催化裂化工艺计算与技术分析之绪论.doc

第一章 绪论第一章 绪 论第一节 催化裂化技术的发展历程一催化裂化历史的回顾催化裂化的研究可以追溯到19世纪90年代，当时Gulf石油公司的炼油界先驱者McAfee在实验室发现采用三氯化铝作催化剂可以促进裂化反应，从而提高汽油产率。Gulf石油公司据此于1915年建立了第一套工业化装置，可能是由于催化剂昂贵以及回收困难等原因而没有在工业上广泛采用。采用固体酸性催化剂的Houdry催化裂化工艺的开发是炼油技术中的一个空前成就。这一成果很快引起一些大的石油公司的注意。当时美国的Vacuum石油公司（即后来的Mobil公司）将Houdry工程师从法国请来，组建了HPC公司（Houdry),并于1931年在Paulsboro炼厂建成3500t/a的中型装置，取得了工业化数据。1936年4月6日，第一套100kt/a的固定床催化裂化工业装置在Paulsboro开始运转，这是具有历史意义的事件。固定床催化裂化装置的原则流程图见图1-1。图1-1 早期Houdry装置原则流程图固定床催化裂化存在一系列无法克服的缺点：设备结构复杂，操作繁琐，控制困难。为克服固定床工艺的缺点，实现催化剂在反应和再生操作之间的循环，移动床催化裂化工艺应运而生。最初的移动床催化裂化工业装置由Socony Vacuum石油公司建成，并定名为Thermofor Catalytic Cracking(TCC),Thermofor催化裂化是借用的曾用于烧除在润滑油渗滤时沉积在白土上的焦炭的再生炉。1943年Mognolia石油公司在Texas的Beaumont炼厂投产了一套500kt/a TCC装置，其原则流程见图1-2。图1-2 TCC装置原则流程图1944年小球合成硅铝催化剂的开发是催化裂化过程的重大改进，但还存在机械斗式提升的缺点，剂油比只能保持1.5左右，而且只能采用气相进料。1948年HPC公司开发了Houdriflow移动床催化裂化过程，并于1950年投产了第一套350kt/a工业化装置，位于Sun公司的Toledo炼油厂。其主要特点是反应器放在再生器顶部，其示意流程图见图1-3。移动床催化裂化是一项设计奇迹，1950年前后是其最为光辉的年代，曾经与流化催化裂化平分秋色。然而，移动床虽然巧妙地解决了催化剂在反应器和再生器间的移动问题，却忽视了催化剂颗粒过大带来的传质阻力（粒径24mm），因此被突飞猛进发展的流化催化裂化逐渐取代。图1-3 Houdriflow移动床催化裂化装置原则流程图流化催化裂化的开发最初是从螺旋输送粉剂这一重大开发项目开始的，粉剂的应用是发明流化催化裂化和各种流化床的关键。早在本世纪二十年代，美国麻省理工学院的W.K.Lewis就提出“利用磨粉催化剂沉降分离的特性，采用一种密相流化床”。第二次世界大战开始后，为生产战时所需要的大量航空汽油和车用汽油，催化裂化加快了发展步伐。第一套I型流化催化裂化装置于1942年在Standard(N.J)石油公司的Baton Rouge炼油厂投产，处理量为630kt/a，其原则流程图见图1-4。图1-4 I型流化催化裂化装置原则流程图I型流化催化裂化推出之后，技术上不断改进，并分别于1944年和1947年开发了型和型，型由Standard石油公司的Baton Rouge炼油厂投产，型由Standard(N.J)推出投产。型和型的原则流程图分别见图1-5和图1-6。图1-5 型流化催化裂化装置原则流程图图1-6 型流化催化裂化装置原则流程图型建成的套数最多，1967年在美国Baytown炼油厂建成的单套处理能力为6Mt/a的型装置，是最大的流化催化裂化装置之一。其反应器直径为13.7m，再生器直径为19.5m，分馏塔直径为10.4m。1952年，ESSO公司设计的第一套型流化催化裂化装置投产，其原则流程图见图1-7。图1-7 型催化裂化装置原则流程图型装置的主要特点有：（1）催化剂用U型管密相输送；（2）两器间的催化剂循环主要靠改变U型管两端的催化剂密度来调节；（3）催化剂进再生器不是通过分布板，而是直接由密相提升管送入分布板上的流化床，因此可以减小分布板的磨蚀；（4）装置高度降低到3236m。50年代前后是采用密相床反应器的流化催化裂化的繁荣时期，不少大的石油公司纷纷推出了自己的两器配置形式，使采用密相流化床反应器的催化裂化技术趋向成熟。随着裂化催化剂工艺的改进，采用提升管反应器的催化裂化技术呼之欲出。早在50年代中期，UOP公司就推广直提升管高低并列式装置设计，这种装置实际上已接近于现代的提升管装置，它可采用密相操作，也可以在催化剂床层低到汽提段内的情况下操作，其原则流程示意图如图1-8所示。随着后来沸石催化剂的富有革命性的推出，这种型式即演变成全提升管催化裂化工艺。图1-8 UOP高低并列式装置原则流程图二 催化裂化发展现状自沸石催化剂的推出和提升管反应器的地位确定以后，经过各大公司的不懈努力，催化裂化工艺不断改进，分别推出了代表当今水平的各自独特的装置构型。（一）Kellogg公司重油催化裂化（HOC）是Kellogg公司推出的技术，这种装置和垂直外提升管经横管与分离器相通，其出口有粗旋风分离器。再生器装有内取热盘管和外取热器，催化剂循环由塞阀控制。正流式布置两器是Kellogg公司的一贯风格，HOC装置也保持了正流式布局。其原则流程见图1-9。图1-9 改进后的HOC装置原则流程图（二）UOP 公司为了最大限度地体现沸石催化剂的优越性，UOP公司设计了高效再生流化催化裂化装置，如图1-10所示。其特点是：提升管出口装有催化剂和油气的快速分离设施，以减少其接触时间，并降低反应器内旋风分离器的催化剂负荷；形状独特的快速床再生器（烧焦罐）能使空气和催化剂接触良好，大幅度地提高了烧焦强度；这种装置减少了催化剂藏量，为维持催化剂活性所需加入的新鲜催化剂量可以减少。图1-10 UOP公司的高效再生流化催化裂化装置原则流程图图1-11 RCC装置原则流程图RCC技术也是以UOP公司为主开发的一种工艺，其原则流程图见图1-11。其技术特点是：再生器为两段逆流再生，第一段采用逆流烧焦不完全再生，焦炭中的全部氢和80%90%的碳被烧掉。第二段采用高氧完全再生，使再生催化剂含炭量降到0.05%以下；催化剂上的重金属是通过高温烃类气流和水蒸汽作用而达到钝化的；采用新的雾化喷咀，较低的反应压力，注入稀释剂，尽量缩短反应时间，以减少生焦，提高液体产品收率；提升管出口设有效果较好的弹射式快分，以减少二次反应；再生器设置有下流式外取热器。90年代初UOP公司又推出了CCC工艺（可控制的催化裂化）。可控制的催化裂化集工艺设计、催化剂配方和工艺操作条件之大成，以生产质量最好的产品。CCC工艺的特点是：采用平推流提升管反应器和提升管出口与旋风分离器直接连接等措施，在促进所要求的一次反应和有关的二次反应的同时，控制不需要的二次反应、再裂化反应和热裂化反应；采用新的多段挡板汽提段，提高了汽提效率；采用一段或二段再生器，可根据需要装设外取热器，一段再生器为烧焦罐，二段再生器与RCC工艺相同。用于老装置改造的还可采用如图1-12所示的流程。图1-12 可控制的催化裂化装置用于老装置改造的原则流程（三）Shell石油公司1988年Shell石油公司投产了第一套重油催化裂化装置（见图1-13）其特点为：采用高效进料催化剂混合系统以及短接触时间的提升管反应器，使之降低焦炭和气体生成量，同时使用了钝化剂；采用分段汽提，包括从分离出来的催化剂中迅速汽提出烃类和第二段汽提器中高效地解吸出剩余的烃类；采用高效再生器限制焦炭的放热量，允许热量以CO的形式传递给CO锅炉；采用性能可靠的取热器，调节装置的热平衡。图1-13 Shell公司第一套重油催化裂化装置Shell公司以后设计的两套渣油催化裂化装置分别在1991年和1992年投产，见图1-14，其特点有：减小沉降段尺寸，使提升管出口至分馏塔间油气停留时间仅3秒；再生器只设一级旋风分离器，而且采用旋流管式分离器。1998年在英格兰Stanlow投产的由Shell公司设计的外提升管催化裂化装置包括有该公司的专有技术：如进料喷嘴、提升管内构件、提升管末端装置、预汽提旋分器、多级汽提器和高效再生器等。图1-14 Shell 公司的渣油催化裂化装置（四）Stone & Webster公司Stone & Webster公司（SWEC）1981年在Arkansas城炼油厂建成投产一套处理量为0.9Mt/a的重油催化裂化装置，增设了第二再生器，掺炼渣油的比例提高到30%40%，曾试验过5种不同形式的进料喷嘴。1982年该公司又将Ardmore炼油厂的同轴式催化裂化装置改成重油催化裂化工艺，新设叠置式两段再生器及反应器，采用了最先进的进料喷嘴及其它技术成果，其原则流程如图1-15所示。其特点有：（1）认为原料中的残炭与生焦率无关，当处理残炭1%5.5%的原料时，生焦率为6%7%，装置不设取热设施。（2）采用两个再生器进行再生。催化剂从第一再生器到第二再生器，两个再生器的烟气自成系统。第二再生器的旋风分离器设在器外，再生器内无其它构件，可承受高温。（3）使用金属钝化剂，效果较好。（4）要求原料中氢含量在12%较好，最低为11.8%。（5）使用了高效雾化喷嘴。（6）推荐采用超稳沸石（USY）催化剂。图1-15 SWEC的RFCC装置原则流程（五） 其他公司除了上述几个公司近年来取得的进展外，还有几个公司在催化裂化方面也取得了令人瞩目的进展。EXXON公司的FLEXICRACKING R也是高低并列式装置，采用单级再生、改进的分布板，反应系统采用高效的与提升管直连的密闭式旋风分离系统、独特的进料喷嘴和专有的汽提段。1998年已有17套装置建成投产，一些老装置也已改造成这种装置。Lumus公司开发的催化裂化装置1998年已有13套建成投产。在设计中采用了先进的反应系统和高效催化剂汽提器，以及专有的进料喷嘴。再生系统为快速床单段再生。一种采用被称为下一代催化裂化（NEXCC）技术的催化裂化装置将在芬兰的Neste Oy公司实现工业化，它采用两个组合的循环流化床反应器，其中一个作为裂化反应器，另一个作为催化剂再生器，两个流化床反应器同用一个承压外壳，并且裂化反应器放在再生反应器之内。另外，用多入口旋分器取代了常规旋分器。NEXCC装置的反应温度为600650，汽油和轻烃产率可达85%90%，设备尺寸只有同等规模的催化裂化装置的三分之一左右，建设费用估计低40%50%。三 中国催化裂化技术的发展我国的催化裂化技术是新中国建立以后发展壮大起来的。第一套移动床催化裂化装置是由前苏联设计并于1958年投产的,1964年建成第二套，仅此两套，而且这两套装置在80年代都已改成流化催化裂化装置。1965年5月5日，我国第一套流化催化裂化装置在抚顺石油二厂建成投产，处理量为0.6Mt/a，两器型式采用同高并列式。有了这从无到有的飞跃，以后的大力发展更是非常之快，在两套0.6Mt/a同高并列式装置投产之后，立即开始了1.2Mt/a带有管式反应器的三器流化循环、具有创造性的催化裂化装置设计，如图1-16，并于1967年在齐鲁石化公司炼油厂投产。图1-16 三器流化催化裂化装置 图1-17典型的高低并列式催化裂化装置60年代后期，发达国家为适应沸石催化剂而开发的提升管催化裂化，很快引起我国炼油界的注意，并在1974年8月首先将玉门炼油厂120kt/a同高并列式装置改造成为高低并列式提升管装置，典型的高低并列式装置见图1-17。1977年12月，在洛阳石油化工工程公司（LPEC）实验厂建成投产了我国第一套50kt/a同轴式器内两段再生的催化裂化装置（见图1-18）。图1-18 同轴式催化裂化装置1空气分布管；2待生塞阀；3 一段密相床；4稀相段；5旋风分离系统；6外部烟气集合管；7旋风分离系统；8快速分离设施；9耐磨弯头；10沉降段；11提升管；12汽提段；13待生立管；14二段密相床；15再生立管；16再生塞阀图1-19 带烧焦罐再生的提升管催化裂化装置1单动滑阀；2再生斜管；3待生斜管；4提升管；5汽提段；6沉降器密相段；7快速分离器；8沉降器稀相段；9旋风分离系统；10沉降器集气室；11再生器集气室；12旋风分离系统；13再生器稀相段；14快速分离器；15稀相输送管；16再生器第二密相床；17催化剂内循环管；18再生器第一密相床（烧焦罐）；19空气分布管；20辅助燃烧室武汉石油化工厂（1978年,0.6Mt/a）、乌鲁木齐石油化工总厂（1978年，0.6Mt/a）和镇海石油化工总厂（1978年，1.2Mt/a)相继建成高低并列式提升管催化裂化装置。早期的几套装置的再生器各有特点。武汉石油化工厂提升管装置中催化剂进入再生器的方式是“下进上出”，独山子炼油厂的装置系“上进下出”。镇海石油化工总厂采用的是旋转床烧焦等技术。裂化催化剂快速床再生是国外70年代实现工业化的一项新技术。我国从70年代后期起，有关的科研、设计单位就开始快速床再生技术的研究，在中国科学院化工冶金研究所作了冷模试验，在LPEC的炼油实验厂作了热模试验。在此基础上，LPEC完成了乌鲁木齐石油化工总厂工业装置的设计。在该装置设计中，采用了具有内溢流管循环的快速床烧焦技术（见图1-19），取得了很好的效果。北京设计院和荆门石油化工总厂合作把该厂原有的催化裂化装置改造成提升管快速床再生催化裂化装置，采用了具有外循环管的烧焦罐，也取得了很好的效果。为了进一步增加再生系统的处理能力，洛阳石油化工工程公司为高桥石油化工公司炼油厂和锦州炼油厂的装置改造设计中采用了后置烧焦罐式的两段再生，提高了装置处理能力。在催化剂再生方面，80年代我国已掌握了三种床型（鼓泡床、湍动床、快速床）、两种方式（完全和不完全燃烧）以及单段和两段（单个再生器和两个再生器）等各种组合形式。1989年高桥石油化工公司炼油厂投产的第二套催化裂化装置，就包括有将上述多种床型和方式组合起来的新型再生器（见图1-20）。图1-20 新型再生催化裂化装置重油催化裂化是重油深度加工提高炼油厂经济效益的有效方法，它作为一项炼油新工艺，已为很多国家所重视，而且正在蓬勃发展。我国原油大多偏重，沸点350的常压渣油占原油的70%80%，沸点500的减压渣油占原油的40%50%，因此，重油催化裂化早就引起我国炼油界的重视。60年代中期我国就开始使用无定形硅铝催化剂，在中型流化床催化裂化装置上先后进行了大庆、大港和玉门常压渣油的催化裂化试验，并于1972年在玉门炼油厂以微球硅铝催化剂成功地进行了玉门拔头原油催化裂化工业试验。沸石催化剂在我国推广使用后，1977年LPEC炼油实验厂开始掺炼任丘减压渣油，其量为10%左右，取得了有用的数据。此后，牡丹江炼油厂、安庆石油化工总厂、燕山石油化工公司炼油厂、镇海石油化工总厂、九江石油化工总厂等10多个炼油厂进行了掺炼各种原油的渣油工业生产和试验，都取得了很好的效果，为我国全炼常压渣油和劣质催化裂化原料提供了宝贵经验。另外，LPEC应用该公司炼油实验厂多年的研究成果与运转经验，与兰州炼油化工总厂合作，将兰州炼油化工总厂原来加工能力为0.3Mt/a的移动床催化裂化装置改建成国内第一套同轴式提升管催化裂化装置，掺炼20%25%的长庆减压渣油和二段脱沥青油，并采用单器两段再生、助燃剂完全再生及再生器水平式内取热盘管等技术。1982年10月该装置投产后，各项主要指标均达到设计要求。年处理能力达到0.5Mt/a，轻质油收率提高10%。在吸收国外先进技术的基础上，为了加速我国炼油工业的发展，原石油工业部于1982年5月成立了炼油技术攻关领导小组（1984年改由中国石油化工总公司领导），并在其领导下成立了催化裂化专业组，将国家科委重点攻关项目大庆常压渣油催化裂化作为重要攻关内容。在北京设计院、石油化工科学研究院（RIPP）、洛阳石油化工工程公司（LPEC）和石家庄炼油厂等单位共同努力下达到了预期的效果。1983年5月在LPEC炼油实验厂进行了全馏分大庆常压渣油半工业化试验，重点考察了产品的分布和质量以及剂油比对焦炭产率的影响。在实验中对渣油催化裂化的反应热、吸附热以及再生器内取热器的传热也进行了初步测定。同年9月，在石家庄炼油厂新投产的高低并列式渣油催化裂化装置上进行了全馏分大庆常压渣油的生产试验，在原料残炭5.5%、反应温度480和全回炼操作的情况下，焦炭产率为9.3%，轻质油收率可达76.8%。1987年该装置改造成双器两段再生（见图1-21）使生焦率下降1.5%。图1-21 常压渣油催化裂化装置大庆常压渣油催化裂化技术的攻关成功，推动了我国渣油催化裂化技术的发展，并且已扩展应用于其它原油的常压渣油和高残炭原料。例如：石家庄炼油厂以任丘常压渣油为原料，残炭高达7.24%，外排部分油浆，焦炭产率11%12%，轻质油收率也可接近70%；洛阳石化总厂以中原常渣为原料，残炭为6.5%，全回炼，焦炭产率11.55%，轻质油收率仍可达76.8%；九江石油化工总厂掺炼32.5%鲁宁管输原油的减压渣油，进料残炭为6.24%，全回炼，焦炭产率10.21%，轻质油收率75.3%。这些装置的操作成功，更加丰富了我国渣油催化裂化的技术经验。80年代末，我国又引进了美国Stone & Webster公司的渣油催化裂化技术，用于镇海、武汉、广州、长岭和南京5个炼油厂现有催化裂化装置的改建和新建，已陆续投产。经过对该技术消化、吸收和改进，对我国渣油催化裂化技术的发展起了一定的作用。我国渣油催化裂化技术，经过多年的研究和生产实践，已经掌握了原料雾化、内外取热、提升管出口快速分离、重金属钝化、催化剂预提升等整套渣油催化裂化的基本技术，同时系统地积累了许多成功的操作经验。1996年9月，采用两段再生的2.0Mt/a重油催化裂化装置在大连西太平洋石油化工有限公司投产，见图1-22，该装置具有如下特点：第一再生器贫氧操作并设置外取热器；第二再生器采用快速床和湍流床串联。该装置是我国目前投产的最大的一套重油催化裂化装置。图1-22 大连西太平洋公司重油催化裂化装置90年代以来，北京设计院除了开发管式烧焦技术外，还开发了新型重叠式逆流两段再生技术（见图1-23），该技术一再布置在二再上面，富含氧的二再高温烟气通过中间分布板进入一再，主风得到充分利用。它不设外旋分系统，结构简化，两股烟气合二为一，流程简单，1995年在武汉石化厂投产的催化裂化装置便采用了这种技术。图1-23 重叠式逆流两段再生示意图 为了能加工劣质原料，洛阳石化工程公司还开发了烟气串联三器连体式两段再生的ROCC-V型催化裂化装置（见图1-24），这种装置具有与国外RCC型装置相同的优点，但是采用了完全新颖的结构，比国外的RCC装置可降低高度约15米，结构紧凑，降低了建设费用，相应地缩短了油气管线的长度，减少了管线结焦。10万吨/年的ROCC-V型示范装置已于1996年底投产。图1-24 ROCC-V型催化裂化装置示意图另外，LPEC所开发的将回炼油抽提芳烃后再返回催化裂化的工艺，已经过工业试验验证，能提高装置处理量和汽油产率。该项工艺已在安庆石油化工总厂建成工业装置，并于1992年投产。第二节 催化裂化装置的组成催化裂化装置由反再系统、分馏系统和吸收稳定系统三大部分组成，在反再系统中，主风和烟气能量回收系统因其操作管理的相对独立性有时也将其作为催化裂化装置的一大部分对待，下面分别进行叙述。一 反再系统反再系统是催化裂化装置的核心所在，由反应器、再生器以及相应的其他设备如提升管反应器、催化剂输送管线、辅助燃烧室等组成。初期的流化催化裂化是在反应器床层内进行裂化反应。后来随着新型沸石催化剂的采用，逐渐由床层裂化过渡到提升管裂化，原来的床层反应器在有提升管反应器的装置中只起沉降器的作用。流化催化裂化装置的反应和再生是连续的，经过预热后的原料油进入反应器，与由再生器来的高温催化剂一起在提升管内进行裂化反应，反应后进入反应沉降器经由旋风分离器使反应油气分离出催化剂，油气进入后部分馏系统，分离后的催化剂因表面在裂化反应过程中积焦，而送入再生器，在再生器内烧掉催化剂表面的焦炭，再生催化剂经过催化剂输送管线重新返回反应器，开始新的裂化反应。随着重油催化裂化的发展，与其密切相关的内外取热技术也在不断完善，几乎成了重油催化裂化必不可少的组成部分。最早开发的是内取热盘管，后来又发展了外取热器。除此之外，反应再生系统还包括催化剂的加料和卸料系统。催化裂化装置反应系统的工艺流程如图1-25。图1-25 反应再生系统工艺流程二 分馏系统和吸收稳定系统分馏系统除主分馏塔外，还有众多的单体设备，如：塔、炉、容器、机泵、冷换等。吸收稳定系统的主要设备是富气压缩机和吸收塔、脱吸塔、再吸收塔、稳定塔。分馏和吸收稳定系统的详细介绍参见本书第十章。表1-1给出了国内设计的两套装置分馏和吸收稳定系统主要设备的规格尺寸。表1-1 典型分馏和吸收稳定系统主要设备的规格尺寸规 模100104t/a（汽油方案）200104t/a（汽油方案）催化分馏塔直径 m4.66.4催化分馏塔塔板数 2830轻柴油汽提塔直径 m1.02.0轻柴油汽提塔塔板数66吸收塔直径 m1.82.6吸收塔塔板数3030解吸塔直径 m2.23.4解吸塔塔板数3636再吸收塔直径 m1.01.6再吸收塔塔板数2424稳定塔直径 m2.23.4稳定塔塔板数3540三 主风及烟气能量回收系统催化裂化装置再生烧焦用的空气是由主风机提供的，随着催化裂化技术的不断完善，主风机的型号及结构型式也在不断发展。至今，主风机除了广泛使用离心式压缩机（鼓风机）以外，小型装置的主风机可采用往复式空气鼓风机，新建的大、中型催化裂化装置大多采用高效率的轴流式鼓风机。催化裂化再生烟气中蕴藏能量很大，故催化裂化装置中的各类能量回收设备成为装置的重要组成部分。1 一氧化碳锅炉一氧化碳锅炉是与催化剂再生采用CO不完全燃烧方式相对应的，利用烟气中的显热和燃烧一氧化碳的热量产生蒸汽。后来随着一氧化碳促燃技术的发展，再生烟气中不再含有一氧化碳，因此新装置设计不再设一氧化碳锅炉。80年代发展重油催化裂化装置的同时，一氧化碳锅炉又开始被某些工艺采用，但其型式也发生了变化，由于CO含量不高，有的装置专门设计了一氧化碳焚烧炉，焚烧后的烟气与另外的烟气混合进入余热锅炉。2 余热锅炉余热锅炉是回收再生烟气的热量用于发生蒸汽的设备，具体的蒸汽产生与过热方案往往是从全装置的热力系统综合考虑，因此，有的余热锅炉发生饱和蒸汽，有的将装置内副产的蒸汽过热。余热锅炉的基本型式有立式和卧式两种，前者烟气自上而下或自下而上流动，后者是水平方向流动。3 烟气轮机烟气轮机的节能作用主要是通过烟气膨胀作功发电，驱动主风机，形成能量回收机组。随着催化裂化技术的发展，尤其是渣油催化裂化技术的开发，烟气轮机负荷提高，压缩比也提高，设置烟机能量回收机组的作用越来越显著，回收的能量不仅能带动主风机，还能向电网送电。烟气轮机能量回收机组的合理选择和配置，对确保催化裂化装置长周期平稳操作以及取得较好的节能及经济效益有关。烟机能量回收机组的配置可根据不同要求选择不同的配置方式。烟机和主风机可以同轴配置，也可分轴配置，分轴配置的机组是主风机由汽轮机或电动机驱动，烟气轮机单独驱动发电机，分轴配置时烟机发电机组与主风机组互不影响，装置运行比较可靠，相当于多了一个自备电源。同轴机组配置把烟气轮机、主风机、汽轮机、齿轮箱和发电机/电动机的各轴端用联轴器串联在一起，成为一起旋转的机组，常见的一些烟机、主风机机组配置型式如图1-26图1-29。图1-26 烟机主风机电动机/发电机配置的主风及烟气能量回收系统图1-27 烟机主风机电动机/发电机蒸汽轮机配置的主风及烟气能量回收系统图1-28 烟机主风机蒸汽轮机配置的主风及烟气能量回收系统图1-29 烟机主风机蒸汽轮机电动机/发电机配置的主风及烟气能量回收系统表1-2 给出了典型催化裂化装置各类设备的汇总情况。表1-2 典型催化裂化装置设备汇总设备名称数 量反应再生部分等分馏部分吸收稳定部分合 计反再系统11取热器1212大型机组13124锅炉122塔类233458加热炉类1213容器类106620泵类9181640冷却器及换热器20组/3060台10组/2050台30组/5080台第三节 催化裂化在炼油工艺中的地位催化裂化在炼油厂中的地位首先要涉及它的主要产品在炼油厂商品中所处的地位，还涉及如何从原油中获取催化裂化原料，以上都要延伸到上游和下游的工艺和有关工艺装置的评述。一 产品的地位催化裂化提供的产品有汽油组分、轻柴油（轻循环油）组分和液化石油气等。在国外，大多数装置按多产汽油的方案生产，转化率在75%80%，只是根据季节变化略作调整，汽油产率50%（重）左右。如果把液化气中的丁烯全部烷基化，不足的异丁烷外购或从加氢裂化装置提供，那么还可生产相当的烷基化汽油作为高辛烷值组分，两者合计可达催化裂化原料的60%65%（重），称为催化裂化的潜在汽油产率。美国和西欧的商品车用汽油中各个组分的平均含量见表1-3和表1-4。可以看出催化裂化汽油约占1/3，如包括烷基化汽油则达到40%45%，和催化重整汽油一起构成商品汽油大宗组分。我国原油中轻馏分很少，催化重整能够提供的汽油数量有限，因而催化裂化汽油所占份额高达70%（重）以上，近年情况详见表1-5。今后随着高辛烷值汽油需求比例的增加，催化裂化汽油和潜在汽油所占比重还将上升。表1-3 美国汽油的平均值90年代无铅优质汽油配方举例组成，%（体）(1)丁烷3.2(2)直馏石脑油0(3)异构化汽油16.5(4)催化裂化汽油34.8(5)加氢裂化汽油3.4(6)重整汽油(包括调入的BTX）33.5(7)烷基化汽油6.6(8)醚类2.0合计100.0抗爆指数（R+M)/290.0平均芳烃，%(体）33.4表1-4 西欧汽油的平均组分构成（1991年）组 分平均含量 ，%丁烷6直馏石脑油8催化裂化汽油27催化重整汽油+热解汽油47烷基化汽油4异构化汽油5MTBE等醚类2其他1由于在数量上占有重要地位，催化裂化汽油的质量对于商品汽油的影响不容忽视。因此，提高其辛烷值是一个重要课题。目前除开发高辛烷值催化剂和助剂等措施外，优化操作也是一个重要措施，例如，短反应时间、大剂油比、高反应温度、低再生温度等均有利于汽油辛烷值的提高。60年代至70年代中期，催化裂化逐步采用沸石催化剂，催化重整由于再生条件限制不能按高苛刻度操作，商品汽油的辛烷值和发动机的要求存在着一定差距，因而靠加入四乙基铅等抗爆添加剂来提高辛烷值。加铅汽油辛烷值和空白（不加铅）辛烷值的差值即铅敏感性成为一项衡量抗爆性能的指标。催化裂化汽油的铅敏感性如下：若加铅0.1g/L，则MON上升1.52，RON上升23；若加铅0.4g/L，则MON上升35，RON上升57。表1-5 我国汽油的组分构成组分，%(重)全部汽油70号(MON)90号(RON)95号(RON)直馏石脑油16.929.51.1/催化裂化汽油71.157.789.266.7催化重整汽油4.42.37.19.8烷基化汽油1.00.031.013.9加氢汽油4.37.8/热裂化汽油0.61.0/芳烃0.3/0.7/醚类等1.41.71.09.6无铅汽油百分比54.261.872.278.8辛烷值随测定方法不同分为马达法（MON）和研究法（RON）两种，已为人所共知。汽油的辛烷值标号早期用MON ，后来被RON所代替，而美国根据在公路上的行车试验结果 ，提出了用抗爆指数即（RON+MON）/2的数值表示汽油抗爆性能较好。为此RON和MON的差值也是一项衡量敏感性的指标。如该差值较大就意味着达到一定的RON值时的抗爆指数偏低，或者说在维持固定的抗爆指数时对RON要求更高。该差值和汽油的族组成有关，对于催化裂化汽油而言平均约11.7，它随汽油中的烯烃和轻芳烃的含量增加而增大，随异构烷烃和多侧链芳烃的增加而减少，并间接受原料密度、催化剂类型和操作条件的影响。70年代至80年代，由于环境保护对汽油发动机排气质量的要求趋于严格，开始在汽车上装设排气净化器，所用的催化燃烧材料中的活性组分容易因排气中的铅沉积而中毒，为此对汽油的含铅量做了限制并提出了实现全部汽油无铅化的目标。这项重大决策对催化裂化和催化重整都产生了很大冲击。催化裂化发展了辛烷值助剂和超稳Y型沸石的催化剂可使空白辛烷值提高23个单位。催化重整也出现了催化剂连续再生工艺（CCR），可使反应器在低压和高温下操作，重整汽油的RON达到98100，以上措施缓解了汽油无铅化的压力。从表1-6中80年代末期美国商品汽油和催化裂化汽油的质量指标可以看出，催化裂化汽油的辛烷值低于商品汽油约1单位。表1-6 汽油的质量指标美国1990年平均值90年代指 标炼油厂商品汽油（夏季冬季）催化裂化汽油新配方汽油辛烷值(R+M)/287888687蒸气压(RVP),kPa5976406054芳烃,%(体）3226.42030苯，%（体）1.51.60.81.0烯烃，%（体）9.211.9254090%馏出温度，166168193硫，ppm339500700339氧，%（重）002.0但是进入80年代以来地球的整个环境面临着不断恶化的现实，又使人们注意到各种污染物排放的法规还不够完善。发达国家尽管对硫（SOx）的排放做出严格规定并有各种措施付之实施，但是对于烃类、氯氟烃和（NOx)的污染防治还无得力措施。尤其是全世界数以10亿吨计的汽油在储存、运输、装卸和使用中挥发和燃烧产物中的大量有毒有害物质对人类生活环境和大气层仍然有很大影响，这就要求对汽油的各项规格指标重新进行审议，而不能只限于辛烷值。美国率先对此做了大量工作，于1990年对清净空气法案（CAA）做了修订，并提出了90年代汽油分期达到的规格指标，与此指标相适应的汽油组成被称作新配方汽油（RFG）。在表16中，新配方汽油的若干指标未作规定，但必须比1990年平均值降低方能满足按模型计算的挥发性有机物（VOC）、NO x 和毒物的排放标准，现对几项指标分别讨论如下：(1) 蒸气压规定中汽油蒸气压在B类地区不超过48kPa(7.2RVP)，在C类地区不超过54kPa(8.2RVP)。前者要求在商品汽油中几乎不能含有丁烷组分，除去了丁烷、丁烯意味着汽油中减少了一种高辛烷值组分，同时要在炼油厂中为C4找到出路，好在催化裂化汽油中的C4以异丁烷和丁烯为主，均可在下游的烷基化、叠合或MTBE装置得到利用，进一步降低蒸气压则要求脱除C5即催化裂化汽油中的异戊烷和各种戊烯，有些戊烯可作生产甲基异戊基醚（TAME）的原料，剩下的可以作烷基化原料，把这些高辛烷值组分掺回汽油中又可进一步降低其蒸气压。脱除C4和C5的方法靠深度稳定和高效分馏，可采用高效塔板和先进的换热技术。(2) 90%馏出温度（T90）预计90%馏出温度低于166，149馏出量大于86%（体），才能符合排放要求，这对催化裂化而言将损失部分汽油产率，更主要的难题是这部分重汽油馏分的用途。它的芳烃含量和硫、氮含量均高，作为燃料油的调合组分未免可惜，调入柴油中也非理想组分（十六烷值过低）。较好的方法是单独或与循环油一起加氢处理，使其质量改善，并可将部分生成油（柴油中的双环芳烃部分加氢饱和为单环芳烃）返回催化裂化装置裂化增产汽油（例如UOP公司的J-Cracking工艺），但是这种原料耗氢较多，需结合炼油厂具体情况进行论证。(3) 硫 催化裂化汽油中硫对整个商品汽油中的贡献达90%以上，而其中半数左右来自催化裂化汽油中最重的10%馏分。该馏分也可用加氢脱硫法脱除硫，这样耗氢少，辛烷值下降少。Grace公司最近开发的GSR技术可以将汽油中的主要硫化物（C1C4噻吩）通过吸附和氢解途径部分转化为硫化氢，使全馏分汽油（T90=193）硫含量下降15%左右，因为它对重馏分中的苯并噻吩转化率不到10%，因而对今后的RFG的脱硫效果应能超过15%。(4) 烯烃预计汽油中烯烃将低于8%，而催化裂化汽油是炼油厂汽油的主要烯烃来源，必须采取降低烯烃的措施，现实途径是用精馏方法将C5馏分分出，叔碳烯烃醚化生产TAME，仲碳烯烃做烷基化原料，也可把汽油中100馏分（C5C7烯烃）醚化。Mobil公司的MOG工艺可把干气和汽油轻馏分中C2C7的烯径90%以上转化为液化气和汽油。(5) 芳烃催化裂化汽油中芳烃低于RFG的限制值，而且商品汽油中芳烃的主要贡献者是重整汽油。芳烃中的苯含量另有单独规定（1.0%（体），催化裂化汽油正好在此范围附近(0.5%1.3%(体)，但是催化重整汽油贡献比例达到50%75%，更要采取措施使之减少。AKZO公司对催化裂化汽油中苯的含量与原料油组成、操作条件和催化剂类型的关系做了研究，得出如下的初步结果： 富芳烃的原料难以裂化，尤以稠环芳烃为甚，它们的裂化产品中苯的选择性不高，环烷烃较多的原料通过氢转移生成较多的苯，石蜡基原料通过烯烃环化和脱氢也可生成与环烷烃原料同样多的苯； 短接触时间、低剂油比和低的反应温度均可降低苯产率，但苯随着转化率的增加而增加； 催化剂的类型有较大影响，氢转移能力高的催化剂苯产率高，因此在恒定的生焦率下苯含量按USY、REUSY和REY型催化剂的顺序递增； 如催化裂化原料经过加氢脱硫，则汽油中苯含量随催化剂（Co-Mo)的活性及加氢反应温度的增加而下降，此外如采用前面提到的MOG工艺，可使汽油中苯的40%烃化为烷基苯，也可使苯含量大幅度降低。根据上面的资料可以预见在采用相应措施后催化裂化汽油仍能满足作为RFG的主要组分的质量要求。国家标准已取消70号汽油；2000年汽油停止加铅；实现汽油无铅化。实现这个目标从国家、社会还是从石化行业、企业考虑，都是有利的。关于催化裂化生产的轻循环油，在国外催化裂化装置按汽油方案生产时，因十六烷值过低不适合做柴油组分，因而往往作为燃料油的调合组分或作为轻燃料油（美国的2号燃料油或日本的A重油），也有少量经加氢精制或加氢处理后作为柴油调合组分。而在我国则由于直馏柴油数量较缺，加氢裂化柴油过少，只能作为特种柴油（低凝点）使用，因而催化裂化轻循环油在商品柴油中占有约1/3的份额，促使大多数装置按最大轻质油产率的方案生产。尽管原料油多属石蜡基，裂化操作条件比较缓和，但柴油的十六烷值仍然较低（30左右），掺渣油的装置甚至低到20左右。此外还有安定性的问题，给商品柴油质量带来不良影响。国外近年从环境保护出发对柴油也做了更严格的规定，如美国环境保护署 （EPA）要求从1994年开始生产的工业柴油机要使用含硫量不大于0.05%（重）的柴油，美国石油学会和发动机制造协会还建议柴油的十六烷值不小于40，以上两项指标都与催化裂化柴油有关，尤以十六烷值指标的矛盾更为突出，于是，催化裂化柴油的深度加氢工艺应运而生。催化裂化的液化气是生产高辛烷值汽油组分的重要原料，在国外已经普遍地建立了与催化裂化装置配套的烷基化装置，今后为了生产RFG还要进一步扩大它的用途。初步估计把催化裂化产品中的异丁烯和叔碳戊烯完全用于醚化，可使商品汽油中氧化合物的氧含量达到0.6%（重），或者对催化裂化汽油而言达到1.8%（重），这个比例对于RFG要求2%氧含量还是很低的。催化裂化增产C3、C4烯烃的工艺可以靠提高反应温度和转化率来实现，也可以使用ZSM-5类型的助剂，产率可提高1/3至1/2，但要以牺牲轻油产率为代价。目前正在开发中的一类新型催化剂可以增产异丁烯，使其接近理论热力学平衡值，以上增产烯烃的措施必须经过仔细的技术经济论证。在此基础上对于最大限度生产醚类方案（相应地减少了烷基化的原料）也要进行综合比较。丙烯水合生产的异丙醇也可提供汽油的氧化物含量，异丙醇调合辛烷值（R+M）/2为108，与MTBE相当，含氧量比MTBE高近一半，但调合蒸气压也比MTBE高75%（在同一氧含量时），异丙醇与丙烯进一步反应生成二异丙基醚（DIPE），调合辛烷值为105，含氧量与TAME相当，蒸气压为MTBE的60%，如果把催化裂化生产的丙烯全部生产汽油组分异丙醇，又可使全厂商品汽油的氧含量增加0.4%0.7%（重）。二 催化裂化的上游工艺催化裂化装置是炼油厂中使重油转化为轻质油的核心装置。除了70年代以前建设了一批把全部重油作为商品燃料油的简易加工型炼油厂（对于含硫原油通称为HSK（Hydroskimming)型炼油厂）之外，绝大部分炼油厂都设有将重油转化为轻油的各种工艺装置，其中大