一种重油裂化催化剂及其制备方法

石油化工重油催化裂化工艺技术

石油化工重油催化裂化工艺技术 石油化工行业的稳定发展，对于各类化工产品的稳定出产，以及社会经济的稳定发展产生了较大的影响。因此在实际发展中关于石油化工行业发展中的各类工艺技术发展现状，也引起了研究人员的重视。其中石油化工重油催化裂化工艺技术，则为主要的关注点之一。文章针对当前石油化工重油催化裂化工艺技术，进行简要的分析研究。 标签：重油催化裂化；催化剂；生产装置；工艺技术 重油催化裂化在石油化工行业的发展中，占据了较大的比重。良好的重油催化裂化对于液化石油气，汽油，柴油的生产质量提升，发挥了重要的作用。因此在实际发展中如何有效的提升重油的催化裂化质量，并且提升各类生产产品的生产稳定性，成为当前石油化工行业发展中主要面临的问题。笔者针对当前石油化工重油催化裂化工艺技术，进行简要的剖析研究，以盼能为我国石油化工行业发展中重油催化裂化技术的发展提供参考。 1 重油催化裂化工艺技术 重油催化裂化为石油化工行业发展中，重要的工艺技术之一。其工艺技术在实际应用中，通过催化裂化重油生产了高辛烷值汽油馏分，轻质柴油等其他化工行业发展中的气体需求材料。具体在工艺技术应用的过程中，其在工艺操作中对重油加入一定量的催化剂，使得其在高温高压的状态下产生裂化反应，最终生产了相应的产物。该类反应在持续中反应深度较高，但生焦率及原料损失较大，并且后期的产物需进行深冷分离。因此关于重油催化裂化工艺技术的创新和提升，也为行业研究人员长期研究的课题。 2 当前重油催化裂化工艺技术的发展现状 分析当前我国石油化工行业在发展中，关于重油催化裂化工艺技术，宏观分析整体的发展态势较为稳定。但从具体实施的过程分析，我国重油催化裂化工艺技术的发展现状，还存在较大的提升空间。分析当前重油催化裂化工艺技术的发展现状，实际发展中主要存在的问题为：工艺催化剂生产质量低、工艺运行装置综合效率低、工艺自动化水平低。 2.1 工艺催化剂生产质量低 当前我国重油催化裂化工艺技术在发展中，工艺应用催化剂的生产质量低，为主要存在的问题之一。工艺应用催化剂的生产质量较低，造成工艺技术的发展存在先天不足。分析当前在关于催化剂的生产发展现状，主要存在的问题为：催化剂生产成本高、催化剂保存技术不完善，催化剂精细程度较低等现象。 2.2 工艺运行装置综合效率低

重油催化裂化

对重油催化裂化分馏塔结盐原因分析及对策 王春海 内容摘要 分析了重油催化裂化装置发生分馏塔结盐现象的原因,并提出了相应的对策。分馏塔结盐是由于催化原料中的有机、无机氯化物和氮化物在提升管反应器中发生反应生成HCl和NH3 ,二者溶于水形成NH4Cl溶液所致。可采取尽可能降低催化原料中的含盐量、对分馏塔进行在线水洗、利用塔顶循环油脱水技术等措施,预防和应对分馏塔结盐现象的发生。 关键词: 重油催化裂化分馏塔结盐氯化铵水洗循环油脱水

目前,催化裂化装置( FCCU)普遍通过掺炼渣油及焦化蜡油进行挖潜增效,但由于渣油中的氯含量和焦化蜡油中的氮含量均较高,势必导致FCCU 分馏塔发生严重的结盐现象。另外,近年来国内市场柴油消费量迅速增长,尽管其生产量增长也很快,但仍不能满足市场的需求。因此许多FCCU 采用降低分馏塔塔顶温度(以下简称顶温)的操作来增产柴油,但顶温低致使分馏塔顶部水蒸气凝结成水,水与氨(NH3)和盐酸(HCl)一起形成氯化铵(NH4Cl)溶液,从而加速分馏塔结盐。随着分馏塔内盐层的加厚,沉积在塔盘上的盐层会影响传质传热效果,致使顶温失控而造成冲塔;沉积在降液管底部的盐层致使降液管底部高度缩短,塔内阻力增加,最终导致淹塔.。可见,如何避免和应对分馏塔结盐现象的发生,是FCCU 急需解决的生产难题。 一、分馏塔结盐原因及现象分析 （一）原因 随着FCCU所用原料的重质化,其中的氯和氮含量增高。在高温临氢催化裂化的反应条件下,有机、无机氯化物和氮化物在提升管反应器中发生反应生成HCl和NH3 ,其反应机理可用下式表示： : 催化裂化反应生成的气体产物将HCl和NH3从提升管反应器中带入分馏塔,在分馏塔内NH3 和HCl与混有少量蒸汽的油气在上升过程中温度逐渐降低,当温度达到此环境下水蒸气的露点时,就会有冷凝水产生,这时NH3和HCl溶于水形成NH4Cl溶液。NH4Cl溶液沸点远高于水的沸点,其随塔内回流液体在下流过程中逐渐提浓,当盐的浓度超过其在此温度下的饱和浓度时,就会结盐析出,沉积在塔盘及降液管底部。 （二）现象 1．由于塔顶部冷凝水的存在,形成塔内水相内回流 ,致使塔顶温度难以控制 ,顶部循环泵易抽空,顶部循环回流携带水。 2．由于沉积在塔盘上的盐层影响传热效果,在中段回流量、顶部循环回流量发生变化时,塔内中部、顶部温度变化缓慢且严重偏离正常值。 3．由于沉积在塔盘上的盐层影响传质效果,导致汽油、轻柴油馏程发生重叠,轻柴油凝

重油催化裂化反应-再生系统工艺设计

毕业设计 题目重油催化裂化反应-再生系统工艺设计系（部）化学工程系 专业石油化工生产技术 指导教师 学生 时间2013/5/19 目录

前言 第一节设计原则 第二节装置状况 第三节工艺流程概述 3.1反应部分工艺流程 3.2再生部分工艺流程 第四节设计基础数据 4.1原料油物性 4.2催化剂的物化性质 4.3助剂及相关功用 第五节反应再生系统工艺计算 5.1再生器物料平衡计算 5.2再生器热平衡 5.3反应器的热平衡和物料平衡 5.4再生器主要附件 5.5提升管主要附件 5.6两器压力平衡（反应器和再生器） 5.7主要设备计算结果汇总 第六节主要设备选择 第七节反应部分工艺技术方案及特点 第八节再生部分工艺技术方案及特点

第九节能耗分析和节能措施 第十节环境保护及职业安全卫生 10.1污染源及治理措施 10.2安全措施 总结……… 参考文献…….

前言 催化裂化是一项重要的炼油工艺。其技术复杂程度位居各类炼油工艺首位，但因其投资省，效益好，因而在炼油工业中占有举足轻重的地位。催化裂化过程是原料在催化剂存在时，在470~530度和0.1~0.3mpa的条件下，发生裂解等一系列的化学反应，转化为气体，汽油，柴油等轻质产品和焦炭的工艺过程。其原料一般是重质馏分油，如减压馏分油和焦化馏分油等，随着催化裂化技术和催化剂的不断发展，进一步扩大原料来源，部分或全部渣油也可以作为催化裂化的原料。 近年来，我国汽车工业飞速发展，2003年全国生产汽车444万辆，截止2003底.全国汽车保有量达到2420辆。专家预测2020年汽车保有量将超过1亿辆（此外还有1亿辆摩托车）。在调整车型结构提高燃油经济性的前提下，汽油需求量超过7400万吨、柴油需求量将超过1亿吨。我过约80%的商品汽油和30%的商品柴油来自催化裂化，使催化裂化成为我国应输燃料最重要的生产装置。 从以上两个方面可见，催化裂化在实际生产中有很重要的意义，研究其工艺很有价值。在原油价格居高不下，炼化企业的效益日益恶化的背景下，使用劣质原料来获得优质质，是炼厂的必然选择。因此，要不断开发催化裂化新技术、新工艺，以增加产品收率、提高产品质量，这也是炼化企业在21世纪可持续发展的重大战略措施。 第一节设计原则 1 工程设计采用国内开发的先进可靠的工艺技术，成熟可靠的新设备、新材料等，以达到装置技术先 进，经济合理。 2 除少量关键仪表及特殊设备需引进外，其它设备及仪表立足国内。 3 尽量采用“清洁工艺”减少环境污染。严格遵循环保、安全、卫生有关法规，确保装置的安全生产。 4 充分吸收国内生产装置长期实践积累的有利于长周期运转，降低能耗以及简化操作等方面的经验， 确保装置投产后高水平，安、稳、长、满、优生产。 第二节装置概况 1采用集散型控制系统（DCS），提高自动控制水平。 2采用HSE（health, safety, environment）管理体系，以便减少可能引起的人员伤害、财产损失和环境污染。 3 原料油 设计采用的原料油为胜利减压流出油。

重油催化裂化基础知识

重油催化裂化基础知识 广州石化总厂炼油厂重油催化裂化车间编 一九八八年十二月

第一章概述 第一节催化裂化在炼油工业生产中的作用 催化裂化是炼油工业中使重质原料变成有价值产品的重要加工方法之一。它不仅能将廉价的重质原料变成高价、优质、市场需要的产品，而且现代化的催化裂化装置具有结构简单，原料广泛（从瓦斯油到常压重油），运转周期长、操作灵活（可按多产汽油、多产柴油，多产气体等多种生产方法操作），催化剂多种多样，（可按原料性质和产品需要选择合适的催化剂），操作简便和操作费用低等优点，因此，它在炼油工业中得到广泛的应用。 第二节催化裂化生产发展概况 早在1936年美国纽约美孚真空油公司（、）正式建立了工业规模的固定床催化裂化装置。由于所产汽油的产率与辛烷值均比热裂化高得多，因而一开始就受到人们的重视，并促进了汽车工业发展。如图所示，片状催化剂放在反应器内不动，反应和再生过程交替地在同一设备中进行、属于间歇式操作，为了使整个装置能连续生产，就需要用几个反应器轮流地进行反应和再生，而且再生时放出大量热量还要有复杂的取热设施。由于固定床催化裂化的设备结构复杂，钢材用量多、生产连续性差、产品收率与性质不稳定，后为移动床和流化床催化裂化所代替。 第一套移动床催化裂化装置和第一套流化床催化裂化（简称装置都是1942年在美国投产的。

固定床反应器 移动床催化裂化的优点是使反应连续化。它们的反应和再生过程分别在不同的两个设备中进行，催化裂化在反应器和再生器之间循环流动，实现了生产连续化。它使用直径约为3毫米的小球型催化剂。起初是用机械提升的方法在两器间运送催化剂，后来改为空气提升， 生产能力较固定床大为提高、 空气

国内外催化裂化催化剂技术的新进展

国内外催化裂化催化剂技术的新进展一、催化裂化催化剂发展 21世纪以来，随着人们生活水平的不断发展，在大量使用石油产品的同时，其环保意识也在不断地增强，环保立法也不断完善，继而推动了清洁燃料的生产。随着对轻质油品特别是对汽油需求量的增加，催化裂化无论是加工能力、装置规模，还是工艺技术均以较高的速度发展起来，其中催化裂化催化剂在催化裂化中的使用决定了催化裂化装置的生产水平。 催化剂是一种能影响化学反应速度，但其本身并不因化学反应的结果而消耗，也不会改变反应的最终热力学平衡位置的物质。在工业催化裂化装置中，催化剂不仅对处理能力、产品分布和产品质量起着主要影响，而且对生产成本也有着重要影响。催化剂的发展可以促进催化裂化工艺技术的发展，如分子筛催化剂的出现促进了催化裂化工艺的重大变革，提升管催化裂化工艺就是在这种情况下开发成功的。 最早的催化剂取自天然白土如高岭土等。全合成硅酸铝催化剂由硅酸钠、硅酸铝、氢氧化镁等原料组成，由于无晶体结构，因此也称 为无定形硅酸铝催化剂。较早使用的催化剂中Al 2O 3 含量为10%~13%, 称为低铝硅酸铝催化剂。后期又出现了Al 2O 3 含量为24%~26%的高铝 硅酸铝催化剂，以满足市场要求。半合成硅酸铝催化剂结合了全合成硅酸铝催化剂和天然白土催化剂的优点，其中的合成硅酸铝成分，改进了催化剂的化学选择性，天然成分改善了催化剂的不稳定性，提高了催化剂的抗老化和抗失活能力，同时还降低了生产成本。分子筛裂化催化剂的出现，带来了催化裂化的一次飞跃，这种结晶硅酸铝，比无定型硅酸铝有高的多的活性、更好的选择性，因此逐步取代了无定形硅酸铝催化剂。目前使用的分子筛主要是Y型分子筛，其中又分为REY、REHY、HY、USY等类型，早期的分子筛催化剂分子筛含量约8%~10%，随着催化剂工艺的发展，催化剂中的分子筛含量逐步上升。 二、国内外催化裂化技术的新进展 1、国内催化剂技术进展

催化裂化的装置简介及工艺流程样本

催化裂化装置简介及工艺流程 概述 催化裂化技术发展密切依赖于催化剂发展。有了微球催化剂，才浮现了流化床催化裂化装置；分子筛催化剂浮现，才发展了提高管催化裂化。选用适当催化剂对于催化裂化过程产品产率、产品质量以及经济效益具备重大影响。 催化裂化装置普通由三大某些构成，即反映/再生系统、分馏系统和吸取稳定系统。其中反映––再生系统是全装置核心，现以高低并列式提高管催化裂化为例，对几大系统分述如下： （一）反映––再生系统 新鲜原料(减压馏分油)通过一系列换热后与回炼油混合，进入加热炉预热到370℃左右，由原料油喷嘴以雾化状态喷入提高管反映器下部，油浆不经加热直接进入提高管，与来自再生器高温(约650℃~700℃)催化剂接触并及时汽化，油气与雾化蒸汽及预提高蒸汽一起携带着催化剂以7米/秒~8米/秒高线速通过提高管，经迅速分离器分离后，大某些催化剂被分出落入沉降器下部，油气携带少量催化剂经两级旋风分离器分出夹带催化剂后进入分馏系统。 积有焦炭待生催化剂由沉降器进入其下面汽提段，用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催化剂表面上少量油气。待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器，与来自再生器底部空气(由主风机提供)接触形成流化床层，进行再生反映，同步放出大量燃烧热，以维持再生器足够高床层温度(密相段温度约650℃~680℃)。再生器维持0.15MPa~0.25MPa(表)顶部压力，床层线速约0.7米/秒~1.0米/秒。再生后催化剂经淹流管，再生斜管及再生单动滑阀返回提高管反映器循环使用。 烧焦产生再生烟气，经再生器稀相段进入旋风分离器，经两级旋风分离器分出携带大某些催化剂，烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱。再生烟气温度很高并且具有约5%~10%CO，为了运用其热量，不少装置设有CO锅炉，运用再生烟气产

重油催化裂化装置安全基本常识

重油催化裂化装置安全基本常识 1.应急电话：火警：119；急救：120。 2.集团公司安全生产方针：安全第一、预防为主、全员动手、 综合治理。 3.三级安全教育：厂级安全教育、车间级安全教育、班组安 全教育。 4.三违：违章作业、违章指挥、违反劳动纪律。 5.三不伤害：不伤害自己、不伤害他人、不被他人伤害。 6.三不用火：没有经批准的用火作业许可证不用火、用火监 护人不在现场不用火、防火措施不落实不用火。 7.四不放过：事故原因分析不清不放过、事故责任者不受处 理不放过、事故责任者和群众没有受到教育不放过、防范措施不落实不放过。 8.三同时：一切新建、改建、扩建的工程项目，必须做到主 体工程与安全、环保、卫生技术措施和设施同时设计、同时施工、同时投用。

9.消防三懂、三会：懂火灾危险性、懂预防措施、懂扑救方 法；会报警、会使用灭火器材、会扑救初起火灾。 10.四全监督管理原则：全员、全过程、全方位、全天侯。 11.安全气分析： 1)可燃气体浓度：当爆炸下限大于4.0%时，指标为小于 0.5%；当爆炸下限小于4.0%时，指标为小于0.2%。 2)氧含量：19.5%～23.5%。 3)有毒有害物质不超过国家规定的“空气中有毒物质最 高容许浓度”的指标。 注：进入设备作业应保证以上三项同时合格，取样要有代表性、全面性。 12.生产装置、罐区的防火间距： 1)液态烃储罐、可燃气体储罐，防火间距为22.5米。（设 备边缘起）。 2)其它各类可燃气体储罐，防火间距为15米。 3)含可燃液体的敞口设备，如水池、隔油池等，防火间 距为22.5米。

13.石化集团公司HSE目标是：追求最大限度地不发生事故、 不损害人身健康、不破坏环境，创国际一流的HSE业绩。 14.济南分公司HSE方针：安全第一，预防为主；全员动手， 综合治理。 济南分公司HSE目标：层层落实HSE责任制，加大隐患治理力度，狠抓“三基”工作，严格事故责任追究，杜绝重大事故，减少人员伤亡和一般事故，争创HSE新业绩。15.每个职工应具备的HSE素质和能力： 1)对本职工作认真、负责，遵章守纪，有高度的责任感 和事业心； 2)在异常情况下，处置果断，有较强的生产处理和事故 应变能力； 3)业务精通、操作熟练，能正确分析解决生产操作和工 艺设备问题； 4)有较强的安全、环境与健康意识，能自觉做好HSE工 作； 5)能正确使用消防气防、救护器材，有较强的自救互救

炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工艺流程

编订：__________________ 单位：__________________ 时间：__________________ 炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工 艺流程 Standardize The Management Mechanism To Make The Personnel In The Organization Operate According To The Established Standards And Reach The Expected Level. Word格式 / 完整 / 可编辑

文件编号：KG-AO-8978-61 炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工艺流程 使用备注：本文档可用在日常工作场景，通过对管理机制、管理原则、管理方法以及管理机构进行设置固定的规范，从而使得组织内人员按照既定标准、规范的要求进行操作，使日常工作或活动达到预期的水平。下载后就可自由编辑。 一、装置简介 (一)装置发展及其类型 1．装置发展 催化裂化工艺产生于20世纪40年代，是炼油厂提高原油加工深度的一种重油轻质化的工艺。 20世纪50年代初由ESSO公司(美国)推出了Ⅳ型流出催化装置，使用微球催化剂(平均粒径为60—70tan)，从而使催化裂化工艺得到极大发展。 1958年我国第一套移动床催化裂化装置在兰州炼油厂投产。1965年我国自己设计制造施工的Ⅳ型催化装置在抚顺石油二厂投产。经过近40年的发展，催化裂化已成为炼油厂最重要的加工装置。截止1999年底，我国催化裂化加工能力达8809。5×104t／a，占

一次原油加工能力的33．5％，是加工比例最高的一种装置，装置规模由(34—60)×104t／a发展到国内最大300×104t／a，国外为675×104t／a。 随着催化剂和催化裂化工艺的发展，其加工原料由重质化、劣质化发展至目前全减压渣油催化裂化。根据目的产品的不同，有追求最大气体收率的催化裂解装置(DCC)，有追求最大液化气收率的最大量高辛烷值汽油的MGG工艺等，为了适应以上的发展，相应推出了二段再生、富氧再生等工艺，从而使催化裂化装置向着工艺技术先进、经济效益更好的方向发展。 2．装置的主要类型 催化裂化装置的核心部分为反应—再生单元。反应部分有床层反应和提升管反应两种，随着催化剂的发展，目前提升管反应已取代了床层反应。 再生部分可分为完全再生和不完全再生，一段再生和二段再生(完全再生即指再生烟气中CO含量为10—6级)。从反应与再生设备的平面布置来讲又可分为高低并列式和同轴式，典型的反应—再生单元见图

石油化工催化裂化装置工艺流程图.docx

炼油生产安全技术一催化裂化的装置简介类型及工艺流程 催化裂化技术的发展密切依赖于催化剂的发展。有了微球催化剂，才出现了流化床催化裂化装置；分子筛催化剂的出现，才发展了提升管催化裂化。选用适宜的催化剂对于催化裂化过程的产品产率、产品质量以及经济效益具有重大影响。 催化裂化装置通常由三大部分组成，即反应？再生系统、分馏系统和吸收稳定系统。其中反应--再生系统是全装置的核心，现以高低并列式提升管催化裂化为例，对几大系统分述如下： ㈠反应--再生系统 新鲜原料（减压馏分油）经过一系列换热后与回炼油混合，进入加热炉预热到370 C左右，由原料油喷嘴以雾化状态喷入提升管反应器下部，油浆不经加热直接进入提升管，与来自再生器的高温（约650 C ~700C ）催化剂接触并立即汽化，油气与雾化蒸汽及预提升蒸汽一起携带着催化剂以7米/秒~8米/秒的高线速通过提升管，经快速分离器分离后，大部分催化 剂被分出落入沉降器下部，油气携带少量催化剂经两级旋风分离器分出夹带的催化剂后进入分馏系统。 积有焦炭的待生催化剂由沉降器进入其下面的汽提段，用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催 化剂表面上的少量油气。待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器，与来自再生器底部的空气（由主风机提供）接触形成流化床层，进行再生反应，同时放出大量燃烧热，以维持再生器足够高的床层温度（密相段温度约650 C ~68 0 C ）。再生器维持0.15MPa~0?25MPa （表）的顶部压力，床层线速约0.7米/秒~1.0米/秒。再生后的催化剂经 淹流管，再生斜管及再生单动滑阀返回提升管反应器循环使用。 烧焦产生的再生烟气，经再生器稀相段进入旋风分离器，经两级旋风分离器分出携带的大部 分催化剂，烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱。再生烟气温度很高而且含有约5%~10%CO 为了利用其热量，不少装置设有Co锅炉，利用再生烟气产生水蒸汽。对于操作压力较高的 装置，常设有烟气能量回收系统，利用再生烟气的热能和压力作功，驱动主风机以节约电 能。 ㈡分馏系统 分馏系统的作用是将反应？再生系统的产物进行分离，得到部分产品和半成品。 由反应？再生系统来的高温油气进入催化分馏塔下部，经装有挡板的脱过热段脱热后进入分 馏段，经分馏后得到富气、粗汽油、轻柴油、重柴油、回炼油和油浆。富气和粗汽油去吸收稳定系统；轻、重柴油经汽提、换热或冷却后出装置，回炼油返回反应--再生系统进 行回炼。油浆的一部分送反应再生系统回炼，另一部分经换热后循环回分馏塔。为了取走 分馏塔的过剩热量以使塔内气、液相负荷分布均匀，在塔的不同位置分别设有4个循环回流：顶循环回流，一中段回流、二中段回流和油浆循环回流。 催化裂化分馏塔底部的脱过热段装有约十块人字形挡板。由于进料是460 C以上的带有催化 剂粉末的过热油气，因此必须先把油气冷却到饱和状态并洗下夹带的粉尘以便进行分馏和避免堵塞塔盘。因此由塔底抽出的油浆经冷却后返回人字形挡板的上方与由塔底上来的油 气逆流接触，一方面使油气冷却至饱和状态，另一方面也洗下油气夹带的粉尘。 ㈢吸收--稳定系统： 从分馏塔顶油气分离器出来的富气中带有汽油组分，而粗汽油中则溶解有C3 C4甚至C2 组分。吸收--稳定系统的作用就是利用吸收和精馏的方法将富气和粗汽油分离成干气 （≤ C2）、液化气（C3、C4）和蒸汽压合格的稳定汽油。 一、装置简介 （一）装置发展及其类型

催化裂化装置工艺流程及设备简图

催化裂化装置工艺流程及设备简图 “催化裂化”装置简单工艺流程 “催化裂化”装置由原料预热、反应、再生、产品分馏等三部分组成～其工艺流程见下图～主要设备有:反应器、再生器、分馏塔等。 1、反应器,又称沉降器,的总进料由新鲜原料和回炼油两部分组成～新鲜原料先经换热器换热～再与回炼油一起分为两路进入加热炉加热～然后进入反应器底部原料集合管～分六个喷嘴喷入反映器提升管～并用蒸汽雾化～在提升管中与560，600?的再生催化剂相遇～立即汽化～约有25，30%的原料在此进行反应。汽油和蒸汽携带着催化剂进入反应器。通过反应器～分布板到达密相段～反应器直径变大～流速降低～最后带着3，4?/?的催化剂进入旋风分离器,使其99%以上的催化剂分离,经料腿返回床层,油汽经集气室出沉降器,进入分馏塔。 2、油气进入分馏塔是处于过热状态,同时仍带有一些催 化剂粉末,为了回收热量,并洗去油汽中的催化剂,分馏塔入口上部设有挡板,用泵将塔底油浆抽出经换热及冷却到 0200，300C,通过三通阀,自上层挡板打回分馏塔。挡板以上为分馏段,将反应 物根据生产要求分出气体、汽油、轻柴油、重柴油及渣油。气体及汽油再进行稳定吸收,重柴油可作为产品,也可回炼,渣油从分馏塔底直接抽出。

3、反应生焦后的待生催化剂沿密相段四壁向下流入汽提段。此处用过热蒸汽提出催化剂,颗粒间及表面吸附着的可汽提烃类,沿再生管道通过单动滑阀到再生器提升管,最后随增压风进入再生器。在再生器下部的辅助燃烧室吹入烧焦用的空气,以保证床层处于流化状态。再生过程中,生成的烟通过汽密相段进入稀相段。再生催化剂不断从再生器进入溢流管,沿再生管经另一单动滑阀到沉降器提升管与原料油汽汇合。 4、由分馏塔顶油气分离出来的富气,经气压机增压,冷却后用凝缩油泵打入吸收脱吸塔,用汽油进行吸收,塔顶的贫气进入二级吸收塔用轻柴油再次吸收,二级吸收塔顶干气到管网,塔底吸收油压回分馏塔。 5、吸收脱吸塔底的油用稳定进料泵压入稳定塔,塔顶液态烃一部分作吸收剂,另一部分作稳定汽油产品。 设备简图 反应器、再生器和分馏塔高、重、大。具体如:分馏塔高41.856m,再生器塔高31m,反应器安装后塔顶标高达57m。再生器总重为390t,反应器总重为177t,分馏塔总重为175t。 3再生器最大直径9.6m,体积为2518m。 1(两器一塔的主要外型尺寸及参数 再生器的外型尺寸参数见下图。

催化裂化工艺介绍

1.0催化裂化 催化裂化是原料油在酸性催化剂存在下，在500℃左右、1×105～3×105Pa 下发生裂解，生成轻质油、气体和焦炭的过程。催化裂化是现代化炼油厂用来改质重质瓦斯油和渣油的核心技术，是炼厂获取经济效益的重要手段。 催化裂化的石油炼制工艺目的： 1）提高原油加工深度，得到更多数量的轻质油产品； 2）增加品种，提高产品质量。 催化裂化是炼油工业中最重要的一种二次加工工艺，是重油轻质化和改质的重要手段之一，已成为当今石油炼制的核心工艺之一。 1.1催化裂化的发展概况 催化裂化的发展经历了四个阶段：固定床、移动床、流化床和提升管。见下图： 固定床移动床 流化床提升管（并列式）在全世界催化裂化装置的总加工能力中，提升管催化裂化已占绝大多数。

1.2催化裂化的原料和产品 1.2.0原料 催化裂化的原料范围广泛，可分为馏分油和渣油两大类。 馏分油主要是直馏减压馏分油（VGO），馏程350-500℃，也包括少量的二次加工重馏分油如焦化蜡油等，以此种原料进行催化裂化称为馏分油催化裂化。 渣油主要是减压渣油、脱沥青的减压渣油、加氢处理重油等。渣油都是以一定的比例掺入到减压馏分油中进行加工，其掺入的比例主要受制于原料的金属含量和残炭值。对于一些金属含量低的石蜡基原有也可以直接用常压重油为原料。当减压馏分油中掺入渣油使通称为RFCC。以此种原料进行催化裂化称为重油催化裂化。 1.2.1产品 催化裂化的产品包括气体、液体和焦炭。 1、气体 在一般工业条件下，气体产率约为10%-20%，其中含干气和液化气。 2、液体产物 1）汽油，汽油产率约为30%-60%；这类汽油安定性较好。 2）柴油，柴油产率约为0-40%；因含较多芳烃，所有十六烷值较低，由重油催化裂化得到的柴油的十六烷值更低，这类柴油需经加氢处理。 3）重柴油（回炼油），可以返回到反应器内，已提高轻质油收率，不回炼时就以重柴油产品出装置，也可作为商品燃料油的调和组分。 4）油浆，油浆产率约为5%-10%，从催化裂化分馏塔底得到的渣油，含少量催化剂细粉，可以送回反应器回炼以回收催化剂。油浆经沉降出去催化剂粉末后称为澄清油，因多环芳烃的含量较大，所以是制造针焦的好原料，或作为商品燃料油的调和组分，也可作加氢裂化的原料。 3、焦炭 焦炭产率约为5%-7%，重油催化裂化的焦炭产率可达8%-10%。焦炭是缩合产物，它沉积在催化剂的表面上，使催化剂丧失活性，所以用空气将其烧去使催化剂恢复活性，因而焦炭不能作为产品分离出来。 1.3催化裂化工业装置的组成部分

催化裂化装置工艺流程

催化裂化装置工艺流程 催化裂化技术的发展密切依赖于催化剂的发展。有了微球催化剂，才出现了流化床催化裂化装置;分子筛催化剂的出现，才发展了提升管催化裂化。选用适宜的催化剂对于催化裂化过程的产品产率、产品质量以及经济效益具有重大影响。 催化裂化装置通常由三大部分组成，即反应?再生系统、分馏系统和吸收稳定系统。其中反应––再生系统是全装置的核心，现以高低并列式提升管催化裂化为例，对几大系统分述如下: 一反应––再生系统 新鲜原料(减压馏分油)经过一系列换热后与回炼油混合，进入加热炉预热到370?左右，由原料油喷嘴以雾化状态喷入提升管反应器下部，油浆不经加热直接进入提升管，与来自再生器的高温(约650?~700?)催化剂接触并立即汽化，油气与雾化蒸汽及预提升蒸汽一起携带着催化剂以7米/秒~8米/秒的高线速通过提升管，经快速分离器分离后，大部分催化剂被分出落入沉降器下部，油气携带少量催化剂经两级旋风分离器分出夹带的催化剂后进入分馏系统。 积有焦炭的待生催化剂由沉降器进入其下面的汽提段，用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催化剂表面上的少量油气。待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器，与来自再生器底部的空气(由主风机提供)接触形成流化床层，进行再生反应，同时放出大量燃烧热，以维持再生器足够高的床层温度(密相段温度约650?~68 0?)。再生器维持0.15MPa~0.25MPa (表)的顶部压力，床层线速约0.7米/秒~1.0米/秒。再生后的催化剂经淹流管，再生斜管及再生单动滑阀返回提升管反应器循环使用。 烧焦产生的再生烟气，经再生器稀相段进入旋风分离器，经两级旋风分离器分出携带的大部分催化剂，烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱。再生烟气温度很高而且含有约5%~10% CO，为了利用其热量，不少装置设有CO 锅炉，利用再生烟气产生水蒸汽。对于操作压力较高的装置，常设有烟气能量回收系统，利用再生烟气的热能和压力作功，驱动主风机以节约电能。 二分馏系统

重油催化裂化装置长周期安全运行几点考虑

编号：SY-AQ-03170 ( 安全管理) 单位：_____________________ 审批：_____________________ 日期：_____________________ WORD文档/ A4打印/ 可编辑 重油催化裂化装置长周期安全 运行几点考虑 Considerations on long term safe operation of RFCC unit

重油催化裂化装置长周期安全运行 几点考虑 导语：进行安全管理的目的是预防、消灭事故，防止或消除事故伤害，保护劳动者的安全与健康。在安全管理的四项主要内容中，虽然都是为了达到安全管理的目的，但是对生产因素状态的控制，与安全管理目的关系更直接，显得更为突出。 2002年10月，为了提高原油深度加工能力，提高轻油收率，第二催化裂化装置历时56天进行了由蜡油催化改为重油催化的技术改造，改造后的装置掺炼重油加氢渣油比例由原来20％提高到了50％以上。现在装置原料以减压馏份油、VRDS常压渣油、VRDS 减压渣油、焦化蜡油为主。装置改造后，装置操作相应发生比较大的变化，装置设备增多，设备管理难度加大，如何保证重油催化裂化装置长周期安全运行，成为生产管理中的难点和重点。 一、要确保关键转动设备的运行平稳度 催化裂化装置大机组较多，技术含量高，有主风机、烟机、气压机、增压机等，只有保证了大机组的连续高效运行，催化裂化装置才能长周期运行，所以我们首先要在检修中提高大机组的检修深

度和检修质量，确保大机组的机械部分、仪表部分、电气部分、自控部分和附属系统设备的可靠好用。在日常生产维护中加强对大机组的检查力度，组织安装投用了s8000大型旋转机械在线状态监测与分析系统，为机组的安全运行提供了有力保障。 二、要确保关键静设备——反再系统的运行平稳度 要保证公用系统的可靠性，尽量避免公用系统故障造成装置大面积操作波动，严格按照工艺指标平稳操作，不超温不超压，操作的平稳对催化裂化设备安全运行尤为关键。另外组织技术人员加强对反再系统壁温的检测和检查，及时发现避免衬里损坏超温、低温露点腐蚀等设备隐患。 三、要确保能量回收系统的运行平稳度 催化裂化装置最大的节能点在于能量回收系统，对于关键设备烟机、锅炉给水泵、外取热器、油浆蒸汽发生器等必须要管理好。从设备选型、设备制造、现场安装、日常运行等各个环节把握好，否则烟机振动问题、锅炉给水泵频繁串轴问题、余热锅炉炉管泄漏问题、油浆蒸汽发生器管束泄漏等问题将不可避免。能量回收系统

重油催化裂化装置的结焦机理

目前，对重油催化裂化装置的结焦原因探讨很多，对结焦问题的认识还停留在经验阶段[41]，尽管取得了很大的成绩，但还没有根本性的突破，主要有以下几种结焦机理。 1. 液相重组分高温缩合机理 季根忠等[42]认为催化裂化结焦可能通过以下四种假设模型： 模型一：油气结焦 模型二：油气结焦 模型三：原料油气结焦 模型四：原料油结焦 在提升管反应器中，原料中的重组分未能充分气化，而以液相形式粘附在催化剂颗粒的表面，在提升管油剂活塞流运动过程中，催化剂颗粒间相互接触传热的机会较少。粘附重组分液相的催化剂颗粒的加热，只能靠从别的催化剂颗粒上气化或者裂化产生的油气来完成，这种热量的传递是有限的。当这些催化剂离开提升管后，就会很容易粘附在沉降器器壁上形成结焦中心。因此，粘附在催化剂颗粒表面上的未气化的原料油重组分，在沉降器及汽提段温度条件下发生缩合反应，结焦遵从模型四的机理。 重油的沸程目前尚无法用实验直接测定，利用石油大学重质油国家重点实验室初步建立的模拟计算渣油沸程的方法估算，0.3Mpa、600℃及7wt%蒸汽（相对原料）条件下，大庆常压渣油的平衡气化率约为55wt%，即在此条件下，大庆常压渣油中沸点>500℃的部分（相当于减渣）约有40wt%～50wt%的气化率，未气化的液相部分在重油原料中占相当大的比例，在渣油催化裂化时，原料中的减压渣油部分有相当一部分并未气化[43]。对济南炼油厂工业提升管在不同高度取样的分析结果[44]也间接地证明了上述气化率估算的合理性。重油中的胶质和沥青质绝大部分存在于577℃以上的馏分中，而提升管中剂油混合点温度一般在560℃以下，故此类物质喷到催化剂表面时多以液态存在。另外，胶质、沥青质含极性物质较多，所含极性物质越多，则越难挥发气化，越易分解和缩合，有明显的生焦倾向。 催化裂化沉降器的结焦，主要原因是原料油中多环芳烃通过热聚合反应的结果。在催化裂化反应过程中，一部分反应产物形成高分子烃类，在操作条件下不易挥发，附着在沉降器内壁上。这种高分子烃类即为“结焦前身物”，他们在与较低温度的器壁接触时冷凝为液相，进而缩合为焦炭。根据以上机理，在沉降器温度下，原料和反应产物中的重组分一部分以液滴形式存在，其粘附性很强，它们很容易粘附催化剂颗粒。当它们碰撞到沉降器内壁上时，会粘附在沉降器内壁上，经过一段时间后缩合为焦炭。 2.

催化裂化地装置简介及实用工艺流程

催化裂化的装置简介及工艺流程 概述 催化裂化技术的发展密切依赖于催化剂的发展。有了微球催化剂，才出现了流化床催化裂化装置；分子筛催化剂的出现，才发展了提升管催化裂化。选用适宜的催化剂对于催化裂化过程的产品产率、产品质量以及经济效益具有重大影响。 催化裂化装置通常由三大部分组成，即反应/再生系统、分馏系统和吸收稳定系统。其中反应––再生系统是全装置的核心，现以高低并列式提升管催化裂化为例，对几大系统分述如下： （一）反应––再生系统 新鲜原料(减压馏分油)经过一系列换热后与回炼油混合，进入加热炉预热到370℃左右，由原料油喷嘴以雾化状态喷入提升管反应器下部，油浆不经加热直接进入提升管，与来自再生器的高温(约650℃~700℃)催化剂接触并立即汽化，油气与雾化蒸汽及预提升蒸汽一起携带着催化剂以7米/秒~8米/秒的高线速通过提升管，经快速分离器分离后，大部分催化剂被分出落入沉降器下部，油气携带少量催化剂经两级旋风分离器分出夹带的催化剂后进入分馏系统。 积有焦炭的待生催化剂由沉降器进入其下面的汽提段，用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催化剂表面上的少量油气。待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器，与来自再生器底部的空气(由主风机提供)接触形成流化床层，进行再生反应，同时放出大量燃烧热，以维持再生器足够高的床层温度(密相段温度约650℃~680℃)。再生器维持0.15MPa~0.25MPa(表)的顶部压力，床层线速约0.7米/秒~1.0米/秒。再生后的催化剂经淹流管，再生斜管及再生单动滑阀返回提升管反应器循环使用。 烧焦产生的再生烟气，经再生器稀相段进入旋风分离器，经两级旋风分离器分出携带的大部分催化剂，烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱。再生烟气温度很高而且含有约5%~10%CO，为了利用其热量，不少装置设有CO锅炉，利用再生烟气产生水蒸汽。对于操作压力较高的装置，常设有烟气能量回收系统，利用再生烟气的热能和压力作功，驱动主风机以节约电能。 （二）分馏系统 分馏系统的作用是将反应/再生系统的产物进行分离，得到部分产品和半成

催化裂化装置工艺条件一览表

催化裂化装置工艺条件一览表 一、催化裂化装置主要工艺指标 1、反应再生单元 序号工艺指标名称单位仪表位号控制范围 1 重油提升管出 口温度℃TRCA22101 A 500～530 2 芳烃提升管出 口温度 芳烃提升管出 口温度 ℃ ℃ TRCA22101 B TRCA22101 B 440～480 （低硫） 480～530 （高硫） 3 反应压力MPa PR22102 0.13～0.19 4 再生压力MPa PRCA22101 0.16～0.22 5 两器压差MPa PdRCA2210 4A 0.03～0.05 6 再生器温度℃TRCA22102 660～710 7 再生器稀相温 度 ℃TIA22123 ≤730 8 沉降器藏量t WRCA22101 35～48 9 再生器藏量t WR22105 90～130 10 原料油预热温 度 ℃TRCA22103 180～225 11 主风流量Nm3/h FRCA22604 140000～

160000 12 待生套管流化 Nm3/h FRCA22110 3000～6000 风量 Nm3/h FRCA22109 3500～8000 13 外取热流化风 量 14 烟气氧含量v％AR22101 ≤3 15 过热蒸气温度℃TIC22461 380～410 MPa PRA22421 3.5～4.1 16 外取热汽包压 力 ℃TI22468 ＞122 17 省煤器上水温 度 18 外取热汽包液 ％LRC22421 50±20 位 2、分馏单元 序号工艺指标名称单位仪表位号控制范围 1 重油分馏塔塔顶℃TRCA2220120～150 2 芳烃分馏塔塔顶℃TRCA2222125～150 3 重油分馏塔16层℃TI22209 220～240 4 芳烃分馏塔16层℃TI22238 210～230 5 重油分馏塔塔底℃TRC22217 ≤350 6 芳烃分馏塔塔底℃TRC2223 7 ≤340 7 油浆外甩温度℃TR22250 ≤95 8 油浆固体含量g/l ≤6 9 V22201液位％LIK22209 50±20 10 T22201A液位％LC22201 50±20

重油加工催化剂的选择

2018年催化剂技术交流会发言材料 一、当今催化裂化工艺所处的地位： 1、重油轻质化工艺主要有： 重油加氢工艺；重油催化工艺；延迟焦化工艺。2007年中石化加工原油1.7亿吨（占全国的52%），其中催化装置加工了0.47亿吨原料油，占原油一次加工量的28%（其中掺渣量约为0.16亿吨，占原油一次加工量的约10%；延迟焦化加工渣油量占原油一次加工量的17%；合占原油一次加工量的27%，约占全部渣油量的90%以上）。 2、催化与焦化的区别：

分析： 渣油不算太差，去催化更简单，但是烧焦负荷太大（可称为催化CFB锅炉）；加氢催化组合液收最高、产品质量最好、也最为环保，问题是投资大、运行费用高等（耗氢1.5%；能耗23kgEO/t，一年一次的换剂费用8000万元，310万的建设费用10亿元，是未来发展的方向。2006年统计，美国82%，日本91%，俄罗斯40%，中国仅为14%）。 [丁烷脱沥青+（加氢处理）+催化裂化组合工艺]的效果与[焦化+（加氢处理）+催化裂化组合工艺]相比哪个更好（新建青岛大炼油和扩建洛阳石化等均为该流程）？前者约30%的脱沥青油如何处理？约70%的脱油沥青还要去催化；后者以生产柴油为目的等。 1）延迟焦化生焦率比渣油催化要高。

2）延迟焦化装置用于加工高硫、高金属、高残炭的原料油；主要产品是柴油；为催化提供改质原料油（焦化蜡油）；焦化汽油马达法辛烷值约68、烯烃50%，不宜作为汽油调和组分，可作为化工轻油（乙烯裂解料和催化重整料）；焦化液化气含烯烃少，不能作化工原料，更适合作民用烃；焦化干气适合作制氢原料或燃料。 3）催化裂化装置主要用于加工低硫或含硫、低金属、一定残炭的原料油；主要产品是运输燃料汽油和化工原料轻烃（液化气）；催化烧焦部分相当于“CFB”锅炉，为全厂提供部分动力蒸汽[其能源热效率约90%；其能源利用效率（熵）约60%已超过一般加热炉和锅炉；对装置能耗的影响是：反应生焦率1%，装置能耗增加1-2个单位]。 3、三种重油轻质化工艺的效益比较： 通常情况下,原油价格越高，重油加氢组合工艺（重油加氢处理+催化裂化）效益就越好；原油价格越高，延迟焦化的效益就越差。 4、前几年催化裂化工艺所遇到的突出问题有：汽油质量问题和汽柴油价格。质量问题已基本得到解决（主要得利于反应工程的改进和催化剂、助剂的研发加之质量指标的放宽）；成品油与原油价格形成联动机制的时间将不会太久，催化裂化工艺方兴未艾，新一轮的催化装置建设已经开始。 5、油变焦与煤制油不仅矛盾而且也不符合国情（实现更多渣油轻质化。据了解，目前日本只有两套延迟焦化装置，最多只有1340万吨，占全部渣油处理能力的21%）。2007年全国进口原油量已占加工总

重油催化裂化装置工艺流程简述

重油催化裂化装置工艺流程简述 重油催化裂化装置：包括反应—再生部分、分馏部分、吸收稳定部分、主风机部分、气压机部分、余热回收部分。 1.1 反应-再生部分 自装置外来的常压渣油进入原料油缓冲罐（V1201）,由原料油泵（P1201AB）升压后经循环油浆—原料油换热器（E1215AB ）加热至280C左右，与自分馏部分来的回炼油混合后进入提升管中部，分4路经原料油进料喷嘴进入提升管反应器（R1101A）下部，与通过预提升段整理成活塞流的高温催化剂进行接触完成原料的升温、汽化及反应，反应油气与待生催化剂在提升管出口经粗旋风分离器得到迅速分离后经升气管进入沉降器单级旋风分离器，在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。 待生催化剂经粗旋及沉降器单级旋风分离器料腿进入位于沉降器下部的汽提段，在此与蒸汽逆流接触以置换催化剂所携带的油气。汽提后的催化剂沿待生立管下流，经待生塞阀并通过待生塞阀套筒进入再生器（R1102）的密相床，在 700r左右的再生温度、富氧（3%）及CO助燃剂的条件下进行逆流完全再生。再生后的再生催化剂通过各自的再生立管及再生单动滑阀，进入两根提升管反应器底部，以蒸汽和干气作提升介质，完成催化剂加速、分散过程，然后与雾化原料接触。来自蜡油再生斜管的再生催化剂与来自汽油待生循环管的汽油待生催化剂通过特殊设计的预提升段整理成活塞流。 轻重汽油分离塔顶回流油泵出口来的轻汽油，分两路进入汽油提升管反应器（R1104A）。R1104A 的反应油气在提升管出口经粗旋迅速分离，油气经单级旋风分离器进一步除去携带的催化剂细粉，最后离开汽油沉降器，进入分馏塔。 来自R1104 粗旋以及汽油沉降器单级旋风分离器回收的催化剂进入汽油汽提

重油催化裂化装置主要工艺流程说明

重油催化裂化装置主要工艺流程说明 一. 反再系统 1.反应部分 混合蜡油和常(减)压渣油分别由罐区原料罐送入装置内的静态混合器(D-214)混合均匀后，进入原料缓冲罐(D-203/1)，然后用原料泵(P-201/1.2)抽出，经流量控制阀（8FIC-230）后与一中回流换热(E-212/1.2)，再与油浆(E-201/1.2)换热至170～220℃，与回炼油一起进入静态混合器（D-213）混合均匀。在注入钝化剂后分三路(三路设有流量控制)与雾化蒸汽一起经六个进料喷嘴进入提升管，与从二再来的高温再生催化剂接触并立即汽化，裂化成轻质产品(液化气、汽油、柴油)并生成油浆、干气及焦炭。 新增焦化蜡油流程：焦化蜡油进装后先进焦化蜡油缓冲罐（D-203/2），然后经焦化蜡油泵（P-201/3.4）提压至1.3MPa 后分为两路：一路经焦化蜡油进提升管控制阀（8FIC242）进入提升管反应器的回炼油喷嘴或油浆喷嘴，剩余的焦化蜡油经另一路通过D-203/2的液位控制阀（8LIC216）与进装蜡油混合后进入原料油缓冲罐（D-203/1）。 新增常压热渣油流程：为实现装置间的热联合，降低装置能耗，由南常减压装置分出一路热常渣（约350℃），经8FIQC530直接进入D-213（原料油与回炼油混合器）前，与原料混合均匀后进入提升管原料喷嘴。

反应油气、水蒸汽、催化剂经提升管出口快分器分离出大部分催化剂，反应油气经过沉降器稀相沉降，再经沉降器(C-101)内四组单级旋风分离器分离出绝大部分催化剂，反应油气、蒸汽、连同微量的催化剂细粉经大油气管线至分馏塔人档下部。分馏塔底油浆固体含量控制<6g/L。 旋分器分出的催化剂通过料腿返回到汽提段，料腿装有翼阀并浸没在汽提段床层中，保证具有正压密封，防止气体短路，汽提蒸汽经环形分布器进入汽提段的上中下三个部位使催化剂不仅处于流化状态，并汽提掉催化剂夹带的烃油气，汽提后的催化剂通过待生滑阀进入一再催化剂分布器。 2.再生部分 第一再生器在比较缓和的条件下进行部分燃烧，操作压力为0.15～0.25MPa(表)，温度660～690℃，在床层中烧掉焦炭中绝大部分氢和部分碳。由于有水蒸汽存在，一再温度要控制低一些，以减轻催化剂的水热失活。烧焦用风分别由一再主风及过剩氧较高的二再烟气提供。 从一再出来的半再生催化剂通过半再生滑阀进入二再下部，并均匀分布。二再压力在0.27MPa(表)，720～760℃温度下操作，催化剂上剩余碳用过量的氧全部生成CO2。由于一再烧掉绝大部分氢，从而有效降低了二再水蒸汽分压，使二再可在较高的温度下操作。二再烟气由顶部进入一再，热再生催化剂从二再流出，通过再生滑阀进入提升管底部，实