催化裂化装置反应器和再生器的技术改造
催化裂化装置的节能改造及运行分析
催化裂化装置的节能改造及运行分析旷军虎;张志亮;郑坤【摘要】By analyzing the energy consumption status of the 0. 8 million tons per year FCC unit of Yumen Oilfield Refining and Chemical Complex, it was found that the energy consumption of the unit was mainly depended on the coke-burning,steam and electricity three sections. Measures for reducing energy consumption,such as technical transformation of process,maintenance of key equipments and setting up integrated heat-exchange network with other units were proposed and realized during revamping. Since then the energy consumption in the above three sections reduced significantly, the comprehensive energy consumption reduced 421. 85 MJ/t,I. E. A 12. 13% reduction of energy consumption.%通过对玉门油田炼油化工总厂800 kt/a催化裂化装置的能耗构成进行分析,发现装置能耗主要有烧焦、蒸汽和用电消耗3部分决定,提出降低装置能耗的具体措施,并在检修期间进行整改.通过对工艺方面的技术改造、重要设备的检查维护、与其它装置建立热联运等手段,使装置在烧焦、蒸汽和用电3个方面的能耗大幅降低,装置改造后的综合能耗降低421.85 MJ/t,减少能耗12.13％.【期刊名称】《石油炼制与化工》【年(卷),期】2011(042)010【总页数】5页(P85-89)【关键词】催化裂化;节能;焦炭;喷嘴;烟气【作者】旷军虎;张志亮;郑坤【作者单位】中国石油玉门油田炼油化工总厂,玉门735200;中国石油玉门油田炼油化工总厂,玉门735200;中国石油玉门油田炼油化工总厂,玉门735200【正文语种】中文1 前言玉门炼油化工总厂800kt/a重油催化裂化装置是2004年9月在原500kt/a催化裂化装置的基础上改建而成的。
催化裂化装置反应再生及分馏系统工艺设计方案
催化裂化装置反应再生及分馏系统工艺设计方案催化裂化装置是石油加工中重要的生产设备之一，可以将重油分解成轻质石油产品，是石油化工行业中重要的石油加工工艺。
催化裂化装置反应再生及分馏系统是催化裂化装置中关键的工艺部分，其设计方案对于催化裂化装置的运行效率起着至关重要的作用。
本文将对催化裂化装置反应再生及分馏系统工艺设计方案进行详细的讨论。
一、反应系统设计方案1.反应器类型：催化裂化装置反应器主要有固定床反应器和流化床反应器两种类型。
固定床反应器适用于生产规模较小的装置，具有投资成本低、操作稳定的优点；而流化床反应器适用于大型装置，具有热传递效率高、活性热阻小的优点。
2.反应器温度和压力：催化裂化反应需要在一定的温度和压力下进行，反应温度要保持在适宜的范围内，以保证反应的高效进行。
反应压力的选择要考虑反应器的强度和催化剂的稳定性。
3.反应催化剂选择：选择合适的反应催化剂是反应系统设计的关键之一、催化裂化反应中常用的催化剂有钌、钼氧化物和钽和小晶粒分子筛等。
选择催化剂时要考虑其稳定性、寿命和性能等因素。
二、再生系统设计方案1.再生气体选择：催化裂化装置再生系统需要使用再生气体来去除催化剂上的积炭物质。
常用的再生气体有空气、氧气和水蒸汽等。
再生气体的选择要综合考虑催化剂的特性和再生设备的技术要求。
2.再生温度和压力：再生温度对催化剂的再生效果有重要影响，要选择合适的再生温度，以保证催化剂的活性能得到有效的恢复。
再生压力的选择要考虑再生设备的设计和操作要求。
3.再生设备选择：再生设备主要有再生炉和再生器两种类型。
再生炉适用于小型装置，具有结构简单、操作方便的优点；再生器适用于大型装置，具有稳定的再生效果和高效的催化剂循环的优点。
三、分馏系统设计方案1.分馏塔类型：催化裂化装置的分馏塔主要有常压塔和减压塔两种类型。
常压塔适用于生产重质油品，具有生产成本低、操作稳定的优点；减压塔适用于生产轻质油品，具有产品质量好、产品收率高的优点。
化重整装置改造的技术要点及措施_
催化重整装置改造的技术要点及措施s一∈7/j《骂痈导.,镶孪程打油炼制号化丁PETROIEUMPROCESSINGANDPETRO(ttEMICA[S第28卷第8期催化重整装置改造的技术要点及措施冀琳(中国l石化北主丽北京I..0,rrl,.提高炼油厂催化重整的处理量有不同的方案如果不是极大幅度地提高加工能力,还是老装置改造比增建新装置较为经济台理重整装置技术,改造有以下途径:(1)半再生式扩量改造;(2)半再生式改为连续重整;(3)连续重整扩量改造.改造有不同的渠道.但立足点是个,既要技术上先进可靠,又要经济上台理技术总是不断进步与发展的,改造时应从新技术发展的角度来审视原有装置需要改造之处,无论从工艺技术上还是从设备结构上都要以先进的科学技术占首位在改造时,对于一些关键的造价高的设备璺尽量充分利用,以保留,改造和增补的方式来实现新工艺及提高处理量的要求.重整装置的主要设备是反应器(包括再生器j,加热炉,循环氢压缩机及增压机,立式换热器等重型设备为了利用这些设备及保留相当部分的通用设备建议如下:l慎重考虑改造的规模建议改造扩量的最大规模是比原处理量增加1倍.因为这样便于利用原有设备.如果装置改造时可利用的原设备不多就等于变向新建.在经济上不一定音理若原有装置的处理量较小.要求改造后增加2～3倍的处理量,这势必新冁设备很多,投资较高;除非装置原设计留有较多余地,否则就不容易利用原有加热炉,压缩机及反应器所以推荐最大改造规模为原处理量增加1倍.(1)反应器.如果原有三台,可增加台作为阴反,使其催化剂的装填量大致等于原三台的总和因为往常四反的填装量是整个催化剂装量的一半左右.如果空速与改造前有变化也可以调整四反的大小,这样反应器就充分得到利用当然对预加氢反应器由于新型催化剂的问世,空速提高了l倍,当处理茸增加1倍时预加氢反应器也可不改造就能满足处理量增加后的需求.e6e(2)重整加热炉.处理量加倍时,加热炉热负荷也需要加倍.甚至由于原料变化热负荷单纯加倍还不够.由r重整反应是吸热反应,处理量提高供给热量也要提高原重整加热炉多为”三台”或”网合一“炉.原设计时辐射室分割尺寸有定限制,往往在原设计中都不能理想地实现所需热负荷的分割, 因此改造起来有-定难度.如果处理量加倍,原有炉子可以不动.再同样增加套相同的加热炉以达到负荷加倍的要求,这样设计简单,施工快捷.(3)重整循环氧缩机当处理量增加l倍时,循环氢油比可能会有儿种j:况:①完全和原来一样,氧油比小变,那么增加一台相l司的压缩机即可.④划于原来是半再生式的重整.若改为连续重整,由于氧油比降低至少半.此时反应压力可能降低半t最好按降低一半考虑),这样也可以增设台与原有循环氧压缩机相同规格的乐缩机.由于政造压缩机较困难,特别是由半再生式重整政为连续重整时,应当很奸地算反应压力降到什么程度便于继续使用原有的压缩机.而不应顾切地将反应压力降低03jMPa.甭则,虽然工艺上合理J,但wl利用的设备却不多r(4)重整增压机处群量增加]倍产氧量增加l倍,在增压不变的情况下,增压机【j王需戚倍地增加, 因此可按原有设备增没]台相同的增压机.如果装置改为连续重整.增压机就要仔细计算,往往原有压缩比不够,需与『卡缩机厂合作考虑对机体进行改造.在经济上不合算叫.把重整增压机改为预加氢循环机,再新设重整增压机(5)重鼙立式换热器它是重整装置的关键设备.如装置处理量加倍时.增加台立式换热器会给操作带来不便.因为两台操作会产生偏流.若定要使用两台立式换热器.可从换热器结构【进行修改. 恤稍日19_1-第8期冀琳催化鼋整装置改造的技术要点厦措施69 使气相与液相分开进人换热器.让其分配均匀外,应在两台油进口处加流量控制还可从艺上改为段混氧流程.使原有台立式换热器和新增加的台立式换热器分别作为一段和lI段混氢换热器(6)其它标准设备尽量采用捌配和新增的方式,减少必要的闲弃设备.充分利用晾有没备2由半再生式重整改为连续重整可以采用的方案(1)原有固定床反应器可不动.新增一台移动床反成器和一套催化剂再生系统.这样器大限度地利用原有设备,在操作r{r提高新增反应器的反应苛刻度.让其单独与新建催化荆再牛系统进行循环这样的改动影响面小,可以做到边建设边维持原有生产(2)如果争部改为连续重整还叮以新建一套催化剂再生设施及与此相匹配的反应器.如果处理量不增加,相应的管线也可以不动,应根据原有主要设备及转油线不变的情况下来确定改造后的反应压力.(3)不论改造为连续重整或半再生式重整,提高处理量.都可通过分段混氢流程来达到利用原有压缩机,立式换热器及适应炉子热负荷等的需要这应根据具体条件进行计算来决定如何利用已有的设备.(4]装置改造是消除”瓶颈”之举.不应当是变相新建.改造的费用应比新建便宜得多,也节省占地改造应因地制宜采用高效雾化喷嘴为促进炼油科技进步.在最近进行的装置改造中广州石油化工总厂套催化裂化装置采用了KH24型高效雾化喷嘴KH2型高技雾化喷嘴是中国科学院J学研究所为催化裂化装置加工重油时减少生焦率,提高轻油收率而进行研制的.它根据工厂的催化装置的生产能力,原料油性质,喷嘴运行操作参数如流程,压力,温度等.进行理论分析和计算,再进行11全尺寸冷态模拟,优化筛选最后定型淳喷嘴按两丰日流选型.利用气体能量,克服原料油表面张力和粘度的约束,使原料油破碎成微细[标签:快照]。
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。
催化裂化装置反应再生系统工艺流程
催化裂化装置反应再生系统工艺流程一、反应-再生部分原料油自罐区进入原料油罐(V22201)，经原料油泵(P22201A、B)升压后，通过原料油-芳烃分馏塔顶循环油换热器(E22222A～D)、原料油-芳烃分馏塔中段油换热器(E22223)、原料油-重油分馏塔顶循环油换热器（E22201A/B）、原料油-船燃油换热器（E22211A/B）换热至150℃左右进入RPT原料预处理系统，首先进电脱盐罐(V22205A、B)脱盐，然后经原料油-一中段油换热器(E22212A、B)、原料油-循环油浆换热器(E22202A、B)，最终经原料油-反应进料换热器(E22224A、B)加热至240℃左右进入芳烃分馏塔，拨出船燃油后的原料经塔底循环油泵（P22213A、B）升压经塔底油蒸汽发生器（E22225A、B）换热产中压蒸气，再与低温原料油经原料油-反应进料换热器(E22224A、B)换热至220℃后，与从分馏来的回炼油混合后分六路经原料油雾化喷嘴进入重油提升管反应器(R22101A)，与690℃的再生高温催化剂和550℃的芳烃提升管来的待生催化剂接触进行原料的升温、汽化及反应。
反应后的油气与待生催化剂在提升管出口经粗旋风分离器迅速分离后，经升气管密闭进入沉降器(R22101)4组重油单级旋风分离器，再进一步除去携带的催化剂细粉后离开沉降器，进入重油分馏塔(T22201A)。
重油分馏塔分馏后的塔顶油气经冷凝冷却后进入油气分离器(V22203A)，分离出的粗轻燃油分四路经雾化喷嘴进入芳烃提升管反应器(R22101B)，与690℃催化剂接触进行原料的升温、汽化及反应。
反应后的油气与待生催化剂在提升管出口经粗旋风分离器迅速分离后，经升气管密闭进入沉降器内轻燃油单级旋风分离器，再进一步除去携带的催化剂细粉后离开沉降器，进入芳烃分馏塔(T22201B)。
油气分离出来的待生催化剂与重油部分的待生催化剂一起进入反应沉降器的汽提段。
催化裂化装置MGD工艺技术改造总结
催化裂化装置MGD工艺技术改造总结X武利春,夏建平,沈 兴,石占君,刘 建,孙 剑(中国石油呼和浩特石化公司,内蒙古呼和浩特 010070) 摘 要:为了适应环保要求,满足国家车用汽油质量标准,达到汽油质量升级的目的,催化裂化装置既要做到降低汽油烯烃含量,也要保证汽油辛烷值不降低。
研究决定,在停工检修期间对装置提升管反应器喷嘴部分进行技术改造,采用MGD工艺技术,结果表明,投用该工艺后,催化剂线路流化正常,操作运行平稳,能明显降低汽油的烯烃含量,汽油烯烃体积分数可降低6.5%。
关键词:催化裂化;MGD工艺;烯烃 中图分类号:T E968 文献标识码:A 文章编号:1006—7981(2012)05—0108—01 呼和浩特石化公司催化裂化装置改造设计加工能力为90万t/年,原料以常压渣油为主,另掺杂罐区蜡油和部分减压渣油。
反再部分采用两器为同轴式设计,再生器形式为单段逆流高效CO助燃剂完全再生。
根据公司500万t/年炼油扩能改造项目建设的需要,溶剂脱沥青装置拆除后,催化裂化原料性质将明显变重,催化汽油烯烃含量上升,出厂汽油烯烃无法长期稳定达到国Ⅲ质量指标要求。
为了能更好地降低汽油烯烃含量,最大限度地提高装置经济效益,研究决定,在停工检修期间对装置提升管反应器喷嘴部分进行改造,采用MGD工艺技术。
1 改造内容在原有设备的基础上对提升管反应器原料喷嘴部分进行了改造,将上喷嘴拆除,保留原料油下喷嘴,并将原料油下喷嘴上移,增加了预提升段长度,另外,在原料油喷嘴下方新增加2个改质汽油喷嘴,以满足降低汽油烯烃的目的。
2 投用后运行情况MGD改质汽油投用,喷嘴流量为20t/h,保护蒸汽流量为0.2t/h。
投用条件达到了MGD工艺的要求。
投用后催化剂流化正常,操作平稳,汽油烯烃含量明显下降,体积分数可控制在34.0%以下,辛烷值略有上升,产品分布较好。
3 混合原料性质表1混合原料性质对比项目改造前改造后密度(kg/m3)891.2894.5残炭(%) 4.47 5.67由表1可知,投用MGD工艺前后,原料性质变化很大,混合原料密度上升333,残炭上升了%,说明在投用MGD工艺后原料性质变重、变差。
催化裂化（LTAG+MIP）技术工业应用
催化裂化（ LTAG+MIP）技术工业应用摘要：某炼化企业新建催化裂化装置，采用LTAG工艺技术，配置有催化柴油加氢改质装置，双反应器共用再生器，主反应器进料为加氢蜡油与低硫渣油混合进料，副反应器进料为加氢后催化柴油。
主反应器采用MIP技术，提升管分第一、第二反应区。
LTAG+MIP技术的应用，多生产高辛烷值汽油组分及化工原料，提高轻油收率，全厂柴汽比降至1以下。
关键词：催化裂化双器柴汽比轻油收率化工原料目前，汽油需求增长缓慢，柴油需求有下降趋势，航空煤油需求保持相对稳定增长，化工原料需求增长迅速，炼油产能过剩，为可持续发展，提高经济效益，需要炼化企业提高轻油收率，减少柴油生产，多生产化工原料。
向“油产化、油转化、油转特”方向发展。
根据公司自身状况，合理利用原有装置流程，选用（LTAG+MIP）技术催化裂化装置，灵活调整产品结构，以适应市场需求。
1装置概况及技术特点某炼化公司新建120×104t/a催化裂化装置，同时配置65×104t/a催化柴油加氢改质装置。
采用中国石化股份有限公司石油化工科学研究院的MIP技术和LTAG技术，以生产高辛烷值低烯烃的汽油、富含丙烯的液化气为主，催化剂为CGP专用催化剂。
再生部分采用单段逆流高效再生技术。
重油沉降器、柴油沉降器、再生器并列式三器布置。
重油提升管加工加氢蜡油与低硫渣油，加工规模80×104t/a。
柴油提升管加工加氢后催化柴油，加工规模40×104t/a。
主副反应器顶反应油气管线合并后进入分馏塔。
主要产出物料有干气、液化气、稳定汽油、柴油、油浆。
简要流程见图1。
图1 反应再生系统简图2原料性质装置3股原料，其中柴油及蜡油2股原料经过加氢处理，渣油原料采用低硫渣油，原料性质提高，大幅降低原料硫含量、多环芳烃、残碳、金属含量等指标，在催化剂及高温条件下尽量向预想方向进行反应，既可达到理想收率，又能提高产品性质。
低硫原料也降低催化装置烟气脱硫设施负担。
催化裂化装置两器施工工法
60万吨/年催裂化装置“两器”施工工法随着我国炼油工艺的不断改进，炼油装置的核心设备都在向大型化和一体化发展。
由我公司承建的大庆林源炼油厂和大庆化学助剂厂两套60万吨/年重油催化装置就是将反应器、沉降器和第一再生器合为一体，并采用同轴式结构，称为“同轴式沉降器—第一再生器”（以下简称两器）。
两器壳体采用16MnR材质，内部采用新型的WHL—1型浇注料进行衬里。
两器总重408吨，其中金属重233吨，最大直径Φ7200mm，设备高度为42m，壳体厚度为18—28mm，衬里厚度为100—150mm，安装在标高＋9.800米的砼基础上。
设备内件主要有旋风分离器、待生立管、翼阀等，该设备是我国目前催裂化装置中较先进的工艺设备。
因受其自身结构的限制，在施工现场分片拼装。
对于这种大型的衬里设备，由于受其自身结构特点的限制，在现场施工难度很大，我们根据两套催裂化的施工经验，利用我们在吊装方面的技术优势，开发整理出了这项工法。
本工法的施工工艺就是根据现场施工条件和设备自身结构，以及吊装能力和衬里要求等因素，先将分片的壳体在平台上拼装为四大段（见图-1），然后进行衬里施工，安装内件，最后用倾斜单桅杆全方位（360︒）进行分段吊装、组对，在基础上进行正装施工。
一、工艺特点两器的施工工序较多，衬里是相当复杂的工序之一，且养生时间又长。
为满足整个施工工期，采用分段组焊、分段衬里、分段吊装，然后补衬接口这一施工方法，为衬里施工创造了有利的条件。
既满足了衬里工序的特殊要求，又使组装、焊接、衬里、吊装等工序呈流水式进行，其优点有：1、分段施工有利于扩大作业面，使各工种的作业保持相对的连续性，并在管理上实现了超前意识，故可缩短工期，提高经济效益；2、施工中的多数作业是在低层进行，节省了人力，质量易保证，施工安全性大；3、减少了大型工机具的使用，降低了成本；4、有利于保证关键部位的衬里质量，如：分段衬里可采用翻转倒衬法施工，解决了“上封头”和“上过渡段”等部位仰脸施衬的弊病。
催化裂化工艺技术的改进
催化裂化工艺技术的改进催化裂化是一种重要的石油加工技术，主要用于将长链烷烃分子裂解为短链烯烃和芳烃。
以催化裂化技术为核心的石油炼制工艺已经发展了几十年，随着科学技术的不断进步，催化裂化技术也在不断改进和完善。
首先，研究人员通过改进催化剂的性能来提高催化裂化的效率。
催化剂是催化裂化技术的关键，可以促进原料油在裂化过程中的反应速率和选择性。
近年来，人们通过改变催化剂的组成、结构和物理化学性质，成功地实现了催化裂化反应的高效进行。
例如，研究人员发现，采用新型催化剂可以提高芳烃和短链烯烃的产率，同时降低副产物的生成率，从而提高产品的质量。
其次，研究人员改进了催化裂化反应器的结构和运行方式。
催化裂化反应器是催化裂化工艺的核心设备，直接影响到裂化产物的质量和产率。
为了提高催化裂化的效果，人们对反应器进行了各种改进。
例如，引入先进的内径梯度填料，可以增加反应器有效体积，提高催化剂与原料油的接触效率。
此外，还引入了多级反应器和中间分离回收装置，以优化反应条件，增加产品的收率，并减少催化剂的损失。
再次，研究人员改进了催化裂化过程中的催化剂再生技术。
催化剂的失活是催化裂化工艺中的一大难题，因为长期的高温、高压和有毒物质的作用会导致催化剂性能下降。
为了延长催化剂的使用寿命，人们引入了催化剂再生技术。
催化剂再生技术可以通过氧化、还原、酸洗和物理方法等手段，修复催化剂结构和活性，使其恢复到原来的状态，从而延长催化剂的使用寿命。
最后，研究人员还改进了催化裂化工艺中的产品分离和处理技术。
由于催化裂化反应产物的种类繁多、组成复杂，因此需要通过一系列的分离和处理工艺来得到目标产品。
为了提高产品的纯度和收率，人们引入了先进的分离技术，如闪蒸、吸附、蒸馏等。
此外，还研发了高效的处理技术，如催化裂化汽油加氢和重油深度加工等，以进一步提高产品的质量和降低环境污染。
综上所述，催化裂化工艺技术在不断改进和创新中不断提高着效率和产品质量。
通过改进催化剂的性能、反应器的结构、催化剂再生技术和产品分离处理技术，可以提高催化裂化的经济效益和社会效益，为石油加工行业的可持续发展做出贡献。
催化裂化装置再生器压力控制方案的改进
!!收稿日期!*&&’+&$+**作者简介!魏!莉"#($*e #$女$甘肃民勤人$#((<年毕业于大连理工大学自动控制专业$现工作于北京燕山石化公司炼油厂仪表车间$任工程师$研究向工业仪表自动化%催化裂化装置再生器压力控制方案的改进魏!莉$赵会青"北京燕山石化公司炼油厂仪表车间$北京!#&*)&&#!!摘要!催化裂化装置原采用了在烟机紧急停车时打开旁路阀到固定开度来控制再生器压力的控制方案%而在实际生产中$烟机发生紧急停车会造成再生器压力有较大波动$影响了装置的平稳运行%为保证生产的安全&稳定$对三催化机组的控制系统进行了改造$采用K !@手操面板和!!!控制器共同控制%主要介绍K !@和!!!控制器联合控制再生器压力的整体方案及实施效果%!!关键词!再生器压力控制’!!!控制器’组态控制!!中图分类号!B S *$%!!!文献标识码!=!!!文章编号!#&&$+$%*<"*&&’#&’+&&$)+&%!!催化裂化装置是炼油厂的重要装置$反应再生系统是催化的核心组成部分$再生器的压力控制对生产操作至关重要%烟机发电机组作为能量回收部分$是装置降低能耗&有效利用能源的重要组成部分%催化剂在再生器内烧焦时产生的高温烟气推动烟气轮机$从而带动发电机发电%如果高温烟气流量突变$就会破坏再生器的压力平衡$因此确保再生器压力的稳定是保证整个反应再生系统的压力平衡和生产平稳的关键%在实际生产中$烟机因电网波动出现的发电机解裂紧急停车和发生故障引起的停车都将直接影响整个反再生系统的压力平衡$处理不当还会给装置生产带来难以估量的严重后果%目前$国内许多催化裂化装置都采用了在烟机紧急停车时打开旁路阀到固定开度来控制再生器压力的方案%北京燕山石化公司炼油厂*套催化裂化装置也同样采用这种控制方案%但这种控制方案在实际生产中存在不足$每次烟机紧急停车都会造成再生器压力波动%虽然压力波动不大$但影响了装置的平稳运行$都需要几小时的操作调整%为确保装置生产的稳定$*&&)年<月该厂对三催化机组进行控制系统改造$采用K !@操作和!!!控制器共同控制$在烟机出现紧急停车时$降低了再生器压力波动幅度$确保了生产平稳运行%!!工艺流程简介该厂三催化装置分为反应再生$分馏$吸收稳定和四机组"烟机[+#&%&汽压机&主风机和增压机#$双脱及余热锅炉部分%反应再生是催化装置的核心组成部分$预先经过换热的原料油通过反应器变成反应产物$再送到分馏系统处理%反应过程中生成的焦炭沉积在催化剂上进入再生器$用空气烧去焦炭$一再生贫氧&二再生富氧燃烧%再生温度可由外取热器调节$再生后的催化剂把热量带入反应器供反应耗用%从再生器出来的高温烟气经高温取热炉发生蒸气后过三旋去烟机到余热锅炉再去烟囱%控制方案如图#所示%注!#k g *)D <33图#!三催化二再生压力控制方案$!再生器压力控制原方案的不足原有的压力控制方案是当烟机发生联锁停车时$烟机入口蝶阀"简称’&k 阀$#k g *)D <33$下同#全部关闭$不允许烟气进入烟气轮机$而三旋出口烟机两旁路蝶阀"以下简称**k 阀和<*k 阀#中的**k 阀迅速全部打开$<*k 阀约打开到$,j 的位置$防止再生器憋压和催化剂倒流%由于烟机每次发生紧急停车时$当时的烟机发电量不同$因此每次进入烟机的烟气量也不同%停机时二再生压力的压力值每次都不相同$需要的排放量也不同$而每创新与实践!!!!!!!!!!!!!!!!!!!!!!!石!油!化!工!自!动!化$*&&’$’f $)"H B G>"B ?G A?AS C B U G +!E C >?!"T?A K H @B U F次旁路阀都打开到固定位置!满足不了适时的烟气排放量!造成在烟机停机时再生器压力波动较大"同时原控制系统的反应速度不够快!造成了再生器压力无法控制!影响了催化的平稳操作!甚至造成催化装置事故停工"而且原烟机系统的硬件可靠性差!卡件更换频率明显超过了同类系统!导致控制系统的问题越来越严重"综上所述!由于原系统的不合理性!故在*&&)年机组改造中采用了!!!控制器和K !@操作共同控制二再生压力的方案!解决了系统的响应速度和两旁路阀的开度问题!将二再压力的波动减至最小"%!改造后的压力控制系统方案根据存在的问题!*&&)年改造了三催化二再生压力控制系统!将原有的控制方案改为!!!控制器和K !@远程手操面板共同控制"在!!!控制器中!使用速度控制器@?!+$$&#和再生器压力控制器Q ?!+#&*来实现"在K !@画面上做了远程手操面板!为了适应操作工的习惯!组态时使用S ?K 模板来做手操面板"操作人员通过手操面板观察二再生压力的测量值!进行#"H B G $>"A H +"T %切换等功能"烟机压力控制器输出数字量输出信号E F +#&*!给K !@!作为K !@方跟踪请求手自动的信号"从压力控制器送出数字量输出信号S F +#&*"作为它的手自动状态反馈信号"烟机停车信号送给速度控制器&压力控制器和K !@的输出做为紧急停车控制信号"现场二再生压力测量值给K !@及压力控制器作为操作显示和S ?K 运算"K !@手操面板的远程压力设定点EF +#&*=作为压力控制器的设定值!K !@手操面板的远程手动输出E F +#&*"作为压力控制器的手动输出值"烟机的功能控制图如图*所示"K !@与压力控制器的功能控制图如图%所示"图*!烟机的功能控制%D #!速度控制器@?!+$$&#控制烟机入口阀’’&k 阀(的开度!@?!+$$&#接受到烟机出口温度上升速度的控制开关量信号作为降速触点信号!当烟机进入发电状态!@?!+$$&#进入发电有差控制状态!通过改变转速设定值直接控制阀门开度!也可以通过手动输出直接控制阀门开度"图%!K !@与压力控制器的功能控制%D *!再生器压力控制器再生器压力控制器S ?!+#&*兼有S ?K 调节功能和分程控制功能"%D %!速度控制器与压力控制器的控制关系由于催化正常生产时,)j 烟气通过’&k 阀进入烟机膨胀做功发电!约%j 的烟气由三旋带出!约#*j 的烟气由烟机旁路阀排出!而烟机停车时!’&k 阀关闭!要求烟气全部由两旁路阀排出"因此**k 阀!<*k 阀与’&k 阀的阀门开度有一定比例关系!由阀门的流通能力决定"所以设计方案将速度控制器与压力控制器构成前馈控制!速度控制器将控制信号给压力控制器!超前控制旁路阀!克服扰动发生!加快系统的响应速度!使压力控制器调节及时"烟机正常时计算公式如式’#(所列"计算压力控制器输出值通过分程控制两旁路阀"压力控制器输出值g 压力控制器S ?K 输出值d %(i 速度控制器’前输出值e 后输出值(’#(式中!%()))烟机正常时的前馈系数"烟机停车时通过式’*(计算压力控制器输出值g 压力控制器S ?K 输出值d%&i 速度控制器’前输出值e &(’*(式中!%&)))停车时的前馈系统"烟机停车时!在):内强制K !@置于#"H +B G %!不允许K !@手操面板切手动!将算得的压力控制器输出值迅速分程控制两旁路阀的开度"%D <!压力控制器与K !@远程手操面板的控制关系当烟机正常运行时!如果K !@手操面板置于#>04X 0N %状态!压力控制器处于#U ;328;%#B M 0/9+P 47%状态!跟踪K !@面板的手动状态!压力控制器的输出值等于K !@手操面板的手动输出值直接分程控制旁路阀!压力控制器既不做S ?K 调节与速度控制器!也不构成前馈控制"如果K !@手操面板置于#"X 82%状态!压力控制器处于#U ;328;%’$石油化工自动化!!!!!!!!!!!!!!!!!!!!!!!*&&’年!"X 82"#跟踪K !@面板的自动状态#手操面板的远程压力设定点作为速度控制器的远程设定值#二再生压力测量值为控制器的(8值#进行S ?K 调节运算$同时与速度控制器构成前馈控制#通过式%#&计算输出值分程控制**k #<*k 阀$因此跟踪请求信号决定了压力控制器与K !@方手操面板的手’自动状态一致#手操面板接收的手’自动反馈信号也必须与压力控制器相一致$这里设置分程控制的主要目的是让**k 阀#<*k 阀根据工艺的要求满足开停车时大流量和正常生产时小流量的要求#满足正常生产和事故状态下的稳定性和安全性$根据**k 阀#<*k 阀和’&k 阀的流通能力大小#将**k 阀分程点设为&$*)j #<*k 阀分程点为*)j $#&&j #并且都为气关阀$烟机发生紧急停车时):内强制远程手操面板处于!"X 82"状态#压力控制器置于!"X 82"#其设定值取自K !@远程设定0(##做S ?K 调节#与速度控制器构成前馈#通过式%*&计算输出值控制旁路阀$):后K !@手操可进行!手’自动"切换#但要求K !@方手动切自动时设定值跟踪实时测量值#以达到无扰动切换#此项在K !@组态中实现$从K !@到烟机压力控制有一组模拟量输出信号#为远程输出信号#跟踪K !@手操面板的输出值#手操面板置!手动"时输出值可以根据工况调节#压力控制器的输出值等于远程手动输出值$在自动时面板输出值为式%%&计算的值手操面板的输出值g **k 阀阀位i *)jd<*k 阀阀位i $)j%%&由于烟机停车时手操面板必须处于!"X 82"位置#根据式%%&的计算保证了停车后K !@方手操面板的输出值和压力控制器的输出值相一致#实现了双方输出的无扰动切换$&!调试在控制系统正式投用之前#笔者在K !@与!!!控制器之间作了全面的仿真实验#对控制双方的手(自动切换(K !@手操面板测量值与设定值的无扰动切换及!!!控制器的S ?K 模块的参数整定(前馈控制系数等进行了反复实验整定#达到了工艺的要求#确保开车一次成功$图<为烟机停机时改造前后二再生压力的波动曲线图$图<!二再生压力改造前后的波动曲线"!改造后存在的不足由于蝶阀的流通能力与开度不成线性#在烟机出现紧急停车时为了保证**k 阀全关(<*k 阀成一定开度#应该在压力控制器内做线性补偿#这样就能更好地实现无扰动切换#进而更少地减小再生器压力波动$)!结束语*&&)年三催化再生器压力控制系统改造的成功应用#大大提高了工艺的自动控制水平和生产过程的管理水平#对反应再生系统乃至整个催化生产的平稳运行起到了重要的作用#从而取得了巨大的经济效益555555555555555555555555555555555555555555555555$!上接第<(页"图*!工作步序操作按钮U H A )执行程序*@B G S )中止程序*"
催化裂化装置反应器和再生器的技术改造摘要：延长石油集团公司某炼油厂使用洛阳石油化工公司生产的催化裂化反应再生装置。
针对目前装置存在的生产和安全问题，对系统装置做了进一步的改造，主要是对反应器和再生器的改造。
通过技改生产能力由原来80万t/a扩大到120万t/a。
关键词：催化裂化装置反应再生改造概述目前催化裂化是石油加工的主要手段之一，它在炼油工业生产中占有重要的地位。
一般原油经常减压蒸馏生产的汽油、煤油、柴油等轻质油品仅有10～40%，如果要得到更多轻质产品，须对重油馏分及渣油进行二次加工，使之生成汽油、柴油、气体等轻质产品。
国内外常用的二次加工手段主要有热裂化、焦化、催化裂化和加氢裂化等。
在我国车用汽油的组成最主要是催化裂化汽油，要提高汽油的产量，就要有良好的催化裂化反应和再生装置。
一、催化裂化反应再生的原理催化裂化反应是在催化剂表面上进行的，分解反应生成的气体、汽油、柴油等分子较小的产物离开催化剂进入产品回收系统，而缩合反应生成的焦炭，则沉积在催化剂的表面上，使其活性降低，为了使反应不断进行，就必需烧去催化剂表面上的沉积炭使之恢复活性，这一过程称之为“再生”，可见催化裂化包括“反应”和“再生”两个过程。
二、反应器的改造1. 反应器改造目的针对提升管、汽提段、沉降器的改造，使催化裂化装置能适应各种原料，例如，蜡油、脱沥青、各种馏分油和渣油的范围；提高目的产物“汽油和柴油”产率而降低副产品“气体和焦炭”的产率。
2.反应器改造的过程2.1提升管底部结构更新，增设了两个粗汽油回炼喷嘴。
这样可使粗汽油进提升管回炼，因粗汽油中芳烃含量高，难以裂化，为使它和新鲜原料在不同反应操作条件下进行反应，达到多产液化石油气的目的。
2.2提升管设两层原料喷嘴，以适应不同原料加工量，并根据市场需要调整产品分布，增加了装置操作的灵活性。
2.3提升管出口粗旋风分离器改为挡板汽提式粗旋风分离器，将反应油气和催化剂快速分离，同时尽可能地汽提掉催化剂上携带的油气，减少了二次反应，增加了轻质油收率。
同高并列催化裂化装置再生器改造方案分析
刘 昱
洛 阳石 油化 工 工程 公 司 （ 河南 省 洛 阳市 ４ １０ ） ７ ０ ３
摘要 ： 绍 了 如何确 定 同离 并列催 化 裂化 装 置再生 器的 改造 方 案。根 据 改造 的 同的 ， 讨 了 改造 的 制 约因 素 ， 介 探 依 原 ｉ － 的 结 构 、 寸 、 式 等 ， 阿 器 压 力 平 衡 、 平 衡 、 焦 动 力 学 、 生 方 式 的 选 择 等 几 个 方 面 进 行 了 ｔ － ｐｔ器 尺 形 从 热 烧 再 深人 研究 。
加 以 足 够 的重 视 。
改 造 要 求 ， 定合 乎 实 际 情 况 的 改 造 方 案 ， 讨 改 间 ， 主体 工 程 需 要 在 生 产 时完 成 ； 制 探 即
重油催化裂化装置再生器的设计_张新国
型 等 , 均 能达 到 很高 的效率 ,具 有
世界 先进水 平 。 在设 计 中选用 哪一 种技 术要综 合
当旋风 分离 器 筒 体 直 径 超过 时 ,
催 化 剂磨蚀 大 烟气 介质 对壳 体 易产生 重油 催化 裂
器》 及 其 相 关 标 准 进 行 设 计 。对 壳 体 上 超 出
一 补 强 范 围 的大 开 孔 应 按
化装 置 中再生 器 的 设计 , 谈 谈 重 油 催 化 裂化 装 置
《钢制 化工 容器 强度计 算规定 》 或按 有 限元 应 力分 析方法 进行 计算 。 旋风 分离 系统 旋风分 离 器 旋风分 离器 的设计 要考 虑选 用好 的旋 风分 离 器技 术 , 国内 已有 多个 专有技 术 如 型、
料腿密 封设 施
一 两 一 叫
一 , 一
一 级旋 风分 离 器捕 集 的催 化 剂 量 很 大 , 在 料 腿下 口可 以不 用翼 阀 , 只需 装 个 防倒 锥 即 可 。 二 级旋风 分离 器是 控 制催 化 剂 跑 损 的关 键 , 它 的料 腿必须 严格 保证 排 料 通 畅 和气 体 不 会 倒 窜 , 故 其 下 口都 装有 翼 阀 。 如 果料 腿插 入密相 床 ,应 采 用全 履盖 翼 阀 如 果翼 阀放在 稀相 床 , 应 采用半 覆 盖翼 阀 , 位 于床层
和 良好 的抗 热振 性 。
主风 分 配器
近年来 , 重 油催 化 裂 化 装 置 中发 生 应 力 腐 蚀 的再生 器壳 体绝 大 多数是 由 造的 。而 较 或 制 在抗 烟气 露点 腐 蚀 的敏
推荐-250万吨年催化裂化反应—再生系统计算 精品
摘要催化裂化装置主要由反应—再生系统、分馏系统、吸收稳定系统和能量回收系统构成，其中反应—再生系统是其重要组成部分，是装置的核心。
设计中以大庆原油的混合蜡油与减压渣油作为原料，采用汽油方案，对装置处理量为250万吨/年（年开工8000小时）的催化裂化反应—再生系统进行了一系列计算。
根据所用原料掺油量低，混合后残炭值较低，其硫含量和金属含量都较小且由产品分布和回炼比较小，抗金属污染能力强，催化剂的烧焦和流化性能较好及在此催化剂作用下，汽油辛烷值较高这些特点，故采用汽油方案。
设计中，采用了高低并列式且带有外循环管的烧焦罐技术，并对烧焦罐式再生器和提升管反应器进行了工艺计算，其中再生器的烧焦量达32500㎏/h，烧焦罐温度为680℃，稀相管温度为720℃，由于烟气中CO含量为0，则采用高效完全再生。
在烧焦罐中，烧焦时间为 1.8s，罐中平均密度为100㎏/m3，烧焦效果良好。
在提升管反应器设计中，反应温度为505℃，直径为 1.62 m，管长为29 m，反应时间为3s，沉降器直径为2 m，催化剂在两器中循环，以减少催化剂的损失，提高气—固的分离效果，在反应器和再生器中分别装有旋风分离器，旋风分离器的料腿上装有翼阀，在提升管和稀相管出口处采用T型快分器。
由设计计算部分可知，所需产品产率基本可以实现。
关键词：催化裂化，反应器，再生器，提升管，烧焦罐，完全再生AbstractThe catalytic cracker constitutes reaction-regeneration system、fraction system、absorption-stabilization system and power-recoverysystem. The most important and core part of the unit is reaction-regeneration system. The DaQing Crude wax oil and vacuum distillation residue are taken as feedstock. This paper is a series of processing calculation mainly about reaction-regeneration system. With gasoline scheme, capacity is designed to be 150 Mt/a under the condition of 8000 hours’ operating time.After being mixed the contents of blending residuum, sulphur and metal as well as the carbon residue in feedstock are low. As the even distribution of product, superior properties of resisting metal pollution and the catalyst’s coke burning and fluidization as well as the higher octane number of gasoline with the function of this catalyst, the gasoline scheme are taken.In the design, technology of coke-burning drum with outsider-circulation tube is applied. The drum is of high-low parallel style. The processing calculation is about reproducer of coke-burning drum style and riser, coke-burning capacity is 32500㎏/h, the temperatures of coke-burning drum and dilute phase riser are respectively 680℃and 720℃. Accounting that there is no carbon monoxide in off-gase. The high efficient regeneration is applied. In the coke-burning drum, the scorching time is 1.8s and its average density is 100 ㎏/m3, thus the effect of coke-burning is good. The temperature of riser is 505℃. Its diameter is 1.62m and the length is 29m. While its reaction time is 3s and the diameter of settling vessel is 2m. Catalysts circulate in the drum and reactor. In order to reduce the loss of catalyst and improve the effect of gas-solid separation, cyclones are equipped inboth reactor and reproducer. There is trickle vavle on the dipleg of the latter, while the T-rapid separation unit is fitted in the exit of riser and dilute phase riser. From the date, the unit can substant ially reach the required yield.Keywords: Catalystic cracking, Reactor, Reproducer, Riser, Coke-burning drum（）原创性声明和使用授权说明原创性声明本人郑重承诺：所呈交的（），是我个人在指导教师的指导下进行的研究工作及取得的成果。
350万t催化裂化装置再生器现场建造技术
350万 t / a 催化裂化装置再生器现场建造技术1.设备简介中国石油天然气股份有限公司大连石化股份公司 350 万 t / a 催化裂化装置，是目前国内最大规模的催化裂化装置。
其核心设备再生器也是目前同类装置中最大、最复杂的设备，作为一类压力容器和带内衬的特殊设备，其建造施工难度非常大。
再生器采用高速床、湍流床串联结构，由中部的大孔分布板分为上下两部分，下段为高速床，也叫烧焦罐，筒体直径 9300 mm，底部设有主风分布管；上段筒体直径 15600 mm ，顶部为直径 2600mm 的烟气集合管，内部悬挂 16 组两级旋风分离器。
上下段筒体材质为 20R ，内壁有厚 l00mm 的衬里结构，总质量 1 589t （其中金属 1068t ，衬里 520t ) ，钢筋混凝土基础标高7200mm ，安装后顶标高 52 9l6mm 。
再生器结构见下图。
再生器结构示意再生器为一类压力容器，设计操作温度300 ~720 ℃，焊缝系数 1.0 ,100 ％射线检查， II 级为合格，20 ％超声波复验，I 级为合格，质量要求非常严格。
壳体最大接管开口直径达3000 mm，采用整体补强，补强区壳体最大厚度 100 mm ，组成设备壳体钢板厚度不均匀，板厚差达66 mm ，组焊易造成应力集中，因此设计要求该设备壳体制造完成后要进行消除应力热处理。
设备位于 350 万 t / a 催化裂化装置区北侧，东面为外取热器框架，西面为沉降器设备，南面为三旋框架，北面为装置区检修道路。
安装位置见下图。
再生器采用分段、分片到货方式：烧焦罐底封头和裙座为1段整体到货；烧焦罐 D9300 mm 筒体分 5 段到货；烧焦罐顶大孔分布板分2段到货；大锥段、上部 D 15600 mm 筒体、顶封头均为分片到货；顶部烟气集合管分8 段到货；主风分布管整体到货；旋风分离器整体到货；其他构件分别按图纸上的件号供货。
2.施工流程施工流程见下图：施工流程壳体到货后分 3 大段预制成型：下段即烧焦罐部分包括裙座、下封头及D9D 300 mm 筒体段，重约190t ；中段包括再生器D15 600 / D9300 mm 锥段、15600 mm 筒体段及大孔分布板，重约405t ; 上段包括再生器顶封头重约180t。
重油催化裂化装置主要工艺流程说明
重油催化裂化装置主要工艺流程说明一. 反再系统1.反应部分混合蜡油和常(减)压渣油分别由罐区原料罐送入装置内的静态混合器(D-214)混合均匀后，进入原料缓冲罐(D-203/1)，然后用原料泵(P-201/1.2)抽出，经流量控制阀（8FIC-230）后与一中回流换热(E-212/1.2)，再与油浆(E-201/1.2)换热至170～220℃，与回炼油一起进入静态混合器（D-213）混合均匀。
在注入钝化剂后分三路(三路设有流量控制)与雾化蒸汽一起经六个进料喷嘴进入提升管，与从二再来的高温再生催化剂接触并立即汽化，裂化成轻质产品(液化气、汽油、柴油)并生成油浆、干气及焦炭。
新增焦化蜡油流程：焦化蜡油进装后先进焦化蜡油缓冲罐（D-203/2），然后经焦化蜡油泵（P-201/3.4）提压至1.3MPa 后分为两路：一路经焦化蜡油进提升管控制阀（8FIC242）进入提升管反应器的回炼油喷嘴或油浆喷嘴，剩余的焦化蜡油经另一路通过D-203/2的液位控制阀（8LIC216）与进装蜡油混合后进入原料油缓冲罐（D-203/1）。
新增常压热渣油流程：为实现装置间的热联合，降低装置能耗，由南常减压装置分出一路热常渣（约350℃），经8FIQC530直接进入D-213（原料油与回炼油混合器）前，与原料混合均匀后进入提升管原料喷嘴。
反应油气、水蒸汽、催化剂经提升管出口快分器分离出大部分催化剂，反应油气经过沉降器稀相沉降，再经沉降器(C-101)内四组单级旋风分离器分离出绝大部分催化剂，反应油气、蒸汽、连同微量的催化剂细粉经大油气管线至分馏塔人档下部。
分馏塔底油浆固体含量控制<6g/L。
旋分器分出的催化剂通过料腿返回到汽提段，料腿装有翼阀并浸没在汽提段床层中，保证具有正压密封，防止气体短路，汽提蒸汽经环形分布器进入汽提段的上中下三个部位使催化剂不仅处于流化状态，并汽提掉催化剂夹带的烃油气，汽提后的催化剂通过待生滑阀进入一再催化剂分布器。
催化裂化装置反再系统施工技术方法
催化裂化装置反再系统施工技术方法摘要：反再系统（反应器和再生器）是催化裂化装置的核心设备,是影响催化裂化装置安全和经济效益的关键因素，两器的施工工艺复杂,壳体厚度相差较大,焊接工作量和施工难度比较大,焊接变形较难控制、吊装难度大、内件安装精度要求高.本文我们主要以青海大美项目60万吨/年DMTO装置反再系统为例来探讨“两器”的组对安装工艺流程。
关键词：反应器、再生器、壳体组装、焊接、压力试验。
一、施工概述1、施工方法反应器、再生器采用“立式组装法”施工。
分段组对时按排版图的顺序和位置，采用立装法，由下至上依次组装各筒节，形成分段筒体。
分段安装时采用正装法将各分段筒体按顺序进行吊装。
封头、椎体需在组装平台上单独进行组装。
顶部封头预制成型组焊合格后，需翻转进行衬里施工。
顶部封头吊装前需将旋风、料腿等内部构件临时放置在筒体内。
2、反应器、再生器主要设备参数设备名称反应器（R1101）再生器（R1102）容器类别III类（A2级）II类（D2级）设计压力 MPa 0.25 0.25工作压力 MPa 0.2―0.3 0.2―0.3设计温度℃介质550，壳体350 介质720，壳体350工作温度℃450―550 600―720介质甲醇，油气，催化剂烟气，催化剂容器规格ϕ15600/ϕ11800×45090×36ϕ7000/ϕ5500×25300×22/24金属净重（不含衬里）600t 160t热处理局部热处理不做热处理液压试验 MPa3、反应器、再生器主要吊装分段参数筒节预制组对时可采用75t汽车吊两台，280t履带吊一台，400t履带吊一台进行现场分片分段组装。
其中反应器分四段、再生器分二段进行吊装，反应器、再生器分段吊装时第一段均采用400t履带吊吊装，其余各段吊装以及封头翻转均采用600t履带吊主吊，采用400t履带吊溜尾配合。
二、主要施工程序筒体、封头成品半成品及旋风分离器等内件检验验收→封头、椎体等组装成型→筒节、裙座组装成型→分段组装焊接→焊缝无损检测→接管安装→各段部分内件安装→劳动保护安装→基础验收→分段吊装（除封头外)→段之间环焊缝热处理、无损检测→上封头衬里→上封头翻转、吊装→旋风系统及内件安装→拆除临时加固件→交工验收。
催化裂化装置的能耗分析及技改措施
压蜡 油 比例 逐 年 提 高 （０４年 至 ２０ ２０ ０６年 由 ０ ７ ．％ 提高 至 １％ ）焦 炭产 率 降低 （ｏ４年 至 ２０ ６ ， ２ｏ ０６年 由 １．９ 降至 ９ ６ ％ ） 装 置 能耗 降低 ， 济 效 益 显 １０ ％ ．９ ， 经
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维普资讯
扬佩 东： 催化裂化装置的能耗分析及技改措 施
２０ ０ ７年第 ７期
大庆联 谊石 化股 份有 限公 司 ０ １Ｍｔ ａ ．４ ・ 催 化
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催化裂化装置反应器和再生器的技术改造
摘要：延长石油集团公司某炼油厂使用洛阳石油化工公司生产的催化裂化反应再生装置。
针对目前装置存在的生产和安全问题，对系统装置做了进一步的改造，主要是对反应器和再生器的改造。
通过技改生产能力由原来80万t/a扩大到120万t/a。
关键词：催化裂化装置反应再生改造
概述目前催化裂化是石油加工的主要手段之一，它在炼油工业生产中占有重要的地位。
一般原油经常减压蒸馏生产的汽油、煤油、柴油等轻质油品仅有10～40%，如果要得到更多轻质产品，须对重油馏分及渣油进行二次加工，使之生成汽油、柴油、气体等轻质产品。
国内外常用的二次加工手段主要有热裂化、焦化、催化裂化和加氢裂化等。
在我国车用汽油的组成最主要是催化裂化汽油，要提高汽油的产量，就要有良好的催化裂化反应和再生装置。
一、催化裂化反应再生的原理
催化裂化反应是在催化剂表面上进行的，分解反应生成的气体、汽油、柴油等分子较小的产物离开催化剂进入产品回收系统，而缩合反应生成的焦炭，则沉积在催化剂的表面上，使其活性降低，为了使反应不断进行，就必需烧去催化剂表面上的沉积炭使之恢复活性，这一过程称之为“再生”，可见催化裂化包括“反应”和“再生”两个过程。
二、反应器的改造
1. 反应器改造目的
针对提升管、汽提段、沉降器的改造，使催化裂化装置能适应各种原料，例如，蜡油、脱沥青、各种馏分油和渣油的范围；提高目的产物“汽油和柴油”产率而降低副产品“气体和焦炭”的产率。
2.反应器改造的过程
2.1提升管底部结构更新，增设了两个粗汽油回炼喷嘴。
这样可使粗汽油进提升管回炼，因粗汽油中芳烃含量高，难以裂化，为使它和新鲜原料在不同反应操作条件下进行反应，达到多产液化石油气的目的。
2.2提升管设两层原料喷嘴，以适应不同原料加工量，并根据市场需要调整产品分布，增加了装置操作的灵活性。
2.3提升管出口粗旋风分离器改为挡板汽提式粗旋风分离器，将反应油气和催化剂快速分离，同时尽可能地汽提掉催化剂上携带的油气，减少了二次反应，增加了轻质油收率。
2.4粗旋风分离器与顶旋风分离器采取直联形式，缩短了反应油气和催化剂在沉降器中的停留时间，减少二次反应，同时减少沉降器内部的焦块形成，保证了装置长周期运行。
2.5汽提段的环形挡板改为新型高效汽提挡板，减少了大量油气。
因为在颗粒间充满了油气和一些水蒸气，颗粒空隙内部也吸附有油气，油气的总量相当于催化剂重量的0.7%，约为进料的2～4%，其中夹在颗粒间隙的约70～80%，吸附在微孔内部的约为20～30%。
如果带人再生器烧掉会损失大量油气，所以这样增加了汽提效果，降低了焦炭中氢含量，提高了目的产品的收率。
2.6沉降器中部增设格栅，防止沉降器顶部的焦块脱落后顺着待生立管掉到
塞阀阀头，影响催化剂的循环量，甚至堵塞再生立管。
三、再生器的改造
1.再生器的改造主要目的
提高烧焦速度（它意味着一定尺寸的再生器处理能力高）和再生效果（即再生炭含量低）。
2.改造技术方案
2.1再生器系统优化
由于主风量制约，实现改造目标必须采用耗风指标低的再生技术。
把一个再生器改为两个并联的再生器，并在第二再生器下面设计相连的烧焦罐。
2.2第一再生器烧焦优化
在贫氧和较低温度下进行不完全燃烧，对于床层再生，决定烧焦效率的关键是主风和再生催化剂的分配。
为此，采用了主风分配效果更好的主风分布板代替原来的分布管；其次，将再生催化剂从原来的上部切向进料改在下部由提升风提升到再生密相床层上部，并用特殊设计的再生催化剂分配器均匀地分布在床层上部。
良好分配的主风与再生催化剂形成部分逆流接触，有助于提高第一再生器的烧焦效率。
2.3第二再生器烧焦优化
第二再生器下方增设烧焦罐。
在高温或高剩氧的条件下烧掉剩余的碳。
避免催化剂高温热失活，又可以使催化剂碳含量降到0.05%，流化行为的改变提高再生效率；在烧焦罐出口设大孔分布板。
调节一、二再生器密相之间催化剂藏量和烧焦量。
这个方案既可较充分地利用主风，又能提高烧焦效率。
2.4提高催化剂输送能力
原设备布置较高，但其高差没有得到充分利用。
为此，改造方案充分利用了原有高度，适当加大管径。
再生催化剂逆第一再生器由上部切线进料改为从下部提升，用原有供半再生催化剂提升风的增压机；半再生催化剂去第二再生器取消原用增压风通过J型管提升，改为半再生斜管直接进烧焦罐，以便主风烧焦与催化剂提升管同时进行；再生催化剂输送系统则保留了原脱气罐。
但为保证循环量，采用在二密相增加一个特殊的脱气斗及特殊形状的入口管，取消脱气罐流化风，再生单动滑阀下移等措施。
2.5反应系统局部优化
改造设计中仅改进了反应快分系统及反应油气导出系统，以降低干气产率并改善产品分布。
即只将原快分系统改为粗旋风分离器，粗旋风分离器出口与一级旋风分离器入口对口连接。
2.6主要改造内容
第一再生器内部把分布管改分布板及再生催化剂分配器；第二再生器下部增加烧焦罐及孔分布板，第二再生器辅助燃烧室催化剂内循环管及滑阀；再生催化剂抽出结构改造；沉降器内部新增提升管出口粗旋及反应油气导出系统；再生、半再生、再生催化剂输送管线扩大直径及相应流程改造。
主风及增压风流程调整，增压风改入一再生器。
四、结论
1.反应器改造采用新技术后，提高各种馏分油和渣油的范围；提高目的产物“汽油和柴油”产率，副产品“气体和焦炭”的产率降低。
2.再生器改造采用新技术后，烧焦强度提高，耗风指标明显下降，既保证了烧焦效果又降低了装置能耗。
这些新技术在提高烧焦能力与烧焦效果方面发挥了
很好的作用，值得推广。
3.催化剂循环线路经过改造后，催化剂循环量明显增大，将为粗汽油进提升管回炼多产液化石油气提供有力支持。
4.装置改造后各类设备互相匹配，各项技术配置优化，装置负荷率高，这些情况使装置能耗明显下降，通过技改生产能力由原来80万t/a扩大到120万t/a，达到国内先进水平。