加氢裂化

加氢裂化（共7篇）

加氢裂化 篇1

加氢裂化是在高温高压和催化剂存在的条件下, 原料油与氢气充分接触而发生加氢, 裂化和异构化反应, 转化为轻质油的加工过程, 生产过程中能量消耗巨大, 对其进行节能研究具有重要的意义。本文着重分析了影响加氢裂化装置能耗的因素, 并提出了相应的节能措施。

1 加氢裂化装置主要能耗

加氢裂化装置的生产运行是在高温、高压的条件下进行的, 所以决定了其生产过程的能耗比较大。在所有能耗中, 瓦斯、电能以及蒸汽所占比重较大, 占整个能耗的约95%。由于反应系统运行压力较高, 导致反应进料升压泵与新氢压缩机将消耗大量的电能, 循环氢压缩机所消耗的3.5MPa蒸汽量也较大。整个系统运行过程中所需要的大量的热能主要由加热炉和各部分换热回收提供。由于反应产物以及分馏塔产物温度较高, 可回收利用的能量也较多, 所以, 降低能耗的主要途径应该是尽可能的降低瓦斯, 电以及蒸汽的用量, 同时充分利用换热回收能量。

2 加氢裂化装置的能耗影响因素及节能措施

2.1 选择合适的催化剂

在开工初期, 催化剂活性较高, 反应在较低的温度下即可达到很高的转化率, 随着装置运行时间的加长, 催化剂活性将会降低, 维持反应所需的温度也将提高。但是过高的反应温度将加大反应加热炉的负荷, 增大瓦斯的消耗。所以, 为了降低装置能耗, 应该积极采用活性较高, 稳定性较好的催化剂, 使反应在较低的温度下就可以进行, 从而节省加热炉的瓦斯消耗。

2.2 合理控制反应温度

加氢裂化反应所需温度较高, 提高温度将加快反应的速度, 提高转化率, 但过高的温度同时会导致逆反应速度加快, 降低转化率, 同时也会使产品中轻组分变多, 降低液体收率, 所以, 合理控制反应温度尤为重要。反应器入口所需热量主要靠反应加热炉以及高压换热器来提供。从节能的角度, 为了节省瓦斯的消耗, 降低加热炉负荷, 需要尽可能多的利用高压换热器来吸取反应产物的热量。但是从安全方面考虑, 在紧急情况下需要通过停炉来迅速降低反应器入口温度, 所以, 加热炉负荷不能太低, 否则停炉达不到降低温度的要求, 通常要求反应加热炉出入口温差在15-25℃之间。

2.3 合理控制反应压力

加氢裂化工艺所需反应压力较高, 高压有利于加氢反应的进行。但是高压将使系统能耗增加, 增大反应进料泵以及循氢机和新氢机的出口压力, 加大系统的能耗。由于不同性质的原料油对压力的要求不一样, 例如, 在压力不太高的情况下, 脱硫与烯烃饱和反应就可以达到较高的转化深度, 但是低压下脱氮反应较为困难, 需要较高的压力。所以对于不同的原料油可以选择不同的反应压力, 在不影响产品质量的前提下, 可以适当降低反应压力。在加氢裂化过程中, 起主要作用是氢分压, 即氢气在循环氢中所占的百分比与系统压力的乘积。所以, 应该提高循环氢纯度, 当纯度低于设计值时, 及时排出部分废氢, 以提高氢纯度, 氢纯度提高了就可以适当的降低系统总压力, 达到降低能耗的目的。

2.4 控制较高的新氢纯度

新氢纯度对加氢裂化装置能耗的影响也很大, 新氢纯度每下降1.0%, 反应部分能耗约增加7%。所以, 应该严格控制新氢纯度, 一般为不小于99.5%。

2.5 选择合适的氢油比

氢油比是指混氢量与原料油的比值, 提高氢油比可以抑制缩合反应, 减慢生焦反应的速度, 延长催化剂使用周期, 同时较高的氢油比可以使反应温度较为容易控制, 防止超温现象的发生。但是氢油比过高, 意味着循环氢压缩机的转速越高, 相应的3.5MPa蒸汽的用量也会增加, 同时, 由于混氢量的增加, 也加大了反应加热炉的负荷, 增大了瓦斯的消耗, 并且过大的循环氢量带走了大量的反应热, 同时加大了高压空冷的负荷。所以, 高氢油比将使装置能耗增大, 降低氢油比可以有效的降低系统能耗。在日常生产中, 在保证安全生产以及产品合格的前提下, 适当降低循环氢压缩机的转速, 在节省了3.5MPa蒸汽的同时, 由于混氢量的降低, 加热炉负荷也得以降低, 节省了瓦斯, 同时也减小了高压换热器与高压空冷的负荷, 对于加氢裂化装置的节能降耗具有显著效果。一般来说, 氢油比控制在600ppm以上即可。

2.6 液力透平的应用

加氢裂化装置中, 高分到低分压降较大, 通常能达到10MPa左右, 大部分采用角阀来降压, 这样白白损失了较多的压力能。如果能引进液力透平, 充分利用这部分能量, 来作为进料泵的辅助动力, 将会有效地降低进料泵的用电量。

2.7 加热炉节能措施

在加氢裂化装置的能耗中, 燃料气消耗所占比例较高, 占到装置总能耗的约33%, 因此加热炉是加氢裂化装置用能的重要环节。提高加热炉效率, 减少瓦斯用量是装置节能降耗的有效手段。

2.7.1 充分利用反应加热炉的热量

反应加热炉温度较高, 负荷较大, 对流室仍有较高温度, 由此, 可以使分馏塔底油先经过反应加热炉对流室进行初步加热, 然后再进分馏塔底重沸炉, 可以有效的降低分馏塔底重沸炉的负荷, 降低燃料气的消耗, 同时反应加热炉排烟温度得以进一步降低。

2.7.2 采用余热回收系统

加热炉的能量很大部分是通过排烟浪费的, 既浪费了能量, 又污染了环境, 同时也对烟囱本身材料提出了很高的要求。而进入加热炉的空气温度较低, 将其加热也将消耗一部分瓦斯, 降低加热炉效率。目前大部分企业都采用余热回收系统来解决这个问题, 利用排烟温度给进炉空气加热, 一方面降低了排烟温度, 另一方面也提高了进炉空气温度, 有效的提高了加热炉的效率。根据经验, 一般排烟温度每降低17-20℃, 则炉效率可提高1%。值得注意的是, 排烟温度不可以过低, 过低了将会导致烟囱出现露点腐蚀。

2.7.3 氧含量的选择

加热炉的效率很大程度上取决于炉膛的氧含量, 在正常燃烧的情况下, 控制较低的负压, 使进入炉膛的冷空气减少, 以达到节约瓦斯、减少烟气、降低排烟温度的效果。但氧含量如果太小, 将会导致瓦斯燃烧不完全, 烟气中灰尘增多, 使对流室积灰严重, 增加烟气流动阻力, 同时会使炉管表面受热强度不均匀。因此, 在日常操作中, 应该将氧含量控制在合理范围内, 操作中根据各自装置的情况, 通过不断摸索, 找出最合理的氧含量。现场加热炉火焰以明亮, 有力为最佳。根据经验, 在排烟温度为200-500℃范围内时, 过剩空气系数每下降0.1, 可提高炉效率0.8-0.9%。

2.7.4 加热炉其他节能措施

加热炉均为负压操作, 所以如果加热炉上有缝隙, 空气将会进入炉内, 由于空气较冷, 将会降低炉膛温度, 增大瓦斯用量, 使加热炉效率降低, 所以需要加强炉体堵漏, 防止空气漏入加热炉。燃烧系统的好坏对加热炉的效率影响较大, 所以应该对瓦斯罐定期脱液, 保证瓦斯的清洁, 防止火嘴堵塞, 影响燃烧, 并且应定期清理燃烧器及过滤网。炉管表面如果有积灰, 将直接影响传热效率, 因此在停工期间, 应对炉管表面进行清洗。使用传热效率高的炉管也可以使加热炉加热效果更好。为了减少加热炉表面散热造成的损失, 需要加强系统的隔热与保温, 大部分是在炉墙表面贴上炉衬。目前使用最多的为陶纤衬, 贴陶纤衬后, 加热炉表面散热损失减少47%-52%左右, 热效率可提高1%-1.5%左右。

2.8 提高机泵使用效率

在机泵选型时, 应使机泵各项数据尽量与工艺要求相匹配, 富裕度维持在合理范围内, 确保机泵大部分时间在高效的工作区内运行。同时, 在装置检修与平时的生产过程中, 注意做好对机泵的保养, 注意润滑, 冷却等, 让机泵高效的运转。

本文着重分析了加氢裂化装置在能量利用方面的特点, 得出各环节能量浪费的影响因素, 从改进操作条件、优化工艺流程等方面进行了探讨, 最终得出了切实可行的节能降耗的途径, 为加氢裂化装置在设计, 操作以及设备检修维护方面提供了参考。

参考文献

[1]宋冠宇.浅谈石油化工加氢裂化装置的能耗分析及节能[J].化工管理, 2013, 16:212.

[2]张会兵, 苏燕飞.加氢裂化装置用能分析及节能措施[J].化工管理, 2013, 14:125.

[3]曹林.加氢裂化装置用能与节能探究[J].化工管理, 2013, 24:194.

加氢裂化装置节能措施分析 篇2

1 加氢装置能耗的状况分析

根据相关统计, 从2002年到2005年期间, 由于对加氢裂化装置实行了大量节能改造, 加氢裂化装置在能耗方面趋于稳定, 但是依然需要我们不断努力, 寻求突破。

1.1 能耗特点

加氢裂化工艺过程主要包括催化加氢反应、油品分馏和氢气高压压缩等过程。

装置用能有如下特点:

1.1.1 总输入能量多, 升压用电在能耗中所占比例大。

加氢裂化装置进料和氢气的升温、升压均需要供入大量能量, 循环氢压缩机用3~5MPa蒸汽驱动, 能耗较高。加氢裂化装置反应压力高, 进料和氢气需由电动的进料泵和补充氢压缩机进行升压, 电耗较高。

1.1.2 化学耗氢量与反应苛刻度 (或转化率) 有关。

加氢裂化反应过程苛刻度高 (转化率高) , 耗氢量大, 所需补充氢压缩机功率大, 压缩能耗也相应上升。

1.1.3 可回收利用能量多。

加氢裂化过程为加强放热反应, 可供回收利用的热量多。加氢裂化反应产物须由高压减至低压后进入分馏进行产品分离, 减压过程通过阀门进行, 能量损失大, 可通过增设涡轮机进行回收, 驱动高压进料泵、高压贫胺液泵。

1.1.4 低温热多。

高能级的热量输入加氢裂化装置后, 通过一系列的化学和物理过程, 大部分转化成为低温热, 即150℃~200℃以下油品的热量及排入大气的400℃以下烟气热量等。利用好这部分热量, 也是降低装置能耗的一个重要方面。

1.2 影响能耗的因素

1.2.1 工艺条件

加氢裂化装置在催化剂确定后, 影响加氢效果的主要工艺条件是反应压力、反应温度、空速和氢油比等, 这些工艺条件与能耗有着直接的关系。

1.2.2 原料、目的产品

加氢裂化装置原料性质的优劣、目的产品的质量要求对加氢裂化反应操作条件有很大的影响。随着原料变重、性质变差, 目的产品质量要求的升高, 能耗也将随之增加。

1.2.3 装置组成

加氢裂化装置组成不同, 其能耗也不同, 装置组成越复杂, 其能耗也越大。

1.2.4 装置负荷率

加氢裂化装置的负荷率越高, 能耗越低。

2 存在的问题

劣质化、重质化的加氢裂化原料的使用会带来三种严重的后果, 一方面加大了腐蚀化程度, 大大浪费了在氢气阀门内氢气的浪费, 另一方面是会形成结垢现象, 十分不利于原料油高压换热器的运行, 此外还会导致燃料用量的上升。所以, 在低碳环保的大环境下, 必须对加氢裂化进行进一步的改造, 以充分提高装置的运行水平和稳定性, 实现节能环保。当前还存在的主要问题有:

第一、加热炉内的气体未经任何处理, 直接燃烧, 未经任何措施, 直接排放。

第二、紧急泄压阀会形成内漏现象, 造成大量氢气的泄露。

第三、装置内部结构现象将更为严重, 导致换热效果大大降低, 导致燃料气量大量上升。

3 节能对策的提出

3.1 增加加热炉烟道气余热回收系统

当前所使用的设备是上世纪六七十年代设计的, 很多企业的工程师对设备进行过相应的改造, 但是还是存在大量问题, 最严重的问题就是在于——加热炉内的气体未经任何处理, 直接燃烧, 未经任何措施, 直接排放。能源浪费现象十分严重。

另外, 有经验的工程师都知道热管是最为常见的效率很高的传热原件, 热管利用管内液体不断的蒸发和冷凝这一循环来实现热量的传递, 热管的工作不需要外界的干预, 能够自动工作。很多企业已经开始将热管作为加热炉烟道气余热的回收设备。相关资料显示, 使用热管, 能够将空气预热温度提升到143℃以上, 加热炉的工作效率将提升六个百分点, 能够产生很好的经济效益。

3.2 优化新型阀门

当前使用的紧急泄压阀的参数指标多为0.7MPa/min、2.1MPa/min, 这类泄压阀在运转中精度较差, 在加上相关截止的长期侵蚀, 泄压阀的内部会出现内漏现象, 从长远的角度看, 会造成很大程度上的浪费。相关石油企业将阀门换成6级加压控制阀, 并装备了仪表风管, 及时在系统的故障维护期, 也能维持二十分钟内锁死。通过这一措施可以很大程度上减少氢气的浪费, 创造很大的经济效益。

3.3 采用新型燃烧器

传统燃烧器的燃烧效率很低, 造成大量热量的损耗, 而且随着使用年限的不断增加, 热效率会越来越低。需要为加氢裂化装置装备新型的燃烧器。LGH-Q型燃烧器是当前最先进的燃烧器, 在很大程度上提高了燃烧效率, 提高了导热性, 能够在节约动力的基础上节约大量的燃料, 从而实现节能, 提高了经济效益。此外, LGH-Q燃烧器能够帮助炉管热的均匀, 很大程度上提高表明的热强度以及热效率, 强化了装置的传热性能, 提高了热负荷以及热效率, 此外, 还可以调节装置的燃气量调节环来对装置的燃烧状况进行适当的调整, 从而进一步提高装置的燃烧效率, 和传统燃烧器相比在达到相同热量的前提下, 节约大量的燃料。

3.4 减少氢气的泄露

循环氢压缩机上会有大量的氢气泄露, 从而造成氢气的浪费。相关工作人员要仔细检查循环氢压缩机放空阀门内漏情况, 解释解决, 从而减少浪费, 实现节能。

结语

石油石化工业中劣质化、重质化的加氢裂化原料的使用会带来三种严重的后果, 本文中, 作者结合工作实际, 就对加氢裂化装置节能对策的思考这一重要议题展开讨论提出相应的节能对策。

摘要：加氢裂化 (Hydrocracking, HC) 技术具有加工原料范围广、产品质量好、液体收率高、生产灵活性大等特点, 是现代炼油和石油化工企业油、化、纤结合的核心工艺之一。HC装置的操作状况和用能水平对企业能耗及经济效益有着重要影响。

关键词：加氢裂化,装置,能耗,节能

参考文献

[1]陈安民.石油化工过程节能方法和技术[M].北京:中国石化出版社, 1995:66-76.

[2]中国石油化工总公司.石油化工企业能量平衡标准, SH2600-92, 1992.

加氢裂化 篇3

一、加氢裂化装置概况

270万吨/加氢裂化装置基础设计部分由UOP公司完成,装置设计能力为270万吨/年,年开工时间8400小时,装置操作弹性60%~110%,设计能耗1420兆焦/吨(新鲜原料油)。分为反应、分馏和脱硫三部分,采用双剂串联一次通过加氢裂化工艺。装置主要产品为液化气、轻石脑油、重石脑油、航空煤油、柴油及尾油。此外,渣油加氢,柴油加氢装置的低分气和汽提酸性气集中在本装置脱硫。

二、加氢裂化掺炼劣质柴油的技术分析

1.加氢裂化装置掺炼催化柴油可行性分析

从表1中我们看出催化裂化劣质柴油与国V柴油相比亟待解决的问题是降低硫含量,降低密度,降低芳烃含量,提高十六烷值。

蜡油加氢裂化装置采用UOP的专利技术,裂化催化剂为HC-185L是一种具有双功能催化剂,在脱除硫化物、氮化物、进行烯烃饱和反应的同时,对FCC柴油中含有的芳香烃类化合物能够做到选择性开环反应,将芳香烃转化为环烷烃。HC-185L催化剂的加氢活性高、同时添加经过改性的分子筛,使得催化剂的酸性中心很多,提高了催化剂开环裂化功能。催化剂加氢活性和裂化活性的良好匹配,使得柴油产品中链烷烃和环烃等饱和烃及烷基苯含量大幅度增加。

故蜡油加氢装置掺炼催化柴油既能保持高航煤和重石脑油的收率,又改变了烃类组成,提高了十六烷值,兼顾了劣质催化柴油改质和提高航煤收率的要求。

2.加氢裂化装置掺炼催化柴的要求

工艺包供应商UOP公司给出的建议认为新开工装置,头30天装置处于稳定操作期,建议不要掺炼催化柴油。

航鉴委的规定:国内市场的航煤,必须取得国产航空(舰艇)油料鉴定委员会认证(以下简称“航鉴委”)才能出厂。加氢裂化装置作为航煤生产装置,需遵循航鉴委如下要求,才能保证产品出厂。原文:“直馏航煤、加氢裂化、加氢精制可生产航煤。加氢裂化原料中,非直馏组分一般在10%以下,最多不超过15%。

3.蜡油加氢裂化掺炼劣质催化柴油要考察的主要内容

(1)蜡油加氢裂化装置掺炼催化裂化重柴油后,装置的进料结构和进料性质会发生很大变化,主要考察的内容如下:

(2)掺炼前后装置的产品分布、主要目的产品的收率,产品质量,特别是航煤和柴油的质量的变化情况。

(3)掺炼前后装置的能耗、氢耗的变化情况。

(4)如何根据掺炼催化裂化柴油的量,找到合适的反应温度,既可以饱和芳烃、取走反应热,又能脱除氮化物是加氢裂化掺炼劣质柴油技术需要考察的重点。

三、蜡油加氢裂化装置掺炼重催柴油后的运行情况

270万吨/年加氢裂化装置于2014年2月27日出合格产品,至2014年7月29日加氢裂化装置已经运行5个月,装置处理量为200t/h,计划掺入催化柴油量为30t,符合加氢裂化装置掺炼催化裂化柴油的技术要求。

2014年7月29日开始掺炼重催柴油,初始掺入量5 t/h,逐步提高到10 t/h,20t/h,2014年8月3日年实现全部掺入,这时重催柴油量为27~30 t/h。

蜡油加氢裂化装置在控制重催柴油按掺入量为5,10,20、25、30 t/h五个阶段进行考察。在整个掺炼重催柴油期间,装置运行正常,产品质量合格。

1.掺炼重催柴油后的原料性质的变化情况

掺入重催柴油后的混合原料油的性质变化较大[7]。掺入后原料的馏程变化较大,初馏点由234℃降至185℃,另外混合原料油中金属含量、胶质沥青质的含量大幅度增加,这些杂质将会加速催化剂的失去速率,造成催化剂寿命降低。混合后原料的硫、氮含量随催化柴油掺入量增加而增加。

2.掺炼重催柴油后装置操作参数的变化情况

由于混合原料油中硫、氮含量增加,在重催柴油掺炼量的不断增大的情况下,首先出现的现象是精制反应的床层温升大幅度增加,为了防止反应器内热量不平衡,造成热量在反应器内聚集,导致床层飞温的严重后果,此时,操作人员应及时根据反应器的温升情况作出调整,降低精制反应器入口温度,以控制反应系统的热量输入。当重催柴油按照掺炼要求全部掺入时,依据实际情况精制反应器入口温度总共降低近21℃。但是由于混合原料中硫化物和氮化物的含量增加,为保证精制反应流出物氮质量分数小于20μg/g的要求[7],精制反应器人口温度降低幅度并不能太大。掺炼重催柴油后氢耗增加,在转化率变化不大的情况下,同掺炼前相比,全部掺炼柴油时,氢耗增加47.28 m3/t。

3.掺炼重催柴油装置后主要产品性质的变化情况

随着FCC柴油掺炼量的增加,由于原料中芳烃含量增加航煤产品烟点下降,当FCC柴油掺人量达10 t/h后,喷气燃料烟点下降2 mm。同时航煤烟点降低也与降低催化剂床层温度,反应转化率有下降有直接关系。

掺炼FCC柴油后对加氢裂化装置产品影响较大的是柴油的质量发生了变化,主要是十六烷值的降低,当FCC柴油全部掺入量达到20t/h后,柴油产品的十六烷值下降7.6个百分点。当FCC柴油全部掺炼时,柴油产品的十六烷值下降到58.2。掺炼FCC柴油后,装置做为重整装置进料的重石脑油产品的芳烃含量增加。

掺炼重催柴油前后,装置整个产品分布发生较大变化,气相收率和液体收率与掺炼重催柴油前相比变化较大,轻、重石脑油的收率之和增加了1.37~4.24个百分点,说明重催柴油有部分组成发生了裂化反应,变成了较轻组分。掺炼重催柴油前总液体收率为96.97%,掺炼后总液体收率为97.23%~97.86%,比掺炼前增加0.26~0.94个百分点。主要原因是催化柴油中部分重组分加氢饱和、裂化,全部转化成较轻产品,单程转化率有所下降也是其中一个原因。

4.掺炼重催柴油装置后装置能耗的变化情况

蜡油加氢裂化装置掺炼全部加氢裂化掺炼全部重催柴油后,能耗约降低110 MJ/t。装置燃料气用量减少,但是氢耗增加37.28 m3/t。

四、小结

1.加氢裂化掺炼重催柴油后,保证了全公司了物料平衡,保证了加氢裂化装置在设计的最低负荷下运转,同时加氢裂化掺炼劣质柴油技术可以满足企业柴油产品质量升级的需求,为劣质催化裂化柴油升级提供了一条可靠的途径。

2.加氢裂化掺炼重催柴油后,装置运行平稳,主要产品质量合格,满足清洁产品要求,装置产品分布发生变化,重石脑油和航煤的收率增加,加氢裂化柴油十六烷值从66~65下降到58~59。航煤烟点略有下降,如装置生产灯用煤油时,可以用提高转化率的方法提高灯用煤油的烟点。

3.蜡油加氢裂化装置掺炼催化柴油后反应热增加,装置能耗降低,但是氢耗增加。装置的操作难度增大,操作人员应严格控制催化柴油的掺入速率,密切精致反应器床层温升的变化情况,防止反应器超温,同时应密切关注装置氢耗及新氢压缩机的运行情况,及时与制氢装置沟通,防止氢气管网压力波动。

4.加氢裂化掺炼重催柴油后,反应加热炉瓦斯用量减少,基本是长明灯在燃,装置一旦出现紧急情况时,反应炉的降温作用降低,装置的安全风险系数提高。

石油炼制中的加氢裂化 篇4

在石油炼制过程中, 使用加氢裂化是极其复杂的化学反应中的一项顺序反应过程, 加氢裂化除了能够进行加氢和裂解之外的反应之后, 还会存在着异构化、氢解、环化、甲基化、脱氢和叠合等二次反应产生。以此同时, 还有石油馏分的高分子复杂性有机化合物的混合物。在反应过程中, 反应物各单体化合物之间, 反应物和某些产物之间, 以及各种复杂反应之间, 都存在着不同程度的制约作用, 而且随所采用的催化剂和操作条件的不同, 反应方向和速度都大不相同, 各个化合物之间的化学差异存在着不同, 因此通过研究各单体化合物单独的化学反应规律, 在通过综合分析石油油馏分加氢裂化的总体反应及其规律, 是分析石油加氢裂化的主要方法。

2 催化裂化的工艺特点及实质

石油炼制过程之一, 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。而石油炼制主要的过程是加氢裂化。

2.1 催化作用原理

加氢裂化催化剂具有加氢活性和裂解活性 (包括异构化活性) 的双功能催化剂, 可用吸附学说和正碳离子机理来解释。

2.1.1 加氢活性

加氢裂化催化剂之所以有加氢催化活性是由于反应物能以适当速度在催化剂表面进行化学吸附。吸附后, 反应物分子与催化剂表面之间形成化学键, 组成表面吸附络合物。并由于吸附键的强烈影响, 反应物中某个键或某几个键被削弱, 从而使反应火化能降低很多, 加快了化学反应速度。

2.1.2 裂解活性

加氢裂化催化剂除加氢活性外, 还有裂解功能。这是由于其担体氧化铝、硅酸铝和沸石等本身就是酸式催化剂。它们的表面具有酸性中心;包括提供质子酸中心或提供能接受电子对的路易士酸性中心。由于这些酸性中心的存在, 它们能使质子变成正碳离子这一中间物质。

2.2 加氢裂化催化剂的组成

双功能的加氢裂化催化剂是由主金属、助催化剂和酸性担体3部分组成, 前两者组成加氢活性组分, 后者形成裂解和异构活性。

2.2.1 主金属——加氢活性中心

适宜作加氢裂化催化剂加氢活性组分的Ⅵ族和Ⅷ族中的金属元素有:贵金属铅、钯、非贵金属钨、钼、铬、鈷、镍和铁等。

2.2.2 助催化剂

为了改善加氢裂化催化剂的活性、选择性和稳定性, 在制造过程中往往要添加少量助催化剂 (一般<10%) , 按其作用可分为两类, 活性助催化剂和结构助催化剂。剂的加氢裂化催化预

2.3 生加氢裂化催化剂的预硫化

2.3.1 加氢裂化催化剂的预硫化

加氢裂化催化剂的金属组分在制备时一般均以氧化物的形式存在, 根据生产经验和理论研究, 这些活性金属组分只有呈硫化物的形态, 才有较高的活性。因此在装催化剂后, 开工之前必须对加氢裂化催化剂进行预硫化处理, 以提高其活性并延长其寿命。

常用硫化剂为CS2, 首先把CS2融入石油馏分中, 形成硫化器, 与催化剂进行反应均为放热反应。

在220℃前反应有:

在220~380℃的反应有:

2.3.2 加氢裂化催化剂的再生

引起催化剂失活的各种原因带来的后果是不相同的, 由于结焦而失活的催户剂可以用烧焦的办法再生, 被金属中毒的催化剂不能再生。催化剂顶部有沉积物, 需要将催化剂卸出并将一部分或全部催化剂过筛。

当反应器压力降达到0.5MPa时, 就要对催化剂进行再生, 催化剂再生有非循环和循环再生两种。

3 加氢裂化工艺过程

目前国内外工业化的加氢化工艺种类很多, 有些主要用于生产汽油, 有些可生产汽油、航空煤油和柴油等。这些工艺的流程实际上差别不大, 所不同的是催化剂性质不同。由于采用不同的催化剂, 所以工艺条件, 产品分布和产品质量均不同。

加氢裂化工艺流程, 基本上都是以装有催化剂的涓流床反应器为中心, 原料油和氢气升温, 升压达到反应条件后进入反应系统, 先进行加氢精制以除去仰、氮、硫杂质和二烯烃, 再进行加氢裂化。然后反应产物经降温、分离、降压、和分馏, 将合格的目的产品送出装置。分离出氢气纯度还较高 (80~90%) 的气体, 作为系统的循环器气和冷激气。未转化油 (尾油) 可以全部循环, 部分循环活不循环一次通过。一般根据原料性质、目的产品收率和质量要求, 以及使用催化剂的性能不同, 可分为3种流程:

3.1 一段加氢流程

一段加氢裂化流程中只有一个 (或一组) 反应器, 原料油的加氢精制和加氢裂化再同一个 (组) 反应器内进行, 所用催化剂具有一定抗氮能力。它用于粗汽油生产液化气、由碱压蜡油、脱沥青油生产航空煤油和柴油的过程。

3.2 两段加氢流程

两段加氢流程中有两个 (或两组) 反应器, 分类装有不同性能的催化剂。第一个反应器 (组) 中主要进行油料油的加氢精制, 而加氢裂化主要在第二个反应器 (组) 内进行, 并形成独立两段流程体系.

原料油经高压油泵升压并与循环氢混合后首先与第一段生成油换热, 再在第一段加热炉中加热至反应温度, 进入第一段加氢精制反应器, 在加氢活性高的催化剂上进行脱硫、脱氮反应, 原料中的微量金属也被脱掉, 反应生成物经换热、冷却后进入第一段高压分离器, 分出循环氢。生成油进入脱氨 (硫) 塔, 脱去NH3和H2S后作为第二段进料。在脱氨塔中用氢气吹掉溶解气、氨和硫化氢。第二段进料与循环混合后, 进入第二段加热炉, 加热至反应温度, 在装有高酸性催化剂的第二段加氢裂化反应器内进行加氢、裂解和异构化等反应。反应生成物经换热、冷却、分离, 分出循环氢和溶解气后送至稳定分馏系统。

3.3 串联加氢裂化工艺流程

串联流程是两段流程的发展。由于开发了抗氨抗硫的分子筛加氢裂化催化剂, 所以可以取消两段流程中的脱氨塔, 使加氢精制和加氢裂化两个反应器直接串联起来, 省掉一整套换热、加热、加压、冷却、减压和分离设备。

比一段流程只多了一个 (或一组) 反应器, 第一个反应器中装入脱硫脱氮活性好的加氢催化剂, 第二个反应器中装分子筛加氢裂化催化剂, 其它部分均与一段加氢裂化流程相同 (如上图) 。

与一段加氢裂化相比较, 串联流程的优点在于:只要通过改变操作条件, 就可以最大限度地生产汽油、航空煤油个柴油。例如, 要多产生航空煤油和柴油, 就降低第二反应器的温度。要多产汽油, 就提高第二反应器的温度。

4 结论

目前世界各国产生, 重质含硫含氮原油越来越多, 从提高原油加工深度、多出轻质油品, 减少大气污染来看, 今后加氢裂化以产品分布灵活、产品质量好、产品收率高等方面的优势在炼厂中处于重要地位。另一方面, 加氢技术仍然在改进催化剂并向低压低氢耗的方向发展。

参考文献

[1]张锡鹏主编, 《炼油工艺学》, 石油工业出版社, 2005

[2]第一石油化工建设公司炼油设计研究院编《加氢精致与加氢裂化》, 石油化学工业出版社。2004

[3]李淑培, 《石油加工工业学》中册, 2006

催化裂化汽油加氢脱硫技术研究 篇5

由于我国原油性质及油品消费结构与国外不同, 我国炼油企业催化重整、烷基化、醚化等装置的总加工量较低, 使我国车用汽油以高硫和高烯烃含量的催化裂化 (FCC, 下同) 汽油为主。FCC汽油中的烯烃含量体积分数高达35%~55%, 存在烯烃含量高、硫含量高、安定性差的问题, 其质量影响到车用汽油的各项指标和环保要求, 致使车用汽油烯烃含量不仅难以达到欧Ⅲ、欧Ⅳ车用汽油标准, 也难以达到国家出台的国Ⅲ车用汽油标准, 更难达到2006年颁布的国Ⅳ、国Ⅴ机动车污染物排放标准。因此, 降低FCC汽油中的硫含量是解决我国车用汽油脱硫问题的关键[1]。

目前, FCC汽油脱硫技术的研究及工业应用主要以加氢精制为主。加氢精制技术是大规模生产清洁油品的有效方法, 但是采用传统的加氢精制工艺及催化剂, 在降低产品中硫含量的同时, 由于烯烃大量饱和导致辛烷值损失严重[2]。所以加氢脱硫的研究及工业技术主要是选择性加氢脱硫技术和加氢脱硫保辛烷值技术。针对我国FCC汽油硫高、烯烃高及辛烷值组分不足的实际情况, 从长远发展来看加氢脱硫保辛烷值技术更有发展前景。

1 选择性加氢脱硫技术

选择性加氢脱硫从提高加氢催化剂的脱硫选择性出发, 在大量脱除汽油中含硫化合物的同时, 尽量减少高辛烷值烯烃组分的加氢。国外典型的选择性加氢脱硫技术有SCANFining技术、prime-G和Prime-G+技术、CDTECH技术, 国内典型的加氢脱硫技术有RSDS技术、OCT-M技术和FRS技术。

1.1 国外选择性加氢脱硫技术

1.1.1 SCANFining技术[3,4]

该技术是美国Exxon Mobil (埃克森美孚) 公司开发的工艺, 荷兰Akzo Nobel (阿克苏-诺贝尔) 公司开发的催化剂 (RT-225) 。它的核心工艺表现在将全馏分催化轻汽油分为3个组分: (1) 低硫高烯烃含量的催化轻汽油; (2) 硫和烯烃含量中等的催化重汽油; (3) 高硫低烯烃含量的催化重汽油。针对这3种不同组分的馏分分别采用合适的脱硫工艺制得调和油, 采用这种技术脱硫率可达到92%~95%, 而抗爆指数仅损失1~1.5个单位。

1.1.2 Prime-G和Prime-G+技术[5,6]

Prime-G技术是由法国石油研究院开发的工艺, 其特点是首先将全馏分汽油原料分馏成LCN (轻馏分) 、MCN (中馏分) 、HCN (重馏分) 三部分, 分别加以处理, 每部分的切割点可以根据汽油硫含量的标准进行调节, 通过此流程可以尽量减少辛烷值的损失。

为了满足燃料中硫含量更为苛刻的要求, 法国IFP公司对Prime-G技术进行了改进, 推出了Prime-G+技术, 并在2000年实现工业化。采用双催化剂体系对FCC汽油进行选择性加氢脱硫, 其优势在于:脱硫率很高, 可使汽油硫含量低于10μg·g-1, 而且工艺条件缓和, 烯烃饱和率低, 不发生芳烃饱和及裂化反应, 液收率达100%, 脱硫率大于98%, 有效降低了辛烷值的损失, 氢耗低。

1.1.3 CDTECH技术[7]

CDhydro与CDHDS技术是由CDTECH公司开发的一种将反应和蒸馏结合在一起的催化蒸馏加氢脱硫技术。此工艺流程由CDHydro塔、CDHDS塔、稳定塔、胺吸收塔和2台压缩机等组合而成。第一段是催化蒸馏加氢 (CDHydro) 脱己烷塔, 催化剂的作用使轻汽油馏分中的硫醇与二烯烃反应生成高沸点物质进入重馏分, 从塔顶得到的C5、C6馏分中硫醇含量小于1μg·g-1, 同时把剩余的二烯烃选择加氢;第二段是采用CDHDS技术, 脱除催化汽油中的C7以上组分的硫, 大部分汽油作为塔顶产品, 总脱硫率达到95%以上, 辛烷值损失不大于1.0。

目前该工艺已经在全球工业中应用几十套。其中在Motiva石油公司的Port Arthur炼厂投产的工艺只有CDHDS段, 该装置加工的FCC汽油硫质量分数为5200~7500 fg·g-1, 加氢脱硫率可达到85%~95%, 抗爆指数损失0~2个单位。

1.2 国内选择性加氢脱硫技术

1.2.1 RSDS技术[8,9,10]

中石化石油化工科学研究院开发的RSDS技术, 采取切割点在80~100℃范围的方法对原料进行分离;轻汽油通过碱洗脱硫醇, 重汽油选择性加氢以脱除硫化物, 通过气液分离器分离气液两相, 氢气循环使用, 对得到的汽油馏分再进行脱硫醇处理, 之后将经过处理的轻、重馏分混合得到调和产品。其中, 重馏分选择性加氢脱硫的技术核心是采用高性能的加氢催化剂RSDS-1, 该催化剂具有高加氢脱硫/烯烃饱和及低芳烃饱和活性。

1.2.2 OCT-M技术[11,12]

针对我国FCC汽油的特点, FRIPP (抚顺石油化工科学研究院) 已开发了OCT-M催化裂化汽油选择性加氢脱硫催化剂及工艺成套技术。OCT-M技术的工艺流程和RSDS的工艺流程相同。FCC汽油首先切割为轻重组分, 轻馏分主要脱除硫醇硫, 重组分采用专有的FGH-20/FGH-11组合催化剂和配套的加氢工艺进行缓和加氢脱硫。该工艺脱硫率可达85%~90%, 其RON损失小于2个单位, 液体产品收率大于98%。

1.2.3 FRS技术[13]

FRS技术是FRIPP在OCT-M基础上开发的全馏分FCC汽油选择性加氢脱硫技术。使用与OCT-M技术相同的FGH-20/FGH-11催化剂, 简化流程直接对全馏分催化汽油进行选择性加氢脱硫。该技术适于加工高硫和低烯烃含量的原料, 针对不同的原料, 经过调整反应条件和反应的苛刻度, 得到不同的目的产品。

2 具有辛烷值恢复功能的非选择性加氢脱硫技术

辛烷值恢复的非选择性加氢技术采用具有加氢裂化和异构化等功能的催化剂, 首先采用加氢精制催化剂对FCC汽油进行深度加氢脱硫及烯烃饱和, 然后通过异构化催化剂的作用, 使低辛烷值的直链烷烃异构化, 从而使损失的辛烷值得到恢复。国外典型的技术有Exxon Mobil公司的OCTGAIN工艺、UOP-Intevep公司的ISAL工艺。国内有RIPP的RIDOS工艺、抚顺石油化工研究院的OTA工艺。

2.1 国外具有辛烷值恢复功能的非选择性加氢脱硫技术

2.1.1 ISAL技术[14]

由INTEVEP (委内瑞拉石油研究及技术中心) 和美国UOP公司联合开发的ISAL技术采用常规的固定床工艺和新型沸石催化剂。ISAL技术采用低压固定床加氢脱硫技术, 包括加氢脱硫和辛烷值恢复技术两部分。采用2个反应器, 第1个反应器主要对原料进行加氢脱硫、脱氮, 第2个反应器主要是提高汽油辛烷值。该技术在降低FCC汽油硫含量和烯烃含量的同时, 能够保持较高的辛烷值。

该催化剂通过尺寸大小、比表面积、孔容孔径和酸度方面的调整, 有效地控制了反应过程中烃链的长度和防止了辛烷值的损失。ISAL技术可生产含硫低于30μg·g-1清洁汽油, 操作周期可达2年以上。

2.1.2 OCTGAIN技术[15]

Mobil公司开发的OCTGAIN技术, 不仅能有效脱除FCC中的硫, 而且能控制产物的辛烷值。该技术和ISAL非常相似, 都是采用固定床低压加氢技术。该技术的独特之处是对全馏分催化裂化汽油加氢脱硫。采用固定床催化工艺进行脱硫处理, 脱硫率可达95%以上。但是在该工艺流程的反应器中存在一定的裂化反应, 汽油收率损失达到了5%~10%, 这使得该技术的应用受到了一定的限制。

2.2 国内具有辛烷值恢复功能的非选择性加氢脱硫技术

2.2.1 RIDOS技术[16]

中石化石油化工科学研究院开发的此项技术是先将FCC汽油原料切割为轻、重两部分, 切割点一般选在70~100℃之间;轻汽油馏分通过碱洗脱硫醇、脱氮, 重汽油馏分则与氢气一同与加氢精制催化剂接触, 达到脱硫脱氮和烯烃饱和反应的目的, 之后产物直接与辛烷值恢复催化剂接触, 此后分离产物得到轻烃和汽油馏分, 氢气循环使用;最后将加氢精制的轻馏分和脱硫重馏分混合得到调和产品。该技术采用的催化剂是RS-1A/RIDOS-1加氢异构化脱硫降烯烃系列催化剂。RIDOS技术的优势在于可适用于各种FCC汽油原料。

2.2.2 OTA工艺[17]

抚顺石油化工研究院针对我国FCC汽油烯烃含量高的特点, 开发了将汽油中的烯烃转化为芳烃烷基化物, 以降低汽油烯烃含量但又不降低辛烷值的新技术 (OTA) 。所使用催化剂称为SHT-FDO专用催化剂, 对全馏分汽油进行脱硫降烯烃处理。其中SHT的作用在于使双烯烃饱和, 同时脱除硫化物和氮化物;FDO则具有优异的烯烃芳构化性能, 从而达到既能够降低FCC汽油中的烯烃含量, 又能减少辛烷值损失的双重目的。

3 加氢脱硫催化剂

目前所使用的加氢脱硫催化剂种类繁多, 制备方法多样, 但是开发这种催化剂的共同设计目标是:具有高活性、高选择性和稳定性。而要使催化剂能适用于工业化生产, 还要求催化剂具有制备流程简易、制备方法重复性高、机械强度好等方面的要求。

3.1 活性金属的选择和组合

现在使用较多并且已经实现工业化的加氢脱硫催化剂主要以γ-Al2O3为载体, 活性金属组分主要以Mo或W为主, 助剂较多地使用Co O、Ni O等[18,19]。质量优良的催化剂必然有着较佳的金属分散度和金属含量的综合, 这样才能尽可能多地形成加氢脱硫反应的活性中心。而金属分散度的好坏又主要受到载体表面性质的影响。一般认为, 金属能否在载体表面分散开来, 主要受到载体表面活性区的影响。目前所使用的组合主要是Co-Mo/γ-Al2O3、Ni-Mo/γ-Al2O3、Ni-Co-Mo/γ-Al2O3。在FCC汽油选择性加氢脱硫催化剂中使用较多的还是Co-Mo/γ-Al2O3组合, 这是因为Ni-W系虽然有较高的脱硫率, 但是其烯烃饱和率也很高, 而Co-Mo则在相近的脱硫率水平下具有较低的烯烃饱和率[20]。

3.2 载体的选择

研究资料表明, 催化剂的活性不仅受到活性组分的组合、含量和分散度等的影响, 还与制备催化剂的载体材料、助剂成分等因素密切相关。目前所使用的加氢脱硫催化剂载体多是γ-Al2O3型。这是因为汽油的硫化物中噻吩类占了60%以上, 而噻吩类化合物是L碱, 易于在L酸中心上吸附, 因而采用易于形成L酸中心的材料作为载体对于加氢脱硫有利[21]。氧化铝是一种酸性材料, 可以提高许多活性金属及其硫化物的加氢活性。实验证明用氧化铝作为载体能够获得较好的脱硫效果, 但是烯烃的饱和度也很大, 导致汽油辛烷值的过分损失。而在氧化铝中添加碱性物质可以有效降低烯烃饱和度, 而脱硫率又不会产生大的下降。目前工业催化剂载体使用氧化铝较多的主要原因还在于其机械强度优良, 直径1.5mm的三叶草型氧化铝载体其径向抗压强度可以达到15N·mm-1以上。此外氧化铝具有良好的抗热冲击性能, 这些都是氧化铝目前被广泛应用于催化剂载体的原因。

比表面积和孔径是衡量一种载体好坏的主要指标。但是二者之间存在一定的关联性:载体的孔径越小, 则比表面积越大, 意味着可以负载更多的活性金属, 提高催化剂的初活性, 但是孔径过小会影响金属化合物在孔内的扩散, 催化剂的使用寿命也会受到一定限制;而大孔径势必会降低比表面积和催化剂的初活性, 孔径过大对于催化剂的机械强度也不利, 但是有利于金属化合物的扩散和催化活性的持续。γ-Al2O3型的孔径和孔类型与焙烧温度有关, 一般认为当超过700℃时制备的催化剂孔径较大。此外, 在制备过程中加入扩孔剂是增大孔径的有效方法。

3.3 助剂的选择

加入助剂, 可以调整活性金属与载体之间的作用, 改善催化剂的活性和选择性。目前使用较广泛的助剂有Co、Ni、P、K等。

添加助剂P对催化剂进行改性可以提高催化剂中等强度酸中心数目, 并且提高金属活性组分分散度, 增加催化剂活性中心和增加B酸强度, 有利于催化剂的加氢脱硫和加氢脱氮活性的提高。有学者制备了以氧化铝为载体, 负载P、Ni的碳化铂催化剂, 发现加入适当的P可以增加Mo的含量, 提高了噻吩类化合物脱硫加氢的选择性[22]。

研究发现, 虽然金属Mo是加氢脱硫催化剂的主要活性成分, 但是仅仅把Mo负载在γ-Al2O3载体上其加氢脱硫活性很低, 这是因为Mo与γ-Al2O3上的活性中心发生作用, 形成了较为稳定的结构, 影响Mo的硫化;而且Mo的硫化物与Al的作用较强, 对催化剂活性的提高造成障碍。引入金属Co之后可以有效改善Mo与载体间的相互作用, 提高催化剂的活性。一般认为, Co/Mo组合有一个最佳比值, 在这一比值下催化剂具有较佳的活性和选择性[23,24,25]。

4 结论

催化裂化汽油加氢脱硫技术进展 篇6

关键词：催化裂化,加氢脱硫,清洁汽油,技术发展

催化裂化 (FCC) 是石油化工生产中的重要技术, 主要利用热能设设备备和和催催化化剂剂特特性性促促使使重重质质油油发发生生泪泪花花反反应应, , 进进一一步步转转化化为汽油、柴油等原料。随着汽车工业的发展, 汽油燃料的消费量逐渐增加, 尾气排放导致的空气污染也越来越严重, 而造成污染的主要因素是硫化物, 因此降低汽油中的硫含量就成为环保要求的重要内容。根据技术分类, 目前催化裂化汽油硫含量减少的技术主要包括加氢脱硫、溶液萃取脱硫、氧化脱硫、生物脱硫、吸附脱硫等工艺。

1 汽油脱硫技术研究的必要性

汽油脱硫技术是全球石油化工产业发展的大趋势。面对越来越严峻的生态环保困境, 如何平衡自然社会与人类社会的关系, 汽车工业是一个重要的突破口。汽车尾气的危害来源于汽油燃烧中的硫氧化物 (SOx) , 其中二氧化硫是主要的污染源, 降低汽油中硫元素的含量, 提高汽油、柴油等油料清洁标准, 是减少大气污染、减少酸雨的重要措施。

目前欧美等发达西方国家对汽油硫含量的标准多做了严格限制, 如欧洲汽油标准中硫含量限制为50μg/g, 而国内的汽油中硫含量标准为800μg/g, 具有相当大的差距, 这也从侧面反映出我国在汽油脱硫技术方面的落后。

随着全球经济一体化的发展, 我国石油化工企业在国际市场中展露头角, 2010年国家提出要对汽油质量实行国际标准, 以提高国内石油化工企业的竞争力, 换而言之, 这也是对汽油脱硫技术提出了更高要求。根据现实情况判断, 优化汽油中脱硫技术, 是确保我国石油化工企业与发达国家具有同样竞争力的保障, 是实现经济效益和环境效益平衡的重要举措, 因此要针对现有汽油脱硫技术不断改进, 并努力研究新的脱硫工艺。

2 催化裂化汽油加氢脱硫技术进展研究

根据催化裂化工艺研究的加氢脱硫技术并非新生事物, 在石油化工行业有着广泛的应用。早期的脱硫工艺主要用来优化汽油品质, 并非出于环境保护考虑, 随着工艺和技术的改革, 传统的催化裂化汽油加工脱硫技术被赋予了更多的功能, 如促使高辛烷值组分中烯烃加氢饱和, 减少汽油中辛烷值的损失。截至目前, 催化裂化汽油加氢脱硫技术主要存在以下几个方面。

2.1 Prime-G技术

IFP开发的Prime-G技术是一种典型的选择性加氢脱硫技术, 它可以将汽油分离成两部分, 一部分是富烯烃的轻馏分, 一部分是富硫的重馏分, 在重馏分中利用催化剂进行选择性加氢, 工艺条件十分优越 (温度300摄氏度左右、催化剂耗量小、操作简单方便) , 由于使用了不含二烯烃的催化剂成分, 不会发生芳烃饱和和裂化反应, 液体的回收率可达到100%;同时, 烯烃饱和度小, 辛烷值损失较小。Prime-G技术可以处理全馏分的催化裂化汽油, 但在执行中可以先从重馏分中分离轻馏分, 这样可以更好地进行目标值调节;这一技术从21世纪初开始推广, 至今已经在欧洲地区得到了快速发展, 最低可以实现硫含量降低<10μg/g的级别。

2.2 SCANfining技术

SCANfining技术是在催化裂化工艺下出现的传统加氢工艺技术, 需要严格的操作条件以及严格选择的催化剂 (加氢脱硫催化剂RT-225) , SCANfining技术可以很好地确保辛烷值效果, 对氢气的消耗也很低。这一技术的优势在于, 可以不经过馏分直接处理催化裂化汽油, 相对应地, 节约了对分流系统的投资和场地费用。同时, Co-Mo系列催化剂的出现, 也为这一加氢脱硫技术提供了更好的稳定性。

2.3 RSDS技术

RSDS技术是我国开发的一种选择性加氢脱硫技术, 将催化裂化汽油原料进行切割, 转化为轻馏分和重馏分两部分 (切割的温度为80-100摄氏度) , 其中, 轻馏分经过碱洗精制脱硫醇, 而重馏分则和氢气一起反应, 加强脱硫催化接触, 最终分离成加氢生成油。在整个工艺过程中, 富氢气体循环使用, 选择加氢脱硫催化剂 (以氧化铝为载体) , 使用碱性化合物作为助剂。

RSDS技术是2003年出现的汽油脱硫技术, 从工艺设计到设备搭建, 完全实现了国产化, 在脱硫水平上基本达到了国际水平要求。

2.4 FRS技术

FRS技术同样是我国所开发的催化裂化工艺汽油加氢脱硫技术, 由中国石化抚顺石油化工研究院开发, 是一种全馏分的技术应用。在OCT-M技术的基础上研究出来, 使用的催化剂为FGH-20/FGH-11, 简化流程直接对全馏分进行催化。从实际应用角度说, 这一技术的局限性是高硫原油和低烯烃原油, 通过调整反应条件, 可以得到不同的产品。

3 结语

总体来说, 汽油脱硫技术是未来石油化工产业发展的重要趋势, 相关的标准会越来越完善。而催化裂化汽油是我国汽油产品中的主要调和部分, 也是汽油中硫和烯烃的重要来源, 要降低汽油硫组分的比例, 就要针对催化裂化汽油进行清洁, 这一点在汽车工业中尤为突出。而我国汽油加氢脱硫技术的出现较晚, 竞争力差距较大, 需要不断地改进以适应越来越激烈的国际竞争, 结合实际角度出发, 继续优化和开发这一技术对我国能源产业发展具有重要现实意义。

参考文献

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[3]陈焕章, 李永丹, 赵地顺.催化裂化汽油脱硫技术进展[J].化工科技, 2004, 03:46-51.

[4]杜伟, 黄星亮.催化裂化汽油脱硫技术及其进展[J].石油与天然气化工, 2002, 02:74-77+84-52.

对比探讨加氢裂化技术的发展 篇7

以下对国内四套加氢裂化装置进行对比, 探讨总结这30年间加氢裂化技术的发展。

1 基本概况对比

为提高我国炼油技术水平, 缩短与国外先进技术差距, 从20世纪80年代初开始, 从设计到工程建设, 国内在引进、消化、吸收国外先进技术的基础上, 进行多种形式的技术攻关, 使加氢裂化装置的工程设计与工程开发有了新的进展。但是, 从简单的几套装置的比较中, 明显看出目前绝大多数技术制高点还是被发达国家所控制[3]。

从规模上看, 很明显装置的处理量成倍的增加, 这也在一定的程度上降低能耗。

2 原料的对比

我国进口原油按产油国计已达40个以上, 对于有加氢裂化装置的企业原油品种包括:低硫、含硫、高硫、高氮、石蜡基、中间基、环烷基等, 加氢裂化装置加工原料馏程、杂质含量等受一次加工装置影响较大, 大多数情况下会偏离设计原料, 部分企业还掺炼二次油品10%左右, 包括:焦化蜡油、催化循环油等。

从表2可看出, 原料苛刻度越来越大, 原料油密度越来越大, 硫含量越来越高。原料油性质变差, 需要各种技术跟着提高才能产出合格的产品。高硫原料要求设备管线的抗硫性好, 同时也给安全生产提出了严峻的课题。

3 工艺流程的对比

上海2#芳烃加氢裂化装置反应部分采用了两个加氢精制反应器并联, 与一个加氢裂化反应器直接串联的一段法流程。工艺上采用炉后混氢, 优点为:炉管不易结焦, 温度容易控制, 对生产和安全有利。

齐鲁胜利炼厂加氢裂化装置采用两段串联一次通过、炉前混氢流程, 操作方便, 流程简化, 传热效率高。

大连西太加氢裂化装置引进的CLG的异构裂化工艺为单段次序反应工艺, 全循环操作, 实现原料100%转化。分馏部分采用主汽提塔+常压分馏塔+三侧线汽提塔+二中段回流流程, 考虑将柴油馏分分割为轻、重柴油, 可灵活调整航煤、柴油收率。

中化泉州石化加氢裂化引进美国UOP公司提供的Unicraking加氢裂化专利技术, 采用两段式工艺、炉后混氢和热高分流程, 可全循环和部分循环操作, 操作较为灵活。

针对加工原料硫含量高, 提出了汽提+稳定+分馏的流程, 该流程具有以下特点:在保证产品质量的前提下, 塔数量少, 可减少一次投资;进入分馏部分的C3、C4组分全部回收, 装置液化气收率高;液化气产品质量好;基本上避免了硫化氢对下游产品及常压塔腐蚀的可能性;既可按一次通过操作, 生产一定数量尾油 (作润滑油料、乙烯原料或催化裂化原料) ;又可按全循环操作, 生产富含芳潜的重石脑油及最大量生产中间馏分油;同时也可根据市场需要, 不出航煤, 最大量生产柴油。从设计的角度彻底解决了由于分馏引起的裂化反应器床层压降上升过快、液化气回收率低、产品腐蚀时常不合格、设备腐蚀加重、脱硫系统操作不正常等问题[4]。

从图4上看, 流程越来越灵活, 各种组合;热量多级回收, 液力透平使用较多;分馏流程多样化, 操作弹性较大。

4 产品的比较

从产品收率上来看, 相对于部分转化, 全循环的收率会稍微降低。从该表还可以看出, 加氢裂化技术也在根据市场的需求, 朝着生产更多中间馏分油的方向发展。

(%)

(mg/kg)

尽管原料的硫含量不断升高, 但是发展要求产品的硫含量越来越低, 目前新上的装置都要求产品必须符合欧ⅴ标准, 即要求产品清洁化。

5 结论

通过以上对比分析, 可以看出加氢裂化技术发展主要有以下几个方向:

(1) 规模大型化。随着技术的发展成熟, 加氢裂化装置的规模越来越大。大型化可节省投资、减少占地和人员、降低能耗, 提高综合经济效益。但是大型化后必然带来设备制造、运输、安装、检修困难, 对加热炉管内物流分配、反应器内气液混合及分配、大型设备桩基的沉降差异等工程设计要求提高, 这也与工程技术的发展密不可分。

(2) 原料重质高硫化。原料油的加工由低硫轻质油逐渐转型为重质高硫油, 性质越来越多样化, 加工难度越来越大。

(3) 产品多样化。产品由几个发展到生产各种市场需求的产品, 要求能根据季节变化和市场变化调整生产方案, 也应能通过原料选择优化。

(4) 操作灵活化。在设计时考虑原料变化、产品方案变化对加氢裂化装置操作的影响, 在合理的范围内, 尽可能实现灵活操作。

(5) 生产清洁化。企业要可持续发展, 就要求加氢裂化的产品应符合清洁燃料规格, 同时也要求正常生产过程有毒气体、有害气体、污油、污水密闭排放或不排放。

摘要：加氢裂化技术是油品轻质化的重要手段之一, 随着环境要求的提高, 各国对加氢裂化日趋重视, 特别是为了生产中馏分油产品, 相继建设了许多新的加氢裂化装置。通过对国内四套加氢裂化装置从基本概况、原料、产品、工艺进行对比, 探讨这30年间加氢裂化技术的发展, 总结出了加氢裂化技术的发展方向:规模大型化、原料重质高硫化、产品多样化、操作灵活化、生产清洁化。

关键词：加氢裂化,对比,发展

参考文献

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