重油催化裂化
论重油催化裂化余热锅炉改造
３ 总结 重油催化裂化余 热锅炉在经过改造之后 ，可以使装置 的能耗从 以前 的４０ Ｍ ／ ６ ０ ＪＴ降到２０ Ｍ ／ ｔ ６０ Ｊ ，光从数字上来看 ， ｔ 节能的效果是很明显 的， 从而带来的经济效益也是很可观的。经过改造后 ，也节省 了不少人力物 力 ，工作环境的质量也随之提高了。实践证明 ， 重油催化裂化余热锅炉
参考 文 献 【机 械天平秤 的安装 、使用和 维修保养 １ 】
［ 双 向门机 的安装． ２ ］
［】 电站 水轮 机蜗 壳 的安装． ３ 水
列 问题 ，根据有什 么问题和怎样 解决问题进 行简单 的探讨 。 关 键词 重油催化 裂化 ；余热锅 炉 ；改造
中圈分 类号 Ｔ 文 献标 识 码 Ａ Ｅ 文 章编 号 １７—６ １（ Ｌ） ２ ００ ～ １ ６３ ９７一２ ＯＯ — １４ Ｏ Ｏ ９
催化裂化 ， 这是炼油工厂的关键性装置 ，可以说催化裂化的能耗水 平影响着全厂的能耗水平。 余热锅炉 ，是 回收再生烟气 的热能产生蒸汽 的重要设施。社会生态 不断的受到破坏 ， 能源的价格也是节节高升 ，随着能源在价格上 的涨幅 推动，余热锅炉也显现出了越来越重要 的价值。 余热锅炉 的效率高低对催化裂化装置能耗起到绝对的影 响。举个例 子来说 ， 如果余热锅炉 的排烟温度降低５ ℃，ｑ８ ￣焦率装置可 以降低 ０ ． ％ Ｊ ｉ 能ｇ ６ ／ ／ ｅ８ｌｔ Ｖ ，这也就大大的降低了生产成本 。 ｊ
［】 ４刘静翔 ． 化裂 化节能降耗 的技术 改造【． 催 Ｊ节能，００ 】 ２０ ．
【 国 余热锅炉节能技术改造应用［． ５ 廉 新． Ｊ ］ 化工设备与管道， ０ ． ２ ８ ０
ｆ］ ６顾全 ， 易强， 强， 李 张宏 ． 拉玛 依石化 烟气能 量 回收机组运 行问题及 解决 方案 克
100万吨-年重油催化裂化的初步设计
100万吨/年重油催化裂化的初步设计摘要：本文是100万吨/年重油催化裂化稳定工段的初步设计，稳定工段是生产汽油、液化气的最后工段，汽油和液化气都是生活生产中主要的燃料及能量来源，在工业生产与国民经济中具有极其重要的意义关键词：催化裂化；稳定；初步设计中图分类号：s611 文献标识码：a 文章编号：催化裂化是石油炼制过程之一，是在热和催化剂的作用下使重质油发生裂化反应，转变为裂化气、汽油和柴油等的过程。
原料采用原油蒸馏（或其他石油炼制过程）所得的重质馏分油;或重质馏分油中混入少量渣油,经溶剂脱沥青后的脱沥青渣油；或全部用常压渣油或减压渣油。
催化裂化是石油炼厂从重质油生产汽油的主要过程之一。
催化裂化稳定工段实质上是一个在催化裂化流程中从c5及以上的混合烃中分离出c3、c4和汽油的过程。
稳定塔底有再沸器供热，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。
实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。
将脱乙烷汽油中的c4以下轻组分从塔顶蒸出，得到以c3、c4为主的液化气。
稳定工段是催化裂化的后部过程，却是催化裂化的重要组成部分，稳定段的分离效果将直接影响产品汽油和液化气的出厂质量[1]。
本设计规模为年加工100万吨重油的大型炼油厂稳定工段，占地面积约1000㎡，厂房为l型，分四个车间，吸收车间、解吸及再吸收车间和稳定车间，还有辅助设施，有控制室、配电室及生活区间。
在主要生产车间里有4个精馏塔、2个中间罐。
1.1原料规格100万吨/年重油催化裂化稳定工段的初步设计产品规格见如下表1-1[2]。
表1-1 原料规格1.2产品特点（1）汽油无色至淡黄色的易流动液体。
危险特性:极易燃烧。
其蒸气与空气可形成爆炸性混合物。
遇明火、高热极易燃烧爆炸。
与氧化剂能发生强烈反应。
其蒸气比空气重，能在较低处扩散到相当远的地方，遇明火会引着回燃。
（2）液化气危险特性：极易燃，与空气混合能形成爆炸性混合物。
重油催化裂化装置节能优化措施分析
重油催化裂化装置节能优化措施分析重油催化裂化装置是炼油厂的重要设备之一，主要用于将重质石油馏分进行催化裂化，从而生产出高附加值的轻质石油产品。
由于催化裂化过程能耗大、热损失多，因此节能优化一直是炼油企业关注的重点之一。
本文将结合实际案例，对重油催化裂化装置的节能优化措施进行分析，为相关企业提供参考和借鉴。
一、原有装置能耗分析重油催化裂化装置在生产过程中主要消耗能源包括电力、燃料气和冷却水等。
在进行节能优化措施之前，首先需要对原有装置的能耗进行分析，找出能源消耗的主要部分及其原因。
1.电力消耗重油催化裂化装置对电力的需求主要集中在压缩机、泵站、风机、电加热炉、电动阀门等设备上。
在使用过程中，这些设备的运行效率、负荷调节和电力设备的老化都会影响装置的电力消耗。
2.燃料气消耗重油催化裂化装置对燃料气的需求主要集中在燃气锅炉、加热炉等燃烧设备上。
燃气的燃烧效率、热损失、余热利用等都会影响装置的燃料气消耗。
3.冷却水消耗重油催化裂化装置在生产过程中需要大量的冷却水进行冷却和冷凝，然后再循环利用。
冷却水系统的循环水量、水质管理、热损失等因素都会影响冷却水的消耗量。
二、节能优化措施1.提高设备运行效率加强设备的维护和管理，提高设备的运行效率是节能优化的重要措施。
定期对压缩机、泵站、风机等设备进行清洗、润滑、检修和调试，保持设备的运行状态良好，避免因设备运行不稳导致能源浪费。
2.优化工艺控制优化工艺控制是提高生产效率和降低能源消耗的重要手段。
通过优化控制系统的调整参数、优化生产工艺流程，可以减少设备的启停次数，提高设备稳定性和生产效率，降低能源消耗。
3.余热利用重油催化裂化装置在生产过程中会产生大量的余热，合理利用这些余热是节能的重要途径之一。
可以通过余热锅炉、余热蒸汽发生器等设备将废热转化为可用的热能，用于加热蒸汽、供暖等，从而降低对燃料气的需求。
4.替代能源在可行的条件下，可以考虑替代能源，如采用太阳能、风能等清洁能源替代传统能源，减少对传统能源的需求，降低燃料气的消耗。
50×10 4t／a重油催化裂化装置节能降耗技术改造
加 工 能 力 为 ５ ０ｔ ａ ０Ｘ１ ／ ，装 置 采 用前 置 热 能 和 压 力能 不 能 转 化 为 机 械 能 做 功
为 了 充 分 利 用 烟 气 的 位 能 和 热 能 烧 焦 罐 再 生 和 提 升 管 反 应 器 ，吸 收 稳 主 风 机 电耗 偏 高 ． 两 台 主 风 机 额 定 功 南 充 炼 油 厂 结 合 实 际 情 况 引 进 了 技 术 定 采 用 常 规 四 塔 ” 流 程 。２ ０ ０ ９年 装 率 达 ３ ０ ｋ ｈ 由 于 余 热 回 收 系 统 成 熟 、 可 靠 和 先 进 的 烟 气 能 量 回 收 机 ６ ０ Ｗ／
总 量 针 对 装 置 的 能 量 回 收 利
别 于 ２０ ０ ９年 和 ２ １ ０ ０年 分 两 次 由 于 催 化 裂 化 装 置 能 量 回 收 系 统 对 装 置进 行 了节 能 减排 技 术 改 造 。 对 其 进 行 改 造 后 装 置 主 体 设 备 设 计 不 完 善 ，无 烟 机 大 量 高 温 烟 气 产 生 的 １ 新 增 能 量 回 收 机 组
２０ ０ ７年 ３月 前 的 环 境 监 测 数 据 看 ，南 充 炼 油 厂 废 水 、废 气 、 废 渣 以 及 噪 声 排 放 都 达 到 了 相 应 的 国 家 标 准 ．但 由
于 装 置 加 工 原 料 的 重 质 化 、 劣 质 化 增
５ １ ／ ｘ ４ ａ Ｏ ０ ｔ
置 能 耗 约 ９ １ ｋ ７ ｇ标 油 ／ 原 料 约 占 不 配 套 ，余 热 锅 炉 处 理 量 与 需 要 回 收 组 。 同 时 ，原 有 两 台 主 风 机 作 为 备 用 ９ ｔ 全 厂 总 炼 油 能 耗 的 ５ ％ ，远 高 于 中 国 的 烟 气 热 量 不 相 匹配 ．造 成 大 量 高 温 风 机 。 这 样 既 可 以 回 收 能 量 降 低 装 置 ０ 石 油 股 份 公 司 同 类 装 置 能 耗 平 均 水 平 ： 烟 气 （０ 。 ４ ０Ｃ以 上 ）直 接 外 排 ，且 余 热 能 耗 ，又 解 决 了 装 置 无 备 用 风 机 操 作 ６ ０～ ７ ｋ ５ｇ标 油 ／ 原 料 。 为 了 实 施 国 锅 炉 发 生 蒸 汽 的 品 质 低 ， 仅 产 １ ＭＰ 的 不 安 全 性 并 且 还 可 以使 装 置 达 到 ｔ Ｏ ａ
催化裂化
催化裂化催化裂化是目前石油炼制工业中最重要的二次加工过程，也是重油轻质化的核心工艺，是提高原油加工深度、增加轻质油收率的重要手段。
催化裂化原料：重质馏分油(减压馏分油、焦化馏分油)、常压重油、减渣(掺一部分馏分油)、脱沥青油。
产品分布及特点：★气体: 10～20%，气体中主要是C3、C4，烯烃含量很高★汽油: 产率在30～60%之间，ON高，RON可达90左右★柴油: 产率在0～40%，CN较低，需调和或精制★油浆：产率在0～10%★焦炭: 产率在5%～10%，C:H=1:0.3～1催化裂化的工艺特点催化裂化过程是以减压馏分油、焦化柴油和蜡油等重质馏分油或渣油为原料，在常压和450℃~510℃条件下，在催化剂的存在下，发生一系列化学反应，转化生成气体、汽油、柴油等轻质产品和焦炭的过程。
催化裂化过程具有以下几个特点：⑴轻质油收率高，可达70%~80%；⑵催化裂化汽油的辛烷值高，马达法辛烷值可达78，汽油的安定性也较好；⑶催化裂化柴油十六烷值较低，常与直馏柴油调合使用或经加氢精制提高十六烷值，以满足规格要求；⑷催化裂化气体，C3和C4气体占80%，其中C3丙烯又占70%，C4中各种丁烯可占55%，是优良的石油化工原料和生产高辛烷值组分的原料。
根据所用原料，催化剂和操作条件的不同，催化裂化各产品的产率和组成略有不同，大体上，气体产率为10%~20% ，汽油产率为30%~50%，柴油产率不超过40%，焦炭产率5%~7%左右。
由以上产品产率和产品质量情况可以看出，催化裂化过程的主要目的是生产汽油。
我国的公共交通运输事业和发展农业都需要大量柴油，所以催化裂化的发展都在大量生产汽油的同时，能提高柴油的产率，这是我国催化裂化技术的特点。
在同一条件下，剂油比大，表明原料油能与更多的催化剂接触。
㈡影响催化裂化反应深度的主要因素影响催化裂化反应转化率的主要因素有：原料性质、反应温度、反应压力、反应时间。
1、原料油的性质原料油性质主要是其化学组成。
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段，在此与蒸汽逆流接触以汽提催化剂所携带的油气，汽提后的一部分催化剂经汽油待生斜管、汽油待生滑阀进入蜡油提升管反应器（R1101A）底部预提升段，与再生催化剂混合。
再生后的催化剂通过各自的再生立管及再生单动滑阀，进入提升管反应器（R1101A）和汽油提升管反应器（R1104A）底部。
催化裂化柴油的精制
催化裂化柴油的精制重油催化裂化柴油是二次加工产品.由于其中含有大量的烯烃.芳烃和硫,氮,氧化合物.使得催化柴油特别是重油催化柴油的胶质含量比较高这些组分都是氧化.缩合反应的活I生组分从而造成催化裂化柴油的安定『生差其直观表现为颜色很快变深和生成沉淀.为了改善催化裂化柴油的安定性,必须对其进行精制.催化柴油的精制主要分为加氢精制和非加氢精制(化学精制)——加氢精制的优点是精制油收率高,安定性好.无三废排放,非烃化合物脱除率高,但一次性投资大,精制费用高.操作难度大等缺点限制了其应用;化学精制的优点是设备简单,一次性投资少,精制费用低,容易操作等.特别适合中小型炼厂泰州石油化工总厂自行研制了一种柴油化学除胶剂.可有效脱除柴油中的不安定组分.工艺简单,投资少,成本低.是目前非加氢■精制的有效手段.I取自泰州石化总厂催化裂化装置脱胶前馏出口化学除胶剂为自制.以液碱为主要成分.添加聚丙烯酰胺,叔丁醇等化学物质.在催化柴油中加入一定量的除胶剂后.搅拌.沉降.除去黑色胶质.水洗.脱水.2.结果与讨论GB252—2000标准规定柴油的色度不大于35号,氧化总不溶物不大于2.5rag/100mL.分析我厂催化裂化柴油.氧化总不溶物有时大于2.5mg/100mL,避光储存3个月后氧化总不溶物和色度均不合格.因此试验主要是考察氧化总不溶物含量和色度.21除胶剂加入量对精制效果的影响取催化柴油分析当天色度为20号氧化总不溶物为642rag/1OOmL.按一定比例加入除胶剂进行精制.结果显示使用量分别为1‰,3%0.5‰.7‰时,当天色度均为20号.氧化总不溶物分别为1.78rag/1OOmL.1.81rag/1OOmL. 178rag/1OOmL.179mg/1OOmL避光储存3个月后色度分别为30号.25号. 25号,25号氧化总不溶物分别为236rag/1OOmL212rag/1OOmL208rag/1OOmL.21Omg/1OOmL.可以看出,除胶剂能够稳定催化柴油的色度,降低氧化总不溶物.根据试验结果选取加入量为3%0.22精制温度对精制效果的影响取催化柴油+分析当天色度为15号.氧化总不溶物为52mg/1OOmL.分别在室温40.C,50.C,60.C,80.C精制.精制当天色度分别为15号.20号20号25号,25号.氧化总不溶物分别为1.17mg/1OOmL,128mg/1OOmL132mg/1OOmL1.52mg/1OOmL.136mg/ 1OOmL3个月后色度分别为25号.30 号.3.5号,5.0号.70号,氧化总不溶物分别为151mg/1OOmL183mg/1OOmL,192mg/1O0mL.179mg/1OOmL,163mg/1OOmL.根据试验结果.精制温度对催化柴油氧化总不溶物的影响不大.但对色度影响较大综合试验和装置的实际情况,选择精制温度为40.C. 23搅拌时间对精制效果的影响取催化柴油,分析当天色度为15号.氧化总不溶物为52mg/1OOmL.分别考察搅拌时间为05mIn.1rain,2mIn. 4mIn,10mIn时的精制效果,色度均为20号,氧化总不溶物分别为1.32g/1OOmL,129mg/100mL.1.31mg/1OOmL128mg/1OOmL.128mg/1OOmL.可见搅拌时间对精制影响不大.选择搅拌时间为1m-n,可以兼顾到生产的需要.24沉蜂时间对精制效果的影Ⅱ向取催化柴油分析当天色度为15号,氧化总不溶物为52mg/1OOmL分别考察沉降时间为05m[n.1mIn,2mIn, 3m-n.10mln时的精制效果,色度均为2 0号氧化总不溶物分别为179mg/1OOmL165mg/1OOmL.1.48mg/1OOmL.152mg/1OOmL.14gmg/1OOmL.可以看出,随着沉降时间的延长胶质脱除更彻底由于除胶剂本身在柴油中沉降速度较快.总体上对精制效果影响不大.考虑到生产需要.选择沉降1rain为宜.25除姣荆的使用范重分别选取装置平稳运行和装置不正常时的柴油样.用3‰除胶剂进行试验. 结果表明.使用除胶剂处理柴油.对柴油的质量有一定的要求.过差的柴油不能达到很好的精制效果.26精成本测算除胶剂价格以2800元/吨计.添加量为3‰,则催柴精制原料成本为84 元/吨3.结论1自制除胶剂能脱除柴油胶质.改善色度降低氧化总不溶物含量.延长储存时间.2自制除胶剂使用工艺条件为加剂量3%0,40.C搅拌1rain沉降1rain后除胶水洗.3自制除胶剂对催化柴油的质量有一定的要求,不能精制质量较差的柴油. r篓荤囊叶百,'。
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。
催化裂化装置操作安全技术
催化裂化装置操作安全技术催化裂化装置是炼油厂中常见的一种重要设备，用于将重油转化为轻质石油产品。
在操作催化裂化装置时，操作人员需要严格遵守操作安全技术，以确保装置的稳定运行，防止事故的发生。
本文将从操作人员的个人安全意识、操作规程和安全设备三个方面，详细介绍催化裂化装置的操作安全技术。
一、个人安全意识1. 强化安全意识：操作人员在进入催化裂化装置现场前，应进行必要的安全培训，了解装置的运行原理和操作规程，并牢记安全操作的重要性。
在操作过程中，要时刻保持高度的警惕性，严禁酒后工作和疲劳驾驶。
2. 着装要求：操作人员需按照规定的着装要求进行操作，包括穿戴防护服、安全帽、防滑鞋和防护手套等。
同时，要注意佩戴好个人防护装备，确保操作过程中的个人安全。
3. 制定应急预案：操作人员应事先制定应急预案，包括逃生路线、紧急停车点和紧急联系人等，并进行定期演练，以提高应对紧急情况的能力。
二、操作规程1. 严格遵守操作规程：操作人员必须严格按照操作规程进行操作，不得擅自进行未经许可的操作。
在操作之前，要对装置进行全面检查，确保设备的正常运行状态。
在操作过程中，要随时观察仪表数据和反馈信息，及时发现异常情况，并及时采取措施处理。
2. 确保开停机安全：在启动催化裂化装置之前，要检查液位、温度、压力等参数是否正常，并逐步开启各个设备，确保装置的正常启动。
在停机时，也要按照规定的程序进行操作，保持正常的停机状态，以确保装置的安全。
3. 定期检修设备：催化裂化装置的设备需要定期进行检修和保养，以确保其正常运行。
操作人员要定期检查设备的工作状况，及时发现设备的故障和隐患，并及时进行修理和更换。
三、安全设备1. 安全阀和疏水阀：催化裂化装置应配置安全阀和疏水阀，用于在装置出现异常情况时，自动排放过多的压力和水分，避免装置爆炸和管道破裂。
2. 灭火器和泡沫灭火系统：在装置的关键部位和附近应设置灭火器和泡沫灭火系统，以防止火灾蔓延和扩大。
催化裂化操作指南(分馏与稳定)解读
分馏过程
一、设备检查 1、塔器 （1）分馏塔 首次运行的分馏塔，必须逐层检查所有塔盘，确认按图纸正确安装； 如溢流口尺寸、堰高和塔盘水平度等。 对所有浮阀进行检查，确认清洁，活动自如；所有塔盘紧固件安装正 确、紧固；所有分布器安装定位正确，分布孔畅通。 每层塔盘和降液管清洁，顶循、中段、柴油等抽出槽和抽出口清洁无 杂物，集油箱焊缝完好，不泄漏。 底部脱过热段折流板（人字档板）等均坚固，焊缝完好，所有固定螺 栓均已经锤击或被点焊。 塔底搅拌蒸汽分布器、支撑等完好；油浆过滤器及其附件清洁，固定 或焊接牢固。 塔内设备检查完成后，应马上安装人孔，安排专人现场负责该项工作。
分馏过程
档板或园盘型档板，进入油气与260－360℃循环油浆逆流接触、换热、 冼涤，油气被冷却，将油气中夹带的催化剂细枌冼涤下来，防止其污染 上部的测线产品，堵塞上部塔盘。 （2）全塔过剩热量大 分馏塔进料是过热度很高的反应油气（480－510 ℃ ），塔顶是低温 （100－130 ℃ ）气体，其他产品均以液态形式离开分馏塔。在整个分 馏过程中有大量的过剩热量需要移出。所以系统有大量的冷换设备和热 水器。 （3）产品分馏要求较容易满足 油品分馏难易程度可用相邻馏分50%馏出温度差值来衡量。差值越大， 馏分间相对挥发度越大，就越容易分离。催化分馏塔除塔顶为粗汽油外 还有轻柴油、重柴油、回炼油三个侧线组分。催化裂化各侧线组分50% 馏出温度值较大，馏分容易分离，所以产品分馏要求容易满足。
分馏过程
（5）轻污油系统 分馏、吸收稳定部分轻油设备（换热器、泵、过滤器、采样器等） 在停工或检修时存有少量的轻油，通过污油系统自流至地下轻污油罐， 用污油泵送出装置。 （6）重污油系统 装置内重油设备在停工或检修时存有少量的重油，通过重污油系统 送出装置。 5、事故处理流程 （1）富气放火炬流程 开工时提升管反应器已经进油，但富气压缩机还没有启动，在此期 间产生的富气从分馏塔顶油气分离器引出经富气放空管道排放至火炬系 统。正常生产中富气压缩机因故障紧急停机，则启用富气放火炬系统。 （2）汽油紧急排放流程 当分馏塔顶油气分离罐粗汽油液位突然升高，用正常方法处理不及 时，有汽油进入富气压缩机的危险时，可启用汽油紧急放空（粗汽油泵 入口管排放到轻污油罐）。
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重油催化裂化（residue fluid catalytIC cracking，即RFCC）工艺的产品是市场极需的
高辛烷值汽油馏 分，轻柴油馏分和石油化学工业需要的气体原料。由于该工艺采用了分子
筛催化剂、提升管反应器和钝化剂等 ，使产品分布接近一般流化催化裂化工艺。但是重油
原料中一般有30%～50%的廉价减压渣油，因此，重油流化 催化裂化工艺的经济性明显
优于一般流化催化工艺，是近年来得到迅速发展的重油加工技术。
㈠ 重油催化裂化的原料
所谓重油是指常压渣油、减压渣油的脱沥青油以及减压渣油、加氢脱金属或脱硫渣油所组成
的混合油。典 型的重油是馏程大于350℃的常压渣油或加氢脱硫常压渣油。与减压馏分相
比，重油催化裂化原料油存在如下特 点：① 粘度大，沸点高；② 多环芳香性物质含量高；
③ 重金属含量高；④ 含硫、氮化合物较多。因此，用 重油为原料进行催化裂化时会出现
焦炭产率高，催化剂重金属污染严重以及产物硫、氮含量较高等问题。
㈡ 重油催化裂化的操作条件
为了尽量降低焦炭产率，重油催化裂化在操作条件上采取如下措施：
1、改善原料油的雾化和汽化 由于渣油在催化裂化过程中呈气液相混合状态，当液相渣油
与热催化剂接触时， 被催化剂吸附并进入颗粒内部的微孔，进而裂化成焦炭，会使生焦量
上升，催化活性下降。因此可见，为了减 少催化剂上的生焦量，必须尽可能地减少液相部
分的比例，所以要强化催化裂化前期过程中的雾化和蒸发过程 ，提高气化率，减少液固反
应。
2、采用较高的反应温度和较短的反应时间 当反应温度提高时，原料的裂化反应加快较多，
而生焦反应则加快 较少。与此同时，当温度提高时，会促使热裂化反应的加剧，从而使重
油催化裂化气体中C1、C2增加，C3、C4 减少。所以宜采用较高反应温度和较短的反应
时间。
㈢ 重油催化裂化催化剂
重油催化裂化要求其催化剂具有较高的热稳定性和水热稳定性，并且有较强的抗重金属污染
的能力。所以 ，目前主要采用Y型沸石分子筛和超稳Y型沸石分子筛催化剂。
㈣ 重油催化裂化工艺
1、重油催化裂化工艺与一般催化裂化工艺的异同点 两工艺既有相同的部分，亦有不同之
处，完全是由于原料 不同造成的。不同之处主要表现在，重油催化裂化在进料方式、再生
系统型式、催化剂选用和SOX排放量的控制 方面均不同于一般的催化裂化工艺；在取走
过剩热量的设施，产品处理、污水处理和金属钝化等方面，则是一 般催化裂化工艺所没有
的。但在催化剂的流化，输送和回收方面，在两器压力平衡的计算方面，两者完全相同 。
在分馏系统的流程和设备方面，在反应机理、再生机理、热平衡的计算方法和反应—再生系
统的设备上两者 基本相同。
2、重油催化裂化工艺 重油催化裂化工艺主要由HOC（heavy oil cracking）工艺、
RCC(reduced crude oil conversion，常压渣油转化)工艺、Stone &Webster工艺和
ART(asphalt resid treating 沥青渣油处理)工艺 等，其中最典型的工艺为Stone
&Webster 流化催化裂化工艺。
从加热炉或换热器出来的原料经大量的蒸汽和喷嘴雾化后，进入输送管，与从再生器来的热
再生催化剂混合，然后一道进入提升管反应器的催化剂床层进行反应，由此生成的气相产物
经旋风分离器脱除其中的催化剂后进入分馏系统，分成干气（C1~C2）、液化气（C3~C4）、
汽油、轻柴油（国外称轻瓦斯油）、重柴油（国外称重瓦斯油）和澄清油等。所生成的多碳
粘稠产物附于催化剂上，随催化剂向下经汽提段，逐渐变成焦炭；附有焦炭的催化剂离开汽
提段后，进入再生器再生。再生采用两个互相独立的再生器进行两段再生。前一再生器控制
在高的CO/CO2比下操作，焦炭中的绝大部分氢和一部分碳在此被烧掉，从而为后一再生
器在无水存在的情况和高温下操作而不致使催化剂严重减活创造条件。后一再生器可在有利
于完全再生的强化条件（温度达750℃）下操作。两个再生器的烟气分别通过各自的旋风
分离器排出。该工艺是热平衡式的，所以，不需要象其他工艺那样有取热设施。