石油催化裂化装置及反应再生系统工艺设计1.doc

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1、石油催化裂化装置及反应再生系统工艺设计摘要我国石油资源中，原油大部分偏重，轻质油品含量低，这就决定了炼油工业必须走深加工的路线。催化裂化是原油二次加工中最重要的加工过程，是液化石油气、汽油、煤油和柴油的主要生产手段，在炼油厂中占有举足轻重的地位。随着石油化工行业的快速发展，以汽油为首的轻质油需求量急剧增加，特别是对质量更好更清洁的燃料的，同时又需要更有效多产轻质油。高效清洁地将重质油更多的转化成轻质油品成为以后催化裂化的重要议题。本设计采用大庆常压渣油，原因在于其残碳量、重金属和硫、氮含量较低，可以直接作为重油催化裂化装置的原料。本设计为年处理量110万吨催化裂化装置的工艺设计。采用大庆常压渣

2、油为原料生产汽油的。本设计主要内容及结论：结合催化裂化工艺的发展现状，论述该设计的必要性和可行性；对生产参数和装置设备进行分析说明；由燃烧计算和热平衡及物料平衡计算确定基本设计数据，并根据计算数据确定再生器总高度为18m、提升管总长20.52、沉降器总高20m。关键词：重油；催化裂化；反-再系统Abstract目录引言1第一章 综述21.1现代FCC催化剂技术水平及发展趋势21.2 FCC在我国的重要地位21.3 我国FCC技术现状31.3.1 我国FCC工艺及工程的技术水平31.3.2 我国FCC催化剂的技术水平31.3.3 我国FCC技术与国外先进技术的比较和差距31.4催化裂化的发展方向

3、4第二章 催化裂化生产参数和装置设备的说明52.1生产方案详述52.2 装置形式特点详述62.3 生产流程简述62.3.1 反应再生系统62.3.2 分馏系统72.3.3 吸收稳定系统72.3.4 烟气能量回收系统82.4 操作条件说明82.4.1 反应温度82.4.2 再生温度82.4.3 原料预热温度92.4.4 反应压力92.4.5 再生压力92.4.6 反应时间102.4.7 反应器藏量102.4.8 再生器藏量102.4.9 剂油比和回炼比102.4.10 烟气中的过剩氧量112.4.11 CO2/CO112.4.12 H/C113.4.13 提升管各点的蒸汽喷入量122.5 设计特

4、点122.5.1 采用倒L型快速分离器132.5.2 预提升段132.5.3 进料喷嘴132.5.4 采用耐磨弯头132.5.5 旋风分离器132.5.6 汽提段挡板142.5.7 空气分布管142.5.8 辅助燃烧室142.5.9 折叠式提升管142.5.10 用外集气管142.5.11 塞阀142.5.12 两器两段完全再生152.5.13 取热器152.6 催化剂和助剂的选取152.6.1 OB3000型催化剂152.6.2 DNFVN-1复合金属钝化剂16第三章 催化裂化反-再系统工艺计算173.1 燃烧计算173.1.1 再生器物料平衡173.1.2 再生器热平衡193.2 反应器热

5、平衡203.2.1 反应系统供热方203.2.3 剂油比223.2.4 待生剂含碳量223.3 外取热器223.3.1 计算Q取223.3.2 取热分配233.3.3 管根数的确定233.3.4 过热蒸汽管计算243.3.5 外取热器管径243.4 再生器结构计算243.4.1 密相段直径D243.4.2 密相段高度H253.4.3 稀相段直径D253.4.4 稀相段高度H253.4.5 稀相,密相段过渡段高度h253.4.6 再生器总高度H0253.5 催化剂输送253.5.1 待生立管的直径和长度253.5.2 淹流管的直径和长度253.6旋风分离器263.6.1选型263.6.2计算旋风

6、分离器组数263.6.3核算料腿负荷273.6.4旋风分离器压力平衡273.6.5工艺计算结果283.7再生器空气分布管283.7.1分布管内气体流量283.7.2分布压降计算293.7.3开孔面积计算293.8辅助燃烧室303.8.1热负荷303.8.2结构尺寸303.8.3一、二次空气分配313.8.4辅助燃烧室环隙面积313.8.5空气进口管线的直径313.9反应系统313.9.1提升管反应器基础数据313.9.2提升管进料处的工艺计算333.9.3沉降器353.9.4气提段工艺计算363.9.5旋风分离器373.9.6两器压力平衡数据37结论41附录44引言催化裂化是原油二次加工中最重

7、要的加工过程，是液化石油气、汽油、煤油和柴油的主要生产手段，在炼油厂中占有举足轻重的地位。催化裂化一般以减压馏分油和焦化蜡油为原料，但是随着原油的日趋变重的增长趋势和市场对轻质油品的大量需求，部分炼厂开始掺炼减压渣油，甚至直接以常压渣油作为裂化原料。我国石油资源中，原油大部分偏重，轻质油品含量低，这就决定了炼油工业必须走深加工的路线。 1980年世界上专门设计用于RFCC的生产能力几乎为零，而到1996年其生产能力已达100.5 Mt/a，约占催化裂化总能力（约650 Mt/a）的16%，进入90年代，RFCC的势头有增无减，特别是亚太地区更显得强劲。如1993-1995年计划进行新建和改建的

8、装置就有42套，其中新建17套。新建装置中RFCC占大多数，共有12套，除一套为Shell石油公司在美国路易斯安那州的Narco炼油厂外，其余的大都建在东亚地区的中国、日本、韩国、新加坡和泰国。未来世界FCC装置的能力将继续以1%的速度增长，其中RFCC生产能力也将随之增长。新开发的RFCC技术和装置包括：两段渣油改质技术-移动床流化床、毫秒催化裂化（MSCC）工艺、下流式反应器与上流式再生器组合构型和NEXCC新型催化裂化装置、双提升管加工高康氏残炭的重量油FCC和FCC短接触时间的改进。FCC与加氢技术相结合也是一种发展方向。我国由于在催化剂细粉流化态技术的发展，两器结构出现多种形式的组合

9、：带外循环管的烧焦罐高效再生、带预混合管的烧焦高效再生、带预混合管的烧焦罐再生、管式烧焦、后置烧焦罐两段再生、高速床两段串联再生、并列式两段再生、同轴式两段再生。与此同时，高效雾化原料油注入系统及急冷油控制提升管中部温度（MTC）技术、新型Y型结构的提升管出口快速分离结构、新的汽提段结构和分段汽提也相继应用于工业装置，另外还研制了灵敏度高、推动力大的耐磨冷壁式电液控制滑阀，高热阻单层和双层耐热耐磨衬里、无泄漏盘式三旋单管，卧管式三级旋风分离器，高效旋风分离器，油浆旋风除尘和烟气能量回收机组等一系列具有先进水平的新设备。本设计题目是年处理量110万吨催化裂化装置的工艺设计。采用大庆常压渣油为原料

10、生产汽油的方案。采用的是同轴式催化裂化装置。第一章 综述1.1现代FCC催化剂技术水平及发展趋势 FCC催化剂的技术进步转向开发新沸石及沸石的改性、特定性质的基质及新的制备技术。FCC催化剂的活性组分已由单组元转向双多沸石复合组元，FCC催化剂技术已从传统的化学制备转变为现代的多种功能组件的物理组装。由于原油的日益重质化和劣质化，金属污染物、高分子的沥青和胶质以及硫、氮等杂原子化合物的总量有明显增加的趋势，给渣油裂化带来了一系列困难，特别是对裂化催化剂性能的要求越来越高。因此加快改进和研制开发更高性能的渣油裂化催化剂是摆在炼油界面前的重大课题之一。开发渣油裂化剂的重点放在解决加工渣油时，催化剂

11、的金属污染，降低生焦量，控制硫、氮化合物排放等，目前的主要措施有：继续开发新型USY沸石催化剂，改善基质，渣油裂化助剂和FCC添加剂的开发与应用。一大批适合加工渣油的裂化催化剂纷纷问世。国内外催化剂厂商不断推出各自系列的催化剂。国外著名的催化剂公司，如Grace-Davison、Engelhard、Akzo-Nobel等，在重油催化剂方面发展很快，无论是高岭土基质，或是分子筛活性组分都有很大进展，系列化地一代一代推出新的裂化催化剂。生产量最大的一直是美国的Grace-Davison化学分部，年生产量约十几万吨，约占市场销售份额的50%；其次是美国的Engelhard；以及荷兰的Akzo-Nob

12、el和日本的触媒化成（Catalysts & Chemical Industries Co. LTD）。Engelhard公司在高岭土基质质量方面具有较强的优势，该公司拥有高岭土矿，首先将采出的原土进行粗加工，包括配土、粉碎、打浆、振荡分离、旋液分离和沉降等过程，再经细加工，包括离心分离、转鼓过滤、打浆、喷雾干燥和焙烧等过程。生产的精土送往催化剂制造厂，因此，高岭土质量较纯。高岭土通过“原位”晶化，开发出含L酸低，可降低自由基裂化反应的Dimention、Reduxion重油催化剂基质。国外基于渣油原料中高沸点大分子烃类含量高，分子筛的微孔会引起扩散限制，而活性基质孔大、不会引起扩散限制，能改

13、善渣油裂化性能为出发点，从90年代初就开始加强对催化剂基质的开发工作。1.2 FCC在我国的重要地位我国原油一般较重，常压渣油占原油的60%75%，减压渣油占原油的40%50%，又因为我国渣油充足，所以发展重油的催化裂化是提高轻质油产量的有效途径。由于石油仍是不可替代的运输燃料，且世界石油资源有限，以及下世纪石油需求的增长，发展重油深度转化增加轻质油品仍是21世纪炼油行业的重大发展战略，催化裂化仍将是下世纪的重要转化技术。催化裂化对促进我国的炼油工业和国民经济发展所起的作用是难以估量的。但人类进入21世纪以来，保护生态环境、维护可持续发展、使用清洁能源，特别是可再生能源将得到更大的重视和发展。

14、如何将重质油更多的转化成轻质油品，且转化成清洁能源是以后催化裂化的重要议题。我国掺炼减压渣油的经验较丰富技术熟练，但直接以常压渣油为原料的催化裂化起步较晚，所以常压渣油催化裂化技术有很大的发展空间，大力发展常压渣油催化裂化技术对提高轻质油产品品质和燃料清洁生产仍是是十分重要和必要的。1.3 我国FCC技术现状1.3.1 我国FCC工艺及工程的技术水平我国由于在催化剂细粉流化态技术的发展，两器结构出现多种形式的组合：带外循环管的烧焦罐高效再生、带预混合管的烧焦高效再生、带预混合管的烧焦罐再生、管式烧焦、后置烧焦罐两段再生、高速床两段串联再生、并列式两段再生、同轴式两段再生。与此同时，高效雾化原料

15、油注入系统及急冷油控制提升管中部温度（MTC）技术、新型Y型结构的提升管出口快速分离结构、新的汽提段结构和分段汽提也相继应用于工业装置，另外还研制了灵敏度高、推动力大的耐磨冷壁式电液控制滑阀，高热阻单层和双层耐热耐磨衬里、无泄漏盘式三旋单管，卧管式三级旋风分离器，高效旋风分离器，油浆旋风除尘和烟气能量回收机组等一系列具有先进水平的新设备。1.3.2 我国FCC催化剂的技术水平我国催化裂化催化剂的科研开发和生产是从60年代开始的，30多年来在科研、设计、生产、应用各方的密切配合和共同努力下，取得了长足的进步。到1997年，全国催化裂化催化剂生产能力已达65 kt/a。基于我国原油资源的特点，决定

16、了必须走深加工的路线，催化剂研究开发的指导思想即为多加工渣油为目标。开发的催化剂较好地满足了不同的需要，达到了多掺炼重油，多产轻质产品的目的。国内近期在催化裂化催化剂的研制和生产上主要取得了两大成就：一是裂化催化剂的制造技术取得了突破，兰州炼油化工总厂催化剂实现了过去作坊式的生产制备为现代化的生产；从过去小群体设备过渡到大型规模经济生产，催化剂的制造水平有了很大的提高，使NaY分子筛的硅利用率、改性沸石收率和催化剂收率均达到了95以上。二是渣油裂化催化剂的开发取得了很大的进展。开发了许多渣油裂化催化剂新品种，采用双多沸石复合组分制备催化剂的发展也很快。1.3.3 我国FCC技术与国外先进技术的

17、比较和差距尽管历经几代人的不懈努力，我国FCC技术已取得长足进步，并为世人瞩目，但基础的薄弱、投入的不足、自主创新技术的缺乏、设备的落后、管理机制的陈旧、劳动生产率低等诸多因素，仍导致我国FCC技术和国外先进水平存在不少差距。（1）催化剂性能我国催化裂化催化剂和国外产品相比，催化剂的活性、选择性、水热稳定性等性质均在同一水平，各有千秋，而且配方基本相同，均采用超稳Y型分子筛、高岭土和粘合剂制成，1987-1990年，国内开发的超稳Y型催化剂和国外催化剂处于同等水平，但从1996-1997年以后，国产新催化剂性能明显优于国外同时代的新产品，国产渣油催化剂具有更好的重油裂化能力，抗金属污染，优良的

18、焦炭选择性，并且在催化剂单耗上也低于国外。我国开发的催化裂化家族技术所用的催化剂具有世界水平。在今后裂化催化剂与国外的竞争中，关键是要开发新一代的分子筛裂化活性组分，从近期看，国内外在新型分子筛方面均难有突破。催化助剂，特别是环保助剂与国外差距明显拉大。多功能型助剂在国外已工业化，如NO还原和CO氧化助剂、脱SOx剂等，国内只有CO助燃剂在工业装置上应用。（2）FCC催化剂生产技术我国裂化催化剂生产的规模经济不如国外，只有2030 kt/a，使成本处于劣势。国外催化剂厂生产规模为每年十几万吨至几十万吨。兰州炼油化工总厂催化剂经过三年奋斗虽然已经取得了“三个95”的成果，使生产技术与国外差距缩短

19、了一些，但仍存在催化剂制备的原材料不稳定、不精细和生产成本高等问题，在原材料的处理和加工、成品的储存、调配和包装上，需要继续完善并改造。（3）FCC装置运转水平我国催化裂化装置运转水平不高，表现在催化裂化装置的主要经济技术指标上有明显的差距包括：FCC装置的能耗高、催化剂单耗高、装置加工损失率偏高、开工周期短、装置利用率低等。（4）汽油辛烷值较低国外FCC汽油辛烷值全馏分平均为MON 80.5，RON 92，最高MON 83，RON 96；最低MON 78，RON 89。我国FCC汽油辛烷值MON为7881、RON为8892；大部分加工石蜡基原油的厂家，FCC汽油MON一般为7879，RON在

20、88以下。这将给汽油升级换代带来困难。（5）我国企业平均规模和单套装置能力偏低全球FCC单套装置平均规模为20003000 kt/a，我国为9001000 kt/a。（6）工艺技术及设备制造、自动化技术水平不高国内MSCC类的新工艺需下功夫加以开发应用。进料喷嘴尚需进一步改进和正确实用，直联封闭式旋风分离器、多段汽提以及混合温度控制、分别进料的技术国内尚是空白，有待开发。FCC装置设备和自动化水平较低，研究开发能力不足，工程能力不强。计算机在线、离线调优，先进控制及专家系统等的差距更大。1.4催化裂化的发展方向催化裂化在20世纪对炼油工业的贡献是巨大的，面对21世纪的形势和任务，催化裂化迎来了

21、新的挑战。在今后一段时间内，催化裂化技术将会围绕一下几个方面发展：（1）.继续改进工艺、设备、催化剂技术，尽可能多地转化劣质重油；提高轻质产品收率。对我国而言，特别要在保证长周期运转上写功夫。（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的生产提供原料。（3）.利用其反应机理，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，添加剂以及排放物的无害化处理。（5）.同步发展催化裂化与其它工艺的组合优化。（6）.过程模拟和计算机应用。（7）.新催化材料的开发和应用。第二章 催化裂化生产参数和装置设备的说明2.1生产方案详

22、述本设计采用汽油方案。首先，随着我国经济的快速发展，交通发展，世界对环境问题的重视，以汽油为首的轻质油特别是对质量更好更清洁的燃料的需求量急剧增加，同时石油化工的发展，又需要更有效多产轻质油。其次，大庆常压渣油具有高H/C（H/C为1.74）金属含量低，残碳值低（4.3%），密度小（密度为0.896）平均分子量大（分子量563）产率较高的特点，是比较理想的重油催化裂化原料，可直接进行催化裂化。大庆常压渣油各种数据如下表2.1至2.5：表2.1 大庆常压渣油性质性质数值实沸点350收率71.5%密度0.8902 g/m3运动粘度48.8 （80）28.9 （100）碳氢比1.80凝点44残炭4.

23、3表2.2 大庆常压渣油产品产率种类产率裂化气m%13.82汽油m%50.08轻柴油m%26.20焦炭m%9.9表2.3 大庆常压渣油裂化汽油性质密度20（g/m3）馏程t10 t50 t90马达法辛烷值0.7082529616179.0表2.4 大庆常压渣油裂化柴油性质密度20（g/m3）馏程t10 t50 t90凝点十六烷值0.875421625531913.079.0表2.5 大庆常压渣油重油裂化产品气体组成（体积%）H2C1C2C2C3C3iC04nC04C=4iC05H2S21.579.815.266.846.2718.1511.103.2018.200.030.09由以上个表可知，

24、对大庆常压渣油的催化裂化采用汽油方案可行，汽油+柴油收率可达76%以上，而焦碳收率只有9.9%，从产品的性质来看，汽油的质量很好，与馏分油相近，很容易达到产品要求；虽然柴油质量不是很好十六烷值偏低，但综合平衡，采用汽油方案效益还是可行的。2.2 装置形式特点详述同轴式催化裂化装置是指反应器（沉降器）和再生器布置在同一轴线上。虽然此类装置有诸多优点，但对同轴式催化裂化装置来说，必须采取各种措施降低装置总高度，以便于施工和操作维修。此次设计采用以下措施，以便降低总高度：（1）采用两器两段再生：本装置采用第一再生器与反应沉降器同轴，第二再生器与第一再生器串联的设计。两段再生的优点：在其他条件大体相同

25、的情况下，两段再生和一段再生相比，催化剂藏量可以减少60%，使再生器高度可以降低。（2）采用卧式辅助燃烧室：实验厂高低并列式催化裂化装置采用立式辅助燃烧室，再生器框架标高8米，而同轴式采用卧式辅助燃烧室（6m），再生器框架标高4米。同时由于同轴式催化裂化装置再生器底部有塞阀等各种部件，辅助燃烧室不宜直接放在框架下面。（3）强化气体过程，缩短汽提段。设计中采用新型环形汽提挡板（一般810层），挡板与水平方向约成30，在挡板上与提升管同心垂直均匀安装数圈蒸汽喷嘴，以提高汽提蒸汽与催化剂的接触效果，提高了汽提效率，同时缩短了汽提段。（4）取消两器集气式，采用外集气管分别汇集再生烟气和反应油气，采用外

26、集气管不仅降低高度，而且还便于待生立管进入再生器和提升管，从反应沉降器顶部进入。（5）在同轴式催化裂化装置中，再生器框架的高度是由提升管底部的标高和再生斜管的高度决定的，为了降低再生斜管高度，在布置是要尽量使提升管靠近再生器，同时适当的增加再生斜管与垂直方向的夹角。2.3 生产流程简述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。由于本设计处理量较大、反应压力较高（例如0.25MPa），特别设有再生烟气能量回收系统。（以下主要介绍反应再生系统）2.3.1 反应再生系统本装置处理的原料大庆常压渣油，由常压蒸馏装置或渣油灌区送入装置内的原料油缓冲罐中，再由原料油泵抽出加压到油

27、浆原料换热器加热到200与350的回炼油经过多路并联喷嘴从反应器下部均匀混合进入提升管和从再生斜管经预提段处理的催化剂充分混合，上升同时发生裂化反应，在提升管顶端经耐磨弯头到达快速分离器，反应油气和催化剂快速分离，防止了二次反应。原料在进入喷嘴之前，用泵注入DMP-1复合金属钝化剂（钝化剂加入具体方法见2.6.2）。提升管反应器出口温度控制在500左右，反应油气进入沉降器后，经两组单级旋风分离器进一步除去携带的催化剂后，从沉降器顶部引入分馏塔，进行后序操作。反应生成的焦炭沉积在催化剂上，待生催化剂沉降进入汽提段。在气体蒸汽汽提下，除去催化剂粒间、粒内所携带的烃蒸汽，然后经汽提段沿待生立管下流，

28、经待生塞阀节流，再经待生立管套筒进入第一再生器的密相床，进行烧焦再生，压力为0.20MPa(绝)，再生温度控制在680，多余的热量由外取热器取走，通过主风控制烟气中的过剩氧量不超过3%（体），使第一再生器烧掉焦炭中所有氢和85%95%的焦炭。经过第一再生器再生过的催化剂经淹流管进入催化剂提升输送管，用增压风做输送介质把催化剂提升到第二再生器，第二再生器操作压力为0.16 MPa (绝)，温度控制在700，过剩氧为3%（体），进行高温完全再生，使再生催化剂含炭量降到0.05%以下，经第二再生器再生的催化剂由再生斜管输送到二再外脱气罐脱除CO、CO2后经再生单动滑阀控制的再生斜管进入提升管反应器下

29、部，经预提升后与原料油混合，重复上述循环。由于渣油催化裂化生焦率高，催化剂再生过程中放出大量热量，再生器过热不仅损坏再生器还使催化剂破裂降低活性产生大量气体液体收率下降。为了维持反应-再生系统热平衡特设上流式外取热器。在第一再生器中再生的催化剂经输送管送至外取热器，与饱和水换热后取走过剩的热量。再生器烧焦需要的空气，由主风机供给。空气由主风机加压后，经两个辅助燃烧室分别引入两再生器。第一再生器的烟气经二级旋风分离器脱去携带的催化剂，第二再生器的烟气经单级外旋风分离器，脱去携带的催化剂后，与第一再生器引出的烟气汇合，进入烟气能量回收系统。所需的催化剂，由袋装进，通过加料斗用空气输送到冷催化剂罐，

30、装置正常生产所需的补充新鲜催化剂，经小型加料设施加入第一再生器。2.3.2 分馏系统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。由反应器来的460500反应油气从底部进入分馏塔，经底部的脱过热段后在分馏段分割成几个中间产品：塔顶为汽油及富气，侧线油轻柴油、重柴油和回炼油，塔底产品是油浆。从上到下依次有塔顶回流、一中回流、二中回流（或回炼油循环）和油浆循环等几个回流。为了避免催化分馏塔底结焦，催化分馏塔底温度应控制不超过380。循环油浆用泵从脱过热段底部抽出后分成两路：一路直接送进提升管反应器回炼，若不回炼可经冷却送去装置；另一路先与原料油换热，再进入油浆蒸汽发生器大部分

31、作循环回流返回脱过热段上部，小部分返回分馏塔底，以便于调节油浆取热量和塔底温度。 轻柴油和重柴油分别经汽提后，在经换热、冷却后出装置。2.3.3 吸收稳定系统吸收稳定系统主要包括吸收塔、接吸塔、稳定塔、在吸收塔和凝缩油罐、汽油碱洗沉降罐及冷换设备等。 从分馏塔顶油气分离器出来的富气中带有汽油组分，而粗汽油中则溶解油C3、C4组分。吸收稳定系统的作用是利用吸收和精馏的方法将富气和粗汽油分离成干气、液化气和蒸汽压合格的稳定汽油。 2.3.4 烟气能量回收系统来自再生器的高温烟气首先进入高效三级旋风分离器分离出掺杂的催化剂，然后经调节蝶阀进入烟机膨胀做功，使再生烟气的压力能转化为机械能驱动主风机转动

32、，供再生所需空气。然后烟气进入烟气轮机，余热锅炉，回收烟气中的压力能和部分热能，使烟气压力降为0.12Mpa温度降为450后，再将此烟气引入余热锅炉，使烟气温度降至200以下。然后由烟囱进入大气。烟气轮机组再带动反再系统的主风机；余热锅炉产生的蒸汽，驱动汽轮机，发电机，组成了同轴式四机组能量回收系统。本装置采用不完全再生技术，余热锅炉（CO锅炉）用以回收CO的化学能和烟气的显热能。2.4 操作条件说明2.4.1 反应温度反应温度对催化裂化的反应速度和产品的产率分布以及产品的质量都有显著的影响。温度和反应速度常数的关系是：提高反应温度，反应速度常数增大，反应速度增大。催化裂化反应的活化能约41.

33、8125.4KJ/mol，温度每升高10%20%反应速度约提高1020%。当反应温度提高时，热裂化反应的速度提高较快。反应温度升至很高时，热裂化反应渐趋重要，产品不饱和度增大。因此，当反应温度升高时，如果转化率不变则汽油产率降低，气体产率增加，而焦炭产率略有下降。同时，分解反应和芳构化反应比氢转移反应增快的多，于是汽油的烯烃和芳烃含量有所增加，汽油辛烷值有所提高。石家庄炼油厂在炼大庆常压渣油时，将温度由480升至510时，汽油受率增加4.1%，焦碳产率下降1.7%。可见，提高反应温度，产品分布趋于合理，焦碳产率，气体产率下降。但也不可任意提高反应温度，若温度过高所产生的产品会发生热裂化反应，生

34、成更多的气体，从而降低了汽油产率，而气体的产率增加了。综合考虑各种因素，以及参考国内外同类装置的操作条件，本次设计装置反应温度确定为500。生产中，一般通过调节催化剂循环量和反应进料温度来控制反应温度。本装置催化剂循环量通过再生塞阀来控制；由于本装置不设置原料加热炉，反应进料温度通过控制油浆换热系统中原料油侧的三通阀实现。2.4.2 再生温度温度越高燃烧速度越快。采用热稳定性较好的分子筛催化剂，再生温度可提高到650700，特别是使用高温再生技术的装置温度可达710，使再生剂含碳量降到0.03%0.10%。再生器烧焦供热和反应需要热量之间，热平衡的结果最终反映在再生器温度上。如果烧焦的热量满足

35、不了反应的需要，而又没有采取其他措施及时调整，再生温度将下降，再生烟气带走的热量减少，在较低的再生温度下达到新的热平衡。此时再生器烧焦效果恶化，再生催化剂含碳量上升，有时可能会引起碳堆积事故。如果烧焦热量过剩而又没有采取其他措施及时调整，则再生温度将上升，烟气离开再生器带走的热量增加，在新的较高的再生温度下达到新的热平衡，此时容易发生二次燃烧和再生器超温等事故。对再生温度影响做显著的变量是回炼比、焦碳产率和原料预热温度。回炼比增加，再生温度下降；原料油预热温度升高，再生温度升高。本设计在第一再生器设上流式外取热器以保持再生器温度不致过高。开车前或停车时再生温度一般由辅助燃烧室燃烧加热主风提供。

36、第一再生器温度保持在670左右，第二再生器温度保持在700左右。2.4.3 原料预热温度对大庆常压渣油，在进料量和反应温度等相同的情况下，提高原料预热温度，催化剂循环量降低，再生温度升高转化率和生焦率降低。渣油的特点除其残碳和重金属含量均较高外，其粘度较大，受温度影响较大，升高温度，粘度降低，易于雾化，充分发挥分子筛的活性，降低升焦率。从热平衡及原料转化率的角度出发，降低原料预热温度是有利的。降低原料预热温度，对常压渣油来说，焦碳产率增加，使系统热量增加，再生温度升高，有利于烧焦。原料预热温度还影响到进料的粘度，从而引起原料雾化效果和产品分布的变化，因此不宜低于150。大庆常压渣油催化裂化原料

37、预热温度一般在170350左右，本次设计将原料油预热温度选定为200。2.4.4 反应压力对于催化裂化反应，随着压力提高，可提高转化率，但同时也增加了原料中重质组分和产物在催化剂上的吸附量，从而提高生焦的反应速度，使焦炭产率明显提高，气体中烯烃产率相对下降，汽油产率略有下降，但稳定性提高。虽然压力对反应的影响较大，但在实际操作中，压力一般是固定不变的。同时，催化裂化装置的操作压力主要不是由反应系统决定的。由于反再系统压力平衡的要求，反应压力和再生压力之间应保持一定的压差，不能任意改变。再生器压力采用0.20MPa（绝）。且同轴式催化裂化反再系统压差在-0.01+0.07MPa，目前采用的反应压

38、力约0.10.4 MPa（表），故本设计反应压力为0.18 MPa（绝）。一般来说，提高压力是增加装置处理能力的主要手段，压力提高后焦碳产率增加，为了降低焦碳产率，则可以采用增加蒸汽量的方法降低油气分压。当装置处理能力低于设计能力时，应当降低反应器和再生器的操作压力，使提升管和反应器内油气速度不致降低过多，避免油气在提升管和反应器内停留时间过长和出现催化剂的不稳流动，同时也可以避免由于速度过低而在提升管内出现催化剂的高密度区。在低处理量下降低压力，还可以避免再生器床层线速过低，保持良好的再生效果和避免局部过热的出现。2.4.5 再生压力碳燃烧速度和氧气分压成正比，而氧气分压为再生器操作压力和氧

39、的对数平均浓度的乘积，提高再生器压力就可以使氧分压提高，从而加快碳燃烧速度。提高再生器压力，反应器压力也要相应提高，两者优缺点见前页反应压力的介绍。再生器压力的选定已着眼于如何更有效地回收再生烟气能量，决定再生器压力时，既考虑有利于催化剂再生，又有利于能量回收。 生产中，再生压力采用再生压力单参数控制或反再两器控制。本设计就是反再两器控制。对于两个再生器串联再生的装置，一般用一再出口双动滑阀控制一再和二再压差。 2.4.6 反应时间对于提升管催化裂化，反应时间（s）=提升管有效长度（m）/油气平均线速（m/s），其中提升管有效长度是指从原料油喷入口到提升管出口的长度，油气平均线速是指上述两点处

40、线速度的对数平均值。可见，反应时间是反应油气在提升管中的停留时间。在其他条件相同时，油气的停留时间越长，转化率越高。在转化率相同条件下，最大柴油收率和最大汽油收率各自对应不同的最佳反应时间。因此，要取得最佳的产品分布（轻质油收率或总液体收率最大），必须控制适宜的反应时间。提升管催化裂化的反应时间一般为24s，反应时间太短，单程转化率过低；反应时间太长，会出现过渡裂化，使产品分布变差。对于渣油催化裂化，反应时间为13s。本设计取停留时间为2s。2.4.7 反应器藏量对于提升管催化裂化装置，一般用待生滑阀（或待生塞阀）控制反应藏量。为了减少有害的二次反应，裂化油气在提升管出口与催化剂快速分离，沉降

41、器催化剂料位一般不超过汽提段。只有当顶旋料腿翼阀故障是，才有可能提高料腿料位埋住翼阀操作。2.4.8 再生器藏量再生器藏量决定了催化剂在再生器中的停留时间。提高催化剂藏量，可提高催化剂再生烧焦时间和再生器烧焦负荷，降低再生催化剂含碳量。但在水蒸气的氛围中提高再生器藏量会加速催化剂的水热失活。采用快速床烧焦的装置，再生器藏量相对较低。2.4.9 剂油比和回炼比 对分子筛催化剂，焦碳产率和温度，剂油比以及催化剂在反应区的停留时间有如下关系： 焦碳产率Tc(1+回炼比)（C/O）(c)0.21 其中，Tc焦碳产率的温度因数。c-反应时间.近似认为催化剂的停留时间和油气的反应时间相等。 反应时间和温度

42、、催化剂的活性、再生催化剂含碳量、剂油比以及原料的性质等，共同决定着原料的转化率和产品分布。汽油方案反应现在趋势是把反应温度提高到500530范围内。这样，一方面可以得到较高的汽油辛烷值。另一方面，由于高温使气体产率增加，因而烷基化的原料增加，使高辛烷值汽油的总收率增加。故对汽油方案而言，从汽油的收率和质量来看，采用高温短接触时间是有利的，反应时间一般是13秒，本次设计选定为2秒。由于汽油方案的回炼比小，装置的热平衡容易满足，采用高温短接触时间还可以降低焦碳产率，从而节省再生器的投资和操作费用。生产实践中常用催化剂循环量调节反应温度，其实质是通过改变剂油比调节焦碳产率，从而达到调节装置热平衡的

43、目的。剂油比是催化剂循环量与总进料量之比，实际上C/O反映了单位催化剂上有多少原料进行反应并在其上沉积焦碳。剂油比大时，单位催化剂上积碳量就较少，且焦碳产率下降，催化剂活性下降程度相应要小些。剂油比大时原料与催化剂可接触机会更充分。回炼比是指总回炼油量与新鲜原料油量之比。在一定的总转化率下，回炼比只是单程转化率的反映。单程转化率高，回炼比小。本次设计回炼比为0.2，剂油比为7.1。2.4.10 烟气中的过剩氧量再生烟气中含氧量过高，会使主风负荷增大，再生温度下降，能量回收困难，增加废气排放量，且易引发二次燃烧，再生烟气中含氧量太低，会使烧炭不完全，CO2/CO减少。不仅影响再生效率和后面催化剂

44、的活性。而且增加能量回收难度，污染环境。在适宜范围内提高过剩氧含量，可以提高再生速度，缩短再生时间，避免催化剂在高温状态下停留时间过长而造成高温失活。对于两个再生器串联再生的装置，一再不完全燃烧，二再高温完全再生，一般不使用CO助燃剂，二再出口烟气氧含量控制在1%3%（体积分数），本次设计取过氧量为3%。2.4.11 CO2/CO在催化剂再生过程中，要产生大量的CO，一般CO2/CO为1：1。采用分子筛催化剂，由于焦碳产率降低和高温再生促使CO2/CO降低，因而使再生器提供的热量减少，这就需要提高原料预热温度并向再生器喷燃烧油，如果CO在再生器内烧掉，不仅可以降低原料预热温度，停止喷燃烧油，同

45、时可进一步提高催化剂温度，降低剂油比，使再生催化剂含碳量降低到0.03%0.10%，因而有利于改善产品分布。本设计采用两器两段完全再生（带取热），CO2/CO体积比2150，再生剂含碳量0.03%0.10%。这种再生形式实际上是一种能控制CO燃烧的过程，防止二次燃烧。如CO在稀相急剧二次燃烧，烟气中催化剂已极少，CO燃烧的热量使烟气温度升高，甚至高达1000。这样容易烧坏设备，因此必须采取一切措施增大CO2/CO之比。避免二次燃烧，采用完全再生即是一种有效方法。2.4.12 H/C大庆常压渣油H/C（原子）为1.74。轻质油与重质的最重要的差别在于分子量不同和H/C（氢碳比）不同。各类油品的大

46、约氢碳比见表2.6：表2.6 油品碳氢比油品普通原油重质原油天然汽轻质油减压渣油戊烷脱出沥青H/C1.81.53.91.821.41.71.11.2一般说来，从重质油转化为轻质油，除了从大分子分解为较小分子外，还从低H/C的组成转化成较高H/C的组成。分子量的变化主要依靠分解反应（热反应或催化反应），而H/C的变化则不外乎通过两个途径：脱碳和脱氢。所谓脱碳，即脱去其中H/C最低的部分，例如溶剂脱沥青等；或经化学转化使一部分产物H/C降得更低，而另一部分产物H/C有所提高，例如催化裂化、焦碳化等。至于加氢，则是借助外来的氢来提高整个产物H/C，例如加氢裂化等。对于重残油的轻质化，则根据原料的特点选择加工方案。大庆常压渣油金属含量较低，尤其是Ni，H/C比（1.7）较高，故选用直催化裂化加工方案是合宜的。3.4.13 提升管各点的蒸汽喷入量为了减少催化剂的磨损，减少水蒸气对催化剂的老化作用，在满足必需的工艺要求的前提下，应尽量减少吹气点和蒸汽的吹入量。 雾化蒸汽催化裂化是气相反应，使进入提升管的原料迅速汽化很重要。良好的雾化，可以使油、气和催化剂混合均匀。同时，雾化蒸汽可以降低油、气分压，避免催化剂迅速结焦。在一旦发生原料中断的事故时，雾化蒸汽