渣油催化裂化工艺反应技术新进展：I．围绕提升管反应器的技术开发

介绍了渣油催化裂化提升管反应系统的最新进展,如轻烃预提升技术、进料雾化喷嘴技术、终止剂技术以及提升管出口快分和末端急冷技术等,并对目前工业提升管存在的问题和有待开发的技术领域进行了讨论。     

渣油催化裂化工艺反应技术新进展:Ⅰ.围绕提升管反应器的技术开发

介绍了渣油催化裂化提升管反应系统的最新进展 ,如轻烃预提升技术、进料雾化喷嘴技术、终止剂技术以及提升管出口快分和末端急冷技术等 ,并对目前工业提升管存在的问题和有待开发的技术领域进行了讨论     

应用先进技术提高重油催化裂化经济效益

中国石油前郭分公司不断采用新技术如新的催化剂(DOCR,DOCP等)、新的装备(如高效进料喷嘴、汽提式粗旋风分离器等)、先进控制技术使重油催化裂化装置在实现短流程操作的基础上,实现了高效益。用大庆类原油生产的催化裂化汽油的研究法辛烷值达到90,抗爆指数达到了85。     

重油催化裂化装置提升管反应系统的技术改造

中原油田石油化工总厂500kt/a重油催化裂化装置提升管采用石油大学开发的高效雾化喷嘴,并对旋风分离器进行了改造。对各产品产率沿提升管高度的分布情况进行了模拟计算,确定了终止剂最佳位置。终止剂为水或粗汽油,其注入量分别为原料的3％－6％及5％－10％。采用了这些措施后轻油收率和总液体收率分别提高4．53和3．95个百分点,增加了经济效益。     

重油催化裂化进料高效雾化喷嘴

就重油催化裂化装置所采用的高效雾化喷嘴的作用、影响因素、类型及结构特点进行了简要的描述，以供重油催化裂化进料段的设计参考。     

重油催化裂化反应系统集成技术及应用

以独创提升管三维多相流动反应机理模型的数值模拟为理论指导,借助具有结构创新的专用设备,可有效改善提升管反应器进料段的油-剂接触和提升管出口反应油气返混,实现对提升管反应过程的灵活调控。在中国石油前郭石化分公司80万t/a重油催化裂化装置上集成了提升管反应的部分先进技术,主要包括提升管反应控制技术,终止剂技术,用水代替粗汽油作终止剂;采用高效雾化喷嘴,提升管末端“三快”(快速汽提、快速分离、快速导出)技术即CSC汽提式粗旋快分系统。近2年的运行实践表明,与生产90#普通汽油相比,在相同条件下采用集成新技术生产90#低烯烃汽油,轻质产品收率增加1.02~1.08个百分点,汽油烯烃体积分数由35.6%下降为33.2%。     

重油催化裂化装置进料系统改造

胜利石油化工总厂600kt／a重油催化裂化装置(RFCCU)，为了适应加工常渣的需要，进料系统进行改造，采用UPC鼓泡型喷嘴和分段进料，改善了原料油的雾化效果，降低蒸汽的用量，改善了产品分布，提高汽油产率3．23％、轻油收率0．63％，提高经济效益1929．2万元／a。     

重油催化裂化装置进料系统改造

为了适应加工常渣的需要 ,胜利石油化工总厂 60× 1 0 4t/a重油催化裂化装置 (RFCCU) ,对进料系统进行改造 ,采用UPC鼓泡型喷嘴和分段进料 ,改善了原料油的雾化效果 ,降低蒸汽的用量 ,改善了产品分布 ,提高汽油产率 3 .2 3 %、轻油收率 0 .63 % ,提高经济效益 1 92 9.2万元 /a。     

重油催化裂化装置反应终止剂技术的应用

终止剂技术在胜利油田石油化工总厂600kt/a重油催化裂化装置上经过两年多的实践，确定了以除盐水作为终止剂，在原油浆回炼位置注入的方案，明显的提高了装置的总液收水平，同时降低了油气系统的结焦程度，取得了显著的效果。     

干气预提升技术在重油催化裂化中的应用

催化干气代替过热蒸汽作为催化裂化装置提升管预提升介质，可以降低催化剂的失活速率，有利于保持催化剂活性，提高重油催化裂化装置对劣质原料的适应能力，降低干气收率和能耗，提高液体产品收率，达到提高经济效益的目的。     

乳化重油催化裂化反应的研究

用乳化重油和纯重油为原料进行催化裂化反应,在相同操作条件下,分别研究了它们对裂化产品分布、生焦量、产品质量、裂化催化剂性能等主要指标的影响。结果表明,乳化油比纯重油液体产率提高2．91％、液化气增加1．33％、生焦量下降2．32％、干气量稍低;乳化油汽油辛烷值为93．4,而纯重油汽油辛烷值93．0;两者对裂化催化剂性能的影响相当。     

重油分级催化裂化反应性能

 利用小型固定流化床实验装置,对重油中不同馏程范围馏分裂化性能进行研究,发现重油中存在反应性能差异明显的两类馏分,且在减压渣油中仍含有部分优质馏分,依此采用分级方法将重油分为优质、劣质裂化原料。实验对比了各分级点分级后重油的催化裂化产物分布,也对比了重油分级前后催化裂化反应产物分布的变化。结果表明,适当提高分级点温度,将减压渣油中的一部分馏分切入优质原料,通过分别裂化可以改善重油整体的产物分布,并确定了长庆、济南重油适宜的分级点分别在500~540℃和500~520℃范围。分级后针对不同性质原料匹配各自的反应区间,重油整体的轻质油收率提高,焦炭和干气的收率降低;且随着催化裂化原料掺炼渣油比例的增加,采用重油分级催化裂化提高目的产物的优势越明显。     

乳化管输重油催化裂化试验研究

对利用乳化重油作为催化裂化原料进行了探讨 ,认为重油经乳化后减小了原料雾化后油滴直径 ,改善了催化剂与原料的接触环境和产品分布 ,在乳化剂用量 3 0 0 0 μg/g,掺水量 4%左右时 ,可以提高轻油收率 1 .80个百分点 ,干气和焦炭产率分别下降 0 .3 3和 0 .3 5个百分点 ,产品性质基本不变     

反应温度和剂油比对催化裂化反应的影响

选取各种不同孔径的分子筛催化剂如AIMCM-41、纳米双介孔分子筛(NBMAS)和微孔分子筛HZSM-5,以异丙苯和1,3,5-三异丙苯为模型反应物,采用脉冲法考察反应温度和剂油比对催化裂化反应的影响。实验结果表明,不同反应物的催化裂化反应采用不同的催化剂、反应温度和剂油比对裂解转化率和裂解产物的分布有不同的影响。异丙苯裂化反应中,在转化率增加的同时,小分子烯烃的选择性增加,其副产物(对-二异丙苯和间-二异丙苯)的选择性降低;在1,3,5-三异丙苯的裂解反应中,随着裂解程度的加深,小分子烯烃的选择性增加,中间产物(异丙苯和二异丙苯)的选择性降低。     

重油催化裂解过程中丙烯和干气的生成历程

采用固定床微反实验装置考察了大庆蜡油不同转化深度下的催化裂解反应的产物分布,探讨了重油催化裂解过程中丙烯和干气的生成历程。结果表明,重油催化裂解过程中,丙烯的生成是原料一次裂解和汽油馏分二次裂解共同作用的结果。当原料转化深度较低时,丙烯已由原料中烷烃的一次裂解反应大量生成;随着原料转化深度的增加,汽油馏分二次裂解生成丙烯的反应所占比重增大。在原料一次裂解为主生成丙烯的反应阶段内,干气主要由烷烃发生单分子裂化反应生成,而在汽油馏分二次裂解为主生成丙烯反应阶段内,芳烃和烯烃缩合生焦反应对干气生成的影响更为显著。     

The Lumping Kinetic Model for the Heavy Oil Catalytic Cracking MIP Process

Abstract

Based on the characteristics of heavy oil catalytic cracking and maximizing iso-paraffins (MIP) process, a 12-lumping kinetic model was developed in this article to simulate the MIP process. According to the published data from a commercial MIP process, 36 kinetic parameters of the model were determined by the stepwise method. The verification result with industrial data showed that the model could predict not only the distribution of products but also the quality of main products and describe the reaction rules of the MIP process correctly.     

FCC复活催化剂在重油催化裂化装置的工业应用

石油资源的重质化和劣质化,导致催化裂化(FCC)催化剂重金属污染问题日益突出。国内的FCC催化剂因失活多为一次性使用,需定期卸出废催化剂(即平衡催化剂)。大庆石化公司二套重油催化裂化装置试用某公司生产的FCC复活催化剂,应用结果表明,该复活催化剂可以部分替代新鲜催化剂进入装置使用,每年减少固体废弃物排放139.5 t,节约新鲜催化剂成本36.3万元,提高了行业整体经济效益。     

重油催化裂化沉降器油浆喷嘴施工方法的探讨

为催化裂化装置沉降器提升管油浆喷嘴安装提出了施工方法，在划线，组对，测量，焊接方面采用了新的施工工艺，保证了油浆喷嘴的施工质量。     

Hydrofining and Catalytic Cracking of Coker Gas Oil

Abstract

The hydrofining of coker gas oil (CGO) was investigated on catalyst RN-2 in a micro hydrogenation apparatus. High reaction temperature favors the desulfurization and denitrogenation for the hydrofining of CGO, but it disfavors the yield of total liquids. Desulfurization degree, denitrogenation degree, and the total yield of liquid products increase with the enhancement of reaction pressure. As the hydrogen-to-oil ratio increases, the desulfurization degree increases, and the denitrogenation degree shows a maximum at a hydrogen-to-oil ratio of 800. Catalytic cracking of CGO, hydrofined CGO, and vacuum gas oil (VGO) on catalyst LMC-500 was investigated in a pilot-scale fluid catalytic cracking (FCC) unit. The catalytic cracking performance of hydrofined CGO is better than that of CGO.