催化裂化裝置的案例
催化裂化裝置腐蝕與防護
催化裂化裝置是我國煉油工業最重要的二次加工裝置，生產了我國80%的汽油和35%的柴油。催化裂化裝置原料適應性強，產品價值高，同時也是重油加工的重要手段，大比例摻煉渣油進一步提高了裝置的經濟效益。中國石化系統催化裂化裝置實際加工量占原油一次加工量的37.4%，居煉油二次加工裝置首位。
自20世紀末中國石化開始加工進口高硫原油以來，催化裂化裝置原料所含硫、環烷酸等腐蝕性雜質的含量不斷增加，腐蝕已成為影響裝置安全穩定運行的重要因素。通過對裝置的腐蝕狀況進行分析，對腐蝕部位、腐蝕形態、腐蝕影響因素進行研究，提出相應的應對措施，對于保障裝置的安全穩定運行非常必要。
裝置基本情況
某石化公司重油催化裂化裝置于1995年建成投產，加工能力為100×104t/a，加工原料有減壓蠟油、減壓渣油和溶劑脫瀝青油，裝置減壓渣油加工量超過40%。
展開 催化裂化裝置特閥
特閥簡介
催化裂化裝置催化裂化裝置主要特閥參考下表。
催化裂化裝置工藝流程及設備簡圖！
一、“催化裂化”裝置簡單工藝流程
“催化裂化”裝置由原料預熱、反應、再生、產品分餾等三部分組成，其工藝流程見下圖，主要設備有：反應器、再生器、分餾塔等。
1、 反應器（又稱沉降器）的總進料由新鮮原料和回煉油兩部分組成，新鮮原料先經換熱器換熱，再與回煉油一起分為兩路進入加熱爐加熱，然后進入反應器底部原料集合管，分六個噴嘴噴入反映器提升管，并用蒸汽霧化，在提升管中與560～600℃的再生催化劑相遇，立即汽化，約有25～30%的原料在此進行反應。汽油和蒸汽攜帶著催化劑進入反應器。通過反應器，分布板到達密相段，反應器直徑變大，流速降低，最后帶著3～4㎏/㎡的催化劑進入旋風分離器,使其99%以上的催化劑分離,經料腿返回床層,油汽經集氣室出沉降器,進入分餾塔。
2、油氣進入分餾塔是處于過熱狀態,同時仍帶有一些催化劑粉末,為了回收熱量,并洗去油汽中的催化劑,分餾塔入口上部設有擋板,用泵將塔底油漿抽出經換熱及冷卻到200～3000C,通過三通閥,自上層擋板打回分餾塔。擋板以上為分餾段,將反應物根據生產要求分出氣體、汽油、輕柴油、重柴油及渣油。氣體及汽油再進行穩定吸收,重柴油可作為產品,也可回煉,渣油從分餾塔底直接抽出。
3、 反應生焦后的待生催化劑沿密相段四壁向下流入汽提段。此處用過熱蒸汽提出催化劑,顆粒間及表面吸附著的可汽提烴類,沿再生管道通過單動滑閥到再生器提升管,最后隨增壓風進入再生器。在再生器下部的輔助燃燒室吹入燒焦用的空氣,以保證床層處于流化狀態。再生過程中,生成的煙通過汽密相段進入稀相段。再生催化劑不斷從再生器進入溢流管,沿再生管經另一單動滑閥到沉降器提升管與原料油汽匯合。
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原來催化裂化還分這么多種類？真長見識了！
編 輯 | 化工活動家
來 源 | 互聯網整理
關鍵詞 | 催化裂化 MGD MIP
共 2694 字 | 建議閱讀時間 10 分鐘
導 讀
催化裂化是現代煉化企業最重要的原油二次加工過程之一，是重油輕質化的主要工藝技術。自1936年世界上第一套固定床催化裂化工業裝置誕生以來，催化裂化技術經歷了20世紀40～50年代的移動床工藝和流化床工藝的平行發展階段，以及60年代的流化催化裂化（Fluid Catalytic Cracking，FCC）工藝的快速發展階段。20世紀70年代以后，伴隨著分子篩催化劑的成功開發和不斷改進，提升管流化催化裂化工藝逐漸成為催化裂化過程的主導工藝技術。
技術
多產液化氣及高辛烷值汽油
催化裂化技術（MGG/ARGG）
主要生產辛烷值高的優質抗爆性汽油，兼產含有較多烯烴的液化石油氣。
技術特點
（1）原料廣泛，可以加工常規FCC的各種重質原料；
（2）油氣兼顧，產物分布和產品性質兼有催化裂化正常裂化區（低干氣和焦炭產率，汽油安定性好）與過裂化區（高液化氣產率，液化氣的高烯烴度和高辛烷值汽油）的共同優點；
（3）采用活性高、水熱穩定性好、重油轉化能力突出、抗重金屬污染強、烯烴選擇性好的RMG、RAG系列催化劑；
（4）該技術可在已有催化裂化裝置上，利用提升管反應器來實施；
（5）可改變工藝條件和操作方式，靈活調整產品結構。
展開 金陵石化│芳烴聯合裝置低溫熱的高效利用
熱媒水改造項目實施后，兩塔分離精度可滿足分離要求，異丁烷裝置共計降低1.0MPa低壓蒸汽用量約25.4t/h。
03
催化裝置丙烯塔提負荷
芳烴聯合裝置熱媒水系統新增溴化鋰吸收式制冷機組，將產出熱媒水熱量經溴化鋰制冷機組產出冷媒水，替代催化裂化裝置穩定塔頂冷卻器、丙烯塔頂冷卻器部分循環水。某芳烴聯合裝置配套溴化鋰制冷機組流程產冷媒水流程如圖3所示。
芳烴聯合裝置配套溴化鋰制冷機組投用后，產出冷媒水溫度12℃，回水22℃；原循環水進水溫度30℃，回水溫度40℃。相較于循環水工況，冷媒水具備傳熱溫差更大、傳熱系數高的優勢。夏季高溫時段，催化裂化裝置氣分單元丙烯塔在應用冷媒水流程后，冷卻效果明顯，丙烯塔兩種冷源工況下夏季時段運行參數對比見表4。
在同等氣溫的外界環境下，冷媒水流程應用后，氣分單元丙烯塔處理負荷可以提高約5t/h，配套催化裂化裝置反應進料可以增加約25t/h，可有效緩解催化裂化裝置夏季高溫時段滿負荷生產瓶頸，有利于夏季煉廠上、下游裝置物料靈活調整。
展開 煉化一體化形勢下原油順序加工的生產運行對策
大檢修后1號催化裂化裝置規模擴大至1.8Mt/a，2號催化裂化裝置規模擴大至1.6Mt/a(主反應器)，兩套催化裂化裝置再生器的取熱能力增大，摻渣能力大幅提高，摻煉低硫減壓渣油平均60t/h以上；高硫、低硫原油加工時間基本是“4天高硫+4天低硫”或“5天高硫+4天低硫”模式。
原油順序加工期間存在的問題及對策
01
高硫原油加工時硫含量受限
①原因分析
洛陽石化氫氣來源主要為重整裝置、富氫氣體回收PSA(變壓吸附裝置)、芳烴PSA，以及外購氫氣；主要用于各臨氫裝置使用，其中蠟油加氫裝置、柴油加氫裝置(直餾柴油)、催化裂化柴油加氫裝置(催化柴油)耗氫量較大；檢修前后高硫原油加工期間全廠氫氣平衡見下表。
可以看出，重整裝置、富氫氣體回收PSA和芳烴PSA裝置產氫較為恒定，主要變化在外購氫氣量。高硫原油加工期間，經常出現外購氫氣供給不足，最低時1.4t/h，約15700m3/h；由于氫氣不足，造成柴油加氫裝置降低催化柴油摻煉量，精制柴油十六烷值富裕度較大，罐區催化柴油漲庫；蠟油加氫裝置要低負荷運行，大量減壓高硫蠟油要外甩罐區，在高硫蠟油罐容受限后，要下調東部進口高硫原油加工量，混合原油硫含量受限。
②采取對策
(1)停運催化柴油加氫裝置。目前催化柴油加氫裝置主要用來平衡氫氣，由于在高硫加工期間，催化柴油加氫裝置切斷新鮮進料，全部循環仍然耗氫2000~3000m3/h。催化柴油加氫裝置停運后，柴油加氫裝置可以多消耗催化柴油，降低精制柴油十六烷值富裕度。
展開 海南煉化│苯乙烯焦油資源化利用途徑分析及建議
目前，部分企業的苯乙烯裝置采用了綠色環保阻聚劑，焦油中已經沒有DNBP，完全可以作為燃料油回用，其燃燒后不會造成煙氣中的氮氧化物超標。特別是目前絕大多數水泥廠一般以煤為燃料，其熱值較低，若將苯乙烯焦油交給水泥廠作為燃料替代部分燃煤，既能將焦油資源化利用，又節約了煤炭資源。不過，該方案的可行性需要政府環保主管部門與企業進行共同論證。
02
進延遲焦化裝置回煉
為了提高石油的轉化率，盡可能地回收高附加值的產品，減壓渣油的處理方式除部分進催化裂化裝置以外，還可進延遲焦化裝置進行加工，將減壓渣油變成汽油、柴油、蠟油和石油焦等產品。很多煉化企業都有延遲焦化裝置，該裝置是處理污油、浮渣等廢料的理想場所。苯乙烯焦油作為精餾殘渣去焦化裝置的焦炭塔回煉，生成石油焦是比較合理的途徑，而且其發生的反應對焦化裝置分餾塔造成的影響較小。部分有苯乙烯生成裝置的企業采取該種方式處理苯乙烯焦油，已經取得了良好的效果。但是，采取進延遲焦化裝置產生的產品附加值極低。
03
進催化裂化裝置回煉
對于采取渣油加氫裂化裝置的煉化企業來講，因為其沒有焦化裝置，便嘗試采用苯乙烯焦油進催化裂化裝置回煉的方式。部分企業選擇直接進催化反應器的提升管，小流量、間斷性地回煉，最終由于處理不當或者因苯乙烯自聚導致部分提升管堵塞，對催化裂化裝置的反應系統造成了較大的影響；部分企業選擇小流量、連續進催化裂化原料回煉，由于苯乙烯焦油相較催化裂化原料密度偏低，且比較容易揮發，同時由于催化裂化原料在加熱過程中，因苯乙烯自聚使轉子流量計內聚合導致流量失真，造成裝置較大幅度波動。
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展開 乙烯裝置副產物裂解重油在煉油裝置上的加工利用
為解決乙烯裂解重油與減壓渣油混合時的分層和凝聚現象，確保二者之間良好的相溶性，蘭州石化通過在其中加入穩定劑形成穩定乙烯裂解重油，以抑制次生膠質、瀝青質的生成;輸送至延遲焦化裝置罐區后，再向其中加入膠溶劑，以增加瀝青質膠團間的排斥力，防止瀝青質膠團相互吸引而發生聚沉。加入膠溶劑的穩定乙烯裂解重油與延遲焦化裝置減壓渣油原料混合成為膠溶重油，形成重油膠體體系。重油膠體體系中易結焦、結垢的物質較加劑前不易聚沉，可有效抑制延遲焦化裝置換熱器、管線、加熱爐的結焦，其摻煉流程如圖1所示。
裝置改造完成投用后，乙烯裂解重油最大摻煉量達到10t/h，摻煉量占原料總質量的比例達6.5%，裝置運行平穩，實現了裝置的長周期運行。標定結果表明，汽柴油收率提高2.26個百分點，焦炭收率降低3.36個百分點。2018年裝置累計摻煉乙烯裂解重油43934t，實現增效4217萬元。
延遲焦化裝置摻煉乙烯裂解重油只需增加配套的穩定劑、膠溶劑加注設備及相應流程，具有投資小，流程簡單，操作可靠的特點，解決了裝置直接摻煉乙烯裂解重油存在的問題，具有良好的應用前景。
02
催化裂化裝置摻煉
在催化裂化原料中摻入富含芳烴的二次加工重油作為添加劑，可降低催化劑的生焦量及裂化氣體產率，增加裝置目的產品收率，而乙烯裂解焦油是一種富含芳烴的組分。為優化催化裂化工藝過程，同時有效利用乙烯裂解焦油，有學者在催化裂化固定流化床小試裝置上對催化裂化原料中摻入不同比例的乙烯裂解焦油進行了考察，其產品分布見表2。
展開 乙苯裝置催化劑快速失活問題分析與對策
編 輯 | 化工活動家
來 源 | 煉油技術與工程 廣州石化工程公司
作 者 | 張仲利
關鍵詞 | 乙苯裝置 催化劑失活 問題分析
共 2600 字 | 建議閱讀時間 12 分鐘
導 讀
催化裂化干氣(催化干氣)制乙苯是利用催化干氣中的乙烯與苯發生烷基化反應生成乙苯的技術。該技術將催化干氣中低附加值的乙烯轉變成了高附加值的乙苯產品，采用該技術生產乙苯的裝置已有多套建成投產，產生了很好的經濟效益和社會效益。隨著新建催化干氣制乙苯裝置的逐漸增多，催化劑失活的問題偶有出現，但未發生催化劑徹底失去活性影響生產的致命問題，催化劑單程壽命基本上能維持在12個月。近年來，有部分企業催化干氣制乙苯裝置出現了烷基化催化劑快速失活現象，催化劑投用2~3個月后就失去活性，裝置無法繼續生產。部分企業針對催化劑失活的問題進行了研究，提出了調整操作參數、增加吸附床等應對措施，但目前未能徹底解決催化劑快速失活的問題。
催化干氣制乙苯裝置流程
催化干氣制乙苯裝置主要包括脫丙烯、反應、分離等工藝過程，涉及的脫丙烯及烷基化反應部分工藝流程示意見圖1。
展開 
煉廠輕烴的來源、組成及其綜合利用
1
輕烴來源
煉油廠輕烴主要來自于常減壓蒸餾、催化裂化、延遲焦化、加氫處理、加氫裂化和催化重整等裝置。據統計，2017年中石化30余家煉制企業的輕烴(C4及以下)產量達到26 Mt/a以上，約占原油加工總量11%，其中主要裝置的輕烴產量見下表。
催化裂化裝置不僅是煉油廠生產油品的核心裝置，也是煉油廠輕烴的主要來源。為了實現催化裂化干氣(催化干氣)和催化裂化液化石油氣的加工利用，相關的輕烴分離技術及轉化技術相繼開發和應用。煉油廠輕烴的第二主要來源也是重油和蠟油加工裝置，如延遲焦化、加氫裂化和加氫處理等。但隨著煉油廠的清潔化生產和轉型發展需求，未來延遲焦化裝置的加工量將會逐步下降，而加氫類裝置的加工量將逐步提升，煉油廠氣體輕烴中的飽和輕烴比例可達到40%～50%。此外，催化重整裝置也是煉油廠副產輕烴的主要裝置，氣體輕烴產量占全廠輕烴總量的9%～10%。對于以生產芳烴為主的煉油廠，重整芳烴聯合裝置副產的輕烴產量可達到全廠輕烴產量的30%～40%。隨著芳烴市場需求和煉油廠氫氣需求量的增加，煉油廠重整輕烴和芳烴歧化/異構化氣體的產量也將會繼續增加。雖然常減壓蒸餾裝置加工規模龐大，但由于蒸餾過程主要是物理過程，除在加熱過程中發生極少量的熱裂解反應產生少量輕烴外，其余均為被加工原油自身所含輕烴。常減壓裝置的輕烴收率較低(小于1%)，并且與所加工原油性質密切相關。
2
輕烴組成
催化裂化裝置的氣體輕烴組成與工藝技術密切有關。下表列出了國內煉油廠幾種典型催化裂化工藝的輕烴組成。
展開 高溫工況下閥門材料如何選擇？
它們多用在煉油廠的常減壓裝置和延遲焦化裝置上，此時CF8、CF8M、CF3及CF3M材質的閥門不是用于抗酸溶液腐蝕，而是用于含硫油品及油氣管路上。在此工況中，CF8、CF8M、CF3和CF3M的最高工作溫度上限為450℃。
2、 高溫Ⅰ級
閥門的工作溫度為425～550℃時為高溫Ⅰ級(簡稱PI級)。PI級閥門的主體材料為ASTMA351標準中的CF8為基形的“高溫Ⅰ級中碳鉻鎳稀土鈦優質耐熱鋼”。因PI級是特定的稱呼，在這里包含了高溫不銹鋼(P)的概念。因此，如果工作介質為水或蒸汽時，雖然也可用高溫鋼WC6(t≤540℃)或WC9(t≤570℃)，在含硫油品時雖然也可用高溫鋼C5(ZG1Cr5Mo)，但在這里不能稱它們為PI級。
3、 高溫Ⅱ級
閥門的工作溫度為550～650℃，定為高溫Ⅱ級(簡稱為PⅡ級)。PⅡ級高溫閥門主要用于煉油廠的重油催化裂化裝置，它包含用在三旋噴嘴等部位的高溫襯里耐磨閘閥。PⅡ級閥門的主體材料為ASTMA351標準中的CF8為基形的“高溫Ⅱ級中碳鉻鎳稀土鈦鉭強化型耐熱鋼”。
4、 高溫Ⅲ級
閥門的工作溫度為650～730℃，定為高溫Ⅲ級(簡稱為PⅢ級)。PⅢ級高溫閥門主要是用在煉油廠的大型重油催化裂化裝置上。PⅢ級高溫閥門主體材料為ASTMA351標準中的CF8M為基形的“高溫Ⅲ級中碳鉻鎳鉬稀土鈦鉭強化型耐熱鋼”。
5、 高溫Ⅳ級
閥門的工作溫度為730～816℃，定為高溫Ⅳ級(簡稱為PⅣ級)。
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展開 國內外加氫裂化催化劑技術發展
FRIPP通過開發新的催化劑材料和創新性制備技術，完成了第五代高活性加氫裂化催化劑的創制及推廣，主要包括FC-70催化柴油轉化催化劑、FC-52輕油型催化劑、FC-76靈活型催化劑、FC-60高中油型催化劑及FC-80生產高黏度指數加氫尾油的催化劑。圖6列出了FRIPP開發的系列加氫裂化催化劑。
與上一代催化劑相比，在單程轉化率相同的條件下，FC-52平均反應溫度降低了6℃，重石腦油和噴氣燃料收率分別增加了2.1和1.6百分點，柴油收率降低了2.1百分點，兩環以上環狀烴在加氫裂化尾油中減少3.5百分點，尾油芳烴指數（BMCI）降低了0.8單位，產品黏度指數提高了7單位。
FC-60適用于生產中間餾分油，可以有效降低二次裂解反應，降低氫耗，降低了氣體和輕石腦油產量，提高目標產物的收率。
FC-70適用于劣質柴油加氫轉化，主要用于FD2G技術。與上一代相比，相同工藝條件下，活性提高了3℃，氫耗降低0.12百分點，C5+液體收率提高了0.3百分點，汽油餾分辛烷值提高了1.2。
FC-76以富含介孔結構的高效改性分子篩為酸性組分，催化劑活性金屬分散度得到有效提高、孔徑分布得到優化、活性金屬利用率得到改善，加氫活性顯著提高，可以用于靈活性生產清潔燃料和優質化工原料（乙烯裂解原料）。在上海石化1500kt/a加氫裂化裝置應用，目的產品收率、尾油質量及運行能耗等方面顯著改善。液體產品收率提高0.19百分點，重石腦油收率提高5.94百分點，噴氣燃料產品收率提高5.61百分點，柴油收率降低6.27百分點。增產石腦油和噴氣燃料組分、壓減柴油效果明顯；加氫裂化尾油產品BMCI值比上周期降低了1.9單位，裝置能耗下降96.56MJ/t。
FC-80適用于生產高質量的尾油產品以及優質的石腦油、高質量的噴氣燃料和柴油產品等。
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