催化裂化汽油的选择性催化加氢脱硫技术

催化裂化汽油的选择性催化加氢脱硫技术

孙爱国　汪道明

中国石油化工股份有限公司安庆分公司(安徽省安庆市246001)

摘要:论述了催化裂化汽油选择性加氢脱硫技术的现状和发展趋势,着重介绍了催化裂化汽油选择性加氢催化剂的制备、影响选择性的若干因素,以及选择性加氢脱硫工艺技术的进展。对选择性加氢技术与临氢改质技术的差异、选择性加氢工艺与其它工艺的组合应用等问题也进行了讨论。

主题词:催化裂化　汽油料　加氢脱硫　述评

我国催化裂化(FCC)加工能力占二次加工能力比例较大,大部分炼油厂其它二次加工手段欠缺,使得我国汽油总合与国外有很大不同,一般FCC汽油组分占汽油总合的70%～80%,部分炼油厂甚至超过85%。而国外汽油一般来自FCC 34%、催化重整33%、以及烷基化、异构化、醚化和叠合共约33%。我国汽油中的硫和烯烃主要来自FCC汽油组分,因此与国外相比我国车用汽油具有高硫、高烯烃的特点。

通过调整FCC操作,应用降烯烃催化剂如G race公司的RFG催化剂和石油化工科学研究院(RIPP)的G OR催化剂、降烯烃助剂,降烯烃的FCC工艺如RIPP的MIP工艺等手段可以降低FCC汽油中的烯烃含量;通过降低重整操作的苛刻度、提高重整原料的切割点,切除苯的前身物———甲基环戊烷和环己烷,可以有效降低汽油的芳烃和苯含量。但是目前尚没有办法仅通过应用新型催化剂或仅对工艺参数进行调整即可使FCC 汽油的硫含量大幅降低。FCC汽油脱硫成为生产清洁汽油的关键问题。

1　降低FCC汽油硫含量的技术[1～2]

目前正在研究或已得到工业应用的FCC汽油脱硫技术有多种。如FCC原料加氢预处理;改进FCC催化剂;生物脱硫和吸附脱硫等。

2　FCC汽油加氢脱硫技术的比较

临氢改质技术是在对FCC汽油深度加氢脱硫后,通过选择性裂化或异构化等手段使汽油辛烷值恢复。如Exx onM obil公司有多篇专利通过应用ZS M25分子筛选择性裂化低辛烷值的直链烷

烃,使FCC汽油因深度加氢、烯烃大量饱和造成的辛烷值损失得到恢复。该公司开发的OCT2 G AI N T M工艺宣称不仅能够有效脱除FCC汽油中的硫,还能够控制产品的辛烷值。而UOP公司的IS A L工艺和RIPP的RI DOS则是通过对经过加氢脱硫处理的FCC汽油进行异构化处理使受到损失的辛烷值得到恢复。两者的区别在于前者对汽油进行深度加氢脱硫,后者则是进行选择性加氢脱硫。

临氢改质技术可以直接生产硫含量低于30μg/g的清洁汽油组分,而且汽油的烯烃含量很低,辛烷值损失可以控制,但一般氢气消耗很大;操作温度高达350℃;操作空速较低,加氢和改质两段催化剂总空速一般为0.5～1.5h-1,使得催化剂用量增大;在高温下,即便是异构化处理,也会发生比较剧烈的裂化反应,汽油收率会显著降低,依据辛烷值恢复程度不同,收率损失在5%～15%,这些问题使得临氢改质技术的操作费用和生产成本大为增加。

选择性加氢脱硫从提高加氢催化剂的选择性出发,在大量脱除汽油含硫化合物的同时,尽量减少高辛烷值烯烃组分的饱和。一般反应温度较低(多低于300℃);空速较高(液时空速为2～4 h-1);加氢氢耗较低,催化剂用量较小,操作费用相对较少。由于烯烃饱和较少,对国内炼油厂而言,使用选择性加氢脱硫技术,在辛烷值损失可接受的操作条件下难以使汽油烯烃体积含量符合低

收稿日期:2002-03-26。

作者简介:孙爱国,工程师,1993年毕业于江苏石油化工学院石油加工专业,从事加氢工艺及清洁燃料生产工艺研究工作。

炼　油　设　计

2002年10月 PETRO LE UM REFI NERY E NGI NEERI NG 第32卷第10期

于35%的标准。对于硫含量大于1000μg/g的FCC汽油,选择性加氢技术可直接生产硫含量低于200μg/g的清洁汽油组分。受催化剂选择性的限制,直接用于生产硫含量小于30μg/g的清洁汽油组分时,辛烷值损失较大,但可以通过对工艺的改进或与其它工艺的组合来减少汽油的辛烷值损失。

3　国内外选择性加氢技术的现状

自20世纪70年代后期开始发明FCC汽油选择性加氢脱硫的专利以来,80年代有关选择性加氢脱硫技术的研究集中在新型选择性加氢脱硫催化剂的研制和开发上,其间T exaco,IFP,Am oco, Exx on等国外公司对选择性加氢催化剂的活性金属组元选择、载体改进进行了大量研究工作,有十数篇专利发表。90年代以后,法国石油研究院(IFP)和Exx onM obil公司分别推出了各自的FCC 汽油选择性加氢脱硫成套技术,并投入商业运行。

Exx onM obil公司推出了SC ANFining技术,催化剂为Exx onM obil和Akzo Nobel公司合作开发的RT2225。目前已有4套应用SC ANFining技术的工业装置投入运转,一套在建,7套装置进入详细设计阶段。应用SC ANFining技术可以直接生产硫含量150μg/g以下的加氢汽油组分,但生产硫含量小于10μg/g的FCC汽油组分时,辛烷值损失较大。为此Exx onM obil公司正在开发第二代SC ANFining技术(SC ANFining II),实验室评价结果表明,与第一代SC ANFining技术(SC ANFining I)相比,在脱硫率达到99%以上时(产品硫含量约10μg/g),烯烃饱和率减少约50%。将SC ANFining I 装置改造成SC ANFining II装置,投资预计增加30%～40%,可完全利用原有SC ANFining I装置设备[3～4]。

IFP的Prime2G工艺以生产硫含量小于150μg/g的汽油为目标,装置可由闲置的石脑油加氢装置或半再生催化重整装置改造而成。目前已有至少4套Prime2G装置投入工业运行。但随着汽油中硫含量低于30μg/g标准的提出,Prime2G技术已不能适应炼油工业的要求,在Prime2G的基础上,IFP推出了Prime2G+工艺,可以生产硫含量小于30μg/g的加氢FCC汽油[5]。

国内对FCC汽油选择性加氢技术的研究起步较晚,20世纪90年代中期由于汽油质量升级的需要,RIPP和抚顺石油化工研究院(FRIPP)以及其它科研单位开始了FCC汽油选择性加氢脱硫技术的开发。RIPP开发的RS DS技术与FRIPP 开发的OCT2M工艺均可将FCC汽油硫含量降至200μg/g以下,RON损失小于2个单位。预计2002年初第一套RS DS工业装置将在上海金山投产,2002年第一套OCT2M工业装置将在广州石油化工总厂投入运行。

4　选择性加氢脱硫工艺

4.1　选择性加氢脱硫催化剂

4.1.1　活性金属的选择

FCC汽油选择性加氢脱硫催化剂的活性金属组元多采用C oM o组合。C o的加入对加氢脱硫反应起着促进作用,对异构烯烃的加氢饱和有轻微的抑制,而正构烯烃的加氢饱和受到C o的强烈抑制[6～8]。

4.1.2　载体的选择和改性

使用δ2Al2O3代替γ2Al2O3作为载体,可减小烯烃的加氢饱和[9]。采用MgO为载体,减少活性金属用量,有益于提高FCC汽油加氢脱硫反应的选择性[10～11],缺点是氧化镁基催化剂相对较软,强度不够,磨损损失较大。将浸渍了活性金属的MgO与少量Al2O3共混,催化剂的强度提高15%以上,磨损损失下降30%,在脱硫率接近的条件下,选择性还有所上升[12]。Am oco公司的K ukes 和Sim on G则认为采用弱酸性或无酸性的活性氧化铝载体,浸渍少量的Mg和碱金属,可以获得比以氧化镁为载体更好的选择性[13～14]。

其它各种非氧化铝载体也被用于制备选择性加氢脱硫催化剂。如水滑石类化合物等[15]。

在FCC汽油选择性加氢脱硫催化剂的制备过程中,碱金属如Na,K,Li等,碱土金属如Mg, Ba,Ca等,镧系稀土如La,Ce等,以及III B族金属如Sc和Y等或其化合物均可作为助剂添加到催化剂中,以提高催化剂的加氢脱硫选择性。向含K的催化剂中添加I B族金属如铜,可使催化剂的选择性随脱硫率上升而快速下降的趋势变得平缓[16～20]。

4.1.3　催化剂的预处理对选择性影响

基本失活的废重油加氢精制催化剂用于FCC 汽油的加氢精制时,表现出了一定的选择性加氢能力,在脱硫率达到85%以上时,烯烃饱和率可

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5

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以小于30%[21～22]。

使用诸如减压蜡油、FCC 轻柴油、FCC 回炼油之类基本不含金属的较重烃油对已预硫化的常规加氢催化剂按照一定步骤进行部分失活处理,可以提高催化剂对FCC 汽油加氢脱硫的选择性30%以上[23～24]。4.2　原料的选择

对FCC 汽油组成分布的研究表明,烯烃主要富集于汽油轻馏分中,而硫和芳烃则多集中在汽油的重馏分段。将FCC 汽油进行切割,对轻重馏分分别进行处理,可以在脱硫的同时最大程度地减少辛烷值损失。根据汽油硫含量要求和催化剂选择性的不同,可有两段切割和三段切割两种方案供选择。

早在20世纪70年代,M obil 公司的Orkin 等人就提出将FCC 汽油切割成轻重两个馏分,对重馏分进行常规加氢脱硫即可脱除FCC 汽油中大部分硫,而辛烷值没有明显损失。IFP 专利提出使用选择性加氢与脱臭或碱性抽提组合工艺以脱除轻馏分中的硫醇和二烯烃,选择性加氢催化剂为含钯催化剂。而重馏分可使用常规催化剂加氢脱硫[25]。IFP 的Prime 2G 工艺、Exx onM obil 的SC ANFining 技术在生产硫含量低于150μg/g 的汽油时,采用两段切割。国内RIPP 的RS DS 工艺和FRIPP 的OCT 2M 工艺均采用两段切割,对轻馏分采用碱洗或液液脱臭处理,对重馏分进行选择性加氢脱硫。

Haldor T ops oe A/S 的专利提出将FCC 汽油分割为三个馏分,重馏分首先在加氢反应器的第一催化剂床层进行加氢脱硫反应,基本脱除含硫化合物,反应产物与中间馏分混合急冷,在相对缓和的反应条件下,加入第二个催化剂床层进行加氢处理,以达到所需的FCC 汽油总脱硫率[26]。

Exx onM obil 过程研究实验室与Exx onM obil 研究与过程公司推荐将FCC 汽油分割为轻馏分(LC N ),中间馏分(IC N )和重馏分(HC N )三个馏分,LC N 通过脱臭或碱性抽提脱硫醇或进行选择性加氢脱硫处理,即可除去硫,作为汽油调合组分;HC N 烯烃含量很低,选用选择性较好的催化剂,很容易脱除HC N 中的硫而辛烷值无明显损失;对硫和烯烃含量均较高的IC N ,建议单独或与HC N 一起应用SC ANFining 或OCTG AI N 工艺进行

处理[3]。

对FCC 汽油进行分段切割,对重馏分进行选

择性加氢,无疑降低了催化剂研制开发的技术难度。从工艺流程上看,由于需要增加汽油切割分馏装置,装置投资和操作费用会有所增加。另一方面,由于切割分馏,加氢装置的处理量一般会减少30%～60%,加氢装置的投资和催化剂费用将会明显下降,而能耗和氢耗也会有较大幅度的降低。4.3　工艺流程的改进

从SC ANFining 和Prime 2G+的发展来看,工艺的改进主要围绕着降低汽油产品硫含量和保护选择性加氢催化剂,延长催化剂使用周期这两方面进行。早期的选择性加氢工艺流程比较简单,图1为Prime 2G 的工艺原则流程图。全馏分催化裂化汽油经分馏切割后分离为轻重馏分,轻馏分经处理脱除硫醇后与经选择性加氢脱硫的重馏分混合进入汽油总合。随着研究的深入和工业装置的运转,选择性加氢工艺也在不断改进。最主要的改进是预加氢反应器的设置

。

图1　Prime 2G 的原则流程

预加氢反应器的目的是:①二烯烃选择性加

氢;②活泼烯烃的双键饱和;③将硫醇转化为较重的硫化合物。

FCC 汽油中的二烯烃和烯烃含量很高,在分馏塔底和加氢反应条件下很容易发生缩合反应生成焦炭,导致催化剂活性下降,床层压力降增大。轻汽油中的C 3～C 4硫醇由于受到碱洗抽提速度的限制,也很难完全脱除。因此IFP 在Prime 2G +工艺流程中添加了全馏分选择性加氢脱二烯烃的预处理反应器。Exx onM obil 也对部分SC ANFin fing 装置添加了预加氢反应器。FRIPP 开发的OCT 2M 工艺虽没有添加预加氢反应器,但通过使用双催化剂体系,在反应器上部填装较低活性的催化剂也可以达到抑制二烯烃缩合结焦的目的。

Prime 2G +是在Prime 2G 工艺基础上发展而

来,用以生产硫含量小于30μg/g 的汽油组分。

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比较IFP 的Prime 2G 和Prime 2G+工艺流程可以看出选择性加氢工艺流程的进步。图2为Prime 2G+的原则流程图,通过在分馏塔前添加了二烯烃选择性加氢饱和反应器,可以抑制分馏塔底的结焦,生产低硫、无硫醇的轻汽油,由于该轻汽油中二烯烃已基本被饱和,因此可以直接作为T AME 和烷基化等装置的原料。而重汽油中的二烯烃被饱和后,对选择性加氢脱硫催化剂也起到了保护作用

。

图2　Prime 2G+的原则流程

Prime 2G +工艺的改进之处还包括将催化剂

由单催化剂改为双催化剂体系和特殊的中间急冷

系统。与Prime 2G 工艺相比,使用双催化剂体系可以进一步抑制重汽油中活泼烯烃在催化剂床层中的缩合反应,延长催化剂的运转周期。特殊设计的中间急冷系统可以精确控制催化剂床层的温度,从而使得重汽油的加氢脱硫和烯烃饱和反应得到控制[5,27]。

Exx onM obil 也在加工宽馏分FCC 汽油的SC ANFining 装置上添加了预加氢反应器,以保护催化剂,延长装置的运转周期。图3为SC ANFin 2ing 的原则流程图

。

图3　SC ANFining 的原则流程

4.4　组合工艺的应用

4.4.1　轻汽油处理与选择性加氢脱硫的组合

为进一步降低汽油中的硫含量,减少辛烷值损失,选择性加氢工艺常与其他工艺组合应用。最常见的组合是轻汽油的脱硫醇和选择性加氢工艺的组合使用。图4列出了轻汽油处理工艺和选择性加氢工艺的不同组合方案

。

图4　轻汽油处理与选择性加氢的

不同组合方案

在方案1中,应通过改进分馏塔设计和操作条件优化在保证轻汽油体积收率最大的同时使得夹带到轻汽油中的噻吩最少。在方案2中,也应仔细控制分馏塔的设计和操作条件,以避免较高沸点的二硫化物分解为硫醇而回到轻汽油馏分中,导致轻汽油硫醇含量升高。方案3目前仅见Exx onM obil 的SC ANFining 技术有工业应用报道,

对原料油的烯烃和硫含量有较严格的限制,且辛烷值损失相对较大。

对送往汽油总合的轻汽油还可以作进一步的处理,以降低汽油总合中的烯烃含量。常见处理手段包括T AME 和C 5烷基化。T AME 的操作费用较低,但由于受到美国加州禁用MT BE 法案的影响,前途并不明朗。C 5烷基化并不能增加汽油的辛烷值,对于部分HF 烷基化装置还需要进行改造,而异丁烷的需求和酸耗也将增加操作费用,但C 5烷基化可以降低汽油的雷德蒸气压和烯烃含

量,从而增加汽油中其它高辛烷值组分如乙醇和丁烷的调合量,因此仍然具有一定的吸引力[5]。4.4.2　选择性加氢与重整工艺的组合

FCC 汽油的中间馏分(馏程80～125℃)约占FCC 汽油总量的25%,根据工艺需要和脱硫要

求,可以将分离器分离的汽油中间馏分并入重馏

分(HC N ),送入Prime 2G 双功能催化剂反应器系统

进行加氢处理,或作为重整装置原料进行加工。

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由于中间馏分MON 较低,环烷烃、烯烃、硫含量均较高,使其特别适合作重整原料。将中间馏分送入催化重整装置进行处理,可以提高汽油总合的辛烷值,同时使汽油总合的总硫下降25%,烯烃降低20%。但在进入催化重整装置前,必须对中间馏分进行深度加氢处理,脱除硫、氮和烯烃组分。IFP 推荐的工艺流程见图5[5]

。

图5　PRI ME 2G+与重整的组合工艺流程

IFP 所做FCC 汽油各种脱硫工艺组合方案见

表1,结果表明,重馏分加氢与重整工艺组合,可以脱除FCC 汽油中92%的硫,而汽油RON 和MON 均上升1.4个单位,并能副产一定量的氢气[27]。

表1　FCC 汽油加氢脱硫的不同加工方案比较

原料处理方案

未处理

12345RON 91.686.488.591.491.093.0MON

80.8

79.580.180.880.782.2硫/μg ?g -1

1250125125750330100总脱硫率,%090904074

92

氢耗,%

0.00

0.39

0.24

0.02

0.05-0.33

注:方案1:汽油全馏分加氢处理;方案2:C 6+FCC 汽油加氢

处理;方案3:重汽油馏分(>180℃馏分)加氢处理;方案

4:重汽油馏分(>125℃馏分)加氢处理;方案5:方案4+FCC 汽油中间馏分去重整。

4.5　工艺条件的选择

工艺条件包括分馏塔操作条件和加氢工艺条

件。前文已述,依据轻汽油处理组合工艺的不同,分馏塔操作条件有一定差异。对于分馏/抽提方案,应保证轻汽油体积收率最大同时夹带的噻吩含量最小。对预处理/分馏方案则应保证分馏塔底二硫化物尽可能不分解。 轻汽油中的绝大部分硫醇可以通过碱洗或脱臭等方法脱除,但这些方法对脱除噻吩类硫基本

无能为力。作为沸点最低(84℃

)的噻吩类化合物在轻汽油中含量较高,为生产超低硫汽油,必须减

少轻汽油中的噻吩含量。Exx onM obil 公司研究了噻吩在汽液两相中的分配规律,提出了精确描述

噻吩分配规律的汽液平衡方程(V LE ),用以指导分馏塔的设计、改造和分馏塔操作条件的选择。通过正确选择切割点、塔板数和回流比可以使轻汽油中的噻吩含量大大降低,在重汽油加氢脱硫率不变时,可进一步降低调合汽油中的硫含量[3～4]。

在加氢过程中,硫化物加氢和烯烃加氢饱和均为放热反应,其中烯烃的饱和反应热对催化剂反应床层的温度影响很大。选择性加氢脱硫不同常规加氢脱硫技术之处在于它尽可能完全加氢脱硫的同时,尽量减少烯烃饱和,但仍无法避免烯烃饱和放热反应的发生。因此在反应过程中,反应器的床层温度会因烯烃的饱和放热而可能出现自发升高的趋势,导致选择性变坏。通过冷氢急冷

的方法,可以有效降低床层的温升。其它可以选择的方法包括控制原料油的反应器入口温度,使其低于进料氢油混合物的露点温度,原料油在催化剂床层中完全汽化,相变所需热量由加氢反应热提供,这样催化剂床层的温升可以得到一定程度的控制。推荐的氢油混合物的露点温度与原料的反应器入口温度之比应大于等于0.990,但反

应器入口温度应能保证达到所需的脱硫率[8]。

Mitsubishi Oil 公司提出了两步或多步加氢脱

硫的工艺流程。在缓和条件下,烯烃饱和的速度比加氢脱硫速度低,通过组合多段缓和加氢脱硫,可以达到较好的脱硫效果,而且烯烃饱和率比单段加氢低。此外,控制每段反应器入口氢气中的硫化氢含量,可以有效抑制硫化氢与加氢汽油中的烯烃结合生成硫醇的反应,避免选择性加氢汽油中硫醇含量超标的情况[28]。5　结束语

FCC 汽油选择性加氢脱硫技术经过20余年

的发展,目前已有数套工业装置投入运行。但由于我国FCC 装置的操作苛刻度较高,因柴汽比的要求汽油干点较低,因此FCC 汽油中的烯烃净含量一般比国外高10%以上,适应我国FCC 汽油特点的选择性加氢催化剂和工艺技术的开发难度更大,这对我国的加氢工艺研究人员无疑是一个巨大的挑战。

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(编辑　吕艳芬)

SE L ECTIVE CATALYTIC H YDRODESU LFURIZATION TECHNOLOG Y

FOR FCC GASOLINE

Sun Aiguo ,Wang Daoming

Anqing Company ,China Petrochemical Corporation (Anqing ,Anhui 246001)

Abstract Status quo and developing trend of selective hydrodesulfurization technology for FCC gas oline are ex 2pounded with the em phasis on preparation of hydrodesulfurization catalyst ,factors affecting the selectivity of hy 2drodesulfurization and the development of selective hydrodesulfurization technology.Difference between selective hy 2drodesulfurization and hydroupgrading process ,and combinations of selective hydrodesulfurization with other refining processes are discussed as well.

K eyw ords catalytic cracking ,gas oline stock ,hydrodesulfurization ,review

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9—第10期 孙爱国等.催化裂化汽油的选择性催化加氢脱硫技术

催化裂化汽油的选择性催化加氢脱硫技术

催化裂化汽油的选择性催化加氢脱硫技术 孙爱国　汪道明 中国石油化工股份有限公司安庆分公司(安徽省安庆市246001) 摘要:论述了催化裂化汽油选择性加氢脱硫技术的现状和发展趋势,着重介绍了催化裂化汽油选择性加氢催化剂的制备、影响选择性的若干因素,以及选择性加氢脱硫工艺技术的进展。对选择性加氢技术与临氢改质技术的差异、选择性加氢工艺与其它工艺的组合应用等问题也进行了讨论。 主题词:催化裂化　汽油料　加氢脱硫　述评 我国催化裂化(FCC)加工能力占二次加工能力比例较大,大部分炼油厂其它二次加工手段欠缺,使得我国汽油总合与国外有很大不同,一般FCC汽油组分占汽油总合的70%～80%,部分炼油厂甚至超过85%。而国外汽油一般来自FCC 34%、催化重整33%、以及烷基化、异构化、醚化和叠合共约33%。我国汽油中的硫和烯烃主要来自FCC汽油组分,因此与国外相比我国车用汽油具有高硫、高烯烃的特点。 通过调整FCC操作,应用降烯烃催化剂如G race公司的RFG催化剂和石油化工科学研究院(RIPP)的G OR催化剂、降烯烃助剂,降烯烃的FCC工艺如RIPP的MIP工艺等手段可以降低FCC汽油中的烯烃含量;通过降低重整操作的苛刻度、提高重整原料的切割点,切除苯的前身物———甲基环戊烷和环己烷,可以有效降低汽油的芳烃和苯含量。但是目前尚没有办法仅通过应用新型催化剂或仅对工艺参数进行调整即可使FCC 汽油的硫含量大幅降低。FCC汽油脱硫成为生产清洁汽油的关键问题。 1　降低FCC汽油硫含量的技术[1～2] 目前正在研究或已得到工业应用的FCC汽油脱硫技术有多种。如FCC原料加氢预处理;改进FCC催化剂;生物脱硫和吸附脱硫等。 2　FCC汽油加氢脱硫技术的比较 临氢改质技术是在对FCC汽油深度加氢脱硫后,通过选择性裂化或异构化等手段使汽油辛烷值恢复。如Exx onM obil公司有多篇专利通过应用ZS M25分子筛选择性裂化低辛烷值的直链烷 烃,使FCC汽油因深度加氢、烯烃大量饱和造成的辛烷值损失得到恢复。该公司开发的OCT2 G AI N T M工艺宣称不仅能够有效脱除FCC汽油中的硫,还能够控制产品的辛烷值。而UOP公司的IS A L工艺和RIPP的RI DOS则是通过对经过加氢脱硫处理的FCC汽油进行异构化处理使受到损失的辛烷值得到恢复。两者的区别在于前者对汽油进行深度加氢脱硫,后者则是进行选择性加氢脱硫。 临氢改质技术可以直接生产硫含量低于30μg/g的清洁汽油组分,而且汽油的烯烃含量很低,辛烷值损失可以控制,但一般氢气消耗很大;操作温度高达350℃;操作空速较低,加氢和改质两段催化剂总空速一般为0.5～1.5h-1,使得催化剂用量增大;在高温下,即便是异构化处理,也会发生比较剧烈的裂化反应,汽油收率会显著降低,依据辛烷值恢复程度不同,收率损失在5%～15%,这些问题使得临氢改质技术的操作费用和生产成本大为增加。 选择性加氢脱硫从提高加氢催化剂的选择性出发,在大量脱除汽油含硫化合物的同时,尽量减少高辛烷值烯烃组分的饱和。一般反应温度较低(多低于300℃);空速较高(液时空速为2～4 h-1);加氢氢耗较低,催化剂用量较小,操作费用相对较少。由于烯烃饱和较少,对国内炼油厂而言,使用选择性加氢脱硫技术,在辛烷值损失可接受的操作条件下难以使汽油烯烃体积含量符合低 收稿日期:2002-03-26。 作者简介:孙爱国,工程师,1993年毕业于江苏石油化工学院石油加工专业,从事加氢工艺及清洁燃料生产工艺研究工作。 炼　油　设　计 2002年10月 PETRO LE UM REFI NERY E NGI NEERI NG 第32卷第10期

催化裂化的装置简介及工艺流程样本

催化裂化装置简介及工艺流程 概述 催化裂化技术发展密切依赖于催化剂发展。有了微球催化剂，才浮现了流化床催化裂化装置；分子筛催化剂浮现，才发展了提高管催化裂化。选用适当催化剂对于催化裂化过程产品产率、产品质量以及经济效益具备重大影响。 催化裂化装置普通由三大某些构成，即反映/再生系统、分馏系统和吸取稳定系统。其中反映––再生系统是全装置核心，现以高低并列式提高管催化裂化为例，对几大系统分述如下： （一）反映––再生系统 新鲜原料(减压馏分油)通过一系列换热后与回炼油混合，进入加热炉预热到370℃左右，由原料油喷嘴以雾化状态喷入提高管反映器下部，油浆不经加热直接进入提高管，与来自再生器高温(约650℃~700℃)催化剂接触并及时汽化，油气与雾化蒸汽及预提高蒸汽一起携带着催化剂以7米/秒~8米/秒高线速通过提高管，经迅速分离器分离后，大某些催化剂被分出落入沉降器下部，油气携带少量催化剂经两级旋风分离器分出夹带催化剂后进入分馏系统。 积有焦炭待生催化剂由沉降器进入其下面汽提段，用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催化剂表面上少量油气。待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器，与来自再生器底部空气(由主风机提供)接触形成流化床层，进行再生反映，同步放出大量燃烧热，以维持再生器足够高床层温度(密相段温度约650℃~680℃)。再生器维持0.15MPa~0.25MPa(表)顶部压力，床层线速约0.7米/秒~1.0米/秒。再生后催化剂经淹流管，再生斜管及再生单动滑阀返回提高管反映器循环使用。 烧焦产生再生烟气，经再生器稀相段进入旋风分离器，经两级旋风分离器分出携带大某些催化剂，烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱。再生烟气温度很高并且具有约5%~10%CO，为了运用其热量，不少装置设有CO锅炉，运用再生烟气产

催化裂化装置的主要设备

催化裂化装置的主要设备 百克网：2008-5-30 14:50:14 文章来源：本站 催化裂化装置设备较多，本节只介绍几个主要设备。 一、提升管反应器及沉降器 (一)提升管反应嚣 提升管反应器是进行催化裂化化学反应的场所，是本装置的关键设备。随装置类型不同 提升管反应器类型不同，常见的提升管反应器类型有两种： (1)直管式：多用于高低并列式提升管催化裂化装置。 (2)折叠式：多用于同轴式和由床层反应器改为提升管的装置。 图5—8是直管式提升管反应器及沉降器示意图 提升管反应器是一根长径比很大的管子，长度一般为30～36米，直径根据装置处理量决 定，通常以油气在提升管内的平均停留时间1～4秒为限确定提升管内径。由于提升管内自下而上油气线速不断增大，为了不使提升管上部气速过高，提升管可作成上下异径形式。 在提升管的侧面开有上下两个(组)进料口，其作用是根据生产要求使新鲜原料、回炼 油和回炼油浆从不同位置进入提升管，进行选择性裂化。

进料口以下的一段称预提升段(见图5—9)，其作用是：由提升管底部吹入水蒸气(称预 提升蒸汽)，使由再生斜管来的再生催化剂加速，以保证催化剂与原料油相遇时均匀接触。 这种作用叫预提升。 为使油气在离开提升管后立即终止反应， 提升管出口均设有快速分离装置，其作用是使 油气与大部分催化剂迅速分开。快速分离器的 类型很多，常用的有：伞帽型，倒L型、T型、 粗旋风分离器、弹射快速分离器和垂直齿缝式 快速分离器(分州如图5—10中a、b、c、d、e、f所示)。 为进行参数测量和取样，沿提升管高度还 装有热电偶管、测压管、采样口等。除此之外，提升管反应器的设计还要考虑耐热，耐磨 以及热膨胀等问题。 (二)沉降器 沉降器是用碳钢焊制成的圆筒形设备，上段为沉降段，下段是汽提段。沉降段内装有数 组旋风分离器，顶部是集气室并开有油气出口。沉降器的作用是使来自提升管的油气和催化剂分离，油气经旋风分离器分出所夹带的催 化荆后经集气室去分馏系统；由提升管快速分 离器出来的催化剂靠重力在沉降器中向下沉 降，落入汽提段。汽提段内设有数层人字挡板 和蒸汽吹入口，其作用是将催化剂夹带的油气用过热水蒸气吹出(汽提)，并返回沉降段，以便减少油气损失和减小再生器的负荷。 沉降器多采用直筒形，直径大小根据气体(油气、水蒸气)流率及线速度决定，沉降段线速一般不超过0.5～0.6米／秒。沉降段高度由旋风分离器科腿压力平衡所需料腿长度和所 需沉降高度确定，通常为9～12米。 汽提段的尺寸一般由催化剂循环量以及催化剂在汽提段的停留时间决定，停留时间一般 是1.5～3分钟。 二、再生器

SCR选择性催化还原技术概述

GDI发动机的技术特点与现状 上海内燃机研究所，夏天雷，0921180079 摘要：讨论了缸内直喷（GDI）发动机的优缺点，主要就燃油喷射系统、燃烧系统以及控制策略探讨了GDI技术的优势，对比分析了GDI发动机与气门口喷射(PFI)发动机的性能特点，GDI发动机相对于成熟的PFI发动机仍具有较多优势。分析了GDI发动机技术发展面临的主要问题。 关键词：汽油机，缸内直喷，排放 The Technology Trait and Status Quo of GDI Engine Shanghai Internal Combustion Engine Research Institute, XIA Tian-lei, 0921180079 Abstract:The advantages and disadvantages of GDI engine were discussed, especially the advantage of GDI technology from the aspect of fuel injection system, burning system and control strategy. The performance of GDI engine was contrasted to the PFI engine. The GDI engine has more advantages than that of PFI engine. The main problems in the development of GDI engine were analyzed. Key W ords: gasoline engine, GDI, emission 1．引言 随着社会生产力的发展，人民生活水平的提高，汽车的普及率越来越高。汽车在给人们的生活带来巨大便利的同时，也产生了许多负面效应，其中汽车尾气排放已成了我们环境中的最大污染源之一。为了降低空气污染和防止全球变暖，目前汽车工业应发展的技术为：降低发动机有害物的排放，解决局部环境问题；提高燃油经济性，降低CO2排放，解决全球环境问题，使用替代清洁能源，解决环境污染和能源短缺问题。美国、日本和欧洲经济委员会从60年代就开展了汽车排放污染物的研究和控制。由最初仅限制CO扩大到不仅限制CO，HC+NO X以及微粒(PM)，而且对蒸发排放也作了限制。排放限制逐年严格，同未做排放规定时相比，汽车废气的排放降低了97%以上，而且这个趋势在今后的很长时间内将保持下去。

炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工艺流程

编订：__________________ 单位：__________________ 时间：__________________ 炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工 艺流程 Standardize The Management Mechanism To Make The Personnel In The Organization Operate According To The Established Standards And Reach The Expected Level. Word格式 / 完整 / 可编辑

文件编号：KG-AO-8978-61 炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工艺流程 使用备注：本文档可用在日常工作场景，通过对管理机制、管理原则、管理方法以及管理机构进行设置固定的规范，从而使得组织内人员按照既定标准、规范的要求进行操作，使日常工作或活动达到预期的水平。下载后就可自由编辑。 一、装置简介 (一)装置发展及其类型 1．装置发展 催化裂化工艺产生于20世纪40年代，是炼油厂提高原油加工深度的一种重油轻质化的工艺。 20世纪50年代初由ESSO公司(美国)推出了Ⅳ型流出催化装置，使用微球催化剂(平均粒径为60—70tan)，从而使催化裂化工艺得到极大发展。 1958年我国第一套移动床催化裂化装置在兰州炼油厂投产。1965年我国自己设计制造施工的Ⅳ型催化装置在抚顺石油二厂投产。经过近40年的发展，催化裂化已成为炼油厂最重要的加工装置。截止1999年底，我国催化裂化加工能力达8809。5×104t／a，占

一次原油加工能力的33．5％，是加工比例最高的一种装置，装置规模由(34—60)×104t／a发展到国内最大300×104t／a，国外为675×104t／a。 随着催化剂和催化裂化工艺的发展，其加工原料由重质化、劣质化发展至目前全减压渣油催化裂化。根据目的产品的不同，有追求最大气体收率的催化裂解装置(DCC)，有追求最大液化气收率的最大量高辛烷值汽油的MGG工艺等，为了适应以上的发展，相应推出了二段再生、富氧再生等工艺，从而使催化裂化装置向着工艺技术先进、经济效益更好的方向发展。 2．装置的主要类型 催化裂化装置的核心部分为反应—再生单元。反应部分有床层反应和提升管反应两种，随着催化剂的发展，目前提升管反应已取代了床层反应。 再生部分可分为完全再生和不完全再生，一段再生和二段再生(完全再生即指再生烟气中CO含量为10—6级)。从反应与再生设备的平面布置来讲又可分为高低并列式和同轴式，典型的反应—再生单元见图

催化裂化装置生产方法及基本原理

催化裂化装置生产方法及基本原理 第一节主要控制方案 一、主要控制方案 1. 重油提升管（R22101A）出口温度（TRCA22101A）是通过重油再生滑阀（TV22101A）调节催化剂循环量来控制的，接力管滑阀控制重油提升管起始温度；芳烃提升管（R22101B）出口温度是通过芳烃再生滑阀（TRCA22101B）调节催化剂循环量来控制的，循环立管滑阀调节轻燃油提升管起始温度。 2. 反应沉降器（R22101）的藏量（WRCA22101）是通过调节待生塞阀的开度来控制的。 3.再生器温度（TRCA22102/1）通过串级调节外取热器的提升风的风量（FRCA22109）来调节。 4. 反应沉降器压力正常由气压机C22301转速调节；气压机停运或压力高时可通过压缩机入口大小放火炬阀的开度大小控制。 5. 再生压力是通过分程调节烟机入口蝶阀（PV22101C）和烟机旁路双动滑阀（PV22101A、PV22101B）、来控制的。 6. 分馏塔（T22201A、B）液位和温度选择器切换控制塔底循环泵上返塔流量调节阀来达到控制液位和温度的目的。 7. 重油分馏塔顶油气分离器(V22203A)的液位与粗轻燃油去吸收塔流量阀（FV22218）实行串级调节，保持粗轻燃

油进提升管反应器流量的稳定；芳烃分馏塔顶油气分离器（V22203B）的液位与粗轻燃油去吸收塔流量阀（FV22221）实行串级调节。 8. 气压机出口油气分离器(V22302)的液位与脱吸塔(T22302)进料量实行串级调节。 9. 稳定塔(T22304)塔顶压力实行热旁路与卡脖子相结合的方法进行调节。 10. 余热锅炉实行三冲量调节。 第二节质量控制 一、轻燃油质量的控制 (一). 轻燃油的质量标准 轻燃油规格见表6-1。 表 6-1 轻燃油规格 分析项目单 位 GB17930-2006 试验方法 93号 研究法辛烷值（RONC）--- ≥93 GB/T5487 馏程10％温度 ℃ ≤70 GB/T6536 50％温度≤120 90％温度≤190 终馏点≤205 残留量％（v/v）≤2 GB/T6536

催化裂化的装置简介及工艺流程

催化裂化的装置简介及工艺流程 概述 催化裂化技术的发展密切依赖于催化剂的发展。有了微球催化剂，才出现了流化床催化裂化装置；分子筛催化剂的出现，才发展了提升管催化裂化。选用适宜的催化剂对于催化裂化过程的产品产率、产品质量以及经济效益具有重大影响。 催化裂化装置通常由三大部分组成，即反应 / 再生系统、分馏系统和吸收稳定系统。其中反应--再生系统是全装置的核心，现以高低并列式提升管催化裂化为例，对几大系统分述如下： （一）反应—再生系统 新鲜原料（减压馏分油）经过一系列换热后与回炼油混合，进入加热炉预热到370C 左右，由原料油喷嘴以雾化状态喷入提升管反应器下部，油浆不经加热直接进入提升管，与来自再生器的高温（约650C ~700C ）催化剂接触并立即汽化，油气与雾化蒸汽及预提升蒸汽一起携带着催化剂以7 米/ 秒~8 米/ 秒的高线速通过提升管，经快速分离器分离后，大部分催化剂被分出落入沉降器下部，油气携带少量催化剂经两级旋风分离器分出夹带的催化剂后进入分馏系统。 积有焦炭的待生催化剂由沉降器进入其下面的汽提段，用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催化剂表面上的少量油气。待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器，与来自再生器底部的空气（由主风机提供）接触形成流化床层，进行再生反应，同时放出大量燃烧热，以维持再生器足够高的床层温度（密相段温度约650E ~680C ）。再生器维持0.15MPa~0.25MPa表）的顶部压力，床层线速约0.7 米/秒~1.0 米/秒。再生后的催化剂经淹流管，再生斜管及再生单动滑阀返回提升管反应器循环使用。 烧焦产生的再生烟气，经再生器稀相段进入旋风分离器，经两级旋风分离器分出携带的大部分催化剂，烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱。再生烟气温度很高而且含有约5%~10%CO为了利用其热量，不少装置设有 CO锅炉，利用再生烟气产生水蒸汽。对于操作压力较高的装置，常设有烟气能量回收系统，利用再生烟气的热能和压力作功，驱动主风机以节约电能。 （二）分馏系统 分馏系统的作用是将反应/ 再生系统的产物进行分离，得到部分产品和半成品。

催化裂化装置工艺流程及设备简图

催化裂化装置工艺流程及设备简图 “催化裂化”装置简单工艺流程 “催化裂化”装置由原料预热、反应、再生、产品分馏等三部分组成～其工艺流程见下图～主要设备有:反应器、再生器、分馏塔等。 1、反应器,又称沉降器,的总进料由新鲜原料和回炼油两部分组成～新鲜原料先经换热器换热～再与回炼油一起分为两路进入加热炉加热～然后进入反应器底部原料集合管～分六个喷嘴喷入反映器提升管～并用蒸汽雾化～在提升管中与560，600?的再生催化剂相遇～立即汽化～约有25，30%的原料在此进行反应。汽油和蒸汽携带着催化剂进入反应器。通过反应器～分布板到达密相段～反应器直径变大～流速降低～最后带着3，4?/?的催化剂进入旋风分离器,使其99%以上的催化剂分离,经料腿返回床层,油汽经集气室出沉降器,进入分馏塔。 2、油气进入分馏塔是处于过热状态,同时仍带有一些催 化剂粉末,为了回收热量,并洗去油汽中的催化剂,分馏塔入口上部设有挡板,用泵将塔底油浆抽出经换热及冷却到 0200，300C,通过三通阀,自上层挡板打回分馏塔。挡板以上为分馏段,将反应 物根据生产要求分出气体、汽油、轻柴油、重柴油及渣油。气体及汽油再进行稳定吸收,重柴油可作为产品,也可回炼,渣油从分馏塔底直接抽出。

3、反应生焦后的待生催化剂沿密相段四壁向下流入汽提段。此处用过热蒸汽提出催化剂,颗粒间及表面吸附着的可汽提烃类,沿再生管道通过单动滑阀到再生器提升管,最后随增压风进入再生器。在再生器下部的辅助燃烧室吹入烧焦用的空气,以保证床层处于流化状态。再生过程中,生成的烟通过汽密相段进入稀相段。再生催化剂不断从再生器进入溢流管,沿再生管经另一单动滑阀到沉降器提升管与原料油汽汇合。 4、由分馏塔顶油气分离出来的富气,经气压机增压,冷却后用凝缩油泵打入吸收脱吸塔,用汽油进行吸收,塔顶的贫气进入二级吸收塔用轻柴油再次吸收,二级吸收塔顶干气到管网,塔底吸收油压回分馏塔。 5、吸收脱吸塔底的油用稳定进料泵压入稳定塔,塔顶液态烃一部分作吸收剂,另一部分作稳定汽油产品。 设备简图 反应器、再生器和分馏塔高、重、大。具体如:分馏塔高41.856m,再生器塔高31m,反应器安装后塔顶标高达57m。再生器总重为390t,反应器总重为177t,分馏塔总重为175t。 3再生器最大直径9.6m,体积为2518m。 1(两器一塔的主要外型尺寸及参数 再生器的外型尺寸参数见下图。

催化裂化装置的主要设备催化裂化装置的主要设备

催化裂化装置的主要设备 催化裂化装置的主要设备 百克网：2008-5-30 14:50:14 文章来源：本站 催化裂化装置设备较多，本节只介绍几个主要设备。 一、提升管反应器及沉降器 (一)提升管反应嚣 提升管反应器是进行催化裂化化学反应的场所，是本装置的关键设备。随装置类型不同提升管反应器类型不同，常见的提升管反应器类型有两种： (1)直管式：多用于高低并列式提升管催化裂化装置。 (2)折叠式：多用于同轴式和由床层反应器改为提升管的装置。 图5—8是直管式提升管反应器及沉降器示意图 提升管反应器是一根长径比很大的管子，长度一般为30～36米，直径根据装置处理量决定，通常以油气在提升管内的平均停留时间1～4秒为限确定提升管内径。由于提升管内自下而上油气线速不断增大，为了不使提升管上部气速过高，提升管可作成上下异径形式。 在提升管的侧面开有上下两个(组)进料口，其作用是根据生产要求使新鲜原料、回炼油和回炼油浆从不同位置进入提升管，进行选择性裂化。

进料口以下的一段称预提升段(见图5—9)，其作用是：由提升管底部吹入水蒸气(称预提升蒸汽)，使由再生斜管来的再生催化剂加速，以保证催化剂与原料油相遇时均匀接触。这种作用叫预提升。 为使油气在离开提升管后立即终止反应，提升管出口均设有快速分离装置，其作用是使油气与大部分催化剂迅速分开。快速分离器的类型很多，常用的有：伞帽型，倒L型、T型、粗旋风分离器、弹射快速分离器和垂直齿缝式快速分离器(分州如图5—10中a、b、c、d、e、f所示)。 为进行参数测量和取样，沿提升管高度还装有热电偶管、测压管、采样口等。除此之外，提升管反应器的设计还要考虑耐热，耐磨以及热膨胀等问题。 (二)沉降器 沉降器是用碳钢焊制成的圆筒形设备，上段为沉降段，下段是汽提段。沉降段内装有数组旋风分离器，顶部是集气室并开有油气出口。沉降器的作用是使来自提升管的油气和催化剂分离，油气经旋风分离器分出所夹带的催化荆后经集气室去分馏系统；由提升管快速分离器出来的催化剂靠重力在沉降器中向下沉降，落入汽提段。汽提段内设有数层人字挡板和蒸汽吹入口，其作用是将催化剂夹带的油气用过热水蒸气吹出(汽提)，并返回沉降段，以便减少油气损失和减小再生器的负荷。 沉降器多采用直筒形，直径大小根据气体(油气、水蒸气)流率及线速度决定，沉降段线速一般不超过0.5～0.6米／秒。沉降段高度由旋风分离器科腿压力平衡所需料腿长度和所需沉降高度确定，通常为9～12米。汽提段的尺寸一般由催化剂循环量以及催化剂在汽提段的停留时间决定，停留时间一般是1.5～3分钟。 二、再生器

氨法选择性催化还原

氨法选择性催化还原（SCR）氮氧化物的研究 烟气脱氮在中国刚刚起步，而在国外已经发展了很长时间。为了借鉴国外先进经验，需对国外氨法选择性催化还原（SCR）氮氧化物的现状进行研究。烟气脱氮技术包括燃烧中脱氮和烟气脱氮两大类。虽然各种燃烧改进技术可以降低NO X的排放，但在国外为了满足严格的排放标准，烟气脱氮必不可少。而目前使用烟气脱氮技术最广泛的分为两类：选择性催化还原（SCR）和选择性非催化还原（SNCR），它们的反应机理都是以氨气为还原剂将烟气中NO X还原成无害的氮气和水，两者的主要差别在于SCR使用催化剂，反应温度较低，SNCR不使用催化剂反应温度较高。表1详细比较了这两种烟气脱氮技术。由于SCR具有成熟可靠、效率高、选择性好和良好的性价比，在世界各地固定源NO X控制中得到了更为普遍的应用，其中目前使用的SCR数量是SNCR的两倍左右。SCR除了用于通常的燃煤、燃油、燃气电站外，还应用于垃圾焚烧厂、化工厂、玻璃厂、钢铁厂和水泥厂等。 表1 SCR 和SNCR 的比较 1、SCR 反应的化学机理 1.1 主反应 选择性催化还原脱氮（SCR-DeNOX）是指有氧情况下且合适的温度范围内还原剂NH3在催化剂的作用下将NOX有选择地还原为氮气和水，反应式如下：4NH3+4NO+O2→4N2+6H2O （1-1） 4NH3+2NO2+O2→3N2+6H2O （1-2） 8NH3+6NO→7N2+12H2O （1-3） 反应（1-1)在催化剂作用下、250-450℃、过量氧存在、氨氮比（NH3/NOX）

为1情况下反应进行得非常快。由于典型烟气中NO占NOX的95％以上，所以NOx脱除主要是以反应(1-1)式为主。 催化剂选择性主要是在有O2的条件下NH3是被NOx氧化，而不是被O2氧化（反应（1-4））。有时候选择性还指反应产物，SCR反应是选择性反应生成N2，而非其他的含氮氧化物，如N2O、NO和NO2。SCR过程中不希望生成N2O，一方面它的生成会降低反应的选择性，更主要还是因为它是臭氧层破坏气体和温室气体。 1.2 副反应 在SCR反应过程中还可能发生以下副反应： 4NH3+3O2→2N2+6H2O+1267.1KJ （1-4） 2NH3→2N2+3H2-91.9KJ （1-5） 4NH3+5O2→4NO+6H2O+907.3KJ （1-6） NH3分解反应 (1-5)和NH3氧化为NO的反应（1-6）均在温度高于350℃才开始，高于450℃才比较明显。通常的SCR工艺中，反应温度在400℃下，仅会发生少量NH3氧化为N2的副反应（1-4）。 烟气中通常含有SO2，在V2O5基催化剂的作用下SO2会被氧化成SO3，而生成的SO3会与H2O和泄漏的NH3生成(NH4)2SO4和NH4HSO4。在SCR工艺中，不希望发生SO2的氧化，因为反应生成硫酸铵盐会在催化剂表面沉积，引起催化剂表面和活性下降；另外它还会在反应器下游的空气预热器（APH）表面沉积，引起设备的腐蚀和堵塞，使系统的压降上升。 选择SCR催化剂的基本要求是NOX的脱除率较高，而SO2的氧化率较小。减少硫酸铵盐在催化剂表面沉积的一个方法是将反应温度保持在硫酸铵盐分解温度300℃以上，但这种方法只可以避免硫酸铵盐在催化剂表面的沉积而不能避免其在下游的空预器和管道上的重新凝结沉积。 2、商用工业催化剂 有三种用于 SCR 反应的催化剂类型：贵金属催化剂，分子筛催化剂和金属氧化物催化剂。 贵金属催化剂是上世纪70年代开发的并首先用于NOX还原的催化剂。目前它主要用于低温SCR及燃气发电的情况。某些贵金属催化剂具有较高的低温NOX还原

上海石化-汽油选择性加氢脱硫工艺(RSDS-Ⅱ)的应用

汽油选择性加氢脱硫工艺（RSDS-Ⅱ）的应用 屈建新 （中国石化上海石油化工股份有限公司上海 200540） 摘要：第二代催化裂化汽油选择性加氢脱硫技术(简称RSDS-Ⅱ技术)在上海石油化工股份有限公司进行了工业应用。标定结果表明，RSDS-II技术具有非常好的脱硫选择性，在深度脱硫条件下 辛烷值损失小，完全可以满足生产欧IV/沪IV（S<50μg/g）清洁汽油的需要。本文还就生产中遇 到的问题进行了探讨，并制定了相应的措施。 关键词：催化裂化汽油加氢脱硫应用 1 引言 为了降低汽车尾气排放以保护环境和人类健康，世界各国的车用汽油质量标准越来越严格，其中硫含量和烯烃含量降幅最大。 汽油质量标准的不断升级，使炼油企业的汽油生产技术和工艺面临着越来越严峻的挑战。上海石化的成品汽油中催化裂化汽油占60%以上，重整汽油约占10%，加氢裂化汽油约占13%，其他为汽油高辛烷值调和组分如甲苯、二甲苯、甲基叔丁基醚等，有时还调和少量直馏汽油。上海石化催化裂化稳定汽油的烯烃含量在40v%～50v%、硫含量400～500μg/g，而其他的汽油调和组分中的硫和烯烃含量均很低。由于上海石化所产的催化裂化汽油中部分烯烃被抽提出来作为化工用料，调和汽油中的烯烃含量能够满足要求，因此，上海石化汽油质量升级的关键是降低催化裂化汽油中的硫含量。 2003年上海石化采用石油化工科学研究院（RIPP）开发的第一代催化裂化汽油选择性加氢脱硫（RSDS-Ⅰ）技术进行FCC汽油脱硫。标定结果表明，在催化裂化汽油烯烃体积分数约50%的情况下，RSDS汽油产品脱硫率为79.7%时（生产硫含量小于150μg/g的汽油为目的），RON损失0.9个单位；RSDS汽油产品脱硫率为91.8%时（生产硫含量小于50μg/g的汽油为目的），RON损失1.9个单位[1]。该工艺为上海石化满足2005年后汽油硫含量小于150μg/g的标准提供了技术保证。 2010年世博会在上海举行，上海市提出绿色世博的理念，要求车用汽油的硫含量在2010年前达到50μg/g以下。这意味着，上海石化的FCC汽油的脱硫率要达到90%以上，如果继续采用RSDS-Ⅰ技术，虽然可以达到目的，但汽油辛烷值的损失也要达到1.9个单位，经济效益受到很大的影响。因此，上海石化应用新的FCC汽油选择性加氢脱硫技术（RSDS-Ⅱ），达到了深度脱硫，同时降低辛烷值损失的目的。 2 工艺流程和催化剂 上海石化50万吨/年RSDS-Ⅱ装置的原则流程见图1。来自催化裂化汽油稳定塔塔底的催化裂化汽油（以下简称FCC汽油原料）在分馏塔中被切割为轻馏分（LCN）和重馏分（HCN），轻馏分进入汽油脱硫醇装置进行碱抽提脱硫醇，重馏分进入加氢单元进行选择性加氢脱硫，然后抽提硫醇后的轻馏分和加氢后的重馏分再混合进入固定床氧化脱硫醇装置，产品称为RSDS-Ⅱ汽油。RSDS-Ⅱ装置加氢反应部分采用石科院开发的RSDS-21、RSDS-22催化剂（主催化剂）。与RSDS-I比较，RSDS-Ⅱ在脱硫反应器前增加选择性脱二烯烃反应器（内装RGO-2

催化裂化装置工艺流程

催化裂化装置工艺流程 催化裂化技术的发展密切依赖于催化剂的发展。有了微球催化剂，才出现了流化床催化裂化装置;分子筛催化剂的出现，才发展了提升管催化裂化。选用适宜的催化剂对于催化裂化过程的产品产率、产品质量以及经济效益具有重大影响。 催化裂化装置通常由三大部分组成，即反应?再生系统、分馏系统和吸收稳定系统。其中反应––再生系统是全装置的核心，现以高低并列式提升管催化裂化为例，对几大系统分述如下: 一反应––再生系统 新鲜原料(减压馏分油)经过一系列换热后与回炼油混合，进入加热炉预热到370?左右，由原料油喷嘴以雾化状态喷入提升管反应器下部，油浆不经加热直接进入提升管，与来自再生器的高温(约650?~700?)催化剂接触并立即汽化，油气与雾化蒸汽及预提升蒸汽一起携带着催化剂以7米/秒~8米/秒的高线速通过提升管，经快速分离器分离后，大部分催化剂被分出落入沉降器下部，油气携带少量催化剂经两级旋风分离器分出夹带的催化剂后进入分馏系统。 积有焦炭的待生催化剂由沉降器进入其下面的汽提段，用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催化剂表面上的少量油气。待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器，与来自再生器底部的空气(由主风机提供)接触形成流化床层，进行再生反应，同时放出大量燃烧热，以维持再生器足够高的床层温度(密相段温度约650?~68 0?)。再生器维持0.15MPa~0.25MPa (表)的顶部压力，床层线速约0.7米/秒~1.0米/秒。再生后的催化剂经淹流管，再生斜管及再生单动滑阀返回提升管反应器循环使用。 烧焦产生的再生烟气，经再生器稀相段进入旋风分离器，经两级旋风分离器分出携带的大部分催化剂，烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱。再生烟气温度很高而且含有约5%~10% CO，为了利用其热量，不少装置设有CO 锅炉，利用再生烟气产生水蒸汽。对于操作压力较高的装置，常设有烟气能量回收系统，利用再生烟气的热能和压力作功，驱动主风机以节约电能。 二分馏系统

【免费下载】 选择性催化还原法SCR(汇总)

选择性催化还原法（SCR ）一、定义： 选择性催化还原法（Selective Catalytic Reduction ，SCR ）是指在300—420°C 下，将还原剂（如NH3、液氨、尿素）与窑炉烟气在烟道内混合，在催化剂的催化作用下，将NOx 反应并生成无毒无污染的氮气N2和水H2O 。该工艺脱硝率可达90%以上，NH3逃逸低于5ppm,设备使用效率高，基本上无二次污染， 是目前世界上先进的电站烟气脱硝技术，在全球烟气脱硝领域市场占有率高达98%。ppm:part per million ，百万分之几的意思。是百分数含量的一种表示。5ppm 就是氨的逃逸量是气体总量的百万分之5SCR 法的基本化学原理在SCR 脱硝过程中，氨可以把NOx 转化为空气中天然含有的氮气(N2)和水(H2O) 氨水为还原剂时：4NO + 4NH 3 + O2 → 4N 2 + 6H 2O （主要公式：烟气中的氮氧化物90%是NO ）6NO + 4NH 3 → 5N 2 + 6H 2O 6NO 2 + 8NH 3 → 7N 2 + 12H 2O 2NO 2 + 4NH 3 + O 2 → 3N 2 + 6H 2O 尿素为还原剂时：（尿素通过热解或电解转化为氨）H 2NCONH 2+2NO 2+1/2O 2——2N 2+CO 2+2H 2O 二、SCR 烟气脱硝技术工艺流程在没有催化剂的情况下，上述化学反应只在很窄的温度范围内（850～1250℃）进行，采用催化剂后使反应活化能降低，可在较低温度（300～400℃）条件下进行。相当于锅炉省煤器与空气预热器之间的烟气温度，上述反应为放热反应，由于NOx 在烟气中的浓度较低，故反应引起催化剂温度的升高可以忽略。而选择性是指在催化剂的作用和氧气存在的条件下，NH3优先与NOx 发生还原反应，而不和烟气中的氧进行氧化反应。目前国内外SCR 系统多采用高温催化剂，反应温度在315~400℃。电回路须同时切断习题电源，线缆敷设完毕，要进行检查和检测处理。对全部高中资料试卷电气设备，在安装过程中以及安装结束后进行高中资料试卷调整试验；通电检查、设备制造厂家出具高中资料试卷试验报告与相关技术资料，并且了解现场设备高中资料试卷布置情况与有关高中资料试卷电气系统接线等情况，然后根据规范与规程规定，制定设备调试高中资料试卷方案。时，需要进行外部电源高中资料试卷切除从而采用高中资料试卷主要保护装置。

石油化工催化裂化装置工艺流程图.docx

炼油生产安全技术一催化裂化的装置简介类型及工艺流程 催化裂化技术的发展密切依赖于催化剂的发展。有了微球催化剂，才出现了流化床催化裂化装置；分子筛催化剂的出现，才发展了提升管催化裂化。选用适宜的催化剂对于催化裂化过程的产品产率、产品质量以及经济效益具有重大影响。 催化裂化装置通常由三大部分组成，即反应？再生系统、分馏系统和吸收稳定系统。其中反应--再生系统是全装置的核心，现以高低并列式提升管催化裂化为例，对几大系统分述如下： ㈠反应--再生系统 新鲜原料（减压馏分油）经过一系列换热后与回炼油混合，进入加热炉预热到370 C左右，由原料油喷嘴以雾化状态喷入提升管反应器下部，油浆不经加热直接进入提升管，与来自再生器的高温（约650 C ~700C ）催化剂接触并立即汽化，油气与雾化蒸汽及预提升蒸汽一起携带着催化剂以7米/秒~8米/秒的高线速通过提升管，经快速分离器分离后，大部分催化 剂被分出落入沉降器下部，油气携带少量催化剂经两级旋风分离器分出夹带的催化剂后进入分馏系统。 积有焦炭的待生催化剂由沉降器进入其下面的汽提段，用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催 化剂表面上的少量油气。待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器，与来自再生器底部的空气（由主风机提供）接触形成流化床层，进行再生反应，同时放出大量燃烧热，以维持再生器足够高的床层温度（密相段温度约650 C ~68 0 C ）。再生器维持0.15MPa~0?25MPa （表）的顶部压力，床层线速约0.7米/秒~1.0米/秒。再生后的催化剂经 淹流管，再生斜管及再生单动滑阀返回提升管反应器循环使用。 烧焦产生的再生烟气，经再生器稀相段进入旋风分离器，经两级旋风分离器分出携带的大部 分催化剂，烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱。再生烟气温度很高而且含有约5%~10%CO 为了利用其热量，不少装置设有Co锅炉，利用再生烟气产生水蒸汽。对于操作压力较高的 装置，常设有烟气能量回收系统，利用再生烟气的热能和压力作功，驱动主风机以节约电 能。 ㈡分馏系统 分馏系统的作用是将反应？再生系统的产物进行分离，得到部分产品和半成品。 由反应？再生系统来的高温油气进入催化分馏塔下部，经装有挡板的脱过热段脱热后进入分 馏段，经分馏后得到富气、粗汽油、轻柴油、重柴油、回炼油和油浆。富气和粗汽油去吸收稳定系统；轻、重柴油经汽提、换热或冷却后出装置，回炼油返回反应--再生系统进 行回炼。油浆的一部分送反应再生系统回炼，另一部分经换热后循环回分馏塔。为了取走 分馏塔的过剩热量以使塔内气、液相负荷分布均匀，在塔的不同位置分别设有4个循环回流：顶循环回流，一中段回流、二中段回流和油浆循环回流。 催化裂化分馏塔底部的脱过热段装有约十块人字形挡板。由于进料是460 C以上的带有催化 剂粉末的过热油气，因此必须先把油气冷却到饱和状态并洗下夹带的粉尘以便进行分馏和避免堵塞塔盘。因此由塔底抽出的油浆经冷却后返回人字形挡板的上方与由塔底上来的油 气逆流接触，一方面使油气冷却至饱和状态，另一方面也洗下油气夹带的粉尘。 ㈢吸收--稳定系统： 从分馏塔顶油气分离器出来的富气中带有汽油组分，而粗汽油中则溶解有C3 C4甚至C2 组分。吸收--稳定系统的作用就是利用吸收和精馏的方法将富气和粗汽油分离成干气 （≤ C2）、液化气（C3、C4）和蒸汽压合格的稳定汽油。 一、装置简介 （一）装置发展及其类型

催化裂化工艺介绍

1.0催化裂化 催化裂化是原料油在酸性催化剂存在下，在500℃左右、1×105～3×105Pa 下发生裂解，生成轻质油、气体和焦炭的过程。催化裂化是现代化炼油厂用来改质重质瓦斯油和渣油的核心技术，是炼厂获取经济效益的重要手段。 催化裂化的石油炼制工艺目的： 1）提高原油加工深度，得到更多数量的轻质油产品； 2）增加品种，提高产品质量。 催化裂化是炼油工业中最重要的一种二次加工工艺，是重油轻质化和改质的重要手段之一，已成为当今石油炼制的核心工艺之一。 1.1催化裂化的发展概况 催化裂化的发展经历了四个阶段：固定床、移动床、流化床和提升管。见下图： 固定床移动床 流化床提升管（并列式）在全世界催化裂化装置的总加工能力中，提升管催化裂化已占绝大多数。

1.2催化裂化的原料和产品 1.2.0原料 催化裂化的原料范围广泛，可分为馏分油和渣油两大类。 馏分油主要是直馏减压馏分油（VGO），馏程350-500℃，也包括少量的二次加工重馏分油如焦化蜡油等，以此种原料进行催化裂化称为馏分油催化裂化。 渣油主要是减压渣油、脱沥青的减压渣油、加氢处理重油等。渣油都是以一定的比例掺入到减压馏分油中进行加工，其掺入的比例主要受制于原料的金属含量和残炭值。对于一些金属含量低的石蜡基原有也可以直接用常压重油为原料。当减压馏分油中掺入渣油使通称为RFCC。以此种原料进行催化裂化称为重油催化裂化。 1.2.1产品 催化裂化的产品包括气体、液体和焦炭。 1、气体 在一般工业条件下，气体产率约为10%-20%，其中含干气和液化气。 2、液体产物 1）汽油，汽油产率约为30%-60%；这类汽油安定性较好。 2）柴油，柴油产率约为0-40%；因含较多芳烃，所有十六烷值较低，由重油催化裂化得到的柴油的十六烷值更低，这类柴油需经加氢处理。 3）重柴油（回炼油），可以返回到反应器内，已提高轻质油收率，不回炼时就以重柴油产品出装置，也可作为商品燃料油的调和组分。 4）油浆，油浆产率约为5%-10%，从催化裂化分馏塔底得到的渣油，含少量催化剂细粉，可以送回反应器回炼以回收催化剂。油浆经沉降出去催化剂粉末后称为澄清油，因多环芳烃的含量较大，所以是制造针焦的好原料，或作为商品燃料油的调和组分，也可作加氢裂化的原料。 3、焦炭 焦炭产率约为5%-7%，重油催化裂化的焦炭产率可达8%-10%。焦炭是缩合产物，它沉积在催化剂的表面上，使催化剂丧失活性，所以用空气将其烧去使催化剂恢复活性，因而焦炭不能作为产品分离出来。 1.3催化裂化工业装置的组成部分

选择性催化还原脱除氮氧化物工艺简介

选择性催化还原脱除氮氧化物工艺简介 选择性催化还原脱除氮氧化物工艺（简称SCR工艺）简介 一、该工艺概述：选择性催化还原脱除氮氧化物工艺技术是我公司技术研发中心独立研发，拥有自主自主知识产权的技术工艺。该技术工艺成熟，性价比极高，占地面积小，脱硝效率高（可达90%以上），无“三废”排放。 二、工艺技术说明及主要特点： 1、高脱硝效率，减少氨逃逸 ①烟气经过独特设计的脱硝反应器，与还原剂在催化剂层进行充分反应，保证脱硝率90%以上，可完全实现达标排放； ②喷氨格栅经严格计算、独特设计，还原剂氨经喷氨格栅喷入烟道，可与烟气充分混合，在烟道内均匀分布，保证了脱硝催化剂的烟气覆盖率及脱硝效果； ③当进入SCR反应器前的烟气分布不均匀时，会导致脱硝效率下降，为保证脱硝效率，在SCR反应器入口前的烟道内各急转弯头布置导向叶片，缓转弯头及烟道扩散收缩段布置导流板，从而使进入SCR反应器的烟气更均匀，有效保证了脱硝效率； ④合理选择催化剂，保证脱硝反应在适宜温度内进行，避免副反应的发生，保证脱硝效率； ⑤做好烟道的密封设计和施工，避免烟气泄漏，保证烟气100%通过催化剂； ⑥反应器内的积灰，不仅会直接或间接地减少催化剂有效体积而降低SCR性能，同时变硬的灰块掉下会造成催化剂的机械损伤，故在结构设计上应尽量减少积灰的可能。反应器进口烟道设置积灰斗，防止大颗粒灰渣进入反应器；反应器内防止积灰的设计除吹灰器系统以外，在结构设计上主要还体现在以下几个方面：整流板、催化剂上的金属格栅和金属网、防积灰板、合理设计催化剂节距。 2、无二次污染 采用我公司自主研发、设计的SCR法烟气脱硝技术，利用氨做还原剂，在催化剂作用下将燃煤锅炉烟气中的NO x还原为N2后排放，无废气产生；氨区泄漏及安全阀排放的少量氨用清水吸收后，可送至脱硫系统作为脱硫吸收剂，无废水排放；本脱硝工艺全部反应均为气相反应，无废渣生成。 3、净化温度低 我公司结合业主方实际设计工艺路线，选择适宜的催化剂，有效降低了反应温度，烟气经省煤器后可直接进行脱硝反应，无需加热或降温； 4、防止设备腐蚀 本项目液氨储罐采用16MnR材质，氨系统管路采用不锈钢材质，均具有良好的耐腐蚀性。 烟气管路、相关设备及反应器均采用Q235B。因烟气在本系统中的温度介于350℃～400℃之间，不会形成液体凝结，腐蚀性较小，可满足系统防腐要求，该选材方案也符合国内外脱硝行业的通用惯例。 5、防止系统堵塞 每层催化剂模块均设置吹灰器，防止催化剂堵塞，保证系统安全稳定运行。 6、工艺设备紧凑，运行可靠 反应器邻近锅炉建设，一方面节省反应器支撑结构用材，一方面有效节约占地面积，减少烟气在烟道输送过程中降温。液氨储罐、蒸发系统、缓冲罐布局合理紧凑，安全系数高。 7、保证流场的均匀性 在安装了脱硝装置后，为了保证回到空气预热器的烟气流场分布均匀，在连接烟道内设置了若干导流板，有效的消除了流场的不均匀性。 三、本工艺流程示意图（本图仅供参考）：

(完整版)选择性催化还原法(SCR)烟气脱硝技术概述

选择性催化还原法（SCR）烟气脱硝技术概述 王清栋 （能源与动力工程1302班1306030217） 摘要：对选择性催化还原脱硝技术进行概述，分析了其机理，并简要介绍催化剂的种类及钝化与中毒机理.最后，对SCR技术进行总结与展望. 关键词:选择性催化还原；烟气脱硝；氮氧化物 Overview of Selective catalytic reduction (SCR) flue gas denitration Wang Qingdong (Power and Energy Engineering, class 1302 1306030217) Abstract: selective catalyst reduction flue gas denitration is reviewed. Its mechanism is analysed and catalyst is given a brief introduction. Catalyst passivation and poisoning mechanism is analysed. Finally, the summary and prospect of the technology are given. Keywords: SCR; NO x; flue gas denitration. 1.前言 氮氧化物是造成酸雨的主要酸性物质之一，是形成区域微细颗粒物污染和灰霾的主要原因，也是形成光化学烟雾的主要污染物，会引起多种呼吸道疾病，是“十二五”期间重点控制的空气污染物之一.2011年初通过的“十二五”规划纲要，要求NO x减少 10%，从而使NO x成为我国下一阶段污染减排的重点.烟气脱硝技术与NO的氧化、还原及吸附特性有关.根据反应介质状态的不同，分为干法脱硝和湿法脱硝.目前，已经在火力发电厂采用的烟气脱氮技术主要是选择性催化还原（SCR）和选择性非催化还原 （SNCR），其中采用最多的主流工艺是选择性催化还原法. 2.SCR反应原理 选择性催化还原脱氮是在一定温度和有催化剂存在的情况下，利用还原剂把烟气中的NO x还原为无毒无污染的N2和H2O.这一原理与1957年在美国发现，该工艺最早却在20世纪70年代的日本发展起来的. SCR 原理图如图一所示 氨气被稀释到空气或者蒸汽中，然后注入到烟气中脱硝，在催化剂表面，氨与NO x 生成氨气和水.SCR过程中的主要反应如下： 4NO+4NH3+O24N2+6H2O 基于V2O5的催化剂在有氧的条件下还对NO2的减少有催化作用，其反应式为 2NO2+4NH3+O23N2+6H2O