催化裂解

全部贴出催化裂解的工艺原理：.h8b^#k8Wn催化裂解工艺是在催化裂化的工艺基础上发展起来的[wiki]石油[/wiki]炼制新工艺，就工艺原理而言，催化裂解总数催化裂化的范畴，但是，由于裂解追求的目的产品不同，决定了其与裂化的区别。催化裂解的目的产品为丙烯。因此希望在反应过程中控制[wiki]氢[/wiki]转移反应已控制烯烃饱和，而高的反映温度及低的[wiki]催化剂[/wiki]活性对氢转移反应不利。同时裂解反映同属平行——顺序反应，增加反应深度及反应时间有利于中间产物进一步裂化，提高目的产品——丙烯的收率。由于上述原因，催化裂解的工艺上采用了“提升管+床层反应”反应形式及较高的反映温度，反映温度较常规的裂化高80-100℃。另外，反应物中烯烃的含量与油的分压有关，降低总反应压力，或注入蒸汽，降低油气的风压，有利于丙烯的生成，注入蒸汽还可以减低[wiki]焦炭[/wiki]产率，增加烯烃/烷烃比。注汽量占总进料量的25[wiki]%[/wiki]左右，这也是与常规催化裂化较显著的区别。三）催化裂解的催化剂0[5i!e,Z-\由于催化裂解的原料为重质油品，主要为产物为低分子丙烯，应次对催化剂的要求比催化裂化要高，为了能多产烯烃及低分子化合物，同时又减少生焦，因此要求催化剂必须能减少双分子反应，减少叠合反应，减少芳构化反应，减少氢转移反应，以尽可能少消耗烯烃多产出丙烯。*l)b{;J'm-T本装置采用的CRP-1型催化剂，是一种固体酸性择形催化剂，它可以较好地呈现上述目标。催化剂本身的性质、孔径、比表面积等较为合适，再控制适应的工艺条件，使得不少轻质中间产品又进行了择形反应，有选择的促进烯烃的生成。装置的操作条件较为苛刻，反应温度高，注水量大，再生温度高，烧焦强度大，这一切都对催化剂的物理性质，化学性质，提出了较高的要求。要求催化裂解的催化剂应当有比催化裂化更高的水热稳定性及晶体的热稳定性，以尽可能减少剂耗，提高效益。0S0U9Y2?(Z;G四）技术特点催化裂解与催化裂化在过程上极为相似，可以认为两者在“质”上是相同的，所不同的只是“量”（产品分布，操作条件等）。:P1p5X&Q1C+y'w&h我厂的催化裂解装置在工程设计上，是针对催化裂解的技术特点进行设计的，主要特点如下：1、采用提升管加床层反应器，改善了产品分布，在操作中，除提高反应温度外，尚需维持床层重量空速在2.5-4之间。2、反应温度高达560-580℃，比MGG及重油催化裂化还高，有利于提高转化率和多产气体烯烃。3、由于化学反应中，裂解反应速度大大高于其他反应，因而催化裂解工艺的气体量大，为常规催化裂化的4倍左右。4m*S9t.Dk4、催化裂解反应热大，所需[wiki]剂油比[/wiki]高是常规催化裂化的2-3倍，剂油比约为10-12。5、反应器提升管中间大量注汽以减少油气分压，促进分解反应，注汽量占总进料25%左右。6、实现了大比重催化剂流化及输送的工程技术。(~$L~)Y0B$m7、实现了二器及分馏塔自身热平衡地调整。8、工程设计上解决了高温油气部位的结焦问题。9、反应器汽提段两段汽提，汽提温度高，汽提效果好。7|5r8w8_0E3j10、再生器采用预混和烧焦管界床层的工艺，中间多段给风，烧焦强度大、效果好，并且采用了外循环管技术以提高烧焦管底部待生剂起始温度，提高燃烧速度及效果。11、分馏塔采用塔顶二级冷凝冷却回流方式，适应了裂解反应气体产品量大，注水量大的特点。12、为了提高吸收塔的吸收效果，该塔设有4个中段回流。7r*i!\(a;O-A,\4K脱硫脱硫醇部分一）工艺原理0Q([4r)@%?2p1、干气、液化气脱硫化氢部分1v-D$j3P,K-j6Y2`4G裂解过程中产生的干气、液化气含有少量的H2S和CO2等杂质，影响使用，须进行脱除，采用烷基醇胺化学吸收法即以弱有机碱为吸收剂，分别与干气、液化气在吸收塔内逆流接触，吸收干气、液化气中的H2S和CO2，使干气、液化气得以净化，吸收了H2S和CO2的富胺液在高温低压下分解释放出H2S和CO2酸性气体，利用这一可逆的化学反应，使富胺液在再生塔内，重新分解成贫胺液和酸性气，贫胺液用作吸收剂循环使用，酸性气体往下游硫回收装置。~2K)k!Eg9v&z反应方程式如下：'D-X-k|&e2v2[4Z与H2S反应：2RHN2+H2S≒(RNH3)2S(RNH3)2S+H2S≒2RHN3HS与CO2反应：2RHN2+CO2+H2O≒(RNH3)2CO3(RNH3)2CO3+CO2+H2O≒2RHN3HCO3/bI'F8q9V8s2RHN2+CO2≒RNHCOONH3R5d8p,k3a6k5T3m3x其中：R表示—CH2CH2OH基团9L0O1d6~7[.x/~9s2、脱硫醇部分&p:?5}'a!{油品中的硫除以H2S形式存在外，还以各种有机硫方式出现，硫醇就是其中一种，尽管为数不多，所占比例不大，但有恶臭味道，污染环境，妨碍使用，影响产品质量，通常采用氧化脱硫醇工艺进行脱除，该工艺包括单纯抽提硫醇或单独氧化脱臭的一步法和将抽提和氧化脱臭两者结合起来的两步法。氧化脱臭只改变油品中硫存在形式其总硫数目不减少，抽提脱硫醇可以减少油品中总硫数目，但不能全部将硫醇除掉，抽提和氧化脱臭两者结合使用，既可使油品中总硫数目减少，又能改变油品中残存硫的存在形式。总之，采用那种方法，应根据油品中硫醇含量对产品质量要求来确定。无论哪种方法都是基于含有催化剂（聚酞箐钴或磺化酞箐钴）的碱液来精制油品，生成的硫醇钠盐存在下，经通风氧化成二硫化物的过程、反应方程式如下：$`;Z:d4^7e(N反应式：RSH+NaOH→NaSR+H2O2NaSR+1/2O2+H2O→RSSR+2NaOH总反应式：2RSH+1/2O2→RSSR+H2O1、干气、液化气脱硫采用常规脱硫生产工艺流程，脱硫溶剂为单乙醇胺。在装置内设液化气脱硫原料罐和进料泵，原料罐液面与液化气流量串级调节，保证液化气脱硫和脱硫醇操作稳定。*r*}/x7^x2、未设置液化气脱硫溶剂分流罐，将液化气脱硫塔顶部直径加大，降低液体流速以利于胺液与液化气的分离。同时将高度适当加高，延长液化气在上部的停留时间，也有利于沉降分离。1w0k:s4_/f,V3、液化气脱硫醇采用抽提一步法脱除硫醇形式存在的硫，使硫醇含量＜10ppm,汽油脱硫醇采用抽提预氧化脱臭结合起来的二步法,即可使油品中总硫数目减少,又能改变油品中残存硫的形式.4、液化气，汽油抽提塔为[wiki]填料[/wiki]塔，采用了高效蜂窝状格栅规整填料，规整填料使塔内流体分布均匀。有效的抑制轴向返混，达到径向混合柱塞流动，具有负荷高，通过量大，阻力小，传质效率高，[wiki]机械[/wiki]强度大，结构简单，易于加工制造和安装等特点。三、气体分馏部分催化裂解车间气体分馏装置，设计加工能力为20万吨/年。该装置的流程采用常规的脱丙烷塔、脱乙烷塔、丙烯塔三塔流程，所用原料系从催化裂解装置生产的液化气先经脱硫，再净脱硫醇精制后进装置，原料的主要组分有碳三、碳四及少量的碳五和碳二。主要产品有丙烯、丙烷及碳四混合馏分，其中丙烯作为丙烯腈装置的原料。7c-`4n1J1L+R)d一）工艺基本原理分硫是利用气态或液态混合物中各组分的挥发度（或[wiki]沸点[/wiki]）的不同而将其分离出来的一种方法，气体分馏的主要[wiki]设备[/wiki]是由精馏塔，冷凝器和重沸器组成，精馏塔内设有塔板，进料板以上为精馏段，进料板以下为提馏段。物料在塔内进行精馏。精馏过程的实质是不平衡的汽、液两相经过热交换，气相多次部分冷凝与液相多次部分汽化相结合的过程。即汽、液两相在分馏塔板上传质、传热的过程。物料进入分馏塔以后，气相籍压差穿过塔板上的小孔与板上液体“接触”，由于汽液两相存在温度差和浓度差，因此两项接触之后，进行热、质交换，气相离开液层后升入上一块塔板，并将热量传给液相，液相则自上而下逐板下降，两相在每层塔板上多次传热，传质后，上升的汽相温度不断下降，其中相对挥发度较低的重组分不断被冷凝下来进入回流液中，上升的气相中轻组分浓度逐渐增加，下降的液相得到热量后温度不断提高，其中的轻组分汽化为气相，因此下降的液相中轻组分浓度不断下降，这样。通过塔板的精馏作用，达到汽、液相组分分离的目的。气相从塔顶出来后经塔顶冷凝器冷却后，一部分送回塔内作为内回流，一部分作为塔顶产品。塔底的一部分物料循环，由重沸器提供热源，将塔底物料加热，使塔底物料中轻组分蒸发，作为塔内上升的汽油，部分以液相形式从塔底抽出，作为塔底产品。-a2f5e'o;Y二）技术特点&c&B4\,N4s1、气体分馏装置的主要任务是将精制液化气进行分离，为丙烯腈装置提供纯度为99%的丙烯，该装置设计采用了常规的脱丙烷塔，脱乙烷塔和丙烯塔三塔流程，塔顶产品用循环水进行冷却，塔底重沸器用0.45MPa的蒸汽作为热源提供热量，丙烯塔的流程没有采用热泵流程，工艺设计部门在可行性研究阶段对丙烯塔的常规与热泵两个方案从经济角度（设备费用、操作费用）和工艺角度进行了评价，，认为采用热泵方案，可大量节约冷却水和蒸汽用量，可降低能耗约30%，但是该方案需要增加压缩机制冷系统，使装置的总投资增加约20%，而且流程要复杂得多，因此选用了常规的丙烯塔流程。2、脱乙烷塔和丙烯塔塔顶压力采用热旁路压力控制方案，该方案的特点是将塔顶冷凝器安装在回流罐的下边，当塔顶压力发生变化时，通过调节不经冷凝的热旁路来调节塔顶与回流罐之间的压差，压差的变化时冷凝器与回流罐的液面差随之改变，从而改变了冷凝器的冷却面积，使塔顶蒸汽冷凝量发生变化，塔顶压力随之变化，这样便达到了稳定塔的目的。3、由于目前炼厂对塔四产品没有进一步深加工的要求，因此碳四产品没有进行深度分离，而作为混合组分出装置。+{9C2r;i'D(L,N:u*L/V.Wz%z工艺流程说明一、催化裂解部分1、反应、再生部分催化裂解反应温度565-580℃，反应压力为0.17-0.18兆帕（绝）。其反应是以催化反应为主，反应热较大，需要10-12的剂油比。为了降低油气分压，需在反应器内通入25%（对总进料）的水蒸气。催化裂解原则工艺流程与催化裂化装置基本相似。+?1E:v'Z&m4b3d-Y1）进料预热系统裂解原料主要为直馏蜡油，新鲜原料由装置外送入原料油缓冲罐D-203，用泵P-201/1-2从原料油缓冲罐D-203抽出。首先进原料-油浆换热器换热E-201/1-4至310℃，然后进原料加热炉F-201升温至330-380℃，分两路进提升管反应进料喷嘴。2）反应系统-S-m2sv&^)D(P2R*U由原料加热炉来的反应进料与来自再生器的约700℃高温催化剂接触，立即气化并反应，在提升管内，生成一部分汽油、轻油及气体烃类，反应油气注入的水蒸气与未转化的原料油气携带催化剂经过分布板一并进入流化床反应器进一步反应。与此同时，在催化剂上沉积一部分芳烃缩合物-----焦炭。携带催化剂的反应油气近四组两级旋风分离器分离，分离出的油气去分馏塔，回收下来的积存有焦炭的催化剂精料腿流入反应器床层下部。然后经过汽提段，用过热水蒸气进行汽提，脱去夹带油气的待生催化剂经斜管流入烧焦管。反应压力由气体压缩机K-301入口管线上的压力调节器及放空阀控制。正常操作时，压力控制为0.07-0.1MPa（表）。反应温度由再生斜管单动滑阀开度控制，正常操作时，反应床层温度控制565-580℃。:F:Q%E'm&P3M3y3）再生系统]9V0_(X.I9O$H&i5^来自汽提段的待生催化剂，与经循环斜管自再生器来的约700℃高温催化剂混合，以提高再生起始温度。混合后的催化剂在烧焦管内烧焦（约50%的焦炭）。烧焦空气由主风机K101供给，经辅助燃烧室F101，预混合烧焦管提升待生及再生催化剂，再生催化剂与烧焦产生的烟气并流向上，进入再生器床层，根据需要，灵活通入部分新鲜空气用以进一步烧掉残存的焦炭。在再生器稀相床中，烟气携带的催化剂大量沉积下来。未沉降的催化剂与烟气一起进入无阻两级旋风分离器，分离出烟气进入外集气室，通过再生