重油催化装置

重油催化装置（共7篇）

重油催化装置 篇1

催化裂化( FCC) 汽油是车用汽油的主要来源,我国FCC汽油约占车用汽油总量的70% 以上。随着国民经济的持续发展,汽油消费量逐年增加,这就要求FCC工业装置多产汽油,以满足市场需求。

中国石油锦西石化公司FCC装置由洛阳石化工程公司设计,2005年进行了多产异构烷烃( MIP) 工艺改造,加工能力达到180万t/a,改造后采用的新型串联提升管反应器,分为2个反应区: 第1反应区以裂化反应为主,采用较高的反应温度和较短的反应时间; 第2反应区以芳构化和异构化等氢转移反应为主,采用较低的反应温度和较高的剂油比,以提高催化汽油中的异构烷烃和芳烃含量。

为提高汽油收率并改善汽油质量,锦西石化公司FCC装置实施了多产汽油方案,在原料组成和性质不变的情况下,通过调整催化剂混合比例,优化反应- 再生系统及分馏、吸收稳定系统的操作条件等措施,实现了有效增加汽油收率的目的,可为同类装置提供借鉴。

1多产汽油方案1

1.1原料油性质

FCC装置原料以大庆常压渣油为主( 60% ~ 80% ,质量分数,下同) ,并掺炼部分辽河焦化蜡油( 10% ~ 20% ) 和辽河直馏蜡油( 10% ~ 20% ) 。表1列出了一般工况和实施多产汽油方案时原料油的性质。

由表1可见,多产汽油方案期间原料油性质与一般工况时基本相近,即对生产方案的优化调整不会产生影响。

1. 2催化剂混合比例的调整

FCC装置使用由中国石油兰州化工研究中心研发的LDR - 100,LV - 33混合催化剂,其中LV - 33催化剂通过主活性组元和择形分子筛以及基质的改性,进一步增强催化剂的降烯烃幅度; LDR - 100催化剂强化了催化剂的异构化和芳构化功能,通过改变汽油的组成和组分结构来提高辛烷值; LDR - 100催化剂的微反活性比LV - 33催化剂高3个单位,具有较强的重油裂解能力［1 － 4］。

据文献[5]报道,当平衡催化剂活性在64 ~ 71时,活性每增加1个单位,汽油收率可增加0. 8个百分点。在一般工况的条件下,LDR - 100催化剂占系统藏量的40% 。多产汽油方案时,提高具有较高活性LDR - 100催化剂的混合比例, 使其占系统藏量为50% 。表2列出了一般工况和实施多产汽油方案时平衡剂的性质。由表2可见,与一般工况相比,实施多产汽油方案时平衡剂的微反活性提高了2个百分点。

1. 3反应- 再生系统工艺参数优化

FCC反应为吸热的化学反应,反应温度影响裂化反应的速率,温度越高,反应速率越快。适度提高反应温度,可达到提高重油转化能力和增产汽油的目的。表3列出了一般工况和实施多产汽油方案时反应- 再生系统的主要操作条件。 由表3可见,与一般工况相比,在处理量和原料预热温度不变的条件下,实施多产汽油方案时反应温度提高了6 ℃,采取的工艺参数优化措施主要有: 催化剂循环量由1 287 t/ h提高至1 365 t/ h; 降低再生器外取热量,外取热发汽量降低1 t / h; 适当提高油浆回炼量,由14 t / h提高至16 t / h,以增加生焦和烧焦量［6 － 7］; 第1和第2再生器温度分别提高5,9 ℃; 另外,由于提高了油浆回炼量,相应的第1和第2再生器主风量也有所增加。

1. 4分馏和吸收稳定系统工艺参数优化

拓宽汽油馏程、降低汽油与柴油产品重叠率以及降低液态烃中C4组分含量是产品分离环节提高汽油收率的主要操作手段［8］。汽油干点的调节主要是通过控制分馏塔顶部的操作来实现。 汽油中C4组分的含量会直接影响汽油的蒸汽压, 汽油的辛烷值随着其蒸汽压的升高而增大。因此,适当提高汽油的蒸汽压,不仅有利于提高汽油的产率,而且也有利于提高汽油的辛烷值。 表4列出了一般工况和实施多产汽油方案时分馏和吸收稳定系统的主要操作条件。

由表4可见,与一般工况相比,在保持分馏塔塔顶压力不变的条件下,多产汽油方案将分馏塔塔顶温度由109 ℃ 提高至113 ℃,这样可提高汽油干点,增加重质芳烃的含量,不仅提高了汽油的收率,还同时改善了汽油的质量; 将稳定塔塔底温度由168 ℃ 降低至165 ℃,塔顶压力由1 040 k Pa提高至1 052 k Pa,轻重组分的相对挥发度减少,稳定汽油的蒸汽压提高,可实现增产汽油的目的。

2多产汽油方案实施效果

2. 1产品分布

表5列出了一般工况和实施多产汽油方案的产品分布情况( 表中所列数据为质量分数) 。

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由表5可见,就产品分布情况而言,与一般工况相比,实施多产汽油方案后,干气收率和液态烃收率变化不大,汽油收率增加了0. 91个百分点,柴油收率下降了0. 79个百分点,轻质油和总液体收率基本没有变化。

2. 2产品性质

表6列出了一般工况和实施多产汽油方案的主要产品质量。由表6可见,实施多产汽油方案,提高了汽油的干点和蒸汽压,拓宽了汽油馏程,减少了汽油、柴油馏分的重叠,有利于提高汽油的辛烷值; 另外,通过提高催化剂的活性,改善异构化和芳构化等氢转移能力,提高了汽油中烯烃、异构烷烃和芳烃的含量,使其辛烷值( RON) 由90. 1提高至90. 7; 同时对干气和液态烃的质量无不利影响,液态烃中丙烯体积分数由40. 7% 增加至41. 5% 。

3结束语

中国石油锦西石化公司180万t/a FCC装置实施多产汽油方案,在原料组成和性质不变的情况下,通过采取调整LDR - 100,LV - 33 2种催化剂的混合比例,提高反应温度及适当提高汽油干点以及蒸汽压等措施,使汽油收率提高了0. 91个百分点,辛烷值提高了0. 6个单位。

摘要：介绍了中国石油锦西石化公司180万t/a重油催化裂化装置多产汽油方案的实施情况。结果表明,在原料组成和性质不变的情况下,通过采取调整LDR-100,LV-33 2种催化剂的混合比例,即将具有较高活性LDR-100催化剂占系统的藏量由40%增大至50%,以维持较高的平衡剂活性;优化反应-再生系统的工艺操作参数,严格控制分馏和吸收稳定系统的操作条件,适当提高汽油干点和蒸汽压等措施,使汽油收率提高了0.91个百分点,辛烷值提高了0.6个单位。

关键词：催化裂化,汽油,收率,辛烷值,催化剂藏量,干点,蒸汽压

炼厂重油催化装置衬里施工工艺 篇2

乍得恩贾梅纳炼油厂是中石油在乍得建设的第一个石油炼化项目, 规模为100×104吨/年, 其重油催化裂化装置采用国内先进的半再生重整工艺技术, 生产能力60×104吨/年。其中重油催化裂化装置衬里工部位要包括:沉降器、再生器、外取热器、三、四级旋风分离器、烟道、提升管、再生斜管、待生斜管、烟气平衡管、主风分布管、余热锅炉、辅助燃烧室以及设备内构件等部位的衬里, 总工作量263m3。各部位主要衬里结构如下表:

2 施工工序

根据施工部位、衬里结构和衬里材料的不同而采用不同的施工方法。具体如下:

沉降器、再生器、外取热器和三级旋风分离器壳体单层隔热耐磨衬里采用支模振捣法施工;待生斜管、烟气平衡管等管道单层隔热耐磨衬里采用卧置翻转手工捣打法施工;再生斜管等管道双层隔热耐磨衬里隔热层采用捣打法施工, 耐磨衬里和高耐磨衬里采用手工捣打涂抹法施工。

3 衬里施工

3.1 锚固件检查

衬里前, 支承件、保温钉应按设计文件的要求布置、焊接, 焊接要牢固, 焊肉应饱满, 无咬肉、无漏焊现象。

设备过渡段、异型结构部位、设备开口等衬里易开裂损坏的部位, 锚固钉应适当加密。

3.2 内壁喷砂除锈

衬里施工前, 基体内表面应进行喷砂除锈, 表面呈灰色, 达到GB8923标准规定的Sa2.5级 (龟甲网、保温钉等附件也必须进行喷砂除锈) 。因空间限制, 无法进行喷砂除锈的位置可采用动力工具除锈, 应达到St3级。并应保证一定的粗糙度。

3.3 衬里施工

3.3.1 衬里料的搅拌

材料搅拌时应先加入集料和结合剂进行搅拌, 搅拌时间根据产品使用指南确定, 且不得小于2min, 且搅拌均匀, 不得混入杂物。

加水量应根据产品使用指南并结合现场的温度、湿度和衬里混凝土的运输距离加以调整, 且不得超出规定加水量的上限;加水后的衬里料应在30分钟内用完, 剩余的料或超过初凝时间的材料应弃之不用, 特别指出的是严禁二次搅拌。

3.3.2 手工捣打法施工

主风分布管、蒸汽环、旋分、蝶阀等部位的衬里设计为高耐磨衬里。

施工前按照材料厂商提供的配合比搅拌均匀, 醒料2～4小时后方可施工。在强制式搅拌机中, 按照厂家提供的加水量每10kg搅拌一次。若为“Y”型保温钉结构, 则应先调整好“Y”型保温钉枝杈高度, 搅拌好衬里料堆摊于施衬部位, 摊开用橡皮槌打密实, 用压刀刮平表面, 再用不锈钢管或陶瓷棒压整平滑, 若为龟甲网结构, 则应把搅拌好的衬里料堆摊龟甲网表面, 面积不能过大, 并逐个龟甲网填塞, 用0.5kg铁锤逐个龟甲网格捣打密实, 用不锈钢管或陶瓷棒压整使衬里与龟甲网表面齐平, 卧置翻转施工时, 衬里具有一定强度达到翻转条件时, 进行另一瓣施工。

3.3.3 支模振捣法施工

沉降器、再生器、外取热器、三旋等部位的直段及过渡段壳体衬里 (单层隔热耐磨浇注料) 采用支模振捣的施工。

A:模板安装 (以再生器直段为例)

再生器直段采用支模浇注振捣法施工, 选择50×150×900mm尺寸的钢模板, 绘制模板排版图, 模板选择应具有足够强度及统一的建筑模数, 便于装拆快速灵活, 确保倒模连续浇注, 不留施工缝。模板安装和拆除应牢固;再生器壳体的过渡段、斜管、出入口、人孔及接管处选用木板做成异形模板, 支模时与再生器壳体整体支模, 拆模后用粗砂轮把相贯线部位打成圆角。

B:浇注、振捣

衬里浇注施工时, 首先根据衬里厚度的不同选用不同直径的振捣棒 (衬里厚度小于100mm时选用φ35, 衬里厚度大于120mm时选用φ50mm) 。

每层模板分三次下料, 振捣棒插入间距为锚固钉间距。振捣时要均匀, 做到快插慢拔, 无漏振, 无过振, 模板缝隙出浆, 衬里料不下沉, 上表面返浆为宜。待第一次衬里混凝土振捣完毕后, 再第二次下料振捣 (每次下料高度300mm左右) 。

衬里施工在条件允许的情况下应尽量连续进行浇注施工, 特殊情况需暂时停止施工或衬里超过初凝时间时应预留接口, 接口形状要做成阶梯状, 防止形成直通缝。二次浇注时下层模板安装前要清除浮料并充分润湿。

3.3.4 衬里的施工缝及修补

衬里施工应连续进行, 施工间隔时间超过初凝时间时应按下图留置接口, 同种耐火浇注料炉衬厚度应一次成型, 不准分层施工, 如因故中断, 应按施工缝处理, 并符合下列规定:施工接口型式 (δ>50mm) 应为台阶型, 已浇注的耐火浇注料继续浇注时结合面应细致捣实, 使新旧浇注料紧密结合。

3.4 养护

衬里的养护方法要以材料厂家提供的说明书为准, 衬里在养护过程中不能日晒、雨淋。

衬里养护完毕后应在经48小时自然干燥后, 方可搬动和吊装。但应防止产生裂纹, 投产前应做好成品保护工作。

衬里养护期间, 环境温度宜在5～35℃。

3.5 烘炉

烘炉是投产前的一项重要工作, 其目的是排除炉衬中的水分, 同时炉衬得到焙烧而获得一定得强度形成整体。正确的烘炉可提高炉衬的使用寿命, 否则, 将导致炉衬脱落, 甚至爆炸事故。因此烘炉前必须制定完整的烘炉方案, 具备条件方可执行。

4 注意事项

4.1 施工中的衬里搅拌和养护用水应采用洁净的饮用水, PH值在6.5～7.5之间。

4.2 支模过程中的胀模现象:加固间距过大或加固不稳定或支撑的满堂红脚手架的横杆或立杆变形。

4.3 满堂红脚手架的立杆应均匀、对称设置, 这样, 横杆才能受力均匀, 加固支撑也应均匀对称地加固。

4.4 衬里施工前锚固钉塑料帽应及时戴好。

4.5 所有施衬部位施工前器壁上的开孔、锚固钉、套管等隐蔽工程应施工完毕, 且埋入衬里的套管嘴子、构件均应按要求外包陶瓷纤维纸, 并设置好挡板保护;凡防碍衬里施工或衬里施工后无法拆除的临时设施应在施工前全部拆除后方可进行衬里施工。

4.6 衬里施工的最佳温度为5～35℃, 否则应采取相应的降温措施;考虑到本工程施工时乍得地区温度比较高, 而现场搅拌、施工、养护环境温度均应保持在5～35℃, 故一定要采取降温措施。施工现场搭设衬里材料搅拌棚;当水温超过规定温度时, 搅拌用水加冰块降低施工用水温度。两器、外取热器和三旋施工时对其外壁包扎毛毡后进行淋水降温措施。烟道、各种斜管衬里施工时采取搭设防晒棚的遮阳或对其外壁包扎毛毡后进行淋水降温措施或对其外壁进行淋水降温措施。两器等大的有限空间作业时, 设置鼓风机通风降温。

4.7 烘炉应按设计规定的烘炉曲线和烘炉操作规程进行。预先制订烘炉曲线和操作规程, 包括烘炉期限、升温速度、恒温时间、最高温度烘炉措施和操作规程等

摘要：衬里施工是炼厂催化装置安装工程的关键环节, 直接影响催化装置反应器再生器系统将来的安全运行和正常生产。本工艺是根据设计及实际生产情况制定, 并实际应用于乍得恩贾梅纳炼油厂催化装置的衬里施工。详细描述衬里施工工艺的流程与做法, 探讨了目前衬里施工的主流技术。

关键词：衬里,沉降器,再生器,隔热耐磨,手工捣打,支模,施工缝,养护,烘炉

参考文献

[1]陈俊武编.催化裂化工艺与工程[M].中国石化出版社, 2005.

[2]孙连芬, 王利霞.国内外石油工程施工技术[M].石油大学出版社, 2003.

重油催化装置 篇3

1 工业试验*

1.1 装置概述

装置包括催化裂化单元和产品精制单元。其中前者由反应-再生系统、分馏系统、吸收稳定系统、烟气能量回收系统、气压机、一氧化碳焚烧炉等组成。后者由干气、液化气脱硫、汽油脱硫醇和液化气脱硫醇组成。

1.2 工艺流程

减压渣油、减压蜡油、焦化蜡油和蜡下油的混合重质油, 经换热器与分馏塔塔底油浆换热后进入混合器, 混合均匀后经原料油喷嘴雾化进入提升管反应器。原料油与再生催化剂接触反应生成油气, 油气与待生催化剂经旋风分离器分离后进入分馏塔底部, 分离出富气、粗汽油、柴油回炼油和油浆。富气经气体压缩机压缩后和粗汽油送至吸收稳定系统, 分离出液化气和汽油产品。吸附有一定量油气并有焦炭沉积的待生催化剂则流入沉降器底部的汽提段, 经蒸汽汽提后进入再生器烧焦。

1.3 混合原料油性质

以大庆原油的混合重质油为原料, 其性质见表1。

由表1可知, 使用LBO催化剂后, 混合原料油密度、残炭等性质与使用前基本相同, 说明试验结果具有可比性。

1.4 平衡催化剂性质

由表2可知, LBO催化剂中铁、镍、铜等金属含量低于空白标定 (LBO催化剂使用前) , 说明LBO催化剂具有良好的抗金属污染能力。该催化剂在反应-再生系统各段密度及压降正常, 滑阀控制操作稳定, 流化正常。

1.5 操作条件

使用LBO催化剂前后装置主要操作条件见表3。

由表3可知, 使用LBO催化剂前后原料预热温度、提升管出口温度等基本保持稳定, 反应-再生系统流化正常, 操作平稳, 说明工业试验结果具有可比行。

1.6 催化剂加注过程

确定丙烯助剂试用分3个阶段: (1) 空白标定阶段, 即LBO催化剂未加入阶段; (2) 快速加入阶段, 连续加入LBO催化剂, 使助剂达到系统藏量40%; (3) 平稳加入阶段, 保持LBO催化剂占系统总藏量的75%以上。

2 工业应用

2.1 LBO催化剂对产品收率的影响

由表4可知, 使用LBO催化剂后, 液化气、汽油和焦炭收率分别提高了0.47, 2.51, 0.78个百分点, 干气、柴油、油浆收率分别下降了0.24, 3.04, 0.48个百分点。产品分布的变化说明, LBO催化剂具有较高的催化活性和较好的重油裂化能力;干气收率下降说明, LBO催化剂具有良好的抗金属污染能力;焦炭收率上升说明, 使用LBO催化剂后, 烯烃体积分数减少, 用芳烃与异构烷烃代替烯烃来弥补辛烷值损失, 提高芳烃和异构烷烃收率需增加催化剂氢转移活性。从烃类氢平衡角度分析, 氢含量依下列顺序递增:芳烃, 烯烃, 烷烃。因此, 随着催化剂氢转移活性增加, 生焦量上升。

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2.2 LBO催化剂对产品性质影响

2.2.1 汽油

由表5可知, 使用LBO催化剂后, 汽油烯烃体积分数降低8.7个百分点, 饱和烃和芳烃体积分数分别增加8.1, 0.6个百分点;汽油马达法辛烷值由78.7下降到77.9, 变化不大, 说明使用LBO催化剂后, 异构烷烃替代烯烃来弥补辛烷值损失;异构烷烃体积分数增加说明LBO催化剂具有较强的异构化能力。这是由于催化裂化属于正碳离子反应, 大分子重质油通过催化剂微孔吸附在活性中心上, 反应生成一次产物, 其中部分不稳定的烯烃在脱附前会继续在活性中心上进行反应, 直链烯烃生成正碳离子时, 易发生氢转移反应生成稳定性较高的叔正碳离子, 再吸收一个负氢离子生成异构烷烃。汽油诱导期由415min提高到586min, 使汽油氧化安定性增强, 有利于汽油贮运。诱导期延长说明汽油中二烯烃含量减少, LBO催化剂具有较高的氢转移活性。

2.2.2 柴油

由表6可知, 使用LBO催化剂后, 柴油十六烷值提高了3个单位, 氧化残渣质量浓度降低, 比色由2.5下降到1.0, 其他性质基本不变, 说明使用LBO催化剂后对柴油质量无不良影响。

2.2.3 液化气

由表7可知, 使用LBO催化剂后, 异丁烷有所增加, 总烯烃体积分数由67.97%降为65.90%, 总烷烃体积分数由32.00%上升至35.27%, 表明该催化剂有一定的氢转移活性和异构化能力;部分烯烃饱和, 烷烃含量尤其是异构烷烃增加, 也说明使用该催化剂后对液化气质量无不良影响。

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2.2.4 干气

由表8可知, 使用LBO催化剂后, 干气中的H2/CH4 (摩尔比, 下同) 由0.50下降到0.46。大庆原油金属含量是钒低镍高, 大部分金属集中在重质油中, 催化裂化装置正是以重质油为原料, 因此原料中烃分子在金属镍表面易发生脱氢反应。H2/CH4下降, 说明LBO催化剂具有较好的抗镍效果。干气其他性质基本不变, 说明使用LBO催化剂后对干气质量无不良影响。

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3 结论

a.使用LBO降烯烃催化剂后, 汽油烯烃含量 (荧光法) 下降了8.7个百分点, 有利于出厂汽油调和。

b.使用LBO降烯烃催化剂后, 液化气、汽油和焦炭收率分别提高了0.47, 2.51, 0.78个百分点, 干气、柴油、油浆收率分别降低了0.24, 3.04, 0.48个百分点。

c.LBO催化剂具有良好的抗金属污染的能力, 反应-再生系统流化正常, 操作平稳, 调节灵活。

d.使用LBO催化剂后, 对催化裂化汽油、柴油、干气和液化气产品质量无不良影响。

摘要：介绍了LBO催化剂在1.5 Mt/a重油催化裂化装置上的工业应用情况。结果表明, 在原料性质和主要操作条件基本不变的前提下, 使用LBO降烯烃催化剂后, 装置操作平稳;汽油烯烃体积分数下降了8.7个百分点, 辛烷值略有下降, 诱导期延长;对产品质量无不良影响。

关键词：重油催化裂化,LBO催化剂,工业应用

参考文献

[1]苏文生.催化裂化汽油降烯烃技术及其工业应用[J].石化技术, 2009, 16 (1) :57-60.

[2]高军.低烯烃汽油生产中降烯烃催化剂和MGD工艺的应用[J].辽宁化工, 2006, 35 (8) :462-463.

[3]李炎生, 刘家海, 谢凯云, 等.第三代降烯烃催化裂化催化剂的工业应用[J].石油炼制与化工, 2005, 36 (12) :24-27.

[4]王渊.COR-C降烯烃催化剂在RFCCU催化裂化装置的应用[J].工业催化, 2005, (z1) :170-172.

[5]杨凌, 王涛, 殷喜平.第二代降烯烃催化裂化催化剂GOR-Ⅱ的工业应用[J].齐鲁石油化工, 2004, (4) :266-267, 271.

浅议重油催化裂化装置的工艺流程 篇4

关键词：催化裂化,工艺流程,催化剂

概述

我国原油一般都是重质原油, 常压重油占原油的65~75%, 减压渣油占原油的40~50%, 因而重油的催化裂化是提高轻质油收率的一条重要而有效的措施。转化率控制适当时, 轻质油收率可占重油量的60~70%, 甚至更高。因此, 对重油的催化裂化过程主要是满足国防和国民经济对高辛烷值汽油要求的一种炼油过程, 同时也是生产有机合成原料的一种重要生产过程, 它是目前原油二次加工过程中最重要的一种。

一、反应-再生系统

反应-再生系统有两个反应器, 即筒式反应器和管式反应器, 两个反应器与再生器都有U形管联接, 催化剂的循环是采用U形管密相输送, 两个反应器的待生催化剂都送到同一个再生器中进行再生。

1. 原料油流程

直馏原料 (减压一、二线馏分) 与裂化油浆换热后进入圆筒式加热炉预热至约400℃, 再进入管式反应器。在管反中, 原料油与催化剂一起高速通过, 在管反中反应后的油气经顶部联接管进入筒反的稀相段。回炼油与焦化馏分油经另一个圆筒式加热炉预热后进入筒反的提升管与再生催化剂相混合, 再经筒反底部的分布板进入密相床层。筒反的上部是稀相床层, 部分被油汽带上的催化剂在稀相床层中沉降下来, 而反应产物经筒反顶部并联的六组旋风分离器与催化剂进一步分离后, 从筒反顶部引出送入分馏塔。每组分离器都有两级, 绝大部分被油汽携带出床层的催化剂在此被分离出, 沿着底部插入床层的料腿沉降下来。一级分离器的料腿插入密相床层中, 而二级分离器的料腿插入稀相床层中。料腿的底部有翼阀, 当料腿中的催化剂积存至一定高度时, 由于重力作用使翼阀打开, 把催化剂放出后又自动关闭, 以防止床层中的油汽由料腿底部倒灌。

2. 催化剂流程及调节

催化剂的循环是根据U形管密相输送原理进行的。筒反的下部有装有人字挡板的汽提段。从反应床层下至汽提段的积炭催化剂 (称作待生催化剂) 上吸附有部分油汽, 经汽提段后, 大部分油汽脱附以减轻再生器的负荷。由汽提段下来的催化剂经U形管流至再生器的提升管, 由增压风提升至再生器床层进行再生。再生后的催化剂分两路:一路由外溢流管经U形管进入管反, 另一路由内溢流管下来经U形管进入筒反。

催化剂的循环量由增压风量调节, 当增压风量增加时, 立管与提升管间的压差增大, 于是催化剂进入再生器的量增加。由于再生器内催化剂藏量主要是由溢流管高度控制, 一般情况下变化不大, 因此当进入再生器的催化剂量增加了, 从再生器溢流管流出的催化剂量也就随之增加了。至于从再生器流往两个反应器各多少则由去管反的U形管上的单动滑阀来调节。在正常运转时, 这个单动滑阀经常处于调节状态, 至于从筒反去再生器的待生催化剂U形管上的单动滑阀和从再生器去筒反的再生催化剂U形管上的单动滑阀在正常运转时是全开的。只是在开工时用于调节循环量以及在发生紧急事故时切断催化剂流。

3. 自动保护系统

反应-再生系统内催化剂的正常流动和反应器内的油汽不窜入再生器都是由系统的压力平衡来保证的。在平衡被破坏时会引起严重的事故, 甚至爆炸, 因此除了再生器顶部有很灵敏的双动滑阀来控制反应器和再生器之间的压差外, 还有一套自动保护系统。当筒反提升风流量、筒反进料流量、管反进料流量以及主风流量等中的某一个流量过低时, 系统的压力平衡会破坏, 此时, 自保系统即起作用, 自动地打开相应的事故蒸汽线, 喷入一定量的事故蒸汽以保持系统内的正常流化状态。如果筒反与再生器间的压差过低, 为了防止催化剂倒流, 自保系统即自动关闭反应器与再生器间两根U形管上的单动滑阀, 同时切断原料油, 并向反应器内喷入事故蒸汽, 使催化剂保持流化状态。

二、分馏系统

由反应器出来的油汽是气体烃、汽油、柴油、回炼油及裂化残油的混合物, 并夹带少量催化剂粉末。与常减压分馏塔的进料是处于汽液平衡状态不同, 催化裂化分馏塔的进料是处于过热状态, 必须首先取走进料中的多余的热量才有可能进行分馏。困此, 催化裂化分馏塔的一个重耍特点是塔的底部是一个换热段, 装有人字形挡板, 在换热段打入冷却过的循环油浆来冷却进料。在换热的同时, 循环油浆还把进料油汽中携带的催化剂粉末洗了下来, 防止堵塞塔板。

分馏塔顶出来的汽油和富气的混合物, 经油气分离罐后汽油送往稳定—吸收部分, 富气经气压机压缩后亦送往稳定-吸收系统。整个分馏系统的压力以及反应系统的压力是由气压机入口压力控制的。由上而下在塔的第18层、第10层和第2层塔板抽出轻柴油、重柴油和回炼油。由塔底抽出带有催化剂粉末的渣油称为油浆, 一部分可送回反应器回炼, 一部分作循环油浆经冷却后送入分馏塔底部的换热段, 多余的一部分油浆排出装置。

总结与思考

常压重油或减压渣油直接进行催化裂化的主要问题有两方面。一是由于重渣油中含有较多的沥青质, 加上催化剂重金属污染比较严重, 生焦量高, 焦炭产率在10~16%, 再生器烧焦负荷很大, 导致投资和操作费用都较高;另一方面为了控制催化剂上的重金属量, 需要卸出和补充较大量的催化剂, 而催化剂的消耗量又和催化剂抗重金属污染的性能有关。如果催化剂抗重金属污染的性能很差, 则能否实现重油直接催化裂化取决于重油的性质和由于催化剂补充量的增加所引起的经济问题。

参考文献

[1]石油催化裂化.胜利炼油厂华东石油学院著.--石油化学工业出版社, 1975年8月第1版.

重油催化装置 篇5

1.1 原料性质

原料性质差、残炭高时沉降器结焦的内在因素。如果原料中重组分的含量高, 将导致反应油气中重组分含量也高。当沉降器的温度及在沉降器中停留的时间达一定程度时, 油气中的沥青质很快生成焦炭。回炼油中所含沥青质为次生沥青质, 结焦倾向也较大, 回炼比过大必然使混合原料的性质变差, 使生焦量增大。

1.2 温度和温降

沉降器的温度因原料和生产方案的不同有所不同, 一般为480～510℃左右。反应油气经过提升管出口快速分离系统后, 绝大部分催化剂与油气分离开来, 因此沉降器反应油气中催化剂的浓度很低。在上述温度下, 烃类以热裂化反应为主, 且反应速度较快。热裂化反应产生了不饱和的热裂化产物二烯烃, 二烯烃很容易与稠环芳烃聚合生成焦炭。沉降器油气温降约为10～20℃, 这种温降使得原先在提升管中以气相存在的部分重组分油气凝析出来。

1.3 油气中催化剂颗粒浓度

油气中的催化剂颗粒和液滴是否向器壁沉积还取决于两者浓度之间的关系。油气中的催化剂颗粒浓度和液滴浓度之间存在着一定的平衡。当油气中含催化剂的浓度较高时, 流动的催化剂颗粒有利于对黏附在器壁上的结焦母体起到冲刷作用, 同时对弥散在沉降器的液滴也有清扫作用, 颗粒与液滴碰撞, 夹带液滴, 减少了液滴向器壁沉积的可能性和结焦的几率, 因此在催化剂颗粒浓度比较高的油气上游区域和密相床层区域, 催化剂颗粒的粒径很大, 对油气的夹带能力大, 使之不易沉积下来, 同时运动催化剂颗粒对器壁上的结焦有很强的冲刷力, 使结焦不易滞留在器壁上, 也不会形成较大的焦块。结焦一般发生在沉降器内催化剂颗粒浓度相对比较低、液滴相对比较多的区域。例如在汽提器的上部区域, 催化剂浓度急剧下降, 而刚汽提的油气液滴比较大, 上升高度有限, 液滴易直接黏附在器壁上, 常常形成一段很厚的结焦块。

1.4 停留时间

油气停留时间是结焦量的重要影响因素。由于沉降器内空间大, 反应油气和催化剂从提升管出口进入沉降器后流通截面积瞬间增大, 流速瞬间减小, 因此停留时间较长。沉降器温度相同时, 反应油气在沉降器中的停留时间越长, 结焦量就越大。在反应油气流动中心处, 其流动形式为湍流, 流动速度较快, 相应的停留时间较短;而在沉降器内壁附近, 反应油气流动形式为层流, 流动速度较慢, 相应的停留时间较长。沉降器顶部比较平缓, 易形成油气流动的缓区或死区, 也会出现结焦现象。

1.5 油气分压

在一定的温度、压力条件下, 当气相混合物中某组分的分压增大到其在相同条件下的饱和蒸气压时, 该组分就会凝析为液相, 此温度即为该组分的露点温度。反之, 对于一定组成的气体混合物, 当温度降低至其中某组分的露点温度时, 该组分就会凝析为液相。油气中稠环芳烃、胶质和沥青质等重组分的含量越高, 其油气分压也相应增大, 如果油气温度低于这些组分在该油气分压下的露点温度时, 它们就会凝析出来。

2 抑制沉降器结焦的措施

根据对沉降器结焦的认识和工业实践, 目前常用的抑制结焦的措施有以下几种:

适当增加防焦蒸汽量。采用新型快速分离装置, 减少反应油气在沉降器内停留时间。

采用提升管反应终止剂技术, 减少因过裂化反应生成的不饱和二烯烃。优化沉降器结构设计, 消除反应油气流动死区。平稳操作, 避免沉降器温度压力的大幅度波动。

结论

由于沉降器内存在温降, 反应产物中的重组分一部分被冷凝出来, 并且很容易黏附催化剂颗粒。当催化剂颗粒碰撞并黏附到沉降器内壁上时, 经过一段时间后缩合为焦炭。减少反应油气在沉降器内停留时间可以有地减少结焦。

摘要：重油催化裂化装置长久以来深受结焦的困扰。结焦部位包括:提升管原料油喷嘴上方、沉降器内壁和死区、粗旋外壁、顶旋升气管外壁和料腿及料腿翼阀护罩、汽提段、大油气管线、分馏塔底以及油浆系统等。沉降器结焦的危害严重, 直接影响催化装置的长周期安全运行和炼油厂的经济效益。

关键词：重油催化裂化装置,沉降器结焦原因

参考文献

[1]蓝星英, 高金森, 徐春明.重油催化裂化沉降器结焦历程分析[J].现代化工, 2007, 27 (4) .

[2]卞凤鸣, 李志军, 梁先耀.重油催化裂化装置沉降器结焦原因分析及对策[J].石油与天然气化工, 2002, 31 (5) .

[3]谢海峰, 梁晓华.浅析重油催化裂化装置结焦原因及防止对策[J].广州化工, 2006, 34 (6) .

重油催化装置蜡油原料直供的实践 篇6

说明:39罐区为100万吨/年重油催化裂化装置原料罐区, 45罐区为140万吨/年重油催化裂化装置原料罐区) 。100万吨/年重油催化裂化装置简称一重催装置, 140万吨/年重油催化裂化装置简称二重催装置, 250万吨/年常减压蒸馏装置简称一套常减压装置, 420万吨/年常减压蒸馏装置简称二套常减压装置。

1 二重油催化裂化装置蜡油原料系统原状

炼油厂部分装置生产的蜡油组分分别通过相关管线流程输送至输转装置39、45原料罐区, 各组分油品输送至边进边抽储罐后进行脱水等操作, 分析合格后输送至第一、二重催装置, 其中一重催装置蜡油原料由39罐区开泵输送, 二重催装置原料由其装置自身开泵抽取。在正常生产过程中, 需要备用储罐, 以备生产调整, 即当边进边抽储罐出现原料不合格时切换到备用储罐运行;当一、二套常减压装置及其它装置发生生产波动或停工检修时, 蜡油原料不足, 需要将备用储罐中油品倒入装置进抽原料罐以做补充;当一、二重催装置出现检修或生产波动需要降量或停输情况时, 上游装置生产蜡油组分将改入蜡油备用储罐存储。

2 部分侧线产品实现直供

2.1 工艺流程确定

根据生产实际情况, 要将上游装置所有蜡油组分全部改为直供, 即不进蜡油缓冲罐直接进入装置, 还存在很多问题, 上下游装置量的平衡难度很大, 因此只能实现部分蜡油组分直供。将上游装置生产较为平稳的侧线产品实现下游装置原料直供。在重油催化裂化装置蜡油原料直供的实践中, 分别将一套、二套常减压装置的减四线、减五线在自身装置内的冷却器停用, 油品高温 (热蜡油) 输送至重油催化裂化装置原料线内, 并将其其它装置侧线产品均进入输转罐区 (冷蜡油) 做为原料补充, 与两套装置的减四线、减五线同时输送至重油催化裂化装置。

2.2 工艺流程原理分析

一套、二套常减压装置生产的减四线、减五线直接引入装置原料线, 其它装置生产的蜡油组分 (冷蜡油) 经专线输送至蜡油缓冲罐区, 后经原料泵10/1#泵 (或10/2#泵) 输送至重催装置蜡油原料线, 与减四线、减五线一同输送至两套重催装置, 同时为确保蜡油组分的稳定因素, 所有蜡油组分均通过混油器后输送至重催装置。根据总原料线上管网压力, 两套自动控制系统进行调节, 正常时系统管网压力由10/1# (10/2#) 泵出口调节系统自动维持在一定范围, 既要保证一套、二套常减压装置热蜡油 (减四线、减五线) 能送出来又要保证两套重催装置能够收到正常的蜡油原料。当两套重催装置紧急降低蜡油加工量时, 虽然系统能够自动关闭10/1# (10/2#) 泵出口调节阀PV101, 但仍有过剩热蜡油, 这时回流调节阀PV102将自动打开将多余蜡油与进罐区的冷蜡油混合回罐区储存。

3 数据分析

炼油厂一、二重油催化装置蜡油原料组成及相关参数, 见表1。

一套减四线174-18470-809一套减五线123-13376-865

一套减五线123-133 76-86 5

二套减四线175-185 88-98 25

二套减五线127-137 90-100 11

轻焦蜡70-90 14

冷蜡油组分名称组分出装置温度℃流量t/h

去蜡油85-95 18

反冲洗80-130 2

蜡脱油50-80 8

重焦蜡60-80 22

在表1中, 一套、二套常减压装置生产的减四线、减五线在停掉冷却器后, 高温状态下输送至重催蜡油管网, 从而影响重催装置蜡油原料温度。重催蜡油原料温度数据见表2:

表2中, 在一套、二套常减压及其它装置生产的蜡油组分进入罐区后在输入至两套重催装置, 相对将部分蜡油组分直供两套重催装置, 蜡油原料的温度有了明显的提高, 这样既节约了一、二套常减压投用冷却器的能耗, 同时又节约了两套重油催化装置加温原料所消耗的热源。

4 结论及建议

重油催化裂化装置蜡油原料直供的实践, 是装置与装置之间“口对口”互供料设想的实现, 在上下游装置生产存在不稳定因素的情况下, 采取罐区冷料补充的方式, 调节上下游装置油品供给的波动, 从而稳定生产。

在北方这种特殊的低温条件下, 节约热能是北方炼油企业惯行的宗旨, 重油催化裂化装置蜡油原料直供的实践, 不仅节约了重催装置蜡油原料在升温过程中的热能, 还减少了蜡油原料储罐的数量, 从而降低了储罐蜡油加温的能耗。

上游装置中减四线和减五线已经实现了热蜡油直供, 考虑到生产稳定因素, 还可以将长期供应给重催装置的蜡油组分, 在生产量较稳定的情况下实现直供, 到达更好的节能效果。

摘要：大庆石化公司炼油厂输转装置负责部分二次加工装置原料的存储及输送, 期间耗用大量蒸汽能源给储罐内油品加热以保证原料的正常存储及输送工作顺利运行, 为节约蒸汽能源, 一次加工装置的侧线产品在停掉冷却器经过混油器后直接输送至两套重油催化装置, 实现热蜡油直供重油催化装置。

重油催化装置 篇7

1 重油催化裂化装置用能增加的原因分析

1.1由于沉降器汽提蒸汽增加用能

在重油催化裂化装置的用能上, 我们发现沉降器汽提蒸汽量其设计值与实际的能耗是不相符的, 往往要比设计的更大。造成这样问题出现的原因是多方面的, 首先, 是由于在进行蒸汽量的降低时, 它的再生温度也形成了上升。其次, 还由于它的剂油比较大, 其装置的负荷率虽然只有百分之七十, 但是它的催化剂的循环总量还是很接近设计的值的。还有就是因为蒸汽量的增大, 可以使得汽提段与沉降器的结焦得到一定程度上的减少。

1.2 重油催化裂化装置的生焦虑偏高

现在的炼油厂中, 普遍的存在装置的生焦虑偏高的情况, 并且其耗能也是比较大的。并且生焦并不可以全部的转换成能耗, 因为在这个过程中焦炭的全部能量是可以被不同的环节所加以利用的, 比如说它可以通过增加余热锅炉, 与取热器、烟气轮机的动力回收而得以利用, 但是尽管可以通过不同的途径对于能耗进行利用, 但是其未被利用的能耗还是存在着很多。并且它还会由于余热锅炉设计的不合理等原因而使得催化裂化装置的能耗增多。

1.3 由于分馏塔高温位取热偏低而导致的用能增加

如果在装置的运行中出现了分馏塔高温取热偏低的情况, 就会导致能耗的增加。具体的情况就会出现一中与低温位的顶循环的取热量比较大, 并且二中与循环油浆的高温位进行的取热量是比较低的。也会造成在分馏的过程中出现能耗较大的情况的出现。

1.4 余热锅炉吹灰器的性能不佳而导致问题

在我们的炼油厂的工作进行中, 目前大部分的余热锅炉都存在着积灰严重的问题。我们现在采用的吹灰器, 并不能很好的进行吹灰工作。而且我们现在普遍使用的吹灰器, 其翅片管和翅片间所拥有的流通面积是比较小的, 导致了对于一些部位就不能接受到吹灰器的清理, 这样一来就导致了一些灰粒会在翅片之间形成了堆积, 而积灰的长期累计, 就使得余热锅炉的排烟温度上升, 这样一来其排烟的能耗也就变得更大了。

2 重油催化裂化装置的系统优化

2.1进行烟气旁路量与主风放空量的控制

在这个过程中, 可以把其中的阻力最大的第二再生器进行主风调节阀的全开。之后还可以进行第一再生器与第二再生器的低藏量操作, 通过这样的一个过程主风机出口到第一再生器的顶部的压力就会比设计中的降低。

并且想要使得烟机的运行得到稳定, 还要使得烟机入口蝶阀进行全开, 其再生压力通过对于调节烟机上的双动滑阀来进行控制。想要保证其效率与质量, 还要严格的进行双滑阀开度上的控制, 保证其小于百分之二。

2.2 进行节约水的控制

想要使得重油催化裂化装置系统得到优化, 还要进行节约循环水的控制。我们要及时的进行冷却器中的循环水量的控制, 并且还要保障其循化水的温度与回水的温差控制在六摄氏度之上, 这样就会使得节水的效果得到明显的体现。

其次我们还要进行适当的进行作终止剂的水量上的减少, 这样可以作可以对节能工作得到帮助。同时这样做还是会影响到液体产品的收率, 并且还会对减少结焦产生不利的影响, 为了可以更好地使这个问题得到解决, 我们可以把油和水按照相应的比例进行混合, 之后在用作终止剂。

2.3 提高低温热的利用效率

在催化裂化装置的低温热中, 主要分为三种情况, 它们分别是, 气压机出口油气冷却器系统的低温热、分馏塔顶油气的低温热与稳定汽油冷却系统的低温热。在催化裂化装置中低温热量也是比较大的, 但是其利用的效果却并不是很充分, 在这个当中只有分馏塔顶油气的低温热可以在冬季的时候用于供暖的工作之外, 其他的两个低温热都没有得到有效的利用, 因此我们可以对于低温热的产生进行控制, 使得其得到减少, 从而控制催化裂化装置的用能。

2.4 对CO锅炉的能力进行提高

目前锅炉的使用由于积灰等方面的原因, 而出现了排烟温度过高、烟气的流通能力等方面的问题。并且由于锅炉的温度过高, 锅炉的燃料消耗较大问题的存在。我们可以通过相应的手段使得其过热能力得到增加。并且我们还要对流段中部开孔, 从而引出烟气, 对省煤器上水进行加热, 从而使得烟气的流通能力得到增强, 使得燃料的消耗得到控制。

3 结语

随着社会的发展, 我们对于能源的需求也越来越大, 而作为能源中的重要组成, 炼油工业在我国经济发展中重要性也在不断的提升。而催化裂化装置在生产汽油与柴油这类的轻质油品中是属于原油二次加工工业, 对于产油有着重要的影响。并且作为一个能耗的消大户。对于它进行合理的优化就显得更加的必要了。

摘要：随着我们社会发展步伐的日益加快, 我们的经济也得到了长足的发展。而随着经济的攀升对于各种能源资源的消耗也变得更大, 因此进行能源上的合理规划就显得更加的重要。炼油工业作为一个重要的能源产业, 进行合理的优化也是十分必要的。而进行重油催化裂装置的优化可以为解决炼油工作中的耗能问题产生重要的影响。因此, 本文将针对重油催化裂装置用能分析及系统优化进行一次简单的分析。

关键词：催化裂装置,用能分析,系统优化

参考文献

[1]侯玉宝, 刘静翔, 赵华.重油催化裂化装置的用能分析及节能措施[J].炼油技术与工程, 2005, 03.

[2]侯波, 曹志涛.催化裂化工艺及催化剂的技术发展[J].化学工业与工程技术, 2009, 30.