重油催化裂化在石油工业中的发展状况

1、中国石油大学胜利学院本科毕业设计（论文）第一章重油催化裂化在石油工业中的发展状况1.1 石油化工的发展石油化学工业简称为石油化工，是化学工业的主要组成部分，是指以石油和天然气为原料，生产石油产品和石油华工产品懂得加工工业。石油产品又称油品，主要包括各种燃料油（汽油煤油柴油）和润滑油液化石油气石油焦碳石蜡沥青等。石油化工的发展与石油炼制工业与以煤为基本原料生产化工产品及三大合成材料的发展有关。起源于19世纪20年代石油炼制的开始；20世纪20年代的汽车工业发展带动汽油的生产；40年代催化裂化工艺的进一步开发形成具规模的石油炼制工艺；50年代裂化技术及乙烯的制取为石油化工提供大量原料；二战后石油化

2、工得到更进一步的发展；70年代后原由价格上涨石油发展的速度下降。因此对新工艺的开发新利用成为必然趋势。还有常规石油的可供利用量日益减小，而重油在全世界的资源总量巨大，因而重油将成为21世纪的重要能源。而如何转化这些日益增长的重油已成为当今炼油工业的重大课题。由于新工艺的开发、新材料的应用及其高新的利润驱使石油化工行业得到飞速的发展，美国、西欧和日本等的工业发达国家构成了世界石化工业的主体。这些国家主要石化产品的生产能力已基本满足了世界市场的需要，石化行业也从高速发展时期转向平缓增长期和波动期。全球政治、经济的周期波动性引发国际大型石油石化公司资产重组。科技进步和经济发展加速了全球一体化进程，该

3、过程在石化行业中表现得十分明显，国际大型跨国化工公司把石化研究、生产、和销售等生产和流通过程伸向世界各地。逐步实现就地生产、就地销售，从而达到扩大产量和增加利润的目的。我国在融入经济全球化的过程中，石油和化学工业是最活跃的工业体系之一，经历了40多年尤其是改革开放的迅速发展，石化业在国民经济中的重要支柱地位日益凸显；已经形成了门类比较齐全、具有相当规模、品种大体配套并基本可以满足国民经济、相关工业发展和市场需要的工业体系，随着市场的发展，石油化工对农业、汽车工业、建机业、机械电子行业的影响越来越大。但是当前国内石化行业难以满足市场的需要，存在着一定的差距和问题1。中国石油大学胜利学院本科毕业设

4、计（论文）1.2 催化裂化在石油化工行业中的应用发展石化行业是技术密集型产业，生产方法和生产工艺的确定关键设备的选型选用制造等一系列技术，都要求由专有或独特的技术标准所规定。因此只有加强基础学科尤其是有机化学，高分子化学，催化，化学工程，电子计算机和自动化等方面的研究，加强相关技术人员的培养，使之掌握和采用先进的科研成果，在配合相关的工程技术，石油化工行业才可能不断发展登上新台阶。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。近十几年来，催化裂化掺炼渣油量在不断上升，已居世界领先地位。催化剂的制备技术已取得了长足的进步，国产催化剂在渣油裂化能力和抗金属污

5、染等方面均已达到或超过国外的水平。在减少焦炭、取出多余热量、催化剂再生、能量回收等方面的技术有了较大发展。原油一次加工：常减压蒸储：只可得1040%的汽油、煤油、柴油等轻质油品，其余为重质储分和渣油。原油二次加工：催化裂化：重质油轻质化的过程。催化重整：生产高辛烷值汽油及轻芳姓:。催化加氢：石油储分在氢气存在下催化加工的过程。产品精制：提高产品质量，满足产品规格要求2。催化裂化是在热裂化工艺上发展起来的。是提高原油加工深度，生产优质汽油、柴油最重要的工艺操作。原料主要是原油蒸储或其他炼油装置的350540c微分的重质油，催化裂化工艺由三部分组成：原料油催化裂化、催化剂再生、产物分离。催化裂化所

6、得的产物经分储后可得到气体、汽油、柴油和重质储分油。有部分油返回反应器继续加工称为回炼油。催化裂化操作条件的改变或原料波动，可使产品组成波动。催化裂化是现代化炼油厂用来改质重质储分和渣油的核心技术。我国车用汽油7080%是来自催化裂化汽油；柴油产量的30%以上来自催化裂化；炼油企业中一半以上的效益依靠催化裂化3。石油炼制工艺的目的可概括为：提高原油加工深度，得到更多轻质油产品。增加品种，提高产品质量。然而，原油经过一次加工只能从中得到10%40%的汽油、煤油和柴油等轻质油品，其余是只能作为润滑油原料的重储分和残渣油。社会对轻质油品的需求量却占石油产品的90%左右。同时直储汽油辛烷值低，所以只靠

7、常减压蒸储无法满足市场对轻质油品在数量和质量上的要求。这种供求矛盾促进了炼油工艺的发展。催化裂化技术是重油轻质化和改质的重要手段之一，已成为当今石油炼制的核心工艺之一。催化裂化技术由法国E.J.胡德利研究成功，于1936年由美国索康尼真空油公司和太阳石油公司合作实现工业化，当时采用固定床反应器，反应和催化剂再生交替进行。由于高压缩比的汽油发动机需要较高辛烷值汽油，催化裂化向移动床（反应和催化剂再生在移动床反应器中进行）和流化床（反应和催化剂再生在流化床反应器中进行）两个方向发展。移动床催化裂化因设备复杂逐渐被淘汰；流化床催化裂化设备较简单、处理能力大、较易操作，得到较大发展。60年代，出现分子

8、筛催化剂，因其活性高，裂化反应改在一个管式反应器（提升管反应器）中进行，称为提升管催化裂化。中国1958年在兰州建成移动床催化裂化装置，1965年在抚顺建成流化床催化裂化装置，1974年在玉门建成提升管催化裂化装置。1984年，中国催化裂化装置共39套，占原油加工能力23%。在全世界催化裂化装置的总加工能力中，提升管催化裂化已占绝大多数。重油催化裂化（residuefluidcatalyticcracking,即RFCC）工艺的产品是市场极需的高辛烷值汽油储分，轻柴油储分和石油化学工业需要的气体原料。由于该工艺采用了分子筛催化剂、提升管反应器和钝化剂等，使产品分布接近一般流化催化裂化工艺。但是

9、重油原料中一般有30%50%的廉价减压渣油，因此，重油流化催化裂化工艺的经济性明显优于一般流化催化工艺，是近年来得到迅速发展的重油加工技术。催化裂化主要发展方向1）加工重质原料如常压渣油、脱沥青残渣油等，以提高经济效益。2）尽量提高汽油辛烷值改善原料质量、重整催化汽油中间储分、优化操作条件、使用高辛烷值催化剂。3）降低能耗降低焦炭产率、充分利用再生烟气中CO的燃烧热、发展再生烟气热能利用技术。4）减少环境污染再生烟气中的粉尘、CO、SO2和NOx；含硫污水、产品精制时产生的碱渣；再生烟气放空、机械设备产生的噪音4。5）过程模拟和计算机应用建立合理的数学模型，用于设计、预测以及计算机优化控制。6

10、）适应多种生产需要的Cat和工艺多产柴油、多产丙烯、丁烯等的新Cat和工艺技术。1.3 催化裂化在石油化工行业中的应用前景石油化工是近代发达国家的重要基干工业。由石油和天然气出发，生产出一系列中间体、塑料、合成纤维、合成橡胶、合成洗涤剂、溶剂、涂料、农药、染料、医药等与国计民生密切相关的重要产品。80年代，在工业发达国家中，化学工业的产值，一般占国民生产总值6%7%,占工业总产值7%10%;而石油化工产品销售额约占全部化工产品的45%,其比例是很大的。石油炼制生产的汽油、煤油、柴油、重油以及天然气是当前主要能源的主要供应者。我国1995年生产了燃料油为8千万吨。目前，全世界石油和天然气消费量约

11、占总能耗量60%;我国因煤炭使用量大，石油的消费量不到20%。石油化工提供的能源主要作汽车、拖拉机、飞机、轮船、锅炉的燃料，少量用作民用燃料。能源是制约我国国民经济发展的一个因素，石油化工约消耗总能源的8.5%,应不断降低能源消费量。石油化工可创造较高经济效益。以美国为例，以50亿美元的石油、天然气原料，可生产100亿美元的烯烂、苯等基础石油化学品，进一步加工得240亿美元的有机中间产品（包括聚合物），最后转化为400亿美元的最终产品。当然，原料加工深度越深，产品越精细，一般来说成本也相应增加。而石油化工的效益又很大程度上取决于重油催化裂化在生产中的经济效益，所以重油催化裂化将会在石油化工行业

12、中处于鼎足不败之势，一直支持着国民经济的发展，延续着石油化工的发展。由于催化裂化投资和操作费用低，原料适应性强，转化率高，自1942年第一套工业化流化催化裂化装置运转以来，它已发展成为炼油厂中的核心加工工艺，是重油轻质化的主要手段之一。催化裂化产品是主要的运输燃料调合组分。在世界范围内，FCC汽油占总汽油产量的25%80%,FCC柴油占总柴油量的10%30%,而且是仅次于蒸汽裂解制取丙烯的又一大生产装置。面对日益严格的环保法规的要求，通过装置改造和与其它上下游工艺结合（如进料加氢，产品后处理等），催化裂化能以合适的费用生产合适的产品。即使从更长远的目标看，催化裂化装置所产汽油经加氢饱和后也应能

13、成为燃料电池的一种燃料组分5。5中国石油大学胜利学院本科毕业设计(论文)第二章催化裂化生产的化学方法2.1 催化裂化反应过程的化学反应在催化剂作用下石油裂化反应的活化能显著降低，约为210290kJ/mol,在相同温度下催化裂化的反应速率快，这说明催化裂化在反应历程上有着特殊的反应机理。2.1.1 催化裂化的裂化反应裂化反应主要是碳碳键的断裂。在碳原子数相同时反应能力按烯姓：烷基芳(烷基取代基为C3或更高时)环烷姓:烷姓:芳姓:。芳姓:很难裂化，芳核尤其稳定。2.1.1.1 烷g;(alkane)烷姓：(正构烷及异构烷)裂化生成烯姓:及较小分子的烷姓:。规律：分子越大越易断裂；C原子数相同时，

14、异构烂比正构烧容易分解。2.1.1.2 烯姓:(olefin)烯烂分解反应规律与烧烂相似，分解速度比烧烧快。2.1.1.3 环烷烧(cyclan®开环生成异构烯姓:；带侧链时，可能断侧链反应。2.1.1.4 芳煌(aromatic9烷基芳烂容易断侧链，生成较小的芳烂和烯烂。规律：至少3个C链侧链才易脱落，脱乙基较困难；侧链越长、异构程度越大，越容易脱落。2.1.1.5 不带取代基的芳姓:由于芳环稳定，在典型的催化裂化条件下裂化反应很缓慢。2.1.2 异构化反应(isomerizationreaction)分子量不变只改变分子结构的反应。烷烂及环烷烂在裂化催化剂上有少量异构化反应；烯姓

15、:异构化有双键转移及链异构化；芳姓:异构化。(1) 骨架异构(2)双键位置异构2.1.3 氢转移反应(hydrogentransferreaction)某烧分子上的氢脱下来加到另一烯烧分子上使之饱和的反应。氢转移是催化裂化特有的反应。特点：二烯烂最易接受氢转化为单烯烧，故产品中二烯烂很少。2.1.4 芳构化反应(aromatizationreaction)所有能生成芳烂的反应，也是催化裂化的主要反应。2.1.5 叠合反应(condensationreaction)烯姓:与烯姓:合成大分子烯姓:的反应。随叠合深度不断加深，最终将生成焦炭。与叠合相反的分解反应占优势，故催化裂化过程叠合反应不显著。

16、2.1.6 烷基化反应(alkylationreaction)在催化裂化过程中，烂类受热时在催化剂的酸性中心上遵循正碳离子链反应历程进行。正碳离子是指该离子中含有一个带有正电荷的碳原子，由于这个碳原子的外层缺电子，所以它的性质很活泼。在正碳离子中，缺电子的碳原子与相连的3个原子之间以SP2杂化轨道形成3个A键，它们以120度角同处于一个平面上，此外它还有一个垂直于此平面的、空的P轨道，以容纳其他外来电子形成共价键。2.1.7 烷基转移烷基转移主要指一个芳环上的烷基取代基转移到另一个芳烂分子上去。2.1.8 歧化歧化反应与烷基转移密切相关，在有些情况下歧化反应为转移的逆反应。低分子烯姓:也可进行

17、歧化反应7。2.2 炫类化合物的反应机理2.2.1 正碳离子链反应的引发2.2.1.1 烯姓:在B酸中心得到H+生成正碳离子RCH=CHR+RCH=CHR+Z=RCH2CHR=Z-2.2.1.2 芳香姓:也能作为质子形成正碳离子2.2.1.3 烷姓:有可能通过两种途径形成正碳离子(1)烧烂在催化剂的强B酸中心作用下，会形成非经典式五配位正碳离子。RCH2CH2R'+H=RCHCH2R'(2)烷姓:在催化剂的L酸中心处脱去氢负离子而形成经典式正碳离子。RCH2CH2R'+L=RCHCHR'+LH正碳离子由于结构的差别，其稳定性也不同。正碳离子稳定性强弱的顺序为：叔

18、正碳离子仲正碳离子伯正碳离子乙基正碳离子甲基正碳离子。这是由于烷基通过诱导效应好超共腕效应使正碳离子稳定所致。2.2.2 正碳离子的反应正碳离子可发生氢转移或烷基转移的重排反应，趋于生成稳定性更高的正碳离子，如伯正炭离子可变成仲正碳离子，还可以进一步转化为更加稳定的叔正碳离子。碳骨架的异构化是催化裂化特有的反应，这导致催化裂化产物中异构烂较多，有利于汽油辛烷值的提高。2.2.2.1 B断裂反应正碳离子能裂解生成烯姓;及含姓:数较少的正碳离子，这种断裂发生在正电荷所在炭的B位的C-C键上。所形成的正碳离子还会进一步形成异构化和B断裂，这就导致催化裂化气体中的C3,C4含量很高。2.2.2.2 氢

19、转移反应正碳离子能夺取姓:分子中的氢负离子而使后者形成新的正碳离子。也可将质子转移给烯姓;而使它成为正碳离子。2.2.2.3 加成反应正碳离子可与烯姓;或芳姓:发生加成反应。2.2.3 正碳离子反应的终止当正碳离子将一个质子给予催化剂的酸性中心，次反应链即告终止。烧类催化裂化的产物分布与正碳离子链反应的长度紧密相关，这又取决于反应的条件及催化剂的组成、结构和性能。2.2.3.1 裂化裂化反应主要是C-C键的断裂。(1)烷姓：(正构烷姓:及异构烷姓:)裂化生成烯姓:及较小分子的烷姓：(2)烯姓：(正构烯姓;及异构烯姓:)裂化生成两个较小的烯姓：(3)烷烧芳基脱烷基使烂类大分子变成小分子(4)烷基

20、芳烂的烷基侧链断裂(5)环烷姓:裂化生成烯姓：(6)环烷-芳姓:裂化时可以环烷环开环断裂,或环烷环与芳姓:连接处断裂。(7)不带取代基的芳姓:由于芳环稳定，在典型的催化裂化条件下裂化反应很慢。2.2.3.2 异构化(1)烧烂及环烷烂在裂化催化剂上有少量异构化反应。(2)烯姓:异构化有双键转移及链异构化。(3)芳姓:异构化。2.2.3.3 烷基转移烷基转移主要指一个芳环上的烷基取代基转移到一个芳烂分子上去。(1)歧化歧化反应与烷基转移密切相关，在有些情况下歧化反应为烷基转移的逆反应。低分子烯姓:也可以进行歧化反应。(2)氢转移氢转移主要发生在有烯烧参与的反应中，氢转移的结果生成富氢的饱和烂及缺氢

21、的产物。烯姓:作为反应物的典型氢转移反应有烯姓;与环烷、烯姓:之间、环烯之间及烯烂与焦炭前身的反应。(3)环化烯烂通过连续的脱氢反应，环化生成芳烧。(4)缩合缩合是有辛的C-C键生成的分子相对质量增加的反应，主要在烯烂与烯烧、烯烂与芳烂及芳烂与芳烂之间。由于多环芳烂正碳离子很稳定，在终止反应前会在催化剂表明上继续增大，最终生成焦炭。(5) 叠合烯姓:叠合是缩合反应的一种特殊情况。(6) 烷基化烷基化与叠合反应一样，都是裂化反应的逆反应。烷基化的与烯烧之间的反应，芳姓:与烯姓;之间也可以发生：烷姓:+烯姓:烷姓：烯烧+芳烂烷基芳烂网92.3 副反应(热裂化过程的化学反应)石油储分的热裂化反应很复

22、杂。热裂化反应可以归纳为两个类型，即裂解与缩合(包括叠合)。裂解反应产生较小的分子，直至成为气体，即大分子转化为小分子的链断裂吸热反应，而缩合则朝着分子变大的方向进行，高度缩合的结果，便是生稠环芳烧，以致生成碳氢比很高的焦炭，该过程为放热过程。热裂化机理一般用自由基理论解释。自由基学说认为，烧类的分子在热转化时首先分裂成带有活化能的自由基能在短时间内独立存在；而较大的自由基与别的分子碰撞时又生成新的自由基，这样就形成了一种连锁反应，反应后的生成物在离开反应系统终止反应时，自由基与自由基互相结合成为烧烧，故断裂反应的最终结果为生成较反应原料分子小的烯姓:和烷姓:，其中也包括气体姓:类。热裂化产物

23、主要是高乙烯含量、含有部分甲烷及a烯烧、没有异构烂类及高的烯姓:和烷姓:。在催化裂化操作条件下，可以发生两大类反应，即催化裂化反应好热裂化反应，当热裂化反应过于强烈时，装置产品表现为气体和焦炭产率上升，液体产品收率下降，汽油、柴油的安定性变差，柴油的十六烷值下降1002.4 催化反应再生过程的化学反应2.4.1 焦炭的组成催化剂上的焦炭来源于四个方面：(1)在酸性中心上由催化裂化反映生成的焦炭；(2)由原料中高沸点、高碱性化合物在催化剂表面吸附，经过缩合反映生成的焦炭；(3)因气提段气提不完全而残留在催化剂生的重质烂类,是一种富氢焦炭；(4)由于锲、铀等金属沉积在催化剂表面上照成催化剂中毒，使

24、脱氢和缩合反应的加剧，而产生的次生焦炭；或者是由于催化剂的活性中心被堵塞和中和，所导致的过度热裂化反应所生成的焦炭。上述四种来源的焦炭通常被分别称为催化焦、附加焦、剂油比焦和污染焦。2.4.2 焦炭燃烧的化学反应焦炭的主要元素是碳和氢。在燃烧过程中氢被氧化成水，碳则被氧化为CO和CO2。焦炭燃烧反应可表示为：焦炭+O2CO(或)CO2+H2O另外有：CO2+C2COC+H2OCO+H2以上两个反应速度在正常再生温度下都很慢。除此之外，还有焦炭中少量杂原子例如硫、氮的燃烧。2.5 催化裂化反应的特点2.5.1 气固非均相反应(inhomogeneousreaction)原料在反应器汽化，然后在C

25、at.表面上反应。图2-1催化剂表面上的反应外扩散：反应物分子向Cat.表面扩散；内扩散：反应物分子向Cat.内部扩散；吸附：反应物分子被Cat.内表面吸咐；表面反应：Cat.内表面上发生化学反应；脱附：反应产物分子从Cat.内表面脱附；内扩散：反应产物分子由孔穴向外扩散；外扩散：反应产物分子扩散到主气流中。速度最慢的步骤对整个催化裂化反应起控制作用：(1)各类竞争吸附能力C数相同的各类姓，被吸附的顺序为：稠环芳姓,稠环环烷姓烯姓单烷基侧链的单环芳姓环烷姓烷姓;同类姓，分子量，越容易被吸附。(2)各类煌的化学反应顺序烯姓:大分子侧链的增加单环芳姓：异构烷姓;或烷基环烷烧：小分子侧链的单环芳姓:

26、正构烷姓:稠环芳姓:。不仅与吸附难易程度有关，还与化学反应速度有关。2.5.2 平行-顺序反应(parallelreaction)平行反应：裂化同时朝着几个方向进行的反应。顺序反应：随反应深度增加，反应产物又会继续反应。特点：反应深度对产品产率的分配有重要影响。随反应时间增长，转化深度增加，最终产物气体和焦炭产率会增大；而汽柴油等中间产物产率开始时增加，随后再下降。2.5.3 渣油催化裂化反应芳香分中含有较多的多环芳烂和稠环芳烧。我国渣油的特点：胶质含量高(50%),沥青质含量低。减压渣油的沸点很高，在FCC提升管处与催化剂接触时不会全部气化。所以是一个气一液一周三相催化反应。采用不同孔径的分

27、子筛催化剂进行渣油的FCC反应11。2.6 催化裂化反应的热力学特征2.6.1 化学反应方向和化学平衡反应条件：400500C、接近常压，反应可分三类：(1) 平衡时基本进行完全的反应：分解反应、氢转移，平衡常数很大、可看作不可逆反应。反应深度不受平衡限制，由反应速率和反应时间决定。(2) 平衡时进行不完全的反应：异构化、开环，化学平衡常数值不大，一般反应条件下要受平衡限制。反应速率不高、反应时间不长，反应很难达到平衡，反应深度由反应时间决定。(3) 不能有效发生的反应：甲基化、烯烂叠合。催化裂化反应中最主要的反应是分解反应，且是不可反应，实际上不存在化学平衡的限制。对催化裂化一般不研究化学平

28、衡，而研究动力学。2.6.2 反应热吸热：分解反应，如断侧链、断环、脱氢等反应。放热：合成类型如氢转移、缩合等反应。因分解反应占主导，且热效应较大，故总热效应表现为吸热反应。反应热表示方法有三种：(1)以生成的汽油量或汽油+气体(<205C产物)量为基准。(2)以新鲜原料为基准表示。没有考虑到反应深度对反应热的影响。(3)以催化碳为基准表示。催化碳指在催化裂化反应过程中生成焦碳中的炭。当反应T为510C时，反应热9127kJ/kg催化碳。若反应T不在510C,需乘以其它反应T下的校正系数。催化碳的计算：催化碳=总碳-附加碳-可汽提碳式中：总碳再生时烧去焦碳中的总碳量；附加碳一一原料中残碳

29、转化生成的焦碳中的碳，附加碳=新鲜原料量喇鲜原料的残碳%<0.6%;式汽提碳一一吸附在催化剂表面上没有汽提干净的油气，可汽提碳=催化剂循环量>0.02%12。13中国石油大学胜利学院本科毕业设计(论文)第三章催化裂化的生产装置3.1 装置概况3.1.1 概述沥青改质联合装置设计年加工能力为60万吨/年，采用多产气体方案以生产液化石油气及高辛烷值汽油组分为主，同时兼顾轻柴油收率。本装置的工艺技术和工艺方案主要是针对原料性质、产品方案的要求，选择两器结构型式，催化剂及工艺路线。本装置采用同轴式单段再生提升管反应工艺。装置由反应-再生、分储、吸收-稳定、产品精制、主风机、富气压缩机、酸水

30、汽提、外取热器、热管蒸汽发生器（能量回收）九个系统组成。催化剂采用活性高、热稳定好、选择性好、抗重金属污染能力强的分子筛催化剂。能量回收系统采用热管式蒸汽发生器，外取热器和油浆-蒸汽发生器。工艺过程控制采用DCS集散控制系统。原料是蜡油掺炼部分渣油，产品有汽油、轻柴油、液化气、干气、油浆等。原料的特性：（1）储程：指油品的初储点到干点之间的温度。原料的沸点范围对裂化性能有重要影响。一般沸点高的原料分子量大，易被催化剂吸附，裂化速度较快，但沸点过高，因扩散慢、或催化剂表面积碳快、气化不好等原因而造成转化率下降。单纯靠储程来预测原料裂化性能是不够的，在同一段沸点范围内，不同原料的化学组成可以相差很

31、大。（2）密度是石油储分最基本性质之一，在同一沸点范围内，密度越大反映了其组成中烷姓:越少，相反则组成中烷姓:越多，在裂化性能上趋向于具有环烷姓:和芳姓:的性质。（3）族组成是反映催化裂化原料性质的最本质最基础的数据，有四组分（饱和烧、芳香烂、胶质、沥青质）分析和质谱分析两种分析方法。（4）结构参数，结构族组成把整个石油储分看作是一个大的“平均分子”，这一“平均分子”是由某些结构单元（例如芳香环、环烷环、烷基侧链等）所组成。一般可用“平均分子”上的芳香环和环烷环以及总环数，或者某些类型的碳（芳香碳、环烷碳、链烧烧）原子在某一结构单元上的百分数来表示。(5)含氢量，原料的含氢量反映其轻重程度和烂

32、族组成，也是衡量油品性质的一个重要指标。一般来说，轻质油品的含氢量高于重质油品。同一种油品中，石蜡基油品的含氢量高于中间基或环烷基油品。(6)残炭，残炭是用来衡量催化裂化原料的非催化焦生成倾向的一种特性指标，得到非常普遍的使用。储分油的残炭值很低，一般不超过0.2%,其胶质、沥青质含量也很少。渣油的残炭值较高，在5%27%之间，胶质、沥青质含量也很高。残炭一般由多环芳姓:缩合而成，而渣油中不仅含有大量芳环，而且含有大量的胶质和沥青质，而胶质和沥青质也含有大量多环芳烂和杂环芳烂。实验室分析出来的残炭，是生焦的前身物质1415o3.1.2 装置工艺特点3.1.2.1 为了保证较好的产品分布，本装置

33、采用了改进完善的提升反应器。其特点：(1)优化反应条件，实现高温度大剂油比，满足反应时间要求。(2)采用高效雾化喷嘴。(3)提升管进料喷嘴上游设有预提升段，使催化剂与原料接触前，以活塞流形式向上流动改善了催化剂流动状态，有利于原料与再生剂的接触；减少了二次反应，提开管出口设有快速分离终止反应措施。(4)采用新型汽提段结构。3.1.2.2 为了降低再生催化剂的含碳量，提高再生催化剂的平衡活性采用了同轴单段逆流高效完全再生技术。3.1.2.3 采用钝化剂注入系统，抑制催化剂脱氢反应和缩合反应。3.1.2.4 能量回收系统采用了气控式外取热专利技术。3.1.2.5 采用了待生催化剂分配技术使待生剂均

34、匀分布在再生器密相床上层，使空气与催化剂呈上下逆流接触。3.1.2.6 采用较高的密相线速，密相线速为0.81.0米/秒。3.1.2.7 采用改进的主风分布管。3.1.2.8 装置工艺生产过程采用DCS集散型控制系统16。3.2 工艺流程简述装置主要由反应再生系统、分储系统、吸收稳定系统、主风机-烟机系统、气压机系统、余热锅炉系统、余热回收站系统等部分组成。部分流程叙述如下：3.2.1 反应部分由提升管反应器和再生器构成：提升管内发生催化裂化反应；再生器内进行Cat.再生。反应再生系统是催化裂化装置的核心所在，反应和再生过程是连续进行的。该系统由反应部分和再生部分组成。反应部分特点：一是在提升

35、管下端设置预提生管段，提升介质可用蒸汽或干气（两者也可混合使用），主要目的是将再生器来的催化剂提升和加速，使其径向分布均匀，为催化剂和原料充分接触和反应提供较为理想的环境；二是设置了多层进料喷嘴，根据原料油、回炼油、油浆的量和质的不同，选择适宜的喷嘴型式和喷入位置，对改善雾化状况、提高目的产品收率是十分重要的；三是设置了提升管温度控制系统，依靠调节催化剂循环量、原料与预热温度或进料量使提升管中部多点温度可控，也可辅以提升管底部注入汽油，顶部注入终止剂（汽油或水）控制提升管出口温度和反应时间。反应-再生岗位是催化裂化装置的核心岗位，本岗位的操作对全装置安全生产、产品分布等关系重大。因此，本岗位的

36、操作人员一定要严格执行工艺纪律，在工艺指标允许控制的范围内精心操作。控制好物料平衡、压力平衡、生焦与烧焦平衡、供氧与需氧平衡以及两器的供热与需热的热平衡。要求本岗位人员一定要细心观察、冷静分析正确判断果断处理；并熟悉掌握和使用自动保护系统。使其处于良好的备用状态，确保装置安全优质、低耗长周期运转。催化裂化的化学反应主要有：裂解反应、异构化反应、烷基转移、歧化、氢转移、环化、缩合、叠合、烷基化。17中国石油大学胜利学院本科毕业设计（论文）312-6mnoEjkfdAZIl>Q4riCZJJD3AFIC21KBBHC21LOj£1211口 LBB98.7DB231L011QS71D

37、B2L3OS6舐12T2HDIC| 曲5射氏4riC2i3iiDElZnZLncEii度IZIJU3P心Ll评5.0541MV22L01DmiLOi1332953&, 3YR2LI04124581非班5SlTOO. 1 口1695.5FTELI1QIT22WLI'HZC21102459E. 8PK21L01214.65B&2L2O7600.0nc?LWBI mia打卬UE，I 2.931PiElLEl '20.000KBSlIj# i 634. 3 »BOO. 0 t80CL0 P£ LES 14.92S屯9J上 £254 5 ；K

38、K器而ilftW 底2 Wl|和L事用斗士彳川就4M2WU 弓江川1履口DM |蹊口收；区罩口年R对LB图3-1反应再生冷常压渣油自罐区来，先经原料-顶循换热器（E2201A,B）与顶俯油换热后，与自常压装置来的热常压渣油混合后进入原料油罐（V-2201）,混合原料油通过原料油泵（P2201A,B）升压后，通过原料油-轻柴油换热器（E2211A、B）、一中段油-原料油换热器（E2212A、B）、油浆-原料油换热器（E2202）,加热至200c左右，然后与从分储来的回炼油混合后分六路经原料油雾化喷嘴进入提升管（R-2101A）,与690c左右的高温催化剂接触进行原料的升温、气化及反应。最终反应油

39、气与待生催化剂在提升管出口经粗旋风分离器迅速分离后，经提升管进入沉降器四组单级旋风分离器，再进一步除去携带的催化剂细粉后离开沉降器，进入分储塔（T2201）。积炭的待生催化剂自粗旋料腿及沉降器单级旋风分离器料腿进入汽提段，在此与蒸汽逆流接触以汽提催化剂所携带的油气，汽提后的催化剂沿待生立管下流，经待生立管、待生塞阀、待生催化剂分配器进入再生器，在再生器内与向上流动的主风逆流接触，完成催化剂的烧焦再生。再生催化剂经再生立管、斜管及再生滑阀进入提升管反应器底部，在干气/蒸汽的提升下，完成催化剂加速、分散过程，然后分别与雾化原料接触。为防止原料中的重金属对催化剂造成污染，设置金属钝化剂加注系统。金属

40、钝化剂经化学药剂注入泵连续注入进料管线上。再生器烧焦所需的主风由主风机提供，主风自大气进入主风机，升压后经主风管道、辅助燃烧室及主风分布管进入再生器。再生器产生的烟气先经7组两级旋风分离器分离催化剂，再经三级旋风分离器进一步分离催化剂后进入烟气轮机膨胀做功以驱动主风机。从烟气轮机出来的烟气进入余热锅炉进一步回收热能，使烟气温度降到180c以下，最后经烟囱排入大气。当烟机停运时，主风由备用主风机提供，此时再生烟气经三级旋风分离器分离催化剂后由双动滑阀及降压孔板降压后进入余热锅炉。开工用的催化剂由冷催化剂罐或热催化剂罐用非净化压缩空气输送至再生器，正常补充催化剂可由催化剂小型自动加料器输送至再生器

41、。CO助燃剂助燃剂加料斗、助燃剂罐用非净化压缩空气经小型加料管线输送至再生器。三级旋风分离器回收的催化剂由三旋催化剂储罐用非净化压缩空气间断送至催化齐I罐。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，减少再生器烧焦负荷。旋分分离器的作用是利用离心力的作用进行气固分离，回收再生烟气和反应油气携带的催化剂，避免油气把大量的催化剂带到分储塔，避免烟气把大量催化剂带出再生器。3.2.2 分储部分分储的任务是把反应油气按沸点范围分割成富气、粗汽油、轻柴油、回炼油、油浆等储分，并保证各储分质量符合规定要求。轻柴油和重柴油经冷却后送出装置，作为工厂轻、重柴油产品的调和组分，或作为柴油加氢精制

42、的原料。回炼油和油浆作为反应进料送回提升管反应器。单程转化的装置回炼油和油浆也可以送回装置，或做为芳烂抽提装置的原料，抽余油在返回催化裂化装置。FDCElZOqLCOE22tli 岖FICEJZOSLI值悭MTIEEP22DMAS70,000174-0277.05'14.200Fid旧旧2 死.17319,29IIC2tSMiHC2L2C7M22Q2,FIC21206000PIOS】2仃106,96LI2320LBmZL339皿*加T22O1EZ2LLAB E22匚的nI7XC£180iICiT- 33HEI 凶 El302/32F1C2I21G2.05114, 753附1缝

43、 MOM图3-2分储系统分储部分流程含多个系统，包括原料油、回炼油、冷回流、顶循、一中段、二中段、油浆、粗汽油、柴油等系统。沉降器来的反应油气进入分储塔底部，通过人字挡板与循环油浆逆流接触，洗涤反应油气中的催化剂并脱过热，使油气呈饱和状态进行分储塔。分储塔顶油气经分储塔顶油气一热水换执器（E2203A-D）换热后，再经分储塔顶油气干式空冷器（E2204A-H）及分储塔顶油气冷凝冷却（E2205A-D）冷至40C,进入分储塔顶油气分离器（V2203）进行气、液、水三相分离。分离出的粗汽油经粗汽油（P2202A、B）分成两路，一路作为吸收剂打入吸收塔（T2301）,另一路作为反应终止剂打入提升管上

44、部。富气进入气压机（C2301）。含硫的酸性水用富气水洗泵（P2211A、B）抽出，作为富气洗涤水送至气压机出口管线和提升管反应器上部。轻柴油自分储塔自流至轻柴油汽提塔（T2202）,汽提后的轻柴油由轻柴油（P2105A,B）抽出后，经原料油-轻柴油换热器（E2211A、B）、轻柴油-富吸收油换热器（E2207A、B）、轻柴油一热水换热器（E2208A、B）、轻柴油空冷器（E2209A、B）换热冷却至60C,再分成两路：一路作为产品出装置，另一路经贫吸收油冷却器（E2210A、B）使其温度降至40c送至再吸收塔（T2303）作再吸收剂。回炼油自分储塔自流至回炼油罐（V2202）,经二中及回炼油

45、泵（P2208A、B）升压后一路返回分储塔，另一路与原料油混合进入提升管反应器，第三路经二中蒸汽发生器（E2214）降温后作为二中段循环回流。分储塔多余热量分别由顶循环回流、一中段循环回流、二中段循环回流、浆循环回流取走。顶循环回流自分储塔第四层塔盘抽出，用顶循环油泵（P2204A、B）升压，经原料一顶循换热器（E2201A,B）、顶循环油-热水换热器（E2206A、B）温度降至90c返回分储塔第一层。一中循环回流自分储塔第二十一层抽出，用一中循环油泵（P2207A、B）升压，经稳定塔底重沸器（E2310）、一中段油-原料油换热器（E2212A、B）、一中段油-热水换热器（E2217）换热，将

46、温度降至200c返回分储塔第十七层。二中回流油自分储塔第三十四层塔盘抽出，经二中及回炼油泵（P2208A、B）升压,分储二中循环油经蒸汽发生器发生3.5Mpa级饱和蒸汽，温度降至280c返回分储塔第三十一层。油浆自分储塔底由循环油浆泵（P2209A、B）抽出后分为两路，一路作为回炼油浆直接送至提升管反应器（R2201）;另一路经油浆一原料油换热器（E2202）、循环油浆蒸汽发生器（E2215A、B）发生3.5MPa级饱和蒸汽将温度降至280后再分为两路，大部分作为上下返塔至分储塔，小部分经产品油浆冷却器（E2213A-D）冷却至90C,作为产品油浆送出装置。为防止油浆系统设备及管道结垢，设置油

47、浆阻垢剂加注系统。桶装阻垢剂先经化学药剂吸入泵（P2102）打进化学药剂罐（V2116）,然后由化学药剂注入泵（P2101A、B）连续注入循环油泵（P2209A、B）入口管线。3.2.3 吸收稳定部分吸收稳定部分的任务是把来自分储部分的富气分离成干气、液化气、并回收汽油成分，将粗汽油进一步处理成稳定汽油。吸收稳定部分由吸收塔、再吸收塔、解析塔、稳定塔构成。27图3-3吸收塔和再吸收塔pg拆.L?K13IS21763 54u473+.O7PK2L305IS. 97TICJL3DL 53-19272. G5FI21m7C.00HflEI304 10039. S 21.61TIC£I3O&

48、#163;|I 45L15划口I LOO. 00SO.船112.94U2L.3OGLEC213O3m213aBi(IIC213013G.S3nCZ!3D5J100.2486 .找FIC213C6FIQNI30sA6.2SJC2L311A闺刘fl125. ISFE£131IL7T146. TOFKJL3H86泣 5 114.53KM 解返塔重灌器FB2L3J2110,50 108188口袖PJE r Lioian图3-4解析和稳定塔从V2203来的富气进入气压机（C2301）一段进行压缩，然后由气压机中间冷却器（E2314）冷至40C,进入气压机中间分离器进行气、液分离。分离出的富气再

49、进入气压机二段。二段出口压力（绝）为1.6MPa。气压机二段出口富气与解吸塔顶气及富气洗涤水汇合后，先经压缩富气干式空冷器（E2301AB）进一步冷凝冷却，再与吸收塔底油混合进入压缩富气冷却器（E2302AB）进一步冷却至40c后，进入气压机出口油气分离器（V2302）进行气、液、水三相分离。经（V2302）分离后的气体进入吸收塔（T2301）进行吸收。作为吸收介质的粗汽油及稳定汽油分别自第六层及第一层进入吸收塔，吸收过程放出的热量由两个中段回流取走。其中一中回流自第八层塔盘流入吸收塔一中回流泵（P2303）,由泵升压后经吸收塔一中回流油冷却器（E2303）冷至38c返回吸收塔第九层塔盘；二中

50、回流自第二十八层塔盘流入吸收塔二中回流泵（P2304）,由泵升压后经吸收塔二中回流油冷却器（E2304）冷至38c返回吸收塔第二十九层塔盘。经吸收后的贫气送至再吸收塔（T2303）,用轻柴油作吸收剂进一步吸收后，干气分为两路，一路至提升管反应器作预提升介质，一路至产品精制脱硫，作为制氢原料和工厂燃料气。凝缩油由解吸塔进料泵（P2301A、B）从气压机出口油气分离器（V2302）抽出分为两路：一路经解吸塔进料换热器（E2305）加热进入解吸塔第九层，另一路直接进入解吸塔顶部，由解吸塔底重沸器（E2306）提供热源，以解析出凝缩油中0C2组分。解吸塔底重沸器由1.0MPa蒸汽加热。脱乙烷汽油由解吸

51、塔（T2302）底抽出，经稳定塔进料泵（P2305A、B）升压后再经稳定塔进料换热器（E2307AB）与稳定汽油换热，送至稳定塔（T2304）进行多组分分储。稳定塔底重沸器（E2310）由分储一中段回流提供热量。液化石油气从稳定塔顶储出，经稳定塔顶干式空冷器（E2308A-D）、稳定塔顶冷凝器（E2309AB）冷至40c后进入稳定塔顶回流罐（V2303）。然后经稳定塔顶回流泵（P2306A、B）抽出，一部分作为稳定塔顶回流，其余作为液化石油气产品送至产品精制装置脱硫、脱硫醇。稳定汽油自稳定塔底先经稳定塔进料换热器（E2307）、解吸塔进料换热器（E2305）分别与脱乙烷汽油、凝缩油换热后，再经

52、稳定汽油一热水换热器（E2311）、稳定汽油冷却器（E2313A、B）冷却至40C,一部分至产品精制装置脱硫醇；另一部分由稳定汽油泵（P2307A、B）加压后进入吸收塔（T2301）作补充吸收剂。3.2.4 产品精制系统3.2.4.1 稳定汽油脱硫醇工艺流程来自吸收-稳定岗位的稳定汽油与来自予碱洗沉降罐V-701的碱液经汽油-碱液混合气MI-701混合后一起进入予碱沉降罐V-701予碱洗的目的是除去汽油中的硫化氢H2S和环烷酸，予碱洗沉降罐沉降后的碱液循环使用，如果碱液浓度低于10%时可补充新碱液，碱渣排入碱渣罐V-705。从予碱洗沉降罐V-701顶部出来的汽油与活化剂泵P-703/1、2抽出

53、的活化剂和非净化空气混合一起进入汽油-空气混合器MI-702充分混合。（活化剂量为812L/h1活化剂浓度为1016PPM,由汽油-空气混合器出来的汽油进入并联固定床反应器R-701/A、B底部，由上而上的通过催化剂床层。汽油中的硫醇在活化剂催化剂和空气存在条件下发生催化氧化反应，硫醇转化成二硫化物。脱硫醇后的汽油同过剩空气由固定床反应器顶部出来，进入汽油沉降罐，V702,空气由汽油沉降罐顶柱经压力调节阀进入尾气管网。汽油沉降罐V-702脱硫醇汽油由汽油成品泵P-701/1.2抽出送入汽油过滤塔T-701上部，汽油由上而下经过砂滤滤掉汽油携带的杂质后进入精制成品罐。3.2.4.2 干气液化气脱

54、硫岗位工艺流程（1） 干气、液化气来自吸收一一稳定系统的干气，进入干气脱硫塔T-802下部与溶剂循环泵P-802/AB抽出打入干气脱硫T-802顶部的二乙醇胺溶剂贫液在塔内逆流接触，脱去干气中的硫化氢H2S和二氧化碳CO2,脱去H2s和CO2的干气经塔顶净化干气分离罐V-810分离掉干气携带的液滴后经压力控制阀进入装置干气管网，干气脱硫塔底部溶剂（富液由富液加压泵P-805/AB抽出，经贫富液换热器E-801A-D进入再生塔T-803。来自吸收一一稳定系统的液化气，进入液化气脱硫塔T-801下部与溶剂循环泵P-802/A、B抽出打入液化气脱硫塔T-801顶部的二乙醇胺贫液在塔内逆流接触脱掉液化

55、气中的硫化氢H2S,脱去H2s的液化气从塔顶出来后，与碱液泵P-703抽出的碱液在管线中?M合一起进入液化气-碱液混合器MI-801,脱去液化气中的环烷姓:，混合后的液化气和碱液一起进入净化液化气沉降罐V-812进行沉降分离，液化气从沉降罐顶部抽出后，与液化气水泵P-801/A、B抽出的水混合，一切进入水洗碱混合器MI-802混合后一同进入水洗沉降罐V-813,液化气从沉降罐顶出来后进液化气砂滤塔T-804除去渣质后入液化气罐。液化气脱硫塔T-801底部的溶剂（富液经贫富液换热器E-801A-D进入再生塔T-8033.2.4.3 溶剂再生来自干气脱硫塔底和液化气脱硫塔底部的溶剂富液经贫富液换热

56、器E-801/A-D与来自再生塔底部高温的贫液溶剂进行换热至80-85C进入富液闪蒸罐V-803脱出溶解在溶剂（富液中的姓:，闪蒸出来的姓:气体，从罐顶经压力控制阀进入火炬系统。闪蒸后的富液溶剂进入再生塔T-803上部第三层塔盘进行解吸。再生塔底部热量由塔底重沸器（E-804）提供，其热源为1.0Mpa10kg/cm2蒸汽，塔顶温度由回流来控制，顶温为110C。再生塔顶气体经再生塔顶冷却器E-803冷却后，进入酸性气分离罐V-804,酸性气体从罐顶出来后经压力控制阀进入酸水汽提系统，再生后的溶剂贫液经贫液冷却器被冷却约45c进入溶剂缓冲罐V-805,然后用溶剂循环泵P-802/A、B抽出分别进入干气脱硫塔和液化气脱硫塔重新使用。3.2.4.4 溶剂的过滤和氮气保护干气、液化气脱硫系统在富液管线和贫液管线上没有设计过滤器，为了除去溶剂中悬浮物和杂质，设有过滤系统过滤，过滤量可全量通过也可部分流量通过。溶剂循环泵P-802/A、B从溶剂缓冲罐V-805