【正文】 C,3h)級(jí) 不大于 3 3 — — — — — — 密度 (20176。 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。 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。 （ 5）丙烯質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn) 表 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 ＜ 5 CO2,106 ＜ 5 4 工藝技術(shù)方案 工藝技術(shù)方案 80 104 噸 /年重油催化 和 13 104 噸 /年氣體分餾 裝置 產(chǎn)品：汽油 40% 柴油 30% 14 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(wàn)噸 /年 液化氣 氣 丙烯 6 萬(wàn)噸 /年 富氣 吸 13 萬(wàn)噸 /年 體 16 萬(wàn)噸 /年 收 分 液化氣 7 萬(wàn)噸 /年 穩(wěn) 餾 定 穩(wěn)定汽油 重 汽 重油 油 粗汽油 油 汽油 32 萬(wàn)噸 / 年 催 32 萬(wàn)噸 /年 精 80 萬(wàn)噸 /年 化 制 裂 柴油 24 萬(wàn)噸 /年 化 燃料油 5 萬(wàn)噸 /年（自用 1 萬(wàn)噸 /年） 圖 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。 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。 15 但是，社會(huì)對(duì)輕質(zhì)油品的需求量卻占石油產(chǎn)品的 90%左右。所以只靠常減壓蒸餾 無(wú)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。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)。 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。再生器維持 ~ (表 )的頂部壓力，床層線速約 米 /秒 ~ 米 /秒。 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。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。 C8H16 + C8H18 （ 2） 烯烴裂化為較小分子的烯烴。 正構(gòu)烷烴 190。 異構(gòu)烷烴 烯 烴 190。 異構(gòu)烯烴 。 環(huán)烷烴 + 烯烴 190。 芳烴 +烷烴 。 （ 6） 環(huán)烷烴裂化為烯烴 。 烷基芳烴 190。 芳烴 + 烯烴 。 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)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。 由反應(yīng) 再生系統(tǒng)來(lái)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{。油漿的一部分送反應(yīng)再生系統(tǒng)回?zé)?，另一部分?jīng)換熱后循環(huán)回分餾塔。 催化裂化分餾塔底部的脫過熱段裝有約十塊人字形擋板。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(lái)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。 吸收 ––穩(wěn)定系統(tǒng) 從分餾塔頂油氣分離器出來(lái)的富氣中帶有汽油組分，而粗汽油中則溶解有 C C4甚至 C2 組分。 本項(xiàng)目采用 新的、節(jié)能的吸收穩(wěn)定系統(tǒng) 。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(lái)加熱該塔的中間再沸器，從中間再沸器出來(lái)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。 （ 2）油吸收脫乙烷塔的應(yīng)用。該油吸收脫乙烷塔也不同于 ―單塔流程 ‖中的吸收解吸塔。 “ 雙塔流程 ” 中的吸收塔和解吸塔的效率是比較低的。 為充分利用裝置內(nèi)部的低溫?zé)崃浚搹?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)。 （ 3）換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化匹配。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。由中間再沸器出來(lái)的穩(wěn)定汽油溫度已降至 80～ 90℃ ，然后再進(jìn)入水冷卻器。 （ 4）提高了 C4 以上烴類的回收能力。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。 表 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 非烴氣體 3523 3523 CH4 3089 3089 ∑ C2 5793 5792 ∑ C3 902 893 ∑ C4 121 106 ∑ C5 1004 813 汽油餾分 1381 1061 總流量 15814 15276 （ 5）節(jié)省設(shè)備投資 新流程不僅產(chǎn)品收率高、能耗低、流程簡(jiǎn)單合理，并且設(shè)備數(shù)量較“雙塔流程”有一定的減少，設(shè)備投資也較“雙塔流程”低，對(duì)于吸收穩(wěn)定系統(tǒng)，設(shè)備費(fèi)用主要由塔器和換熱器所組成，根據(jù)模擬結(jié)果即可估算出設(shè)備投資，下表分別給出了塔器和換熱器的投資比較。對(duì)于換熱器的設(shè)備投資，情況也類似，新流程要低 萬(wàn)元。 表 產(chǎn)品產(chǎn)量和公用工程消耗對(duì)比 項(xiàng) 目 雙塔流程 新流程 進(jìn)系統(tǒng)物料總流量／ Kg h1 干氣 液化石油氣 穩(wěn)定汽油 高吸收油 公用工程消耗 水／ t h） h1 123090 123090 14099 235111 70266 15214 1361 318 123090 123090 13755 23532 70782 15021 1129 260 從上表中數(shù)據(jù)可知，新流程干氣產(chǎn)量較雙塔流程小，這是由于新流程采用了油吸收脫乙烷塔，分離能力有較大的提高，雖然干氣中 C3 摩爾分?jǐn)?shù)的規(guī)定均為 3％，但新流程對(duì)于C4 以上烴類和汽油餾分的分離效果好，故其產(chǎn)品回收率較高。 圖 吸收穩(wěn)定系 統(tǒng)工藝流程圖 輕汽油醚化 系統(tǒng) 20 從催化穩(wěn)定塔來(lái)的汽油經(jīng)分餾塔分離出小于 75℃的餾分，與甲醇進(jìn)行醚化反應(yīng)，生成醚化汽油。 （ 2）異構(gòu)烯烴的醇化反應(yīng)： CH3 CH3 Cat R— C=CH2+H2O R— C— OH CH3 （ 3）甲醇脫水反應(yīng)： 2CH30H CH3— O— CH3+H2O 汽油精制部分 從催化穩(wěn)定塔來(lái)的汽油與 10%的堿液混合進(jìn)行預(yù)堿洗，脫除汽油中的硫化物。 氣體分餾工藝技術(shù) 來(lái)自催化裂化裝置的液化氣，液化氣由蒸氣加熱器Ｂ 1 預(yù)熱到 87℃ ，由泵打入脫丙烷塔Ｂ 2，操作壓力 20KG/cm2，溫度 48℃ ，塔頂產(chǎn)物為乙烷、丙烷和丙烯的混合物，塔底產(chǎn)物碳四、碳五組分。Ｂ 3 的塔頂產(chǎn)物放空，Ｂ 3 的塔底產(chǎn)物進(jìn)入丙稀塔Ｂ 4，操作壓力 15Kg/cm2，溫度 30℃ 。脫丙烷塔的塔底產(chǎn)物泵入脫戊烷塔，操作壓力 7Kg/cm2，操作溫度為 56℃ ，塔底主產(chǎn)品為戊烷。 催化裂化裝置的物料平衡 物流體系 原料油經(jīng) 墩船泊位卸貨，經(jīng)管線輸送到 原料油罐區(qū)，進(jìn)入生產(chǎn)裝置進(jìn)行加工。新鮮水取自西江，污水經(jīng)處理合格后排入西江。液化氣經(jīng)廠區(qū)內(nèi)汽車裝車站臺(tái)裝車運(yùn)輸。 催化裂化裝置 設(shè) ESD 緊急停車 控制系統(tǒng) ，進(jìn)行數(shù)據(jù)采集、設(shè)備狀態(tài)監(jiān)測(cè)、報(bào)警收集及處理、記錄歷史趨勢(shì)和操作記錄， 保證 裝置運(yùn)行 安全。根據(jù)對(duì)產(chǎn)品質(zhì)量和操作工況的變化，合理調(diào)整反應(yīng)溫度、產(chǎn)品抽出溫度，減少 生焦量、產(chǎn)氣量，提高輕油收率；并在調(diào)節(jié)過程中充分考慮各個(gè)變量間的耦合特性，不斷地以滾動(dòng)優(yōu)化的計(jì)算方式給出基本控制回路的給定值，從而使得主要工藝參數(shù)平均穩(wěn)態(tài)偏差減小，保證滿足操作工況的所有約束，搞好裝置能量平衡，降低能耗等目標(biāo)，最終提高企業(yè)經(jīng)濟(jì)效益。 ① 提升管出口溫度控制 提升管出口溫度是反 再崗位較為重要的一個(gè)參數(shù)，對(duì)裝置運(yùn)行、產(chǎn)品分布、及后續(xù)分 餾、吸收穩(wěn)定的正常平穩(wěn)操作都影響較大。進(jìn)而從安全角度考慮，大部分設(shè)計(jì)引入再生滑閥（塞閥）差壓來(lái)組成溫度與差壓的低值選擇控制。一旦再生滑閥開度過大而使滑閥壓將過小可能導(dǎo)致危險(xiǎn)時(shí)，為防止油氣催化劑倒竄，再生滑閥差壓調(diào)節(jié)將自動(dòng)取代 28 反應(yīng)溫度來(lái)控制再生滑閥 ——關(guān)小再生滑閥以防止油氣催化劑倒竄而發(fā)生危險(xiǎn)。 ③ 沉降器汽提段藏量控制 采用沉降器汽提段藏量控制待生滑閥的開度（調(diào)整待生催化劑的循環(huán)量）來(lái)保證沉降器汽提段催化劑藏量。 ① 分餾塔底液位控制 分餾塔底液位控制是塔底熱平衡指示器：當(dāng)塔底液位高時(shí)，表明塔底熱儲(chǔ)量降低 ，也表明通過循環(huán)油漿系統(tǒng)從分流塔底取出的熱量過多，此時(shí)應(yīng)減少?gòu)姆至魉兹〕龅臒崃?，以保證塔底液位底平衡；反之當(dāng)塔底液位降低時(shí)，表明塔底液位熱量?jī)?chǔ)量增大，也表明通過循環(huán)油漿系統(tǒng)從分餾塔底取出的熱量過少，此時(shí)應(yīng)增加從分餾塔底取出的熱量以保證塔底液位的平衡。 采用分餾塔底溫度來(lái)控制油漿蒸汽發(fā)生器的取熱量，從而保證分餾塔底不超溫 。 ③ 分餾塔溫度控制 為了取走分餾塔過剩熱量而使塔內(nèi)氣、液負(fù)荷分布均勻，在塔的不同位置一般設(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，回流流量設(shè)定值調(diào)節(jié) 。 （ 3）吸收穩(wěn)定系統(tǒng)的控制 吸收穩(wěn)定系統(tǒng)控制目標(biāo)是保證塔的物料和能量平衡，處理塔中相互作用的約束，保證 29 產(chǎn)品質(zhì)量及效率，節(jié)省吸