FC-16B级配FC-14加氢裂化组合催化剂工业应用分析

金陵石化1.50Mt/a加氢裂化装置采用单段串联部分循环加氢工艺,以直馏蜡油和焦化蜡油的混合油为原料,产品方案是最大量生产优质中间馏分油。该装置2014年11月停工更换催化剂,精制段采用FF-26精制剂,而裂化段首次应用FC-16B级配FC-14组合裂化剂。在装置满负荷运行期间,精制反应器入口温度不断提高,而温升却在下降,重石脑油和尾油的硫、氮含量逐渐增高,说明精制剂活性下降,而随着裂化温度的提升,产品液体收率逐渐增加,中间馏分油整体收率未有明显变化,但航煤和柴油的液体收率比却不断下降,说明裂化剂的活性和选择性降低。变压器油的倾点逐渐升高,证明级配裂化剂的异构性能逐渐降低。在一定范围内,通过提高精制和裂化反应温度,虽能补偿精制催化剂活性的衰减,但级配催化剂的裂解和异构化能力却不能恢复,导致目标产品收率降低、能耗增加,装置盈利能力下降。针对延缓FC-16B级配FC-14催化剂失活、提高装置运行时间等问题,提出建议。     

加氢裂化催化剂级配技术工业应用进展

加氢裂化技术是石油炼制中最为重要的二次加工技术之一,原料适应性强、产品方案灵活,能在石油轻质化的过程中直接生产质量优异的清洁油品。加氢裂化的核心是催化剂,而加氢裂化催化剂的级配技术则是加氢裂化技术升级发展的关键所在。国内中、高压加氢裂化和中压加氢改质工艺中催化剂的级配主要分为两类:一是精制催化剂和裂化剂的级配使用;二是不同裂化剂的级配使用。前者不仅可以提高装置对劣质原料的适应能力,而且可以根据不同油品性质灵活调整适宜的加工方案;后者主要是在原料性质相似的情况下,通过裂化剂的级配,提高裂化段整体活性,调整裂化产品的分布,多产高附加值油品,降低能耗。催化剂级配使用的重要影响因素是原料性质和加工方案,催化剂级配技术将是未来加氢裂化的发展方向,为催化剂的升级换代争取了更多宝贵时间。     

加氢工艺对异构基础油性质的影响

在微反装置中,考察了反应温度和液时空速(LHSV)对加氢裂化尾油(HTO)、减四线油(VGO)加氢异构基础油性质的影响。通过气相色谱(GC)/质谱联用仪(MS)方法,对HTO、VGO加氢异构产品的族组成和碳数分布进行表征,结果表明:HTO和VGO均可作为通过加氢异构工艺生产APIⅡ+类基础油的原料。基础油的黏度指数随空速的降低而降低,随反应温度的升高而降低。基础油馏分中正构烷烃基本消失,说明所用催化剂具有良好的异构性能,基础油倾点随空速的降低而降低,随反应温度的升高而降低。原料的裂化反应程度随空速的降低而升高,随反应温度的升高而升高。通过族组成分析,推断出对基础油的产品性质发生影响的主要因素有:正构烷烃的异构化反应,异构烷烃的二次异构反应,单、双环化合物的支链异构反应,单、双环化合物的环压缩异构反应,多环烷烃化合物部分开环反应,芳烃化合物加氢饱和和开环反应。此外,加氢裂化反应也可改善产品的低温流动性能,但会损失目的产品收率。     

石油炼厂加工生物原料的前景

第二代生物燃料和化学品可采用加氢转化、加热裂化或催化裂化、生物质气化和合成气转化等几种方法生产。石油炼制厂商在考虑采用生物原料时,面临着产品＂能量密度＂、生物质原料是否为废料或非人畜食物来源,以及如何充分利用现有设施等问题。采用加氢转化和加热裂化或催化裂化工艺,可在石油炼制过程中以动物脂肪和植物油为原料,生产可与石油相容的生物燃料,同时使炼厂降低碳排放。应实现生物炼制能力与石油炼制操作的一体化,从而使生物炼制业和传统石油炼制业都实现可持续发展。     

催化裂化装置提高掺渣比过程中存在的问题及应对措施

提高催化裂化装置掺渣比是挖掘装置生产潜力、提高经济效益的有效手段之一。在对洛阳石化Ⅰ催化装置提高进料掺渣比过程中,干气、焦炭产率明显增加,汽油收率略有降低,产品分布仍较理想,但也存在主风量不足、再生器缺少有效取热手段、油浆系统结焦等问题。通过采取引空压风补充主风量、适当加入CO助燃剂、提高油浆循环量、降低分馏塔底温度和油浆停留时间、适当调整塔底注汽量等措施,有效保证了装置正常运行。同时对装置进行改造优化,加强原料管理,选择适宜催化剂或重油裂化助剂,对沉降器上部及集气室、大油气线落实监控措施,优化油浆系统取热,预防反应和分馏系统结焦;恢复投用再生器取热设施,解决因掺渣上升带来的再生器热量过剩问题;采用新技术(电脱盐由两级升级为三级)提高原料质量,降低焦炭产率,改善产品分布和维持长周期运行,不断提高装置经济效益及生产技术水平。     

催化裂化轻循环油不同加氢改质流程探讨

长岭石化1.2Mt/a加氢和1.0Mt/a加氢柴油进1号催化装置回炼的影响因素包括工艺原理、原料性质、裂化性能和产品性质等,由于1.2Mt/a加氢精制装置和1.0Mt/a加氢转化装置本身反应过程对催化裂化轻循环油加氢改质存在差异,两套加氢装置精制后柴油的性质有所差异,在进入1号催化回炼时裂化性能和汽油转化率有所不同,1.0Mt/a加氢转化装置由于加氢深度较高,因此再次进催化回炼后更加有利。同时,对两套加氢装置精制后柴油进入催化装置回炼对装置的影响进行分析,对装置生产加工负荷、反-再系统操作条件、装置产品分布和产品性质等进行对比,提出适当降低加氢柴油精制深度、重汽油直接去罐区和提高加氢柴油回炼量和反应深度等操作优化建议,进一步降低炼厂柴汽比,增加高附加值产品收率,以提高企业的经济技术指标和效益,为减少甚至消灭低品位的普通柴油提供技术参考。     

CDC催化剂在大连石化重油催化装置的应用

由于原油的重质化和劣质化,大连石化公司350×10^4t／a重油催化裂化装置于2008年选用CDC催化裂化催化剂,以增加液体收率、降低油浆产率及汽油烯烃含量。应用结果表明,该催化剂裂化性能良好,可明显提高装置反应深度,并具有明显的降烯烃作用,在达到系统藏量20％的情况下,能降低汽油烯烃含量近10个百分点。     

催化剂粒径与质量对生物质热解焦油催化裂化反应的影响

针对催化裂化条件对生物质热解焦油处理的影响,以秸秆热解产生的焦油为原料,在固定床焦油催化裂化反应试验台上研究了催化剂作用下焦油催化裂化的过程,并对催化剂粒径和质量等参数对焦油转化效果和催化裂化产物的影响进行了分析．结果表明：减小催化剂的粒径或者增加催化剂质量能促进燃气中高热值大分子气体转化为低热值的小分子轻质气体,从而有效促进焦油裂化,提高燃气产率,降低燃气热值．     

延迟焦化技术

石油焦化是石油炼制过程之一,是在加热和长反应时间的条件下,使渣油发生深度裂化反应,转化为气体、汽油、柴油、重质馏分油和石油焦的过程。石油焦化原料几乎全部转化,且生成大量焦炭。原料来源于原油蒸馏所产的渣油或溶剂脱沥青所产的石油沥青,也可以用热裂化渣油或烃类裂解的焦油。石油焦化主要包括延迟焦化、釜式焦化、平炉焦化、流化焦化和灵活焦化等5种工艺过程。     

能量系统优化技术在催化裂化—气体分馏热联合装置节能改造的应用

以能量利用系统能量结构理论为指导，对炼油厂催化经－气体分馏联合装置进行能量优化改造，主要内容包括：将催化主分馏塔的一种后冷热量用作气体分馏装置脱丙烷塔再沸器热源，降低装置的1．0MPa蒸汽消耗；并对气体分馏装置进行分离精度－产品收率及能源三者间的权衡优化；达到综合利用能量，回收低温热及降低装置能耗和提高经济效益的目的。     

120×104t/a加氢裂化装置操作末期运行分析与对策

长庆石化120× 105/a加氢裂化装置本周期运行已接近3a,逐步进入操作末期.在操作运行上,催化剂活性明显下降,且存在装置加工负荷低(约为设计负荷的73％)、转化率不高(维持在55％左右)、反应温度接近设计温度等问题,对装置长周期运行带来影响.通过稳定原料性质,控制原料馏程的90％点馏出温度不大于480℃,以降低原料干点值,降低裂化反应苛刻度.同时,密切监控原料的硫、氮含量,及时调整反应温度,可以减缓催化剂的失活速率,延长装置运行周期.控制高氢分压尽可能接近设计值(10.6MPa),氢油比维持在(900～1000)∶1,控制精制油氮含量在10ug/g以下,对保证装置安全平稳操作有利.装置运行末期,应将保证平稳运行放在首位,适当调整生产方案,如多产尾油(8％～12％),可优化原料性质;必要时采取补充硫化措施,亦有利于装置的平稳操作.     

延迟焦化装置的用能分析与优化策略研究

延迟焦化装置具有工艺成熟、原料灵活、操作和投资费用低等特点,其优化用能的系统化策略包括:要以装置总物料流程优化为基础,优化原料、产品流程以及装置循环比,缩短生焦周期;在保证装置产品质量的前提下,优化装置的反应条件,选取合适的反应温度、压力,优化装置的反应用能;优化分馏系统取热,优化换热网络与发汽量,加强热量回收,提高原料换热终温,降低加热炉负荷;优化吸收稳定系统中各塔操作条件,加强分馏系统与吸收稳定系统的热集成,回收利用稳定汽油的热量,结合全厂实际选择合理的压缩机驱动源;总结延迟焦化装置单元过程与设备节能措施,包括加热炉优化、大吹汽改造、除焦优化等;在对延迟焦化装置进行优化之后,选择合理的措施回收利用装置低温热,加强装置上下游的热联合,实现热供料,装置内部无法消化的低温热纳入全厂低温热系统。     

柴油加氢裂化降低柴汽比方案分析

近年来,我国汽柴油消费总量持续增长,预计到2020年,汽油消费量的增长速度要高于柴油,远期柴汽比将持续走低。国内炼厂降低柴汽比主要从两方面着手:增产汽油和减产柴油。某规划新建炼厂除采取增产航煤、增加异构化规模等常规手段外,通过新增催化柴油和直馏柴油加氢裂化装置降低柴汽比。采用柴油加氢裂化技术后,全厂柴汽比从1.41降到1.20,达到预定目标。采用直馏柴油裂化具有氢耗低、可生产航煤产品、全厂汽油池辛烷值较高等优势,该方案使本规划炼厂吨油毛利润提升39.3元,适于催化柴油芳烃含量较低且柴油池十六烷值富裕的炼厂。催化柴油裂化技术氢耗较高,达到相同柴汽比需要更高的转化率,该方案可使本规划炼厂吨油毛利润提高16.4元,但若采用适宜的催化裂化工艺,使催化柴油芳烃含量提高到80%,则催化柴油裂化方案吨油毛利润可提升48.7元,表明催化柴油裂化方案更适宜于柴油池十六烷值较低且催化柴油芳烃含量较高的炼厂。     

在用中和罐的问题及处理

四川鸿鹤制药公司2车间中和罐的主要作用是将溶入溶剂中的原料进行合成反应，并实现反应物料的浓缩、中和，制成药物中间体，因此，它是该车间制药生产线中的关键设备之一。内筒中的搅拌器对配置好的反应物料进行搅拌、混合，使中和罐内反应物料浓度和温度均匀一致。夹套中的蒸汽则提供反应时所需热量，使合成反应稳定，适宜进行，并实现反应物料的浓缩。     

加氢裂化工艺

加氢裂化工艺是一种石油加工工艺,即在较高压力和较高温度的反应条件下,重质油在催化剂作用下发生加氢、裂化和异构化反应,转化为轻质油(汽油、煤油、柴油或催化裂化、裂解制烯烃的原料)的加工过程。它与催化裂化不同的是在催化裂化反应时同时伴随有烃类加氢反应。加氢裂化实质上是加氢和催化裂化过程的有机结合,能够使重质油通过催化     

塔顶油气两段冷凝余热全回收

<正> 分馏塔塔顶油气的冷凝,常规为一段冷凝,如图1。这种冷凝形式的缺点是热回收率低,大部分热量被空气或冷却水带走。石油七厂热裂化分馏塔塔顶剩余热量每小时500多万千卡,为了充分回收这部分热量,把一段冷凝改成了两段冷凝。     

Ⅱ套RFCC装置进行FDFCC-Ⅲ技术改造后运行情况及分析

洛阳分公司于2008年对Ⅱ套重油催化裂化装置进行FDFCC-Ⅲ技术改造,原有反应再生系统流程不变,新增汽油提升管反应器及副分馏塔系统,改造后重油加工能力为1.4Mt/a,汽油改质加工能力为846kt/a。FDFCC-Ⅲ生产运行期间,混合原料油的密度、残炭、硫含量和重金属含量都低于改造前RFCC的值,性质得到大幅改善;操作参数中,反应温度、回炼比和主风用量大幅降低,剂油比由RFCC时的7.1大幅提高到9.8;产品分布中,总轻质液体收率提高了3.81个百分点,丙烯收率提高了4.16个百分点,但轻质油收率下降了6.44个百分点;粗汽油经改质后,汽油硫含量由0.335%降到0.143%,脱硫率达到57.3%,烯烃含量由37.86%降到12.92%,汽油RON、MON分别提高了4.1和3.8个单位;轻柴油的质量没有明显变化;氢转移反应的程度HTC值为1.16,热裂化反应的程度FTC值为2.94;催化剂单耗为0.7kg/t原料。通过优化原料性质,将再生方式由常规再生改为完全再生,并投用外取热器,灵活调整汽油提升管反应温度,控制汽油进料温度在100～120℃、催化剂混合器温度低于再生剂温度50～70℃、重油提升管反应温度在480～485℃,增加副分馏塔中段到气体脱硫装置溶剂再生塔底重沸器流程等措施,实现节能降耗。     

长庆石化1.2Mt/a加氢裂化装置运行与标定

长庆石化1.2Mt/a加氢裂化装置选用壳牌标准催化剂公司的DN-3551/Z-503/Z-3723/Z-673组合催化剂,开工时利用DMDS干法硫化后未进行液氨钝化,一次开车成功,装置运行平稳,能够满足生产需求。但有些指标未达到设计要求,如氢耗较高、轻质产品占比较大等。标定期间,氢油比为959∶1(体积比),氢分压为10.25MPa,加氢精制反应器和裂化反应器的平均反应温度分别为390.6℃和398.9℃。标定结果显示,加氢精制反应器前后脱硫率为98.1%,脱氮率为97.6%;反应单程转化率为57.38%;轻质油收率为91.78%,尾油收率为7.52%。经核算,得出化学氢耗为2.16%(占原料油质量百分数);反应热为168.46MJ/t原料;装置单位能耗为31.158kg标油/t原料。装置运行主要存在两个瓶颈问题:一是原料为高干点且硫低氮高的单一减压蜡油馏分,反应系统循环气中硫化氢含量不足而氨含量高,存在需要补硫的问题;二是系统压力设计低,而且原料性质较差,造成催化剂选型困难和操作苛刻度较高。     

植物油制备生物柴油的研究

以植物油为原料，在催化剂（KOH）的作用下，通过甲醇酯交换反应生成脂肪酸甲酯即生物柴油的试验研究，考察了醇油比、催化剂用量、反应温度、反应时间等反应条件的变化对植物油转化率和产品纯度的影响。     

优化原料及操作参数提高重油催化裂化装置产品收率

随着重油催化裂化装置处理量的提高,提高产品总液收已成为亟待解决的问题,因此针对装置加工原料和相关操作参数进行了优化调整.利用减压侧线油掺混到催化原料中,掺混比例控制在15％～20％(质量分数),使原料残炭值明显降低,保持在5％以下,同时铁、镍、钒等重金属含量均有所降低.最佳催化剂微反活性控制在64～68之间,相应提升管出口反应温度控制在513～515℃之间.采用活性和稳定性更好的LDO-75型催化剂代替原来的LVR-60R型催化剂,解决了催化剂跑损问题.运行结果表明,产品总液收均值达到83.74％,较优化调整前提高2.94个百分点,其中汽油收率提高2.45个百分点,柴油收率降低0.03个百分点,液化气收率提高0.52个百分点;反应生焦率均值降低1.63个百分点,油浆产率均值降低1.01个百分点,干气产率降低0.3个百分点;2011年装置新增产值4238万元.