催化重整工艺流程图
催化重整再接触方案对比
催化重整再接触方案对比田纪伟(中石化洛阳工程有限公司ꎬ河南洛阳㊀４７１００３)摘要:催化重整装置设置再接触可以充分回收含氢气体中的轻烃(主要为液化石油气组分)ꎬ提高重整产氢纯度和液体收率ꎮ本文通过对三种再接触流程ꎬ即稳定塔顶燃料气无返回的单段再接触流程㊁稳定塔顶燃料气返回的单段再接触流程和逆流两段再接触流程的模拟计算ꎬ比较了不同再接触流程的产品收益㊁投资和能耗ꎬ得出了不同再接触流程的适用性ꎬ为再接触工艺流程的选择及优化提供依据ꎮ关键词:催化重整ꎻ单段再接触ꎻ逆流两段再接触ꎻ燃料气中图分类号:ＴＥ６２４.４２㊀㊀㊀㊀㊀文献标识码:Ａ㊀㊀㊀㊀文章编号:１００８－０２１Ｘ(２０２０)１０－０１２４－０４ＰｒｏｃｅｓｓＣｏｍｐａｒｉｓｏｎｏｆＣＣＲＲｅｃｏｎｔａｃｔＳｅｃｔｉｏｎＴｉａｎＪｉｗｅｉ(ＳＩＮＯＰＥＣＬｕｏｙａｎｇＰｅｔｒｏｃｈｅｍｉｃａｌＥｎｇｉｎｅｅｒｉｎｇＣｏｒｐｏｒａｔｉｏｎꎬＬｕｏｙａｎｇ㊀４７１００３ꎬＣｈｉｎａ)Ａｂｓｔｒａｃｔ:ＴｈｅｒｅｃｏｎｔａｃｔｓｅｃｔｉｏｎｏｆＣＣＲｐｌａｔｒｅｆｏｒｍｉｎｇｕｎｉｔｃａｎｅｆｆｅｃｔｉｖｅｌｙｒｅｃｏｖｅｒｔｈｅｌｉｇｈｔｈｙｄｒｏｃａｒｂｏｎ(ｍａｉｎｌｙｔｈｅｃｏｍｐｏｎｅｎｔｏｆＬＰＧ)ｉｎｈｙｄｒｏｇｅｎｇａｓꎬａｎｄｉｍｐｒｏｖｅｔｈｅｈｙｄｒｏｇｅｎｐｕｒｉｔｙａｎｄｌｉｑｕｉｄｙｉｅｌｄｏｆｒｅｆｏｒｍｉｎｇ.Ｉｎｔｈｉｓｐａｐｅｒꎬｔｈｒｏｕｇｈｔｈｅｓｉｍｕｌａｔｉｏｎｃａｌｃｕｌａｔｉｏｎｏｆｔｈｒｅｅｋｉｎｄｓｏｆｒｅｃｏｎｔａｃｔｐｒｏｃｅｓｓｅｓꎬｉ.ｅ.ｔｈｅｓｉｎｇｌｅ－ｓｔａｇｅｒｅｃｏｎｔａｃｔｐｒｏｃｅｓｓｗｉｔｈｎｏｒｅｔｕｒｎｏｆｔｈｅｔｏｐｆｕｅｌｇａｓｏｆｔｈｅｓｔａｂｉｌｉｚｅｒꎬｔｈｅｓｉｎｇｌｅ－ｓｔａｇｅｒｅｃｏｎｔａｃｔｐｒｏｃｅｓｓｗｉｔｈｒｅｔｕｒｎｏｆｔｈｅｔｏｐｆｕｅｌｇａｓｏｆｔｈｅｓｔａｂｉｌｉｚｅｒａｎｄｔｈｅｔｗｏ－ｓｔａｇｅｃｏｕｎｔｅｒｃｕｒｒｅｎｔｒｅｃｏｎｔａｃｔｐｒｏｃｅｓｓꎬｔｈｅｐｒｏｄｕｃｔｉｎｃｏｍｅꎬｉｎｖｅｓｔｍｅｎｔａｎｄｅｎｅｒｇｙｃｏｎｓｕｍｐｔｉｏｎｏｆｄｉｆｆｅｒｅｎｔｒｅｃｏｎｔａｃｔｐｒｏｃｅｓｓｅｓａｒｅｃｏｍｐａｒｅｄꎬｔｈｅａｐｐｌｉｃａｂｉｌｉｔｙｏｆｄｉｆｆｅｒｅｎｔｒｅｃｏｎｔａｃｔｐｒｏｃｅｓｓｅｓｉｓａｎａｌｙｚｅｄｔｏｐｒｏｖｉｄｅｂａｓｉｓｆｏｒｔｈｅｓｅｌｅｃｔｉｏｎａｎｄｏｐｔｉｍｉｚａｔｉｏｎｏｆｒｅｃｏｎｔａｃｔｐｒｏｃｅｓｓ.Ｋｅｙｗｏｒｄｓ:ＣＣＲꎻｓｉｎｇｌｅ－ｓｔａｇｅｒｅｃｏｎｔａｃｔꎻｔｗｏ－ｓｔａｇｅｃｏｕｎｔｅｒｃｕｒｒｅｎｔｒｅｃｏｎｔａｃｔꎻｆｕｅｌｇａｓ㊀㊀催化重整装置除可生产高辛烷值汽油外ꎬ还可以副产大量廉价含氢气体[１]ꎮ随着环保要求的日益严格ꎬ催化重整装置作为提高汽油辛烷值和增产芳烃及氢气的主要加工手段ꎬ其重要性日益突出ꎮ目前连续重整的反应压力较低ꎬ在低压平衡下ꎬ重整产氢的纯度相对较低ꎬ并夹带大量的轻烃ꎮ为了回收产氢夹带的轻烃ꎬ提高轻烃液收及氢气纯度ꎬ需增设再接触部分ꎬ即重整氢和重整生成油在较高的压力和较低的温度下再次接触ꎬ建立新的气液平衡ꎬ将含氢气体中的轻烃溶解于重整生成油中[２]ꎮ再接触条件即再接触温度和压力对烃类的吸收及氢气纯度影响十分明显ꎬ再接触流程也会对氢纯度及重整液体产品收率产生一定的影响[３]ꎮ传统的再接触流程为顺流单段再接触流程ꎬ油气在再接触罐中进行一段再接触ꎬ产氢纯度高ꎬ但是部分氢气和液化石油气会进入稳定塔顶燃料气中ꎬ造成经济损失ꎬ因此考虑将燃料气返回再接触部分ꎬ充分回收燃料气中的氢气及液化石油气组分ꎬ从而提高重整产氢和重整液体产品的收率ꎮ有些重整装置采用逆流两段再接触流程ꎬ即重整产氢先与二段再接触罐来的重整油在一段再接触罐接触ꎬ分出的氢气与重整生成油再进入二段接触罐中进行第二次接触ꎬ该工艺流程可以充分回收氢气ꎬ提高产氢收率ꎮ在安全节能㊁提质增效的要求下ꎬ优化工艺流程ꎬ增加产品收益ꎬ降低能耗等显得十分重要ꎬ本文对比三种不同的再接触流程ꎬ即:稳定塔顶燃料气无返回的单段再接触流程㊁稳定塔顶燃料气返回的单段再接触流程和逆流两段再接触流程ꎬ探讨不同再接触流程对氢气及液体产品收率的影响ꎬ并从产品收益㊁投资和能耗等方面进行综合比较ꎮ１㊀基准条件以某厂１５０万ｔ/ａ连续重整装置富料工况下的原料㊁反应条件㊁反应产物为基准ꎬ该装置主要生产高辛烷值汽油调合组分(稳定汽油)ꎬ副产重整氢气和液化石油气等ꎮ１.１㊀原料族组成各方案的苛刻度按重整Ｃ＋５产品辛烷值ＲＯＮ１０４设计ꎮ重整进料组成见表１ꎮ表１㊀重整进料组成Ｔａｂｌｅ１㊀Ｃｏｍｐｏｓｉｔｉｏｎｏｆｒｅｆｏｒｍｉｎｇｆｅｅｄ族组成/％ＰＮＡＣ５０.５４０.２１Ｃ６１１.４７５.０３０.９９Ｃ７１５.６２９.９３３.４４Ｃ８１８.０４９.６６４.６２Ｃ９１１.１０３.８６０.１６Ｃ＋１０１.８５３.４８合计５８.６２３２.１７９.２１１.２㊀主要操作条件表２㊀主要操作条件Ｔａｂｌｅ２㊀Ｍａｉｎｏｐｅｒａｔｉｎｇｃｏｎｄｉｔｉｏｎｓ操作参数单位数值反应空速(质量)/ｈ－１１.７４氢油物质的量比２.５０平均反应压力/ＭＰａ(Ｇ)０.３５苛刻度ＲＯＮ１０４反应产物分离器压力/ＭＰａ(Ｇ)０.２５㊀㊀收稿日期:２０２０－０３－１４作者简介:田纪伟(１９８７ )ꎬ山东临沂人ꎬ工程师ꎬ硕士研究生ꎬ主要从事重整和芳烃装置工艺设计工作ꎮ表２(续)Ｔａｂｌｅ２㊀Ｍａｉｎｏｐｅｒａｔｉｎｇｃｏｎｄｉｔｉｏｎｓ操作参数单位数值再接触压力/ＭＰａ(Ｇ)２.５０再接触温度/ħ４稳定塔顶压力/ＭＰａ(Ｇ)１.１０稳定塔回流罐温度/ħ４０２㊀再接触流程对比本文按稳定塔顶燃料气是否返回再接触设置三个对比方案ꎬ即方案Ａ 稳定塔顶燃料气无返回的单段再接触工艺流程ꎬ方案Ｂ 稳定塔顶燃料气返回的单段再接触工艺流程和方案Ｃ 稳定塔顶燃料气返回的逆流两段再接触工艺流程ꎮ２.１㊀流程描述２.１.１㊀方案Ａ 稳定塔顶燃料气无返回的单段再接触工艺流程㊀㊀该方案采用一段油气再接触流程ꎬ即:重整产氢经升压后与来自重整气液分离器底的重整生成油混合后冷却至４ħꎬ进入再接触罐进行气液分离ꎮ再接触罐顶气体作为氢气产品出装置ꎮ再接触罐底油相进入稳定塔ꎬ塔顶气体作为燃料气产品出装置ꎮ回流罐底液体一部分回流ꎬ另一部分作为液化石油气产品送出装置ꎬ稳定塔底油作为重整汽油产品送出装置ꎮ图１㊀方案Ａ 稳定塔顶燃料气无返回的单段再接触工艺流程Ｆｉｇ.１㊀ＰｒｏｃｅｓｓＡ－ｓｉｎｇｌｅｓｔａｇｅｒｅｃｏｎｔａｃｔｐｒｏｃｅｓｓｗｉｔｈｏｕｔｒｅｔｕｒｎｏｆｆｕｅｌｇａｓａｔｔｈｅｔｏｐｏｆｓｔａｂｉｌｉｚｅｒ２.１.２㊀方案Ｂ 稳定塔顶燃料气返回的单段再接触工艺流程㊀㊀与方案Ａ不同的是ꎬ稳定塔顶燃料气返回至再接触部分ꎬ此流程明显的特点是稳定塔顶不出燃料气ꎮ图２㊀方案Ｂ 稳定塔顶燃料气返回的单段再接触工艺流程Ｆｉｇ.２㊀ＰｒｏｃｅｓｓＢ－ｓｉｎｇｌｅｓｔａｇｅｒｅｃｏｎｔａｃｔｐｒｏｃｅｓｓｗｉｔｈｒｅｔｕｒｎｏｆｆｕｅｌｇａｓａｔｔｈｅｔｏｐｏｆｓｔａｂｉｌｉｚｅｒ２.１.３㊀方案Ｃ 稳定塔顶燃料气返回的逆流两段再接触工艺流程㊀㊀该方案采用两段油气再接触ꎬ即:重整产氢经升压后先与从二段接触罐分离出的重整油接触(在一段再接触罐中进行)ꎮ分出的氢气与重整生成油混合冷却至４ħ后ꎬ进入二段接触罐进行再次接触ꎬ二段再接触罐顶气体作为氢气产品出装置ꎮ一段再接触罐底油进入稳定塔ꎬ塔顶燃料气返回至再接触ꎬ回流罐底液体一部分回流ꎬ另一部分作为液化石油气产品送出装置ꎬ稳定塔底油作为重整汽油产品送出装置ꎮ图３㊀方案Ｃ 稳定塔顶燃料气返回的逆流两段再接触工艺流程Ｆｉｇ.３㊀ＰｒｏｃｅｓｓＣ－ｔｗｏ－ｓｔａｇｅｃｏｕｎｔｅｒｃｕｒｒｅｎｔｒｅｃｏｎｔａｃｔｐｒｏｃｅｓｓｗｉｔｈｒｅｔｕｒｎｏｆｆｕｅｌｇａｓａｔｔｈｅｔｏｐｏｆｓｔａｂｉｌｉｚｅｒ２.２㊀计算结果比较根据«中国石油化工项目可行性研究技术经济参数与数据»(２０１８年)和«建设项目经济评价方法与参数»中的有关规定计算三种方案的产品收益及操作费用ꎬ产品价格(以布伦特原油６０美元/桶的接轨价为基准)和燃料动力价格见表３ꎮ表３㊀产品和燃料动力基准价格Ｔａｂｌｅ３㊀Ｂｅｎｃｈｍａｒｋｐｒｉｃｅｏｆｐｒｏｄｕｃｔｓａｎｄｆｕｅｌｐｏｗｅｒ产品价格不含税价(元/吨)燃料动力价格不含税价方案Ａ重整氢６３６６３.５ＭＰａ蒸汽１６０元/ｔ方案Ｂ重整氢５７６５凝结水７.０元/ｔ方案Ｃ重整氢５７５８电０.５６元/ＫＷｈ液化石油气３６２６循环水０.３０元/ｔ重整汽油６７７８燃料气２０４７２.２.１㊀主要产品收率及效益比较采用ＰＲＯ/ＩＩ软件分别对三种方案进行模拟计算ꎬ其主要产品产量及产品收益见表４ꎮ表４㊀主要产品分布及收益比较Ｔａｂｌｅ４㊀Ｍａｉｎｐｒｏｄｕｃｔｄｉｓｔｒｉｂｕｔｉｏｎａｎｄｒｅｖｅｎｕｅｃｏｍｐａｒｉｓｏｎ参数单位方案Ａ－燃料气无返回的单段再接触方案Ｂ－燃料气返回的单段再接触方案Ｃ－燃料气返回的逆流两段再接触氢物质的量纯度/ｍｏｌ％９３.３８９１.９３９１.８６重整产氢/(ｋｇ/ｈ)１５９８７１８５５２１８６２８氢气(纯氢)/(ｋｇ/ｈ)７７９２７８１９７８１９燃料气/(ｋｇ/ｈ)５７８４ 液化石油气/(ｋｇ/ｈ)２５０６５７４４５６０７重整汽油/(ｋｇ/ｈ)１５５２６３１５５２４４１５５３０５产品收益ꎬ万元/年９８７０６５９９１２１８９９１４０６产品收益对比/ɢ基准＋４.２１＋４.４０㊀㊀注:年操作时间为８４００ｈꎮ从表４看出:(１)从氢气物质的量纯度来看ꎬ燃料气无返回的单段再接触流程(方案Ａ)得到的产氢纯度最高ꎬ燃料气返回的单段再接触(方案Ｂ)略高于逆流两段再接触流程(方案Ｃ)ꎻ从重整产氢量来看ꎬ燃料气返回的逆流两段再接触流程(方案Ｃ)得到的产氢量最大ꎻ对于纯氢的量ꎬ燃料气返回的两方案(方案Ｂ和Ｃ)得到的纯氢量相同ꎬ高于燃料气无返回的方案(方案Ａ)ꎮ(２)从液化石油气收率来看ꎬ采用燃料气返回的单段再接触流程(方案Ｂ)得到的液化石油气收率最高ꎬ燃料气返回的逆流两段再接触流程(方案Ｃ)次之ꎬ燃料气无返回的单段再接触流程(方案Ａ)最低ꎮ(３)从重整汽油收率来看ꎬ三种方案获得的汽油收率相当ꎮ(４)从产品收益来看ꎬ在给定的产品价格下ꎬ燃料气无返回的单段再接触流程(方案Ａ)产品收益略低ꎬ燃料气返回的单段再接触(方案Ｂ)和逆流两段再接触流程(方案Ｃ)产品收益相当ꎮ由产品收率可以看出ꎬ燃料气无返回的单段再接触流程(方案Ａ)可以获得较高纯度的氢气ꎬ但是燃料气携带部分氢气和可液化轻组分出装置ꎬ因此其纯氢和液化石油气收率较低ꎬ产品收益略低ꎻ燃料气返回的再接触流程(方案Ｂ和Ｃ)ꎬ由于稳定塔顶不产出燃料气ꎬ燃料气中的氢气和可液化轻组分ꎬ经过再接触流程ꎬ与氢气和重整生成油建立新的平衡ꎬ有利于气体中可液化组分的回收ꎬ提高氢气和液化石油气收率ꎬ提高产品收益ꎮ２.２.２㊀设备投资的比较在相同的设备选型基准下ꎬ核算三种方案的主要差异设备投资ꎬ见表５ꎮ表５㊀主要差异设备投资比较Ｔａｂｌｅ５㊀Ｃｏｍｐａｒｉｓｏｎｏｆｍａｊｏｒｅｑｕｉｐｍｅｎｔｓｉｎｖｅｓｔｍｅｎｔ投资ꎬ万元方案Ａ－燃料气无返回的单段再接触方案Ｂ－燃料气返回的单段再接触方案Ｃ－燃料气返回的逆流两段再接触稳定汽油后冷器４２４２４８二段入口分液罐底泵１５.５１５.５２４.１稳定塔回流泵２１.８２２.９２１.８差异设备总投资７９.３８０.４９３.９投资比较/％基准＋１.３９＋１８.４１㊀㊀从表５可以看出ꎬ单段再接触流程(方案Ａ和Ｂ)比逆流两段再接触流程(方案Ｃ)设备投资要低ꎬ燃料气返回的单段再接触方案(方案Ｂ)较逆流两段再接触方案(方案Ｃ)减少１３.５万元ꎬ另外由于逆流两段再接触流程(方案Ｃ)较为复杂ꎬ其管道㊁土建等方面投资也将有一定程度的增加ꎮ２.２.３㊀能耗及操作费用比较三种方案的能耗及操作费用比较结果见表６ꎮ表６㊀能耗及操作费用比较Ｔａｂｌｅ６㊀Ｃｏｍｐａｒｉｓｏｎｏｆｅｎｅｒｇｙｃｏｎｓｕｍｐｔｉｏｎａｎｄｏｐｅｒａｔｉｏｎｃｏｓｔ燃料动力方案Ａ－燃料气无返回的单段再接触方案Ｂ－燃料气返回的单段再接触方案Ｃ－燃料气返回的逆流两段再接触１电耗/ｋＷ泵２４.９３４.０４７.４２３.５ＭＰａ蒸汽/(ｔ/ｈ)压缩机组３１.７４３２.８８３２.３３稳定塔重沸器１６.８９１８.０２１７.１２３凝结水/(ｔ/ｈ)压缩机组－３１.７４－３２.８８－３２.３３稳定塔重沸器－１６.８９－１８.０２－１７.１２４循环水/(ｔ/ｈ)压缩机组１９０３.９５１９７２.７４１９３９.８９稳定汽油后冷器６２３.１８５３５.２７７０６.０２５小计单位能耗合计ꎬＭＪ/ｔ１００６１０５０１０２６折合ｋｇ标油/ｔ进料２４.０４２５.０９２４.５２年费用合计ꎬ万元/ａ６８９８７１９０７０４４操作费用对比/％基准＋４.２２＋２.１２㊀㊀注:单位耗量和单位能耗均以１７８.５７ｔ/ｈ重整进料为基准计算ꎮ㊀㊀从公用工程消耗可以看出ꎬ(１)燃料气无返回的单段再接触流程(方案Ａ)电耗㊁蒸汽耗量均最低ꎬ循环水量与燃料气返回的单段再接触流程(方案Ｂ)相当ꎮ(２)燃料气返回的两方案(方案Ｂ和Ｃ)泵及压缩机组的消耗均增加ꎬ因为燃料气返回到再接触ꎬ增加了压缩机的负荷ꎮ其中逆流两段再接触流程(方案Ｃ)ꎬ因为稳定塔进料均来自于一段再接触罐底ꎬ其泵的流量较大ꎬ因此泵耗电量最高ꎮ燃料气返回的方案中ꎬ稳定塔进料中轻组分含量增加ꎬ因此塔底重沸器负荷增加ꎮ从操作费用上看ꎬ燃料气无返回的单段再接触流程(方案Ａ)操作费用最低ꎬ燃料气返回的单段再接触流程(方案Ｂ)操作费用比逆流两段再接触流程(方案Ｃ)略高ꎬ主要是因为其燃料气返回量较大ꎬ压缩机组和稳定塔底重沸器消耗蒸汽量增加较大ꎮ２.３㊀小结综合以上分析ꎬ三种方案的收益㊁设备投资㊁能耗及操作费用对比见表７ꎮ表７㊀三种方案综合比较Ｔａｂｌｅ７㊀Ｃｏｍｐｒｅｈｅｎｓｉｖｅｃｏｍｐａｒｉｓｏｎｏｆｔｈｒｅｅｐｒｏｃｅｓｓｅｓ综合比较方案Ａ－燃料气无返回的单段再接触方案Ｂ－燃料气返回的单段再接触方案Ｃ－燃料气返回的逆流两段再接触产品收益/(万元/年)９８７０６５９９１２１８９９１４０６差异设备投资/万元７９.３８０.４９３.９单位能耗/(ＭＪ/ｔ)１００６１０５０１０２６装置操作费用/(万元/年)６８９８７１９０７０４４从表７可以看出ꎬ燃料气无返回的单段再接触流程(方案Ａ)的产品收益略低ꎬ但是其流程简单ꎬ设备投资及操作费用等最低ꎻ燃料气返回的单段再接触流程(方案Ｂ)相较于逆流两段再接触流程(方案Ｃ)ꎬ产品收益相当ꎬ设备投资较少ꎬ操作费用和能耗略高ꎮ３㊀结论本文针对１５０万ｔ/ａ连续重整装置ꎬ在给定的条件下ꎬ从产品收益㊁设备投资㊁操作费用和能耗等方面ꎬ综合比较了再接触流程的影响ꎬ得出以下结论:(１)燃料气无返回的单段再接触流程(方案Ａ)ꎬ获得的氢气纯度最高ꎬ设备投资最少ꎬ能耗及操作费用最低ꎬ但是部分氢气和液化石油气组分损失ꎬ产品收益略低ꎮ对于产氢纯度要求较高ꎬ全厂氢气富裕ꎬ且燃料动力价格较高的时候ꎬ可以优先考虑此方案ꎮ(２)在给定的条件下ꎬ燃料气返回的单段再接触流程(方案Ｂ)与逆流两段再接触流程(方案Ｃ)获得的产品收益相当ꎬ其中燃料气返回的单段再接触流程(方案Ｂ)的设备投资较低ꎬ能耗及操作费用略高ꎮ(３)燃料气返回的再接触流程(方案Ｂ和Ｃ)ꎬ获得的纯氢量㊁产氢量和液化石油气收率均提高ꎬ提高了产品收益ꎮ这是因为该流程可以充分回收燃料气中的氢气和可液化组分ꎬ有利于提高经济性ꎮ对于加氢装置较多ꎬ氢气需求量较大的企业ꎬ可以优先考虑这两种方案ꎮ(４)由于各装置原料不同ꎬ产品要求也不同ꎬ并且随着原料㊁产品及燃料动力价格的波动ꎬ需要调整不同的生产方案ꎬ因此ꎬ各个装置应根据实际情况ꎬ确定适合该装置的再接触流程和操作条件ꎮ参考文献[１]严㊀钧.连续重整再接触工艺过程模拟[Ｊ].石化技术与应用ꎬ２００７ꎬ２５(６):５３１－５３４.[２]刘永芳.再接触温度和压力对重整产氢纯度及轻烃回收的影响[Ｊ].石油炼制与化工ꎬ１９９９ꎬ３０(６):３０－３２. [３]向明燕.重整含氢气体和生成油再接触流程对氢气纯度的影响[Ｊ].炼油技术与工程ꎬ２００６ꎬ３６(２):１３－１７.(本文文献格式:田纪伟.催化重整再接触方案对比[Ｊ].山东化工ꎬ２０２０ꎬ４９(１０):１２４－１２７.)。
石油裂解
石油裂化和裂解在石油化工生产过程里，常用石油分馏产品（包括石油气）作原料，采用比裂化更高的温度（700〜800C，有时甚至高达1000C以上），使具有长链分子的烃断裂成各种短链的气态烃和少量液态烃，以提供有机化工原料。
工业上把这种方法叫做石油的裂解。
所以说裂解就是深度裂化，以获得短链不饱和烃为主要成分的石油加工过程。
石油裂解的化学过程是比较复杂的，生成的裂解气是一种复杂的混合气体，它除了主要含有乙烯、丙烯、丁二烯等不饱和烃外，还含有甲烷、乙烷、氢气、硫化氢等。
裂解气里烯烃含量比较高。
因此，常把乙烯的产量作为衡量石油化工发展水平的标志。
把裂解产物进行分离，就可以得到所需的多种原料。
这些原料在合成纤维工业、塑料工业、橡胶工业等方面得到广泛应用。
定义：裂化（cracking ）就是在一定的条件下，将相对分子质量较大、沸点较高的烃断裂为相对分子质量较小、沸点较低的烃的过程。
单靠热的作用发生的裂化反应称为热裂化，在催化作用下进行的裂化，叫做催化裂化。
裂解是石油化工生产过程中，以比裂化更高的温度（700r〜800r,有时甚至高达i000r以上），使石油分馏产物（包括石油气）中的长链烃断裂成乙烯、丙烯等短链烃的加工过程。
裂解（pyrolysis ）是一种更深度的裂化。
石油裂解的化学过程比较复杂，生成的裂解气是成分复杂的混合气体，除主要产品乙烯外，还有丙烯、异丁烯及甲烷、乙烷、丁烷、炔烃、硫化氢和碳的氧化物等。
裂解气经净化和分离，就可以得到所需纯度的乙烯、丙烯等基本有机化工原料。
目前，石油裂解已成为生产乙烯的主要方法。
裂化分类：（1）热裂化：热裂化是在热的作用下（不用催化剂）使重质油发生裂化反应，转变为裂化气（炼厂气的一种）、汽油、柴油的过程。
热裂化原料通常为原油蒸馏过程得到的重质馏分油或渣油，或其他石油炼制过程副产的重质油[1]。
在400〜600C,大分子烷烃分裂为小分子的烷烃和烯烃；环烷烃分裂为小分子或脱氢转化成芳烃，其侧链较易断裂；芳烃的环很难分裂，主要发生侧链断裂。
1、简述芳烃的主要来源及主要生产过程。
1、简述芳烃的主要来源及主要生产过程。
芳烃最初全部来源于煤焦化工业，但焦化芳烃在数量上、质量上都渐渐不能满足有机工业需求，为弥补不足，品质优良的石油芳烃得到迅速发展，已成为芳烃主要来源，约占全部芳烃的80%。
芳烃的主要生产过程：Ⅰ石脑油催化重整生产芳烃Ⅱ裂解汽油生产芳烃Ⅲ轻烃芳构化与重芳烃的轻质化2、芳烃的主要产品有哪些？各有何用途？芳烃主要产品有三苯（苯、甲苯、二甲苯）、C9芳烃、萘等。
苯：可以用来合成苯乙烯、环己烷、苯酚、苯胺及烷基苯等；甲苯：有机合成的优良溶剂，还可以合成异氰酸酯、甲酚，或通过歧化和脱烷基制苯。
对二甲苯：用于生产对苯二甲酸，进而生产对苯二甲酸乙二醇酯、丁二醇酯等聚酯树脂。
聚酯树脂是生产涤纶纤维、聚酯薄片，聚酯中空容器的原料。
间二甲苯：主要用途是生产对苯二甲酸及少量的间苯二腈，后者是生产杀菌剂的单体，间苯二甲酸则是生产不饱和聚酯树脂的基础原料。
邻二甲苯：主要是生产领苯二甲酸酐，进而生产增塑剂，如领苯二甲酸二辛酯、领苯二甲酸二丁酯等。
C9芳烃：目前主要分离出偏三甲苯和均三甲苯用于制偏苯三酸酐和均苯四甲酸二酐等，用于涂料，合成树脂等。
萘:主要用于生产染料、鞣料、润滑剂、杀虫剂、防蛀剂等。
3、试论芳烃转化的必要性与意义，主要的芳烃转化反应有哪些？开发芳烃的转化是为了依据市场的供求调节和平衡各种芳烃的产量，解决供需不平衡的矛盾。
主要的芳烃转化反应如下Ⅰ.异构化反应：间二甲苯转化为对二甲苯及邻二甲苯；Ⅱ.歧化反应：甲苯歧化为二甲苯。
Ⅲ.烷基化反应：苯与乙烯通过烷基化转化为乙苯；Ⅳ.脱烷基化：甲苯和氢气通过脱烷基化转化为苯。
4、试分析我国与美国、日本的芳烃生产各有何特点及其原因。
焦化芳烃生产：我国焦化芳烃主要采用硫酸精制法，少数新建大型焦化厂采用催化加氢精制法。
日本、美国的焦化厂全部采用催化加氢精制法。
石油芳烃的生产：目前以石油为原料是生产芳烃主要方法，美国资源丰富，苯的需求量也较大，需通过甲苯脱烷基制苯补充苯的不足，而对二甲苯与邻二甲苯主要从催化重整油中分离而得，很少采用烷基转移与二甲苯异构化等工艺过程。
催化裂化
置里，由于催化剂老化减活及重金
属污染，催化剂活性下降，为了维 持系统内平衡催化剂活性，需要补
充新催化剂。在置换催化剂及停工
时要从系统内卸出催化剂。
反应器作用：进行催化裂化反应的场所，为反 应提供一定反应温度、反应时间和空间，是催
化裂化装置的核心设备。
沉降器作用：使来自提升管的反应油气和催化
剂分离，回收催化剂。
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。
装置内设有催化剂储罐的原因：
在生产中催化剂会损失，为 了维持反应再生系统内催化剂藏量， 需要定期地或经常补充新鲜催化剂。 在一些催化剂损耗很低的装
分子筛催化剂不能在床层反再系统应用的原因
分子筛催化剂活性很高，如果在流化床层中进行裂化反应，则 由于油气在床层中停留时间过长、反混严重、必然会引起过 多二次反应，结果使轻质油产率降低，焦炭产率增大。使用 分子筛催化剂时裂化反应时间只需1~4秒。采用提升管反应 器可以严格控制反应时间，而且气固混合物在提升管中高速 流动，减少反混，也减少了二次反应，充分发挥分子筛催化 剂高活性和高选择性的优点。 分子筛催化剂的提升管裂化的优越性 使用分子筛催化剂的提升管裂化比无定形硅酸铝的床层裂 化反应有明显优越性：轻质油收率高、焦炭产率低，柴油十
旋风分离器：使气固分离并回收催化剂
再生器作用：是烧去结焦催化剂上的焦炭以恢
复催化剂的活性，同时也提供裂化所需的热量。
②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。
炼油厂的构成和石油炼制流程工艺简介课件
石油产品简介
石油产品根据生产方法和最终用途可分为燃料、溶剂 和化工原料、润滑剂和有关产品、蜡、沥青、石油焦 等几大类。这里简要介绍石油产品中的燃料类。
6
液化石油气简介
石油炼制过程中产生的石油气的统称，在常温下，加压就 容易液化，主要成分为丙烷、丙烯、丁烷、丁烯、少量戊 烷、戊烯和微量硫化物。炼油-化工型炼厂中生产的液化 气不含丙烯、丁烯。
9
煤油简介
煤油旧称灯油，因为煤油一开始主要用于照明。煤油按质 量分为优质品、一级品和合格品三个等级，主要用于点灯 照明、各种喷灯、汽灯、汽化炉和煤油炉等的燃料；也可 用作机械零部件的洗涤剂、橡胶和制药工业溶剂、油墨稀 释剂、有机化工裂解原料；玻璃陶瓷工业、铝板辗轧、金 属表面化学热处理等工艺用油。航空煤油则主要用作喷气 式发动机燃料，目前大型客机均使用航空煤油。航空煤油 分为1 号、2 号、3 号三个等级，只有3 号航空煤油被广 泛使用。
5、You have to believe in yourself. That's the secret of success. ----Charles Chaplin人必须相信自己，这是成功的秘诀。-Thursday, June 17, 2021June 21Thursday, June 17, 20216/17/2021
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常减压装置工艺流程简图
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常减压装置工艺简介
首先将原油换热至90～130℃加入精制水和破乳剂，经混合后进入电脱 盐脱水器，在高压交流电场作用下使混悬在原油中的微小液滴逐步扩 大成较大液滴，借助重力合并成水层，将水及溶解在水中的盐、杂质 等脱除。经脱盐脱水后的原油换热至220～250℃，进入初馏塔，塔顶 拔出轻汽油，塔底拔顶原油经换热和常压炉加热到360～370℃进入常 压分馏塔，分出汽油、煤油、轻柴油、重柴油馏分，经电化学精制后 作成品出厂。常压塔底重油经减压炉加热至380～400℃进入减压分馏 塔，在残压为2～8kPa下，分馏出各种减压馏分，作催化或润滑油原料 。减压渣油经换热冷却后作燃料油或经换热后作焦化、催化裂化，氧 化沥青原料。
重整反应器器壁积碳原因分析及预防措施
重整反应器器壁积碳原因分析及预防措施摘要连续重整装置在石油加工产业链中占据着举足轻重的地位，对于炼化企业的整体物料平衡和效益提升起着至关重要的作用。
作为大型炼化企业最重要的二次加工装置之一，连续重整装置可以把上游装置来的廉价石脑油通过重整反应转化成高效的汽油产品和化工产品，同时富产氢气和液化气，供其它用氢装置使用。
但是，随着连续重整工艺的不断发展和重整反应苛刻度的不断提高，重整装置在运行中出现的问题也层出不穷，其中重整反应器器壁积碳问题就是其中之一，重整反应器器壁积碳严重影响重整装置的安稳运行，必须采取有效的措施加以预防和控制。
本文通过对重整反应器器壁积碳的原因进行详细的分析，提出有效的预防和控制措施，从而保证重整装置的长周期安稳运行。
关键词连续重整；反应器；器壁；积碳；丝状碳；硫含量1 概述某连续重整装置于2018年9月建成投产，装置由70万吨/年预加氢、140万吨/年连续重整、1360kg/小时催化剂连续再生以及配套的公用工程部分组成。
本装置以直馏石脑油、渣油加氢石脑油和加氢裂化重石脑油为原料，生产拔头油、戊烷油、C6～C7馏分（抽提装置原料）、混合二甲苯（去PX装置）、C9C10高辛烷值汽油调和组分、重芳烃，同时副产H2和液化气等产品。
装置设计操作弹性为60～110%,年开工时间为8400小时。
重整反应部分采用UOP超低压连续重整工艺技术及R-334 催化剂，平均反应压力0.35MPa，反应温度536℃，体积空速1.6h-1，氢烃分子比2.5：1（体积分数），C5+馏份辛烷值为RON105.2。
重整4台反应器采用并列2台+2台叠置式，物流为上进上出，降低了反应-再生构架高度。
作为连续重整工艺核心部分的催化剂再生系统采用美国UOP公司最新的CycleMaxⅢ工艺技术，并采用Chlorsorb工艺技术回收再生放空气体中的氯，在Chlorsorb氯吸附后又增加了再生气脱氯设施。
2 装置存在的主要问题装置自2018年9月投产运行至今，总体运行比较平稳，但是催化剂再生系统因为仪表原因、阀门故障、保温伴热不到位、催化剂提升管线不畅等原因发生多起热停车事件。
化工工艺学-第四章-芳烃转化及生产
甲基转移反应 甲基转移反 应和氢解反 应，会增加 乙苯，增加 氢气消耗， 故原料中甲 乙苯和丙苯 含量应有所 限制。
氢解反应
③氢烃比
氢气的存在可以抑制结焦生碳等反应，改善催化剂表面的积炭程度。
反应常在临氢条件下进行，但氢气量过大，不仅增加动力消耗，而且降
低反应速率。
工业生产上一般选用氢与甲苯的摩尔比为10左右（氢烃比10）。
②C9芳烃的含量和组成
为了增加二甲苯的产量，常在甲苯原料中加入C9芳烃，以调节产物
中二甲苯和苯的比例。
原料中C9芳 烃浓度为 50%时，产 物中C8芳烃 浓度最高
三甲苯浓度对产物分布的影响
C9芳烃中除了三个三甲苯异构体外，还有三个甲乙苯异构体和丙苯，除 了发生甲基转移反应外，主要发生氢解反应。
不临氢时，甲苯压力过大会加速芳烃的脱氢缩合成焦，宜在 常压下进行。
临氢时，生产上选用总压为2.05-3.40MPa，压力太高发生苯环
加氢；循环氢气纯度为80%（摩尔）以上。
①原料中杂质含量要求
水分（分子筛催化剂活性下降） 脱除
甲 苯 歧 化 的 工 艺 条 件
有机氮合物（严重影响催化剂的酸性） W%<2×10-7 重金属（促进芳烃脱氢，加速缩合反应） W%<1×10-8
4）烷基化反应
C 2H 5
（气）
酸催化剂 + CH2=CH2
5）脱烷基化反应
CH3
+
H2
+
CH4
二、反应机理
芳烃的转化反应（脱烷基反应除外）都是在酸性催化剂存
在下进行的，具有相同的离子反应机理（但在特殊条件下，
如自由基引发或高温条件下也可发生自由基反应），其反应 历程包括正烃离子的生成及正烃离子的进一步反应。 正碳离子：缺少一对价电子的碳所形成的烃离子 正碳离子来源：由烯烃分子获得一个氢离子而形成 氢离子来源：酸性催化剂
炼油装置
炼油生产安全中国是世界上最早发现、利用石油资源的国家之一。
我国石油产品品种较为齐全，除能满足国内需要外，还可部分出口。
我国39类炼油生产装置名称见表1。
表1我国39类炼油生产装置名称炼油厂类型：炼油厂是以各类原油为原料，采用物理分离和化学反应的方法得到石油燃料、润滑油、石蜡、沥青、石油焦、液化石油气和石油基本化工原料等产品。
按照原油性质，生产出不同类型的产品特性，炼油厂可分为五种类型：①燃料型；②燃料—润滑油型；③燃料—化工型；④燃料－润滑油－化工型；⑤燃料—化肥—化工型。
从当前石油加工的趋势看，单纯的生产燃料或燃料—润滑油石油制品的企业已逐步转为以炼油为龙头向深度加工转化，同时还生产化肥、基本化工原料和各类化工产品，以充分利用资源取得最佳效益。
主要炼油生产装置：随着科学技术发展，炼油厂的生产规模越来越大，一般都有十几套或几十套装置组成。
炼油生产主要装置介绍如下。
1．常减压蒸馏。
它是每个炼油厂必须有的炼油加工的第一道工序，也是最基本的石油炼制过程。
它采用蒸馏的方法反复地通过冷凝与汽化将原油分割成不同沸点范围的油品或半成品，得到各种燃料和润滑油馏分，有的可直接作为产品调和出厂，但大部是为下一道工序提供原料。
该装置通常由电脱盐，初馏、常压和减压蒸馏等工序组成。
图1 常减压蒸馏工艺方框流程图首先将原油换热至90～130℃加入精制水和破乳剂，经混合后进入电脱盐脱水器，在高压交流电场作用下使混悬在原油中的微小液滴逐步扩大成较大液滴，借助重力合并成水层，将水及溶解在水中的盐、杂质等脱除。
经脱盐脱水后的原油换热至220～250℃，进入初馏塔，塔顶拔出轻汽油，塔底拔顶原油经换热和常压炉加热到360～370℃进入常压分馏塔，分出汽油、煤油、轻柴油、重柴油馏分，经电化学精制后作成品出厂。
常压塔底重油经减压炉加热至380～400℃进入减压分馏塔，在残压为2～8kPa下，分馏出各种减压馏分，作催化或润滑油原料。
减压渣油经换热冷却后作燃料油或经换热后作焦化、催化裂化，氧化沥青原料。
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催化重整工艺流程图
催化重整工艺是一种重要的石油加工工艺，可将低碳数烷烃类化合物转化为高碳数芳烃和烯烃类化合物。
该工艺主要包括催化剂预处理、原料预处理、反应器系统和产品分离等几个步骤。
以下是一份简单的催化重整工艺流程图。
催化重整工艺流程图:
1. 催化剂预处理: 首先，将催化剂送入烘箱进行烘烤以去除水
分和有机杂质，然后将烘烤好的催化剂装入催化剂装置中。
催化剂装置通常包括固定床、流化床或移动床。
2. 原料预处理: 在原料预处理部分，首先将原料经过脱硫装置
进行脱硫处理，去除原料中的硫化物。
然后，将脱硫后的原料通过加氢装置进行加氢处理，以增加原料分子量。
3. 反应器系统: 在反应器系统中，将经过预处理的原料送入重
整反应器进行反应。
反应器一般为升流式反应器或下流式反应器，通过控制反应温度和压力等条件，催化剂将原料中的烷烃类化合物转化为芳烃和烯烃类化合物。
4. 产品分离: 在产品分离部分，将反应器出口气体经过冷凝器
进行冷却，分离出液体产品和气体产品。
液体产品中包括高碳数的芳烃和烯烃类化合物，可以进一步用于燃料和化工原料。
气体产品中包括未反应的原料和轻烃类化合物，可以经过分离器进行分离和回收利用。
以上是一份简单的催化重整工艺流程图，它展现了催化重整工艺的基本步骤和关键环节。
在实际生产中，还有许多辅助设备和控制系统用于确保工艺的运行稳定和安全。
催化重整工艺的发展，对于提高石油加工的效率和产品质量具有重要意义，也广泛应用于石化行业。