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第六章& 分馏系统
催化裂化分馏系统的主要任务是将来自反应系统的高温油气脱过热后，根据各组分沸点的不同切割为富气、汽油、柴油、回炼油和油浆等，通过工艺因素控制，保证各馏分质量合格。同时可利用分馏塔各循环回流中高温位热能作为稳定系统各重沸器的热源以降低装置能耗。部分装置还对分馏塔顶油气的低温位热源进行了合理利用。
第一节& 蒸馏过程原理
一、蒸馏过程概念
蒸馏是把完全互溶而沸点不同的液体混合物分离开的一种物理过程。该分离操作是通过气、液相之间的传质来实现的。蒸馏是在蒸馏塔内进行的，从塔的侧线抽出的冷凝液叫馏出物。将馏出物按不同沸点范围分别收集叫做分馏，所收集的馏出物叫做馏分。因低沸点组分比高沸点组分容易汽化，高沸点组分比低沸点组分容易冷凝，蒸馏时把液体混合物加热到一定温度使之部分汽化为蒸汽时，蒸汽中低沸点组分的含量要比剩余液体中的含量高，而高沸点组分的含量比液体中低，蒸馏就是根据这一规律把混合物分开的。
在蒸馏过程中，当蒸汽未被引出前与液体处于某一相同的温度和压力下且相互密切接触，同时气相和液相的相对量以及组分在两相中的浓度分布不再变化，即达到了相平衡（气一液相平衡）。处于相平衡的气体和液体分别称为饱和气体和饱和液体。而饱和蒸汽所具有的压力，叫饱和蒸气压。
当然，处于某温度下的相平衡体系，若再提高温度，液体汽化增多，而其中轻组分较重组分要汽化多一些，形成新的气一液相平衡。反之，如果温度降低，则蒸汽就会冷凝，且重组分较轻组分冷凝量多些，此时又会达到新的气一液相平衡。
在一定压力下，将液体混合物加热到刚刚开始汽化，或者说出现第一个气泡时，保持相平衡的温度，称为泡点温度，即平衡气化率为零的温度。再升高温度，直到使这个混合物刚好全部汽化，保持相平衡的温度称为露点温度（即平衡气化
％的温度）。或者说混合蒸汽刚开始冷凝而出现第一个液滴时的温度叫露点温度。同一混合液体的露点温度总是高于其泡点温度。当压力或混合液体的组成变化时，其泡点和露点温度也随之而改变。同一石油馏分的平衡汽化温度范围比渐次汽化的温度范围要窄，即泡点温度高于初馏点而露点温度低于干点。
对一种纯物质，在一定压力下，其泡点和露点温度是相同的，也就是该物质的沸点。但混合物不同，其泡点温度低于露点温度。无论是混合液体的泡点和露点温度，还是纯物质的沸点，都随外界压力的不同而不同，压力越高，其沸点越高。
若气体的温度高于其露点温度，称之为过热气体；如果液体的温度低于其泡点温度，则称之为过冷液体。催化裂化分馏塔的油气进料温度约 500 ℃
，是过热气体；分馏塔的塔顶冷回流及中段循环回流人塔时是过冷液体。
二、蒸馏原理
混合物能够用分馏的方法进行分离，其机理在于混合物中各组分的沸点不同。
催化裂化反应油气是由各种沸点不同的烃类所组成的复杂气相混合物，其中各馏分的沸点范围大约如下：
馏分&粗汽油&轻柴油&重柴油&回炼油&油浆
馏程范围／℃&40~200&200~350&350~380&280~450&&
由于各组分沸点不同，在冷凝时重组分先冷凝，在受热时轻组分先汽化，这就是分馏的根本依据。
催化裂化装置为了保证产品质量，必须采用精馏的方法，即多次地同时利用汽化和冷凝的方法来分离混合物，所用的精馏塔如图所示。
一个完整的精馏塔包括三个部分，即精馏段、提馏段和进料段。根据使用要求不同，有的塔没有精馏段（如侧线汽提塔）或没有提馏段（如催化裂化分馏塔）。
1 ．实现精馏过程的方法
催化裂化反应油气的分离是在分馏塔内完成的。反应油气进人分馏塔的脱过热段（人字挡板下），与人字挡板上向下流的循环油浆逆流接触、脱过热，洗涤油气中夹带的催化剂粉尘，并使反应油气进行部分冷凝。首先冷凝的是沸点较高的油浆，上升的油气混合物在塔内随其温度逐渐降低，又出现部分冷凝，冷凝液依次为回炼油、
0 ＃柴油和-10 ＃柴油。最后不能冷凝的是塔顶油气。
气相混合物在精馏段逐渐降温冷凝，气体降温冷凝为液体时要放出冷凝潜热，这部分热量从塔顶和中段回流取走，并使回流中所含的轻组分加热气化为气相。
混合物在分馏塔内进行的精馏过程如图所示。
分馏塔内有多层塔板（塔板数的多少决定于分馏精确度），以 V 表示气相中的浓度， X 表示下降回流中的浓度，以 1 、 2 、 3 、
4& … 表示塔板编号，以 tl 、 t2 、 t3 、 t4 …
表示对应塔板上的温度。以第三块塔板为例，上升的气相量为V4，其中的轻组分浓度为y4 ，下降的回流量为 L2 ，其中轻组分浓度为 x2
，而且 t4&t3 & t2 。在第三块塔板上，上升的气相V4与下降的液相
L2接触，由于气相和液相之间有温度差和浓度差，因此，气相和液相之间要发生传热和传质（物质传递）。上升的气相 V4 把热量传给下降的回流
L2 ，热量传递的结果：V4被冷却降低温度，其中所含重组分被冷凝； L2
被加热升高温度，其中所含的轻组分气化。冷凝下来的重组分转移到回流液相中，气化的轻组分转移到上升气相中，这种现象称为传质。如果气相和液相在塔顶上接触很充分，则新形成的气相姚和液相几的温度相等，在第三块塔板上形成了新
L3 中重组分含量也增加（ X3 & X2 )
；气-液两相经过如第三块塔板那样的多层塔板，每层塔板上都建立了新的气一液相平衡，上升的气相温度不断降低，其中轻组分的含量逐渐增加；下降的液相总温度不断升高，其中轻组分的浓度逐渐减少，最终达到轻重组分的分离。根据需要，可以从塔的侧线分出轻重不同的馏分。
精馏过程的实质是不平衡的气液两相经过热交换，气相多次部分冷凝与液相多次部分气化相结合的过程，也可以认为是不平衡的气液两相，在逆流多次接触中，多次交换轻重组分的过程。
2 ．实现精馏的必要条件
混合物中各组分间挥发度不同，是使用精馏方法将各组分分离的依据。但没有必要的外部条件，这种分离也是不可能的。因此，精馏过程能够进行必须具备如下条件：
(1）气液两相必须充分接触。精馏塔内装有多层塔板，提供气液充分接触的条件。气液两相在塔板上达到分离的极限是两相达到平衡，如果要使轻、重组分达到充分分离，就要用多层塔板。工业上根据产品的提浓程度和待分离组分的性质来决定所需要的塔板数，塔板数多，分离程度增高。例如分离汽油、煤油、柴油一般需要
4~8 块塔板，而分离苯、甲苯、二甲苯时，因这些组分间沸点相差小，产品纯度要求高，分离时需要数十块塔板。
(2）气液两相接触时，上升的高温气相中轻组分的浓度要高于平衡时的浓度，而下降的低温液相中轻组分的浓度要低于平衡时的浓度，即气液两相不平衡，并存在温度差，才能发生传热和传质过程，起到精馏作用。塔内回流的作用就是提供下降的液相，用来补充气相中轻组分和接受上升气相中冷凝下来的重组分，并造成沿塔自下而上温度逐渐降低。塔顶回流应采用塔顶馏出物，或组分与塔顶产品相近的油品。
3 ．回流作用和提供回流的方式
分馏塔内回流的作用一是提供塔板上的液相回流，使气液两相充分接触达到传热、传质的目的。二是取走塔内多余的热量，维持全塔热平衡，以利于产品质量控制。
打入塔内的回流量，常用回流比表示：
回流比＝回流量（t/ h ) /塔顶产品量（t/h )
&塔板上回流量增大，回流比增大，使上升气相温度降低，重组分冷凝增多，从液相回流转人气相的轻组分也增多。即气相从回流中补充了更多的轻组分，其结果使上升气相中轻组分浓度增高，提高了塔板的分离效果。当产品分离程度一定时，回流比增大，塔板数可适当减少。
实际上，回流比的大小由全塔热平衡决定，如果过大，会使下降的液相中轻组分含量增多，此时，如果不相应的增加进料的热量或塔底的热量，就会使轻组分来不及气化而被带到下层塔板或塔底，从而影响轻组分的收率；如有侧线产品时，也会使侧线产品或塔底产品不合格。此外，增大回流比，不仅会增加塔顶冷凝冷却器的负荷，同时还会增加操作费用。超过一定限度还会造成液泛。
根据取走回流热的方式不同，回流方法有冷回流、热回流和循环回流等，如图所示。
冷回流：将部分塔顶产品以过冷液体状态打人的回流。其作用是控制塔顶温度，提供塔内回流，保证产品质量。若全塔只有一个回流，冷回流人塔后，吸热气化，再从塔顶蒸出，吸热量等于塔的总回流取热，所以回流取热一定时，冷回流温度越低，冷回流量越小。
热回流：在塔顶装有部分冷凝器，将塔顶蒸汽部分冷凝为液体作回流，回流温度与塔顶温度相同，其只吸收气化热。所以，取走同样多的热量，所需回流量大。热回流也可有效控制塔顶温度，但只适用于小型精馏塔。
循环回流：将塔侧线的部分液相馏分抽出，经换热冷却后，送回其抽出板上方作为回流。回流入塔后与塔内上升气相相遇，换热后本身温度升高，取出部分回流热，并把部分上升的气相冷凝成热回流（内回流）。循环回流的抽出温度比塔顶馏出物温度高，热量可合理利用，并使塔内上下负荷趋于均匀。
第二节& 分馏系统工艺流程
一、分馏系统工艺流程
分馏系统主要包括分馏塔、轻柴油汽提塔、分馏系统冷换设备和粗汽油罐等。分馏塔一般设有 32
层固舌形塔盘（一中段可采用浮阀塔盘），塔底部装有 8~10
层人字挡板。来自沉降器的高温油气进人分馏塔人字挡板底部，与人字挡板顶部返回循环油浆逆流接触，油气自下而上被冷却洗涤。油气经分馏后得到富气、粗汽油、轻柴油、回炼油及油浆等组分。从上到下依此为顶回流、一中回流、二中回流（或回炼油循环）和油浆循环。
典型的重油催化裂化装置分馏系统流程如图所示。循环油浆由油浆泵从分馏塔底抽出，温度约 350 ℃
，一路至提升管作为油浆回炼；另一路经原料油一油浆换热器与原料换热，然后进油浆蒸汽发生器发生 3.5MPa 饱和中压蒸汽，温度降到约
270 ℃ ，分为两部分，一部分分别返回人字挡板上部及分馏塔底，一部分经渣油冷却器进一步冷却至约 90 ℃ 送到罐区。
二中回流从分馏塔第 4 层塔盘，用二中回流泵抽出，先经稳定塔底重沸器，作稳定塔底重沸器热源，温度降约 250 ℃ ，返回分馏塔第 7
回炼油从第 2 层塔盘自流人回炼油罐，用回炼油泵抽出，分为两路：一路打到第二层塔盘作内回流，一路去提升管作回炼油。
一中段回流由一中泵从分馏塔第 16 层塔盘抽出，温度约 250 ℃ ，先作解吸塔底重沸器的热源，温度降到约 180 ℃
，然后进一中回流一原料换热器温度降至 160 ℃ ，经一中空冷器返回分馏塔第 19 层塔盘。
0 ＃柴油从分馏塔第20层自流人柴油汽提塔，用 1.0MPa过热蒸汽汽提后由柴油泵抽出，经柴油一富吸收油换热器温度降至 140 ℃
，再经柴油空冷器冷却到60℃ 后，非冬季一部分 O ＃柴油经过封油冷却器作封油，另一部分用泵加压经流控阀、水冷器、空冷器，温度降到约乃
℃ 作再吸收塔贫吸收油，其余柴油送出装置。
-10 ＃柴油从分馏塔第 22 层自流入汽提塔，用 1.OMPa 过热汽汽提后由-10＃柴油泵抽出，经-10
＃柴油空冷器冷却后，冬季一部分-10＃柴油经过封油冷却器作封油，一部分经流控阀、水冷器、空冷器，温度降到约 25 ℃
作再吸收塔贫吸收油，其余柴油送出装置。
顶循环回流用顶回流泵由分馏塔第 28 层抽出，温度约 150 ℃ 经顶回流空冷器、顶回流一循环水换热器以及顶回流后冷器冷到~70 ℃
返回分馏塔第 32 层塔盘。
分馏塔顶油气一般先经过水冷器，与除盐水或循环热水换热后，温度降至 80℃ ，再经过联合空冷器，温度降到约 40 ℃
进入粗汽油罐。粗汽油罐中富气通过气压机加压送到吸收稳定系统；含硫污水用泵加压，一路去提升管做急冷水，其余送到制硫装置；粗汽油经粗汽油泵，一部分经冷回流流控阀与分馏塔顶回流合流进分馏塔，其余粗汽油经过粗汽油罐液控阀进人吸收塔。
二、催化裂化分馏塔的主要技术特点
(1）分馏塔进料为带有催化剂粉尘的过热催化裂化油气，故分馏塔不设提馏段。在分馏塔内，首先通过油气脱过热段，使之变成饱和油气以利于产品的分馏。为避免塔盘堵塞结焦，在油气脱过热段一般设有
8~10层人字挡板。
(2）产品质量易于控制。一般除分馏塔一中段外，都采用处理能力大、压降小的固舌形塔盘。
(3）分馏塔一般设有四个循环回流以保证全塔热平衡，即油浆循环、二中循环回流（或回炼油循环）、一中循环回流和顶循环回流。从节能角度看，宜增大高温位的油浆循环和中段循环的取热量。
三、分馏塔余热及其利用
催化裂化分馏塔的进料为气相过热状态，其带入分馏塔热量的多少完全取决于反应条件，且超过分馏过程的需要。因此，分馏系统余热回收对催化裂化装置能耗影响甚大。
1 ．分馏塔余热的影响因素
分馏塔余热数量大小主要受以下因素影响：
(1）反应温度
反应温度越高，反应油气带人分馏塔的热量越多。按回炼比为 1 计算，反应温度每升高 10 ℃ ，余热约增加 5.85&104kJ/t
(2）回炼比
回炼油（包括回炼油浆）在较低温度下以液态从分馏塔抽出，经过反应器后又以气相状态进入分馏塔。在其循环过程中，回炼油在反应器中吸收大量热量而升温、气化，在分馏塔中降温、冷凝放出大量热量。因此，回炼比越大，分馏塔余热的量就越大。以反应温度
500 ℃ 、回炼油抽出温度 350 ℃ 计算，回流比每增加 0.1 ，分馏塔余热大约增加 6.28&104kJ/t
其他如产品收率、分馏塔各产品抽出温度、分馏塔搅拌蒸汽及柴油汽提塔蒸汽用量、各循环回流取热分配及散热损失等，对分馏塔余热数量的影响较小。
分馏塔余热数量大，回收余热需要庞大的换热系统，回收余热时又会损失部分能量。因此，从节能角度看，应尽量减少分馏塔余热。
2 ．影响分馏塔余热分配的因素
(1）油浆循环
油浆循环的作用主要是将油气所夹带的催化剂粉末洗涤下来，避免催化剂堵塞上部塔板，并取出部分分馏塔余热，保证一定的油浆冷凝量。回炼比越大，反应温度越高，油浆洗涤段内冷凝量（即油浆回炼量与油浆外甩量之和）越大，由回炼油抽出层下来的内回流（或外回流）量越小，油浆循环可取出的热量越多。在分馏塔进料条件及产品要求不变的条件下，只有内回流量影响循环油浆的取热量。从热利用观点看，回炼油抽出层内回流量为零较好。
(2）中段回流
中段回流的作用是为轻柴油和回炼油（及重柴油）的分离提供足够的内回流，并保证回炼油的冷凝。同时以较高的温度取出塔内的部分余热。
回炼比越大、重柴油产率越高、轻柴油抽出层下来的内回流量越小及回炼油抽出层回流到洗涤段的回流量越大，中段回流取出的热量就越多。当生产方案及油浆循环取热量一定时，轻柴油抽出层内回流量越小，从中段取出的余热越多。过大的回炼油内回流量将增加中段取热量而减少循环油浆的取热量，对余热利用不利，一般情况下不采用。
(3）顶循环回流（或冷回流）和富吸收油返塔量
该部分作用是为汽油和柴油的分馏提供足够的回流并保证轻柴油冷凝，同时取出分馏塔的部分余热。汽油和轻柴油的产率越低，轻柴油抽出层流向下段的内回流量越小，这段取热量越少。该部分余热的温度较低，因此，在操作中应尽量减少这部分取热量。在产品收率一定时，轻柴油抽出层内回流量为零时，这段取热量最小。
第三节& 分馏系统主要设备
一、分馏塔
催化裂化分馏塔分为两段，上部为精馏段，一般设有 28 - 32 层舌型塔板，下段为脱过热段，装有
8~10层人字挡板，其结构简图如图所示。
．舌型塔板根据催化裂化的工艺特点，要求分馏塔的压降要小，所以精馏段多采用舌型塔板。柴油汽提塔相当于精馏塔的提馏段，多采用浮阀塔板。&&&&
舌型塔板是薄钢板上冲出许多半开的舌状孔，翘起的舌片与塔板呈 200
角，气体从下面通过舌孔斜向喷射出塔板。塔板上的液体流向和气体喷出的方向相同，气、液两相处于剧烈的喷射接触。舌孔为三角形排列，其形状和排列方式如图所示。舌型塔板的优点是，由于塔板上的气液流动方式为并流，所以塔板上出人口两端液面落差小，气流分布较为均匀，且无溢流堰，液体存量少，塔板阻力较小，允许的空塔气速较高（一般为
1.3-2.0m/s )
，处理能力大；结构简单、易于制造安装、检修方便，造价和维修费用较低。其最大的缺点是在低负荷下易从舌孔往下漏液，使塔板效率降低。因此，在过低的处理量下操作时，循环回流不易建立，操作弹性较小。
．塔底人字挡板分馏塔底脱过热段气液流量很大，为了避免阻力过大，并防止固体堵塞，所以，这里不采用塔板而用人字挡板，其结构如图所示。
3 ．侧线抽出口
催化裂化分馏塔的侧线抽出口分为全抽出口（ 0 ＃柴油、回炼油）和部分抽出口（-10
＃柴油），其结构如图所示。全抽出口下部塔板的内回流全部由外循环回流来提供，这样可使温度控制灵敏，减少产品质量的波动。而部分抽出口上层下来的内回流一部分作为产品，一部分作为该层塔板的内回流。由于抽出量变化，会引起内回流量的变化，从而对塔内热平衡及产品质量有较大影响。
二、油气分离器
分馏塔顶油气经冷却后，气液混合物从油气分离器的两端进人。如图所示。粗汽油出口装有破涡器避免泵抽空和油水搅动。顶部富气出口设有由不锈钢丝编成的破沫网，以防止富气夹带汽油进人气压机。粗汽油液面与流量一般采用串级调节。油和水在脱水斗中分层，由油水界面控制从斗底脱水。
三、油浆蒸汽发生器
分馏塔中的余热除由油浆和中段循环回流取出用来加热原料外，其他相当多的余热也需要加以利用，用“余热”发生蒸汽是最普遍和经济的方法。油浆蒸汽发生器一般由几台卧式重沸器和共用的上汽包组成，汽包结构如图
油浆蒸汽发生器的特点是传热系数大，因而可以节省传热面积，节约资源；产生蒸汽可并入全厂管网或作各种用途，较为灵活；蒸汽压力或蒸汽发生量大小可以调节，容易满足工艺换热负荷变化的需要。
多数蒸汽发生器采用水下孔板（均汽孔板）结构作为一次分离设备，给水管设在板上部，可以对蒸汽起到一定的清洗作用。采用水下孔板的优点是结构简单、能有效地消除蒸汽动能和汽水喷溅；缺点是容易产生水位膨胀和下水管带汽。二次分离设备为不锈钢丝网，它结构简单投资少，安装检修方便，阻力小，效率高。
第四节& 正常操作
一个生产装置，要做到高收益和低消耗，除选择合理的工艺流程和先进的设备外，主要依靠平稳操作。
平稳操作是指在生产中充分发挥装置潜力，搞好全装置的物料平衡、压力平衡和热量平衡。对于分馏系统，分馏塔分离效果好坏的主要标志是分离精度。分馏精度的高低，除与分馏塔的结构（塔板形式、板间距、塔板数等）有关外，在操作上的主要影响因素是温度、压力、回流量、塔内蒸汽线速、水蒸气吹入量及塔底液面等。
一、主要影响因素
油气入塔温度，特别是塔顶、侧温都应严加控制。要保持分馏塔的平稳操作，最重要的是维持反应温度恒定。处理量一定时，油气人口温度高低直接影响进人塔内的热量，相应地塔顶和侧线温度都要变化，产品质量也随之变化。当油气温度不变时，回流量、回流温度、各馏出物量的改变也会破坏塔内热平衡状态，引起各处温度的变化，其中最灵敏地反映出热平衡变化的是塔顶温度。
2.压力油品馏出所需温度与其油气分压有关，油气分压越低，馏出同样的油品所需的温度越低。油气分压是设备内的操作压力与油品分子分数的乘积；当塔内水蒸气量和惰性气体量（反应带人）不变时，油气分压随塔内操作压力的降低而降低。因此，在塔内负荷允许的情况下，降低塔内操作压力，或适当地增加人塔水蒸气量都可以使油气分压降低。
3.回流量和回流返塔温度
回流提供气、液两相接触的条件，回流量和回流返塔温度直接影响全塔热平衡，从而影响分馏效果的好坏。对催化分馏塔，回流量大小、回流返塔温度的高低由全塔热平衡决定。随着塔内温度条件的改变，适当调节塔顶回流量和回流温度是维持塔顶温度平衡的手段，借以达到调节产品质量的目的。一般调节时以调节回流返塔温度为主。
4.塔底液面
塔底液面的变化反映物料平衡的变化，物料平衡又取决于温度、流量和压力的平稳。反应深度对塔底液面影响较大。
二、产品质量控制
1.根据产品质量的变化调整操作
产品质量指标是很全面的，但是由于蒸馏所得的馏分多半为半产品，因此，在分馏操作中主要控制的是与馏分有关的指标，包括馏分组成、闪点、凝点及残炭等。馏分头部轻，表现为闪点低、初馏点低，说明前一馏分未充分蒸出，不仅影响这一馏分的质量，还会影响上一馏分的收率。调节方法为提高上一侧线馏分的抽出温度或抽出量，使塔内下降的回流量减少；提高或加大本侧线馏分的汽提蒸汽量，均可以使轻组分被赶出，解决头部轻的问题。
馏分尾部重表现为干点高、凝点高，说明下一馏分的重组分被携带上来，不仅本侧线不合格，也会影响下一侧线馏分的收率。调节方法是降低本侧线抽出温度或抽出量，使回到下层的回流量增加，降低温度从而使干点、凝点指标合格。（例如：汽油干点超高时，一般采用降低分馏塔顶回流返塔温度或增大回流量的方法，并在保证轻柴油凝固点合格的条件下，适当增大一中、二中段的取热量来进行调节，必要时打冷回流调节顶温。若回炼轻污油时，应停止污油回炼，或将回炼污油改进一中。）有循环回流的则提高循环回流量或降低循环回流返塔温度，使塔板上上升的油气温度下降，随之抽出口温度降低，油品质量变轻。轻柴油闪点不合格主要靠增加汽提蒸汽量解决。轻柴油干点、凝点不合格，主要靠调整一中段循环回流返塔温度（或流量），控制一中段回流返塔层塔板上方的气相温度，从而保证轻柴油干点和凝点合格。
2.根据处理量的变化调整操作
处理量的变化使整个装置的负荷都要发生变化，在保证产品质量和产品收率的前提下，必须改变操作条件，使装置内各设备的物料和热量重新建立平衡。处理量的变化，塔顶、侧线等处的温度也相应改变。处理量增大时，塔内操作压力必然升高，油气分压也升高，此时，塔顶、侧线温度也相应提高，否则产品质量就会变轻。
3.根据产品方案的变化调整操作
反应系统生产方案改变，分馏系统的操作条件也应随之改变。如由汽油方案改为多产柴油方案时，分馏系统的处理方法是降低塔顶温度；提高轻柴油抽出板下部气相温度，使汽油尾部压入轻柴油馏分中，重柴油头部蒸入轻柴油馏分中，这样可达到多产轻柴油的目的。
三、分馏与反应的相互影响
1.反应系统对分馏系统的相互影响
反应岗位进料量的变化、反应温度的高低以及催化剂种类与活性，直接影响分馏系统的物料平衡、热平衡及馏分分布，对分馏系统的操作产生很大影响。反应系统两器流化不正常或两器压力平衡失常，可导致反应切断进料，从而打乱分馏系统的正常操作。
回炼比的大小影响产品分布和气液相负荷的变化，对分馏系统热平衡及回流量的大小有较大的影响。
反应系统蒸汽量大小影响分馏塔板上的气相负荷。蒸汽量过大，会造成分馏系统各层塔板气相负荷增大，易产生雾沫夹带，造成产品质量不合格；同时增加塔顶冷凝冷却系统的热负荷。蒸汽量太小，气相负荷减小，会造成漏塔现象，使分离效果变差，产品质量不合格。
2.分馏系统对反应系统的影响
分馏塔顶温度的高低，塔顶油气冷凝冷却效果的好坏，直接影响富气量的多少。在气压机排量一定的情况下，直接影响分馏塔的压力，从而造成反应系统压力的变化。
塔顶冷回流的启用及流量的大小，也影响反应系统压力的变化。分馏系统重柴油的生产与否及抽出量的大小，直接影响回炼油的多少和质量，从而影响回炼比及反应操作条件的变化，甚至引起反应焦炭产率的改变，造成反应系统热平衡的变化。如果反应系统不及时调节，整个操作将会被打乱。
有时调节不当，造成回流油泵抽空的严重情况。当分馏系统出现冲塔现象或塔底液面过高时，可迫使反应系统停止进料。由此可见，分馏系统的平稳操作直接关系到反应系统的平稳生产。
四、分馏与吸收稳定系统的相互影响
1.分馏系统对吸收稳定系统的影响
分馏系统的粗汽油作吸收塔的吸收剂；分馏塔一中段、二中段回流分别作为吸收稳定系统吸收塔及稳定塔底的热源。因此，分馏系统操作正常与否直接影响吸收稳定系统的正常操作。
若粗汽油量增大，则吸收塔液气比增大，吸收率增大。因此，必须重新调整吸收塔的操作；而粗汽油带水，会使吸收塔温度下降，造成操作波动。
当分馏塔一中段、二中段回流抽出温度或抽出量变化时将对稳定系统产生不同的影响。一中抽出温度及循环流量升高，会使解吸塔底温度升高，易产生过解吸现象，造成液化气收率降低（贫气中带C3组分）；或者使稳定塔温度升高；反之，会使解吸塔底温度降低，导致C2组分带入稳定塔中，使液化气中C2组分超标。二中抽出温度及循环流量升高，会使稳定塔底温度升高，液化气中C5组分超标，汽油收率和汽油蒸气压降低；二中抽出温度及循环流量降低时则相反。
2.吸收稳定系统对分馏系统的影响
分馏系统的轻柴油部分作为再吸收塔的吸收剂。解吸塔的解吸效果影响贫气的质量，从而使再吸收塔塔底的富吸收油的组成有较大的变化，而富吸收油返回分馏塔，将直接影响分馏塔的热平衡和压力，造成分馏系统操作波动。因此，分馏与吸收稳定系统必须加强联系，尽量减少相互影响，保证装置平稳操作，特别要注意避免再吸收塔液面压空影响分馏塔压力。
脱硫干气中冷凝下来的重组分要通过压液线压回分馏塔，若压液速度过快、流量过大，将对柴油质量的控制产生影响。
第七章& 吸收稳定及产品精制系统
催化裂化吸收稳定系统的主要任务是将来自分馏系统的粗汽油和来自气压机的压缩富气分离成干气、合格的稳定汽油和液化气（LPG，亦称液态烃）。一般控制液化气C2以下组分≯2v％、C5以上组分≯
1.5v％。对于稳定汽油，按照我国目前车用汽油标准 GB ，应控制其雷氏蒸气压夏季≯74kPa 、冬季≯88kPa
，铜片腐蚀（ 50℃，3h ）≯1 级，水溶性酸或碱无。
催化裂化产品精制系统包括干气、液化气脱硫系统和汽油、液态烃脱硫醇系统。其主要任务是将来自吸收稳定系统的干气、液化气和稳定汽油通过产品精制过程生产出合格的产品。一般控制干气中H2S
含量≯50mg/m3。对于液化气，一般控制其H2S 含量≯20mg/m3。对于精制汽油，按照我国现行车用汽油标准 GB
，应保证其博士试验合格。
第一节& 基本原理
一、吸收解吸的基本原理
吸收是一种分离气体混合物的过程，用适宜的液体溶剂处理气体混合物，使其中的一个或几个组分溶于溶剂，从而达到分离气体混合物的目的。被吸收的气体组分称为溶质或吸收质，未被吸收的组分称为惰性气体，所用的液体溶剂称为吸收剂。吸收了溶质的吸收剂称为溶液或饱和吸收液。
气体与液体接触，其在液体中溶解度的大小，主要取决于吸收条件下的气液平衡关系。
气体吸收是物质自气相转移到液相的传质过程。气体分子首先要穿越气、液两相界面进人液相，进人液相中的气体分子也会部分返回气相。液体中溶解的气体越多，气体分子从液相逸出的速率也就越大。当气体分子从气相进人液相的速率等于它从液相返回气相的速率时，气液两相呈动态平衡，溶液的浓度就不再变化，即溶液已经饱和，达到了它在一定条件下的溶解度。此时，在溶液上方溶质气体组分产生一定的平衡分压。
混合气体中某一组分可以被溶液吸收的程度，既取决于气体中该组分的分压，也取决于溶液里该组分的平衡分压。气体吸收的推动力就是两者之差。传质的方向取决于气相中组分的分压与其溶液的平衡分压的大小。只要气相中组分的分压大于其溶液的平衡分压，吸收过程便会进行下去，直到气液两相达到平衡；反之，如果溶液中某一组分的平衡分压低于混合气体中该组分的分压，该组分便要从液相转移到气相，称之为解吸过程。
在一定温度下，压强不很高时，对于稀溶液中的溶质，其气液平衡关系服从于亨利定律：当吸收达到气液相间平衡时，气体组分在液体中的浓度与其在气相中的分压成正比。而气相又服从于道尔顿分压定律。所以，对于烃类吸收，当吸收达到平衡时，气体组分在气液两相中的浓度符合以下相平衡公式，即：
&Yi 二 K & Xi
式中&& Yi——被吸收组分的气相平衡分子浓度；
&Xi——被吸收组分的液相平衡分子浓度，即该气体组分在溶剂中的溶解度；
K—— 为相平衡常数，表示溶质在气液两相中的分配比例。 K 值随溶液的性质、温度和压力而不同。
在同一温度和压力下，烃类分子量越大越容易被吸收， K 值越小。对提高回收率来说， K 值越小越有利。 K
值小，表明吸收达到平衡时气体组分在气相中浓度较小而在液相中浓度较大。对于同一种烃，温度越低，压力越高， K
值越小，吸收效果越好。
解吸过程与吸收过程相反，分子量小的烃易解吸，温度高、压力低对解吸有利。
通常，按照吸收过程是否伴有化学反应可公为化学吸收与物理吸收。
在催化裂化装置中，用汽油或轻柴油吸收气态烃的过程，没有化学反应发生，是物理吸收过程；用甲基二乙醇胺吸收干气或液化气中的硫化氢的过程，伴有明显的化学反应，是化学吸收过程。压缩富气的分离过程属于多组分物理吸收，其目的是把干气和液化气分开，分离的关键组分是C2和C3。要求吸收后的干气中尽量少含C3、解吸后的脱乙烷汽油中尽可能不含C2，从而使其按C2、C3这两种关键组分分开。
在吸收塔内，贫吸收油自塔顶人塔后下行，与由塔底部进塔而上升的烃类混合气体在塔板上进行多次气、液逆向接触，完成吸收过程。关键组分C3在随气体上升过程中，逐渐被吸收油溶解而由气相转入液相中。当在塔板上达到平衡时，C3在气液两相中的浓度是按
C3 平衡常数 K
值分配的。就其操作条件而言，整个吸收过程操作压力和操作温度基本相同，可看作是等温吸收过程。因此，达到相平衡时，C3的平衡常数 K
值基本不变，只是C3组分在塔的各层塔板上气、液两相中的浓度有所不同。由下而上，
C3组分在上升过程中逐步被吸收使其在气液两相中的浓度逐渐减小。在塔顶最上一层塔板上，刚进人塔的新鲜贫吸收油与贫气相接触。此时，贫气中大部分C3组分已在下部各塔板上被下行的吸收油所溶解吸收。一般情况下，贫吸收油用量较大，其在达到平衡时，C3平衡常数
K 值仍然不变，因而溶解于吸收油中的C3组分浓度很低，贫气中剩余的C3组分含量也就更小了，从而使C3
吸收率达到其分离要求。
在充分地吸收C3及更重的C4、C5
等组分的同时，由于相平衡关系，富吸收油中势必也吸收了相当数量的C2组分。在解吸塔内，要将富吸收C2组分全脱出来，再返回到吸收塔贫气中去。在解吸时，为了把C2组分脱净，由于相平衡关系，其中一部分
C3 、C4 组分也必然要随之被解吸出来，所以解吸气要送回吸收塔再进行吸收。
这样，通过吸收与解吸操作，使吸收塔顶得到基本不含 C3 组分的气体（再吸收塔顶为干气）；在解吸塔底得到基本不含C2的脱乙烷汽油。从而按
C2、C3这两种关键组分将其分离开来。
将脱乙烷汽油中的液化气（C3、C4）与稳定汽油分离的操作过程是在稳定塔中进行的。稳定塔操作是压力下精馏的过程。物理吸收解吸与精馏过程有相似之处，但它们之间又有本质上的区别。
吸收和精馏的主要区别是其分离的基本原理不同。吸收是利用混合气体中各组分在液体中的溶解度不同达到分离的目的；而精馏是利用液体混合物中各组分的挥发度不同来进行分离的。
从过程特点来看，吸收过程中，通常吸收剂是较难挥发的液体，可看作只有被吸收组分向液体中扩散而溶剂不向气体中扩散的单向扩散过程；解吸是方向相反的单向扩散，被称为单向传质过程。而在精馏过程中，不仅有气相中的重组分部分冷凝转人液相中，而且有液相中轻组分部分气化进人气相中，被称为双向传质过程。
比较其塔内操作状态，吸收塔全塔温度较低，上下温差小；在塔板上，气相是温度高于露点的过热气体，而液相是温度低于泡点的过冷液体；吸收剂由塔顶进人后下行，逐渐吸收了气体中的某些组分，越往下越轻。而精馏塔操作温度较高，一般温度上低下高，温差较大，气相处于露点，液相处于泡点，气液两相都是饱和状态。从塔顶部打人回流，由于传热传质的结果，塔板上的内回流越往下越重。
吸收过程和精馏过程的共同点是在气、液两相间存在相平衡，在达到平衡时，其组分在气、液两相中的分子浓度都服从相平衡关系。
此外，若使用的吸收剂沸点较低，在吸收条件下，其挥发度较大，这时吸收解吸与精馏之间的区别就很小了，可把吸收解吸过程看作是精馏过程的一种特殊情况。
二、脱硫醉基本原理
部分催化裂化装置，汽油和液化气脱硫醇采用抽提-氧化 ( MEROX
）工艺，使用磺化酞替钻或聚酞普钻催化剂，在常温下可使汽油和液化气中的硫醇加速氧化成二硫化物。该反应过程中需注入一定量的空气，反应在碱性环境下完成。
抽提脱硫醇就是在萃取塔内让汽油及液化气和碱液逆向接触，使汽油及液化气中的硫醇充分溶解在含催化剂的碱溶液中，然后再进行氧化。即硫醇的氧化不是在抽提环境下进行的，而是先将汽油及液化气中的硫醇抽提处理，然后再通人空气进行硫醇氧化。
汽油和液化气经抽提后剩余的硫醇一般很难再用抽提的方法脱除，它只能在 MEROX 催化剂、空气、碱性环境中就地转化完成。
脱硫醇的基本原理就是硫醇或硫醇的官能团（-SH
）首先转移到碱性的水相中，并与催化剂结合，形成络合物，在氧气的作用下，这种硫醇与催化剂形成的络合物被氧化生成二硫化物和水。
三、纤维膜脱硫基本原理
美国 Merichem
公司开发的纤维膜接触器脱硫技术是将碱液同待处理的油料在纤维膜接触器上形成的顺向液膜之间进行的非分散型反应，极大地提高了传质和反应效率，同时也彻底地解决了传统工艺中的油碱夹带和乳化问题，该技术适用于干气、液化气、汽油、煤油、柴油等石油产品脱除硫化氢、硫醇等杂质。其传质过程的速率
M 由下列三项因素决定：
&M =K & A & △ C
式中& K —— 两相之间特定的传质系数；
A——两相接触的有效面积；
△ C ― 两相间的浓度差推动力。
图示为纤维膜接触器脱硫示意图。 Merichem
公司的专利纤维膜接触器是一个筒形装置，内部装有无数极细的金属纤维。当石油烃和碱液从接触器顶部流人时，由于毛细作用和表面张力的不同，碱液首先在金属纤维的表面形成很薄的液膜，使碱相的表面得以极大的扩展。油碱两相间流动时的摩擦
力会将液膜拉扯的非常薄，反应是在流动中两相间的平面膜上接触和完成的，不仅为两相反应提供了最大的接触面积，由于油碱两相在金属丝表面不断的流动，金属丝上的碱液也得以不断更新，使酸碱液能始终保持较高的浓度推动力（
△ C )
，因此纤维膜接触器是一种效率非常高的反应传质设备，由于整个反应过程油碱两相始终保持没有分散，反应后碱相沿金属丝直接流到罐底，油碱两相可以迅速地、彻底地分离，从根本上避免了乳化和夹带现象的出现。
&四、无碱脱臭工艺基本原理
无碱脱臭工艺的反应机理与常规脱硫醇机理相同，该工艺利用催化剂体系以及配套的无碱脱臭型工艺，催化剂是以活性炭为载体，负载活性组分，其工艺流程如图所示。
① 与常规脱臭工艺相比，无碱脱臭工艺投资省，开停工及正常操作简单；
② 无碱脱臭工艺催化剂、助剂体系活性高、稳定性好，精制汽油脱臭后博士试验和铜片腐蚀合格，氧化安定性等好于液－液法；
③ 无碱脱臭工艺过程基本不排污，具有很好的环保效益和社会效益。
第二节& 工艺流程
一、吸收稳定系统工艺流程
吸收稳定系统主要包括吸收塔、解吸塔、稳定塔、再吸收塔和凝缩油罐、汽油碱洗沉降罐以及冷换设备等。
典型的催化裂化装置吸收稳定流程如图所示（详图略）。
从气压机来的压缩富气经空冷器冷却后与从解吸塔顶来的解吸气和从吸收塔底来的富吸收油混合，经增湿空冷冷却到约 40℃
进入凝缩油罐进行气液分离。凝缩油罐分出的富气进人吸收塔。
吸收塔一般设有两个中段回流，每个回流用泵加压，经流控阀和空冷器后返回吸收塔抽出板的下一层塔板。从稳定塔来的补充吸收剂和从分馏系统来的粗汽油分别打人塔顶和吸收塔上部。塔顶贫气从再吸收塔底进人，从分馏系统来的贫吸收油从再吸收塔顶打人，脱前干气经压控阀送到干气脱硫塔，再吸收塔塔底富吸收油经过液控阀，与
0＃柴油换热后返回分馏塔。
可在压缩富气空冷人口注人除盐水或制硫净化水等以脱除油气中部分硫化物，凝缩油罐的含氰污水经界控阀自压送到污水处理装置。
凝缩油罐的凝缩油用泵加压，经凝缩油罐液控阀与稳定汽油换热后进人解吸塔。用解吸塔底重沸器温控三通阀控制气相返塔温度为约
120~130℃。塔顶解吸气与压缩富气在富气增湿空冷前混合。解吸塔底脱乙烷汽油用泵加压（解吸塔顶有压控阀的装置可调节解吸塔顶压力自压），通过解吸塔底液控阀，与稳定汽油换热后进人稳定塔。
稳定塔一般有上、中、下三个进料口，可根据脱乙烷汽油的性质和对液化气、稳定汽油的质量要求选择适宜的进料位置。液化气从稳定塔顶馏出，经塔顶压控阀、液化气空冷器冷却到约
40℃ 进人液态烃回流罐。液化气用泵加压后一部分返回稳定塔顶控制塔顶温度，其余经过液化气回流罐液控阀送到液化气脱硫系统。
用稳定塔底重沸器温控三通阀控制返塔温度约为 165 ℃
。稳定塔底稳定汽油经液控阀先后与脱乙烷汽油和凝缩油换热，然后经过稳定汽油空冷器冷却到约 4O ℃
，一部分甩泵加压，经空冷器冷却后进人吸收塔顶做补充吸收剂，其余经过汽油碱洗沉降罐，铜片腐蚀合格，送到汽油脱硫醇系统。
二、产品精制系统工艺流程
1.干气脱硫、液化气脱硫和脱硫醇
催化裂化装置使用甲基二乙醇胺等溶液作干气、液化气脱硫吸收剂，脱除其中的H2S
等酸性气体，吸收后富液经过再生后可循环使用。典型的干气
和液化气脱硫流程如图所示。
来自吸收稳定部分的干气先进入干气分液罐，在罐内除去携带的重烃，然后进入干气脱硫塔下部，在塔内与来自上部的贫液逆流接触进行传质，干气中的酸性物质H2S
CO2被胺溶液吸收，使干气逐渐被净化，最后干气通过塔顶部的升气管进入溶剂分离段，将携带的胺溶液自然分离，净化干气从塔顶出来作燃料或用作干气提浓等。含H2S的液化气由吸收稳定部分直接进入脱硫塔下部，与从塔上部来的贫液逆流接触，液化气中的H2S被胺碱溶解使液化气净化。净化液化气在塔上部沉降段分离出携带的溶剂后靠自压进入液化气脱硫醇部分。
乙醇胺由装置外送入贫液罐，然后由贫液泵抽出分两路，一路进入干气脱硫塔；另一路进入液化气脱硫塔，吸收了H2S和CO2的富液分别自干气脱硫塔和液化气脱硫塔底流出，合并后进人溶剂再生系统。
2 .液化气脱硫醇
从脱硫塔顶来的液化气，靠自压进入液化气预碱洗混合器与循环碱液混合，然后进入液化气预碱洗混合罐，液化气自顶部流出进人液化气脱硫醇抽提塔下部，与塔上部流入的含催化剂碱液逆向接触，将液化气中的硫醇抽提出来生成溶于碱液的硫醇钠盐随同碱液一起经加热器加热到约60℃
，再经碱液氧化混合器与空气混合后进入碱液氧化塔，在此碱液得到再生。物料从碱液氧化塔顶出来至液化气抽提碱液分离罐；气体去尾气罐后放火炬；碱液由液化气抽提碱液循环泵抽送至脱硫醇抽提塔循环使用；脱硫醇抽提塔顶部的精制液化气至液化气水洗混合器，与新鲜水混合进行水洗，然后进入液化气水洗罐进行沉降分水，水洗后的液化气经脱水罐脱除游离水后自压送出装置。
3.汽油脱硫醇
典型的催化裂化装置汽油脱硫醇流程如图所示。
从催化部分来的稳定汽油经预碱洗混合器与预碱洗罐来的碱液混合后，进入预碱洗罐进行沉降分离。预碱洗的目的是除去汽油中的硫化氢、含氧及含氮化合物，以利于提高脱硫醇效率，减少催化剂碱液的耗量。
经预碱洗分离罐出来的汽油进人抽提塔下部，与从抽提塔上部来的碱液进行逆向接触，使汽油中的硫醇溶于碱液中生成硫醇钠盐，抽提后的汽油从脱硫塔的顶部流出。碱液从脱硫塔底部流出，经碱液加热器加热至
60 ℃ ，再到混合器与压缩空气混合，然后进人氧化塔，碱液和空气进一步接触氧化，使硫醇钠盐氧化成二硫化物，在此 Na0H
被还原，物料从氧化塔顶部出来后进入抽提碱液分离罐使气体、碱液、二硫化物进行分离，碱液从碱液分离罐下部抽出经抽提碱液循环泵升压进入脱硫塔上部循环使用，气体从碱液分离罐顶部出来送至尾气分液罐，然后排入瓦斯放火炬系统，二硫化物由泵抽出送往制硫装置进行处理。
从脱硫塔顶部出来的汽油靠白压经混合器与压缩空气和碱液混合，然后进人混合氧化塔。含催化剂碱液与汽油中的硫醇进一步反应并氧化生成二硫化物。然后进入氧化碱液分离罐，在分离罐内将未反应的空气、碱液和汽油分开。碱液用泵抽出循环使用；汽油自压进人沙滤塔将脱去硫醇后的汽油中所含的机械杂质进行过滤，然后用精制汽油出装置泵抽出送到系统储罐。
碱液配制：浓度为 4O ％的 NaoH 溶液由运碱槽车通过收碱线送到碱液储罐内，加适量的软化水配制成约 18 ％的 NaoH
溶液。从碱液储罐内抽取此 Na0H
溶液送到配制罐内并加人催化剂用空气搅拌均匀，配成含催化剂的催化剂碱液，用泵转到碱罐中储存，再用泵间断送往碱液分离罐中补充新碱液。
从碱液分离罐中间断排出的碱渣直接进人废碱罐，废碱液及时用泵送出装置。
第三节& 主要设备
一、吸收塔
催化裂化装置中用汽油吸收富气的过程是在吸收塔内进行的。以往的老装置吸收塔塔板多采用槽形和泡帽塔板，新设计或改造的吸收塔大都使用浮阀塔板。吸收塔板层数、塔径因各装置处理能力、操作压力、回收率等而不同。
吸收塔结构及工艺流体在塔内的操作情形与普通板式塔基本相同。作为吸收剂的脱丁烷汽油和粗汽油分别由塔顶和塔上部人塔，平衡罐来的不凝油气由塔下部进人，贫气由塔顶排出，富吸收汽油自塔底抽出。塔中部设有两层集油箱，箱内集油用泵抽出，经中间冷却器，再从下一层塔板打回塔。塔内使用双溢流塔板。吸收油沿各层塔板下行，与上升的混合油气在塔板上相互接触。由上层塔板降液管下行的汽油流入下层塔板受液区，然后横向流过塔板，与该层塔板阀孔中上升的气流呈错流方式接触。气、液相间进行扩散传质后，液体流经塔板上出口端的溢流堰，流入该层塔板降液管，继续下行；未被吸收的气体，从塔板上液层中逸出与液相分离，继续上升。塔板上液体靠溢流堰保持一定液层高度。这样，气、液两相经逐级接触，进行传质，从而完成吸收过程。
二、解吸塔
催化裂化解吸塔又称脱乙烷塔，大多使用双溢流浮阀，塔底设重沸器，就其过程特点看，实质上相当于精馏塔的提馏段。
解吸塔底采用热虹吸式重沸器，大都使用分馏塔一中循环回流作热源，重沸器中加热形成的气体，返回解吸塔底作为气相回流。
凝缩油从解吸塔顶部进人后下行，与逆流而上的温度较高的气相回流在塔板上相互接触，传热传质，使溶解于汽油中的C2组分被解吸，进人气相中。这样逐级传热传质的结果，使液相中的
C2组分被逐渐解吸出来，最后自塔底流人重沸器；汽油中剩余的C2组分被气化脱净，得到合格的脱乙烷汽油。塔顶解吸气经冷却后进人气、液平衡罐，气相再返回吸收塔，从而完成解吸过程。
三、再吸收塔
催化裂化装置再吸收塔使用板式塔。国内早期的几套装置上采用槽形塔板、 S 形塔板和圆泡帽塔板，目前常采用浮阀塔板。
再吸收塔内的操作过程与吸收塔大致相同。只是再吸收塔处理能力低，其设备规格小，塔中部不设冷却回流。轻柴油作为贫吸收剂由塔顶部打人，贫气由塔底部人塔。完成吸收过程后，干气由塔顶排出，富吸收油由塔底自压返回分馏塔。
四、稳定塔
稳定塔又称脱丁烷塔，实质上是个精馏塔。其作用是把脱乙烷汽油中的液化气尽量分离出来，是压力下多组分精馏过程。
稳定塔由精馏段、进料段、提馏段三部分构成。塔内安装浮阀塔板30 -41
层；塔顶设冷凝器以提供液相回流，塔底由重沸器提供气相回流，塔中部设有三个进料口。脱乙烷汽油由稳定塔中部进人进料段后，气、液两相经多级塔板的相间接触，逐渐进行扩散，传热、传质，使C3、C4组分得以有效分离，塔顶产品是液化气，塔底产品是蒸气压合格的稳定汽油。
五、重沸器
催化裂化装置解吸塔使用热虹吸式重沸器，稳定塔底采用釜式重沸器（新设计也可采用热虹吸式重沸器）。一般用分馏塔一中循环回流油和二中循环回流油作为重沸器热源。
热虹吸式重沸器操作原理是依靠重沸器安装位置低于塔底标高，而形成一定位差，使塔底液体自动流出，并由重沸器底部流人重沸器。在重沸器内，部分液体被加热气化，形成气、液混合物，密度显著变小，从而在重沸器入方和出方产生静压差，工艺流体不用泵就可以自然循环回塔，完成操作过程。
热虹吸式重沸器实际上就是普通的换热器，只是壳程的折流板间距较大（通常为600mm），以减小压降。降低塔的安装高度，也利于满足操作的压力平衡要求，保证重沸器正常循环。这种重沸器的操作特点是加热介质一般走管程，塔底汽油走壳程；汽油进人重沸器，经加热、升温，部分气化发生相变，但重沸器内没有气化空间不能进行气、液分离，工艺流体在器内停留时间短；由于沸腾传热的影响，传热系数很大，因而重沸器传热面积较小，但担负的加热负荷却较大。
在实际生产上，由于对过程气化率的具体要求不同，设计中对热虹吸式重沸器的人方管线可采取两种抽出方式：当气化率不超过 30
％时，一般采用一次通过式，如图 （1）所示；当气化率较大时，常用循环式，如图（2）所示。
釜式（也称罐式）重沸器的结构见图（3）
，常用于稳定塔底。其主要特点是重沸器本身有蒸发空间。稳定汽油自塔底进入重沸器后，经过加热段加热，再进行气液分离，仅其气相返回稳定塔底，而液相作为产品（脱丁烷汽油）直接由重沸器底部引出。釜式重沸器的分馏效果相当于稳定塔一块理论塔板。另外，汽油在器内加热段停留时间较长，允许气化率高，可达80％，操作弹性较大。
釜式重沸器本身金属耗量较高，但塔和重沸器之间的位差较小。与釜式重沸器相比，热虹吸式重沸器壳程体积小得多，节省钢材，但塔的标高需要增加。
第四节& 操作因素分析
一、影响吸收的操作因素
影响吸收的操作因素很多，主要有：油气比、操作温度、操作压力、吸收塔结构、吸收剂和溶质气体性质等。对具体装置来讲，吸收塔的结构、吸收剂和溶质气体性质等因素都已确定，吸收效果主要靠适宜的操作条件来保证。
油气比是指吸收油用量（粗汽油与稳定汽油）与进塔的压缩富气量之比。当催化裂化装置的处理量与操作条件一定时，吸收塔的进气量也基本保持不变，油气比大小取决于吸收剂用量的多少。增加吸收油用量，可增加吸收推动力，从而提高吸收速率，即加大油气比，利于吸收完全。但油气比过大，会降低富吸收油中溶质浓度，不利于解吸，会使解吸塔和稳定塔的液体负荷增加，塔底重沸器热负荷加大，来回循环输送吸收油的动力消耗也要加大；同时，补充吸收油用量越大，被吸收塔顶贫气带出的汽油量也越多，因而再吸收塔吸收柴油用量也要增加，又加大了再吸收塔与分馏塔负荷，从而导致操作费用增加。另一方面，油气比也不可过小，它受到最小油气比限制。当油气比减小时，吸收油用量减小，吸收推动力下降，富吸收油浓度增加。当吸收油用量减小到使富吸油操作浓度等于平衡浓度时，吸收推动力为零，是吸收油用量的极限状况，称为最小吸收油用量，其对应的油气比即为最小油气比。实际操作中采用的油气比应为最小油气比的
1.1~2.0 倍，一般吸收油与压缩富气的质量比大约为 2 。
2.操作温度
由于吸收油吸收富气的过程有放热效应，吸收油自塔顶流到塔底，温度有所升高。因此，在塔的中部设有两个中段冷却回流，经冷却器用冷却水将其热量带走，以降低吸收油温度。
降低吸收油温度，对吸收操作是有利的。因为吸收油温度越低，气体溶质溶解度越大，吸收速率加快，有利于提高吸收率。然而，吸收油温度的降低，要靠降低人塔富气、粗汽油、稳定汽油的冷却温度和增加塔的中段冷却取热量。这要过多地消耗冷剂用量，使操作费用增大。而且这些都受到冷却器能力和冷却水温度的限制，温度不可能降得太低。对于再吸收塔，如果温度太低，会使轻柴油粘度增大，反而降低吸收效果。一般以控制约
40 ℃ 左右较为合适。
3.操作压力
提高吸收塔操作压力，有利于吸收过程的进行。但加压吸收需要使用大型压缩机，使塔壁增厚，费用增大。实际操作中，吸收塔压力由压缩机的能力及吸收塔前各个设备的压降所决定，多数情况下，塔的压力很少是可调的。催化裂化吸收塔压力一般在
0.9 ~1.4MPa
（绝）。用轻柴油作吸收剂，吸收贫气中带出的少量汽油。由于轻柴油很容易溶解汽油，所以，通常给定了适量轻柴油后，不需要经常调节，就能满足干气质量要求。
再吸收塔操作主要是控制好塔底液面，防止液位失控。如果干气带柴油，将造成燃料气管线憋压，影响干气综合利用。另一方面要防止液面压空，瓦斯压人分馏塔造成压力波动。
二、影响解吸的操作因素
解吸塔的操作要求主要是控制脱乙烷汽油中的C2组分含量。要使稳定塔停排不凝气，解吸塔的操作是关键环节之一，需要将脱乙烷汽油中乙烷解吸到
0.5 ％以下。
与吸收过程相反，高温低压对解吸有利。但在实际操作中，解吸塔压力取决于吸收塔或其凝缩油罐的压力，不可能降低。对于吸收解吸单塔流程，解吸段压力由吸收段压力来决定；对于吸收解吸双塔，解吸气要进人凝缩油罐，因而解吸塔压力要比吸收塔压力高约
50kPa，否则解吸气排不出去。所以，要使脱乙烷汽油中乙烷解吸率达到规定要求，只有靠提高解吸温度。通常，通过控制解吸重沸器出口温度来控制脱乙烷汽油中的乙烷含量。温度控制要适当，太高会使大量C3、C4
组分被解吸出来，影响液化气收率；太低则不能满足C2组分解吸率要求；必须采取适宜的操作温度，既要把脱乙烷汽油中的C2脱去，又要保证干气中的C3、C4含量＞
3 % ( v ) ，其实际解吸温度因操作压力不同而变化。
三、影响稳定过程操作因素
稳定塔的任务是把脱乙烷汽油中的 C3 、C4
进一步分离出来，塔顶出液化气，塔底出稳定汽油。控制产品质量要保证稳定汽油蒸气压合格，同时，要使液化气中的C5含量尽量低，最好状态是液化气中不含C5
。这样，使稳定汽油收率不减少；使下游气体分馏装置不需要设脱几塔；还能使民用液化气不留残液，利于节能。
影响稳定塔的操作因素主要有：回流比、压力、进料位置和塔底温度。
回流比即回流量与产品量之比。稳定塔回流为液化气，产品为液化气加不凝气。按适宜的回流比来控制回流量，是稳定塔的操作特点。稳定塔首先要保证塔底汽油蒸气压合格，剩余组分全部从塔顶蒸出。液化气是多元组分，塔顶组成的微小变化，从温度上反映不够灵敏。因此，稳定塔不可能通过控制塔顶温度来调节回流量，而是按一定回流比来调节，以保证其精馏效果。一般稳定塔控制回流比为
1.7 ~2 .0 。采取深度稳定操作的装置，回流比适当提高至 2.4 ~ 2.7 ，以提高C3、C4
馏分的回收率。回流比过小，精馏效果差，液化气大量带重组分（C5、C6等）；回流比过大，要使汽油蒸气压合格，相应要增大塔底重沸器热负荷和塔顶冷凝冷却器负荷，降低冷凝效果，甚至使不凝气排放量加大，液化气产量减少。
2.塔顶压力
稳定塔操作压力应以控制液化气（C3、C4）完全冷凝为准，也就是使操作压力高于液化气在冷后温度下的饱和蒸气压，否则，在液化气的泡点温度下，不易保持全凝，不能解决排放不凝气的问题。
稳定塔操作的好坏受解吸塔乙烷脱除率的影响很大。乙烷脱除率低则脱乙烷汽油中乙烷含量高，当高到使稳定塔顶液化气不能在操作压力下全部冷凝时，就要有不凝气排至瓦斯管网。此时，因回流罐是一次平衡气化操作，必然有较多的液化气（C3、C4）也被带至瓦斯管网。所以，根据组成控制好解吸塔底重沸器出口温度对保证液化气回收率是十分重要的。
稳定塔排放不凝气，还与塔顶冷凝器冷凝效果有关。液化气冷后温度高，不凝气量也就大。冷后温度主要受气温、冷却器冷却面积等因素影响。适当提高稳定塔操作压力，则液化气的泡点温度也随之提高。这样，在液化气冷后温度下，易于冷凝，利于减少不凝气。提高塔压后，稳定塔重沸器的热负荷要相应增大，以保证稳定汽油蒸气压合格，而增大塔底加热量，往往会受到热源不足的限制。一般稳定塔压力为
0.98~1.37MPa（g）。
稳定塔压力控制，有的采用塔顶冷凝器热旁路压力调节的方法，这一方法常用于冷凝器安装位置低于回流油罐的“浸没式冷凝器”场合；有的则采用直接控制塔顶流出阀的方法，如用于塔顶使用空冷器，其安装位置高于回流罐的场合。
浸没式冷凝器热旁路压力控制系统如图所示。稳定塔顶压力热旁路调节原理示意图稳定塔顶压力热旁路调节的特点是：
( l ）稳定塔顶冷凝器比回流罐低，塔顶液化气经冷凝器后，
基本全凝。冷凝液由罐底部进人回流油罐液相，热旁路管线及其调节阀位于回流油罐上方，都加以保温。通过热旁路的气体由罐上部进入回流油罐气相，不会形成液封。
( 2 ）热旁路调节阀的开度不仅改变热旁路气体的流量，而且还改变此调节阀的压降（△p=p1-p2）。
）稳定塔压力调节主要取决于冷凝器管束被浸没的面积，而不是通过冷凝器热旁路的气体流量。在冷凝器中，液面上气相中的管束起冷凝冷却作用，而处于液相中的管束，只起冷却作用。
热旁路压力控制是通过调节旁路阀开度，改变调节阀压降，改变冷凝器管束浸没面积，调节冷凝器取热负荷，从而达到控制稳定塔压力不变。如：当关小热旁路阀以降低系统压力时，调节阀的压降增大，由于压力平衡关系，冷凝器与回流油罐中液位差
( H ）随之要增大（ △ H ）。又因回流油罐液面为定值调节，自动控制液位保持不变，所以冷凝器中的液位要下降（ △ H ) （
△H=△p／r液）从而减少冷凝器中管束的浸没面积，使进人器内物料冷凝量增多，塔顶压力随之降低。这样，自动调节到使冷凝器中的冷凝量与塔顶流出量正好相等，从而保持塔顶压力不变。
浸没式冷凝器热旁路压力控制系统调节灵敏、平稳，但要求回流油罐液面与压力保持稳定。在解吸塔操作异常而带人较多C2不凝气时，操作适应性差。由于存在不凝气，当塔的压力升高较多时，热旁路调节阀可能自动关死，冷凝器的冷凝面积即使增至最大，C2组分也还是冷凝不下来，只会越积越多，使塔压力不但降不下来，反而会升高。如遇到这种情况，就应改为手动控制，开大热旁路调节阀，把不凝气放出去，使塔的压力降下来。有的装置上也采用了热旁路调节与自动排放不凝气压控阀分程控制的办法，改善了稳定塔热旁路压力控制系统的适应性。
稳定塔顶馏出阀压力控制系统如图所示。此系统采用直接控制塔顶气相流出调节阀与分程控制回流油罐不凝气排放阀的方法。塔顶流出气体经压控阀后，又经冷凝器冷凝冷却，然后进入回流油罐液相，这一系统中，冷凝器的热旁通管线及阀门仍然存在，而且有的装置上，此阀也采用自动分程控制，但是，其作用实际上已居于次要地位。采用这一控制系统要控制稳定塔压力平稳，仍然要求操作好解吸塔，控制好脱乙烷汽油的乙烷脱出率。
3.进料位置
稳定塔进料常设有三个进料口，进料在进入稳定塔前，要先与稳定汽油换热、升温、使部分进料汽化。进料的预热温度直接影响稳定塔的精馏操作，进料预热温度高时，汽化量大，气相中重组分增多。此时，如果开上进料口，则容易使重组分进人塔顶轻组分中，降低精馏效果。因此，应根据进料温度和进料组成等的不同，使用不同进料口。总的原则是：根据进料气化程度选择进料位置；进料温度高时使用下进料口；进料温度低时，使用上进料口。
4.塔底温度
塔底温度以保证稳定汽油蒸气压合格为准。汽油蒸气压高则应提高塔底温度，反之，则应降低塔温度，应控制好塔底重沸器加热温度。
如果塔底重沸器热源不足，进料预热温度也不可能再提高，则只得适当降低操作压力或减小回流比，以少许降低稳定塔精馏效果，来保证塔底产品质量合格。
四、脱硫醇系统操作因素分析
1.碱液抽提操作因素分析
(1）碱烃比
一般来说，脱硫醇系统碱烃比越大，硫醇脱除率越高。因此，应根据脱硫醇原料含硫量的大小和产品质量要求选定合适的碱烃比。汽油脱硫醇系统碱烃比（质量比）一般控制在
0.3 左右，液化气脱硫醇可根据实际情况适当降低。碱烃比控制过大，易造成油品带碱，对操作不利。
(2）碱浓度及其品质
碱液浓度及其品质是影响脱硫醇效果的关键因素，一般碱液浓度控制在 10％-15％，加入 120-150ug/g
磺化酞著钻或聚酞著钻的催化剂。碱液浓度和催化剂浓度偏低会造成脱硫醇效果降低。此外，若碱液使用时间过长可能会出现碱液乳化发泡，因此，应定期更换碱液。
(3）操作温度
脱硫醇碱液抽提部分操作温度一般控制在 4O-50 ℃
，主要和油品进料及再生碱液温度有关。如果温度过高，易造成抽提塔顶部带碱，甚至造成产品质量波动。
(4）操作压力
脱硫醇碱液抽提部分操作压力一般控制在 0.8-O.9MPa 。压力过低易造成油品带碱，压力过高则会受到工艺操作条件的限制。
2 ．碱液再生操作因素分析
碱液再生温度一般控制在 55-60 ℃
，温度过高会造成抽提塔温度升高，易造成抽提带液，温度控制过低会使碱液再生效果降低，影响脱硫醇效果。
(2）氧化风流量
氧化风流量是影响碱液再生效果的关键因素，应根据不同装置实际情况按照设计单位的要求给定，氧化风量偏低会造成碱液再生效果变差，容易出现产品质量波动，经及时调整后产品质量可恢复正常。
碱液再生系统的压力一般控制在 0.2-0.3MPa ，压力过低会造成碱液再生效果变差，产品质量产生波动。
3 ．干气液化气脱硫操作因素分析
(1）贫液循环量
贫液循环量主要根据脱硫富液再生系统的能力和原料性质，参考设计值给定，循环量越大，脱硫效果越好，但循环量过大易造成干气和液化气带液及溶剂跑损，循环量过低会造成干气和液化气硫化氢含量超标。
(2）贫液浓度
贫液浓度一般控制在15％-30 % ，浓度过低造成脱硫效果下降，浓度过高造成溶剂消耗增大。
(3）贫液硫化氢含量
贫液硫化氢浓度偏高会造成脱硫效果变差，一般贫液浓度应控制在 0 . 5 扩 L 以下。
干气利液化气操作温度一般在 35-45 ℃ ，主要通过干气和液化气冷后温度和贫液温度来控制。
脱硫系统压力控制主要受到前部岗位干气和液化气操作系统和后部管网压力的限制，一般控制在 0.8- O.9Mpa。
第八章& 催化裂化大机组
催化裂化装置大型机组主要有：主风机、增压机、气压机、烟机发电机、烟机一主风机组（三机组或四机组）等。
第一节& 主风机
主风机是把旋转的机械能转换为空气压力能和动能，并将空气输送出去的机械。目前我国各炼油厂的催化裂化装置所用的主风机分为离心式和轴流式两种，其压力在
0.2-O.4MPa 之间，它们都是叶片旋转式机械。
主风机在催化裂化装置主要作用有：催化剂再生烧焦供氧；两器流化供风；烘干再生器和反应沉降器衬里；为增压机提供风源。
一、离心式主风机及其性能
其工作原理与离心泵相同，靠高速旋转的叶轮产生的离心力使气体获得动能，在经过蜗壳和扩压器把动能转化为压力能，从而对气体进行压缩，达到输送气体的目的。其性能参数主要有：流量、能量头、转速和功率，随操作要求的变化，上述四个参数是可以改变的。但是每台主风机都按一定的气体介质设计成最适当的参数，在这些参数下运转时机器的效率最高，这些参数叫做额定参数，即额定流量、额定能量头（即压缩比：
p 出口绝压／ p 人口绝压）、额定转速、额定功率等。如 D800-33 型风机的额定流量为 800m3／min
，额定人口压力为96kPa （绝压 0.098MPa ) ，额定出口压力为 333kPa ( 0.34MPa ) ，额定功率为
3500kW（如图剖面图）。
通常主风机由电动机，蒸汽透平或烟气轮机带动。用电动机带动，转速是固定不变的。电动机转数为 2985r／min
，所以要经过增速箱，齿轮箱来提高转数，使之与主风机要求的高速相匹配。增速齿轮齿数的比（主动齿轮数／从动齿轮数）叫做增速比 i ,
D800-33 的增速比 i = 2.109。
2.流量和能量头
离心式主风机与离心泵类似，流量和能量头有一定的对应关系，它们是按照一定规律同时变化的，也就是说，如果转速不变，则改变风机的风量，能量头也同时变化。这种特性可用流量与能量头的特性曲线来表示。泵的能量头用压头表示，为出人口压力差（
△ p =p2-pl ）。风机的能量头则与压缩比（ p2 / pl ）有关。通常特性曲线以出口压力表示。
&&&&&&&&&&
40&&&&&&&&&&
&&&&&&&&&&
30&&&&&&&&&&
&&&&&&&&&&
20&&&&&&&&&&
&&100&&&800&&900&&1000&
由特性曲线可看出，流量增加则出口压力减小。特性曲线随转速而不同，转速提高，曲线上移，即其他条件不变时流量和压力都要增加。该曲线为出口压力变化而引起性能变化时的曲线。
二、轴流式主风机及其性能
大流量的轴流式主风机在催化裂化装置已经取代了原有的离心式主风机，成为主要角色。轴流式主风机是由许多排动、静相间的叶片组成。特点是流量大、效率高。因此，大型装置用一台或两台轴流式主风机，而不用并联多台较小的离心主风机，这样更经济合理。此外大型轴流主风机体积小，结构紧凑，因而有较大的操作弹性，所以有较大的优越性。
轴流式主风机气体的运动是沿着轴向进行的。由于转子旋转使气体产生很高的速度，而当气体流过依次串联排列着的动叶片和静叶栅时，速度就逐渐减慢而变成气体压力的提高，使气体得到压缩，达到输送气体的目的。
催化裂化装置所用的轴流压缩机一般分作两大类，一类为 100 ％反动度带末级离心叶轮，一类为 5O
％反动度不带末级离心叶轮。反动度是一个影响压缩机效率的重要设计参数。 100
％反动度压缩机的升压单独在动叶中完成，静叶仅起转向到下一级叶轮中压缩的作用；而 50 ％反动度的压缩机，升压在动叶和静叶中各完成 50
&1 ．轴流式主风机的振动
① 喘振现象及反喘振控制系统。离心式和轴流式主风机有一共同的特点，当操作流量小于额定流量的 50 ％-70
％时，会发生喘振现象。喘振时，风机的流量、压力快速的大幅度上下波动，机体有强烈的振动和噪声，轴的串动加大，容易损坏风机，并严重影响装置的正常操作。有时会发生催化剂倒流，造成堵塞和损坏风机的事故，所以风机出口必须装单向阀，同时设置防喘振设施。
防止风机喘振的方法，主要是防止流量过小或出口压力过高。当操作所需流量减小到低于喘振点时，主风机采取出口放空，为保持流量大于喘振流量，在出口设一放空阀及控制系统，正常操作时防喘振阀关闭。当轴流风机的人口流量降低或出口压力上升，防喘振调节器的测量值低于给定值时，其调节器输出值就转为最小，使防喘振阀稍打开，使轴流风机的人口流量增加或出口压力降低，实现防喘振控制。总之，风机流量不小于喘振点，就不会发生喘振现象。
② 阻塞现象。对于 50 ％反动度的轴流风机，当出口压力降低致使末级叶栅处气流达到音速时，产生振动，即发生阻塞现象。
如果阻塞现象持续时间长，可能导致叶片损坏。为避免阻塞现象可加设反阻塞控制系统。
&③ 防逆流保护系统。逆流是轴流式风机最危险的工况，分脉冲式和持续逆流。
脉冲式气流是由风机喘振引起。持续逆流是气流由负载返回引起。一般发生在并联机组或出口止回阀失灵的情况下。通常情况下防喘振控制系统兼顾防逆流保护作用。
2 ．轴流式主风机的操作特点
主风机同其他转动机械一样，都是由轴承支持。为保证安全正常运转，必须使用所需要求规格牌号的、质量合格的润滑油。在机组运转过程中，油温、油压、油量都要严格按规定控制，机组的各零部件要确保联结可靠，不能松动，防止机组振动而损坏。停机的步骤和要求都必须按操作规程进行。
下面重点讲述机组操作中有关性能特点。
流量的调节。一般离心式主风机运行的转速是恒定的，所以调节流量主要靠人口蝶阀节流，控制达到所需风量的参数点，这样有利于节约功率。轴流式风机调节流量是靠可调静叶栅的节流，控制达到所需风量。但是，无论是哪一种主风机，都不能像泵机那样由出口节流来调节流量。其原因一是出口节流增加压降动力消耗大，如果是电动机拖动，启动时间过长会烧坏电机；二是出口节流容易引起风机飞动，很不安全。
临界转速。当机械在某一转速下进行时由于轴的自振和强迫振动之频率相当会发生很大的振动，如果在这个转速下继续进行势必导致转子的损坏，这个转速称为转子的临界速度。为保证机器在安全平稳的条件下工作，转子运行速度
n 的设计要远离临界转速 nk ，一般要求如下：
刚性轴：n & 0.75nk
柔性轴：n＞ l.3 nk
主风机和气压机都是高转速机器，操作过程中即要超过并远离开第一临界转速，又要避开第二临界转速下进行，即：
3 nk1≤n≤0.8 nk2
式中 nk1—— 第一临界转速；
nk2——第二临界转速；
n——操作速度。
在这种转速下运行才能安全平稳。
三.轴流式主风机的结构
AV 型轴流压缩机由机壳、叶片、承缸、转子、调节缸、密封套、进口圈、扩压器、轴承、轴承箱体伺服马达等部分组成。
四、操作事故预想及处理
在运行中造成喘振的原因：系统出口压力超高和吸人流量不足。
防止与消除喘振的根本措施是设法增加压缩机的入口气体流量，立即开大放空阀，可使流经压缩机的气体流量增加，消除喘振。在升压前和降速、停机前，应当将放空阀预先打开，以降低背压，增加流量，防止喘振。还应根据压缩机性能曲线，控制防喘裕度，防喘系统在正常运行时应当投人自动。升速、升压之前一定要事先查好性能曲线，选好下一步的运行工况点，根据防喘振安全裕度来控制升压、升速。防喘振安全裕度就是在一定工作转速下，正常工作流量与该转速下喘振流量之比值，一般正常工作流量应比喘振流量大
倍。裕度太大，虽然不易喘振，但压力下降很多，浪费很大，经济性下降。在实际运行中，根据防喘裕度来整定，太大则不经济，太小又不安全。防喘系统根据安全裕度整定好以后，在正常运行时防喘阀门应当关闭，并投人自动，这样既安全又经济。有的机组防喘振装置不投自动，而用手动，担心发生喘振而不敢关严防喘振阀门，正常运行时有大量气体回流或放空，这既不经济又不安全，因为发生喘振时用手动操作是来不及的，结果不能防止喘振。
在升压和变速时，要强调“升压必先升速，降速必先降压”的原则。压缩机升压时应当在汽轮机调速器投入工作后进行；升压之前查好性能曲线，确定应该达到的转速，升到该转速后再提升压力；压缩机降速应当在防喘阀门安排妥当后再开始；升速、升压不能过猛过快；降速降压也应缓慢、均匀。
2 ．放空阀无法自动调节
出现此类故障的主要原因主要有两点：阀门卡涩或控制系统故障。出现此类故障时，立即将放空阀改为现场机械手动操作，确认有无卡涩，如果手动操作开关自如，则检查控制系统阀门定位器、指挥阀、输人输出卡件是否存在问题。此外，操作时尽量将放空阀开大些，使机组防喘振安全裕度大些，确保机组安全运行。
3.动力事故预想及处理
(1）蒸汽温度波动：如果入口蒸汽的温度大幅度降低，立即甩压缩机组负荷，降低机组转速，待蒸汽温度达到正常指标后，恢复机组正常运行状态。如果中压蒸汽温度接近
240 ℃ ，而压力不降低，仍为 3.5MPa ，则立即停机。
(2）晃电：晃电时一般来说由于 UPS
的存在，不会对机组的控制系统和附属机泵产生影响，但电机驱动的主风机，主电机的功率很大，即使是瞬间晃电， UPS
也难以维持其电能的消耗，机组自保联锁停机。停机后确认放空阀和防逆流阀状态，必须确保机组在惰走时间内润滑油的供应。
(3）电机故障：电机一般故障主要集中在前后轴瓦上，一旦轴瓦温度过高，立即停机进行修理。如果电机超电流，立即调整工艺用风量，在保证安全裕度的前提下，降低导叶角度（轴流式）或关小主风控制阀，降低主风流量，使电机电流降低。如果电机超功率，则电机自保联锁停机。按事故预案做好停机后的处理工作。
4.设备事故预想及处理
(1）异常振动：立即现场检查仪表探头有无松动，并现场测振，观察瓦温是否突然升高，轴位移有无突变，如果确认压缩机是真实振动，立即紧急停机检修。
(2）压缩机轴位移异常：立即现场检查仪表探头有无松动，并现场测振，观察瓦温是否突然升高，如果确认压缩机轴位移波动是真实的，立即降低机组负荷。如降低负荷轴位移仍无好转，立即紧急停机检修。
(3）异常声音：如现场有机械摩擦的声音，应立即检查机组运行的各个运行参数，如振动加大，则应立即停机进行检查修理。
(4）异常温度：一般来说，异常温度均指轴瓦温度异常，如检查仪表探头工作正常，说明轴瓦已经出现磨损，必须停机检修。
(5）压缩机流量不足：说明压缩机人口温度过高或人口线路出现堵塞，经常检查处理人口线路并将机组导叶开大，就能避免此类事故的发生。
(6）电机定子温度超高：主要原因有绝缘不良、潮湿；电流过大超负荷；电机电源线短路；电机轴承安装不正；轴承油封泄漏，甩油到定子上；长期不清扫，通风或散热不好。处理方法是：停机、断电、联系检修。
第二节& 烟气轮机
烟气轮机实质上是将压力能和热能转化为电能或机械能的机械，以具有一定压力的高温烟气推动烟机旋转，进而带动主风机和发电机做功，实现能量回收。在烟机能量回收机组中，烟机是关键设备，它直接影响着能量回收的经济效益。目前我国催化裂化装置上采用的烟机有单级悬臂式烟机，双级悬臂式烟机和多级双支承式烟机。因高温烟气中含有催化剂固体微粒，以高速度冲蚀损磨着烟机的叶片，所以要求烟机选用耐高温耐冲蚀、耐磨损的高合金材料，采用合理的设计结构，尽可能的延长使用寿命。烟气轮机利用压力能和热能实现能量回收有多种方式：直接发电、带动主风机、带动主风机并发电。
一、烟机的特点
当含有固体微粒的烟机流过叶片时，对叶片的冲蚀程度与烟气中固体微粒的粒度、浓度、通流部分的空气动力性质以及叶片表面的耐磨性能有关。再生烟气中携带的催化剂微粒以高速和烟机内件相撞击，发生机械作用。叶片是受冲蚀、磨损最严重的部件，烟机的速度越高对叶片的冲蚀速度就越快、烟机的寿命越短。而烟机的使用寿命直接影响到能量回收的经济效益。影响烟机叶片寿命的主要因素是：
① 含催化剂粉尘的烟气速度；
② 催化剂粉尘的含量及粒度（≤10um）；
③ 叶片材料耐冲蚀性能；
④ 烟气温度。
二、烟机的寿命
不同类型烟机寿命比较见表。从表可以看出，延长烟机的寿命可从两方面进行：
① 设计上采用耐磨材料和防冲蚀措施；
② 操作上控制烟气中催化剂粉尘的含量。
表：单、双、多用烟机的比较
类型&单级悬臂&双级悬臂&多级双支承
结构&简单&较复杂&复杂
烟气入口速度&最高&高&低
效率&较低&较高&高
允许催化剂含量&140mg/Nm3&200mg/Nm3&250mg/Nm3
寿命&短&较长&长
设计上采用耐磨材料和防冲蚀措施。为了减少烟气中微粒的冲蚀作用，流道必须设计成能防止微粒局部集中。烟机轮机设计成多级，烟气流速大约可能低至单级烟机的
1/2 ，催化剂微粒的动能约减少到 l/4
，这样就减少了催化剂微粒在叶片内弧上的冲击力；催化剂微粒的冲蚀效应与动能成正比，即与气流速度的平方成正比。因此气流速度的降低可使叶片的使用寿命增加。其次，多级烟机的设计，带来了相对较低的气动级负荷，在静叶和动叶的流道中具有较小的转折角，相应地减少了在叶栅转折过程中作用到催化剂微粒上的离心力，因此减缓了在动叶内弧从进气到出气边的冲蚀效应。
沿叶高的冲蚀效应是不均匀分布的，为了防止在叶根部分局部催化剂微粒的集中，在每一叶排前设置耐冲蚀的转折台阶，当气流中催化剂微粒随气流靠近边壁时，转折台阶使之转折至流道的中部，于是减少了流道边壁处的催化剂集中。这就消除了通过冲蚀叶片根部截面发生折断动叶片的危险。转折台阶表面堆焊硬质合金或爆炸喷漆涂碳化铬，提高其耐冲蚀能力。
增大各排叶片的轴间距离，能使沿叶高催化剂微粒达到均匀分布。烟机静叶和动叶的轴间距离增加到燃气轮机相应距离的 1 . 5
经验表明，叶片出气边的冲蚀效应甚为明显，对动叶尤为突出。为了增加叶片的使用寿命，将叶片出气厚度大约增加到燃气轮机叶片的 2
延长烟机的寿命，除在烟机本身采用耐冲蚀措施外，还需要采用高效率的一、二、三级旋风分离器，使进人烟机中烟气含气尘量减少。
操作方面控制减少烟气中催化剂粉尘含量虽然烟机采用了耐冲蚀措施，系统中也采用了高效率的旋风分离器，但是单纯靠烟机和旋风分离器还不够，还必须严格控制平稳操作，减少因操作波动而引起的催化剂大量跑损。因而要保持装置在合理的条件下平稳操作，降低催化剂跑损（单耗），是延期烟机和三旋寿命，提高能量回收系统经济效益的重要因素。
三、烟气轮机的结构
（以双级烟气轮机为例）
烟气轮机由导流锥、一级静叶、一级动叶，二级静叶、二级动叶、轴、机壳、蜂窝密封、出口过渡段、梳齿密封等组成。
四、操作事故预想及处理
(1）振动超标：一般引起的原因主要有催化剂粉尘浓度高、机体及管线热膨胀不均匀、动静摩擦、联轴器螺栓松动、装配找正精度差、动平衡失衡、地脚螺栓松动、仪表假信号（电磁干扰）等。发生振动后，立即降发电量，如果效果不明显，立即停车检修。
(2）飞车：机组停机后入口切断阀未关闭或完全关闭，造成机组超速。启用紧急停车自保，如果无效，立即现场液压手动（或手摇泵）迅速关闭人口速关阀门。
(3）前部反应压力或温度波动：烟气可能携带大量催化剂到烟机，可造成烟机催化剂堆积引起摩擦振动或对叶片造成严重冲蚀。反应温度低，烟气中带油、烟道中烟气二次燃烧，可造成轮盘和机体温度骤升，引起动静摩擦或轮盘热应力开裂或融化、叶片断裂。出现此情况应立即紧急停机以保护烟机。
五、动力事故预想及处理
(1）晃电：发生晃电时，机组自保如未启用，主风机停机，必须立即紧急停机。如果主风机未停机，立即降低发电量，保护烟机。
(2）发电机解列：机组自保如果未启用，立即紧急停机。
六、设备事故预想及处理
(1）入口阀控制系统或液压系统故障：将阀切换至机械手轮操作，检查控制系统或液压系统，排除故障后将阀门投自动控制。
(2）入口短节法兰漏：立即进行热紧或包盒子处理。
(3）入口膨胀节损坏：立即降低再生器压力，停机检修。
第三节& 富气压缩机
气压机是催化裂化装置重要设备之一，它的任务是把分馏塔顶部出来的富气压缩输送至吸收稳定系统。
气体压缩机的制造和工作原理与离心泵非常相似。现以 DA120-61 离心压缩机的构造进行介绍。下图表示了 DA120-61
离心式压缩机的纵剖面构造图。
它主要由转子与固定元件两大部分组成。转子由在轴上装有六个叶轮和两个平衡鼓所组成，每个叶轮构成一级。转子支承在两端的滑动轴承上，通过右端的联轴节与驱动设备汽轮机（或电动机）联结。固定元件包括安装在机壳上每一级扩压器、弯道、吸人室和排出室，各级密封组见及轴端密封等。
一、压缩机主要部件的作用
转子由轴上装有的多级叶轮和轴封所组成，由原动机带动转子高速旋转，此时叶轮对气体作功，把能量传给气体，从而使气体的压力、温度升高，比容缩小。因此叶轮是气压机的主要部件。
叶轮是气体压缩机对气体作功，并使气体获得能量的一个主要部件。叶轮由轮盖、轮盘、叶片、轮毅四个部分组成。轮毅是用来带动叶片旋转。在结构上轮盘与叶片以及轮毅是锻或铸在一起的。叶片是叶轮用来带动气体旋转并对气体作功的部分。轮盖则是通过柳焊、焊接或铸造与叶片的一边连在一起，它的作用将各叶片间的气体流到封闭隔离开来，使叶轮形成闭式叶轮。目前催化装置气压机的叶轮都是采用此种形式。
二、轴的密封装置
在离心式压缩机中，为了减少压缩机转子与固定元件之间的间隙漏气，通常都在气缸两端设有前后轴封；在气缸内部设有轴封、平衡盘密封和叶轮的轮盖密封。大多采用的密封结构有以下几种：梳齿密封、浮环式液体密封、抽气式轴端迷宫密封、注气（注油）式轴端迷宫密封、干式气体密封等。随着技术的进步，干式气体密封以其优良、可靠的密封性能，安装拆卸方便等优点，已经逐步取代了其他密封形式。干气密封具有较多的优点：运行稳定可靠易操作，辅助系统少，安装拆卸方便，无环境污染，对其他系统无影响，大大降低了操作人员维护的工作量，密封消耗的只是少量的N2，既节能又环保。
三、离心式压缩机的性能曲线及调节方法
，为一种具有中间冷却器的六级压缩机的性能曲线。图中表示了机器的压力（或压比）、效率、功率同进出口流量的关系。对有冷却的压缩机，效率常用等温效率
由图可知，其性能曲线形状具有当流量减小时出口压力（或压比）增加的特性。同样，在某一流量时，效率达到最高值，大于或小于该流量时，效率值降低。一般当流量增加时功率
N 也增加，当流量增加时，出口压力（压比）下降很快，功率 N 也可能下降。
当压缩机和其他设备联合工作时，压缩机的工况就固定在某一点工作。一般情况下，这一点应该就是设计点。在压缩机运转时，装置的要求是经常变动的。如工厂的产量有时要增大，有时又要减小，这就要压缩机的流量也相应的变化，装置的阻力系数就发生变化，这时要求压缩机出口的压力也相应地按要求来变化。不管是机器的流量变化，还是使机器的压力变化，都是要改变机器的性能，使其在另外一个新的起点工作，这种改变机器性能的方法就叫做调节。压缩机的调节方法有如下几种：
① 压缩机出口节流； ② 压缩机进口节流；
③ 改变压缩机的转速； ④ 进气管装导向片；
⑤ 旁路调节。
上述几种调节方法目前都采用。下面将主要的进行比较：
压缩机出口节流。采用出口节流会带来附加损失。当调节量比较大时，阀门的附加损失数值是很大的。特别当机器性能曲线比较陡的情况下，采用这种调节方法就很不经济。
压缩机进口节流。当进口节流和出口节流完成同样任务时，进口节流后压缩机的压比可比出口节流时的压比小一点，所消耗的功也就比出口节流时少。特别在压缩机性能曲线比较陡时（级数多，压比高的情况），两者之间的差别也就大。压缩机采用进口节流比出口节流要省功。
进口节流的另一特点是节流后的喘振流量也向小流量方向移动，这就使得压缩机有可能在更小的流量下工作。目前进口节流是较常采用的调节方法。
③ 改变压缩机的转速。当压缩机转速变化时，压缩机的性能曲线也就移动。因此，当压缩机工况改变时就可以用调节转速来满足要求。
改变转速是压缩机最经济的调节方法。因为当转速变化时，能量头同转速成平方的关系，这一点是其他调解方法所没有的，而且转速改变时并不引起其他的附加损失。
采用改变转速来调节的方法节省功最大。采用变速调节时，必须改变原动机的转速，这时最好采用蒸汽轮机来带动压缩机。如果采用电动机，为了便于变速就需使用直流机组或采用变频的方法，这就使设备复杂，造价也高。
如果在调节时需要增加转速，那么在选择原动机（蒸汽轮机）时就应使原动机有增速的余地。同时要注意压缩机轮盘强度、止推轴承的负荷等是否超过所允许的数值。
进气管装导向片。在压缩机的叶轮进口处安装导向片，是一种改变叶轮进口前安装的导向片角度，供进入叶道中的气流产生预旋的调节方法。供气流旋绕以变更流向，可以改变机组的排气压力和输气量。这种方法比进口节流效率高，但结构要复杂一些。多级叶轮压缩机，只能在第一级进口前设置导向片。
旁路调节。当生产要求压缩机排气量小时，将其剩余部分经冷却器返回到压缩机进口的方法称为旁路调节。旁路循环调节时压缩机增加了循环量部分所白白消耗了的功率，因此单独采用这个方法的很少。这种方法在催化裂化装置一般作为反飞动措施使用。即用其他方法供气量减少到喘振点附近，当还需要进一步把气量减少到喘振点以下时，调节旁路阀开度，使旁路循环的气量与生产所需要的气量之和，比喘振的流量稍大一些，避免压缩机进人喘振范围。
四、操作事故预想及处理
喘振：如果机组发生喘振，立即开反飞动控制阀，降低汽轮机转速，调整机组轴位移在正常范围内，防止因喘振造成轴位移大而引起联锁停机。真空度下降立即启用辅助抽气器，将汽轮机轴封密封蒸汽加大，直至汽轮机轴封呼吸冒出现蒸汽为止。同时检查复水器及附属管路有无泄漏。
五、动力事故预想及处理
(1）晃电：发生晃电事故时，机组可能联锁停机，停机后确认入口放火炬阀打开，恢复润滑油系统、蒸汽系统、水系统、仪表风等系统。各系统正常后，按正常开机程序将开启。
(2）油泵自启动：润滑油泵发生自启动后，立即将辅助油泵切出，切泵时注意维持润滑油系统油压在正常范围内。
第四节& 增压机
与离心式主风机工作原理相同。
一、增压机的结构
轴向进气，径向排气的离心机。
二、操作事故预想及处理
喘振：在运行中造成喘振的原因：系统出口压力超高，吸人流量不足。
防止与消除喘振的根本措施是设法增加压缩机的人口气体流量，立即开大放空阀或人口阀，可使流经压缩机的气体流量增加，消除喘振。在升压前、停机前，应当将放空阀预先打开一些，也可以由工艺调整，开大增压风至系统调节阀，以降低背压，增加流量，防止喘振。还应根据压缩机性能曲线，控制防喘裕度，防喘系统在正常运行时应当投人自动。升压之前一定要事先查好性能曲线，选好下一步的运行工况点，根据防喘振安全裕度来控制升压。
三、动力事故预想及处理
晃电：机组因晃电停机后，及时打开出口放空阀，关闭出口阀，打开出口阀后排凝阀排催化剂。
四、设备事故预想及处理
(1）齿轮箱故障：齿轮箱润滑不良，会造成齿轮严重磨损，如发现齿轮箱呼吸帽油烟过大，齿轮箱内部发出金属撞击声，立即将机组切出系统，停机修理。
(2）电机故障：电机一般故障主要集中在前后轴瓦上，一旦轴瓦温度过高，立即停机进行修理。如果电机超电流，立即调整工艺用增压风量，在保证安全裕度的前提下，将增压风防喘振阀关小，或关小增压机人口阀，降低增压风流量，使电机电流降低。
第五节& 大型机组的状态监测（S8000系统）
一、机械设备故障诊断基础知识
设备的故障有多种多样，不同的故障对应着状态中的一系列特征（通常又称为症状），这就是设备状态或故障能够被认识和诊断的客观基础。必须指出，尽管机械故障诊断学的重点并不是研究故障本身，而在于研究设备状态监测、识别和诊断的方法，然而，故障本身的类型与性质对有效实施诊断确是极为重要的，研究不同的振动往往需要采用不同的诊断方法，即“对症下药”。
1.故障分类
(1）按故障的性质分类
暂时性故障：这类故障带有间断性，只在短期内在一定条件下丧失某些功能，通过修理、调试或调整运行参数，不需要更换零部件即可恢复系统的正常功能。
永久性故障：这类故障一般由设备中的某些零部件损坏所致，必须更换零部件并修复后才能消除故障。
(2）按故障的影响程度划分
对于永久性故障，按造成的功能丧失程度可分为永久性故障（完全丧失设备所应具有的功能）和局部性故障（只有某些局部功能丧失）。
(3）按故障发生、发展快慢划分
突发性故障}