【文章內(nèi)容簡介】 7號(hào)閃點(diǎn)（閉口），176。C 不低于38383855555560—閃點(diǎn)（閉口），176。C 不低于———————130水和沉淀物%（V/V） 不大于餾程，176。C10%回收溫度 不高于90%回收溫度不低于不高于215————————282—————288338——————運(yùn)動(dòng)粘度mm2/s40176。C 不小于不大于100176。C 不小于不大于————————————————10%蒸余殘留物,%(v/v) 不大于——————灰分, %(v/v) 不大于————硫含量, %(v/v) 不大于——————銅片腐蝕(50176。C,3h)級(jí) 不大于33——————密度(20176。C)kg/am3不小于不大于——872—————846872——————傾點(diǎn) ℃ 不高于18666————（4）液化石油氣質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn) 液化石油氣質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn)項(xiàng) 目質(zhì) 量 指 標(biāo)試 驗(yàn) 方 法密度(15℃)，kg/m2報(bào)告SH/T 0221蒸氣壓(℃)， kPa 不大于1380GB/T 6602C5及C5以上組分含量，%(V/V) 不大于 SH/T 0230殘留物SH/T 7509蒸發(fā)殘留物，mL/100mL 不大于油漬觀察通過銅片腐蝕，級(jí) 不大于1SH/T 0232總硫含量,mg/m2 不大于343SH/T 0222游離水無目測(cè)1) 密度也可用 GB/T 12576 方法計(jì)算，但仲裁按 SH/T 0221 測(cè)定。2) 蒸氣壓也可用 GB/T 12576 方法計(jì)算，但仲裁按 GB/T 6602 測(cè)定。3) 按SY/T 7509 方法所述， ，2min后在日光下觀察，無持久不退的油環(huán)為通過。4) 在測(cè)定密度的同時(shí)用目測(cè)法測(cè)定試樣是否存在游離水。 液化石油氣由丙烷（C3H8）、丁烷（C4H10）組成的，有些還含有丙烯（C3H6）和丁烯（C3H8）。（5）丙烯質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn) 丙烯質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn)指 標(biāo) 名 稱聚 合 級(jí)化 學(xué) 級(jí)丙烯含量，%(mol) ≥≥93乙烯含量,106 ＜10≤1000基乙炔,106 ＜5≤10丙二烯,106 ＜5≤15氫,106 ＜5丁烯和丁二烯,106 ≤1000乙炔,106 ＜1總硫,106 ＜1≤10水分,106 ＜烷烴，%(mol) ＜CO,106 ＜5CO2,106 ＜54 工藝技術(shù)方案 工藝技術(shù)方案80104噸/年重油催化和13104噸/年氣體分餾裝置產(chǎn)品：汽油 40%柴油 30%液化氣 %丙烯 %油漿 6%干氣+損失 %原料罐：10000 m3 8汽油罐：5000 m3 3（內(nèi)浮頂）柴油罐：5000 m3 3液化氣罐：1000 m3 2（球罐）丙烯罐：1000 m3 2（球罐）重油罐：3000 m3 2中間罐：1000 m3 3估算投資： 催化裂解制烯烴工藝流程說明 干氣 （燃料）3萬噸/年 液化氣 氣 丙烯6萬噸/年 富氣 吸 13萬噸/年 體 16萬噸/年 收 分 液化氣7萬噸/年 穩(wěn) 餾 定 穩(wěn)定汽油 重 汽 重油 油 粗汽油 油 汽油32萬噸/ 年 催 32萬噸/年 精 80萬噸/年 化 制 裂 柴油24萬噸/年 化 燃料油5萬噸/年（自用1萬噸/年） 催化裂解制烯烴工藝流程說明圖催化裂解制烯烴工藝包括兩部分，一是催化裂化，二是氣體分餾。催化裂化是煉油工業(yè)中最重要的一種二次加工工藝，在煉油工業(yè)生產(chǎn)中占有重要的地位。石油煉制工藝的目的可概括為： ① 提高原油加工深度，得到更多數(shù)量的輕質(zhì)油產(chǎn)品； ② 增加品種，提高產(chǎn)品質(zhì)量。然而，原油經(jīng)過一次加工(常減壓蒸餾)只能從中得到10%~40%的汽油、煤油和柴油等輕質(zhì)油品，其余是只能作為潤滑油原料的重餾分和殘?jiān)?。但是，社?huì)對(duì)輕質(zhì)油品的需求量卻占石油產(chǎn)品的90%左右。同時(shí)直餾汽油辛烷值很低，約為40~60，而一般汽車要求汽油辛烷值至少大于70。所以只靠常減壓蒸餾無法滿足市場(chǎng)對(duì)輕質(zhì)油品在數(shù)量和質(zhì)量上的要求。這種供求矛盾促進(jìn)了煉油工藝的發(fā)展。催化裂化技術(shù)是重油輕質(zhì)化和改質(zhì)的重要手段之一，已成為當(dāng)今石油煉制的核心工藝之一。催化裂化總體工藝流程圖見附件1。催化裂化裝置通常由三大部分組成，即反應(yīng)再生系統(tǒng)、分餾系統(tǒng)和吸收穩(wěn)定系統(tǒng)。其中反應(yīng)––再生系統(tǒng)是全裝置的核心，現(xiàn)以雙提升管催化裂化為例，對(duì)幾大系統(tǒng)分述如下： 反應(yīng)––再生系統(tǒng) 重油經(jīng)過一系列換熱后與回?zé)捰突旌?，進(jìn)入加熱爐預(yù)熱到370℃左右，由原料油噴嘴以霧化狀態(tài)噴入提升管反應(yīng)器下部，油漿不經(jīng)加熱直接進(jìn)入提升管，與來自再生器的高溫(約650℃~700℃)催化劑接觸并立即汽化，油氣與霧化蒸汽及預(yù)提升蒸汽一起攜帶著催化劑以7米/秒~8米/秒的高線速通過提升管，經(jīng)快速分離器分離后，大部分催化劑被分出落入沉降器下部，油氣攜帶少量催化劑經(jīng)兩級(jí)旋風(fēng)分離器分出夾帶的催化劑后進(jìn)入分餾系統(tǒng)。 積有焦炭的待生催化劑由沉降器進(jìn)入其下面的汽提段，用過熱蒸氣進(jìn)行汽提以脫除吸附在催化劑表面上的少量油氣。待生催化劑經(jīng)待生斜管、待生單動(dòng)滑閥進(jìn)入第一再生器，與來自再生器底部的空氣(由主風(fēng)機(jī)提供)接觸形成流化床層，進(jìn)行再生反應(yīng)，同時(shí)放出大量燃燒熱，以維持再生器足夠高的床層溫度(密相段溫度約650℃~680℃)。~ (表)的頂部壓力，~。半再生后的催化劑經(jīng)半再生斜管及半再生單動(dòng)滑閥進(jìn)入第二再生器，在720750℃的條件下完全再生，再生后的催化劑經(jīng)再生斜管及再生單動(dòng)滑閥返回提升管反應(yīng)器循環(huán)使用。 燒焦產(chǎn)生的再生煙氣，經(jīng)再生器稀相段進(jìn)入旋風(fēng)分離器，經(jīng)兩級(jí)旋風(fēng)分離器分出攜帶的大部分催化劑，煙氣經(jīng)集氣室和雙動(dòng)滑閥排入煙囪。再生煙氣溫度很高而，為了利用其熱量，不少裝置設(shè)有余熱鍋爐，利用再生煙氣產(chǎn)生水蒸汽。對(duì)于操作壓力較高的裝置，常設(shè)有煙氣能量回收系統(tǒng)，利用再生煙氣的熱能和壓力作功，驅(qū)動(dòng)主風(fēng)機(jī)以節(jié)約電能。催化裂化的工藝原理是：重油在催化劑的作用下發(fā)生裂化、異構(gòu)化、環(huán)化、芳化、脫氫化等諸多化學(xué)反應(yīng)，反應(yīng)產(chǎn)物為汽油、輕柴油、重柴油，副產(chǎn)物為干氣、焦碳、油漿等。催化裂化共有八種反應(yīng)：（1）烷烴裂化為較小分子的烯烴和烷烴，如：C16H34 190。174。 C8H16 + C8H18（2）烯烴裂化為較小分子的烯烴。（3）異構(gòu)化反應(yīng)。正構(gòu)烷烴 190。174。 異構(gòu)烷烴 烯烴 190。174。 異構(gòu)烯烴。 （4）氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)。環(huán)烷烴+ 烯烴 190。174。 芳烴+烷烴。（5）芳構(gòu)化反應(yīng)。（6）環(huán)烷烴裂化為烯烴。（7）烷基芳烴脫烷基反應(yīng)。烷基芳烴 190。174。 芳烴+ 烯烴。（8）縮合反應(yīng)。單環(huán)芳烴可縮合成稠環(huán)芳烴，最后縮合成焦炭，并放出氫氣，使烯烴飽和。再生反應(yīng)主要是通過將積聚在催化劑上焦碳燃燒，以使催化劑再生，再生反應(yīng)方程式：催化裂化反應(yīng)再生系統(tǒng)工藝流程圖見附件2。再生反應(yīng)會(huì)產(chǎn)生少量一氧化碳，通過加入一氧化碳助燃劑，進(jìn)一步減少一氧化碳的生成。 分餾系統(tǒng)分餾系統(tǒng)的作用是將反應(yīng)再生系統(tǒng)的產(chǎn)物進(jìn)行分離，得到部分產(chǎn)品和半成品。由反應(yīng)再生系統(tǒng)來的高溫油氣進(jìn)入催化分餾塔下部，經(jīng)裝有擋板的脫過熱段脫熱后進(jìn)入分餾段，經(jīng)分餾后得到富氣、粗汽油、輕柴油、重柴油、回?zé)捰秃陀蜐{。富氣和粗汽油去吸收穩(wěn)定系統(tǒng)；輕、重柴油經(jīng)汽提、換熱或冷卻后出裝置，回?zé)捰头祷胤磻?yīng)––再生系統(tǒng)進(jìn)行回?zé)挕Ｓ蜐{的一部分送反應(yīng)再生系統(tǒng)回?zé)?，另一部分?jīng)換熱后循環(huán)回分餾塔。為了取走分餾塔的過剩熱量以使塔內(nèi)氣、液相負(fù)荷分布均勻，在塔的不同位置分別設(shè)有4個(gè)循環(huán)回流：頂循環(huán)回流，一中段回流、二中段回流和油漿循環(huán)回流。 催化裂化分餾塔底部的脫過熱段裝有約十塊人字形擋板。由于進(jìn)料是460℃以上的帶有催化劑粉末的過熱油氣，因此必須先把油氣冷卻到飽和狀態(tài)并洗下夾帶的粉塵以便進(jìn)行分餾和避免堵塞塔盤。因此由塔底抽出的油漿經(jīng)冷卻后返回人字形擋板的上方與由塔底上來的油氣逆流接觸，一方面使油氣冷卻至飽和狀態(tài)，另一方面也洗下油氣夾帶的粉塵。催化裂化分餾系統(tǒng)工藝流程圖見附件3。––穩(wěn)定系統(tǒng) 從分餾塔頂油氣分離器出來的富氣中帶有汽油組分，而粗汽油中則溶解有CC4甚至C2組分。吸收––穩(wěn)定系統(tǒng)的作用就是利用吸收和精餾的方法將富氣和粗汽油分離成干氣(≤C2)、液化氣(CC4)和蒸汽壓合格的穩(wěn)定汽油。本項(xiàng)目采用新的、節(jié)能的吸收穩(wěn)定系統(tǒng)。 壓縮富氣和粗汽油分別進(jìn)入油吸收脫乙烷塔中部和頂部，該塔塔頂氣相出料進(jìn)入再吸收塔，分離為干氣和富吸收油；塔釜釜液直接進(jìn)入穩(wěn)定塔，穩(wěn)定塔塔頂出液化石油氣產(chǎn)品，塔釜產(chǎn)出穩(wěn)定汽油。穩(wěn)定汽油先作為油吸收脫乙烷塔塔釜再沸器的熱源，然后再用來加熱該塔的中間再沸器，從中間再沸器出來的穩(wěn)定汽油溫度已降至80～90℃，再用水冷卻至約40℃，此后分為兩股，一股作為補(bǔ)充吸收劑返回油吸收脫乙烷塔，另一股作為穩(wěn)定汽油產(chǎn)品。新的吸收穩(wěn)定系統(tǒng)工藝流程具有以下特點(diǎn)：（1）取消了原“雙塔流程”中的吸收塔釜液和解吸塔塔頂氣相兩股返回物料，從而使得操作費(fèi)用得以大幅度的下降。（2）油吸收脫乙烷塔的應(yīng)用。采用新型油吸收脫乙烷塔取代了“雙塔流程”中的吸收塔和解吸塔。該油吸收脫乙烷塔也不同于“單塔流程”中的吸收解吸塔。其實(shí)質(zhì)是一個(gè)復(fù)雜的蒸餾塔，由于設(shè)置了塔頂冷凝器，可以通過調(diào)節(jié)回流比有效地控制塔頂氣相產(chǎn)品的質(zhì)量，因而從根本上解決了原“單塔流程”產(chǎn)品質(zhì)量較難控制的問題。“雙塔流程”中的吸收塔和解吸塔的效率是比較低的。而蒸餾塔的效率一般在60％以上，新流程物系條件下可達(dá)60～70％，遠(yuǎn)較單獨(dú)吸收塔和解吸塔高，因而采用油吸收脫乙烷塔除了可以取消返回物料外，還提高了塔的效率。為充分利用裝置內(nèi)部的低溫?zé)崃?，該?fù)雜蒸餾塔還輔以中間冷卻器、中間再沸器等節(jié)能技術(shù)。通過流程模擬，匹配出最佳工藝參數(shù)，如塔板數(shù)、進(jìn)料位置、進(jìn)料數(shù)量、中間冷卻器和中間再沸器的適宜位置和負(fù)荷大小、塔的適宜溫度剖面等。（3）換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化匹配?！半p塔流程”換熱網(wǎng)絡(luò)匹配不夠合理是造成能耗較大的重要原因之一。新系統(tǒng)開發(fā)中重新對(duì)換熱網(wǎng)絡(luò)進(jìn)行了優(yōu)化匹配，取消了解吸塔和穩(wěn)定塔的進(jìn)料預(yù)熱器。穩(wěn)定塔釜液直接用來作為油吸收脫乙烷塔塔釜再沸器的熱源，從該再沸器出來的穩(wěn)定汽油再用于加熱該塔的中間再沸器。由中間再沸器出來的穩(wěn)定汽油溫度已降至80～90℃，然后再進(jìn)入水冷卻器。穩(wěn)定汽油水冷卻器的熱負(fù)荷可減少一半之多，不僅較大地降低了冷卻水的消耗，還充分利用了系統(tǒng)內(nèi)部的熱量，取得了較好的節(jié)能效果。（4）提高了C4以上烴類的回收能力。由于采用了油吸收脫乙烷塔，較大地增強(qiáng)了對(duì)C4以上烴類和汽油餾分的分離回收能力，與“雙塔流程”相比，在同等條件下，干氣中這部分物料的含量有較大幅度降低。因而增加了液化石油氣和穩(wěn)定汽油的產(chǎn)量，提高了經(jīng)濟(jì)效益。下表中給出了“雙塔流程”的吸收塔頂氣相和新流程油吸收脫乙烷塔塔頂氣相有關(guān)組分的質(zhì)量流量。 塔頂氣相組分質(zhì)量流量比較（Kg／h）項(xiàng) 目雙塔流程新流程