汽入口温度41617.2 汽轮机蒸汽出口温度2988.7 2 压力，MPa（表）1.8 一段入口压力0.026.5 一段出口压力0.292.9 二段出口压力1.372.0 汽轮机蒸汽入口压力3.38C54.3 汽轮机蒸汽出口压力0.92H2S1.0CO22.03 流量，kg/h 气压机级间凝缩油量974 汽轮机蒸汽用量38805100 气压机反飞动循环流量787 压缩机一段入口流量m3n/h20600催化裂化富气分子量为3038。气压机型式的选择主要取决于富气的流量，大、中型装置一般采用离心式压缩机，小型装置则采用往复压缩机。气压机机组分变速和恒速运行两种。早期的气压机不设中间冷却，出口温度约为175200。目前的气压机都设置中间冷却器，使一部分C5、C6组分冷凝，减少了后面各压缩段的功率消耗。催化裂化装置气压机出口压力由再吸收塔压力恒压控制，入口压力取决于反应压力和分馏系统压降，基本也属于恒压。实际反应压力一般都是通过调节气压机的负荷来控制。对于变速机组，气压机负