150万吨年渣油催化裂化反应再生系统工艺设计毕业设计

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1、150万吨/ 年渣油催化裂化反应再生系统工艺设计摘要在本设计中， 使用大庆常压渣油作为原料， 采用汽油生产方案， 进行渣油催化 裂化反再系统的工艺设计。催化裂化装置由反应再生系统， 分馏系统，吸收稳定系统和能量回收系统组成。 本设计主要针对反应再生系统进行设计计算。由于渣油催化裂化的焦炭产率高， 对再生器的烧焦能力要求较高，故本设计选用烧焦罐式再生器以实现高效完全再 生。在本设计中，基于设计的原料性质，参考国内同类装置的数据采用高低并列 式再生系统，提升过反应器和烧焦罐高温完全再生系统。反应部分：反应器为原 料油和催化剂充分接触提供必要的空间，本设计采用提升管、汽提段、沉降器同 轴布置，以减少

2、生焦，提高轻质油收率。再生部分：再生器的作用是烧焦，烧掉 催化剂上的积炭，使催化剂上的活性得以恢复。本设计采用带有预混合管的高效 烧焦罐式再生器， 可使催化剂含碳量降到 0.1%以下，充分发挥了催化剂的选择性， 延长了催化剂的寿命。关键词： 催化裂化，提升管，再生器，催化剂6TECHNOLOGCIAL DESIGN FOR REACTION AND REGENERATION SYSTEM OF 150wt/a RFCC AbstractReaction and regeneration system technology of a 270wt/a RFCC processing DAQING

3、atmospheric residue feedstock has been designed and calculated in this layout.The catalytic cracking unit is made up from reaction and regeneration system fractionation system， absorption and stabilization system and energy recover system. This layout is derected against reaction and regeneration sy

4、stem to compute.A high efficient and complete coke burning regenerator having high burning capacity was adopted because much coke was produced during RFCC process.In the design， Referring to the dates of feed and the same type reacto，rs I design a high-low parallel FCC reactor-regeneratorsystem-rise

5、r reactor and coke container high temperature complete reactor-regenerator system. The part of reaction: the reactor develops sufficient room for feed oil and catalytic contacting completely. This kind of design is to reduce coke promote recall ratio of light oil. The part of regenerator system: the

6、 regenerator can burn up remaining carbon about catalytic to recover activity of CAT. General speaking， my design can reduce the ratio of carbon in CAT to 0.1% ， so it makes full use of choice of CAT， extends the life of the catalyst.Keywords: catalytic cracking ， riser， regenerator， catalyst1文献综述11

7、.1催化裂化工艺产生的背景及意义 11.1.1国外催化裂化 1.1.1.2国内催化裂化2.1.2催化裂化技术的现状及发展 2.1.2.1国外催化裂化技术的现状及发展 31.2.2我国催化裂化技术的现状及发展 51.3重油催化裂化.7.1.3.1重油催化裂化的原料 8.1.3.2重油催化裂化的产品 8.1.3.3重油催化裂化装置特点 8.1.4催化裂化装置研究进展 111.4.1催化裂化再生装置形式 111.4.2 催化裂化反应装置形式 151.4.3催化裂化反应一再生两器排布方式 191.4.4提升管末端快速分离器 211.4.5进料雾化喷嘴 241.4.6空气分布器 261.4.7 结语29

8、2设计说明 302.1加工方案的确定及装置形式的选择 302.1.1加工方案 302.1.2装置形式的选择302.2流程说明302.2.1反应再生系统302.2.2分馏系统322.2.3吸收稳定系统342.3主要操作条件352.3.1再生温度 352.3.2再生压力362.3.3再生烟气中过剩氧含量 362.3.4反应温度 362.3.5反应压力372.3.6焦中氢碳比（H/C）.372.3.7反应时间382.3.8 烟气中 CO 与 CO2 比值（CO/CO2）382.3.9原料的预热温度382.3.10再生剂含碳量（定碳） 392.4装置设备的特点392.5能量回收402.6环境保护.40

9、3设计计算 423.1基础数据423.2再生部分计算433.2.1 燃烧计算433.2.2 反应系统热平衡计算483.2.3再生系统热平衡计算533.2.4 取热器的设计563.2.5催化剂外循环管设计计算583.2.6 再生器结构尺寸计算593.2.7 催化剂输送管线643.2.8 旋风分离器的设计计算673.2.9 主风分布板的设计计算 723.2.10 辅助燃烧室的设计计算733.2.11 能量回收的计算763.3反应器部分计算783.3.1提升管反应器的设计计算783.3.2 预提升管尺寸计算863.3.3沉降器和汽提段尺寸计算863.3.4 旋风分离器的选型与核算9 13.4两器压力

10、平衡计算 934工艺设计计算结果汇总 984.1反再系统主要操作参数计算结果汇总 984.2反应系统物料平衡 1034.3反应系统水平衡1054.4再生器物料平衡1.064.5再生器水平衡1.064.7再生系统热平衡 1074.8再生器外取热器设计结果汇总1084.9再生催化剂线路1094.10待生催化剂路线 1094.11反再系统主要操作条件 110致 谢111参考文献112130万吨/ 年渣油催化裂化反再系统工艺设计1 文 献 综 述1.1 催化裂化工艺产生的背景及意义一般原油经常减压蒸馏后可得到1040%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

11、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，由于内燃机的发展 对汽油的质量提出更高的要求而馏汽油（辛烷值较低 40）则一般难以满足这些 要求。原油经简单加工所能提供的轻质油品的数量和质量同生产发展所需要的轻 质油品的数量和质量之间的矛盾促使了二次加工过程的产生和发展。催化裂化是 重质油轻质的主要手段。在目前我们国家的汽油中，80%来自于催化裂化。可见催化裂化在我国石化工业中占有极其重要的地位。 我国 FCC 加工能力占原油加工 能力的 26%约有 70%的汽油来自 FCC 装置。最近几年，我国在渣油裂化、催 化剂再生、工程设计、研究和开发等方面发展很快。 渣油 F

12、CC 成为渣油转化有效 而经济的方法 1。1.1.1 国外催化裂化催化裂化的研究开始于 19世纪 90年代，随着固体酸性催化剂的问世， 于 1936 年在美国诞生了世界上第一套固定床催化裂化工业装置。固定床催化裂化存在设 备结构复杂、操作繁琐，控制困难的缺点。为了克服固定床的缺点，需要两项革 新，即催化剂在反应和再生操作之间循环和减小催化剂粒径。第一项革新结果出 现了移动床，两项革新的结合得到了流化床。最初移动床催化裂化定名为ThermoforCatalyticCarcking(TCC) ,1943年，Maguolia 石油公司投产了一套 0.5Mt/a 的 TCC 装置。1944年开发成功的

13、小球合成硅酸铝催化剂是催化裂化过程的重大 改进。 HPC 公司开发的第一套 Houdriflow 移动床催化裂化工业化装置于 1950年 在美国投产。第一套流化催化裂化装置于 1942年在美国建成投产,而 1 946年硅 铝微球催化剂的问世,更促进了催化裂化技术的发展。至20世纪 50年代前后采用密相床反应的流化催化裂化技术趋向成熟。 60年代中期,随着分子筛催化剂的 推出,全提升管流化催化裂化工艺的地位得到了确立并延续发展至今。 21.1.2 国内催化裂化自我国第一套流化催化裂化(FCC)装置1965年5月在抚顺投产以来，我国催 化裂化技术,特别是重油催化裂化技术取得了重大进展显著成绩,催化

14、裂化已成 为我国重油加工最基的手段和各炼油企业经济效益最重要的支柱催化裂化技术 在我国炼油工业中占有的地位，首先是和我国原油性质密切相关的与中东地区 古硫原油相比，我国绝大多数原油均属重质原油，大于350的重油产率一般占原油的70%75%,因此，必须有足够的二次加工能力，才能有效利用原油，最 大限度获得轻质油品另一方面，我国绝大多数原油都属于氢含量较高的低硫低 金属的石蜡基原油， 最适合于采用重油催化裂化进行加工 针对我国原油的特点， 采用催化裂化的加工方法， 投资少，效益高，并能为化工综合利用提供多种原料 这 正是催化裂化在我国炼油技术中占有极其重要的位置并在 30 年来取得迅速发展 的根本

15、原因 3。1.2 催化裂化技术的现状及发展1.2.1 国外催化裂化技术的现状及发展 渣油催化裂化 (RFCC) 工艺主要有UOP公司的MSCC技术(毫秒催化裂化技术)，在Msec过程中，催化剂向下流动形成催化剂帘，原料油水平注入与催化剂垂直接触，实现毫秒催化反 应。反应产物和待生催化剂水平移动，依靠重力作用实现油气与催化剂的快速分 离。这种毫秒反应以及快速分离，减少了非理想的二次反应，提高了目的产物的 选择性，汽油和烯烃产率增加、焦炭产率减少，能更好地加工重质原料，且投资 费用较低同。多产烯烃的 FCC 工艺技术该技术的主要特点：(1) 设立第二提升管进行汽油二次裂化；(2) 使用高 ZSM-

16、5 含量的助剂；(3) 采用密闭式旋风分离器。中试结果表明，以Minas 蜡油为原料可以得到18.37的丙烯产率。LCO 改质 MAK 工艺MAK 轻循环油改质工艺是由 Mobil 、AKZO 和 Kellogg3 家公司聪合开发的 中压单段加氢裂化工艺，生产高辛烷值汽油和高质量柴油。经 MAK 工艺改质后 可明显提高其质量。生成柴油馏份的十六烷值达到 3440。轻烃预提升技术U0P 公司和 Ashland 石油公司的干气预提升技术是目前应用效果较好的轻烃 预提升技术。 UOP 公司的预提升技术是在提升管底部用稀释剂 (干气或蒸汽或者 是二者并用 ）对再生催化剂进行预加速、 使催化剂的密度降低

17、， 这样从进料喷嘴喷 出的油滴就能穿透催化剂覆盖整个提升管截面，达到良好的剂油混合效果，使油 滴得到良好的汽化，从而获得较好的产品分布。对于加工渣油的装置来说用轻烃 代替蒸汽作为预提升介质除了具有上述作用外还能钝化催化剂上的重金属，从而 起到了改善反应选择性的作用。目前国内已有洛阳石化总厂、天津石化公司炼油 厂、济南炼油厂和锦西炼化总厂等厂家的催化裂化装置应用了轻烃预提升技术。提升管反应苛刻度控制技术为了确保提升管进料全部汽化、 减少不希望的热裂化和过度裂化反应的发生， 法国石油研究院（IFP）在其设计的R装置中应用了混合温度控制（frC）技术。采用 混合温度控制技术可以改进原料油的汽化，并相

18、应减少焦炭的产率。混合温度控 制技术将提升管分成了两个反应区，其中上游区混合温度高、剂油比大、剂油接 触时问短；下游区在常规催化裂化反应条件下进行。 Kellogg 公司设计的提升管急 冷技术是在进料喷嘴以后通过专有的急冷油喷嘴打入部分急冷油来控制提升管剂 油混合区的温度。工业装置应用表明在保持相同的提升管出口温度时，采用急冷 油技术后提升管精油混合段的温度提高了27. 8-41. 7C。催化剂循环增强技术 CCETShell 石油公司开发了自己的 CCET 技术。该技术的核心是显著提高立管的稳 定性，在立管入口附近优化催化剂条件以增加蓄压，使滑阀维持高压差来提高催 化剂循环量这样就能提高装置

19、处理量，而不必对催化剂输送管线和滑阀进行昂贵 的改动。采用 CCET 技术后，滑阀压差增大，催化剂循环量提高了50。1.2.2 我国催化裂化技术的现状及发展渣油催化裂化（RFCC）工艺技术VRFCC 是中国石化集团公司石油化工科学研究院、北京设计院和北京燕山 石化公司合作开发的一项加工大庆减压渣浊的催化裂化新工艺。多产柴油和液化气的 MGD 技术MGD技术是中国石油化工股份有限公司石油化工科学研究院（RIPP）开发的以重质油为原料多产柴油的催化裂化 MDP 技术RIPP 在传统增产柴油工艺技术的基础上开发了催化裂化增产柴油的新工艺MDP。多产烯烃和高辛烷值汽油的 DCC 工艺技术近年来， DC

20、C 技术还在不断发展和完善，这些新进展主要有两个方面：一个 是开发系列催化剂产品；另一个是改进工艺以进一步提高轻烯烃、特别是丙烯的 产率。在催化剂开发方面尽量使品种多样化以满足不同用户的需要，而新开发的 渣油催化裂解催化剂已经在全常压渣油催化裂解装置上使用。在工艺改进方面也 已经取得很好的实验室结果，以大庆蜡油掺渣油为原料可以得到28的丙烯产率，同现有 Dcc 技术相比丙烯产率可以提高 6 个单位以上。多产异构烷烃的 MIP 技术我国催化裂化汽油中烯烃含量高达 40-65，远远高于我国车用汽油烯烃 不大于 35的指标。 由中石化石科院和中石化上海高桥分公司、洛阳石化工程公 司联合攻关的多产异构

21、烷烃的催化裂化技术 （M I P） ，具有我国自主知识产权， 是既6MIP 技可促进重油转化、又可改善催化汽油质量以满足燃料清洁化需求的技术。术先期于2002年在高桥分公司炼油厂140万t/ aFCC装置上成功应用。运用该 技术后，汽油烯烃含量 (荧光法)一直持续低于 30以下，辛烷值有所提高。该工艺 突破了现有催化裂化工艺对二次反应的限制，实现了可控性和选择性地进行裂化 反应、氢转移反应和异构化反应。可明显降低汽油烯烃含量并增加异丁烷产率， 提出了一种生产清洁汽油组分的新概念。两段提升管催化裂化新工艺技术该项工艺技术可使装置处理能力提高30-40，轻油收率提高 3 个百分点以上，液体产品收率

22、提高 2-3 个百分点，干气和焦炭产率明显降低，汽油烯烃含 量降低 20个百分点，催化柴油密度下降， 十六烷值提高。 两段提升管催化裂化新 技术最突出的效果，是可以改善产品结构，大幅度提高原料的转化深度，显著提 高轻质油品的收率， 提高催化汽油质量， 改善柴油质量， 提高催化装置的柴汽比。 该技术还具有非凡的灵活性和可调性，由此可派生出多种适应不同生产要求的专 用技术。 4催化裂化在 20 世纪里对炼油工业的贡献是人所共颂的，面对 2l 世纪的形势 和任务，催化裂化迎来了新的挑战。预测其今后的发展，可能有两种：沿革性的发展(1) 继续改进工艺、设备、催化剂，尽可能多转化一些重油，提高轻质产品收

23、 率。对我国而言，特别要在保证长周期运转上下功夫。(2) 继续研究开发多产低碳烯烃的工艺， 为发展石油化工和清洁燃料组分生产 提供原料。(3) 继续研究开发能满足市场产品需求的催化裂化工艺和催化剂。(4) 为清洁生产，研究开发减少排放的工艺、催化剂、助剂，以及排放物的无 害处理工艺。(5) 催化裂化不要“单打” ，需和其它工艺密切配合，同步发展，包括上游的 预处理和下游的二次加工工艺，例如上游的加氢、焦化、脱沥青工艺及它们的组 合；下游的汽油柴油再加工工艺、各种低碳烯烃的利用工艺等。(6) 劣质渣油焦化或脱沥青与催化裂化组合； 对焦炭或沥青作气化联合循环发 电(IGCC)的原料以及费托合成关键

24、技术开展研究，为炼油厂达到清洁生产和生产 清洁燃料开辟途径。跨越性的发展。在一段时间之内将以沿革性发展为主，同时为跨越性发展准备。顾名思义， 跨越性的发展是指有全新的工艺技术出现，或在某个环节上有别于现有工艺技 术能较好地解决现有技术不尽人意之处，使催化裂化技术再跨上一个新的台阶 历史上曾有不少这样的跨越性发展，例如分子筛催化剂的出现。从美国油气杂志 2001年的统计材料看，全世界现有催化裂化能力已达 693Mt / a。催化裂化不但 不是“夕阳”工艺，而且还处于“成长”状态。我国原油大多属石蜡基或中间石 蜡基，较重、较干净，比较适合催化裂化，因此催化裂化将仍然是我国炼油的骨 干工艺。但由于现

25、有规模已经较大，今后可能是以改造为主，以更先进的工艺技 术来代替；同时发展配套的催化裂化产品后加工工艺，以满足环保对产品质量的 要求。 51.3 重油催化裂化1.3.1 重油催化裂化的原料所谓重油是指常压渣油、减压渣油的脱沥青油以及减压渣油、加氢脱金属或脱硫渣油所组成的混合油。典型的重油是馏程大于350C的常压渣油或加氢脱硫常压渣油。与减压馏分相比，重油催化裂化原料油存在如下特点：粘度大，沸 点高；多环芳香性物质含量高；重金属含量高；含硫、氮化合物较多。因 此，用重油为原料进行催化裂化时会出现焦炭产率高，催化剂重金属污染严重以 及产物硫、氮含量较高等问题 71.3.2 重油催化裂化的产品 重油

26、催化裂化的产品是市场极需的高辛烷值汽油馏分，轻柴油馏分和石油化学工业需要的气体原料。1.3.3 重油催化裂化装置特点 重油催化裂化工艺与一般催化裂化工艺的异同点 两工艺既有相同的部分，亦有不同之处，完全是由于原料不同造成的。不同之处主要表现在，重油催化裂化在进料方式、再生系统型式、催化剂选用和 SOX 排放量的控制方面均不同于一般的催化裂化工艺；在取走过剩热量的设施，产品 处理、污水处理和金属钝化等方面，则是一般催化裂化工艺所没有的。但在催化 剂的流化，输送和回收方面，在两器压力平衡的计算方面，两者完全相同。在分 馏系统的流程和设备方面，在反应机理、再生机理、热平衡的计算方法和反应 再生系统的

27、设备上两者基本相同 8。重油催化裂化工艺加氢脱硫一渣油裂化和减压渣油加氢脱硫一渣油催化裂化常压渣油加氢脱硫一渣油裂化 (ARMS) 和减压渣油加氢脱硫一渣油催化裂化 (VRDS)此两种工艺适合于含硫量较大的重油炼制。常压渣油加氢脱硫(ARDS)与减压渣油加氢脱硫(VRDS)是固定床渣油加氢技术中的两种不同工艺。 在加工高硫 高金属原油时，通过 ARDS 或 VRDS 工艺对常压渣油或减压渣油进行加氢脱硫、 脱氮、脱金属、脱残炭等，使加氢后的重质馏分可在催化裂化等装置中进一步轻 质化，并满足一定的产品质量和环保要求。我国今后进口含硫原油的数量将不断 增加，为了解决含硫原油深度加工的问题，国内目前

28、正在进行固定床渣油加氢催 化剂和工艺的研究与开发，国内炼油厂也将越来越多地考虑采用固定床渣油加氢 的技术。延迟焦化-加氢精制-催化裂化组合工艺我国不少渣油氮含量很高， 经延迟焦化后的焦化蜡油硫、 氮含量(尤其是碱氮 含量)很高，这种焦化蜡油如果直接进入催化裂化装置会严重影响催化裂化产品的 分布和质量，并使催化剂降低活性。因此尽量增加重质油的延迟焦化处理量可多 产汽柴油，且柴汽比高，增加产品的灵活性和市场适应性。尤其是焦化干气产量 大，干气 CH、CH 含量高，可提供丰富的廉价的制氢原料，以获得便宜充足的氢 源，发展加氢精制以提高焦化气柴油的品质来满足市场竞争的要求。焦化蜡油不 安排 (或尽可能

29、少地作为掺炼油催化裂化处理，视加氢裂化处理量而定)，是由于其碱氮含量高，极易造成催化裂化催化剂失活，造成结焦严重，干气产量上升， 汽柴油收率降低。而安排焦化蜡油与焦化汽柴油或催化柴油混掺加氢裂化，不但 可得到优质汽柴油，而且尾油又是优良的裂化原料制乙烯和催化裂化原料，并且此过程氢耗量小于单独的重质油加氢裂化。加氢精制的石脑油又是优良的催化重 整的进料，增加高辛烷值低烯烃汽油产量，并且苯、 甲苯、 二甲苯又是化工原料， 自产氢气又可平衡炼厂系统的氢气。石油焦既可外卖，又可经煅烧处理，经煅烧 生产优质的煅烧焦。增加产品的附加值。炼油企业减压瓦斯油和焦化瓦斯油应重 点考虑作加氢裂化原料，这一方面可以

30、缓解喷气燃料和优质低凝点柴油市场供应 不足的矛盾，另一方面可以提供相当数量的芳烃原料 （高芳烃潜含量石脑油 ） 和优 质乙烯装置原料 （加氢未转化油 ）溶剂油脱沥青 -延迟焦化 -催化裂化组合在炼油厂获得的总经济效益中， 60的效益来自催化裂化装置， 利用这一工 艺将催化裂化澄清油与减渣混合，回收澄清油中可裂化的组分进入脱沥青油，然 后再返回到重油催化装置中，为催化裂化装置提供大量的原料。澄清油中的稠环 芳烃进入到沥青中可改善沥青的质量。脱沥青油既可作为催化裂化进料，又可作 为加氢裂化的原料。脱油沥青可作为延迟焦化进料或锅炉燃料。为了给催化裂化 装置提供更多的原料，同时也为增加延迟焦化装置的原

31、料品种，石科院与中石化 广州石化总厂合作，以脱油沥青掺人减渣 （掺人质量分数 20一 30 ）进行焦化， 可转化为轻质产品的收率约为 605。可见将少量的脱油沥青与减渣混合作为 焦化的原料，不但扩大焦化的原料的品种，也解决了一部分硬沥青的出路，也有 经济效益。用脱油沥青作为焦化原料的缺点是随着沥青的掺人量增加焦炭产量也 增加，焦炭的质量也越来越差，另外是使加热炉管结焦倾向增大，因此应设法改 善渣油与沥青的互溶性，以增强沥青质在渣油体系中的稳定性。 9 我国自主开发的重油催化裂化后反应系统关键装备技术同时实现“三快” 和“两高”，解决了重油催化裂化工艺后反应系统易结焦等世界性难题， 使我国在 这

32、一领域走在了世界前列。截至目前的最新统计，该技术已推广应用于中石油、 中石化 50 套催化裂化装置，经济效益显著。由中国石油大学 （北京）经过十余年努 力研发成功的后反应系统技术在多项核心技术上获得突破，达到了同时实现“三 快”和“两高”的攻关目标，即油剂的快速脱离、分离催化剂的快速预汽提、油 气的快速引出，以及催化剂的高效分离、高油气包容率。该技术目前已成功应用 于国内 50 套不同构型和规模的催化裂化装置。 结果表明，反应后油气在沉降器内 平均停留时间由常规的1020秒缩短到5秒以下，气固分离效率高达98. 5%以 上，从而可使轻油收率提高 10 个百分点以上， 超过国内外同类技术的最高水

33、平。 该技术还可有效抑制沉降器内的结焦，延长了开工周期。和国外同类先进技术相 比，该技术具有更高的气固分离效率、更好的预汽提效果以及更高的操作弹性和 稳定性。该技术和装备的投资仅为国外同类技术的 1/201/10，具有显著的竞 争优势。科研人员在系统实验研究的基础上，成功开发出了高效气固旋流分离、 高效预汽提、提高油气包容率 3 项创新技术，并通过集成创新形成了 4 种新型快 分系统，适用于目前所有构型的催化裂化装置，并创建了后反应系统关键装备的 优化设计理论和方法。目前该项目已取得国家发明专利 7项、实用新型专利 2 项 10。1.4 催化裂化装置研究进展1.4.1 催化裂化再生装置形式单段

34、再生的再生器的基本形式如图 1 所示11 。lU tit 2两段再生是把待生剂依次通过两个流化床进行烧焦，它是为适应重油催化裂 化工艺发展起来的。两段再生是把烧碳过程分为两个阶段进行：第一段，约80% 85%的总烧碳量被烧去；第二段，再用空气及在更高的温度下继续烧去余下的碳。两段再生可在一个再生器筒体内分隔为两段来实现，也可以在两个独立的再生器内实现挣生剂管式再生采用提升管进行催化剂的烧焦再生，提升管的表观线速为310m/s。为了保持提升管内催化剂呈活塞流，管上部线速较高，下部线速较低。燃烧用空气从提升管的不同高度分为 3-4股送入提升管中，以控制催化剂密度和氧浓度氧的传质阻力和催化剂返混程度

35、均较低，烧焦强度可达 1000kg/(t.h)。烧焦用提升 管长度为22m,管内烧焦量可占总烧焦量的80%左右。剩余焦炭和CO的燃烧在提 升管上部的湍流床中进行。帧：誤再堆W并芒一、快速床(循环流化床)再生催化裂化装置的烧焦罐再生就是属于循环流化床的一种再生方式al 9 - 35 游环流化床时生股f閨图41.4.2催化裂化反应装置形式单段提升管反应器提升管反应器主要有提升管、沉降器、汽提段、旋分器、待生斜管等部分组成图5两段提升管催化裂化技术在常规提升管反应系统中，预热的原料油经喷嘴进入反应器，与来自再生器 的高温催化剂接触、气化并进行反应；油气和催化剂沿提升管上行，边流动边反 应，反应过程中

36、不断有焦炭沉积在催化剂表面， 使催化剂活性及选择性急速下降， 对改善产品分步非常不利。针对提升管反应器的这些弊端，一些研究机构和石油 公司提出了两段催化裂化的概念。20世纪70年代末，Engelhard公司开发了两段 催化裂化ART FCC工艺，其第1段主要用来脱除原料中的残炭和大部分金属， 起到原料预处理的作用，在第2段反应器中，再对改质后的原料进行常规裂化。18最近，MaredlinEspeillac和PlebeCrespin取得了利用两个反应区进行烃类裂化反应的专利J。另外，石油大学正在进一步地研究两段提升管催化裂化技术，目前， 已提出提升管两段催化裂化工艺（TSRFCC）_3-,其工艺

37、原则流程。该工艺的核心 是：针对现行催化裂化提升管反应器的弊端，将传统提升管反应器分为两段串联，在段间将半再生催化剂更换为再生催化剂，实现催化剂双路循环、分段反应，从 而提高提升管内催化剂的平均活性和选择性，强化和改善催化裂化反应过程。石 油大学（华东）胜华炼油厂0 1Mt/a工业试验结果表明，TSRFCC工艺可以极大 的提高原油的转换深度，同时加工能力可增加30%50%;可以显著改善产品分 布，轻质油收率可提高34个百分点，干气和焦炭产率降低2个百分点；汽油的 烯烃含量降低，柴油的十六烷值增加。两段提升管反应器的作用原理催化剂接力原理所谓催化剂接力是指当原料进行短反应时 间后、 由于积炭而使

38、催化剂活性 下降到一定程度 时，及时将其与油气分开并返回再生器再生， 需 要继续进行反 应的中间物料在第二段提升管与 来自再生器的另一路催化剂接触， 形成两路催 化剂循环 。两段提升管重油催化裂化技术在提高 中间目的产物产率的同时可以 提高 目的产品的 选择性， 从而显著改善产品分布。分段反应原理 所谓分段反应就是让不同的馏分在不同的场所和条件下进行反应， 排除相互 干扰。第一段 提升管只进新鲜原料， 目的产物从段间抽出作为最终产品以保证 收率和质量， 难以裂化的油浆和回炼油 （ 循环油 ） 单独进入第二段提升管， 从 而提高原料转化深度、 改善产品分布。短反应时间两段提升管重油催化裂化工艺技

39、术采用分段反应， 总反应时间 一般为 2 S 左右。大剂油比46两段提升管技术采用两段反应，第一段反只达到较小的转化程度，进入分 馏塔将柴油分出，使进第二段提升管循环油的量明显增加， 故使循环催化剂对新 鲜进料的剂油比得到大幅度提高， 反应过程的催化作用得到显著强化12。湘壮舌対二段提生管预提升介质循环油 或汽油预提升介质待生催化剂新鲜原料喷嘴LD寺生催化Q循环油 或汽油143催化裂化反应一再生两器排布方式按反应器（或沉降器）和再生器布置的相对位置的不同可分为两大类：反 应器和再生器分开布置的并列式；反应器和再生器架叠在一起的同轴式。并列 式又由于反应器（或沉降器）和再生器位置高低的不同而分为

40、同高并列式和高低 并列式两类。同高并列式主要特点是：催化剂由U型管密相输送：反应器和再生器间的 催化剂循环主要靠改变U型管两端的催化剂密度来调节；由反应器输送到再生 器的催化剂，不通过再生器的分布板，直接由密相提升管送入分布板上的流化床 可以减少分布板的磨蚀。反应产物图8高低并列式特点是反应时间短，减少了二次反应；催化剂循环采用滑阀控制 比较灵活。同轴式装置形式特点是：反应器和再生器之间的催化剂输送采用塞阀控制 ；采用垂直提升管和90。耐磨蚀的弯头;原料用多个喷嘴喷入提升管。图9144提升管末端快速分离器提升管末端采用快速分离技术可以缩短反应生成物在反应提升管内的停留时 间，防止过度裂化.本世

41、纪60年代中期出现了沸石催化剂，沸石催化剂的出现是 催化裂化发展史上的里程碑，其优良的性能使反应需要的时间从使用硅铝催化剂 的几分钟缩短23秒钟，于是发展了提升管反应器和提升管末端快速分离技术。 国外提升管末端快速分离技术的发展 UOP的提升管末端快速分离技术S&W公司 的提升管末端快分技术国内提升管末端快速分离技术现状国惠最早设计的提升管FCCU采用伞帽提升管末端快速分离装置，其特点是压力降小，分离效率低。该 提升管末端快速分离装置后来很少采用中期设计的装置多采用T形和倒L形快速分离装置，前者多用于并列式，后者多用于同式装置，两种快速分离装置均靠惯 性进行分离，其效率为70%80%。近期设计

42、的装置多采用三叶槽、弹射或粗旋 风分离器快速分离装置。弹射快速分离装置用于并列式装置，80年代曾在工业装 置上试用，由于开工阶段发生催化剂跑损而未得到广泛应用。13第一类第一类快速分离器特点是：快速分离器内压力略高于沉降器内压力，设置料 封，使油气按指定的方向流动。单独设计开口让汽提蒸汽进入旋风公离器系统。 该快速分离器是一种密闭快速分离器。该快速分离器分三种形式可分别与国内的 T形、倒I形和粗旋风分离器快速分离器配匹。图10第二类快分器特点：沉降器内压力略高于快分器内压力，汽提蒸汽经快分器 与反应油气一进入旋风分离器系统。是一种半封闭快速分离器。图11近期出现了一些新技术(如敞口式、多种直联

43、或紧接式、高效封闭偶合式提升管旋风分离器)，已把提升管终端油剂快速分离结构发展到了第3代产品。近年来UOP公司又开发了带有预气提的分离器，油气在沉降管内的停留时问已由Irain降到105S。VDS和VSS两种快分技术也对提升管末端快速分离做了改进，即 在粗旋下部加了一个预气提器，形成两级气提和在提升管出口端加有弯成一定角 度的弯臂，使油剂混合物以旋流形式导出7J。S&W公司最新型式的提升管末端装置(RTD)为Ramshom分离器或轴向分离器，这种 RTD的特点是气体分离更快， 压降更小，提升管顶端可活动，可避免催化剂带入主分馏塔，同时操作方便。s&w 公司提升管后冷技术L9J是在粗旋油气出口处

44、注入一股急冷剂，以降低提升管反应器后沉降器稀相的温度，从而降低油气温度，同样可以使油气 2 次反应与热裂 化反应减少，使轻质油收率提高约 2，于气和焦炭产率下降。 AXIAL 型旋风分 离器在设计中加入了小的缓冲空间以保持所需压力。我国自行开发的 PV 型旋风 分离器结构简单，配以完整的优化设计方法可将总分离效率达到9999，总压降9. 3kPa,平均催化剂单耗从原来的 0. 81kg/1降至0. 4kg/114。1.4.5 进料雾化喷嘴 进料雾化是重油催化裂化工艺的关键技术之一,近年来不少研究单位致力于 高效雾化喷嘴的开发研究，应用比较广泛的有Total公司的靶式喷嘴、UOP公司的 Opti

45、mix 喷嘴、 Kellogg 公司的 Atomax 喷嘴、中国科学院的 KH 喷嘴、中国石 化工程建设公司（SEI）的BWJ喷嘴及中国石化集团洛阳石油化工工程公司 （LPEC） 的 LPC 喷嘴等。工业应用结果表明, 性能良好的进料雾化喷嘴可提高轻质油收率, 降低焦炭和干气产率,改善产品分布,防止反应系统结焦,是保证装置长周期运 行的关键设备。因此,国内外对进料喷嘴的改进都非常重视。 LPH。 1 型重油进 料雾化喷嘴是 LPEC 在 LPC 喷嘴基础上开发出的新一代高效进料雾化喷嘴, 该喷 嘴操作弹性大、压力降低、喷射速度适中，雾化效果好。LPH 一 1重油进料雾化喷嘴有以下优点：（1）雾

46、化蒸汽用量小 （只有 3），可以降低装置能耗；压力降低（只有0. 25MPa）,可以降低进料机泵的电能消耗；（3）该喷嘴为低速喷嘴， 可减少催化剂的冲击破碎， 催化剂消耗降低了 1.83。（4）雾化效果好，催化剂与油气接触充分，减弱了热裂化反应强度，焦炭、干气产 率降低了 0. 51 个百分点，轻液体收率增加 1. 93个百分点15 。新型催化裂化进料雾化喷嘴开发洛阳石油化工工程公司(LPEC)工程研究院投人大量资金，建立了占地面积为 20m x 6m的大型进料喷嘴雾化试实验室，配备了先进的粒度测试分析仪器一一美 国TSI公司的激光相位多普勒粒子分析仪(PDPA)，以及喷嘴雾化试验台和压力、

47、流量的测试、计量和控制设备，可实时测量雾化颗粒的粒度、速度、压力和流量 等参数，还可进行喷嘴内部流体流动显示。 LPEC 从 20 世纪 80 年代开始研发工 作，经过反复的实验室冷试、中试、半工业试验、工业试验和优化筛选等过程， 研制出了 LPC 型喷嘴，并应用于生产装置上，取得了良好效果和经济效益。 16CS- U型重油催化裂化进料喷嘴的特点(1) CS- U型重油催化裂化进料喷嘴(简称cs U喷嘴)采用矢量控制技术等最 新研究成果， 使进料的雾化效果更贴近催化裂解装置实际。 在降低干气、 生焦率、 提高总液体收率方面表现出优良性能的同时，抗结焦性能突出，可以提高装置的 处理量和渣油掺炼量

48、。(2) 采用了低速射流技术，不破坏催化剂，减轻了射流对喷嘴的冲蚀，在保持 设计工况条件下，能稳定使用 3a。采用了低汽耗(雾化蒸汽量5%)、低压力降(喷嘴压力降0. 4MPa)二次进 气，多级雾化的设计理念，在突出节能的同时，实现了对劣质油的高效雾化。(4) 操作弹性大，可在设计值 30%范围内自如操作，不出现“油汽抢量” 、 振动和啸喘等现象，始终保持喷嘴的平稳运行。(5) 在喷头球面上方设置了若干汽幕孔，用来屏蔽射流形成的低压液雾区，以 防提升管结焦CS- u型重油催化裂化进料喷嘴应用效果（1）CS-H喷嘴设计合理，除雾化蒸汽用量比设计略高外，其它运行参数均在 设计值范围之内。 操作弹性

49、达到 30，投用后运行平稳， 未产生任何异常现象。（2）CS- n喷嘴降低焦炭及干气产率效果明显，在原料性质变差，其它操作条 件不变的情况下， 总液体收率比改造前提高了 147 个百分点，生焦率降低了 093 个百分点，干气产率降低了 047 个百分点。（3）由于cs-n生焦率低，在装置原料变重、再生器热量过剩、主风机满负荷 情况下，有利于提高装置渣油掺炼率或提高装置加工能力，初步估计与改造前相 比，加工能力至少提高6t/ h。同时由于生焦率降低，装置能耗降低。（4）由于cs-n喷嘴属于低压力降、低流速喷嘴，不仅有利于避免催化剂破碎， 保持催化剂活性，降低催化剂单耗，而且还有利于减轻喷嘴磨损，

50、保证喷嘴长周 期稳定运行。（5）投用cs-n喷嘴后，不包括提高加工能力及降低加工能耗所增加效益，只 因产品分布改善就增加效益，显著地提高了公司的经济效益17。1.4.6 空气分布器空气分布器是 FccU 再生器系统的关键设备，空气分布器设计的好坏将直接 影响催化剂的跑损和再生效果，直接影响装置的经济效益和生产周期。国内外空 气分布器的情况：国外早期设计的 FccU 再生器多采用分布板， 后来的设计多采用管形分布器。 从引进的几套装置来看，单环 （或双环 ）分布器效果不甚理想，且大直径的不锈钢 环管质量要求较高，加工制造较困难。国内早期设计的同高并列式装置采用分布板，由于大型流化床分布在高温下变

51、形严重而影响生产，80年代以后陆续更换为管型分布器。近期设计的装置也多采用管形分布器。国内设计的管形分布器也因装置再生器的型式不同有多种形式，见图。图1 a为分布板，现国内很少采用图121 b为圆环型分布管，用于并列式装置，与树枝状分布管相比制造难度相对较大，因此这种分布器现在也少采用。图1 c为树枝分布管，这是目前应用较 多的一种型式，各支管均为能自由伸缩直管，且容易加工制造，图1c用于并列 式装置，图1 d用于同轴式器内两段再生，图1e用于中小型同轴式装置，图1 f和图1 g用于大型同轴式装置。空气分布器的设计空气分布器的设计应满足下列要求： 将主风在流化床内分布均匀； 操作弹性大不因高温

52、热膨胀和催化剂磨损而损坏分布器; 设备简单 21 分布器形状和类型空气分布器的形状应结合再生器的型式确定， 力求尽量简单， 便于制造加工， 目前，国内分布板的热膨胀变形问题尚未解决，尤其是大型流化床。因此，应首 先考虑树枝状管形分布器。分布器尺寸的确定一般主管、支管、分支管的气体速度为 20m s 左右，值得注意的是：分支 管根数较多，且长短不等，在计算管径时一般总根数用平均速度计算来确定管径 然而，短的分支管上布嘴较少，使短分支管中气速低于平均速度，而长的分支管 上布嘴较多，使长分支管中气体速度高于平均速度。如过高则可能导致催化剂被 吸人 （在分支管的根部 ）而磨坏分布管。因此在分支管喷嘴排

53、定后需根据实际喷 嘴数核算长分支管气速，如超过喷嘴气速的三分之一，则需加大分支管直径。分支管间的间隙前认为分支管间的间隙的气速控制在 15m s 左右目的是起到空气再分 配作用，而现在认为 15ms 左右的气逮造成的压力降很小起不到空气再分 配的作用。分布管的压力降分布管喷嘴的压力降最小应不小于床层静压的30，使空气进人每个喷嘴的空气量相同和使喷出的气泡具有一定的能量在床层中分布 均匀，避免沟流和腾涌。注意以下两种情况，一是在快速流化床中尽管快速床对分布器压力降的要求 比床层低，但从避免分布器磨损角度来看，其压力降也不宜过低。二是应该强调 分布器起作用的是喷嘴的压力降，还应注意该压力降与工业装

54、置仪表指示数据的 差别如某厂FCCU再生器流化不理想，催化剂跑损大，而仪表指示为 0.0050.007MPa,似乎也正常，然而扣除侧压管问库层的静压等，喷嘴的压力降只有 0. 003MPa。堵孔后。催化剂跑损大为减少18。1.4.7结语对我国来说，催化裂化发展仍应结合我国炼油工业面临的实际情况，努力提 高催化裂化技术水平，尽快形成具有我国特色的催化裂化工艺技术。目前我国原 油不足，劣质油增加很快，再加上国内对油品的需求不断增长，特别是轻质油品 的需求增长更快，因此，从整体上考虑，我国催化裂化的发展方向仍是继续加快 渣油 FCC 新技术的开发和建设， 以提高炼油厂整体经济效益。 发展加氢处理 催

55、化裂化组合工艺，降低有害物质排放，实现清洁生产，优化设计和操作，提高 目的产品收率，实现长周期运转，实现大型化，提高控制和管理水平，扩大功能 向化工领域延伸， 提高 FCC 装置加工量和重油掺炼比， 继续开发和推广应用新技 术，积极采用 FCC 过程控制技术，要开发具有先进性的适用范围广泛的FCC 装置通用优化软件。催化裂化装置除了采取措施达到清洁燃料的新标准外，可因地 制宜，多生产乙烯、丙烯，向石油化工方面延伸，更好地实现炼油化工一体化， 这是企业抗击市场风险能力的重要措施，也是未来炼油厂发展的一个重要趋势。 增加掺渣比同时生产清洁燃料的新催化裂化工艺以及炼油与石油化工一体化的新 催化裂化工

56、艺将是近期技术开发的热点。2.1 加工方案的确定及装置形式的选择2.1.1 加工方案 首先，从催化裂化产品产率和产品质量情况可以看出，催化裂化过程的主要 目的是生产汽油，汽油产率为 30%50%。根据我国国情，交通运输和农业的发展， 对柴油的需求量很大，通过调整操作条件或采用新的工艺技术，可在生产汽油的 同时，尽可能提高柴油的产率，这也是我国催化裂化技术的一大特点。其次，由催化裂化主要反应可见，在烃类的催化裂化反应过程中，裂化反应 的进行，使大分子分为小分子的烃类，这是催化裂化工艺成为重质油轻质化重要 手段的根本依据；而氢转移使催化汽油饱和度提高、安定性好；异构化、芳构化 反应是催化汽油辛烷值

57、高的重要原因。鉴于催化裂化的目的是生产高辛烷值，低烯烃汽油。所以选用催化裂化生产 汽油。2.1.2 装置形式的选择 本设计装置形式采用烧焦罐式反应再生系统。 反应器采用直提升管式反应器， 由于分子筛催化剂的含碳要求比较严格，必须采用高效完全再生，烧焦罐式再生 器可以实现高效完全再生， 使再剂含碳量降低到 0.1%以下，故再生器选用烧焦罐 式再生器。2.2 流程说明2.2.1 反应再生系统 提升管反应器的进料由两部分组成，一部分为常压渣油，另一部分为从分馏塔下过来的回炼油和回炼油浆。常压渣油由渣油罐流入装置，通过渣油泵（P201/A.B）加压，然后依次通过 顶循环回流油 渣油换热器（E202/A

58、.B），一中段回流油 渣油换热器（E202A.B），油和浆渣油换热器（E203/A.B ）换热，使渣油预热至300E左右， 送至提升管反应器（ R101/1 ）的上部进料喷嘴。回炼油从分馏塔第二层塔板上抽 出，并用回炼油泵（P202/A.B）加压后送至提升管反应器的下部回炼油进料喷嘴。 油浆从分馏塔底抽出，用油浆泵（P203/A.B）加压后送至提升管反应器下部的回 炼油进料喷嘴在开工和非正常操作的情况下，渣油进料靠加热炉（F201 ）预热后再进反应器。当发生事故时，要紧切断反应器进料，同时把进料转送至分馏塔的第二层塔 板上，并立即打开提升管反应器的事故蒸汽，以保证两器的压力平衡催化剂的正 常循

59、环。提升管反应器（R101/1）进料与来自再生器（R103/3）的高温催化剂接触，迅 速汽化并进行反应，反应生成的油气与催化剂一起经提升管顶部的 T型快速分离器 分离后， 90%以上的催化剂落入气提段，少量催化剂随油气一起进入沉降器（R101/2 ）的三组一级旋风分离器。经过旋风分离除去夹带的催化剂之后，油气 由顶部出来进入分馏塔（ T201 ）落入气提段的催化剂上沉积了一定量的焦碳并吸 附了一定量的油气，这些待生催化剂经气提蒸汽气提后，经待生斜管进入再生器 底部预混合管，在预混合管中，与从外取热器下来的再生催化剂进行均匀混合之 后，在主风的作用下，进入再生器的一密相进行烧焦再生。烧焦用的空气

60、是由能量回收机组（M101）的主风机加压至0.36MPa（绝），再经辅 助燃烧进入预混合管，与催化剂一起进入一密相烧焦。催化剂上的积碳很快燃烧 放出大量的热，使一密相的温度高达700C之多，然后催化剂和烟气经稀相管进入 再生器的沉降段 .催化剂进入再生器二密相并与主风机来的二段主风家畜接触松动 后，经再生斜管送至提升管反应器，还有一部分进入外取热器与冷水进行换热。进入稀相段的烟气，经九组旋风分离器和三级旋风分离除去携带的催化剂之后,送至能量回收机组的烟气透平进行膨胀作功。从透平出来的376C左右的烟气，经余热锅炉进一部吸收只有排入烟囱放入大气。在三旋出口至余热锅炉的烟气管线上装有双动滑阀，正常

61、操作时，双动滑阀 仅作为烟机入口蝶阀的旁路阀和烟气入口蝶阀分程控制再生器压力，当烟气透平 出现故障或开停工时，双动滑阀自动切入，控制再生器压力，烟气全部通过双动 滑阀进入余热锅炉 。2.2.2 分馏系统在自沉降器（R101/2）的反应油气进入分馏塔（T201）底部，底部设有人字行挡板， 反应油气在挡板上与油浆逆流接触，一方面洗去油气中携带的催化剂，另一方面 使油气脱过热，饱和油气进入第一层塔板开始分馏 .分馏塔顶油气约150C，经分馏塔顶油气一热水换热器（E204/ABCD ）以及分 馏塔顶油气在V203中气液平衡得到的粗油气，由粗油气泵（P204/AB）加压后送 至吸收塔（T301）作为吸收

62、剂，气液平衡得到的富气引至压缩机（C301）加压至1.4MPa（绝）。从分馏塔顶油气分离器（V203）冷凝下来的水由富气水洗泵后作为 压缩富气的洗涤水。从分离20，22层上来的轻柴油自流入轻柴油气提塔（T202）经蒸汽气提后的轻柴油约为225C，轻柴油由轻柴油泵（P205/AB）加压，先经轻柴油一富吸收换 热器（E206）与来自再吸收器的富吸收油换器，再经轻柴油热水换热器（E207）与锅炉给水进行换热之后，一部分轻柴油经柴油冷却器（E208）冷却至60 T作为产品出装置。另一部分轻柴油经贫吸收油冷却器（E209）冷却至40C，送至再吸收塔（T303）作为吸收剂。吸收后的富吸收油经（E206）换

63、热至150C返回分馏塔 第24层，分馏塔还设有四个循环回流进行取热：顶循环，一中循环，二中循环以 及油浆循环。顶循环由顶循环油浆（P206/AB）从28层抽出，温度为165C左右，顶循环油 先经顶循环回流油一热水换热器（E220/AB）与循环水换热，使顶循环回流油冷却 至90C返回31层。中段回流油由一中回流油泵（P207/AB）从15层下的集油箱中抽出，温度是 270r，先送至稳定塔重沸器（E308）与稳定塔（T304）底油换热，换热后的温度 约为245E，然后经一中循环油一渣油换热器（E202）与渣油进料进行换热，再经 一中循环油蒸汽发生器（E211）发生低压饱和蒸汽与热水换热器（E212）换热， 一中段回流油被冷却至190C返回分馏塔第19层。二中循环从分馏塔第三层抽出，由二中循环油泵（P208/AB ）加压二中段回流 油蒸汽分离器（E213）发生装置所需的蒸汽，二中回流汽油被冷却至 280C返回分 馏塔第 5层。油浆由分馏塔底抽出由泵（P203