100万吨年渣油催化裂化反再系统工艺设计(共14页)

1、精选优质文档-倾情为你奉上100万吨/年渣油催化裂化反再系统工艺设计1文献综述1.1 前言我国主要油田所产的原油多系中质原油，沸点大于350的常压渣油占原油的7080%，减压渣油含量多数占原油的4045%。而近年来我国原油逐渐变重的趋势也日益严重，有的炼油厂对原油比重进行对比，从1994年为0.8767到1997年的0.8957，原油变重的趋势是明显的。这样对炼油厂的轻质油收率和经济效益造成严重的威胁。而运输用的燃料油的需要量在逐渐上升，重质燃料油的消耗量却在下降，重质燃料油需求量减少是由于工业上能源节约，工业结构的改变和代用燃料的应用，例如煤、天然气和核动力等，加之，用重质油作为燃料油烧掉，

2、在石油资源有限的情况下，是一种十分浪费且最不经济的做法。如今，汽车工业发展迅速，需要更多的轻质油品，因此发展渣油催化裂化是一项较重要的措施。1.2 大庆常压渣油特点大庆常压渣油氢碳比高，硫含量低，重金属含量低（残炭约4%，重金属含量约5µg/g），是较好的渣油催化裂化原料，小于350的馏分占20%30，大于350500的馏分占30，大于500的减压渣油占40左右，是世界上位数很少的质量最好的渣油之一。可直接作重油催化裂化装置的原料。在催化裂化中，饱和分与芳香分仅生成少量焦炭。大部分转化为挥发产物，接近三分之一的胶质及半数以上的沥青质生成焦炭。因为大庆渣油的沥青质含量很少，所以胶质是大

3、庆渣油缩合生焦的主要来源。渣油中饱和分及芳香分等的存在对缩合生焦反应具有某种抑制作用1。1.3 重油轻质化必要性 我国原油特别是几个国家主要油田的原油如大庆原油、胜利原油和华北原油，350摄氏度，以前的馏出量一般都在30%以下，而在世界市场销售量很大的中东等地的原油，350摄氏度以前的馏出量一般都在50%以上。因此对于我国原油来说，简单的常减压蒸馏是不能满足轻质油收率要求的。我国大多数原油的含硫量都在0.5%以下，这对进一步加工利用是有利的。目前国外开采的原油，含硫量在2%以上的占30%以上。在国外已探明的储量中，中东和拉丁美洲占63.3%，而它们几乎全部都是含硫量在1%以上的原油。在苏联的资

4、源中，含硫1.0-2.0%的占52%，含硫2%以上的占23.8%，含硫3%以下的只占24.2%。国外只有非洲以及加拿大、美国等地低硫原油产量多一些。我国大庆原油不仅含硫量低，重金属含量也低。目前，世界上只有极少数原油的重金属含量低于或相当与大庆原油。由上述对我国原油特点的分析可知，我国原油一般均属于重质原油，如果不广泛采用二次加工以提高加工深度，轻质油产率低，只能大量生产燃料油。从合理利用我国能源资源的角度看，提高原油加工深度，尽量增产汽、柴油等轻质油品是完全必要的。这就决定了催化裂化装置在我国炼厂加工流程中，必然占有重要地位。我国原料大部分为重质原油，减压渣油收率占原油的40%左右，常压渣油

5、占65%-75%。渣油量很大，十几年来，我国重油催化裂化有了长足的进步，开发出重油催化裂化工艺，提高了原油加工深度，有效地利用了宝贵的石油资源。常规催化裂化原料中的残炭和重金属含量都比较低，而重油催化裂化则是在常规催化裂化原料中掺入不同比例的减压渣油或直接用全馏分常减压渣油。由于原料油的改变，胶质，沥青质，重金属及残碳值的增加，特别是族组成的改变，对催裂化过程的影响极大。因此，对重质油催化裂化来说，首先要解决高残碳值和高重金属对催化裂化过程的影响才能更好的利用有限的石油资源2。1.4 重油轻质化工艺比较重油轻质化有延迟焦化、加氢裂化、热裂化、催化裂化。1.4.1 延迟焦化延迟焦化工艺是焦炭化过

6、程（简称焦化）主要的工业化形式，由于延迟焦化工艺技术简单，投资及操作费用较低，经济效益较好，因此，世界上85%以上的焦化处理装置都采用延迟焦化工艺。延迟焦化从30年代工业化以来，至今仍是应用最广的重油深加工工艺之一，尤其是对加工高硫、高沥青质的重质渣油。焦化可以获得大量的轻质产品，这些产品通过加氢可以生产优质轻油和化工裂解原料。作为一种重油加工工艺，延迟焦化在加工劣质原料、为乙烯工业提供原料以及提高柴汽比等方面，具有其独特的优势。因此延迟焦化工艺在对深度消化重油，提高炼油企业的效益及市场竞争力起到了极其重要的作用。   焦化部分主要包括：原料换热部分、加热炉部分、焦炭塔部分

7、、分馏塔及换热部分、冷切焦水处理部分、焦炭塔的吹汽放空部分、高压水泵及水力除焦部分、焦炭的装运部分。1.4.2 加氢裂化 加氢裂化是指在较高的压力的温度下10-15兆帕（100-150大气压），400左右，氢气经催化剂作用使重质油发生加氢、裂化和异构化反应，转化为轻质油（汽油、煤油、柴油或催化裂化、裂解制烯烃的原料）的加工过程。加氢裂化（Hydrocracking）工艺是使重质油轻质化的又一种方法。重质油的轻质化一是指碳氢化合物的分子量变小，二是指碳氢比有所增加（碳氢化合物裂解时要增加氢原子），这就需要添入氢或减少碳。加氢裂化反应在高温高压环境下进行，随原料性质及产品方案不同，反应条件及氢气耗

8、用量有较大差异。一般以减压馏分油为原料，反应温度精制段380左右，裂化段400左右；反应压力约16-18兆帕；耗氢量为进料量2-3。可产汽油30、航空煤油35、轻柴油20、液化石油气3、加氢尾油3。加氢裂化的液体产品收率达98以上，其质量也远较催化裂化高。虽然加氢裂化有许多优点，但由于它是在高压下操作，条件较苛刻，需较多的合金钢材，耗氢较多，投资较高，故没有像催化裂化那样普遍应用。 加氢裂化工艺的特点主要是：可以加工更重的原料油和含硫含氮等劣质原料油；产品质量好，基本上不含氧、氮、硫，不需再进行精制；产品收率也高。特别是适于生产航空煤油。 但加氢裂化的难点是：投资大，需采用大型高压反应器、高压

9、换热器以及高压机泵等昂贵设备；耗氢量大，除了从催化重整可得到一部分副产廉价氢气外，还需配备制氢装置，制氢所用原料，如果没有天然气的话，需耗用高价的石脑油。1.4.3 热裂化石油炼制过程之一，是在热的作用下(不用催化剂)使重质油发生裂化反应，转变为裂化气(炼厂气的一种)、汽油、柴油的过程。热裂化原料通常为原油蒸馏过程得到的重质馏分油或渣油，或其他石油炼制过程副产的重质油。1.4.4 催化裂化催化裂化是石油炼制过程之一，是在热和催化剂的作用下使重质油发生裂化反应，转变为裂化气、汽油和柴油等的过程。原料采用原油蒸馏（或其他石油炼制过程）所得的重质馏分油；或重质馏分油中混入少量渣油,经溶剂脱沥青后的脱

10、沥青渣油；或全部用常压渣油或减压渣油。在反应过程中由于不挥发的类碳物质沉积在催化剂上，缩合为焦炭，使催化剂活性下降，需要用空气烧去（见催化剂再生），以恢复催化活性，并提供裂化反应所需热量。催化裂化是石油炼厂从重质油生产汽油的主要过程之一。所产汽油辛烷值高（马达法80左右），安定性好，裂化气（一种炼厂气）含丙烯、丁烯、异构烃多。 催化剂主要成分为硅酸铝，起催化作用的是其中的酸性活性中心（见固体酸催化剂）。移动床催化裂化采用35mm小球形催化剂。流化床催化裂化早期所用的是粉状催化剂，活性、稳定性和流化性能较差。40年代起，开发了微球形（4080m）硅铝催化剂，并在制备工艺上作了改进，70年代初期，

11、开发了高活性含稀土元素的 X型分子筛硅铝微球催化剂。70 年代起, 又开发了活性更高的Y型分子筛微球催化剂（见石油炼制催化剂）。化学反应与按自由基反应机理进行的热裂化不同，催化裂化是按碳正离子机理进行的，催化剂促进了裂化、异构化和芳构化反应，裂化产物比热裂化具有更高的经济价值，气体中C3和C4较多，异构物多；汽油中异构烃多，二烯烃极少，芳烃较多。其主要反应包括：分解，使重质烃转变为轻质烃；异构化；氢转移；芳构化；缩合反应、生焦反应。异构化和芳构化使低辛烷值的直链烃转变为高辛烷值的异构烃和芳烃。使用分子筛催化剂时，为了使炼厂产品方案有一定的灵活性，可根据市场需要改变操作条件以得到最大量的汽油、柴

12、油或液化气。石油炼制过程之一，是在热的作用下(不用催化剂)使重质油发生裂化反应，转变为裂化气(炼厂气的一种)、汽油、柴油的过程。热裂化原料通常为原油蒸馏过程得到的重质馏分油或渣油，或其他石油炼制过程副产的重质油3。1.5 渣油组成对FCC的影响石油是一种非再生性的化石能源，储量有限，随着大规模开采，消耗量很大。因而近年来普遍出现了原油密度加大，渣油含量不断增加，硫、氮及重金属等杂质日益增多的明显重质化和劣质化的现象，迫使炼厂必须节约使用原油，进行深度加工以提高轻质油收率。 渣油催化裂化无疑是重油轻质化的骨干技术。由于渣油原料的特性，使渣油催化裂化面临一些难题，必须采取相应的技术措施。渣油使原油

13、中最重的部分，含有大量胶质、沥青质和各种稠环烃类，元素组成中氢碳比小，残碳值高；原油中的硫、氮、重金属以及盐分等杂质大量集中于渣油中；渣油的裂化性能差。由于渣油的这些特点，给渣油催化裂化带来如下一些难题：（1）残碳产率高 胶质、沥青质和稠环烃类，在反应过程中易于缩合生成焦炭，加之重金属对催化剂的严重污染，使得渣油催化裂化过程中焦炭产率大大高于馏分油催化裂化的焦炭产率，可高达8-12，而馏分油催化裂化焦炭产率通常为5-6.焦炭产率增加对产品分布和装置热平衡都有很大影响，使轻质油收率下降、再生器烧焦负荷增大和反应-再生系统热量过剩。因此，如何减少生焦量以提高轻油收率以及取出剩余热量是渣油催化裂化的

14、技术关键之一。（2）重金属的危害 渣油中的重金属，在催化裂化过程中，几乎全部沉积在催化剂表面上，造成严重污染。危害最大的是镍、钒和钠。在催化裂化条件下，镍是脱氢催化剂，催化剂被污染后，其选择性变坏，使焦炭和氢气产率增加而汽油产率降低；当原料中含硫时镍的危害更大。钒可与沸石作用破坏催化剂的晶体结构或酸性中心，造成永久失活。钠可降低催化剂的稳定性。因此，如何控制重金属对催化剂的污染，使催化剂保持较高的平衡活性和选择性是渣油催化裂化的另一技术关键。（3）硫、氮等杂质的影响 渣油中硫、氮等杂质含量高，裂化所得轻质油品和焦炭中硫、氮化合物含量也相应增加，前者影响油品质量，后者在催化剂再生时产生更多的硫化

15、物和氮化物增加对环境的污染。因此，如何改善产品的质量，减少环境污染也是渣油催化裂化应予以注意的问题4。（4）金属 渣油中金属含量大大高于减压瓦斯油。其中，Ni,V的影响特别重要，因为Ni,V能以高浓度存在并且对催化剂性能有害。沉积于催化剂上的Ni起非选择性裂化，导致较高的氢和C1-C4气体产率，并使催化剂上沉积较多的焦炭。V会进入分子筛中，并起破坏性反应。Ni,V通常以嘌啉和环烷酸盐状分子存在。另外，渣油中的钠通常是由于脱盐不好而存在。钠中和催化剂上的酸性中心，并存在高温时晶体结构倒塌5。（5）沥青质 沥青质是指石油中不容于低分子量的烃累的物质。沥青质是含多环芳烃和几种类型官能团的聚合体，其尺

16、寸在25-30mm。因为分子筛的孔太小不能接受沥青质，需要有孔结构大得多的催化剂才能裂化沥青质6。（6）胶质 为含氧，氮的极性分子，其分子量通常在500-1000之间，微溶于烷烃中它们在稀土Y型沸石催化剂上，反应温度500摄氏度，转化率100%时，胶质催化裂化生成的汽油及焦炭各占原料的1/3。胶质亚组分的汽油产率随胶质原料由轻到重而减少，焦炭则随原料变重而增加7。1.6加工方案的选择近20年来虽然在改进发动机燃料的燃烧过程、汽油尾气净化等方面都取得了较大的进展，但仍不能满足环境保护的要求。为此我国提出了车用汽油新的规格指标。我国现行成品汽油中催化裂化汽油占80%以上，因为催化裂化成品汽油中的烯

17、烃含量明显高于汽油新规格指标8。 催化裂化是一种将重瓦斯油转化为汽油调和组分的有效炼油技术。催化裂化汽油辛烷值高，汽油收率高，产品质量高，所以很久以来就是汽油的主要调和组分。在柴油沸点范围内的馏分油，经过加氢处理后作为柴油调和组分。轻循环油、重循环油和澄清油等重馏分油用作燃料油调和组分，而且是优质减压渣油切割原料。在催化裂化过程中生产的含烯烃液化石油气可以用于下游的烷基化和聚合过程，以生产更多的汽油9。催化裂化过程具有以下几个特点： 轻质油收率高，可达70-80，而原料初馏的轻质油仅为10-40.这里所说轻质油是指汽油、煤油和柴油的总和。 催化汽油的辛烷值较高，研究法辛烷值可达85以上。汽油的

18、安定性也较好。 催化柴油的十六烷值低，常与直馏柴油调和使用或经加氢精制提高十六烷值，以满足产品规格要求。 催化裂化气体产品产率约为10-20左右，其中90左右是3、C4.其组分中含大量烯烃。因此这部分产品是优良的石油化工原料及生产高辛烷值汽油组分的原料。根据所用原料、催化剂和操作条件的不同，催化裂化各产品的产率和组成略有不同，大体上，气体产率为1020,汽油产率为3050，柴油产率不超过40，焦炭产率在57左右。由以上产品产率和产品质量情况可以看出，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；而氢转移翻译官使催化汽油

19、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高的重要原因。所以选用催化裂化生产汽油10。 1.7 催化裂化装置研究进展1.7.1 单气单段（1）同高并列式我国的床层裂化装置都是早期所建，均为同高并列式，其特点如下：整个反应器分为稀相段、密相段和气提段三部分，总高度约为26-33m。原料油经喷嘴喷入稀相提升管，在其中与催化剂接触发生裂化反应。由于采用的是活性不太高的无定形硅铝催化剂，加上稀相提升管长度段短，大部分反应在床层密相段完成。密相段有高速床和低速床两种，高速床的气体线速约0.8-1.2m/s,低速床约0.3-0.6 m/s。由于低速鼓泡床存在着返混，对产品的收率和质量有一定的

20、影响，采用高速床可减少返混，以提高裂化选择性。图1 同 高 并 列 式 催 化 裂 化 装 置两器框架标高相同，再生器和反应器的总高度相近，操作压力相近。装置的总高度较低，一般约32-362m。用较长的内溢流管保证再生器内催化剂的料面，用增压风的流量调节催化剂循环量。待生和再生的单动滑阀只在事故状态时作切断用，正常操作时，滑阀操作时滑阀全开，滑阀使用寿命长，不易磨损。催化剂采用U形管密相输送。U形管同时还起到防止空气或反应油气倒流的料封作用，U形管内由于受到床层和立管中催化剂的静压影响，为保持流化状态需要蒸汽或空气松动。（2）高低并列式采用沸石催化剂后，一方面为了增加提升管长度以满足全提升管反

21、应对反应时间的要求，另一方面要要提高再生压力，以利于烧焦，降低再生催化剂的碳含量。因此在布置上采用高低并列式，反应器位置较高，再生器位置较低，两器不在一条轴线上。我国典型的高低并列式催化装置如图所示，其特点如下：由于反应器位置较高，两器压力不同，一般再生器比反应器的压力高0.02-0.04Mpa.图2高低并列式流化床催化裂化装置由于裂化反应在提升管内完成，反应器内不再保留床层，只起沉降催化剂和容纳器内旋风分离器的作用。为了避免产品的二次裂化，在提升管出口还设有快速分离装置。催化剂在两器间循环，用斜管输送，并由滑阀调节。一般用反应温度控制再生滑阀的开度，用汽提段的藏量控制待生滑阀的开度。由于滑阀

22、经常处在节流状态，滑阀的材质应能满足耐磨要求，以保证开工周期。斜管内催化剂输送一般都不需要松动，仅在需要降代滑阀压降或流速较低或使用大堆积密度催化剂的情况上，才在滑阀上游补入松动气。我国高低并列式提升管装置有200kt/a、600kt/a、1.2mt/a、2.0 mt/a和3.0 mt/a几种规模11。（3）同轴式单段逆流再生 沉降器与再生器同轴布置，再生器采用湍流床单段逆流再生技术。通过设置待生催化剂分配器实现逆流烧焦提高再生器效率，以及采用较苛刻操作条件（如较高的再生压力、再生温度、过剩氧含量、密相床料位及较长烧焦时间等）提高烧焦能力。主要操作条件：再生压力0.1-0.25Mpa、再生温度

23、680-720°C、烟气过剩氧含量2%-5%、密相气体线速0.8-1.5m/s、密相催化剂料位5-8m、催化剂烧焦停留时间6-10min。烧焦强度可达100-150kg/t，再生催化剂含碳可降但0.1%以下。该技术适用与原料油不是很重，重金属含量不是很高的装置，尤其适合与中小型FCC装置。 工艺流程特点：一路工艺主风、一路再生烟气，三路增压风。待生催化剂经待生立管、待生塞阀至再生器密相床底部，待生套筒底部通入增压风将催化剂提升到密相床上部，由分配器均匀分布。主风从再生器底部进入向上流动，催化剂靠重力向下流动，在680-700°C温度及在CO阻燃条件下进行富氧逆流再生。恢复活

24、性的催化剂进入淹流斗经再生斜管、单动滑阀输送到提升管反应器循环使用。再生烟气经再生器两级旋风分离器、三级旋风分离器进一步分离催化剂微粒后进入烟气轮机，回收再生烟气压力能，然后进入余热锅炉进一步回收烟气余热，再生烟气温度降到180-200，最后经烟筒排入大气。未设烟气轮机的小型FCC装置再生烟气直接经双动滑阀、孔板降压器、余热锅炉后由烟筒排入大气。再生过程过剩热量由取热器取走。单段逆流再生器可以采用上流式、下流式、气控式、返混式等各种形式的外取热器。 烧焦用空气由主风机提供。主风机将空气压缩后经辅助燃烧室、主风分布管进入再生器底部。一般中、大型装置采用离心式主风机。待生套筒流化提升，外取热器流化

25、及提升需要压头较高的增压风。增压风一般自主风机出口引入，增压0.06-0.08 Mpa后供给各用风点使用。当增压风量较大且主风机能力不足时，增压机也可自大气取空气，压缩后供给各增压风用户。同轴式单段逆流再生装置控制方案比较简单。再生器压力由烟机入口蝶阀和双动滑阀分程控制。再生温度用外取热器直接控制，没有外取热器的装置用原料油、回炼油预热温度及油浆外甩量、掺渣量控制。再生器藏量不直接自动控制，用小型加料为此系统藏量平衡。 再生催化剂含碳控制方发：该类型再生器多采用加CO助燃剂富氧完全再生。控制主风总流量，使烟气过剩氧含量控制在2%-5%范围内。在催化剂不明显失活情况下采用较高的再生温度，用外取热

26、器将再生温度控制在680-710范围内。控制适宜再生器藏量，密相床催化剂停留时间可控制在6-10min范围。实际操作中一般选择一定的烟气过剩氧含量和再生温度，再保持足够的催化剂藏量可将再生催化剂含碳降到0.05%-0.1%12。 1.7.2 两段逆流再生器重叠式再生器重叠式两段逆流再生装置反应沉降器与再生器并列布置。再生器为两段再生，一再在上方，二再在下方重叠布置。二再采用直筒结构（内部没有旋风分离器），底部设空气分布器，与辅助燃烧室相连。下部有再生催化剂出口和半再生催化剂进口。顶部设有大孔分布板并与第一再生器底部相连。二段再生器气体流速按0.4-0.7 m/s设计。密相段高度根据烧焦量确定，

27、一般为4-6 m，稀相有6-8 m的催化剂沉降高度。一再与常规再生器相似，采用大小筒结构，稀相设有旋风分离系统，待生催化剂自密相床上部进入，半再生催化剂自下部引出。由于二再顶部自一再底部插入，一再的主风分布器采用单环或双环分布管。三器连体两段逆流再生器三器连体两段逆流再生器，沉降器与一再同轴式布置，二再位于一再下方，采用偏心（不同轴）布置。二再与一再用烟气管道连接。二再采用大小筒结构（内部不设旋风分离器），密相采用较高的流速来提高流化质量、烧焦效果，稀相采用较低流速加强催化剂沉降，减少催化剂夹带量。密相床线速0.8-1.2 m/s，稀相线速约0.6 m/s.密相段高度根据烧焦量确定，一般为4-

28、6 m，稀相有6-8 m的催化剂沉降高度。二再下部有主风分布管、再生催化剂出口。顶部有烟气引出口。半再生催化剂采用立管输送，用塞阀控制催化剂循环量。第一再生器与同轴式单段逆流再生器相似，二再高温烟气通过管道进入一再，在一再密相床中部设置特殊的环形烟气分布管进行分配。三器连体两段逆流再生装置由于沉降器与一再直接连接、汽提段直接插入再生器中及再生管较短，使其总高度比国外并列式两段逆流再生装置降低了10-15 m。1.7.3 烧焦罐高效再生器（1）一般型烧焦罐再生器一般型烧焦罐再生装置沉降器与再生器并列式布置，两器标高基本相同。烧焦罐在下部，其顶部连接的稀相管伸入到上部二密相和稀相段内。稀相管出口安

29、装气固分离装置（T型快分或粗旋快分）。烧焦罐气体流速一般为1.5-2 m/s，高速根据工艺烧焦量确定。早期设计的烧焦罐多应用于蜡油催化裂化装置，烧焦罐长度一般为8 m左右。用于重油催化裂化时烧焦量增加，烧焦罐长度增至10-12 m，靠增加烧焦罐容积来增加烧焦能力。同时增加了循环管和再生斜管的推动力，增加了装置操作弹性。稀相管烟气流速7-10 m/s，稀相管高度应能够满足出口气固分离装置的安装要求，一般高度为8-15 m。由于稀相管出口有气固分离装置，再生器稀相段可采用较高的稀相流速。稀相段直径和高度应能满足旋风分离器系统安装要求。二密相主要目的是收集催化剂并保持硫化状态，一般采用较低气体流速（

30、0.1-0.25 m/s）以降低主风消耗。二密相段高度一般为4-6 m。我国烧焦罐装置有两种典型结构形式，。稀相管及稀相段均较长，稀相管出口安装T型气固分离装置，快分出口与二密相料面有一定距离（3-5 m）。再生器一二级旋风分离器料腿均安装翼阀，布置在二密相料面上方的稀相空间。该方案气固分离装置及旋风分离器系统操作不受二密相流化状态的影响。稀相管及稀相段均较短，稀相管出口安装粗旋风分离器，再生器一级旋风分离器料腿安装防倒锥，二级料腿安装翼阀，一二级料腿均伸入到二密相床中。该方案二密相流化失常会影响粗选及旋分器工作，从而导致催化剂跑损。循环管是烧焦罐再生器的独有设备，它的作用是把热催化剂从二密相

31、返回烧焦罐，提高烧焦罐底部温度和烧焦罐密度，以提高烧焦速度并增加烧焦能力。早期的烧焦罐装置循环比为1-1.5，循环管直径与再生剂管直径相当；近年设计的烧焦罐装置循环比为1.5-2,循环管直径明显大于再生管直径。二密相是烧焦罐型装置的操作难点之一。由于烧焦罐二密相流速低，密度大（500-600kg/m3）,环形空间流化环境较差，流化风容易偏流，常出现局部死床导致大量催化剂跑损（尤其是料腿布置在二密相内的装置）。因此除了使用压头较高的增压风做流化介质外，分布管也需要特殊设计经验是：采用较高压头的增压风，适当提高喷嘴压降。采用多段分布，提高抗偏流能力。催化剂引出口设稳流装置。（2）带预混合管的烧焦罐

32、高效再生：预混合管安装在烧焦罐底部，其下部设有待生催化剂、外取热器冷催化剂、循环管热催化剂及主风进口。顶端设有分布板（分布板上数十个耐磨孔）并伸入烧焦罐底部。预混合管使新鲜空气及冷、热催化剂迅速混合接触、快速提高起始温度，并形成输送床，达到快速烧氢、烧焦目的。预混合管长8 m左右，气体流速8-10 m/s，停留时间1 s左右。焦中氢几乎全部烧掉，碳烧掉20%-50%，温升50-100摄氏度。设有预混合管的烧焦罐烧焦强度达700以上，再生器总烧焦强度达260-320 kg/t。预混合管出口分布板孔流速较高、磨损严重。早期过孔速度为60 m/s左右，虽然后期的改造中大幅度降低了过孔流速，仍有磨损现

33、象。预混合管的设置使再生器整体提高了8 m左右，装置建设投资增加、操作管理难度增加。近几年，一般烧焦罐装置采用提高烧焦罐密度等改进措施后烧焦效果明显提高。所以后期设计的装置较少采用预混合管，有的装置扩能改造时将预混合管拆除，加长烧焦罐来提高烧焦能力。（3）串流烧焦罐再生器串流烧焦罐再生器关键内件是大孔分布板和催化剂抽出料仓。大孔分布板作用是将烧焦罐的再生烟气和催化剂均匀分布于二密相流化床，并使二密相流化稳定。要点是确定合适的过孔流速及孔径，使介质流化均匀，压降又不过大，催化剂不泄露并具有一定的操作弹性。防止在高温下变形、开裂，经验是根据操作温度和设备直径设计合理的大孔分布板裙腰高度。关于“大孔

34、”的设计，先期的大孔分布板是在钢板上直接开孔内衬耐磨瓷环，高温下由于热膨胀，瓷环有被挤碎现象。近几年改进设计是将“大孔”改为短管，内衬钴基硬质合金，增强内衬材料韧性，“短管”也具有更高的操作弹性。串流烧焦罐再生器的二密相流化床具有特殊性。流速较高，催化剂密度较低，给再生催化剂的引出带来困难。需要特殊设计催化剂抽出料仓，既能够充分接催化剂又能够恰到好处地脱气。工业实践表明采用“淹流溢流”型抽出料仓，采用多方位接受催化剂及排气，可满足操作要求13。1.8 催化裂化反再系统中的几种装置1.8.1 快速分离器装置种类 提升管出口快速分离装置的任务是：完成汽油与催化剂快速分离，催化剂快速预汽提，油气快速

35、离开沉降器，即所谓“三快”。油气与催化剂高效分离可降低单级旋风分离器负荷，降低油浆固含量。油气快速导出可降低油气在沉降器停留时间，减少热裂化反应，降低干气产率、降低结焦倾向。催化剂快速预汽提，可预先汽提出催化剂颗粒间的油气，避免被过度裂化，减少该部分油气在沉降器的停留时间。目前我国常用的新型快速分离设备有，改进型粗旋风分离器、预汽提挡板式粗旋风快分（FSC）、预汽提旋流式快分（VQS），密相环流快分（CSC）4种形式。除提高气固分离效率小，都重视和加强了油气快速导出和催化剂快速预汽提功能。（1）粗旋风分离器（简称粗旋）是一种传统的提升管出口快速分离设备，气固分离效率高（在95%以上），同轴式外

36、提升管和并列式内提升管装置均可使用。近几年又进行了改进，进一步优化本体设计提高效率，将粗旋升气管向上延伸到顶部单级旋风分离器入口附近，缩短了油气在沉降器内的停留时间，取得了一定效果。但由于粗旋是正压排料，粗旋内的压力比沉降器高（约0.5倍粗旋压降），料腿排料时除催化剂外，还有约5%-10%的油气向下排出。该部分油气在沉降器中的停留时间为100s，使油气总平均停留时间变长，发生热裂化使沉降器结焦倾向增加。由于粗旋结构简单、弹性大、易于操作，目前仍被大量采用。（2）预汽提挡板式粗旋快分（FSC）FSC是一种特殊结构的粗旋风分离器，在灰斗内设置挡板，使其具有预汽提功能。在粗旋排料口与汽提器连接处设置

37、中心稳涡杆和消涡板，油气排出口与单级旋风分离器入口采用“紧连”开放结构。优化设计汽提器挡板结构，在获得高效汽提，不降低气固分离效率的同时，把粗旋的正压排料变为负压排料，让全部油气都从粗旋上口流出，使催化剂向下夹带的油气降到2%左右。预汽提中线速0.1-0.2ms，气固分离器效率达99%以上，油气停留时间在5s以下。是一种结构简单，效果好的快速分离装置。同轴式和并列式装置均可使用（同轴式应用较多）。（3）预汽提旋流式快分（VQS） VQS是专门为内提升管装置开发的一种结构紧凑、高效的快速分离装置。 在提升管上端安装数台旋流器，并在外侧设置封闭罩。封闭罩的顶端设有油气导出系统，与单级旋风分离器入口

38、相连。封闭罩的下部设有预汽提挡板。反应油气自提升管上端旋流器喷出，沿封闭罩内壁旋转，催化剂沿器壁以螺旋线轨迹落入下部预汽提器，预汽提器下部进入蒸汽，对待生催化剂预汽提。油气在封闭罩中心区域向上流动，经油气导出系统进入单级旋风分离器。气固分离效率98.5%以上，油气在沉降器的停留时间5s，预汽提线速0.1 ms时可达较好的汽提效率。（4）密相环流预汽提快分（CSC） FSC和VQS这两种快速分离器通过对待催化剂及时预汽提减少了进入汽提段的油气量，分离效率较高，运行可靠，可提高装置的轻质油收率。然而，这两种快速分离器预汽提器中的催化剂是以稀相洒落的形式与汽提蒸汽接触，因而汽提效率有待进一步提高。密

39、相环流预汽提快分（CSC）通过一种独特设计，使催化剂在预汽提中形成密相床层，并在汽提器中内、外两个环形空间形成环流。待生催化剂快速分离后落到密相中首先自行脱气，再经密相环流方式汽提，催化剂可以多次在床层底部得到新鲜蒸汽汽提。可提高汽提效率，大幅度降低待生催化剂携带的油气量。在内环线速0.1 ms时，气固分离效率大99%以上，油气在沉降器中的停留时间在5s以下。是一种结构新颖、效率高的快速分离设备，具有很好的应用前景。同轴式外提升管装置和并列式内提升管装置均可使用。（5）关于防止沉降器结焦 在采用快速分离器与顶部单级旋风分离器紧密连接后，沉降器温度大幅度下降（降低了130°C左右），汽

40、提油气在沉降器中停留时间不均衡会导致沉降器结焦。采用VQS（或VSS）的装置，在生产中有过沉降器结焦现象。改进措施是将汽提气移出口有沉降器中上部改到沉降器下部，汽提气直接从沉降器下部移出，防焦蒸汽从沉降器顶部流到下部并从移出口排出。大“蒸汽垫”充满沉降器，油气空间减小可避免上部区域结焦14。在采用快速分离器与顶部单级旋风分离器紧密连接后，沉降器温度大幅度下降（降低了130°C左右），汽提油气在沉降器中停留时间不均衡会导致沉降器结焦。采用VQS（或VSS）的装置，在生产中有过沉降器结焦现象。改进措施是将汽提气移出口有沉降器中上部改到沉降器下部，汽提气直接从沉降器下部移出，防焦蒸汽从沉降

41、器顶部流到下部并从移出口排出。大“蒸汽垫”充满沉降器，油气空间减小可避免上部区域结焦15。为了减少沉降器内结焦，还可将工艺参数进行优化(1)增加干气气提和预提升蒸汽量。(2)增加剂油比，进一步增加剂油比。(3)提高提升管和沉降器10 MPa蒸汽温度，增加雾化蒸汽和气提蒸汽用量。(4)减少油浆回炼量。(5)保持进料性质稳定，选择适当的掺渣率，保持原料性质稳定16。1.8.2 喉管式高效进料雾化喷嘴喉管式喷嘴的雾化机理：其雾化机理是利用高速喷射的蒸汽吧液体进料冲击破碎，并使进料在进入提升管时形成强型的絮流脉动的喷射流，与周围介质发生撞打击而破碎17。喉管系列喷嘴：利用收敛扩张喉道，提高流速，流体克

42、服表面张力和粘度的约束，气液相速度差形成液膜，经锐边鸭嘴出口撕裂液膜而雾化。该型喷嘴是利用较高的气体速度将原料油拉成膜并雾化，因此对某一台喷嘴不管原料油负荷高低，要求雾化蒸汽量恒定（或只能在小范围内调节），否则雾化效果降低。该型喷嘴特点：压降较小，雾化效果较好，结构简单不易堵塞。现在工业装置应用较多。如：LPC、CS、CCK、KH系列喷嘴等。改进进料喷嘴结构，并且有单喷嘴进料改为多喷嘴进料，使原料雾化状况得到改善。渣油催化裂化进料喷嘴由馏分油催化裂化使用的直管式单喷嘴改进为低压将喉管式，进一步改进为高压降喷雾式的多喷嘴。近年来还开发了LPC-1、KH、HW等类型的喷嘴。在进料喷嘴内蒸汽用作分散

43、介质，使反应进料物化成极细小的颗粒，均匀地分散到催化剂上，可取得良好的反应效果，并使干气家焦炭的产率减少近2%，液体产品收率增加近3%，而有和蒸汽的压降只有0.3-0.7Mpa。LPC-1型喷嘴 采用单孔鸭嘴形结构，雾化蒸汽经喉管加速后沿轴向进入混合室，原料油经喉管按一定角度从混合室侧面进入，出口为扁开孔并带有锋利的锐进，雾化油流呈扇状薄层喷出。KH型喷嘴 利用高速气流的能最来克服原料油的表面张力和粘度的约束，使原料油破碎成雾状的微细颗粒群，从而达到雾化目的18。高效的进料喷嘴必须具有对进料的雾化和在提升管内对原料的恰当分配。进料喷嘴应设计成能产生好的液滴尺寸分布，使其能在提升管内的停留时见下

44、汽化和发生催化裂化反应。对予渣油催化裂化装置，这种汽化过程是使烃类气化和使高沸点的渣油组分雾化。当这些气化物发生催化裂化反应时，首先吸附在催化剂颗粒和提升管壁的表面上并发生热分解。如果提升管性能较差这种雾状物就可能被夹带到主分馏塔而导致潜在的影响装置稳定操作的问题。除了雾化作用，有效汽化的原料要求在提升管截面上具有好的分布，这就能得到油与高温催化刺的良好接触。喷嘴的这种喷雾特性必须使汽化的原料在进入混合区时触及稠密的催化剂层。如果这点做得足正确的，那么这种喷雾将穿透催化剂层且均匀分布；如果不是很正确，那么自喷嘴出来的油雾会弯曲着向上。运行矗不能与催化剂充分接触。这种不完全的接触会导致涡流而使部

45、分进料滑落到混合区以下。由此提升管选择性和处理能力将受到影响19。1.8.3 空气分布器空气分布器有分布管和分布板两种基本形式，作用是使空气沿整个流化床截面分配均匀，创造一个良好的初始流化环境。分布器的好坏直接影响流化床的流化质量、再生烧焦效果和催化剂损耗，甚至影响到装置的经济效益和生产周期。分布管设备特点：设备结构简单，制造检修方便，设计合理可获得较好的流化质量，所以分布管的应用最为广泛。分布管有环状分布管和树枝状分布管两种。环状分布管又分为单环、双环和多环等形式。早期的旋转床再生器曾用过环形分布管。我国引进的几套催化裂化装置再生器采用单环或双环大直径环管，喷嘴多方位（水平、垂直、向外斜等方

46、位）布置，靠气流方向和射程达到在整个截面分布的目的。这种分布管压力将较大，在变负荷工况下（尤其在低负荷下）分布效果欠佳。另外环状分布管加工制造较困难，检修也不方便。因此近年建设的催化裂化装置很少采用。树枝状分布管各支管均为直管段，制造、检修方便，能自由伸缩吸收热膨胀，操作中不易变形，是目前应用最广泛的一种形式，几乎应用与各种再生器。根据同轴式、并列式再生器结构及规模不同，树枝状分布管又可设计成多种形状，分布管的操作应解决好以下两方面的问题，一是在床层中均匀分布空气，使床层流化质量好；二是避免分布管磨损。前者要求设计适宜的喷嘴压力降、喷嘴密度（喷嘴直径、数量），防止边壁效应、以及注意分布管与再生

47、器内件间的相互关系。后者除了考虑喷嘴本身耐磨外，还要设计适宜的主管、支管、分支管流速以及科学安装喷嘴，防止催化剂被吸入分布管内。一般流化床采用树枝状主风分布管。支管、分支管实际主风分布管。支管、分支管实际主风流速应控制在20ms左右。喷嘴压降以5-14Kpa为宜，再生器直径较小、密相料位较低时采用中下值，再生器直径大、密相料位较高时采用中上值。一般采用变径喷嘴，细段直径有Ø14mm、Ø16mm、Ø22mm等规格，床层喷嘴密度20-40个为宜，喷嘴喷出速度不宜大于30ms。近年分布管外面设有耐磨层，以增加分布管的耐磨性能。开发了衬陶瓷耐磨喷嘴，也得到了应用。但要彻底

48、解决分布管麽坏问题仍应该避免催化剂被吸入管内。分布板的射流作用强化了流化床传质是其优点，虽然近几年分布板的设计已有改进，但是在大型流化床、高温、变工况情况下仍存在热膨胀变形问题。为此很少采用20。1.8.4 汽提段挡板和分馏塔塔底塔板形式和各自作用汽提段挡板位于反应器的下部，内装有人字挡板，人字挡板之间留有足够的空隙，以保证催化剂在汽提段内的畅通。汽提段的作用是将待生催化剂携带的油气汽提出来，增加产品收率，减小再生器烧焦负荷。催化剂携带的油气分两部分，一部分是催化剂颗粒间的油气，另一部分是催化剂颗粒内孔道中的油气。传统的汽提段是设置环锥挡板或人字挡板。催化剂在挡板间折流运动，通过空间的压缩与扩张，气体接触交换将油气置换出来。近几年汽提段改进有四方面内容：（1）采用两段汽提或三段汽提。待生催化剂仍有部分活性，催化剂夹带的烃在汽提段内将被裂化为气体和焦炭。催化剂颗粒间的油气汽提较容易，因此在汽提段的上部先进入一部分蒸汽，将该部分烃类尽快汽提出来，避免被裂化掉。在中部、下部再进入汽提蒸汽，将催化剂颗粒内孔道中的油气汽提出来。（2）改进挡板结构，在环形，锥形挡板上开孔，在挡板下缘设裙板，使气体与催化剂逆流、错流接触，提高汽提效率。（3）增加汽提