S-zorb催化汽油吸附脱硫装置培训资料

S-zorb

催化汽油吸附脱硫装置

目录

第一部分：基础知识篇

1 国内外同类装置概况 (7)

1.1 同类装置概况及装置的作用介绍 (7)

1.2 技术进展 (7)

2 装置生产原理 (7)

2.1 硫的吸附 (7)

2.2 烯烃加氢反应 (8)

2.3 烯烃加氢异构化反应 (8)

2.4 吸附剂的氧化反应 (8)

2.5 吸附剂的还原反应 (8)

3 吸附剂循环系统(闭锁料斗)的控制原理 (9)

3.1 闭锁料斗的进料 (9)

3.2 闭锁料斗的出料 (9)

3.3 闭锁料斗的压力控制 (9)

3.4 闭锁料斗循环过程 (10)

4 相关名词解释 (12)

5 装置正常操作 (13)

5.1 生产过程中的影响因素 (13)

5.2 关键设备的正常操作 (17)

5.3 常规设备操作 (20)

6 装置开工操作 (25)

6.1 反应系统冷压测试 (25)

6.2 原料及反应系统赶空气 (25)

6.3 稳定系统的蒸汽吹扫和置换 (25)

6.4 稳定塔瓦斯充压 (26)

6.5 建立稳定塔循环 (26)

6.6 反应器升温及干燥 (26)

6.7 反应系统热压测试 (27)

6.8 建立氢气循环 (27)

6.9 反应器升温 (28)

6.10 准备投用闭锁料斗 (28)

6.11 再生系统冷压测试及空气贯通 (28)

6.12 投用再生取热系统 (29)

6.13 再生系统升温 (29)

6.14 吸附剂储罐收剂 (29)

6.15 系统吸附剂装填及建立吸附剂循环 (30)

6.16 反应器进料 (31)

6.17 反应原料注硫 (33)

6.18 吸附剂再生 (33)

7 装置停工操作 (34)

7.1 汽油进料停止 (34)

7.2 反应器热氢气循环 (34)

7.3 装置切断进料后的操作调整 (34)

7.4 系统卸吸附剂 (35)

8 事故状态下的装置操作 (37)

8.1 装置停电 (37)

8.2 循环氢中断 (38)

8.3 循环水中断 (38)

8.4 仪表风中断 (39)

8.5 氮气中断 (39)

8.6 爆炸、起火、管线破损或严重泄露 (39)

8.7 反应器超温 (39)

8.8 再生器超温 (40)

8.9 DCS死机 (40)

9 装置总概况 (41)

9.1 装置组成 (41)

9.2 装置设计规模 (41)

9.3 生产方法及流程特点 (41)

9.4 主要产品及副产品 (41)

9.5 设备概况 (41)

9.6 主要技术指标 (42)

9.7 装置特点 (42)

9.8 设计范围 (42)

9.9 装置岗位及定员 (42)

10 原料及产品性质 (42)

10.1 原料来源及性质 (43)

10.2 产品性质 (44)

11 吸附剂、化学品规格 (44)

11.1 吸附剂 (44)

11.2 硫化剂 (45)

11.3 磷酸三钠 (45)

12 主要操作条件 (45)

12.1 反应条件 (45)

12.2 反应进料加热炉（F-101) (46)

12.3 热产物汽液分离罐（D一104) (46)

12.4 冷产物汽液分离罐（D一121) (46)

12.5 反应器过滤器（ME一101) (46)

12.6 再生器 (46)

12.7 冷凝水罐 (46)

12.8 吸附剂循环部分 (46)

12.9 设备操作条件： (46)

12.10 稳定塔（C一201) (47)

12.11 回流罐（D一20I) (47)

13 物料平衡 (47)

14 生产工艺流程 (47)

14.1 工艺技术路线、工艺技术特点 (47)

14.2 工艺流程说明 (47)

15 装置公用工程辅助材料消耗 (50)

15.1 新鲜水、循环水 (50)

15.2 除盐水及除氧水 (51)

15.3 (51)

15.4 蒸汽及凝结水 (52)

15.5 压缩空气 (52)

15.6 氮气 (53)

15.7 氢气用量 (53)

15.8 燃料气 (53)

16 吸附剂、化学品消耗 (53)

16.1 吸附剂消耗 (53)

16.2 硫化剂（DMDS）消耗 (53)

16.3 磷酸三钠消耗 (53)

17 装置能耗计算 (53)

17.1 装置能耗 (53)

17.2 节能措施 (54)

18 生产分析化验部分 (54)

19 控制系统 (55)

19.1 自控水平介绍 (55)

19.2 主要控制方案 (55)

19.3 工艺自保联锁控制方案 (56)

19.4 仪表 (70)

19.5 DCS、控制室、ESD等介绍 (71)

20 安全、环保、消防 (71)

20.1 装置危险、危害性分析 (71)

20.2 生产过程中的有毒有害物料 (72)

20.3 装置危害因素较大设备及场所 (72)

20.4 安全卫生措施 (73)

20.5 副产品的回收和利用、“三废”的处理 (75)

21 仪表及控制知识 (76)

21.1 仪表基础知识 (76)

21.2 仪表控制基础知识 (78)

22 烟气再生装置 (79)

22.1 装置的组成、设计范围和分工： (79)

22.2 废气组成及处理后产物 (79)

22.3 废气治理效果 (80)

22.4 主要技术经济指标 (80)

22.5 工艺设计基础 (80)

22.6 工艺说明 (81)

23 设备基础知识 (82)

23.1 设备概述 (82)

23.2 液体输送设备（泵） (82)

23.3 传热过程的设备 (95)

23.4 分离器 (104)

23.5 塔类和反应器 (105)

23.6 气体压缩及输送设备 (108)

23.7 设备腐蚀与防护 (114)

23.8 化工容器(工艺设备) (119)

24 S-ZORB设备知识 (122)

24.1 反应进料缓冲罐 (122)

24.2 加热炉 (122)

24.3 反应器 (122)

24.4 反应器出口过滤器 (122)

24.5 反应产物分离器 (123)

24.6 循环氢压缩机 (123)

24.7 反吹气体压缩机 (123)

24.8 反吹气体换热器 (123)

24.9 反吹气体聚集器 (123)

24.10 反应器接受器 (123)

24.11 反应还原器 (123)

24.12 闭锁料斗 (124)

24.13 再生器进料罐 (124)

24.14 再生器 (124)

24.15 再生器烟气冷却器 (124)

24.16 再生空气预热器 (124)

24.17 再生气体电加热器 (125)

24.18 再生器接受器 (125)

24.19 吸附剂储罐 (125)

24.20 冷凝水罐 (125)

24.21 稳定系统 (125)

25 PALL过滤器 (125)

25.1 PALL过滤器的过滤原理 (125)

25.2 PALL过滤器结构 (126)

25.3 PALL过滤器的过滤方式 (127)

25.4 PALL过滤器过滤层的建立 (127)

25.5 PALL过滤器反吹时间的确定 (127)

26 MOGAS球阀 (127)

26.1 简介 (127)

27 核料位计使用基本知识 (129)

27.1 放射性现象 (129)

27.2 放射源 (130)

27.3 核料位计（开关）使用原理 (130)

27.4 射线防护的基本知识 (132)

附：装置技术问答篇

前言

近年来，随着汽车工业的发展和汽车持有量的增加，汽车尾气排放的有害物（SOx、CO、NOx、VOC 和PM）对大气的污染日益为人们所重视，各国对车用汽油规格如氧含量、蒸汽压、苯含量、芳烃总含量、沸点、烯烃含量及硫含量等指标日益提高。降低成品车用汽油的硫和烯烃含量，可有效地减少汽车尾气中有害物的排放量。因此，国家不仅制定了日益严格的《汽车尾气排放标准》，并对车用燃油（汽油、柴油）中的有害物（硫、烯烃、芳烃/多环芳烃）及相关的质量控制指标提出了更高的要求。汽油中的硫和烯烃基本上都来自催化裂化汽油组分，其特点是硫含量高，烯烃含量高，且随着催化裂化加工原料的重质化，将使其汽油中的硫和烯烃含量进一步提高，从而导致成品车用汽油中的硫含量提高，直接增加汽车尾气中的SOx排放，使汽车尾气转化器中催化剂中毒，并导致汽车尾气排放出的CO、NOx 和VOC增加。

按照全国标准化委员会的要求，我国将于2009年12月底，国内汽油质量要全部达到国Ⅲ标准的要求，即硫含量小于0.015%，烯烃含量小于30%，芳烃含量小于40%。从目前广州分公司的实际生产情况来看，在100万吨/年催化重整联合装置启动后，影响公司生产符合国Ⅲ标准汽油的主要问题是硫含量高。因此，选择先进合理的工艺技术对催化汽油进行脱硫处理是公司生产清洁汽油、提高汽油质量的关键，而且是非常必要的。

150万吨/年S-zorb催化汽油吸附脱硫装置建成后，可100%处理两套催化装置生产的全部汽油，经吸附脱硫后的汽油硫含量不大于10PPm，远远低于国Ⅲ标准，并能够进一步满足国IV排放标准对硫含量的严格要求（硫含量不大于50PPm），甚至达到欧V标准（硫含量不大于10PPm）。在环境要求日益严格的形势下，S-ZORB催化汽油吸附脱硫装置投产后，不仅可以提高公司的汽油产品质量，还可以使汽油产品在使用过程中减少二氧化硫排放量，这将充分体现企业对产品生产全过程的负责精神，也充分体现了对人身安全、健康及对环境改善所采取高度重视的态度，具有深远的社会意义及明显的社会效益。

该装置的建造依据：1）中国石化股份有限公司“关于广州分公司150万吨/年S-zorb催化汽油吸附脱硫装置可行性研究报告的批复”；2）中国石化广州分公司150万吨/年S-zorb催化汽油吸附脱硫装置基础工程设计委托书；3）广州分公司150万吨/年S-zorb催化汽油吸附脱硫装置工艺包；4）中国石化工程公司接收康菲公司S-Zorb工艺与工程技术资料。

第一部分：基本知识篇

1国内外同类装置概况

1.1同类装置概况及装置的作用介绍

S-zorb催化汽油吸附脱硫装置工艺技术先进，以较低的辛烷值损耗，生产硫含量在10PPm以下的低硫汽油。该技术从吸附剂的开发至今约10年。1998年COP开始研制S-Zorb吸附剂，同期开始研究S-Zorb工艺技术，1999年吸附剂实现工业化，并建成中试实验装置，2001年4月Borger炼油厂工业示范装置开工，目前在全球采用该技术已经建成投产共7套装置，其中美国六套、中石化燕山一套。

已建成投产的S-zorb催化汽油吸附脱硫装置的规模及开工时间如下：Borger炼油厂，规模25万吨/年，2001年4月开工；Ferndale炼油厂，规模82.95万吨/年，2003年11月开工；LakeCharles 炼油厂，规模156.8万吨/年，2005年11月开工；WoodRiver炼油厂，规模130万吨/年，2007年2月开工；PasadenaRefiningSystems(PRSI)炼油厂，规模160万吨/年，2007年4月开工；中国石化燕山分公司，规模120万吨/年，2007年6月开工；WesternYorktown(Giant)炼油厂，规模120万吨/年，2008年3月开工。当前中国石化下属七家分公司的S-Zorb装置，分别为：济南分公司、沧州分公司、高桥分公司、长岭分公司、广州分公司、镇海分公司、齐鲁分公司。

1.2技术进展

2007年中国石化股份公司整体收购了S-Zorb工艺技术，对该专利技术具有完全拥有权，从2007年开始，中石化全面负责对该技术的后续研发和工程设计，以及向全球的技术转让、技术服务等全部工作。同期，中国石油化工科学研究院承担了国产S-Zorb专有吸附剂的研制工作，目前已经取得较大进展，其所研发的5＃和8＃吸附剂在COP公司S-Zorb吸附剂评价中试装置中的数据表明，石科院开发的吸附剂完全达到甚至超过进口吸附剂的性能，下一步中国石化准备进行国产S-Zorb吸附剂的工业化生产及应用工作。

2装置生产原理

装置工艺技术路线采用S－Zorb专利技术。该技术基于吸附作用原理对汽油进行脱硫，通过吸附剂选择性地吸附汽油中硫醇、二硫化物、硫醚和噻吩类等含硫化合物的硫原子而达到脱硫目的，然后通过对吸附剂再生，使其变为SO2进入再生烟气中，烟气再去硫磺或碱洗。典型的脱硫反应如下：

在S-ZORB过程中有五步主要的化学反应：⑴硫的吸附；⑵烯烃加氢；⑶烯烃加氢异构化；⑷吸附剂氧化；⑸吸附剂还原。前三个反应在反应器内进行，第四个反应在再生器内进行，第五个反应在还原器内进行。

2.1硫的吸附

通过对硫的吸附可以将汽油中的硫降低到所希望的范围内。硫原子基本可以从汽油中“拽”出来暂时存在吸附剂上。吸附剂有镍及氧化锌两种成分在脱硫过程中先后发挥作用，氧化锌与硫原子的结

合能力大于镍。因此，镍将汽油中的硫原子“拽”出来后，硫原子随即与氧化锌发生反应，生成硫化锌。自由的镍原子再从汽油中吸附出其它硫原子。其反应过程如下：

R-S+Ni+H2→R-2H+NiS(s)

NiS(s)+ZnO(s)+H2→Ni(s)+ZnS(s)+H2O

注：该反应需在气态氢存在的条件下进行。

2.2烯烃加氢反应

烯烃加氢反应是我们不希望在反应器内发生的反应。烯烃加氢反应会降低汽油产品的辛烷值。烯烃来自原料汽油中，它们是含有双键的碳氢化合物，化学式如下表示：C－C－C－C＝C，烯烃通常在汽油馏分的开始部分（轻组分），主要是C5、C6和C7。典型的烯烃加氢反应可表示如下：C－C－C－C＝C＋H2→C－C－C－C－C。烯烃加氢反应之所以使产品的辛烷值降低是由于烷烃的辛烷值通常低于烯烃的辛烷值，如上例：戊烷的辛烷值是61.8(RON)而1－戊烯的辛烷值是90.9(RON)。烯烃加氢反应是强放热反应，若反应器内发生大量的加氢反应，将会使反应器内温度升高且氢气损耗加大，而反应温度的升高又反过来会抑制烯烃加氢反应的进行，因此这是一个自我调节的过程。

2.3烯烃加氢异构化反应

烯烃的异构化反应是我们希望在反应器内发生的反应，它将使汽油产品的辛烷值提高，正如2.2中所述。烯烃是汽油进料中带来的含有双键的碳氢化合物，可写为C＝C－C－C－C－C。烯烃通常在汽油馏分的开始部分，主要是C5、C6和C7。典型的异构化反应如下：

C＝C－C－C－C－C＋H2→C－C＝C－C－C－C＋H2

C＝C－C－C－C－C＋H2→C－C－C＝C－C－C＋H2

烯烃加氢异构化反应之所以使辛烷值提高是由于双键在内部的烯烃的辛烷值高于双键在边上的烯烃的辛烷值。如上面的例子：1－己烯的辛烷值为76.4(RON)而2－己烯和3－己烯的辛烷值分别为92.7(RON)和94.0(RON)。这类反应有助于降低烯烃加氢反应而造成的辛烷值损失，有时还可以使总的辛烷值有所增加。因为烯烃的加氢异构化反应是微放热反应，而且在汽油组分中所占比例很小，所以不会使反应器的温度产生显著的变化。

2.4吸附剂的氧化反应

氧化反应发生在再生器内。氧化反应可以脱除吸附剂上的硫，同时使吸附剂上的镍和锌转变成氧化物的形式。氧化反应也可以称为燃烧，这类似于催化再生器内所发生的过程。吸附剂的氧化过程中共有以下六种反应，第一和第二种中涉及了硫和锌的氧化反应，第三、第四、第五种里涉及了碳和氢的氧化反应，第六种里涉及了镍的氧化反应。以下六种反应均为放热反应：

①ZnS(s)+1.5O2→ZnO(s)+SO2

②3 ZnS(s)+5.5 O2→Zn3O(SO4)2(s)+SO2

③C+O2→CO2

④C+0.5O2→CO

⑤2H2+0.5 O2→H2O

⑥Ni(s)+0.5 O2→NiO(s)

再生烟气中主要是SO2和CO2以及少量的水蒸气，另外还有少许CO。

2.5吸附剂的还原反应

还原反应主要发生在还原反应器内，其目的是使氧化了的吸附剂回到还原状态以保持其活性，所谓“还原”就是使金属化合物中的金属回到单质状态，镍的还原反应如下：

NiO(s)+H2→Ni(s)+H2O

除了镍的还原反应外，还有锌的硫氧化物(再生器中第二步反应所产生的含锌化合物)在还原器内的转变，生成水、氧化锌和硫化锌。

Zn3O(SO4)2+8H2→2ZnS(s)+ZnO(s)+8H2O

这些反应都是吸热反应，因此还原反应器内温升很小。

注：水是反应产物之一，这些水被循环气体携带至反应器内，聚集到产品分离器（冷高分）和稳定塔顶回流罐内。

3吸附剂循环系统(闭锁料斗)的控制原理

在正常操作中，待生的和再生过的吸附剂分批地交替通过闭锁料斗，其过程描述如下：在待生吸附剂填充阶段，待生吸附剂靠重力从反应接受器降落至闭锁料斗。闭锁料斗降压后用氮气吹扫；在吸附剂排空阶段，经过吹扫的吸附剂依自身重力流入再生进料罐。在再生吸附剂填充阶段，已再生过的吸附剂从再生器接收器流入闭锁料斗。闭锁料斗用氮气吹扫并用氢气加压；在吸附剂排空阶段，再生过的吸附剂依自身重力流到还原器。闭锁料斗的压力在不同过程操作之前进行相应调整，以满足不同过程的需要。

可通过改变闭锁料斗中的填充料位和闭锁料斗的循环时间来控制吸附剂的循环速度。

闭锁料斗的温度没有控制，它是进入料斗的热吸附剂和通过容器的热气体共同产生的温度。

闭锁料斗的压力可调节，以适应各种排空及填充步骤。

3.1闭锁料斗的进料

闭锁料斗包括两条进料途径，即：反应器接收器向闭锁料斗进料和再生器接收器向闭锁料斗进料。在进料过程中，当达到闭锁料斗进料的料位设定值时，程序控制阀自动关闭，停止进料。正常操作中，进料后的实际料位较高，而料位的进料设定值较低，其原因为：进料速度较快，短时间内吸附剂会快速进入闭锁料斗；同时核料位计的反应滞后。由于以上原因，当料位计检测达到较低的设定料位值并发出关进料阀指令后，实际料位最终达到较高的实际位置。进料料位的设定值低于实际值，这就避免了料斗顶部过滤器堵塞而压差增大，最终导致闭锁料斗系统停工。

再生器向闭锁料斗进料时，再生器接收器的料位必须达到高报，接收器才能向闭锁料斗进料，避免闭锁料斗料位不足。

3.2闭锁料斗的出料

闭锁料斗的出料也是两条，即：闭锁料斗向还原器进料和闭锁料斗向再生器进料器进料。闭锁料斗出料结束的标志有两个：闭锁料斗料位低报和达到规定的出料时间。在实际操作中，系统先检测料位信号，当料位达到低报值，系统就认定吸附剂已经全部从料斗中送出，即使设定的出料结束时间还没到，该步骤也结束；如果料位迟迟达不到低报值，但设定的结束时间到了，该步骤也停止。限定出料时间的主要目的是防止料位计发生故障，不能正确指示料位，达不到低报值，步骤无法正常结束。

闭锁料斗向再生器进料器进料时，再生器进料器的料位必须达到低报值，该步骤才进行，避免再生器进料器的料位过高使闭锁料斗中的吸附剂不能全部送出。

3.3闭锁料斗的压力控制

闭锁料斗进料前，压力要降低到比进料的设备低约15kPa，以便依靠压差将吸附剂顺利的送到闭锁料斗中。此时料斗底部的补加气体（N2或H2）是一直打开的，顶部的排气也是打开的，在顶部的排气调节阀PV2401A自动调节闭锁料斗的压力。

闭锁料斗在出料时，压力要升高到高于送出的设备压力，以便依靠压差将吸附剂顺利的送出闭锁料斗。此时料斗底部的补加气体（N2或H2）是一直打开的，顶部的排气也是打开的，在顶部的排气调节阀PV2401A自动调节闭锁料斗的压力。在向还原器送料时，程序自动将补加气体的调节阀PV2401B 变为手动状态，并设定一个固定的开度，使进入闭锁料斗的气体保持一定，通过PV2401A自动控制闭锁料斗的压力，以保持足够的推动力。另外在向还原器送料开始60s以后，为了加大吸附剂流动的推动力，程序会通过提高PV2401A的设定值，自动对闭锁料斗升压。

3.4闭锁料斗循环过程

在正常的连续生产过程中，闭锁料斗必须在确保安全的条件下相继完成特定的吹扫、充压、泄压等步骤。另外，控制系统和闭锁料斗的逻辑监控系统将对整个过程进行监视，若出现不正常的情况可将闭锁料斗置于安全状态。在闭锁料斗的填充和排空过程中需要完成以下几个步骤：

几种催化裂化烟气脱硫技术的比较

湿式气体洗涤系统对比关键指标（KPI） BELCO 贝尔格 CANSOLV 康世富 HAMON 哈曼 NORTON 诺顿关键设备 容器类吸收塔 低pH冷却器 分离器/吸收塔分离器胺吸收器 NaOH吸收器 再生器 （蒸汽气体塔） SO2脱除NaOH溶液 多层喷淋 第一填料部分使用胺 溶液NaOH溶液 外部文丘里洗涤 NaOH溶液 外部文丘里洗涤第二填料部分使用 NaOH溶液 粉尘颗粒物脱除 滤清模块中喷淋 （安装在吸收塔内部 的文丘里） 无外部文丘里洗涤外部文丘里洗涤 NOx脱除LoTOx无WGS+多种处理方案 NOx脱除反应试剂氧气/臭氧亚氯酸钠/ 次氯酸钠 SNCR:氨 CoNOx:氧气 催化添加剂 洗涤液循环泵有有有特殊设计/最好的质量 及可靠性 紧急情况下 液体排泄设施 需要需要不需要不需要净化处理需要需要需要需要 颗粒物脱除沉淀及过滤CANSOLV不提供沉淀及过滤沉淀及过滤 硫的脱除氧化为Na2SO4湿SO2被送至 硫磺车间 氧化为Na2SO4氧化为Na2SO4 热稳定性盐脱除不需要需要离子交换树脂不需要不需要 公用工程 补水新鲜水新鲜水及去离子水多种多种 碱新鲜碱新鲜碱新鲜碱新鲜碱或废碱氨试剂补充无每天需补充1%无无 Nox反应试剂氧气消耗量为O3加入 速率的10倍 无 亚氯酸钠/ 次氯酸钠 消耗量最低 能耗 SO2及颗粒物脱除能耗一般一般一般最低NOx脱除能耗高无Nox脱除技术一般最低蒸汽消耗无高无无

湿式气体洗涤系统对比关键指标（KPI） BELCO 贝尔格 CANSOLV 康世富 HAMON 哈曼 NORTON 诺顿关键性能因素 设备高可靠性√有引起FCC运行不稳定的风险√√√ 对系统进行定制化设计√最优化的能源消耗√公用工程消耗-补充水√√√√补充水选择高灵活性√碱消耗量最低√ 界区内设备安装成本最低√界区外设备安装成本最低√脱除效率√√√√占地面积最小√系统复杂√√ 运行简单√√曾经引起FCC装置停车√√ 净化处理系统√√√增加硫磺车间载荷√ 需安装的设备数量多√ 设备安装之后提供技术支持√√√√为FCC提供优化，检修等服务√FCC再生器烟气回路工程服务√燃烧设备工程服务（CO锅炉及 其他加热器）√在FCC污染物控制领域拥有最丰 富的从业经验√

催化裂化装置的主要设备

催化裂化装置的主要设备 百克网：2008-5-30 14:50:14 文章来源：本站 催化裂化装置设备较多，本节只介绍几个主要设备。 一、提升管反应器及沉降器 (一)提升管反应嚣 提升管反应器是进行催化裂化化学反应的场所，是本装置的关键设备。随装置类型不同 提升管反应器类型不同，常见的提升管反应器类型有两种： (1)直管式：多用于高低并列式提升管催化裂化装置。 (2)折叠式：多用于同轴式和由床层反应器改为提升管的装置。 图5—8是直管式提升管反应器及沉降器示意图 提升管反应器是一根长径比很大的管子，长度一般为30～36米，直径根据装置处理量决 定，通常以油气在提升管内的平均停留时间1～4秒为限确定提升管内径。由于提升管内自下而上油气线速不断增大，为了不使提升管上部气速过高，提升管可作成上下异径形式。 在提升管的侧面开有上下两个(组)进料口，其作用是根据生产要求使新鲜原料、回炼 油和回炼油浆从不同位置进入提升管，进行选择性裂化。

进料口以下的一段称预提升段(见图5—9)，其作用是：由提升管底部吹入水蒸气(称预 提升蒸汽)，使由再生斜管来的再生催化剂加速，以保证催化剂与原料油相遇时均匀接触。 这种作用叫预提升。 为使油气在离开提升管后立即终止反应， 提升管出口均设有快速分离装置，其作用是使 油气与大部分催化剂迅速分开。快速分离器的 类型很多，常用的有：伞帽型，倒L型、T型、 粗旋风分离器、弹射快速分离器和垂直齿缝式 快速分离器(分州如图5—10中a、b、c、d、e、f所示)。 为进行参数测量和取样，沿提升管高度还 装有热电偶管、测压管、采样口等。除此之外，提升管反应器的设计还要考虑耐热，耐磨 以及热膨胀等问题。 (二)沉降器 沉降器是用碳钢焊制成的圆筒形设备，上段为沉降段，下段是汽提段。沉降段内装有数 组旋风分离器，顶部是集气室并开有油气出口。沉降器的作用是使来自提升管的油气和催化剂分离，油气经旋风分离器分出所夹带的催 化荆后经集气室去分馏系统；由提升管快速分 离器出来的催化剂靠重力在沉降器中向下沉 降，落入汽提段。汽提段内设有数层人字挡板 和蒸汽吹入口，其作用是将催化剂夹带的油气用过热水蒸气吹出(汽提)，并返回沉降段，以便减少油气损失和减小再生器的负荷。 沉降器多采用直筒形，直径大小根据气体(油气、水蒸气)流率及线速度决定，沉降段线速一般不超过0.5～0.6米／秒。沉降段高度由旋风分离器科腿压力平衡所需料腿长度和所 需沉降高度确定，通常为9～12米。 汽提段的尺寸一般由催化剂循环量以及催化剂在汽提段的停留时间决定，停留时间一般 是1.5～3分钟。 二、再生器

催化裂化的装置简介及工艺流程样本

催化裂化装置简介及工艺流程 概述 催化裂化技术发展密切依赖于催化剂发展。有了微球催化剂，才浮现了流化床催化裂化装置；分子筛催化剂浮现，才发展了提高管催化裂化。选用适当催化剂对于催化裂化过程产品产率、产品质量以及经济效益具备重大影响。 催化裂化装置普通由三大某些构成，即反映/再生系统、分馏系统和吸取稳定系统。其中反映––再生系统是全装置核心，现以高低并列式提高管催化裂化为例，对几大系统分述如下： （一）反映––再生系统 新鲜原料(减压馏分油)通过一系列换热后与回炼油混合，进入加热炉预热到370℃左右，由原料油喷嘴以雾化状态喷入提高管反映器下部，油浆不经加热直接进入提高管，与来自再生器高温(约650℃~700℃)催化剂接触并及时汽化，油气与雾化蒸汽及预提高蒸汽一起携带着催化剂以7米/秒~8米/秒高线速通过提高管，经迅速分离器分离后，大某些催化剂被分出落入沉降器下部，油气携带少量催化剂经两级旋风分离器分出夹带催化剂后进入分馏系统。 积有焦炭待生催化剂由沉降器进入其下面汽提段，用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催化剂表面上少量油气。待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器，与来自再生器底部空气(由主风机提供)接触形成流化床层，进行再生反映，同步放出大量燃烧热，以维持再生器足够高床层温度(密相段温度约650℃~680℃)。再生器维持0.15MPa~0.25MPa(表)顶部压力，床层线速约0.7米/秒~1.0米/秒。再生后催化剂经淹流管，再生斜管及再生单动滑阀返回提高管反映器循环使用。 烧焦产生再生烟气，经再生器稀相段进入旋风分离器，经两级旋风分离器分出携带大某些催化剂，烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱。再生烟气温度很高并且具有约5%~10%CO，为了运用其热量，不少装置设有CO锅炉，运用再生烟气产

催化裂化装置脱硫脱硝环保措施及效果分析

催化裂化装置脱硫脱硝环保措施及效果分析 摘要现在社会空气污染问题相当严重，催化裂化装置在排放烟气过程当中会出现不可避免的粉尘浓度超标问题。为在真正意义上实现对上述现象的解决，我们需要从催化装置烟气脱硫设置应用方面着手，实现对合适烟气脱硝技术的选择。本文主要针对催化裂化装置脱硫脱硝环保措施以及结果进行进一步探究。主要是在选择适合本装置脱硝技术的基础，实现对预期效果的满足，这不仅可实现对空气污染问题的有效解决，同时也可将更为良好的生存环境提供给人们。 关键词催化裂化；烟气脱硫；烟气脱硝 这些年来气候恶劣问题日益严重，全球面对的主要环境问题集中在温室效应、酸雨以及臭氧层破坏几个方面，这会对人类长期发展目标的实现造成制约。很多因素对环境造成污染，天然气及石油和煤等燃料的大规模使用都会在一定程度上加剧環境污染的程度。从催化裂化装置脱硫脱硝环保措施着手可实现对上述问题的不断改善，这可充分说明催化裂化装置脱硫脱硝环保措施的重要性。 1 FP-DNSNOx催化裂化烟气多效净化剂 FP-DNSNOx催化裂化烟气多效净化剂由北京某公司生产，为独家产品，已经得到相关质量管理体系的认证。其活性组分为金属氧化物，在助燃以及降低NOx排放的功能过程中都起着较为重要的作用。 1.1 技术原理NOx FP-DNSNOx催化裂化烟气多效净化剂有大量的金属氧化物存在，这也是其活性组分，金属氧化物在高温水热环境以及两器中会发生不可避免的还原反应。反应的主要对象为NOx，这是导致N2出现的主要原因。对烟气中NOx含量的降低有积极作用。 1.2 实施过程NOx 我们主要分为两个阶段对FP-DNSNOx催化裂化烟气多效净化剂进行加入，第一阶段速度较快，进而保障其在最短的时间内实现在自身作用与价值的发挥。第二阶段的加入较为平稳，在衡量其是否进入平稳阶段时，可借助助剂在系统总藏量中所占据的比例。快速阶段的助剂加入次数为每天三次，60kg，平稳阶段加入次数依旧为每天三次，但是每次加入次数有所改变，为10kg。催化剂小型加料器是FP-DNSNOx催化裂化烟气多效净化剂过程当中所借助的主要工具，然后在再生器密相床上进行直接补充。 1.3 烟气多效净化剂实施效果 烟气多效净化剂实施效果可通过以下数据进行直观体现。NOx在烟气多效

汽油吸附脱硫题库(s-zorb)

颗粒密度＝ 骨架密度（骨架密度×孔体积）＋1 第1题：什么叫固体流化态？什么叫流化床？ 答：成群的固体小颗粒和运动着的流体（气体或液体）搅混在一起，使固体颗粒能够像流体一样自由流动的现象叫做流化态。固体流化态是在容器内进行的，我们把容器和在其中呈流化态的固体颗粒一起称为流化床。 第2题：固体流化态专业术语。 松动气:任何可以促进吸附剂流化的补充气体（空气、蒸汽、氮气等）。 吸附剂表观堆积密度:是指松散堆积的吸附剂，是在最小流流化速度下的吸附剂密度。 床层密度:固休颗粒和气体形成的流化床的平均密度，床层密度主要是气体速度的函数和温度的函数。 最小鼓泡速度（Umb ）:即分散的个别的气泡开始形成时的速度。 最小流化速度（Umf ）:吸附剂全部重量被流化气体支撑起的最低速度，在这个最小的气体速度下，固体颗粒填充床开始膨胀，并具流体行为。Umb ／Umf 的比值越大，吸附剂越易被流化。 空塔速度：气体通过无任何固体存在的容器和管道时的速度，是流化气体通过单位横截面积时的体积流速。 骨架密度：构成各个吸附剂粒子的纯固体材料的实际密度。 孔体积：吸附剂颗粒中的孔或空隙的体积。 颗粒密度：考虑到固体颗粒结构中空隙体积，固体颗粒实际密度。颗粒密度由下式计算： 第3题：形成流化床必须具备的条件。 答：（1）要求一个容器。在本装置中，如反应器、再生器、还原器、反应器接收器、闭锁料斗、再生器接收器等，通常在这些容器的底部还需要安装分布板和分布管，以便使气体沿界面均匀分布，形成稳定的流化床，有时还在容器内部增加格栅，用来破碎流化过程中产生的较大气泡，以改善流化效果；（2）容器内要有一定数量的固体颗粒，本装置使用微球吸附剂，粒径平均约65微米；（3）要有流化介质，就是能使固体颗粒流化起来的物质——流体。流体可以是液体，也可以是气体。本装置使用氢气、油气、氮气、空气等作为流化介质。 第4题：什么是吸附剂筛分组成？ 答：气固流化床中固体颗粒的粒径通常是由小到大分布的，某一粒径区间内吸附剂的百分含量称为吸附剂的筛分组成。 第5题：为什么固体颗粒能被比自己轻的多的流体流化起来？ 答：主要依靠流体在固体颗粒之间流动时产生的摩擦推动力下，使固体颗粒搅动流化起来。 第6题：流化床形成过程。 答：利用下图对流化床形成过程进行说明。图中纵坐标为床层压降，横坐标为空塔气速。

催化裂化地装置简介及实用工艺流程

催化裂化的装置简介及工艺流程 概述 催化裂化技术的发展密切依赖于催化剂的发展。有了微球催化剂，才出现了流化床催化裂化装置；分子筛催化剂的出现，才发展了提升管催化裂化。选用适宜的催化剂对于催化裂化过程的产品产率、产品质量以及经济效益具有重大影响。 催化裂化装置通常由三大部分组成，即反应/再生系统、分馏系统和吸收稳定系统。其中反应––再生系统是全装置的核心，现以高低并列式提升管催化裂化为例，对几大系统分述如下： （一）反应––再生系统 新鲜原料(减压馏分油)经过一系列换热后与回炼油混合，进入加热炉预热到370℃左右，由原料油喷嘴以雾化状态喷入提升管反应器下部，油浆不经加热直接进入提升管，与来自再生器的高温(约650℃~700℃)催化剂接触并立即汽化，油气与雾化蒸汽及预提升蒸汽一起携带着催化剂以7米/秒~8米/秒的高线速通过提升管，经快速分离器分离后，大部分催化剂被分出落入沉降器下部，油气携带少量催化剂经两级旋风分离器分出夹带的催化剂后进入分馏系统。 积有焦炭的待生催化剂由沉降器进入其下面的汽提段，用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催化剂表面上的少量油气。待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器，与来自再生器底部的空气(由主风机提供)接触形成流化床层，进行再生反应，同时放出大量燃烧热，以维持再生器足够高的床层温度(密相段温度约650℃~680℃)。再生器维持0.15MPa~0.25MPa(表)的顶部压力，床层线速约0.7米/秒~1.0米/秒。再生后的催化剂经淹流管，再生斜管及再生单动滑阀返回提升管反应器循环使用。 烧焦产生的再生烟气，经再生器稀相段进入旋风分离器，经两级旋风分离器分出携带的大部分催化剂，烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱。再生烟气温度很高而且含有约5%~10%CO，为了利用其热量，不少装置设有CO锅炉，利用再生烟气产生水蒸汽。对于操作压力较高的装置，常设有烟气能量回收系统，利用再生烟气的热能和压力作功，驱动主风机以节约电能。 （二）分馏系统 分馏系统的作用是将反应/再生系统的产物进行分离，得到部分产品和半成

几种催化裂化烟气脱硫技术

几种催化裂化烟气脱硫技术 一、主要技术简介 目前催化裂化烟气污染物排放控制技术可分别为干法、湿法两大类，进一步又可分为采添加脱SOx、NOx助剂，催化原料预处理技术，增设烟气脱SOx、脱NOx设施三类。国外工业运行的催化裂化烟气脱SOx技术以湿法为主，吸收剂（洗涤液）有钠碱、氢氧化镁Mg(OH)2和海水等。湿法洗涤脱SOx设施一般由吸收（洗涤）单元和废液净化处理单元组成，前者是烟气脱硫技术的核心。应用较多的有诺顿公司的VSS技术，DuPont BELCO公司的EDV和LABSORBTM 技术、Hamon公司的WGS技术、Shell公司的CANSOLV技术等。 1.1 ExxonMobil公司WGS技术 1974年，当时在Exxon公司工作的John Cunic先生（先就职于美国诺顿公司）开发了第一套FCCU烟气洗涤技术，将喷射式文丘里管JEV应用到催化裂化烟气脱硫装置上。也就是现在由Hamon公司出售的WGS技术（ExxonMobil 授权Hamon工程公司进行WGS技术的出售及设计工作）。 优点：采用JEV(喷射式文丘里管)时压降低。 缺点：采用HEV(高性能文丘里管)时压降高。 1.2 DuPont BELCO公司的EDV技术 该技术于1994年完成第一套商业应用。EDV由急冷喷嘴、多层吸收喷嘴及滤清模块（滤清模块有多个文丘里组成）水珠分离器组成。上世纪90年代，诺顿公司主要给ExxonMobil公司升级维护WGS系统，ExxonMobil公司又不允许将其WGS洗涤技术推广到其他石化企业，造成90年代到2000年，DuPont BELCO 公司销售了多套EDV系统。 优点：业绩较多 缺点：系统在添加滤清模块的情况下压降会升高，可达4-7Kpa 1.3 CANSOLV公司的CANSOLV技术 CANSOLV公司1997年成立于加拿大，CANSOLV再生脱硫2002年开始第一套工业化商业运行。CANSOLV再生胺法脱硫系统有两部分组成洗涤-吸收和再生-净化，在炼油厂成功业绩全世界只有1套，它主要由以下几点

炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工艺流程

编订：__________________ 单位：__________________ 时间：__________________ 炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工 艺流程 Standardize The Management Mechanism To Make The Personnel In The Organization Operate According To The Established Standards And Reach The Expected Level. Word格式 / 完整 / 可编辑

文件编号：KG-AO-8978-61 炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工艺流程 使用备注：本文档可用在日常工作场景，通过对管理机制、管理原则、管理方法以及管理机构进行设置固定的规范，从而使得组织内人员按照既定标准、规范的要求进行操作，使日常工作或活动达到预期的水平。下载后就可自由编辑。 一、装置简介 (一)装置发展及其类型 1．装置发展 催化裂化工艺产生于20世纪40年代，是炼油厂提高原油加工深度的一种重油轻质化的工艺。 20世纪50年代初由ESSO公司(美国)推出了Ⅳ型流出催化装置，使用微球催化剂(平均粒径为60—70tan)，从而使催化裂化工艺得到极大发展。 1958年我国第一套移动床催化裂化装置在兰州炼油厂投产。1965年我国自己设计制造施工的Ⅳ型催化装置在抚顺石油二厂投产。经过近40年的发展，催化裂化已成为炼油厂最重要的加工装置。截止1999年底，我国催化裂化加工能力达8809。5×104t／a，占

一次原油加工能力的33．5％，是加工比例最高的一种装置，装置规模由(34—60)×104t／a发展到国内最大300×104t／a，国外为675×104t／a。 随着催化剂和催化裂化工艺的发展，其加工原料由重质化、劣质化发展至目前全减压渣油催化裂化。根据目的产品的不同，有追求最大气体收率的催化裂解装置(DCC)，有追求最大液化气收率的最大量高辛烷值汽油的MGG工艺等，为了适应以上的发展，相应推出了二段再生、富氧再生等工艺，从而使催化裂化装置向着工艺技术先进、经济效益更好的方向发展。 2．装置的主要类型 催化裂化装置的核心部分为反应—再生单元。反应部分有床层反应和提升管反应两种，随着催化剂的发展，目前提升管反应已取代了床层反应。 再生部分可分为完全再生和不完全再生，一段再生和二段再生(完全再生即指再生烟气中CO含量为10—6级)。从反应与再生设备的平面布置来讲又可分为高低并列式和同轴式，典型的反应—再生单元见图

Szorb催化汽油吸附脱硫装置试车方案

S z o r b催化汽油吸附脱硫装置试车方案 -CAL-FENGHAI-(2020YEAR-YICAI)_JINGBIAN

*************** * 内部资料 * * 注意保存 * *************** 120万吨/年S-Zorb汽油吸附脱硫装 置总体试车方案 燕山分公司炼油厂 2005年12月

目录 1 工程概况 ----------------------------------------------------------------------------- 3 2 总体试车方案的编制依据与编制原则----------------------------------------- 4 3 试车的指导思想和应达到的标准----------------------------------------------- 4 4 试车应具备的条件 ----------------------------------------------------------------- 5 5 试车的组织与指挥体系 ----------------------------------------------------------- 9 6 试车进度 ----------------------------------------------------------------------------- 9 7 物料平衡 ---------------------------------------------------------------------------- 10 8 燃料、动力平衡 ------------------------------------------------------------------- 11 9 环境保护 ---------------------------------------------------------------------------- 12 10 安全技术与工业卫生 ----------------------------------------------------------- 13 11 试车难点及对策------------------------------------------------------------------ 16 12 经济效益预测 -------------------------------------------------------------------- 17 附录一 120万吨／年S-Zorb汽油吸附脱硫装置开车组成员名单

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。 设备简图 反应器、再生器和分馏塔高、重、大。具体如:分馏塔高41.856m,再生器塔高31m,反应器安装后塔顶标高达57m。再生器总重为390t,反应器总重为177t,分馏塔总重为175t。 3再生器最大直径9.6m,体积为2518m。 1(两器一塔的主要外型尺寸及参数 再生器的外型尺寸参数见下图。

催化裂化装置的主要设备催化裂化装置的主要设备

催化裂化装置的主要设备 催化裂化装置的主要设备 百克网：2008-5-30 14:50:14 文章来源：本站 催化裂化装置设备较多，本节只介绍几个主要设备。 一、提升管反应器及沉降器 (一)提升管反应嚣 提升管反应器是进行催化裂化化学反应的场所，是本装置的关键设备。随装置类型不同提升管反应器类型不同，常见的提升管反应器类型有两种： (1)直管式：多用于高低并列式提升管催化裂化装置。 (2)折叠式：多用于同轴式和由床层反应器改为提升管的装置。 图5—8是直管式提升管反应器及沉降器示意图 提升管反应器是一根长径比很大的管子，长度一般为30～36米，直径根据装置处理量决定，通常以油气在提升管内的平均停留时间1～4秒为限确定提升管内径。由于提升管内自下而上油气线速不断增大，为了不使提升管上部气速过高，提升管可作成上下异径形式。 在提升管的侧面开有上下两个(组)进料口，其作用是根据生产要求使新鲜原料、回炼油和回炼油浆从不同位置进入提升管，进行选择性裂化。

进料口以下的一段称预提升段(见图5—9)，其作用是：由提升管底部吹入水蒸气(称预提升蒸汽)，使由再生斜管来的再生催化剂加速，以保证催化剂与原料油相遇时均匀接触。这种作用叫预提升。 为使油气在离开提升管后立即终止反应，提升管出口均设有快速分离装置，其作用是使油气与大部分催化剂迅速分开。快速分离器的类型很多，常用的有：伞帽型，倒L型、T型、粗旋风分离器、弹射快速分离器和垂直齿缝式快速分离器(分州如图5—10中a、b、c、d、e、f所示)。 为进行参数测量和取样，沿提升管高度还装有热电偶管、测压管、采样口等。除此之外，提升管反应器的设计还要考虑耐热，耐磨以及热膨胀等问题。 (二)沉降器 沉降器是用碳钢焊制成的圆筒形设备，上段为沉降段，下段是汽提段。沉降段内装有数组旋风分离器，顶部是集气室并开有油气出口。沉降器的作用是使来自提升管的油气和催化剂分离，油气经旋风分离器分出所夹带的催化荆后经集气室去分馏系统；由提升管快速分离器出来的催化剂靠重力在沉降器中向下沉降，落入汽提段。汽提段内设有数层人字挡板和蒸汽吹入口，其作用是将催化剂夹带的油气用过热水蒸气吹出(汽提)，并返回沉降段，以便减少油气损失和减小再生器的负荷。 沉降器多采用直筒形，直径大小根据气体(油气、水蒸气)流率及线速度决定，沉降段线速一般不超过0.5～0.6米／秒。沉降段高度由旋风分离器科腿压力平衡所需料腿长度和所需沉降高度确定，通常为9～12米。汽提段的尺寸一般由催化剂循环量以及催化剂在汽提段的停留时间决定，停留时间一般是1.5～3分钟。 二、再生器

催化裂化烟气脱硫工艺及污水处理方案

烟气脱硫污水处理方案 目前国催化裂化装置湿法烟气脱硫工艺有美国BELCO?公司的EDV工艺、德国GEA-Bischoff公司的EP-Absorber工艺、美国诺顿（NORTON）公司的文丘里洗涤脱硫工艺（VSS），所有烟气脱硫装置运行过程中排放的脱硫后废水为COD高的含盐污水，主要污染物为硫酸钠、亚硫酸钠溶液及固体颗粒物，成熟的烟气脱硫工艺都有配套的污水处理单元（PTU）来处理脱硫废水，经处理后的脱硫废水直接进入外排污水管网。 现总结几个公司烟气脱硫主要工艺和污水处理工艺。 德国GEA-Bischoff公司的EP-Absorber工艺——昌邑石化烟气脱硫介绍：

昌邑石化烟气脱硫除尘工艺流程图 外部氧化喷射系统图 昌邑石化烟气脱硫除尘单元采用德国GEA-Bischoff 公司 EP-Absorber 脱硫除尘一体化技术对烟气中的二氧化硫和粉尘处理，由二氧化硫吸收系统、静电除尘系统和烟囱三部分组成。废水处理单元采用德国 GEA Bischoff 公司专用的排液处理技术(PTU)处理脱硫除尘废水，主要有澄清器、汽提塔、砂滤几部分组成。 为使排出废液COD 更低，从吸收器底部池中抽取液体至外部氧吸收器

化系统氧化，再回流至吸收器池中。外部氧化系统由空气喷射器和高压泵等组成，液体被高压泵输送至动力喷嘴，通过喷嘴喷射后，体变成液滴，随后与喷射空气充分混合，使溶解在循环液中的亚硫酸盐与空气发生氧化反应。在空气喷射器之后，含有非常细微分散气泡的循环液回流至吸收器池内，在这些气泡上升至池面的过程中，残余的氧进一步与循环液发生氧化反应。 经PTU单元后外排废水排放指标 脱硫除尘进入PTU单元处理，悬浮的颗粒催化剂经压滤成饼作为固体排放物进行处理，清液经处理后外排至市政污水管网。 固体废物排放主要为脱硫除尘塔外排废液经脱水后产生的泥渣以及脱硝产生的废催化剂。脱硫废渣产生量1693t/a，主要成分为硫酸钠、亚硫酸钠、亚硫酸氢钠，经过滤后，进行无害化填埋。废催化剂属于危险固体废物，送至具有危险固体废物回收资质的单位进行回收。

催化裂化装置工艺流程

催化裂化装置工艺流程 催化裂化技术的发展密切依赖于催化剂的发展。有了微球催化剂，才出现了流化床催化裂化装置;分子筛催化剂的出现，才发展了提升管催化裂化。选用适宜的催化剂对于催化裂化过程的产品产率、产品质量以及经济效益具有重大影响。 催化裂化装置通常由三大部分组成，即反应?再生系统、分馏系统和吸收稳定系统。其中反应––再生系统是全装置的核心，现以高低并列式提升管催化裂化为例，对几大系统分述如下: 一反应––再生系统 新鲜原料(减压馏分油)经过一系列换热后与回炼油混合，进入加热炉预热到370?左右，由原料油喷嘴以雾化状态喷入提升管反应器下部，油浆不经加热直接进入提升管，与来自再生器的高温(约650?~700?)催化剂接触并立即汽化，油气与雾化蒸汽及预提升蒸汽一起携带着催化剂以7米/秒~8米/秒的高线速通过提升管，经快速分离器分离后，大部分催化剂被分出落入沉降器下部，油气携带少量催化剂经两级旋风分离器分出夹带的催化剂后进入分馏系统。 积有焦炭的待生催化剂由沉降器进入其下面的汽提段，用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催化剂表面上的少量油气。待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器，与来自再生器底部的空气(由主风机提供)接触形成流化床层，进行再生反应，同时放出大量燃烧热，以维持再生器足够高的床层温度(密相段温度约650?~68 0?)。再生器维持0.15MPa~0.25MPa (表)的顶部压力，床层线速约0.7米/秒~1.0米/秒。再生后的催化剂经淹流管，再生斜管及再生单动滑阀返回提升管反应器循环使用。 烧焦产生的再生烟气，经再生器稀相段进入旋风分离器，经两级旋风分离器分出携带的大部分催化剂，烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱。再生烟气温度很高而且含有约5%~10% CO，为了利用其热量，不少装置设有CO 锅炉，利用再生烟气产生水蒸汽。对于操作压力较高的装置，常设有烟气能量回收系统，利用再生烟气的热能和压力作功，驱动主风机以节约电能。 二分馏系统

S-zorb催化汽油吸附脱硫装置培训资料

S-zorb 催化汽油吸附脱硫装置

目录 第一部分：基础知识篇 1 国内外同类装置概况 (7) 1.1 同类装置概况及装置的作用介绍 (7) 1.2 技术进展 (7) 2 装置生产原理 (7) 2.1 硫的吸附 (7) 2.2 烯烃加氢反应 (8) 2.3 烯烃加氢异构化反应 (8) 2.4 吸附剂的氧化反应 (8) 2.5 吸附剂的还原反应 (8) 3 吸附剂循环系统(闭锁料斗)的控制原理 (9) 3.1 闭锁料斗的进料 (9) 3.2 闭锁料斗的出料 (9) 3.3 闭锁料斗的压力控制 (9) 3.4 闭锁料斗循环过程 (10) 4 相关名词解释 (12) 5 装置正常操作 (13) 5.1 生产过程中的影响因素 (13) 5.2 关键设备的正常操作 (17) 5.3 常规设备操作 (20) 6 装置开工操作 (25) 6.1 反应系统冷压测试 (25) 6.2 原料及反应系统赶空气 (25) 6.3 稳定系统的蒸汽吹扫和置换 (25) 6.4 稳定塔瓦斯充压 (26) 6.5 建立稳定塔循环 (26) 6.6 反应器升温及干燥 (26) 6.7 反应系统热压测试 (27) 6.8 建立氢气循环 (27) 6.9 反应器升温 (28) 6.10 准备投用闭锁料斗 (28) 6.11 再生系统冷压测试及空气贯通 (28) 6.12 投用再生取热系统 (29) 6.13 再生系统升温 (29) 6.14 吸附剂储罐收剂 (29) 6.15 系统吸附剂装填及建立吸附剂循环 (30) 6.16 反应器进料 (31) 6.17 反应原料注硫 (33) 6.18 吸附剂再生 (33) 7 装置停工操作 (34) 7.1 汽油进料停止 (34) 7.2 反应器热氢气循环 (34) 7.3 装置切断进料后的操作调整 (34)

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炼油生产安全技术一催化裂化的装置简介类型及工艺流程 催化裂化技术的发展密切依赖于催化剂的发展。有了微球催化剂，才出现了流化床催化裂化装置；分子筛催化剂的出现，才发展了提升管催化裂化。选用适宜的催化剂对于催化裂化过程的产品产率、产品质量以及经济效益具有重大影响。 催化裂化装置通常由三大部分组成，即反应？再生系统、分馏系统和吸收稳定系统。其中反应--再生系统是全装置的核心，现以高低并列式提升管催化裂化为例，对几大系统分述如下： ㈠反应--再生系统 新鲜原料（减压馏分油）经过一系列换热后与回炼油混合，进入加热炉预热到370 C左右，由原料油喷嘴以雾化状态喷入提升管反应器下部，油浆不经加热直接进入提升管，与来自再生器的高温（约650 C ~700C ）催化剂接触并立即汽化，油气与雾化蒸汽及预提升蒸汽一起携带着催化剂以7米/秒~8米/秒的高线速通过提升管，经快速分离器分离后，大部分催化 剂被分出落入沉降器下部，油气携带少量催化剂经两级旋风分离器分出夹带的催化剂后进入分馏系统。 积有焦炭的待生催化剂由沉降器进入其下面的汽提段，用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催 化剂表面上的少量油气。待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器，与来自再生器底部的空气（由主风机提供）接触形成流化床层，进行再生反应，同时放出大量燃烧热，以维持再生器足够高的床层温度（密相段温度约650 C ~68 0 C ）。再生器维持0.15MPa~0?25MPa （表）的顶部压力，床层线速约0.7米/秒~1.0米/秒。再生后的催化剂经 淹流管，再生斜管及再生单动滑阀返回提升管反应器循环使用。 烧焦产生的再生烟气，经再生器稀相段进入旋风分离器，经两级旋风分离器分出携带的大部 分催化剂，烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱。再生烟气温度很高而且含有约5%~10%CO 为了利用其热量，不少装置设有Co锅炉，利用再生烟气产生水蒸汽。对于操作压力较高的 装置，常设有烟气能量回收系统，利用再生烟气的热能和压力作功，驱动主风机以节约电 能。 ㈡分馏系统 分馏系统的作用是将反应？再生系统的产物进行分离，得到部分产品和半成品。 由反应？再生系统来的高温油气进入催化分馏塔下部，经装有挡板的脱过热段脱热后进入分 馏段，经分馏后得到富气、粗汽油、轻柴油、重柴油、回炼油和油浆。富气和粗汽油去吸收稳定系统；轻、重柴油经汽提、换热或冷却后出装置，回炼油返回反应--再生系统进 行回炼。油浆的一部分送反应再生系统回炼，另一部分经换热后循环回分馏塔。为了取走 分馏塔的过剩热量以使塔内气、液相负荷分布均匀，在塔的不同位置分别设有4个循环回流：顶循环回流，一中段回流、二中段回流和油浆循环回流。 催化裂化分馏塔底部的脱过热段装有约十块人字形挡板。由于进料是460 C以上的带有催化 剂粉末的过热油气，因此必须先把油气冷却到饱和状态并洗下夹带的粉尘以便进行分馏和避免堵塞塔盘。因此由塔底抽出的油浆经冷却后返回人字形挡板的上方与由塔底上来的油 气逆流接触，一方面使油气冷却至饱和状态，另一方面也洗下油气夹带的粉尘。 ㈢吸收--稳定系统： 从分馏塔顶油气分离器出来的富气中带有汽油组分，而粗汽油中则溶解有C3 C4甚至C2 组分。吸收--稳定系统的作用就是利用吸收和精馏的方法将富气和粗汽油分离成干气 （≤ C2）、液化气（C3、C4）和蒸汽压合格的稳定汽油。 一、装置简介 （一）装置发展及其类型

汽油脱硫技术

汽油脱硫技术 摘要：我国成品汽油中90%以上的含硫化合物来自催化裂化汽油,降低成品油中硫含量的关键是降低FCC汽油的硫含量。本文主要综述了FCC汽油脱硫技术的优缺点。 关键词：催化裂化；汽油；脱硫技术 前言 据统计，我国车用汽油中90%的硫来自催化裂化。而催化裂化汽油中的硫化物存在形式以硫醇、硫醚、二硫化物和噻吩类硫化物为主，其中噻吩类硫的含量占总硫含量的60%以上，而硫醚硫和噻吩硫的含量占总硫的85%以上。因此，催化汽油脱硫过程中如何促进噻吩类和硫醚类化合物的转化是降低催化汽油硫含量的关键。围绕低硫和超低硫油品的生产，开发出了许多相关的脱硫技术，目前相关的脱硫技术大体上可以分为两类：加氢脱硫和非加氢脱硫。加氢脱硫技术主要包括催化裂化进料加氢脱硫技术、选择性加氢脱硫技术、非选择性加氢脱硫技术和催化蒸馏加氢脱硫技术；非加氢脱硫技术主要包括吸附脱硫、氧化脱硫和生物脱硫以及添加剂技术等。 1. 加氢脱硫技术 1.1 FCC原料加氢预处理脱硫技术 是通过对FCC原料油加氢处理来降低FCC汽油硫含量，可将FCC原料硫含量降至0.2%以下，从而使FCC汽油硫含量降到200μg/g。 对催化裂化原料油进行加氢处理，可以同时降低催化裂化汽油和馏分油的硫含量，可以显著地改善产品的产率和质量。但投资高（FCC原料加氢预处理所需投资为其他方法的4～5倍)，要消耗氢气，操作费用高，且难以满足硫含量小于30μg/g的要求。 1.2 FCC过程直接脱硫技术 该技术是在FCC过程中使用具有降低硫含量的催化剂和助剂以及其他工艺新技术，从而在催化裂化反应过程中直接达到降硫的目的。 该类技术的特点是使用方便、不需增加投资和操作费用，缺点是脱硫效果差。 1.3 FCC汽油加氢处理

催化裂化装置

催化裂化装置 一、催化裂化在炼油工业中的作用 催化裂化是重要的石油二次加工手段之一，催化裂化是现代化炼油厂用来改质重质馏分和渣油的核心技术。 一般原油经过一次加工（即常减压蒸馏）后可得到10～40％的汽油，煤油及柴油等轻质油品，其余的是重质馏分和残渣油。如果不经过二次加工它们只能作为润滑油原料或重质燃料油。但是国民经济和国防上需要的轻质油量是很大的，但市场对轻质油的需求量是很大的，以我国目前为例，对轻质燃料油、重质燃料油和润滑油的需求比例大约是20:6:1；另一方面，由于内燃机的发展，对汽油的质量提出了更高的要求，而一般直馏汽油则难以满足这些要求。如目前我国车用汽油标准里面所有汽油的研究法辛烷值都在90以上，随着我国高标号汽油（指研究法辛烷值为93及以上汽油）的消费量不断增长，高标号汽油产量所占的比例已由2003年的28．5％上升到2006年的56．5％。而直馏汽油的辛烷值一般只有40～60，不能满足上述要求。 催化裂化是目前石油炼制工业中最重要的二次加工过程，也是重油轻质化(生产汽、柴油)的核心工艺。催化裂化以各种重质油（VGO、CGO、AR、VR等）为原料，在500℃左右、0.2～0.4MPa及催化剂的作用下，通过催化裂化反应得到气体(干气和LPG)、高辛烷值汽油、催化柴油（LCO）、重质油及焦炭。因此，催化裂化是提高原油加工深度、增加轻质油收率的重要手段。就加工能力来说，我国的催化裂化位居其它二次加工过程之首，催化裂化几乎是所有石化企业最重要的二次加工手段。 催化裂化过程有以下几个特点： 轻质油收率高，可达70%~80%； 催化裂化汽油的辛烷值较高，安定性好； 催化裂化汽柴油十六烷值较低，常与直馏柴油调合才能使用； 催化裂化气体产品中，80%是C3和C4烃类（称为液化石油气LPG），其中丙烯和丁烯占一半以上，因此这部分产品是优良的石油化工和生产高辛烷值汽油组分的原料。 二、工艺原理概述

催化裂化烟气脱硫工艺及污水处理方案

催化裂化烟气脱硫工艺及污水处理方案 公司标准化编码 [QQX96QT-XQQB89Q8-NQQJ6Q8-MQM9N]

烟气脱硫污水处理方案 目前国催化裂化装置湿法烟气脱硫工艺有美国BELCO?公司的EDV工艺、德国GEA-Bischoff公司的EP-Absorber工艺、美国诺顿（NORTON）公司的文丘里洗涤脱硫工艺（VSS），所有烟气脱硫装置运行过程中排放的脱硫后废水为COD高的含盐污水，主要污染物为硫酸钠、亚硫酸钠溶液及固体颗粒物，成熟的烟气脱硫工艺都有配套的污水处理单元（PTU）来处理脱硫废水，经处理后的脱硫废水直接进入外排污水管网。 现总结几个公司烟气脱硫主要工艺和污水处理工艺。 德国GEA-Bischoff公司的EP-Absorber工艺——昌邑石化烟气脱硫介绍：

昌邑石化烟气脱硫除尘工艺流程图 吸收器 外部氧化喷射系统图 昌邑石化烟气脱硫除尘单元采用德国GEA-Bischoff公司EP-Absorber脱硫除尘一体化技术对烟气中的二氧化硫和粉尘处理，由二氧化硫吸收系统、静电除尘系统和烟囱三部分组成。废水处理单元采用德国 GEA Bischoff公司专用的排液处理技术(PTU)处理脱硫除尘废水，主要有澄清器、汽提塔、砂滤几部分组成。

为使排出废液COD更低，从吸收器底部池中抽取液体至外部氧化系统氧化，再回流至吸收器池中。外部氧化系统由空气喷射器和高压泵等组成，液体被高压泵输送至动力喷嘴，通过喷嘴喷射后，体变成液滴，随后与喷射空气充分混合，使溶解在循环液中的亚硫酸盐与空气发生氧化反应。在空气喷射器之后，含有非常细微分散气泡的循环液回流至吸收器池内，在这些气泡上升至池面的过程中，残余的氧进一步与循环液发生氧化反应。 脱硫除尘进入PTU单元处理，悬浮的颗粒催化剂经压滤成饼作为固体排放物进行处理，清液经处理后外排至市政污水管网。 固体废物排放主要为脱硫除尘塔外排废液经脱水后产生的泥渣以及脱硝产生的废催化剂。脱硫废渣产生量1693t/a，主要成分为硫酸钠、亚硫酸钠、亚硫酸氢钠，经过滤后，进行无害化填埋。废

150万吨汽油吸附脱硫招标书

150万吨/年催化汽油吸附脱硫项目 工程施工招标文件 招 标 人： 洛阳隆惠石化工程有限公司 招标编号： LHZB-201212001-JSJ-GCSG 招标时间： 二○一二年十二月 洛阳隆惠石化工程有限公司 Luoyang LongHui Petrocchemical Engineering Corporation LTD

投标须知 一、总则 1. 工程说明 工程名称：150万吨/年催化汽油吸附脱硫项目 工程规模：新建150万吨/年催化汽油吸附脱硫项目及配套建设系统工程。 现场条件： 1) 施工场地：四通一平已经完成，场地满足施工要求； 2) 施工用水、电：工程开工前，招标人在施工场地界区边界处提供施工用水源、施工用电源接点位置，中标单位自装经校验合格的计量表，招标人按表读数及规定的水电单价收费（具体收费办法按招标人有关规定执行）； 3) 道路已通抵拟建工程区； 4) 除工程本身所占场地外，中标单位因施工所需的仓库、场地、临时建筑等占用场地，需根据工程实际需要向招标人申请。具体布置投标人需在投标文件（施工总平面布置图）中明确，并须征得发包人同意。建造的临时设施不得影响生产及工程的施工，否则造成的拆除或重建的全部费用由中标单位自理； 5) 通讯、对外交通由中标单位自行解决。 上述工程按照《中华人民共和国招标投标法》和有关招投标法规、规章和规定，通过招标来择优选定施工企业。 2. 招标方式 本工程采用邀请招标。 3. 招标范围 3.1本次招标的工程范围包括： 部分静置设备、管道安装工程、装置区防腐保温、脚手架搭拆工程。 3.2本次招标的标段划分为三标段： 1. 第一标段 部分静置设备、管道安装工程 1)按业主最终结算，人工调整到53元/工日，不参与取费，材、 机不调整，降点（降点不低于5%）招标。 2)按《石油化工行业安装工程预算定额》(2007年版)，人工调