催化裂化工艺原理技术培训课件.ppt

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1、催化裂化工艺原理技术培训,2006年3月,目录,CH1 催化裂化概述CH2 原料和产品CH3 催化裂化的反应种类CH4 反应机理 与方程式CH5 流态化的基本原理与催化剂输送CH6 反应再生工艺技术CH7 催化裂化的三大平衡CH8 催化裂化的一些基本概念CH9 催化裂化工艺流程,CH1 催化裂化概述,1、概述1）催化裂化是目前我国最重要的二次加工工艺，是最重要的重质油轻质化过程之一。2）肩负着我国80%以上汽油与30%以上柴油的生产任务。,3）这是由我国原油重质馏分多的特点决定的。4）大于350馏分占 60%-70%以上 5）必须有强大的二次加工工艺，满足国民经济对轻质油品的需求。,2、我国催

2、化裂化（重油催化）发展简述,2.1、五十年代引进前苏联移动床催化裂化（小球催化剂）1965年五朵金花之一流化催化裂化在抚顺石油二厂建成投产五朵金花：催化裂化、催化重整、延迟焦化、尿素脱蜡、微球催化剂与添加剂,2.2、七十年代分子筛催化剂的出现，带动了提升管催化裂化技术的发展。2.3、1984年石家庄炼油厂大庆全常渣催化裂化的工业运行，翻开了我国重油催化裂化的新篇章。2.4、九十年代初，前郭炼油厂实现了吉林原油全减压渣油催化裂化；1998年大庆全减渣在燕化炼油厂实行了工业化。2.5、九十年代，催化裂化家族技术生产低烯烃成为催化裂化技术的又一新领域。,2.6、新世纪初，两段提升管催化裂化技术工业化

3、，是提升管催化裂化技术的又一新里程碑2.7、多种汽油降烯烃技术与催化剂的开发，提高了产品质量，满足环保法规要求。 MGD、MIP、FDFCC、ARFCC(辅助提升管) DOCO、LBO等系列降烯烃催化剂,（1）经过半个多世纪的发展，工艺技术已非常成熟 （2）能最大量生产高RON汽油组分与低碳烯烃 （3）原料适应性较广（从VGO、CGO、DAO到AR、VR）,3.催化裂化的技术特点,（4） 反应转化深度较高，轻油及LPG收率较高 （5）装置压力等级不高，操作条件相对缓和，投资较省 (相对加氢裂化)（6）LPG中含有大量低分子烯烃，利用价值非常高，能生产出高附加值产品,4 催化裂化的发展方向,1）

4、继续改进工艺、设备、催化剂技术，提高轻收，多吃重劣油，长周期运行。2）清洁燃料生产。3）开发新的催化裂化工艺和催化剂。4）环保生产，减少污染物排放。5）催化裂化与其它工艺相结合。6）过程模拟与计算机过程自控研究应用。7）新型的催化裂化材料的开发。,CH2 催化裂化原料和产品,主要分馏分油和渣油两大类。最初催化裂化所用原料有直馏减压馏分油VGO 、焦化重馏分油CGO。后来掺炼更重的油品做为催化裂化原料，减压渣油、脱沥青减压渣油、加氢处理重油等掺入减压馏分油中混合进料。 掺入量：受金属含量和残碳量限制。,2.1.1催化裂化原料：VGO、VR、 AR CGO coker oil DAO deasph

5、alted oil 比重：0.86-0.93 残碳：0.3-10 Ni+V：3-10PPm H含量：11.8-13% 氢平衡是制约催化裂化产品分布的关键。,2.1原料,2.1.2评价催化裂化原料的指标：馏分组成、特性因数K值、相对密度、苯胺点、残碳、含硫量、含氮量、金属含量。1）馏分组成： 流程范围300500 ， 密度小于0.92g/cm3。2）烃类族组成：环烷烃多的原料，易裂化LPG 、GAS多，RON高，催化理想原料。,烷烃多的原料，易裂化，产气体高，gas少，RON低。芳烃多，难裂化，LPG、GAS少，生焦量多。烃类的生焦能力排序：芳烃烯烃环烷烃烷烃3）特性因数K标明原料的裂化性能和生

6、焦倾向，K值越大，易裂化，生焦倾向小。,4）残碳反映了原料中生焦物质的多少。 馏分油0.4， 渣油48，生焦大，热量过剩，因此现在的催化裂化要解决生焦量大的问题，解决剩余热的问题。5）含硫、含氮,硫含量多，转化率下降、汽油产率下降、气体产率上升，产品选择性差，小于0.3氮含量多，碱性氮化物能强烈吸附在催化剂表面，中和酸性中心，造成活性降低，小于0.5；中性氮化物对使油品安定性下降。6）金属含量：钠、铁、镍、钒、铜要严格限制重金属含量，对催化剂产生毒素作用，活性下降，选择性差，生焦大。,钠通过电脱盐控制小于1ug/g。镍小于10 ug/g ，钒小于1 ug/g 。,2.2 产品：,2.2.1 三

7、大产品1 ） 气体气体产率1020H2,H2S C1-C2 干气 10-20% C3-C4 液态烃 2 ）液体：包括汽油、柴油、重柴油、油浆,液体产率80左右，汽油4050，柴油3045，油浆510。3 ）焦炭焦炭产率510。焦炭分为：催化碳、附加焦碳、可汽提焦、污染焦,2.2.2 催化裂化原料和产品特点 products m% H% dry gas C1C2 5 1923 LPG C3C4 1016 14.915.5 gasoline RON=8893 3060 13.214.0 原料 LCO CN=40 2040 1012.5 (slurry oil) 稠环芳烃多 8.510 coke 只

8、利用烧焦热 510 68,LCO Light cycle oil 轻循环油，即催化柴油HCO Heavy cycle oil 重循环油，即回炼油,2.2.3 催化裂化产品富含烯烃，是宝贵的化工原料和合成高辛烷值汽油的原料： 丁烯、异丁烷高辛烷值汽油 异丁烯高辛烷值组份MTBE 丙稀聚丙烯、聚丙烯氰丙烷、丁烷裂解制乙烯 干气中的乙烯乙苯、苯乙烯、制氢 C3/C4民用液化气,2.3原料与产品分析指标,1 原料指标馏程，含水，密度，残碳 分析报告产品质量指标控制 汽油：10不大于70 干点不大于210液化气：C5含量(v/v)不大于3柴油： 闪点不小于55,凝固点 10，0，5干气：C3以上含量(v

9、/v)不大于3油浆：固体含量不大于2g/L 密度不大于1000Kg/m3,CH3 催化裂化的反应种类,3.1 催化裂化主要的化学反应1 催化裂化原料主要由各种烃组成，先从单体烃角度分析其反应行为，了解各类烃在FCC条件下发生的主要化学反应 详细反应见下图,Feed component Intermediate products (进料组成) 中间 产品,Cracking,Paraffin & side chains paraffin烷烃 侧链烃,naphthene olefins 环烷烃 烯烃,Isomerization异构化,Aromatization 芳构化,H-transfer,Crac

10、king,olefin,iso-olefin,Aromatic芳香烃,Polymerization 聚合,coke,Aromatic芳香烃,Cracking,Cracking,Condensation 缩合,各种烃类催化裂化反应网络示意图,1）烷烃 ： 分解反应2）烯烃 ： 分解反应、异构化反应、氢转移反应、芳构化反应3）环烷烃：分解反应、异构化反应、氢转移反应4）芳香烃：脱烷基反应、侧链异构化（3个C以上）、多环缩合反应,3.2 化学反应的特点 1）烷烃断键在正构中间，异构在叔C原子的键。 2）烯烃很活波，反应速率快，催化主要反应。分解反应速率2倍烷烃，规律与烷烃相似，,异构有骨架异构、双键

11、位移异构、几何异构三种。氢转移造成汽油饱和和催化剂失活。氢转移反应比分解反应慢的多。低温高活性有利于氢转移反应，高温相对抑止氢转移，生产高辛烷值汽油。芳构化主要是脱氢形成。,3）环烷烃断键成烯烃和断侧链叔C原子的键，速率较快。氢转移生成大环和芳烃。4）芳核在催化裂化条件下极稳定。脱烷基反应在侧链C-C之间，侧链长易断裂。总的来说分解反应是主反应：分解速率烯烃环烷烃、异构烷烃正构烷烃芳烃辛烷值大小顺序：芳烃、异构烯烃异构烷烃、烯烃环烷烃正构烷烃,总结催化裂化反应存在5种： 分解（裂化）反应 氢转移反应 异构化反应 芳构化反应 缩合、聚合等生焦反应,CH4 催化裂化化学反应机理,4.1 正碳离子学

12、说1、正碳离子的生成 H 正碳离子: 缺少一对价电子的碳所形成的烃离子，R C H +正碳离子来源:一个烯烃分子获得一个氢离子H+ H+来源 ：催化剂表面,2、反应机理以正十六烯催化裂化反应为例说明正碳离子学说正十六烯从催化剂表面获得一个H+生成正碳离子或者正十六烯从已生成正碳离子获得H+,HC16H32+C3H7+ C5H11- C- C10 H21 +C3H6 +,大正碳离子不稳定，容易在位上断裂,H H C5H11-C-CH2 - C9H19 C5H11-C = CH2+CH2-C8H17 + + 生成的正碳离子是伯正碳离子，伯正碳离子不够稳定易于变成仲正碳离子，又接着在位置上断裂。继续

13、反应直至不能再断裂的小正碳离子（C3H7+ 、C4H9+）为止。 正碳离子将H+还原给催化剂，本身变成烯烃，反应终止 C3H7+ C3H6+H + 遵循正碳离子反应机理的反应结果是产品中C3、C4、异构物较多,正碳离子的稳定程度依次是：叔正碳离子仲正碳离子伯正碳离子,4.2 石油馏分的催化裂化反应,前面从单体烃角度，讨论了催化裂化过程中发生的主要化学反应和反应机理，但这些研究还不能解决一些生产实际问题（如原料生焦）。因催化原料毕竟不是单体烃，而是组成复杂的石油馏分 在FCC反应过程中，石油馏分中的各种烃类相互之间究竟会发生什么影响？影响的结果又如何？这些都无法从单体烃的裂化反应中得到考察,研究

14、表明，石油馏分(vGO)的FCC反应属于气-固非均相催化反应 1、气-固非均相催化反应过程- 七个步骤 外扩散 原料分子由主气流扩散到催化剂外表面 内扩散 原料分子由催化剂外表面扩散到内表面 吸附 原料分子在催化剂内表面吸附 反应 原料分子反应生成产物 脱附 产物分子从催化剂内表面脱附 内扩散 产物分子从催化剂内表面扩散到外表面 外扩散 产物分子由催化剂外表面扩散到主气流,构成表面化学反应FCC反应的控制步骤,反应先决条件,吸附能力： 稠环芳烃稠环环烷烃烯烃单烷基侧链单芳环烷烃烷烃 反应能力： 烯烃大分子单烷基侧链单芳异构烷烃、环烷烃正构烷烃稠环芳烃,从以上分析看出，吸附能力强的烃分子将首先占

15、据cat.活性中心进行反应。但若吸附能力强，反应能力却差，则会阻碍其它烃分子反应。研究发现，在一定反应条件下，各种烃类在cat.上的吸附能力和反应能力有很大差别,稠环芳烃吸附力最强，反应速率最差，易生焦，不是理想催化原料。环烷烃吸附力和反应速率都不错，是催化比较理想的原料。,2、石油馏分FCC反应特点 （1）催化裂化是一个复杂的平行-顺序反应,平行-顺序反应的重要特征,重质油 中间馏分 汽油 气体 缩合产物 焦炭,（2）提升管内催化反应有一次反应和二次反应。 一次反应完成的初产物继续进行二次反应。有利的：烯烃异构化、烯烃和烷烃氢转移生成稳定的烷烃和芳香烃。不利的：烯烃分解成干气、丙稀和丁烯氢转

16、移饱和、烯烃和高分子芳烃缩合成焦。,因此在FCC生产中控制二次反应就出现了几种操作方式： 回炼油回炼操作 油浆的全回炼操作 单程转化的非回炼操作,4.3 重油（渣油）的催化裂化反应,重油和馏分油的FCC是有差别的。4.3.1、渣油组成特点 与减压馏分油比较，渣油在化学组成上有以下特点：（1）多环芳烃及胶质、沥青质的含量较高 渣油作催化原料时，会导致原料的残炭值增加，焦炭产率升高,以下列举了2个厂的馏分油和渣油的原料分析差别 VGO VR VGO AR残炭，m% 0.2 7.5 0.1 5.0 Ni m 0.2 4.3（2）渣油重金属含量高，对催化剂影响大,镍：一般沉积在催化剂基质上，高温下不会

17、转移到分子筛微孔中，不破坏催化剂结构，故对催化剂活性影响不大。但镍促进脱氢反应，使催化剂选择性变差，致使气体和焦炭产率增加 若气体中H2/CH4比值较高，说明镍污染严重,钒：一般沉积在催化剂基质上，并会转移到分子筛上，破坏催化剂结构，致使催化剂永久性失活，对催化剂活性影响大 我国原油一般 Ni/V1.0,钠：加速钒的破坏作用。钠和钒对催化剂的降活作用具有加和性 必须重视原油预处理，提高脱盐效率，脱后含盐3mg/l；其中Na+ 1mg/l。,（3）硫、氮杂质含量较高 进入焦炭 NOx、SO2/污染大气 VR中的S、N 进入液体产品，导致产品质量下降 碱性氮化物中和催化剂酸性活性中心 开发各种加氢

18、处理- FCC组合工艺是炼化企业 今后的重要发展方向！,（4）渣油沸点高、粘度大，原料雾化、气化难度加大 与馏分油不同，在渣油催化裂化过程中，同时存在 气-固反应，类似馏分油反应 液-固反应，主要是热反应 主要是生焦反应 少量发生热裂化反应 要尽量减少液-固反应，目前主要靠高效雾化喷嘴、提高进料段温度,渣油组成的上述特点，正是加工过程中所要面临的实际问题4.3.2、渣油催化裂化需解决的关键问题（1）提升管予提升段要有适当高温、适当密度、稳定的足量催化剂流动。（2）进料处良好的雾化和汽化是RFCC的关键，油滴雾化后粒径要与催化剂粒径尽可能一致（60-65m） 高效雾化喷嘴,（3） 大剂油比、高温

19、短反应时间（4）提升管末端快分技术 快速汽提；快速分离；快速导出（三快技术） 石油大学（北京）：FSC；CSC VQS；VSS 粗旋+高升气管与单级顶旋软连接。（5）良好的再生技术（6）灵活方便的内外取热技术（7）完善稳妥的烟气能量回收系统,CH5 流态化的基本原理与催化剂输送,主要了解流态化基本原理在催化裂化技术中具体应用一、流化床的重要特征二、Riser中的气-固流动三、反-再系统催化剂的循环四， 密相输送的基本原理 五， 充气流动压降的计算,1、几个概念固体 、气体、液体 流体、非流体，流化介质流化 在流化介质的作用下，使特定的固体粒子（例如CAT）具有流体性质聚式流化 以气体为流化介质

20、；重点讨论散式流化 以液体为流化介质；流化床,一、流化床的重要特征,2、流化床形成,条件：容器（分布器）特定固体颗粒（A、B、C、D）CATA流化介质 固定床：固体颗粒紧密接触呈堆积态气速f较小Lg f = K lgP（线性）,流化床： f 固体颗粒开始松动，脱离紧密接触 f 继续 床层开始膨胀，颗粒被气流悬浮，作不规则运动形成流化床 f 再 在一定范围PC（基本不变）输送床： f 继续f 带 （ 带出速度） 固体粒子被气流带出 ； P f 越大，粒子带出越多,几组数据 临界流化速度 临 0.05-0.07cm/s (0.5-0.710-3 m/s) 工业再生器f 0.6-1.0 m/s f

21、/ 临 1000 (流化系数) 带出速度 带 0.05-0.07 m/s 固定 床 f 临 流化床 临 f 带 输送床 f 带 膨胀比 = H(实际床高) / 起始流化床高,3、流态化域的分类,散式流化床 f 超过临 不多，固体颗粒开始 脱离接触，散在流化介质中，床层界面清晰稳定，已具有流体特性鼓泡流化床f 流化床中出现气体聚集相（气泡），气泡上升至床面破裂，部分颗粒扬析到床层上面，形成稀相区，稀密相界面清晰。湍动床f 到一段定程度，气泡不稳定，分裂成许多小气泡，气体夹带颗粒稀相浓度增加，稀密相界面模糊不清,快速床f 继续气体夹带固体量达到饱和夹带量，密相床只能靠一定的循环量维持，密相密度与循

22、环量有关（烧焦罐）。 输送床f 再靠固体循环量也无法维持床层，进入气力输送状态（提升管反应器）。 工业流化床能维持正常稳定操作原因： （1）CAT颗粒不是单个运行，而是呈絮状 （2）旋风分离器回收量 很大,流化床的重要特征 - 压力降恒定现象,流态化域的分类,二、提升管（Riser） 中的气-固流动(垂直管向上的 稀相输送),1、几个重要概念（1）稀相输送和密相输送 通常依气固混合密度100kg/m3为界划分稀相输送： 100kg/m3，靠静压差推动,在密相输送中，cat.不被气体加速，而是在少量气体松动的流化状态下，靠静压差的作用推动固粒运动，这是催化剂能在设备间循环流动的原因,（2）cat

23、.滑落与滑落系数 slip of cat. And slip factor弄清催化剂的滑落指的是什么现象？CAT颗粒是被油气携带向上运动,CAT上升速度总是比气体上升速度慢滑落现象,上行式Riser有此现象,分析： 一般1.0 ; 1.0 m/s 当气速太小,气流已不足支持固粒,固体密度增大,出现腾涌时的速度 噎塞速度(Cat和空气实验数据1.5m/s),滑落系数定义：,图中可见： 随气速增加，滑落系数下降；当气速超过20m/s以后，滑落系数接近1.0 说明增大气速有利于减少返混现象工业提升管推荐油气线速 予提升段 3-5m/s进料段 5-7.5m/s提升管出口 8-18m/s,三、催化剂的循

24、环1、输送线路的几种流动情况气固同时向下流动：待生斜管（待生立管）、再生斜管气固同时向上流动：Riser、烧焦罐稀相管气体向上、固体向下流动：汽提段,属稀相输送，其它均为密相输送,2、催化剂的循环流动输送 与压力平衡,压力平衡是实现催化剂在工业装置中循环流动与输送的前提。原则 推动力=阻力关键 设备标高与密度,压力平衡计算,U型管两端水的密度发生变化当阀门打开时，水将由1点自动流向2点 早期的 流化催化裂化装置催化剂的循环流动同此原理,增压风,Cat.,3、密相输送的基本原理,图中管路压降有： 管路摩擦压降 Pf，管 阀压降 P v 因方向、速度变化产生的压降 PaCat.流经1、2两点间的压

25、降：Cat.由1点流向2点Cat.由2点流向1点,料柱静压如何确定？,4、充气流动压降的计算 重点讨论料柱静压的计算,5、料柱静压的计算 关键是确定密度,（1）由气-固流量确定， 称其为实际密度适用条件：固粒向下流动或滑落系数等于1时的固粒向上 流动,（2）由实测压差确定， 称其为视密度 要特别注意实际密度与视密度的差别！(虽数值相差不大) 由实际密度和视密度计算的P有不同的含义！,（3）工业装置催化剂密度藏量计算,CH6 反应再生工艺技术,一、概述 反应再生系统是催化裂化装置的核心，优秀的组合直接决定了装置的运行效益。1、反应系统（1）、作用：为高温CAT与重质原料油提供接触反应的空间和时间

26、,（2）、形式： 提升管反应器： 重质油加工 内提升管、外提升管 两段提升管 汽油改质双提升管（FDFCC） 辅助提升管(ARFCC) MIP工艺（两反应区，上粗下细） 提升管+床层反应：多产低烯烃气体工艺（DCC）,（3）、结构：予提升段：提供均匀流动的热Cat uf -3-5 m/s T- 680-700 400- 450 kg/m3进料段 : 仅汽化不反应 高效雾化喷嘴 雾化油滴Dmf 60-65 T 550-580 雾化蒸汽量 5-6%（FEED),反应段：t 480-520 常规提升管 2-3 s 最大产轻质油 0.8-1.0 s 多产LPC 汽油改质降烯烃 4-6 s T ,快速分

27、离区： 惯性分离伞帽；倒L；三叶型等 效率 70-80%；两级顶旋分器 离心力分离粗旋分器；FSC、CSC、VQS 等 效率95-98%；单级顶旋分器 三快分离技术快速汽提、快速分离、快速引出汽提段汽提出隐含在催化剂内富含氢的重质烃类； 结构圆筒形设备内装多层挡板或无挡板 挡板人字、圆盘、折边高效挡板 催化剂呈移动床向下流动、汽提蒸汽向上流动 蒸汽量 3-4 （催化剂循环量） 影响因素汽提段藏量、汽提时间、汽提蒸汽量、 气固的接触效率、及汽提段温度。,（4）、反应沉降器： 安装提升管末段、快分设备、汽提段顶旋分器、油气集气室等的圆筒形设备,2、再生系统（1）作用：烧去沉积在催化剂表面、内部与孔

28、隙内的积碳，恢复催化剂活性（2）、形式： 、流化床类型：湍流床再生、输送床（快速床）再生（烧焦罐稀相管） 、烧焦流程：单段再生、两段再生,（1）物料平衡（2）压力平衡（3）热平衡（4）焦碳平衡（5）催化剂平衡（6）油浆固体含量平衡（7）水平衡（8）氧平衡（9）重金属平衡（10）氢平衡,4、反应再生系统十大平衡,进料与产品中的氢含量原料 12-13.5%干气（C2以下气体） 19%LPG（C3+C4） 15% 汽油 12.9-13.5%轻柴油 10.2-11.9%油浆 9.2-10.5%焦碳78%努力降低干气产率提高轻质产品收率，有现实意义降低干气产率比降低焦碳产率意义更大,五、反再系统几个重要

29、的参数控制1、原则控制流程,2、反应压力 开工中两器流化后，进料前开工蝶阀 进料后，气压机未升速入口放火炬 生产运行中气压机转速（反飞动量）3、提升管反应器 目标：进料量、最多的目的产品 措施： （1）量体裁衣、选择催化剂 （2）气固两相良好的接触环境 （3）适当的反应时间（终止剂） （4）高效雾化喷嘴与快分系统 （5）满足需要的C/O （6）选择合适的反应温度,4、再生压力烟机入口蝶阀；双动滑阀5、烧焦效果一般要求再生剂残碳0.1%影响因素：高效再生工艺，气固良好的接触条件再生温度再生催化剂藏量与烧焦时间氧分压,6、催化剂跑损正常单耗 0.5-1.0kg/t，高单耗1.5-2.5 kg/t影

30、响催化剂损失的因素： 床层流化状态；旋分器入口浓度 旋分器的回收效率 跑损 100万吨/年RFCCU （自然跑损） 99.99% 单耗0.56 kg/t 560吨/年 99.98% 单耗1.12 kg/t 50% 1120吨/年 99.97% 单耗1.68 kg/t 200% 1680吨/年 6 kg/m3 单耗0.56 kg/t 8 kg/m3 单耗0.75 kg/t 34% 10kg/m3 单耗0.93 kg/t 66%,影响因素分析 （1）床层流化质量变差 （2）催化剂质量 （3）催化剂在系统中破碎 （4）旋分器设计、制造、安装质量及料腿翼阀的匹配 突发性催化剂跑损： （1）床层流化质量

31、变差 （2）回收系统设备损坏、堵塞,CH7 催化裂化的三大平衡,催化裂化的三大平衡：物料平衡压力平衡热量平衡,7.1 物料平衡,物料平衡：入方（原料油）出方（各产品量之和 注意 (1)回炼油与回炼油浆不计入物料平衡；外甩炼油浆 应计入物料平衡；原料油与干气由计量表确定，焦炭由再生热量计算得到， 其它产品则由计量表与大罐计量共同确定。 （2）干气量要扣除其中的烟气组分如果产品总量/进料量98.5% 则数据可信。,7.2 压力平衡,两器压力平衡：包括两个平衡7.2.1再生剂循环线路的压力平衡推动力：1）再生器顶部压力（绝压）2）再生器稀相段静压3）淹流管以上密相床层静压4）淹流管静压5）再斜管静压

32、6）滑阀以下斜管的静压,阻力：1）沉降器顶部压力（绝压）2）沉降器稀相段静压3）提升管进料口以上部分静压4）预提升段静压5）快分或粗旋形成的压降6）再阀压降注：管路摩擦阻力压降小，粗算忽略。,推动力阻力根据已知量来计算未知量：设计中用来计算再阀压降；标定中来计算再阀压降是否在设计范围内，是否在生产操作中压降合理。一般再阀压降：2040KPa合理,7.2.2 待生剂循环线路的压力平衡,推动力：1）沉降器顶部压力（绝压）2）沉降器稀相段静压3）下料口以上密相段静压4）待生线路静压5）待阀下线路静压,阻力：1）再生器顶部压力（绝压）2）稀相段静压3）待生出料口以上密相段静压（本装置有2段密相静压，分

33、开计算一密、二密）4）大孔分布板压降6）待阀压降注：管路摩擦阻力压降小，粗算忽略。,推动力阻力计算待阀压降是否正常。床层静压KPa密度高度差9.811037.2.3 催化压力平衡的重要性 知道了以上反应再生系统存在的两个压力平衡后，很容易明白催化剂在反再系统是怎么流动的，在正常操作时为何控制压力平衡的关系。,1）是保证催化剂输送的最关键因素。2）是流化床催化裂化装置正常运行的保障。3）是装置安全生产的重要因素。 由于存在操作波动，装置有自保联锁系统来保障安全状态。7.2.4 压力平衡的控制生产过程中如何控制压力平衡？,1）推动力增大影响反应器或再生器料位下降较快，破坏压力平衡，严重造成油气互窜

34、，发生重大安全事故。2）阻力增大影响催化剂的流化，热量平衡破坏，生产难以维持，易造成碳堆或死床。3）沉降器压力用气压机富气流量和汽轮机转速来控制。4）再生器压力用两器差压信号调节双动滑阀来控制。5）待阀控制沉降器料面高度，维持压力平衡所需的静压。,7.3热量平衡,催化裂化反应吸热过程 物理吸热：原料、水汽等升温 化学吸热：化学键断裂、缩合、聚合再生放热过程画出热平衡框图，标注框图进出热量，热平衡对应物料平衡计算，催化裂化计算中一般分成反应热平衡和再生热平衡。,总供热： 再生剂带热湿烟气带热焦炭吸附热,总耗热：反应需要热水蒸气升温吸热表面散热原料从预热温度升温至反应温度,7.3.1反应系统热平衡

35、,总供热： 焦炭燃烧热,总耗热：焦炭脱附热主风升温焦炭升温带入水汽升温吹扫、松动介质升温表面散热加热循环催化剂再生器取热,7.3.2再生系统热平衡,7.3.3反再系统热平衡,催化裂化装置另一个重要平衡就是热量平衡。反应系统所需全部热量（包括物理热和化学热）全部由再生烧焦的催化剂供热。剩余热由外取热取走发生中压蒸汽。烟气带走的高温热到余热锅炉取走。,CH8 催化裂化的一些基本概念,必须熟练掌握一些催化裂化的基本概念，判断装置运行中是否达到设计指标，分析产品分布是否合理等。 转化率 对回炼型的装置分单程转化率和总转化率,公式中气体是指干气和 LPG装置损失计入干气,回炼比 = （回炼油+回炼油浆）

36、/ 新鲜原料 = (总转化率/单程转化率) 1,空速仅仅反映了反应时间的长短，与反应速度无关!,反应时间,对提升管反应器,对其它设备：再生器、沉降器裂化选择性剂油比（C/O）催化剂循环量/总进料 剂油比高，转化率高，生焦多。 一般剂油比37，汽油方案57，柴油方案35。,再生器的烧碳强度 G催化剂循环量 t/min W再生器催化剂藏量 t C0、CR 待剂和再剂含碳量 焦碳中氢碳比,G(C0-CR)/W,CH9 催化裂化工艺流程,催化裂化装置一般由三部分组成反应再生系统分馏系统吸收稳定系统,9.1反应再生系统,反应部分原料油预热后与高温催化剂在提升管内接触，在500左右反应24秒，裂化成混合油

37、气去分馏塔分成各油品组份。再生部分在670700下烧去反应后催化剂内外表面沉积的焦炭，使催化剂恢复高活性。,9.2分馏系统,460510反应产物油气进入分馏塔底部，分割出中间产品。塔顶：汽油和富气侧线：轻柴油 至汽提塔 重柴油 回炼油塔底：油浆 回炼或甩出装置,还有几个循环回流取热，维持全塔热平衡 塔顶循环回流 一中循环回流 二中循环回流 油浆循环回流,9.3吸收稳定系统,由吸收塔、再吸收塔、解析塔、稳定塔组成。利用吸收和精馏的方法将富气和粗汽油分离成干气、液化气、稳定汽油。吸收塔将平衡罐的不凝气吸收后成为贫气。再吸收塔将贫气再吸收后成为干气出装置。,解析塔将富吸收油和平衡罐凝缩油混合脱除C2组份，塔底脱乙烷汽油去稳定塔做进料。稳定塔将脱乙烷汽油分馏出C3/C4后，塔底出蒸汽压饱和的稳定汽油产品， 塔顶出液化气产品。,谢谢大家,催化裂化工艺原理培训课作业题,1、催化裂化装置有什么作用，有何特点？2、催化原料和催化产品有哪些？3、催化裂化有哪些反应？4、简单描述催化裂化反应机理？5、基本明白流态化概念与催化剂的流化输送。6、掌握三大平衡，写出反应、再生的热平衡等式。,7、掌握催化裂化的一些基本概念，默写3个计算式。8、催化裂化装置有哪些主要系统组成？写出各系统的作用。9、简述催化裂化装置反应再生工艺的作用和几个重要的控制参数。 10、了解催化裂化的发展方向。,