DCC工艺装置介绍全解课件

1、中海石油海南精细化工项目简介 中海石油海南精细化工工程建设项目组二零一零年七月第1页，共100页。目 录一常压装置简介二催化装置简介三加氢装置简介制氢装置简介四第2页，共100页。常压装置简介 原油蒸馏是原油加工的第一道工序，通过蒸馏将原油分成汽油、煤油、柴油等各种油品和后续加工过程的原料。因此，原油蒸馏装置在炼厂中占有重要的地位，被称为炼油厂的“龙头”。常压装置的地位 第3页，共100页。蒸馏与精馏将液体混合物加热使之气化，然后再将蒸气冷凝和冷却，使原液体混合物达到一定程度的分离，这个过程叫做蒸馏。蒸馏的依据是混合物中各组分沸点（挥发度）的不同。蒸馏有多种形式，可归纳为闪蒸（平衡汽化或一次汽

2、化）、简单蒸馏（渐次气化)和精馏三种。精馏是分离液相混合物的一种很有效的方法，它是在多次部分气化和多次部分冷凝过程的基础上发展起来的一种蒸馏方式，炼油厂中大部分的石油精馏塔，如原油精馏塔、催化裂化和焦化产品的分馏塔、催化重整原料的预分馏塔以及一些工艺过程中的溶剂回收塔等，都是通过精馏这种蒸馏方式进行操作的。原油蒸馏的基本原理及特点常压装置简介第4页，共100页。原油蒸馏一般包括常压蒸饱和减压蒸馏两个部分。所谓原油的常压蒸馏，即为原油在常压（或稍高于常压）下进行的蒸馏，所用的蒸馏设备叫做原油常压精馏塔（简称常压塔)。它具有以下工艺特点：常压塔的原料和产品都是组成复杂的混合物原油经过常压蒸馏得到的

3、是汽油、煤油、柴油等轻质馏分油和常压重油，这些产品是复杂的混合物，其质量是靠一些质量标准来控制的，如汽油馏程的干点不能高于205，柴油馏程的95馏出温度不高于365等，对各产品的分馏精确度要求不是很高。常压塔是一个复合塔结构一般的精馏塔，通常一个塔只能得到塔顶和塔底两个产品。而原油常压精馏塔是在塔的侧部开若干侧线以得到如上所述的多个产品，就像几个塔叠置在一起一样，故称之为复合塔或复杂塔。原油常压蒸馏及其特点常压装置简介第5页，共100页。常压塔下部设置汽提段，侧线产品设汽提塔在塔底注入水蒸气，以降低油气分压，使塔底重油中的轻组分气化，这种方法称为汽提，提高轻油拔出率；侧线产品是从原油精馏塔的精

4、馏段中部以液相状态抽出，相当于未经提馏的液体产品，其中必然含有相当数量的低沸点组分，为了控制和调节侧线产品的闪点和改善产品间的分离效果，通常在常压塔的旁边设置若干个侧线汽提塔和侧线产品的闪点。常压塔常设置中段循环回流在原油精馏塔中，除了采用塔顶回流外，通常还设置12个中段循环回流，即从精馏塔上部的精馏段引出部分液相热油（或者是侧线产品），经与其它冷流换热或冷却后再返回塔中，返回口比抽出口通常高23层塔板。中段循环回流的作用是，在保证各产品分离效果的前提下，取走精馏塔中多余的热量。采用中段循环回流的好处是：在相同的处理量下可缩小塔径，或者在相同的塔径下可提高塔的处理能力；可回收利用这部分温度较高

5、的热源。原油常压蒸馏及其特点常压装置简介第6页，共100页。原油的预处理 从油井开采出来的原油大多含有水分、盐类和泥沙等杂质，一般在油田脱除后外输至炼油厂。但由于一次脱盐、脱水不易彻底，因此，原油进炼厂进行蒸馏前，还需要再一次进行脱盐、脱水。 常压装置简介第7页，共100页。原油含盐含水的影响 原油含水由于水的汽化潜热很大，原油含水会增加燃料的消耗和蒸馏塔顶冷凝冷却设备的负荷。原油含盐主要有氯化钠、氯化钙、氯化镁等。受热后易水解，生成盐酸，腐蚀设备；在换热器和加热炉中，随着水分的蒸发，盐类沉积在管壁上形成盐垢，降低传热效率，严重时甚至会烧穿炉管或堵塞管路；由于原油中的盐类太多残留在重馏分油和渣

6、油中，还会影响二次加工过程及其产品的质量。 常压装置简介第8页，共100页。目前国内外炼油厂对原油蒸馏前脱盐脱水的要求是：含盐量小于3毫克/升；含水量小于0.2。脱盐脱水的基本原理原油中含有环烷酸、胶质和沥青质等天然“乳化剂”，它们都是表面活性物质（油包水型）。在油中这些物质向水界面移动，分散在水滴的表面，引起油相表面张力降低，象一层保护膜一样使水滴稳定地分散在油中，从而阻止了水滴的聚集。因此，脱水的关键是破坏乳化剂的作用，使油水不能形成乳化液，细小的水滴就可相互聚集成大的颗粒、沉降，最终达到油水分离的目的。由于大部分盐是溶解在水中的，所以脱水的同时也就脱除了盐分。 电脱盐 常压装置简介第9页

7、，共100页。4.1 油、水、破乳剂的混合 原油相 水相小水滴结晶盐水 破乳剂 小水滴原油相 水相第10页，共100页。破乳的方法加入适当的破乳剂和利用高压电场的作用。破乳剂本身也是表面活性物质，但是它的性质与乳化剂相反，是水包油型的表面活性剂。能迅速浓集于界面，并与乳化剂竞争，最终占据界面的位置，使原来比较牢固的保护膜减弱甚至破坏，小水滴也就比较容易聚集，进而沉降分出。电脱盐原理原油乳化液通过高压电场时，由于感应使水滴的两端带上不同极性的电荷。电荷按极性排列，因而水滴在电场中形成定向键，每两个靠近的水滴，电荷相等，极性相反，产生偶极聚结力，聚集成较大水滴而与油层分离。 常压装置简介第11页，

8、共100页。4.2 电化学破乳 + + + + + + + -+ -+ -+ -+ -+ -+ -+ -+ -+ -加电聚结 在电场作用下，原油中的液滴沿电场方向极化，相邻液滴间的聚结力为 f=6qE2 d2(d/D)4式中： f-相邻液滴间聚结力 q-油相介电常数 E-电场强度 D-相邻液滴中心距 d-乳化液滴直径第12页，共100页。原油与破乳剂、洗涤水按比例混合，经换热器达到一定的温度，再经过一个混合阀将原油、破乳剂和水充分混合后，送入一级电脱盐罐进行第一次脱盐、脱水。在电脱盐罐内，在破乳剂和高压电场的共同作用下，乳化液被破坏，小水滴聚结成大水滴，通过沉降分离，排出污水。一级脱后原油再与

9、破乳剂及洗涤水混合后送入二级电脱盐罐进行第二次脱盐、脱水。通常二级电脱盐罐排出的水含盐量不高，可将它回注到一级混合阀前，这样既节省用水又减少含盐污水的排出量。电脱盐脱水的工艺流程常压装置简介第13页，共100页。常压装置简介第14页，共100页。原油脱前原油一级脱后二级脱后脱盐率%含盐毫克/升含水%含盐毫克/升含水%含盐毫克/升含水%江汉油24.08.84.422.13.08-87.17鲁宁管输油156.711.225.22.950.770.1998.6鲁宁管输油260.40.620130.322.10.1896.5鲁宁管输油317.30.057.30.22.130.1887.7炼油厂脱盐脱水

10、效果 常压装置简介第15页，共100页。卧式电脱盐罐主要由外壳、电极板、原油分配器等组成。电极板一般是格栅状的，有水平和垂直的两类，采用水平的较多。电极板一般是两层，在两层电极板之间形成一个强电场区，该区是脱盐、脱水的关键区。在下层电极板与下面的水面之间又形成一个弱电场区，这个弱电场促使下沉水滴进一步聚结，提高脱盐脱水效率。原油分配器的作用是使原油从罐底进入后能均匀垂直地向上流动，从而提高脱盐脱水效果。电脱盐脱水的主要设备 常压装置简介第16页，共100页。目前炼油厂最常采用的原油蒸馏流程是双塔流程和三塔流程。双塔流程包括两个部分（不包括原油的预处理）；常压蒸馏和减压蒸馏。三塔流程包括三个部分

11、：原油初馏、常压蒸馏和减压蒸馏。大型炼油厂的原油蒸馏装置多采用三塔流程，现以此为例加以介绍。原油蒸馏的工艺流程常压装置简介第17页，共100页。原油初馏 其主要作用是拔出原油中的轻汽油馏分。从罐区来的原油先经过换热，温度达到80120左右进入电脱盐罐进行脱盐、脱水。脱后原油再经过换热，温度达到210250，一起进入初馏塔，塔顶出轻汽油馏分（初顶油)，塔底为拔头原油。常压蒸馏 其主要作用是分出原油中沸点低于350的轻质馏分油。拔头原油经换热、常压炉加热至360370，进入常压塔，塔顶出汽油（常顶油），各侧线馏分油经汽提塔汽提、换热、冷却后出装置。各侧线之间一般设12个中段循环回流。塔底是沸点高于

12、350的常压重油。原油蒸馏的工艺流程常压装置简介第18页，共100页。减压蒸馏：其作用是从常压重油中分出沸点低于500的高沸点馏分油和渣油。常压重油（也叫常压渣油)的温度为350左右，用热油泵从常压塔底部抽出送到减压炉加热，温度达390400进入减压精馏塔。减压塔顶的压力一般是15千帕。减压塔顶直接与抽真空设备联接。侧线各馏分油经换热、冷却后出装置，作为二次加工的原料。各侧线之间也设12个中段循环回流。塔底减压渣油经换热、冷却后出装置，也可稍经换热或直接送至下道工序如焦化、溶剂脱沥青等，作为热进料。原油蒸馏的工艺流程常压装置简介第19页，共100页。原油蒸馏工艺流程（燃料型）的特点有以下几个：

13、初馏塔顶产品轻汽油是良好的催化重整原料、乙烯裂解料，也可作为汽油调合组分。常压塔可设34个侧线，生产溶剂油、煤油（或喷气燃料）、轻柴油、重柴油等馏分。减压塔侧线出催化裂化或加氢裂化原料，产品较简单，分馏精度要求不高，故只设23个侧线，不设汽提塔，如对最下一个侧线产品的残炭值和重金属含量有较高要求，需在塔进口与最下一个侧线抽出口之间设12个洗涤段。原油蒸馏的工艺流程常压装置简介第20页，共100页。原油常减压蒸馏装置是原油进炼油厂的第一道加工工序，而设备与管线的腐蚀非常严重。原油中引起设备和管线腐蚀的主要物质是无机盐类、各种硫化物和有机酸等。腐蚀可以发生在高温的重油部位，如减压炉管、塔底等，也可

14、发生在低温轻油部位，如塔顶管线和冷凝冷却系统，尤以后者更为普遍。引起塔顶冷凝冷却系统腐蚀的根本原因在于原油中的盐，其次是硫。在蒸馏过程中，原油中的盐类受热水解，生成具有强烈腐蚀性的HCL（遇水成盐酸）。HCL和H2S（原油中硫化物在蒸馏过程中的分解产物）在蒸馏过程中随原油的轻馏分和水分一起挥发和冷凝，在塔顶部及冷凝系统内形成低温HCl-H2S-H2O型腐蚀介质，对初馏塔、常压塔顶部的塔体、塔板、馏出线、冷凝冷却器等有相变的部位产生严重腐蚀。防腐蚀第21页，共100页。抑制原油蒸馏装置中设备和管线腐蚀的主要办法是：工艺防腐：对低温的塔顶以及塔顶油气馏出线上的冷凝冷却系统采取化学防腐措施，即“一脱

15、四注”脱盐、脱水、注碱、注中和剂、注缓蚀剂和注水。设备防腐：对温度大于250的塔体及塔底出口系统的设备和管线等高温部位，主要是选用合适的耐蚀材料。原油注碱 原油经电脱盐后，还应注碱，使原油中残余的盐不易水解为HCL，同时还能中和部分环烷酸及H2S，从而减少常压塔顶馏出线的注中和剂量。注碱的位置可在换热器和加热炉之间，也可在常压炉和常压塔之间。值得一提的是，近些年来随着重油加工的不断发展，原油注碱对一些后序加工过程，尤其是催化过程影响较大，因此现在有些原油蒸馏装置不再采用注碱的方式。塔顶馏出线注氨 塔顶系统还可能有残余的氯化氢和硫化氢，仍会造成较严重的腐蚀，因此需要在塔顶馏出线注入中和剂（碱性物

16、质），中和氯化氢和硫化氢等酸性物质。各炼油厂常用的中和剂是液氮或氨气，也有用有机胺的。防腐蚀第22页，共100页。注缓蚀剂氨分别与HCL和H2S中和后，生成的(NH3)2S无腐蚀性，但NH3CL仍有腐蚀作用，必须注入缓蚀剂才能消除它的沉积和腐蚀。所谓缓蚀剂即具有延缓腐蚀作用的物质，它是一种表面活性剂，能够吸附在金属设备表面，形成保护膜，使金属不被腐蚀。塔顶馏出线注水由于NH3CL在水中的溶解度很大，所以在塔顶馏出管线注氨的同时，连续注水可洗去注氨时生成的NH3CL，也可降低常压塔顶馏出物中HCL和H2S的浓度，以保证冷凝冷却器的传热效果，防止设备的垢下腐蚀。连续注水量一般为塔顶总馏出量的510

17、。防腐蚀第23页，共100页。装置概况装置设计规模200万吨/年年开工时数为8000小时操作弹性60%120%。装置组成主要由原油电脱盐部分、原油换热部分、初馏部分、常压蒸馏部分、三注部分等组成。常压装置简介第24页，共100页。原料及产品性质原料性质装置加工原油为文昌原油和西江原油的混合原油（其中文昌油150万吨/年，西江油50万吨/年）；文昌原油属于低硫含酸、低重金属含量、轻质偏中间基的原油；西江原油属于低硫、中质石蜡基原油。 常压装置简介第25页，共100页。项 目石脑油常一线油常二线油常三线油柴油常压渣油比重d(20/4)0.710.77120.80240.82140.79890.90

18、86特性因数K12.312.212.212.212.212.2恩氏蒸馏常压ASTMD86IP-1481871562615%1517122323518531310%7617823425319533430%9718824827622341050%11219625529025045470%12920726230027252790%14922327931930770995%161232289327323834EP175247305340346910主要产品性质表（操作工况） 常压装置简介第26页，共100页。项 目石脑油常一线油常二线油常三线油柴油常压渣油比重d(20/4)0.710.77160.80

19、630.83280.80710.9197特性因数K12.312.212.212.212.212.2恩氏蒸馏常压ASTMD86 IP-148191161299 5%1517222925119135210%7617923926920137730%9718925329523642950%11219726130826347870%13020727032029254690%15022329134533273495%162232301357352856 EP175248319371389929主要产品性质表（设计工况） 常压装置简介第27页，共100页。序号馏 分名 称收率wt%流率104t/a流率kg/

20、h备 注一原 油1文昌原油751501875002西江原油255062500合计100.00200250000二产 品1气体0.440.881100加热炉燃料2石脑油12.7625.5231900中间产品出厂3柴油26.8053.6067000柴油调和组分4常压渣油60.00120.00150000DCC原料合计100.00200.00250000物料平衡表（操作工况） 常压装置简介第28页，共100页。序号馏 分名 称收率wt%流率104t/a流率kg/h备 注一原 油1文昌原油751501875002西江原油255062500合计100.00200250000二产 品1气体0.430.85

21、1065加热炉燃料2石脑油12.9325.8732335中间产品出厂3柴油34.0468.0885100柴油调和组分4常压渣油52.60105.20131500DCC原料合计100.00200.00250000物料平衡表（设计工况） 常压装置简介第29页，共100页。主要操作条件原油电脱盐罐操作温度140操作压力Mpa(g)1.0初馏塔塔顶温度128塔顶压力MPa(g)0.05进料温度215塔底温度212常压炉入口温度277出口温度350出口压力MPa(g)0.15常压塔塔顶温度118塔顶压力MPa(g)0.05塔底温度339常压装置简介第30页，共100页。装置能耗序号项 目消 耗 量单位能

22、耗Kg标油/ t原料单位耗量小时耗量单位数量单位数量1燃料气kg/t7.47kg/h18677.52电kw.h/t5.00kw.h/h12501.331.0MPa蒸汽t/t0.01t/h3.51.24净化风nm3/t0.72nm3/h1800.05循环水t/t0.88t/h2200.16新鲜水t/t0.00t/h0.80.07脱硫净化水t/t0.09t/h22.90.08热出料-334.93104kcal/h-1.3合计8.8常压装置简介第31页，共100页。工艺流程选择原油预处理装置按常规的常压蒸馏进行设计，采用初馏-常压蒸馏流程，常压塔设三个侧线，即常一线、常二线（柴油）和常三线（重柴油）

23、。采用一级高速电脱盐，二级交直流电脱盐与低速电脱盐比具有脱盐技术先进、脱盐效率高（单级脱盐率可达95%），单罐处理能力大、电耗低、占地面积小等优点。 应用“窄点” 理论优化换热网络对窄点温差、热量回收率、换热终温及设备投资等方面予以优化，从而获得优化的换热网络，并适当采用高效强化传热设备，以提高传热效率，降低设备投资。采用有效的工艺和设备防腐、抗腐措施装置工艺设置电脱盐、塔顶注水、塔顶注缓蚀剂和注氨措施，对不同的腐蚀部位及腐蚀形式分别选择相适宜的耐腐蚀金属材料，或对金属材料进行有效的抗腐蚀处理。 工艺技术方案选择常压装置简介第32页，共100页。板式塔采用高性能塔板分馏塔作为常减压蒸馏单元的核

24、心设备，塔内件综合性能的高低，直接影响到装置的建设投资和操作性能等。为此，初馏塔、常压塔、常压汽提塔均采用高性能塔内件，在保证较高分离效率的条件下节约投资。采用装置间热联合装置的产品全部为中间产品，需经下游装置进一步加工。为减少装置间物流重复换热和冷却的负荷，减少操作费用，常压渣油在换热至165后直接热出料进入下游装置，考虑到装置开停工的要求，设置备用冷却措施。采取措施降低装置的水消耗常压渣油采用热出料，降低冷却负荷，节省冷却用水。塔顶注水部分循环使用，节省注水用量。电脱盐二级排水回注一级，节省注水量。工艺技术方案选择常压装置简介第33页，共100页。催化裂化是目前我国最重要的二次加工工艺，是

25、最重要的重质油轻质化过程之一。肩负着我国80%以上汽油与30%以上柴油的生产任务。同时提供大量的液化石油气作为宝贵的化工原料和民用燃料。从经济效益而言，炼油企业中一半以上的效益是靠催化裂化取得的。概述催化裂化工艺在石油加工的总流程中占据十分重要的地位，成为当今石油炼制的核心工艺之一，并将继续发挥举足轻重的作用。催化裂解装置简介第34页，共100页。经过半个多世纪的发展，工艺技术已非常成熟。能最大量生产高RON汽油组分与低碳烯烃。原料适应性较广（从VGO、CGO、DAO到AR、VR）。反应转化深度较高，轻油及LPG收率较高。装置压力等级不高，操作条件相对缓和，投资较省 (相对加氢裂化)。LPG中

26、含有大量低分子烯烃，利用价值非常高，能生产出高附加值产品。 催化裂化的技术特点催化裂解装置简介第35页，共100页。催化裂化产品富含烯烃，是宝贵的化工原料和高辛烷值汽油的组分：丁烯、异丁烷高辛烷值汽油异丁烯高辛烷值组份MTBE丙稀聚丙烯、聚丙烯氰丙烷、丁烷裂解制乙烯干气中的乙烯乙苯、苯乙烯、制氢C3/C4民用液化气催化装置产品的用途催化裂解装置简介第36页，共100页。 余热回收部分 吸收稳定部分（含气压机组） 反应-再生部分 锅炉产汽部分 主风机及烟气 能量回收部分 分馏部分 催化裂化装置组成 装置组成催化裂解装置简介第37页，共100页。主 分 馏 塔裂化气催化裂化反应油气柴油粗汽油去吸收

27、塔提升管反应器重油主风再生烟气催化裂解装置简介油浆第38页，共100页。反应再生系统是催化裂化装置的核心部分。反应系统作用：为高温CAT与重质原料油提供接触反应的空间和时间。再生系统作用：烧去沉积在催化剂表面、内部与孔隙内的积碳，恢复催化剂活性分馏系统将温度510反应产物油气进入分馏塔底部，分割出中间产品（富气、汽油、柴油、回炼油、油浆）。各系统的作用催化裂解装置简介第39页，共100页。富气压缩及稳定系统将裂解富气压缩，通过吸收解吸、稳定等过程，将富气分离为干气和液化气，提高汽油的蒸汽压。主风机系统为再生催化剂烧焦再生提供空气。能量回收系统烟气轮机：回收高温烟气的压力能和热能。余热锅炉：回收

28、高温烟气的热能，产生过热蒸汽。低温热水站：回收分馏及稳定的低温热能，供气分装置使用。外取热器：回收反应再生系统过剩热量，维持反再系统的热量平衡。各系统的作用催化裂解装置简介第40页，共100页。催化裂化生产所用蜡油（或渣油）等大分子烃类，在高温低压操作条件下，通过催化裂化催化剂表面强酸中心的催化作用，使烃类分子发生以裂化、异构、氢转移反应为主的多种复杂反应，使大分子烃类转化为各种小分子烃类的混合物。通过后续分馏稳定系统分离生产出干气、液化气、汽油、柴油及油浆等产品。催化裂化反应的原理催化裂解装置简介第41页，共100页。催化裂化的反应机理一般用正碳离子的机理来解释。正碳离子是烃分子中有一个碳原

29、子的外围缺少一对电子，而形成带正电的离子。催化裂化中的各类主要反应一般都经过原料烃分子变成正碳离子的阶段，所以催化裂化反应实际上就是各种正碳离子的反应。正碳离子的基本来源有几种不同的途径：一是酸（催化剂酸性中心）和充当弱碱的不饱和烃反应，烃接受质子而形成正碳离子；二是烷烃被酸性中心抽取一个负氢离子而形成正碳离子；三是正碳离子和饱和烃反应，发生类似于负氢离子转移生成一个新的正碳离子；四是稳定分子碳键断裂生成两个带相反电荷的碎片，带正电荷的即为正碳离子。催化裂化反应机理催化裂化裂化反应过程中的氢离子来源于催化剂表面上的酸性活性中心。催化裂解装置简介第42页，共100页。催化裂化的化学反应种类裂化反

30、应 原料烃分子CC键的断裂，是催化裂化过程的最主要反应类型之一。异构化反应 异构化反应是催化裂化的重要反应，通过正碳离子上的氢原子和碳原子的变位重排并实现烃分子的异构。氢转移反应 氢转移反应是催化裂化特有的反应，烯烃接受一个质子形成正碳离子，此正碳离子从“供氢”分子中抽取一个负氢离子生成一个烷烃，供氢分子则形成一个新的正碳离子并继续反应，氢转移反应是实现裂化产物由烯烃转化为饱和烃的最主要手段 。环化反应 烯烃生成正碳离子后，可继续环化生成环烷烃及芳烃。 其它反应 催化裂化反应除以上四类外，还有烷基转移、缩合等反应。催化裂解装置简介第43页，共100页。重质油 中间馏分 汽油 气体 缩合产物 焦

31、炭催化裂化反应特点平行顺序反应催化裂解装置简介第44页，共100页。原料分子在催化剂作用下的反应步骤 催化裂化催化剂是一种具有多孔道的固体酸颗粒，每克新鲜催化剂的内部表面积可达250平方米以上。其活性主要来源于所含的分子筛。原料在催化剂表面进行的反应是气固两相接触反应，原料油在反应前需先吸热升温汽化（一般在600以上），然后再扩散到催化剂表面进行反应。总体上看，原料分子在催化剂表面完成的反应过程可分为七个步骤 。催化裂解装置简介第45页，共100页。第一步：气相原料分子从主气流中扩散到催化剂表面；第二步：原料分子沿催化剂孔道从外表面向内表面扩散；第三步：催化剂表面的原料分子被活性中心吸附，原料

32、分子变得活泼，某些化合键开始松动；第四步：被催化剂活性中心吸附的原料分子进行化学反应；第五步：产品分子从催化剂表面上脱附下来；第六步：产品分子沿催化剂孔道，由内表面向外表面扩散；第七步：产品分子从催化剂外表面扩散到主气流中去。原料分子在催化剂作用下的反应步骤 催化裂解装置简介第46页，共100页。流化原理及基本知识 流态化及流化床 固体颗粒悬浮于运动着的流体之中称为固体的流态化，使固体小颗粒群在流体的作用下，能像流体一样流动。工业上的固体流化是在容器内进行的，通常把容器和在其中呈流化状态的固体颗粒合在一起称为流化床。流化催化裂化的反应、再生的操作状况，催化剂在再生器和沉降器间的循环输送及催化剂

33、损失等，都与流化状态有密切关系。催化裂解装置简介第47页，共100页。条件：容器（再生器、反应器）和分布器（分布管）特定固体颗粒（催化剂粒径、密度等）流化介质且具有一定的流速 固定床：固体颗粒紧密接触呈堆积态气速f较小Lg f = K lgP（线性）催化裂解装置简介第48页，共100页。固定床、流化床、输送床的形成过程当流体通过装有一定固体颗粒的容器时，随着流体速度的变化，会出现固定床、膨胀床、流化床和输送床几种状态。 催化裂解装置简介第49页，共100页。固定、膨胀床：当流体速度较小时，流体在固体颗粒空隙间流过，固体颗粒不动，此时床层形态固定不变，系为固定床，流体通过床层产生的压降随着线速的

34、增加而增加，压降与线速近似直线关系，如图中的AB线。但随着流体线速增加，颗团体开始松动，颗粒间孔隙增大，床层略有膨胀（但并没有流化），颗粒仍保持接触，此时形成了膨胀床。流化床：当流体速度进一步增加，颗粒开始悬浮在流体中，床内固体颗粒开始往各个方向运动，此时床层处于流化状态。气（或液）、固系统类似于流体，是无形的，具有流动性，在这个阶段当流体线速进一步增加时，床层高度增高，孔隙增大，但床层总压降基本不变，约等于单位面积床层的质量。如图中的BC线。输送床：当流体线速继续提高并超过固体颗粒逸出速度（图中的C点）时，整个床层中颗粒形成悬浮状态的稀相，并与流体一起从床层带出，这个阶段称为输送阶段。对应图

35、中B点速度为临界流化速度或起始流化速度，对于C点的速度为最大流化速度或终端流化速度。固定床、流化床、输送床的形成过程催化裂解装置简介第50页，共100页。气固输送 气固输送指气体和固体颗粒在管道中能按工艺要求的方向稳定流动，不出现倒流和堵塞等不正常现象。在输送过程中还希望固体颗粒磨损小，设备磨损轻，操作平稳，输送效率高和容易控制等，这是流化装置一个关键问题。气固输送一般可分为密相输送和稀相输送，稀相输送也叫气力输送，稀相输送和密相输送并没有明显的界线。一般认为输送系统气固混合密度100kg/m3或者是空隙率大于90叫做稀相输送。 催化裂解装置简介第51页，共100页。输送线路的几种流动情况1气

36、固同时向下流动：待生斜管（立管）再生斜管3气体向上、固体向下流动：汽提段2气固同时向上流动：提升管反应器烧焦罐稀相管催化剂的循环催化裂解装置简介第52页，共100页。压力平衡是实现催化剂在工业装置中循环流动与输送的前提。原则 推动力=阻力关键 设备标高与密度再生催化剂待生催化剂催化剂循环流动与压力平衡第53页，共100页。催化裂化装置的三大平衡热量平衡压力平衡物料平衡催化裂解装置简介第54页，共100页。物料平衡：入方（原料油）出方（各产品量之和）了解装置生产状况，保证装置安全高效运行。压力平衡：推动力阻力推动力增大，影响反应器或再生器料位下降较快，破坏压力平衡，严重造成油气互窜，发生重大安全

37、事故。阻力增大，影响催化剂的流化，破坏热量平衡，易造成碳堆或死床。热量平衡反应吸热过程=再生放热过程通过防止超温和保证反应过程所需要的热量。催化裂化装置的三大平衡催化裂解装置简介第55页，共100页。再生器顶部压力（绝压）再生器稀相段静压淹流管以上密相床层静压淹流管静压再斜管静压滑阀以下斜管的静压再生剂循环 线路压力平衡 沉降器顶部压力（绝压）沉降器稀相段静压提升管进料口以上部分静压预提升段静压快分或粗旋形成的压降再阀压降 阻力 推动力 催化裂解装置简介第56页，共100页。旋风分离器是催化裂化装置反再系统的关键设备之一，它是根据气流高速旋转使催化剂颗粒产生的离心力而实现催化剂颗粒与流化介质（

38、再生烟气、反应油气等）的分离，从而实现催化剂的回收。工业流化床回收催化剂细粉的设备大都采用旋风分离器，采用两级串联的旋风分离器，其总回收率可达99.99%以上。旋风分离器是由内圆柱筒（升气管）、外圆柱筒、与外筒下端联结的圆锥筒及料斗、料腿和翼阀等部分组成的。旋风分离器应用原理催化裂解装置简介第57页，共100页。 120万吨/年 60-120%8000小时装置年开工时数操作弹性装置规模催化裂解装置简介第58页，共100页。反应部分采用石油化工科学研究院开发的DCC工艺（Deep Catalytic Cracking，简称DCC） ，设第二反应器回炼轻汽油和碳四组分，提高LPG和丙烯的产率。再生

39、部分采用LPEC的专利技术快速床-湍流床主风串联再生技术。分馏部分采用常规分馏技术，高效浮阀塔盘，设三路循环回流。吸收稳定部分采用五塔流程，增加汽油分馏塔，吸收塔采用四段回流；解吸设中段重沸器。余热回收部分采用模块式余热锅炉、下流式外取热器；设置低温热回收站与气分装置热联合。三机组采用烟机-轴流机-电动/发电机同轴方案。工艺技术方案 催化裂解装置简介第59页，共100页。催化裂解（Deep Catalytic Cracking，简称DCC）是石油化工科学研究院开发的以重质烃为原料、以丙烯为主要目的产品、副产轻芳烃的化工型炼油工艺技术。该技术在1990年进行了首次工业试验，1991通过中石化总公

40、司组织的鉴定，1992年获中石化总公司科技进步特等奖。1994年开始进行产业化技术转让。1995年获中国专利金奖，1996年获国家发明一等奖。是我国独立开发首创、拥有自主知识产权的的炼油化工成套技术。DCC工艺技术简介催化裂解装置简介第60页，共100页。根据DCC工艺的要求，并结合本装置具体特点，为进一步改善产品分布，提高液化气产率、降低焦炭产率，在反应器设计中采用以下一系列措施。采用预提升技术：使催化剂在与原料油接触之前具有合适的速度和密度，以有利于油气的充分接触。选用雾化效果好的原料油喷嘴，并适当提高原料油预热温度，降低进喷嘴的原料油粘度，确保原料油的雾化效果及油气接触效果。汽提段采用高

41、效汽提技术：汽提段经过对挡板结构的改进，可提高汽提效率并降低汽提蒸汽用量，同时适当加大催化剂再汽提段的停留时间。采用轻烃回炼工艺：回炼富含烯烃组分的碳四和轻汽油产品，以提高液化气和丙烯产率。本项目DCC工艺技术特点催化裂解装置简介第61页，共100页。再生部分工艺技术方案 采用的快速床-湍流床主风串联再生技术。很高的总烧焦强度。良好的再生效果。合理的催化剂输送系统。 主风分配采用新型的主风分布管，不仅主风分布均匀，抗磨损，而且使用寿命长。采用完全燃烧方式，主风量可以不随处理量及原料变化而调整，使再生器及主风机组总处于最佳工况下运行，操作简单。快速床-湍流床主风串联再生技术主要特点如下：催化裂解

42、装置简介第62页，共100页。主风机-烟气能量回收机组：主风机设计主风量（湿基）3185m3n/min，出口压力0.32MPa（绝）主风机组配置为轴流主风机烟气轮机+电动/发电机三机组烟机设计流量3063m3n/min，入口压力0.23MPa（绝）主风机耗功：9621kW/10088kW（正常）/（最大）烟机输出功率：9400kW、配套电机：14000 kW，机组正常工况耗电1000 kW备用主风机组配置为电机+轴流压缩机，风量2550m3n/min，出口压力0.32MPa（绝）电机耗功：7752kW，配套电机：9000 kW。三机组部分采用离心式压缩机设计富气量11681350m3n/min

43、入口压力0.13MPa（绝），出口压力1.6MPa（绝）由中压背压式蒸汽轮机驱动，耗汽量：140t/h（正常）/160t/h（最大）。富气压缩机组催化裂解装置简介第63页，共100页。反应再生部分滑阀双动滑阀一台，再生单动滑阀2台、待生单动滑阀一台，外循环单动滑阀一台、外取热单动滑阀一台烟机-主风机蝶阀烟机入口高温闸阀、高温蝶阀各一台，主风机出口、备用主风机出口、主风主管单向阀各一台富气压缩机部分气压机出口闸阀一台，气压机入口蝶阀一台，气压机入口放火炬蝶阀一台特殊阀门本装置特殊阀门共14台催化裂解装置简介第64页，共100页。产汽系统根据催化余热资源的温位情况，高温位的热源发生蒸汽。油浆、外取

44、热器、再生烟气（余热锅炉）温位较高，共产生中压过热蒸汽45t/h。低温热回收系统分馏、稳定系统存在大量温位在100-150的低温热源。低温热源可将65热媒水720t/h在装置内加热到95.3，供气分装置使用。热量回收方案催化裂解装置简介第65页，共100页。DCC装置原料为文昌原油、西江原油混合常压渣油（大于310），原料油组成为文昌原油：西江原油3：1。主要性质如下表所示：项目数值原料油，104t/a120馏程范围，310密度(20)，g/cm30.9165硫含量，g/g2142氢含量，w%12.9氮含量，g/g3269残炭，w%6.50镍含量，g/g9.40钒含量，g/g0.63四组分分析

45、，w%饱和烃61芳烃23胶质+沥青质13装置原料催化裂解装置简介第66页，共100页。产品收率及去向名称收率w%104t/a产品去向干气6.88.16脱硫后作为苯乙烯装置的原料液化石油气35.142.12脱硫后作为气体分馏装置的原料裂解石脑油29.235.04作为（调合汽油）产品出厂裂解轻油15.919.08作为加氢装置的原料油浆4.25.04作为燃料油产品出厂焦碳8.810.56再生燃烧补充热量合计100120其中丙烯15.518.6催化裂解装置简介第67页，共100页。项 目单 位数 值反应压力（沉降器顶）MPa（G）0.12再生器顶压力MPa（G）0.16第一反应器提升管出口温度530第

46、二反应器提升管出口温度590第三反应器出口温度534二密相温度690分馏塔顶压力MPa（G）0.08分馏塔顶温度97.2塔顶冷回流返回温度 40顶循回流抽出温度111顶循回流返回温度85中段回流抽出温度259中段回流返回温度170循环油浆抽出温度330主要操作条件催化裂解装置简介第68页，共100页。本工艺需配套使用专用催化剂，牌号为MMC-2，由石油化工科学研究院研制、中国石化催化剂齐鲁分公司生产。催化剂性质项目质量指标化学组成，w%Al2O349.03.0Na2O0.30孔体积，mL/g0.26比表面，m2/g200表观堆密度，g/cm30.720.85磨损指数，w%/h2.0粒度分布，%

47、040m180149m90平均粒径，m5580裂解活性指数*，w%65MMC-2新鲜催化剂主要质量指标催化裂解装置简介第69页，共100页。PLY型高效旋风分离器冷壁式电液特阀高效大三级旋风分离器新型无龟甲网单层隔热耐磨衬里变频调速机泵新型的冷换设备(折流杆、波纹管、T型管等)采用的其它新技术催化裂解装置简介第70页，共100页。柴油加氢装置简介加氢精制工艺是在一定的温度和压力、有催化剂和氢气存在的条件下，使油品中的各类非烃化合物发生氢解反应，进而从油品中脱除，以达到精制油品的目的。加氢精制主要用于油品的精制，其主要目的是通过精制来改善油品的使用性能。加氢精制处理的油品很多，如一次加工或二次加

48、工得到的汽油、喷气燃料、柴油等，也可处理催化裂化原料、重油或渣油等。加氢精制还具有产品质量好、液体收率高等优点。加氢精制已成为炼油厂中广泛采用的加工过程，也正在取代其它类型的油品精制方法。概述第71页，共100页。目前我国加氢精制技术主要用于二次加工汽油和柴油的精制，例如用于改善焦化柴油的颜色和安定性。提高渣油催化裂化柴油的安定性和十六烷值。从焦化汽油制取乙烯原料或催化重整原料。用于某些原油直馏产品的改质和劣质渣油的预处理。减压渣油经加氢预处理，脱除大部分的沥青质和金属，可直接作为催化裂化原料。概述柴油加氢装置简介第72页，共100页。加氢精制过程中的主要化学反应是加氢脱硫、加氢脱氮、加氢脱氧

49、、烯烃的加氢饱和以及加氢脱金属等。含硫、含氮、含氧等非烃化合物与氢发生氢解反应，分别生成相应的烃和硫化氢、氨和水，很容易从油品中除去。加氢精制的基本原理柴油加氢装置简介脱硫：脱氮：烯烃饱和：第73页，共100页。加氢精制催化剂的种类很多，目前广泛采用的有：氧化铝为载体的钼酸钴（Co-Mo）氧化铝为载体的钼酸镍（Ni-Mo）氧化铝为载体的钴酸镍（Mo-Co-Ni）氧化铝-氧化硅为载体的钼酸镍(Ni-M0)加氢精制催化剂必须经历使用前的预硫化，以提高催化剂的活性，延长其使用寿命；使用一段时间后进行再生，在控制严格的再生条件下，烧去催化剂表面沉积的焦炭。加氢精制催化剂柴油加氢装置简介第74页，共10

50、0页。除重油（或渣油）加氢处理有的采用沸腾床或悬浮床反应器外，加氢精制一般都采用固定床反应器。加氢精制的工艺流程因原料而异，但基本原理是相同的，包括反应系统、生成油换热、冷却、分离系统和循环氢系统三部分。加氢精制工艺装置柴油加氢装置简介第75页，共100页。原料油与新氢、循环氢混合，并与反应产物换热后，以气液混相状态进入加热炉，加热至反应温度进入反应器。反应器进料可以是气相（精制汽油时），也可以是气液混相（精制柴油或比柴油更重的油时）。反应器内的催化剂一般是分层填装，以利于注冷氢来控制反应温度（加氢精制是放热反应）。循环氢与油料混合物通过每段催化剂床层进行加氢反应。反应系统柴油加氢装置简介第7

51、6页，共100页。反应产物从反应器的底部出来，经过换热、冷却后，进入高压分离器。在冷却器前要向产物中注入高压洗涤水，以溶解反应生成的氮和部分硫化氢。反应产物在高压分离器中进行油气分离，分出的气体是循环氢，其中除了主要成分氢外，还有少量的气态烃(不凝气)和未溶于水的硫化氢。分出的液体产物是加氢生成油，其中也溶解有少量的气态烃和硫化氧，生成油经过减压再进入低压分离器进一步分离出气态烃等组分，产品去分馏系统分离成合格产品。生成油换热、冷却、分离系统柴油加氢装置简介第77页，共100页。从高压分离器分出的循环氢经储罐及循环氢压缩机后，小部分（约30%）直接进入反应器作冷氢，其余大部分送去与原料油混合，

52、在装置中循环使用。为了保证循环氢的纯度，避免硫化氢在系统中积累，常用硫化氢回收系统。一般用乙醇胺吸收除去硫化氢，富液(吸收液)再生循环使用，解吸出来的硫化氢送到制硫装置回收硫磺，净化后的氢气循环使用。循环氢系统柴油加氢装置简介第78页，共100页。反应温度：加氢反应是放热反应，提高温度对加氢反应化学平衡是不利的，但有利于脱氢和裂化反应。在一定范围内提高温度，可以加快反应速度。随着运转时间的延续，催化剂活性下降，也需提高温度予以补偿，但是温度过高，超过416，易产生过多的裂化反应，增加催化剂积炭，产品液收率低。较低的温度，从化学平衡的角度来看是有利的，但温度低，反应速度慢，如果反应温度太低，会造

53、成反应速度太慢，而失去经济意义。 影响加氢精制效果的主要因素影响加氢效果的主要因素有反应温度、反应压力、氢油比、空速及催化剂活性等。柴油加氢装置简介第79页，共100页。在加氢过程中，有效的压力不是总压而是氢分压。由于加氢反应是体积缩小的反应，提高压力，有利于加氢反应的进行，还可以减少缩合和迭合反应，并改善碳平衡有利于减少催化剂结焦，而且反应速度将随着氢分压上升而上升。反应压力高会促进加氢裂化反应的进行，选择性变差，因而造成液收率下降，耗氢增加，氢纯度降低。过高的压力会增加设备投资和操作费用，同时对设备制造也带来一定的困难。压力柴油加氢装置简介影响加氢精制效果的主要因素第80页，共100页。空

54、速提高意味着加大处理量，提高空速，则油品在催化剂表面的停留时间会变短，精制效果相应变差。降低空速即减少加工量，精制效果相对上升，但停留时间过长，会造成裂化反应加剧，增加耗氢和催化剂积炭，同时也降低了装置的实际处理能力。氢油比大量的氢气通过反应器可以把反应的生成热携带出来，起着保护催化剂的作用，保证反应器内温度平衡。提高氢油比，有利于加氢反应，因为氢气与原料的分子比增加了，原料分子浓度增加，则有利于反应向生成物方向进行，既提高了产品质量，又减少了催化剂结焦。氢油比过大，原料与催化剂接触时间缩短，反过来又不利于加氢反应，加氢深度下降，系统压降也增加。 空速柴油加氢装置简介影响加氢精制效果的主要因素

55、第81页，共100页。 30万吨/年 60-110%8000小时装置年开工时数操作弹性装置规模柴油加氢装置简介第82页，共100页。装置原料油为DCC装置的裂解柴油。 分析项目单位裂解柴油密度g/cm30.94馏程IBP18350%26590%343EBP361族组成饱和烃w%24.4总芳烃w%75.2胶质w%0.4总硫ppm3500总氮ppm2500十六烷指数25双环以上芳烃w%45溴价gBr/100g6-7原料油柴油加氢装置简介第83页，共100页。装置主要产品为精制柴油和粗汽油，精制柴油产品作为工厂调和组分，预期产品性质 项 目初 期末 期馏分石脑油柴油石脑油柴油密度(20)，g/cm3

56、0.7130.9100.7110.912硫含量，g/g5301045氮含量，g/g530010350多环芳烃2525馏程（ASTM D86），IBP501774917550%12525612425590%165338164337FBP180360180360闪点，5555十六烷指数3332十六烷值3232精制产品柴油加氢装置简介第84页，共100页。产品分布，w%（对原料油）项 目初期末期入方，%原料油100100氢气（化学氢耗）0.740.70小计100.74100.70出方，%H2S0.370.37NH30.270.26C1 C40.230.63粗汽油0.570.97精制柴油99.3098

57、.47小计100.74100.70柴油加氢装置简介第85页，共100页。 产品流向精制柴油至罐区，调和柴油产品汽油至罐区，调和汽油产品含硫气体至气柜回收作为燃料含硫污水至硫磺回收装置柴油加氢装置简介第86页，共100页。本装置选择石油化工科学研究院（RIPP）加氢精制技术。反应部分采用冷高分流程。采用炉前混氢方案，提高换热器效率和减缓结焦程度。采用热壁加氢反应器，反应器内设两个催化剂床层，床层间设冷氢箱。反应器入口温度通过调节反应进料加热炉燃料气量来控制。采用双壳程、螺纹锁紧环换热器，提高换热效率，减少换热面积，节省投资。分馏部分采用单塔汽提流程，塔顶设注缓蚀剂设施，以减轻塔顶流出物中硫化氢对

58、塔顶系统的腐蚀，柴油汽提塔采用蒸汽作为热源。工艺技术特点柴油加氢装置简介第87页，共100页。主要操作条件项 目初期末期入口氢分压，MPa6.4体积空速，h-11.5反应器入口氢油体积比400第一床层入口/出口308/346359/389第二床层入口/出口340/367375/405第一床层温升3830第二床层温升2730总温升6560催化剂床层平均温度345385柴油加氢装置简介第88页，共100页。反应器反应器为热壁板焊结构。根据Nelson曲线，在目前的操作条件下，选用2.25Cr-1Mo。为防止高温H2SH2腐蚀，反应器内壁堆焊TP.309L+TP.347，堆焊层厚度为6.5mm。反应

59、器内部设有入口扩散器、顶部分配盘、冷氢箱、再分配盘和出口收集器。热电偶套管位于筒体侧面，有两个催化剂卸料口，一个在侧面，一个设在底封头上。加氢反应器直径为2800mm，重约120吨，采用整体运输的方式。国内制造。主要设备选择柴油加氢装置简介第89页，共100页。共有4台高压换热器，采用U型管结构。反应流出物/混合进料换热器在高温中压和含氢介质中操作,且在工艺流体中含有H2S等腐蚀介质，主体材料选用12Cr2Mo1R加堆焊TP309L+TP347，管子选用0Cr18Ni10Ti.。反应流出物/低分油进料换热器为管程高压、壳程低压换热器，管箱和管束选用15CrMo，壳程选用16MnR。根据国内的制造经验和实际运行情况，管箱结构设计为螺纹锁紧环，最大直径为1600mm，国内制造厂已有相应的经验，可以在国内生产。 高压换热器主要设备选择柴油加氢装置简介第90页，共100页。湿硫化氢环境下的设备这类设备包括高压分离器、循环氢脱硫塔入口分液罐和循环氢压缩机入口分液罐。这三台设备均在湿硫化氢环境下工作，主体材料均选用16MnR(R-HIC)。该材料的内部致密性、各向均匀一致性、冲击韧性、抗湿硫化氢应力腐蚀及氢致诱导开裂性能优良，提高了设备的耐腐蚀能