催化裂化的概述

催化裂化的概述主讲人：齐旭东装置概况装置简介一套催化裂化装置建成投产于1971年，原设计为200万吨/年蒸馏-催化装置（一顶二装置），两器部分公称能力为60•万吨•/•年Ⅳ型的催化裂解装置。1985年改为80•万吨•/•年后置烧焦罐提升管催化裂化装置。1999年6月改造为30•万吨•/•年的催化裂解装置，目的是多产丙烯等产品。2002年4月恢复为40-50万吨/年催化裂化装置。2004年反再系统扩能至60万吨/年，分离系统扩能至80万吨/年。2006年仪表改为DCS控制，进料喷嘴改为CS-II型，增上德尔塔余热锅炉等。1.1.1.2历年来重大技术改造情况a1976年8月，由“一顶二”改造为催化裂化和常减压两套装置。b1978年9月份，将再生器稀相段加高4.8米。c1980年将吸收、解吸流程由单塔改为双塔流程，吸收稳定系统扩能至80万吨/年。d1981年，新上三级旋风分离器及余热锅炉。e1983年，新上烟气轮机─主风机─电动机组。f1984年9月，将反应器内三组杜康型旋风分离器改为二组布埃尔型旋风分离器，再生器内五组杜康旋风分离器全部更换。g1985年,•将两器系统由Ⅳ型催化裂化装置改为后置烧焦罐提升管催化裂化装置。h1987年,将再生器分布板改为分布管，再生器内集气室改为外集气室，旋风分离器由杜康型改为PV型。i1988年，对换热流程进行调整，将分馏系统各段回流及产品余热与一套减压原油及初馏塔底换热改为与本装置原料油进行换热。j1992年，对气压机凝结水回收系统进行改造，每年可回收凝结水6.4万吨。沉降器内两级布埃尔型旋风分离器更换。k1999年将80万吨/年后置烧焦罐提升管催化裂化装置改造为30万吨/年催化裂解装置。具体改造如下：反应-再生系统提升管/沉降器/汽提段全部更换汽提段由Φ2060×6000改为Φ3400×11700，汽提段挡板更换为11•层盘型挡板。提升管全部更换为Φ900/Φ1300。沉降器内旋风分离器改造为三组两级。再生部分：取消原有烧焦罐，缓冲罐。新增空气提升管Φ900×3200/Φ600×9048。内内取消原再生、半再生Ｕ型管，更换为待生、再生斜管，尺寸为Φ600。内改造原半再生滑阀为再生滑阀，新增待生滑阀，双动滑阀利旧。原再生器辅助燃烧室取消，更换热负荷为93MJ/h辅助燃烧室。新增一台热负荷为45×104KCal/h原料油加热炉。主风机系统K-101北台主风机：将原Ｄ1000-311000Nm3/min叶轮更换为Ｄ1000-31，其余部分利旧。K-102中台主风机Ｄ800-33800Nm3/min利旧。新增2台增压机，流量200Nm3/min，入口压力0.24Mpa，•出口压力0.34Mpa。分馏部分分馏塔塔盘开孔数进行调整，增加二中回流系统。新增分馏塔顶回流罐D-107A（Φ2800×7000）。吸收稳定部分吸收塔、解吸塔塔盘开孔数进行调整。再吸收塔更换，新尺寸为Φ1800×26668。气压机利用原库存一台富气压缩机，型号DA250-72，250Nm•3/min，入口压力0.16Mpa，出口压力1.6Mpa，•原有气压机•DA220-72，220Nm3/min做为备用。换热器部分新增5台，调整7台，利旧36台。机泵新增11台，调整、更换机泵叶轮6台，利旧16台。l2002年由30万吨/年催化裂解装置改造为40～60万吨/年催化裂化装置。具体改造内容如下：反应增设切断进料自保。恢复顶循环回流系统，轻柴换热系统改造，增加两台轻柴与蜡油换热器，轻柴去再吸收塔吸收剂增加单向阀。解吸塔，再吸收塔，稳定塔塔盘开孔数进行调整。气压机利用原库存一台富气压缩机，型号DA220-72，220Nm3/min，入口压力0.015Mpa，出口压力0.85Mpa，原有气压机DA250-72，250Nm•3/min做为备用。m2004年装置进行大修，具体改造内容如下：反应系统提升管底部原预提升蒸汽分布环改为预提升蒸汽分布板。在原提升管进料喷嘴位置改为2个喉管式汽油回炼喷嘴。原料油、回炼油进料喷嘴位置上移，并改为BWJ-II型高效旋流式喷嘴。将原提升管急冷油喷嘴改为2个喉管式油浆回炼喷嘴，原油浆回炼喷嘴取消。提升管约30米标高部位增加终止剂及急冷油注入口。去掉原提升管出口分布板，出口增设两组粗旋快分器，并将提升管延长约13米。将反应器内旋风分离器由三组二级更换为二组单级BY高效旋风分离器。增加一个40m3催化剂罐。烟机入口风动蝶阀改为电液蝶阀。分馏部分恢复低温热回收系统，增加3台冷却器。D-111罐液界面仪表及液面计由北侧移至南侧，并增设界面指示报警。吸收稳定部分将稳定塔底釜式重沸器改型为浮头式重沸器，稳定塔底增设液面控制系统。n2006年装置进行大修，具体改造内容如下：一催装置DCS仪表系统改造。提升管进料系统改造。新上德尔塔余热锅炉更换部分反应控制阀及自保阀系统改造。反应事故旁通集合管系统改造。蜡油水箱蛇管扫线工艺改造。净化风及非净化风系统管线整理。操作室西北角地面阀组移位。油浆重柴油水箱管线和平台整理增设分馏塔底补油集合管装置循环水管线整体更换更换部分控制阀和部分仪表测量孔板更换分馏塔、吸收塔返塔各侧线增设阀门分馏塔、吸收塔增设新的测压开口装置开工收汽油线整体更换o规模DCC：30万吨/年。FCC：反－再部分60万吨/年；分馏－稳定系统70～80万吨/年。2工艺原理1.1.2.1反应原理催化裂化所加工的原料是重质馏分油和残渣油，该石油馏分中有烷烃、烯烃、环烷烃、芳香烃、胶质、沥青质，同时含有硫、氮及重金属。催化裂化反应是石油馏分在催化剂作用下发生的反应；同时，还伴有非催化裂化反应。非催化反应是在裂化条件下，热力学上可能进行的反应。非催化反应与催化裂化反应相比是较少的。催化反应主要有：裂化、异构化、烷基转移、氢转移、环化、缩合、叠合等。a催化裂化反应过程的7个步骤a）反应物由主气流中扩散到催化剂表面.b）反应物沿催化剂微孔向催化剂的内部扩散.c）反应物被催化剂内表面吸附.d）被吸附的反应物在催化剂内表面上发生化学反应.e）反应产物自催化剂内表面脱附.f）反应产物沿催化剂微孔向外扩散.g）反应产物扩散到主气流中去.催化反应的速度取决于这7个步骤进行的速度,而速度最慢的步骤对整个反应速度起决定性的作用而成为控制因素。裂化反应主要是C-C键的断裂。在碳原子数相同时反应能力按烯烃＞烷基烯烃（烷基取代基C3或更高时）环烷烃＞烷烃＞芳烃。芳烃是很难裂化的。芳核油气稳定。b单体烃的催化裂化反应种类：a）烷烃：主要发生分解反应，分解成较小分子的烷烃和烯烃。例如：C16H34C6H16＋C8H18生成的烷烃又可继续分解成更小的分子。烷烃分解时，都从中间的C一C键处断裂，而且分子越大也越易断裂。异构烷烃的反应速度比正构烷烃的快。b）烯烃：(a)分解反应：分解为两个较小分子的的烯烃。烯烃的分解反应速度比烷烃的快得多。大分子烯烃的分解速度比小分子的快；异构烯烃的分解速度比正构烯烃的快。(b)异构化反应：烯烃的异构化反应有两种：一种是分子骨架结构改变，正构烯烃变成异构烯烃；另一种是分子中的双键向中间位置转移。(c)氢转移反应：一方面某些烯烃转化为烷烃；另一方面，给出氢的化合物则转化为芳烃或缩合程度更高的分子，甚至缩合至焦炭。(d)芳构化反应：烯烃环化并脱氢生成芳烃。c）环烷烃：环烷烃的环可断裂生成烯烃，烯烃再继续进行上述各项反应。环烷烃也能通过氢转移反应转化成芳烃。带侧链的五元环烷烃也可以异构化成六元环烷烃，再进一步脱氢生成芳烃。d）芳烃：芳烃核在催化裂化条件下十分稳定。但连接在苯核上的烷基侧链则很容易断裂生成较小分子烯烃，而且断裂的位置主要是发生在侧链同苯核连接的键上。多环芳烃的裂化反应速度很低，它们的主要反应是缩合成稠环芳烃，最后生成焦炭，同时放出氢使烯烃饱和。c石油馏分的催化裂化反应的特征：a)催化裂化反应是个气－固非均相反应。催化反应是在催化剂表面上进行的。原料进入反应器后先吸热气化成气体，然后经过扩散→吸附→反应→脱附→扩散等步骤后导出反应器。从反应过程来看，原料分子间首先是具备催化剂活性中心吸附，才能进行化学反应，因此原料中各类烃分反应结果不仅取决于自身的反应速度，更重要的是取决于吸附能力。对于碳原子数相同的烃类分子，被吸附的难易程度大致如下：稠环芳烃〉稠环环烷烃〉烯烃〉单烷基侧链的单环芳烃〉环烷烃〉烷烃对于同类烃，则分子量越大，越易被吸附。按化学反应速度的高低顺序排列，大致如下：烯烃〉大分子单烷基侧链的单环芳烃〉异构烷烃及环烷烃〉小分子单烷基侧链的单环芳烃〉正构烷烃〉稠环芳烃。显然，烃类的吸附能力与化学反应速度的排列顺序并不一致。吸附在催化剂表面上的各类烃分子的多少，除与吸附能力有关外，还与原料中含各类烃多少有关。如果原料中含芳烃较多，它们吸附能力最强而化学反应速度却最低，长时间停留在催化剂上，不易脱附，甚至缩合成焦碳，使催化剂失去活性。b)催化裂化反应是个平行－顺序反应。催化反应可同时向几个方向进行，而且中间反应的产物还可继续进行反应，这样的反应是平行－顺序反应3工艺流程说明1.1.3.1反应－再生系统a进料预热及加热部分进料泵(P-802/A、B)将原料蜡油自中间罐区蜡油罐（421、422）抽出，经蜡油—顶循换热器（E-804/AB）、蜡油—轻柴换热器（E-801/DE）、蜡油—油浆换热器（E-818/AB、E-817/AB）换热，升温至220℃左右后，进入提升管进料环管，然后分四路进入提升管进料喷嘴。来自分馏塔的回炼油，经回炼油泵（P-803/A、B）抽出后，进入提升管进料集合管。来自分馏塔的回炼油浆，经分馏塔底油浆泵（P-114/A、B、C）抽出后，一路进入提升管进料集合管，另一路进入提升管中部。b反应系统c经进料喷嘴进入提升管内的混合原料油与来自再生器(F-102)的约700℃高温再生催化剂接触，立即汽化并反应，反应油气携带催化剂经过两组粗旋快分器对油气和催化剂进行分离，反应油气再进入两组单级BY高效型旋风分离器，进一步分离催化剂，分离出来的油气去分馏塔，积有焦炭的少量催化剂经BY高效型旋风分离器料腿流入沉降器床层。经过两组粗旋快分器分离出的待生催化剂向下经料腿流入沉降器床层。待生催化剂向下进入汽提段，汽提段上、中、下通入四路过热水蒸汽进行汽提，将待生催化剂中夹带的反应油气汽提出来进入BY高效型旋风分离器。汽提后的待生催化剂经待生斜管进入空气提升管。正常操作时，反应压力由气体压缩机入口管线上的压力调节器或气体压缩机入口放火炬蝶阀控制在0.1～0.15Mpa。反应温度由再生滑阀开度控制，正常操作时，提升管出口温度控制为475～510℃。d再生系统来自汽提段的待生催化剂，进入空气提升管，增压风从空气提升管底部进入，少量增压风分段进入空气提升管将待生剂提升至再生器，主风经辅助燃烧室至再生器。在再生器密相床中，烧掉催化剂中积存的焦炭。产生的再生烟气所携带的大量催化剂在再生器稀相中沉积下来，未沉降的催化剂与烟气一起进入五组两级PV型旋风分离器，分离出来的烟气（0.12Mpa，700℃）进入外集气室通过高温烟气管线，经三旋至烟气轮机做功后，温度变为520℃烟气至余热锅炉（E-132）发生蒸汽，烟气温度降至200～240℃去烟囱放空。再生后的再生催化剂经再生斜管-进入进料提升管参与反应。再生器的压力由三旋出口顶部双动滑阀控制，正常操作时压力控制0.1～0.16Mpa，再生温度650-700℃。1.1.3.2分馏系统来自反应器的油气（0.1～0.15MPa，475～510℃）进入分馏塔（C-103）下部。分馏塔脱过热段为7层人字型档板，1～30层为舌型塔板，32～35层为浮阀塔板，油气自下而上通过人字型档板、舌型塔板、浮阀塔板，经分馏后得到油浆、回炼油、催化柴油、粗汽油、裂化气体。为了提供足够的内回流并使塔的汽液相负荷比较均匀，分馏塔分别建立了四个循环回流，一个冷回流。循环油浆从分馏塔底部抽出，经两个油浆沉降罐（D-121/AB），通过油浆泵（P-114A、B、C）升压后，进入过滤器（D-120/AB）后与蜡油--油浆换热器（E-817AB、E-818A、B）换热，再经油浆蒸发器（E-119），换热至240℃，一部分返回分馏塔人字档板上部，另一部分返回分馏塔下部，少部分送至油浆冷却水箱（E-118C）冷却至70-90℃，做为外甩油浆送至中间罐区531罐，油浆回炼经油浆泵出口至反应进料提升管回炼。二中循环回流（包括回炼油）由分馏塔第三层塔板自流入回炼油罐（D-108），温度330℃，然后用二中循环回流泵（P-803A、B）抽出，分三路，一路做为二中循环回流，做稳定塔（C-106）底重沸器（E-127）的热源，冷却至200℃，之后返回分馏塔第五层塔板；另一路做为内回流进入分馏塔第二层塔板和分馏塔底补油；再一路入反应进料提升管进行回炼。一中循环回流自分馏塔（C-103）第15层塔板用一中循环回流泵（P-110A、B）抽出，抽出温度270℃，送至解吸塔（C-104B）底做为重沸器（E-123A）的热源，然后进一中蒸发器发生蒸汽，最后入一中冷却器（E-105），经循环水冷却至110℃返回分馏塔第18层塔板。催化柴油和贫吸收油自分馏塔第20（22、24）层塔板自流入轻柴油汽提塔（C-107），经蒸汽汽提后用轻柴油泵（P-109A、B）抽出，经轻柴-蜡油换热器（E-801/DE），贫吸收油—富吸收油换热器（E-131/CD），然后再进轻柴油冷却器（E-131B）冷却至40℃。一部分做为贫吸收剂送至再吸收塔（C-105）做为吸收剂，富吸收油在贫吸收油—富吸收油换热器中换热升温至120℃返回分馏塔第24层塔板。其他部分做为产品出装置。塔顶循环回流自分馏塔31层经顶循环回流泵（P-106A、B）抽出，抽出温度135℃，先后经过顶循环回流-蜡油换热器（E-804/AB），顶循环回流-软化水冷却器（E-802），顶循环回流-循环水冷却器（E-115）冷却至70℃后返回分馏塔顶（35层）。分馏塔顶温度120℃，压力0.086MPa，分馏塔顶油气先经分馏塔顶前冷器（E-114/A～G），冷至60℃进入分馏塔顶回流罐（D-107A），罐内粗汽油经分馏塔冷回流泵（P-108A、B）抽出，一部分做为分馏塔顶冷回流进入分馏塔第35层塔板，另一部分与分馏塔顶回流罐中未冷凝的气体一起进入分馏塔顶后冷器冷至40℃后进入分馏塔顶油气分离器（D-107B），在分馏塔油气分离器中分离出的粗汽油用粗汽油泵（P-107AB）送至吸收塔，分出的富气进入气体压缩机压缩后送至吸收塔进一步吸收。D-107A、B排出的含硫污水，送出至含硫污水罐（D-111），经含硫污水泵（P-103A、B）升压后送至污水汽提装置处理。处理后的净化水，又返回D-107A、D-109进行洗涤。1.1.3.3吸收解吸系统从分馏系统（D-107B）来的富气被气体压缩机压缩到0.85MPa，温度约113℃后，与解吸气一并送入气压机出口冷却器，在冷却器入口注入净化水进行洗涤，冷却至45℃，然后与富吸收油一起经后冷器（E-121/CD）冷却至40℃后一同进入气压机出口油气分离器（D-109），进一步分离为凝缩油和不凝气，不凝气进入吸收塔（C-104A）底，与来自D-107B的粗汽油和从稳定汽油泵（P-118A、B）送来的稳定汽油补充吸收剂逆流接触。气体中C及3以上重组分大部分被吸收，为了取走吸收时放出的热量，在吸收塔中部分别设置二个中段回流，经冷却器（E-122/BCDE）冷却后再返回吸收塔。塔底富吸收油经吸收塔底泵（P-801）抽出送入冷却器后进入D-109。C-104A顶出来的贫气进入C-105下部，与从分馏部分来的轻柴吸收剂逆流接触，以吸收气体中夹带的汽油组分。吸收后的干气送至气体脱硫装置，富吸收油则靠C-105的压力自流到E-131/CD与贫吸收油换热后再返回分馏塔。凝缩油由凝缩油泵（P-115A、B）抽出，一路直接进入解吸塔顶部作为热进料，另一路经解吸塔（C-104B）进料换热器换热器（E-125/AD）换热至70℃后进入解吸塔中下部作为冷进料。解吸塔底部由解吸塔底重沸器（E-123/AB）提供热量，分别用分馏塔一中循环回流和0.9MPa蒸汽做热载体，以脱除凝缩油中的C组分，塔底脱乙烷汽油经泵P-117A、B升压后送至稳定系统，2吸收塔顶操做压力0.8MPa，含硫污水送往D-111。1.1.3.4汽油稳定系统来自解吸塔底的脱乙烷汽油，经稳定塔进料泵（P-117A、B）升压后送至稳定塔进料换热器（E-124/AB）和脱丁烷汽油换热后进入稳定塔（C-106）中部14、18、22层。稳定汽油自塔底靠本身压力依次进入E-124/AB、E-125/AD，最后进入稳定汽油冷却器（E-125/BC）冷却至40℃，一部分用泵（P-118A、B）升压后送至吸收塔顶部做为补充吸收剂，另一部分做为产品出装置。稳定塔底重沸器的热源来自分馏塔二中循环回流，为稳定塔提供热源。丁烷和更轻的组分从塔顶馏出，经过塔顶冷凝冷却器（E-126/AB）后进入塔顶回流罐（D-110），罐内液化油经液化油泵（P-119A、B）输送，大部分做为稳定塔的回流，另一部分做为产品出装置。1.1.3.5罐区系统一套催化裂化装置罐区系统用来接收蒸馏车间的直馏蜡油、减压渣油，西山蜡油，本装置外甩油浆等油品。其中：421、422罐均为3000m3拱顶蜡油罐，用于收蒸馏蜡油、减压渣油及油品来的混合蜡油，并向装置输送进料。531罐为1000m3拱顶油浆罐，用于收一催化装置的外甩油浆。134罐为200m3拱顶汽油罐，用于接收装置D－107AB液面超高紧急放空汽油。