㈠ mtbe种含甲醇高是什么原因
如果你问的是生产MTBE的问题，那么答案应该是：1、醇烯比过高，反应剩余甲醇过多，带入催化蒸馏塔中，这个可以在反应器出口分析中看出；2、催化蒸馏塔异常，C4和甲醇共沸不好，使塔底甲醇含量偏高；3、催化蒸馏塔灵敏板温度不够，不能达到分离效果，自然就高了。
㈡ 催化裂化的分馏塔与常压分馏塔相比有何异同点
催化裂化分馏塔无进料炉，塔下部有人字挡板脱过热段。
催化分馏塔一般段线抽出较少回。最主要答催化分馏塔有很多不凝气，而常压分馏塔没有。
分馏是分离几种不同沸点的混合物的一种方法；对某一混合物进行加热，针对混合物中各成分的不同沸点进行冷却分离成相对纯净的单一物质过程。过程中没有新物质生成，只是将原来的物质分离，属于物理变化。
分馏实际上是多次蒸馏，它更适合于分离提纯沸点相差不大的液体有机混合物。如煤焦油的分馏；石油的分馏。当物质的沸点十分接近时，约相差20度，则无法使用简单蒸馏法,可改用分馏法。分馏柱的小柱可提供一个大表面积与蒸气凝结。
㈢ 保证常减压蒸馏装置的安全措施有哪些
常减压蒸馏装置是石油加工中最基本的工艺设备，随着减压蒸馏技术的改造和发展、原油蒸馏装置的平均能耗大幅下降、轻油拔出率和产品质量大大提高，危险、危害因素也随之增加。
常减压蒸馏装置的重点设备包括加热炉、蒸馏塔、机泵和高低压瓦斯缓冲罐等几部分。加热炉的作用是为油品的汽化提供热源，为蒸馏过程提供稳定的汽化量和热量。加热炉的平稳运行是常减压装置生产运行的必要保证，加热炉发生事故不能运行，整个装置都将被迫停工。而塔则是整个常减压蒸馏装置的核心，包括初馏塔、常压塔、常压汽提塔、减压塔及附属部分。原油在分馏塔中被分馏成不同组分的各测线油品，同时，塔内产生大量的易燃易爆气体和液体，直接影响生产的正常进行和装置的安全运行。机泵是常减压蒸馏装置的动力设备，它为输送油品及其他介质提供动力和能源，机泵故障将威胁到装置的平稳运行，特别是塔底泵的事故将导致装置全面停产。高低压瓦斯缓冲罐因其储存的介质为危害极大的瓦斯，瓦斯一旦发生泄漏将可能导致燃烧爆炸等重大事故的发生。因此高低压瓦斯缓冲罐在开工前要按照标准对其进行严格的试压和验收，检查是否泄漏。运行中要时常对其检查维护，如有泄漏等异常现象应立即停用并处理，同时还要定期排残液。
常减压蒸馏装置存在的主要危险因素，根据不同的阶段，存在不同的危险因素，避免或减轻这些危险因素的影响，可以采取相应的一些安全预防管理措施。
开工时危险因素及其安全预防管理措施
常减压装置的开工按照以下顺序步骤进行：
开工前的设备检查→设备、流程贯通试压→减压塔抽真空气密性试验→柴油冲洗→装置开车。
装置开车的顺序是：原油冷循环→升温脱水→250℃恒温热紧→常压开侧线→减压抽真空开侧线→调整操作。
在开工过程中，容易产生的危险因素主要是：机泵、换热器泄漏着火、加热炉升温过快产生裂纹等，其危险因素为油品泄漏、蒸汽试压给汽过大、机泵泄漏着火等，具体介绍如下：
油品泄漏
(1)事故原因：
①开工操作波动力大，检修质量差，或垫片不符合质量要求。
②改流程、设备投用或切换错误造成换热器憋压。
(2)产生后果：换热器憋压漏油，特别是自燃点很低的重质油泄漏，易发生自燃引起火灾。
(3)安全预防管理措施：
①平稳操作。
②加强检修质量的检查。
③选择合适的垫片。
④改流程、设备投用或切换时，严格按操作规程执行。
⑤发生憋压，迅速找出原因并进行处理。
蒸汽试压给汽过大
(1)事故原因：开工吹扫试压过程中，蒸汽试压给汽过大。
(2)产生后果：吹翻塔盘，开工破坏塔的正常操作，影响产品质量。
(3)安全预防管理措施：调节给汽量。
机泵泄漏着火
(1)事故原因：
①端面密封泄漏严重。
②机泵预热速度太快。
③法兰垫片漏油。
④泵体砂眼或压力表焊口开裂，热油喷出。
⑤泵排空未关，热油喷出着火。
(2)产生后果：机泵泄漏着火。
(3)安全预防管理措施：
①报火警灭火。
②立即停泵。若现场无法停泵，通过电工室内停电关闭泵出入口，启动备用泵。
③若泵出入口无法关闭，应将泵抽出阀及进换热器等关闭。
④若塔底泵着火，火势太大，无法关闭泵入口时，应将加热器熄火，切断进料。灭火后，迅速关阀。
停工时危险因素及其安全预防管理措施
在停工过程中，容易产生的主要危险因素有：炉温降低过快导致炉管裂纹，洗塔冲翻塔盘。停工主要危险因素有停工时炉管变脆断裂、停工蒸洗塔时吹翻塔盘等。
停工时炉管变脆断裂
(1)事故原因：停工过程中，炉温降温速度过快，可能会造成高铬炉管延展性消失而硬度增加，炉管变脆，炉管受到撞击而断裂。
(2)产生后果：炉管出现裂纹或断裂。
(3)安全预防管理措施：
①停工过程中，炉温降温不能过快，按停工方案执行。
②将原炉重新缓慢加到一个适当的温度，然后缓慢降温冷却，可以使炉管脆性消失而恢复延展性，继续使用。
③停工，将已损坏的炉管更换。
停工蒸洗塔时吹翻塔盘
(1)事故原因：停工蒸洗塔过程中，蒸汽量给的过大，又发生水击，吹翻塔盘。
(2)产生后果：停工蒸洗塔时吹翻塔盘。
(3)安全预防管理措施：适当控制吹气量。
正常生产中的危险因素及其安全预防管理
开工正常生产过程中的主要危险因素有原油进料中断加热炉炉管结焦、炉管破裂、瓦斯带油、分馏塔冲塔真空度下降、汽油线憋压、减压塔水封破坏、常顶空冷器蚀穿漏洞转油线蚀穿等。
原油进料中断加热炉炉管结焦
(1)事故原因：
①原油进料中断。
②处理量过低，炉管内油品流速低。
③加热炉进料流。
④加热炉火焰扑炉管。
⑤原料性质变重。
(2)产生后果：
①塔底液位急剧下降，造成塔底泵抽空，加热炉进料中断，加热炉出口温度急剧上升。
②结焦严重时会引起炉管破裂。
(3)安全预防管理措施：
①加强与原油罐区的联系，精心操作。
②若发生原油进料中断，联系原油罐区尽快恢复并减低塔底抽出量，加热炉降温灭火。
③炉管注汽以增加加热炉炉管内油品流速，防止结焦。
④保持炉膛温度均匀，防止炉管局部过热而结焦，防止物料偏流。
炉管破裂
(1)事故原因：
①炉管局部过热。
②炉管内油品流量少，偏流，造成结焦，传热不好，烧坏漏油。
③炉管质量有缺陷，炉管材料等级低，炉管内油品高温冲蚀，炉管外高温氧化爆皮及火焰冲蚀，造成砂眼及裂口。
④操作超温超压。
(2)产生后果：烟囱冒黑烟，炉膛温度急剧上升。
(3)安全预防管理措施：
①多火嘴、齐水苗可防止炉管局部过热造成破裂。
②选择适合材质的炉管。
③平稳操作，减少操作波动。
瓦斯带油
(1)事故原因：
①瓦斯罐排凝罐液位上升，未及时排入低压瓦斯罐网。
②瓦斯罐排凝罐加热盘管未投用。
(2)产生后果：烟囱冒黑烟，炉膛变正压，带油严重时，炉膛内发生闪爆，防爆门开，甚至损坏加热炉。
(3)安全预防管理措施：
①控制好瓦斯罐排凝罐液面，及时排油入低压瓦斯罐网。
②投用瓦斯罐排凝罐加热盘管。
③瓦斯带油严重时，要迅速灭火，带油消除后正常操作。
分馏塔冲塔真空度下降
(1)事故原因：
①原油带水。
②塔顶回流带水。
③过热蒸汽带水，塔底吹汽量过大。
④进料量偏大，进料温度突然。
⑤塔底吹汽量过大(湿式、微湿式)，或炉管注汽量过大(湿式)，汽提塔吹汽量过大(润滑油型)，或炉出口温度波动或塔底液面波动。
⑥抽真空蒸汽压力不足或中断，减顶冷却器汽化，抽真空器排凝器气线堵，设备泄漏倒吸空气。
(2)产生后果：
①塔顶压力升高。
②油品颜色变深，甚至变黑。
③破坏塔的正常操作，影响产品质量。
④倒吸空气造成爆炸。
(3)安全预防管理措施：
①加强原油脱水。
②加强塔顶回流罐切水。
③调整塔底吹汽量。
④稳定适当进料量和进料温度。
⑤控制好塔底液位。
⑥保持适当的吹汽量，稳定的抽真空蒸汽，稳定的炉温。
⑦调整好抽真空系统的冷却器，保证其冷却负荷。
⑧加强设备检测维护。
汽油线憋压
(1)事故原因：管线两头阀门关死，外温高时容易憋坏管线。
(2)产生后果：管线爆裂，汽油流出，易起火爆炸。
(3)安全预防管理措施：夏季做好轻油的防憋压工作。
减压塔水封破坏
(1)事故原因：
①水封罐放大气线中存油凝线或堵塞，造成水封罐内压力升高，将水封水压出，破坏水封。
②水封罐放大气排出的瓦斯含对人有害的硫化氢，将其高点排空，排空高度与一级冷却器平齐。若水封罐内的减顶污油排放不及时，污油憋入罐内，当污油积累至一定程度时，水封水被压出，水封水变油封，影响末级真空泵工作。
(2)产生后果：易造成空气倒吸入塔，发生爆炸事故。
(3)安全预防管理措施：
①加强水封罐检查。
②水封破坏，迅速给上水封水，然后消除破坏水封的原因。
③若水封罐放大气线堵或凝，迅速处理畅通。
④水封变油封，迅速拿净罐内存油，并检查放大气线是否畅通。
常顶空冷器蚀穿漏洞转油线蚀穿
(1)事故原因：
①油品腐败，制造质量有问题或材质等级低。
②转油线高速冲刷及高温腐蚀穿孔，制造质量有问题或材质等级低。
(2)产生后果：
①漏油严重时，滴落在高温管线上引起火灾。
②高温油口泄漏。
(3)安全预防管理措施：
①做好原油一脱四注工作，加大防腐力度。
②报火警消防灭火，汽油罐给水幕掩护(降温)原油降量，常炉降温，关小常底吹汽，降低常顶压力，迅速切换漏油空冷器，灭火后检修空冷器。
③做好防腐工作。
④选择适当材质。
⑤将漏点处补板焊死或包盒子处理。
设备防腐
随着老油田原油的继续开采，原油的重质化、劣质化日益明显，原油的含酸介质量不断增加，加上对具有高含酸量的进口高硫原油的加工，都对设备的防腐提出更高的要求。原油中引起设备和管线腐蚀的主要物质是无机盐类及各种硫化物和有机酸等。常减压装置设备腐蚀的主要部位：
(1)初馏塔顶、常压塔顶以及塔顶油气馏出线上的冷凝冷却系统。
①腐蚀原因及结果：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，HCl与H2S的蒸馏过程中随原油的轻馏和水分一起挥发和冷凝，在塔顶部和冷凝系统易形成低温HCl-H2S-H2O型腐蚀介质，使塔顶及塔顶油气馏出线上的冷凝冷却系统壁厚变薄，降低设备壳体的使用强度，威胁安全生产。原油中的硫化物(参与腐蚀的主要是H2S、元素硫和硫醇等活性硫及易分解为H2S的硫化物)在温度小于120℃且有水存在时，也形成低温HCl-H2S-H2O型腐蚀性介质。
②防腐预防管理措施：在电脱盐罐注脱盐剂、注水、注破乳剂，并加强电脱盐罐脱水，尽可能降低原油含盐量。在常压塔顶、初馏塔顶、减压塔顶挥发线注氨、注水、注缓蚀剂，这能有效抑制轻油低温部位的HCl-H2S-H2O型腐蚀。
(2)常压塔和减压塔的进料及常压炉出口、减压炉转油线等高温部位的腐蚀。
①腐蚀原因及结果：充化物在无水的情况下，温度大于240℃时开始分解，生成硫化氢，形成高温S-H2S-RSH型腐蚀介质，随着温度升高，腐蚀加重。当温度大于350℃时，H2S开始分解为H2和活性很高的硫，在设备表面与铁反应生成FeS保护膜，但当HCl或环烷酸存在时，保护膜被破坏，又强化了硫化物的腐蚀，当温度达到425℃时，高温硫对设备腐蚀最快。
②防腐预防管理措施：为减少设备高温部位的硫化物和环烷酸的腐蚀，要采用耐腐蚀合金材料。
(3)常压柴油馏分侧线和减压塔润滑油馏分侧线以及侧线弯头处。常压炉出口附近的炉管、转油线，常压塔的进料线。
①腐蚀原因及结果：220℃以上时，原油中的环烷酸的腐蚀性随着温度的升高而加强，到270℃～280℃时腐蚀性最强。温度升高，环烷酸汽化，液相中环烷酸浓度降低，腐蚀性下降。温度升至350℃时环烷酸汽化增加，汽相速度增加，腐蚀加剧。温度升至425℃时，环烷酸完全汽化，不产生高温腐蚀。
②防腐预防管理措施：为减少设备高温部位的硫化物和环烷酸的腐蚀，要采用耐蚀合金材料。
机泵易发生的事故及处理
机泵是整个装置中的动设备，相对装置的其他静设备如塔等更容易发生事故。机泵的故障现象有泵抽空或不上量；泵体振动大、有杂音和密封泄漏。
泵抽空或不上量
(1)产生原因：
①启动泵时未灌满液体。
②叶轮装反或介质温度低黏度大。
③泵反向旋转。
④泵漏进冷却水。
⑤入口管路堵塞。
⑥吸入容器的液位太低。
(2)处理措施：
①重新灌满液体。
②停泵联系钳工处理或加强预热。
③重新接电机导线改变转向。
④停泵检查或重新灌泵。
⑤停泵检查排除故障。
⑥提高吸入容器内液面。
泵体振动大、有杂音
(1)产生原因：
①泵与电机轴不同心。
②地脚螺栓松动。
③发生气蚀。
④轴承损坏或间隙大。
⑤电机或泵叶轮动静不平衡。
⑥叶轮松动或有异物。
(2)处理措施：
①停泵或重新找正。
②将地脚螺栓拧紧。
③憋压灌泵处理。
④停泵更换轴承。
⑤停泵检修。
⑥停泵检修，排除异物。
密封泄漏
(1)产生原因：
①使用时间长，动环磨损。
②输送介质有杂质，磨损动环产生沟流。
③密封面或轴套结垢。
④长时间抽空。
⑤密封冷却水少。
(2)处理措施：
①换泵检查。
②停泵换泵处理。
③调节冷却水太少。
㈣ 酒精蒸馏塔塔釜的液位一般控制在多少
此蒸馏方式已经过时，建议差压蒸馏（加真空系统，粗塔真空）节能，排杂效果好；液位正常50%左右
㈤ 催化重整装置预分馏塔底油初馏点怎么控制
催化重整装置预分馏塔底油初馏点的控制与生产产品方案有关：
（1）以生产芳内烃（苯、甲苯、二甲苯）为容目的时，初馏点控制在65度左右；
（2）以生产高辛烷值汽油为目的产品时，初馏点控制在90度左右，可以有效降低重整生成油的苯含量，成品汽油要求苯含量小于1%。
（3）根据重整原料的恩氏蒸馏数据，计算出应切割多少拔头油，通过控制塔底重沸器或者重沸炉的热量输入，切割需要数量的拔头油，从而保证了塔底油的初馏点。
㈥ 渣油催化裂化的特点和技术特征
http://www.gsc.dicp.ac.cn/jxgl/2006cjseminarkj/gych/256,1,渣 油 催 化 裂 化 催 化 剂
催化裂化运行
第一问题是提升管结焦
第二问题是催化剂跑损
各位有什么高招，欢迎回复。
- 作者： fccu 2006年08月18日, 星期五 22:22 回复（0） | 引用（0） 加入博采
troubleshooting FCC ...
http://www.refiningonline.com/EngelhardKB/crep/TCR1_5.htm
G
关于流化，斜管的文章
- 作者： fccu 2006年07月18日, 星期二 01:44 回复（0） | 引用（0） 加入博采
斜管架桥
斜管架桥比较常见，现象是斜管振动，还有几个词，叫做沟流，节涌。。都差不多，就是催化剂的流化状态被破坏。。不是均匀的“乳化”状态，而是气相与固相分离，轻则影响料位或温度控制，严重的会损坏设备。
一般，直径小的斜管比直径大的容易架桥
拐弯多的斜管比直的斜管容易架桥
催化剂细粉少的容易架桥
还有，松动点设置也有很多学问。。。一般认为，随着高度下降，压力升高，气体体积被压缩，就容易出问题。。
- 作者： fccu 2006年07月13日, 星期四 21:34 回复（4） | 引用（0） 加入博采
推荐个论坛
http://www.hgbbs.net/index.asp
化工论坛,牛人很多...
感谢阿德提供信息
- 作者： fccu 2006年07月6日, 星期四 06:13 回复（0） | 引用（0） 加入博采
兰州石化公司通报“6·28”火灾情况
人民网兰州6月28日电 记者李战吉报道：今日下午3时，兰州石化公司召开新闻发布会，该公司安全副总监卢建国就上午发生的火灾事故进行情况通报。
通报人说，6月28日上午8：05分，炼油厂40万吨／年气体分馏装置507换热器头盖发生泄漏(换热器内介质为液态烃)，引发着火。火灾发生后，兰州石化公司党委副书记、纪委书记、工会主席李政华、等班子成员立即赶往火灾事发地点，及时启动抢险应急预案，全力以赴指挥灭火抢险工作。甘肃省安全生产监督管理局齐永刚副局长、甘肃省环保局王新中副局长、甘肃省消防总支陶润仁总队长、兰州市姚国庆副市长及省市区有关部门领导也赶到现场，组织指挥抢险。
通报人介绍说，公司消防支队8：06分接到火警报告后，8：09分赶赴火灾现场，全力以赴组织灭火。兰州市消防支队及西固区消防队也及时赶来支援灭火工作，火势于上午10时得到控制。由于液态烃在常压下为液化气，为防止明火扑灭后，液化气扩散，产生二次火灾，现正采用有效控制措施，保护燃烧，将残留在换热器内的液态烃以燃净为止。
炼油厂及时组织人员于8：15分切断物料，降压泄压，紧急组织装置停工，关闭所有与装置外部连接的阀门，并切断电源。
通报人称，兰州石化公司立即启动环境紧急预案，组织人员封堵雨排系统，封闭所有进入黄河的排放口，设立现场围堰，将事故消防水引入炼油污水处理场进行处理，并启用3万立方米应急调节池，使消防水没有排入黄河。同时，加强大气和水质监测，定时取样分析，经环保部门监测，目前大气和黄河水质没有发生任何污染。
据介绍，在灭火施救过程中，参与灭火的企业消防队员有1名牺牲；另有10名队员受伤，其中6名重度烧伤，4名中度烧伤。兰州石化总医院以及甘肃省兰州市的相关专家已经到医院进行救治。
另据介绍，兰州石化公司已经成立了“6·28”火灾事故领导小组，下设了现场抢险组、事故调查组、综合协调组、善后处理组、稳定生产组，有序开展工作。目前，兰州石化公司主体炼油化工生产装置稳定运行，员工队伍情绪保持了稳定。
兰州石化公司表示，将本着对员工负责、对社会负责的态度，认真做好事故抢险、伤员救治、善后处理和事故调查分析工作。
公司方面目前尚未允许记者赴现场采访。
- 作者： fccu 2006年06月29日, 星期四 10:00 回复（0） | 引用（0） 加入博采
steam desuperheater
蒸汽要过热才能用。不过有的地方，过热度太高也不好，比如用蒸汽做热源的重沸器。因为这里主要是利用蒸汽的冷凝过程放出的热量，气相降温产生的显热很少，简直可以忽略不计。
在这种情况下，蒸汽温度超过饱和温度太高，没什么好处，反而使得换热器局部过热，所以要设置脱过热器。其实很简单，就是把锅炉给水直接喷到蒸汽管线里，使用后路温度控制喷水量。
某天某厂开工的时候，发现温度差3~5度，就是降不到规定的温度，调节阀100%全开也无济于事。。。怎么回事呢？我接到指示，找出原因，解决问题！
看图纸，到现场，问操作工，情况就是这个样子，温度已经较低，我不担心对设备有什么影响，但是调节阀怎么开关，温度都纹丝不动，总是个问题。。
我想，温度降不下来，有两个原因，一个是降温介质量不够，那就是意味着水量不够，上水系统有问题。另外一个原因就是系统蒸汽太热。系统温度确实很高，但测温点之后，还有两路汽包来的蒸汽直接进入系统，量也不知道。。
做两个热量平衡的计算：1，假定蒸汽温度正常，计算喷了多少水。。。。结果是很少，不到满量程的10%
2。假定水量正常，计算进入系统的蒸汽温度。。。结果是很高，大概600度，显然不合理。
我的结论是：喷水系统堵塞，要打开这个系统进行清理。。报告交给领导，我就下班了。。
第二天上班，领导告诉我，原因找到了：系统蒸汽带水，已经是饱和蒸汽了，锅炉给水喷进去，没有相变，对温度影响甚微，热电偶根本检测不到温度变化。。真是个意外！
- 作者： fccu 2006年06月29日, 星期四 09:48 回复（0） | 引用（0） 加入博采
翼阀磨穿
某厂反应器旋分磨了个大洞，出来。。。打电话来。。
第一感觉是，催化剂系统，磨损是常有的事情，换一个好了。。。
不过按理说呢，料腿内部应该有料封，这也是翼阀设置的原因，流动速度应该是很慢的，或者是一下下地打开关闭。。
是不是安装有问题呢？翼阀有严格的角度要求，每一个都应该做过试验确定安装角度，保证在一定压力下才能打开，否则应该是密封的。。如果装歪了，翼阀一直开一条缝，催化剂持续冲刷，也许会这样吧。。
可是所有的都冲了洞出来，就有问题了。。而且这个问题不解决，催化剂从洞里出来，阀板不活动，时间长了结焦，阀板就更不活动了。。。万一有个操作波动，旋分料腿卸料不畅，催化剂肯定就跑分馏塔里了。。
讨论半天，那边认为是料腿太粗了，翼阀一开，呼噜一下都流光了。。。其实，粗细不是问题，只要阀板封得住，也许阀板没有那么高的灵敏度。。也许时间长了，挂翼阀的杆太光滑---一不小心就打开，或是太粗糙---打开了关不上。。
原因大体如此，结论是，最好换成平衡锤式的翼阀，而取消这种门帘式的设计。。那种翼阀阀板水平安装，耐磨衬里，要磨坏可不太容易。
- 作者： fccu 2006年06月1日, 星期四 17:24 回复（0） | 引用（0） 加入博采
MGD和MIP
mgd--最大化气体和柴油，其技术特点是：轻重原料油芬曾进料，汽油回炼。。
mgd的目的是通过汽油回炼，将汽油转化为液化气和柴油，此技术90年代末在中国南方比较流行，当时汽油过剩，而液化气价格高昂，还可以提高柴汽比。。。此技术与季节和市场有关。
mip--最大化异构烷烃，技术特点是设置循环斜管将待生催化剂从汽提段循环回提升管顶部，产生“第二反应区”。
mip产生的背景是前几年汽油规格要求烯烃含量达到35%，而当时炼油厂生产汽油的主力装置是fcc，调和组分和调和手段都很少。在反应区，在低温和长反应时间下，有利于异构化反应，从而使得产品汽油中的烯烃含量降低。当然，在催化剂上也相应有所变化。
这是本人理解。。。应该以石科院官方资料为准。。不过可以看到，技术的发展都是市场和环保法规在推动。。。随着大量重整装置的建设，产品汽油中烯烃含量达到18%应该不是难题了。。但相应地，重整汽油中芳烃含量会越来越成为关注焦点。。
也许，异构化装置和烷基化装置会有所发展。。
- 作者： fccu 2006年05月15日, 星期一 15:40 回复（7） | 引用（0） 加入博采
石油炼制过程－催化裂化
石油炼制过程之一，是在热和催化剂的作用下使重质油发生裂化反应，转变为裂化气、汽油和柴油等的过程。原料采用原油蒸馏（或其他石油炼制过程）所得的重质馏分油;或重质馏分油中混入少量渣油,经溶剂脱沥青后的脱沥青渣油；或全部用常压渣油或减压渣油。在反应过程中由于不挥发的类碳物质沉积在催化剂上，缩合为焦炭，使催化剂活性下降，需要用空气烧去（见催化剂再生），以恢复催化活性，并提供裂化反应所需热量。催化裂化是石油炼厂从重质油生产汽油的主要过程之一。所产汽油辛烷值高（马达法80左右），安定性好，裂化气（一种炼厂气）含丙烯、丁烯、异构烃多。
沿革 催化裂化技术由法国E.J.胡德利研究成功，于1936年由美国索康尼真空油公司和太阳石油公司合作实现工业化，当时采用固定床反应器，反庆和催化剂再生交替进行。由于高压缩比的汽油发动机需要较高辛烷值汽油，催化裂化向移动床（反应和催化剂再生在移动床反应器中进行）和流化床（反应和催化剂再生在流化床反应器中进行）两个方向发展。移动床催化裂化因设备复杂逐渐被淘汰；流化床催化裂化设备较简单、处理能力大、较易操作，得到较大发展。60年代，出现分子筛催化剂，因其活性高，裂化反应改在一个管式反应器（提升管反应器）中进行，称为提升管催化裂化。
中国1958年在兰州建成移动床催化裂化装置，1965年在抚顺建成流化床催化裂化装置，1974年在玉门建成提升管催化裂化装置。1984年，中国催化裂化装置共39套，占原油加工能力23％。
催化剂 主要成分为硅酸铝，起催化作用的是其中的酸性活性中心（见固体酸催化剂）。移动床催化裂化采用3～5mm小球形催化剂。流化床催化裂化早期所用的是粉状催化剂，活性、稳定性和流化性能较差。40年代起，开发了微球形（40～80μm）硅铝催化剂，并在制备工艺上作了改进，活院脱≡裥远急冉虾谩?0年代初期，开发了高活性含稀土元素的 X型分子筛硅铝微球催化剂。70 年代起, 又开发了活性更高的Y型分子筛微球催化剂（见石油炼制催化剂）。
化学反应 与按自由基反应机理进行的热裂化不同，催化裂化是按碳正离子机理进行的，催化剂促进了裂化、异构化和芳构化反应，裂化产物比热裂化具有更高的经济价值,气体中C3和C4较多,异构物多；汽油中异构烃多，二烯烃极少，芳烃较多。其主要反应包括：①分解，使重质烃转变为轻质烃；②异构化；③氢转移；④芳构化；⑤缩合、生焦反应。异构化和芳构化使低辛烷值的直链烃转变为高辛烷值的异构烃和芳烃。
工艺过程 催化裂化的流程包括三个部分：①原料油催化裂化；②催化剂再生；③产物分离。原料经换热后与回炼油混合喷入提升管反应器下部，在此处与高温催化剂混合、气化并发生反应。反应温度480～530℃,压力0.14MPa（表压）。反应油气与催化剂在沉降器和旋风分离器（简称旋分器）分离后，进入分馏塔分出汽油、柴油和重质回炼油。裂化气经压缩后去气体分离系统。结焦的催化剂在再生器用空气烧去焦炭后循环使用，再生温度为600～730℃。
使用分子筛催化剂时，为了使炼厂产品方案有一定的灵活性，可根据市场需要改变操作条件以得到最大量的汽油、柴油或液化气。
装置类型 流化床催化裂化装置有多种类型，按反应器（或沉降器）和再生器布置的相对位置的不同可分为两大类：①反应器和再生器分开布置的并列式；②反应器和再生器架叠在一起的同轴式。并列式又由于反应器（或沉降器）和再生器位置高低的不同而分为同高并列式和高低并列式两类。
同高并列式 主要特点是:①催化剂由U型管密相输送;②反应器和再生器间的催化剂循环主要靠改变 U型管两端的催化剂密度来调节；③由反应器输送到再生器的催化剂，不通过再生器的分布板，直接由密相提升管送入分布板上的流化床可以减少分布板的磨蚀。
高低并列式 特点是反应时间短，减少了二次反应；催化剂循环采用滑阀控制,比较灵活。
同轴式 装置形式特点是：①反应器和再生器之间的催化剂输送采用塞阀控制;②采用垂直提升管和90°耐磨蚀的弯头;③原料用多个喷嘴喷入提升管。
发展 长期以来，流化床催化裂化原料主要为原油蒸馏的馏出油（柴油、减压馏出油等）和热加工馏出油，原料中镍、钒(会使催化剂中毒)含量一般均小于0.5ppm。在以减压渣油作催化裂化原料时，通常要在进入催化裂化装置前，用各种方法进行原料预处理，除去其中大部分镍、钒等金属和沥青质。70年代以来，由于节约石油资源引起商品渣油需求下降。因此，流化床催化裂化装置掺炼减压渣油或直接加工常压渣油已相当普遍。主要措施是：采用抗重金属中毒催化剂；在原料中加入钝化剂等。
来源：海川化工论坛
- 作者： fccu 2006年04月11日, 星期二 08:09 回复（0） | 引用（0） 加入博采
重整汽油抽提蒸馏分离苯新工艺
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2004-3-11 浏览次数: 65
从催化重整汽油中回收纯苯不仅具有显著的经济效益，而且也是生产清洁燃料的需要。石油化工科学研究院开发出环丁砜-COS复合溶剂抽提蒸馏回收重整汽油中纯苯的新工艺(SED)，具有很好的分离效果。
SED工艺过程由预分馏、抽提蒸馏、溶剂回收、溶剂再生以及产品后处理等单元组成。来自重整装置的脱戊烷油原料换热后进入预分馏塔，经过普通精馏在塔顶得到C6馏分，塔底获得无苯高辛烷值汽油组分。C6馏分作为抽提蒸馏进料，经预热后进入抽提蒸馏塔(ED塔)中部，循环溶剂从塔顶进入，经过抽提精馏，塔顶得到非芳烃，塔底得含高纯苯的富溶剂。富溶剂进入溶剂回收塔(RC塔)。该塔在液压下操作，塔顶采出苯，塔底的贫溶剂经换热后循环使用。少部分贫溶剂进入溶剂再生罐进行减压再生，以保持系统溶剂的洁净。从ED塔出来的抽余油(非芳烃产品)可以作为石脑油或直接调回到汽油，也可通过抽余油后加氢生产6号溶剂油。从RC塔顶出来的苯再进入白土塔，脱除微量烯烃，塔底出合格苯产品。
助溶剂(COS)除了具有稳定操作的作用外，还兼有降低回收塔底环丁砜热强度、减少溶剂分解和提高笨收率的作用。回收塔常压操作，在保持苯的纯度不低于99.95%的条件下，随着助溶剂含量的增加，回收塔底的操作温度可以适当降低，而苯的回收率逐渐增加，特别是助溶剂含量由5%增至19%时，苯回收率由91.2%迅速提高至99.5%，这充分显示了助溶剂提高收率的作用。工业上回收塔可在减压下操作，助溶剂的含量可以降低，适宜的含量为10%~18%。
从建设投资来看，采用SED工艺较环丁砜-液体抽提工艺塔系减少5台，设备总台数减少17或19台，节省建设投资约2000万元。从消耗指标看，SED工艺与单溶剂抽提蒸馏工艺相当，较环丁砜液-液抽提工艺能耗与物耗显著降低，尤其是蒸汽消耗减少25%，可显著降低操作费用。从产品质量收率来看，三种工艺苯的产品质量均能满足优级产品标准，但单溶剂抽提蒸馏工艺的苯收率很低，而SED工艺与液-液抽提工艺产品收率高，可达到99.5%以上。综上所述，与现有工艺相比，SED工艺投资低、能耗低、苯产品收率高，是重整汽油脱苯的理想工艺。
新工艺在大连石化厂15万t/年重整汽油抽提蒸馏分离苯项目中首次工业应用，项目建设投资2943万元。对装置进行了全面标定考核，结果表明：苯纯度达99.95%，结晶点高于5.40℃，苯收率达99.15%以上。预计蒸汽消耗降低了31%。截止到同年9月底共处理原料8.7万t，共创经济效益272.1万元。若以设计负荷计算，则全年可创造经济效益1047.1万元。
重整汽油抽提蒸馏回收苯工艺是重整汽油脱苯生产苯产品和无苯清洁汽油的理想技术。