催化裂化的概述
催化裂化的概述
主讲人：齐旭东
装置概况
装置简介
一套催化裂化装置建成投产于1971年，原设计为200万吨/年蒸馏-催化装置（一顶二装置），两器部分公称能力为60?万吨?/?年Ⅳ型的催化裂解装置。1985年改为80?万吨?/?年后置烧焦罐提升管催化裂化装置。1999年6月改造为30?万吨?/?年的催化裂解装置，目的是多产丙烯等产品。2002年4月恢复为40-50万吨/年催化裂化装置。2004年反再系统扩能至60万吨/年，分离系统扩能至80万吨/年。2006年仪表改为DCS控制，进料喷嘴改为CS-II 型，增上德尔塔余热锅炉等。
1.1.1.2 历年来重大技术改造情况
a 1976年8月，由“一顶二”改造为催化裂化和常减压两套装置。
b 1978年9月份，将再生器稀相段加高4.8米。
c 1980年将吸收、解吸流程由单塔改为双塔流程，吸收稳定系统扩能至80万吨/年。
d 1981年，新上三级旋风分离器及余热锅炉。
e 1983年，新上烟气轮机─主风机─电动机组。
f 1984年9月，将反应器内三组杜康型旋风分离器改为二组布埃尔型旋风分离器，再生
器内五组杜康旋风分离器全部更换。
g 1985年,?将两器系统由Ⅳ型催化裂化装置改为后置烧焦罐提升管催化裂化装置。
h1987年, 将再生器分布板改为分布管，再生器内集气室改为外集气室，旋风分离器由杜康型改为PV型。
i 1988年，对换热流程进行调整，将分馏系统各段回流及产品余热与一套减压原油及初
馏塔底换热改为与本装置原料油进行换热。
j 1992年，对气压机凝结水回收系统进行改造，每年可回收凝结水6.4万吨。沉降器内两级布埃尔型旋风分离器更换。
k 1999年将80万吨/年后置烧焦罐提升管催化裂化装置改造为30万吨/年催化裂解装置。
具体改造内容如下：
●反应-再生系统
?提升管/沉降器/汽提段全部更换
汽提段由Φ2060×6000改为Φ3400×11700，汽提段挡板更换为11?层盘型挡板。
提升管全部更换为Φ900/Φ1300。
?沉降器内旋风分离器改造为三组两级。
?再生部分：
取消原有烧焦罐，缓冲罐。
新增空气提升管Φ内900×3200/Φ内600×9048。
取消原再生、半再生Ｕ型管，更换为待生、再生斜管，尺寸为Φ内600。
?改造原半再生滑阀为再生滑阀，新增待生滑阀，双动滑阀利旧。
?原再生器辅助燃烧室取消，更换热负荷为93MJ/h辅助燃烧室。
?新增一台热负荷为45×104KCal/h原料油加热炉。
●主风机系统
?K-101北台主风机：
将原Ｄ1000-31 1000Nm3/min叶轮更换为Ｄ1000-31，其余部分利旧。
?K-102中台主风机
Ｄ800-33 800Nm3/min利旧。
?新增2台增压机，流量200Nm3/min，入口压力0.24Mpa，?出口压力0.34Mpa。
●分馏部分
?分馏塔塔盘开孔数进行调整，增加二中回流系统。
?新增分馏塔顶回流罐D-107A（Φ2800×7000）。
●吸收稳定部分
?吸收塔、解吸塔塔盘开孔数进行调整。
?再吸收塔更换，新尺寸为Φ1800×26668。
?气压机利用原库存一台富气压缩机，型号DA250-72，250Nm?3/min，入口压力
0.16Mpa，出口压力1.6Mpa，?原有气压机?DA220-72，220Nm3/min做为备用。
●换热器部分新增5台，调整7台，利旧36台。
●机泵新增11台，调整、更换机泵叶轮6台，利旧16台。
l 2002年由30万吨/年催化裂解装置改造为40～60万吨/年催化裂化装置。具体改造内容如下：
●反应增设切断进料自保。
●恢复顶循环回流系统，轻柴换热系统改造，增加两台轻柴与蜡油换热器，轻柴去再
吸收塔吸收剂增加单向阀。
●解吸塔，再吸收塔，稳定塔塔盘开孔数进行调整。气压机利用原库存一台富气压缩
机，型号DA220-72，220Nm3/min，入口压力0.015Mpa，出口压力0.85Mpa，原有气压机DA250-72，250Nm?3/min做为备用。
m 2004年装置进行大修，具体改造内容如下：
●反应系统
?提升管底部原预提升蒸汽分布环改为预提升蒸汽分布板。
?在原提升管进料喷嘴位置改为2个喉管式汽油回炼喷嘴。
?原料油、回炼油进料喷嘴位置上移，并改为BWJ-II型高效旋流式喷嘴。
?将原提升管急冷油喷嘴改为2个喉管式油浆回炼喷嘴，原油浆回炼喷嘴取消。
?提升管约30米标高部位增加终止剂及急冷油注入口。
?去掉原提升管出口分布板，出口增设两组粗旋快分器，并将提升管延长约13米。
?将反应器内旋风分离器由三组二级更换为二组单级BY高效旋风分离器。
?增加一个40m3催化剂罐。
?烟机入口风动蝶阀改为电液蝶阀。
●分馏部分
?恢复低温热回收系统，增加3台冷却器。
?D-111罐液界面仪表及液面计由北侧移至南侧，并增设界面指示报警。
●吸收稳定部分
?将稳定塔底釜式重沸器改型为浮头式重沸器，稳定塔底增设液面控制系统。
n2006年装置进行大修，具体改造内容如下：
?一催装置DCS仪表系统改造。
?提升管进料系统改造。
?新上德尔塔余热锅炉
?更换部分反应控制阀及自保阀系统改造。
?反应事故旁通集合管系统改造。
?蜡油水箱蛇管扫线工艺改造。
?净化风及非净化风系统管线整理。
?操作室西北角地面阀组移位。
?油浆重柴油水箱管线和平台整理
?增设分馏塔底补油集合管
?装置循环水管线整体更换
?更换部分控制阀和部分仪表测量孔板更换
?分馏塔、吸收塔返塔各侧线增设阀门
?分馏塔、吸收塔增设新的测压开口
?装置开工收汽油线整体更换
o规模
DCC：30万吨/年。
FCC：反－再部分60万吨/年；分馏－稳定系统70～80万吨/年。
2 工艺原理
1.1.
2.1反应原理
催化裂化所加工的原料是重质馏分油和残渣油，该石油馏分中有烷烃、烯烃、环烷烃、芳香烃、胶质、沥青质，同时含有硫、氮及重金属。催化裂化反应是石油馏分在催化剂作用下发生的反应；同时，还伴有非催化裂化反应。非催化反应是在裂化条件下，热力学上可能进行的反应。非催化反应与催化裂化反应相比是较少的。
催化反应主要有：裂化、异构化、烷基转移、氢转移、环化、缩合、叠合等。
a催化裂化反应过程的7个步骤
a）反应物由主气流中扩散到催化剂表面.
b）反应物沿催化剂微孔向催化剂的内部扩散.
c）反应物被催化剂内表面吸附.
d）被吸附的反应物在催化剂内表面上发生化学反应.
e）反应产物自催化剂内表面脱附.
f）反应产物沿催化剂微孔向外扩散.
g）反应产物扩散到主气流中去.
催化反应的速度取决于这7个步骤进行的速度, 而速度最慢的步骤对整个反应速度起决定性的作用而成为控制因素。
裂化反应主要是C-C键的断裂。在碳原子数相同时反应能力按烯烃＞烷基烯烃（烷基取代基C3或更高时）环烷烃＞烷烃＞芳烃。芳烃是很难裂化的。芳核油气稳定。
b单体烃的催化裂化反应种类：
a）烷烃：主要发生分解反应，分解成较小分子的烷烃和烯烃。
例如：C16H34 C6 H16＋C8 H18
生成的烷烃又可继续分解成更小的分子。烷烃分解时，都从中间的C一C键处断裂，而且分子越大也越易断裂。异构烷烃的反应速度比正构烷烃的快。
b）烯烃：
(a)分解反应：分解为两个较小分子的的烯烃。烯烃的分解反应速度比烷烃的快得
多。大分子烯烃的分解速度比小分子的快；异构烯烃的分解速度比正构烯烃
的快。
(b)异构化反应：烯烃的异构化反应有两种：一种是分子骨架结构改变，正构烯烃
变成异构烯烃；另一种是分子中的双键向中间位置转移。
(c)氢转移反应：一方面某些烯烃转化为烷烃；另一方面，给出氢的化合物则转化
为芳烃或缩合程度更高的分子，甚至缩合至焦炭。
(d)芳构化反应：烯烃环化并脱氢生成芳烃。
c）环烷烃：环烷烃的环可断裂生成烯烃，烯烃再继续进行上述各项反应。环烷烃也能通过氢转移反应转化成芳烃。带侧链的五元环烷烃也可以异构化成六元环烷烃，再
进一步脱氢生成芳烃。
d）芳烃：芳烃核在催化裂化条件下十分稳定。但连接在苯核上的烷基侧链则很容易断裂生成较小分子烯烃，而且断裂的位置主要是发生在侧链同苯核连接的键上。多环
芳烃的裂化反应速度很低，它们的主要反应是缩合成稠环芳烃，最后生成焦炭，同
时放出氢使烯烃饱和。
c石油馏分的催化裂化反应的特征：
a)催化裂化反应是个气－固非均相反应。
催化反应是在催化剂表面上进行的。原料进入反应器后先吸热气化成气体，然后经过扩散→吸附→反应→脱附→扩散等步骤后导出反应器。从反应过程来看，原料分子间首先是具备催化剂活性中心吸附，才能进行化学反应，因此原料中各类烃分反应结果不仅取决于自身的反应速度，更重要的是取决于吸附能力。对于碳原子数相同的烃类分子，被吸附的难易程度大致如下：
稠环芳烃〉稠环环烷烃〉烯烃〉单烷基侧链的单环芳烃〉环烷烃〉烷烃
对于同类烃，则分子量越大，越易被吸附。
按化学反应速度的高低顺序排列，大致如下：
烯烃〉大分子单烷基侧链的单环芳烃〉异构烷烃及环烷烃〉小分子单烷基侧链的单环芳烃〉正构烷烃〉稠环芳烃。
显然，烃类的吸附能力与化学反应速度的排列顺序并不一致。
吸附在催化剂表面上的各类烃分子的多少，除与吸附能力有关外，还与原料中含各类烃多少有关。如果原料中含芳烃较多，它们吸附能力最强而化学反应速度却最低，长时间停留在催化剂上，不易脱附，甚至缩合成焦碳，使催化剂失去活性。
b)催化裂化反应是个平行－顺序反应。
催化反应可同时向几个方向进行，而且中间反应的产物还可继续进行反应，这样的反应是平行－顺序反应
3 工艺流程说明
1.1.3.1 反应－再生系统
a进料预热及加热部分
进料泵(P-802/A、B)将原料蜡油自中间罐区蜡油罐（421、422）抽出，经蜡油—顶循换热器（E-804/AB）、蜡油—轻柴换热器（E-801/DE）、蜡油—油浆换热器（E-818/AB、E-817/AB）换热，升温至220℃左右后，进入提升管进料环管，然后分四路进入提升管进料喷嘴。来自分馏塔的回炼油，经回炼油泵（P-803/A、B）抽出后，进入提升管进料集合管。来自分馏塔
的回炼油浆，经分馏塔底油浆泵（P-114/A、B、C）抽出后，一路进入提升管进料集合管，另一路进入提升管中部。
b反应系统
c经进料喷嘴进入提升管内的混合原料油与来自再生器(F-102)的约700℃高温再生催化剂接触，立即汽化并反应，反应油气携带催化剂经过两组粗旋快分器对油气和催化剂进行分离，反应油气再进入两组单级BY高效型旋风分离器，进一步分离催化剂，分离出来的油气去分馏塔，积有焦炭的少量催化剂经BY高效型旋风分离器料腿流入沉降器床层。经过两组粗旋快分器分离出的待生催化剂向下经料腿流入沉降器床层。待生催化剂向下进入汽提段，汽提段上、中、下通入四路过热水蒸汽进行汽提，将待生催化剂中夹带的反应油气汽提出来进入BY高效型旋风分离器。汽提后的待生催化剂经待生斜管进入空气提升管。正常操作时，反应压力由气体压缩机入口管线上的压力调节器或气体压缩机入口放火炬蝶阀控制在0.1～0.15Mpa。反应温度由再生滑阀开度控制，正常操作时，提升管出口温度控制为475～510℃。
d再生系统
来自汽提段的待生催化剂，进入空气提升管，增压风从空气提升管底部进入，少量增压风分段进入空气提升管将待生剂提升至再生器，主风经辅助燃烧室至再生器。在再生器密相床中，烧掉催化剂中积存的焦炭。产生的再生烟气所携带的大量催化剂在再生器稀相中沉积下来，未沉降的催化剂与烟气一起进入五组两级PV型旋风分离器，分离出来的烟气（0.12Mpa，700℃）进入外集气室通过高温烟气管线，经三旋至烟气轮机做功后，温度变为520℃烟气至余热锅炉（E-132）发生蒸汽，烟气温度降至200～240℃去烟囱放空。再生后的再生催化剂经再生斜管-进入进料提升管参与反应。再生器的压力由三旋出口顶部双动滑阀控制，正常操作时压力控制0.1～0.16Mpa，再生温度650-700℃。
1.1.3.2 分馏系统
来自反应器的油气（0.1～0.15MPa，475～510℃）进入分馏塔（C-103）下部。分馏塔脱过热段为7层人字型档板，1～30层为舌型塔板，32～35层为浮阀塔板，油气自下而上通过人字型档板、舌型塔板、浮阀塔板，经分馏后得到油浆、回炼油、催化柴油、粗汽油、裂化气体。为了提供足够的内回流并使塔的汽液相负荷比较均匀，分馏塔分别建立了四个循环回流，一个冷回流。
循环油浆从分馏塔底部抽出，经两个油浆沉降罐（D-121/AB），通过油浆泵（P-114A、B、C）升压后，进入过滤器（D-120/AB）后与蜡油--油浆换热器（E-817AB、E-818A、B）换热，再经油浆蒸发器（E-119），换热至240℃，一部分返回分馏塔人字档板上部，另一部分返回分馏塔下部，少部分送至油浆冷却水箱（E-118C）冷却至70-90℃，做为外甩油浆送至中间罐区531罐，油浆回炼经油浆泵出口至反应进料提升管回炼。
二中循环回流（包括回炼油）由分馏塔第三层塔板自流入回炼油罐（D-108），温度330℃，然后用二中循环回流泵（P-803A、B）抽出，分三路，一路做为二中循环回流，做稳定塔（C-106）底重沸器（E-127）的热源，冷却至200℃，之后返回分馏塔第五层塔板；另一路做为内回流进入分馏塔第二层塔板和分馏塔底补油；再一路入反应进料提升管进行回炼。
一中循环回流自分馏塔（C-103）第15层塔板用一中循环回流泵（P-110A、B）抽出，抽出温度270℃，送至解吸塔（C-104B）底做为重沸器（E-123A）的热源，然后进一中蒸发器发生蒸汽，最后入一中冷却器（E-105），经循环水冷却至110℃返回分馏塔第18层塔板。
催化柴油和贫吸收油自分馏塔第20（22、24）层塔板自流入轻柴油汽提塔（C-107），经蒸汽汽提后用轻柴油泵（P-109A、B）抽出，经轻柴-蜡油换热器（E-801/DE），贫吸收油—富吸收油换热器（E-131/CD），然后再进轻柴油冷却器（E-131B）冷却至40℃。一部分做为贫吸收剂送至再吸收塔（C-105）做为吸收剂，富吸收油在贫吸收油—富吸收油换热器中
换热升温至120℃返回分馏塔第24层塔板。其他部分做为产品出装置。
塔顶循环回流自分馏塔31层经顶循环回流泵（P-106A、B）抽出，抽出温度135℃，先后经过顶循环回流-蜡油换热器（E-804/AB），顶循环回流-软化水冷却器（E-802），顶循环回流-循环水冷却器（E-115）冷却至70℃后返回分馏塔顶（35层）。
分馏塔顶温度120℃，压力0.086MPa，分馏塔顶油气先经分馏塔顶前冷器（E-114/A～G），冷至60℃进入分馏塔顶回流罐（D-107A），罐内粗汽油经分馏塔冷回流泵（P-108A、B）抽出，一部分做为分馏塔顶冷回流进入分馏塔第35层塔板，另一部分与分馏塔顶回流罐中未冷凝的气体一起进入分馏塔顶后冷器冷至40℃后进入分馏塔顶油气分离器（D-107B），在分馏塔油气分离器中分离出的粗汽油用粗汽油泵（P-107AB）送至吸收塔，分出的富气进入气体压缩机压缩后送至吸收塔进一步吸收。D-107A、B排出的含硫污水，送出至含硫污水罐（D-111），经含硫污水泵（P-103A、B）升压后送至污水汽提装置处理。处理后的净化水，又返回D-107A、D-109进行洗涤。
1.1.3.3 吸收解吸系统
从分馏系统（D-107B）来的富气被气体压缩机压缩到0.85MPa，温度约113℃后，与解吸气一并送入气压机出口冷却器，在冷却器入口注入净化水进行洗涤，冷却至45℃，然后与富吸收油一起经后冷器（E-121/CD）冷却至40℃后一同进入气压机出口油气分离器（D-109），进一步分离为凝缩油和不凝气，不凝气进入吸收塔（C-104A）底，与来自D-107B 的粗汽油和从稳定汽油泵（P-118A、B）送来的稳定汽油补充吸收剂逆流接触。气体中C3及以上重组分大部分被吸收，为了取走吸收时放出的热量，在吸收塔中部分别设置二个中段回流，经冷却器（E-122/BCDE）冷却后再返回吸收塔。塔底富吸收油经吸收塔底泵（P-801）抽出送入冷却器后进入D-109。C-104A顶出来的贫气进入C-105下部，与从分馏部分来的轻柴吸收剂逆流接触，以吸收气体中夹带的汽油组分。吸收后的干气送至气体脱硫装置，富吸收油则靠C-105的压力自流到E-131/CD与贫吸收油换热后再返回分馏塔。凝缩油由凝缩油泵（P-115A、B）抽出，一路直接进入解吸塔顶部作为热进料，另一路经解吸塔（C-104B）进料换热器换热器（E-125/AD）换热至70℃后进入解吸塔中下部作为冷进料。解吸塔底部由解吸塔底重沸器（E-123/AB）提供热量，分别用分馏塔一中循环回流和0.9 MPa蒸汽做热载体，以脱除凝缩油中的C2组分，塔底脱乙烷汽油经泵P-117A、B升压后送至稳定系统，吸收塔顶操做压力0.8MPa，含硫污水送往D-111。
1.1.3.4 汽油稳定系统
来自解吸塔底的脱乙烷汽油，经稳定塔进料泵（P-117A、B）升压后送至稳定塔进料换热器（E-124/AB）和脱丁烷汽油换热后进入稳定塔（C-106）中部14、18、22层。稳定汽油自塔底靠本身压力依次进入E-124/AB、E-125/AD，最后进入稳定汽油冷却器（E-125/BC）冷却至40℃，一部分用泵（P-118A、B）升压后送至吸收塔顶部做为补充吸收剂，另一部分做为产品出装置。稳定塔底重沸器的热源来自分馏塔二中循环回流，为稳定塔提供热源。丁烷和更轻的组分从塔顶馏出，经过塔顶冷凝冷却器（E-126/AB）后进入塔顶回流罐（D-110），罐内液化油经液化油泵（P-119A、B）输送，大部分做为稳定塔的回流，另一部分做为产品出装置。
1.1.3.5 罐区系统
一套催化裂化装置罐区系统用来接收蒸馏车间的直馏蜡油、减压渣油，西山蜡油，本装置外甩油浆等油品。其中：421、422罐均为3000m3拱顶蜡油罐，用于收蒸馏蜡油、减压渣油及油品来的混合蜡油，并向装置输送进料。531罐为1000m3拱顶油浆罐，用于收一催化装置的外甩油浆。134罐为200m3拱顶汽油罐，用于接收装置D－107AB液面超高紧急放空汽油。
催化裂化装置设计工艺计算方法
第一章 再生系统工艺计算 1. 1再生空气量及烟气量计算 烧碳量及烧氢量 烧焦量=8000 10101603 4??×%=1700kg/h H/C=7/93(已知) 烧碳量=17000×=15810kg/h=131705kmol/h 烧氢量=17000×=1190kg/h=595kmol/h 设两段烧碳比为85∶15且全部氢Ⅰ再生器中燃烧掉，又已知在I 段烟气中 CO 2% (O)= CO%(O)= Ⅱ段不存在CO 则Ⅰ段生成CO 2的C 为： ×× 5 .78.128 .12+=h=h Ⅰ段生成CO 的C 为××5 .78.125 .7+=h=h Ⅰ段烧焦量=++595=h=h Ⅱ生成CO 2的C 即为Ⅱ段烧焦量=×=h=h 理论干空气量的计算 Ⅰ段碳燃烧生成二氧化碳需O 2量×1=h Ⅰ段碳燃烧生成一氧化碳需O 2量×=h
Ⅰ段氢燃烧生成水需O 2量595×=h 理论需O 2量=++=h=38736kg/h 理论需N 2量=×79/21=h=h Ⅰ段理论干空气量=O 2+N 2 =h=h Ⅱ段碳燃烧生成CO 2需O 2量=h=h Ⅱ段碳燃烧生成CO 2需N 2=×79/21=h=h Ⅱ段碳燃烧生成CO 2需N 2== O 2+ N 2=941kmol/h=h 实际干空气量 Ⅰ段再生烟气中过剩量为%, 则%= 8.455321 79 7.4131.70622(2+?O +O ++O （过剩） （过剩）过剩） 过剩02量=h=h 过剩N 2量=× 21 79 =224kmol/h=h Ⅰ段实际干空气量=理论干空气量+过剩的干空气量 =h=h Ⅱ段烟气中过剩02为%=（过剩） （过剩） ）（2221 79 14.7436.197O +++O 过剩O 2量= kmol/h=h 过剩N 2量=× 21 79 =h=h Ⅱ段实际干空气量=1300 kmol/h=h
(整理)催化裂化的装置简介及工艺流程
催化裂化的装置简介及工艺流程 概述 催化裂化技术的发展密切依赖于催化剂的发展。有了微球催化剂，才出现了流化床催化裂化装置；分子筛催化剂的出现，才发展了提升管催化裂化。选用适宜的催化剂对于催化裂化过程的产品产率、产品质量以及经济效益具有重大影响。 催化裂化装置通常由三大部分组成，即反应/再生系统、分馏系统和吸收稳定系统。其中反应––再生系统是全装置的核心，现以高低并列式提升管催化裂化为例，对几大系统分述如下： （一）反应––再生系统 新鲜原料(减压馏分油)经过一系列换热后与回炼油混合，进入加热炉预热到370℃左右，由原料油喷嘴以雾化状态喷入提升管反应器下部，油浆不经加热直接进入提升管，与来自再生器的高温(约650℃~700℃)催化剂接触并立即汽化，油气与雾化蒸汽及预提升蒸汽一起携带着催化剂以7米/秒~8米/秒的高线速通过提升管，经快速分离器分离后，大部分催化剂被分出落入沉降器下部，油气携带少量催化剂经两级旋风分离器分出夹带的催化剂后进入分馏系统。 积有焦炭的待生催化剂由沉降器进入其下面的汽提段，用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催化剂表面上的少量油气。待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器，与来自再生器底部的空气(由主风机提供)接触形成流化床层，进行再生反应，同时放出大量燃烧热，以维持再生器足够高的床层温度(密相段温度约650℃~680℃)。再生器维持0.15MPa~0.25MPa(表)的顶部压力，床层线速约0.7米/秒~1.0米/秒。再生后的催化剂经淹流管，再生斜管及再生单动滑阀返回提升管反应器循环使用。 烧焦产生的再生烟气，经再生器稀相段进入旋风分离器，经两级旋风分离器分出携带的大部分催化剂，烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱。再生烟气温度很高而且含有约5%~10%CO，为了利用其热量，不少装置设有CO锅炉，利用再生烟气产生水蒸汽。对于操作压力较高的装置，常设有烟气能量回收系统，利用再生烟气的热能和压力作功，驱动主风机以节约电能。 （二）分馏系统 分馏系统的作用是将反应/再生系统的产物进行分离，得到部分产品和半成
催化裂化装置的主要设备
催化裂化装置的主要设备 百克网：2008-5-30 14:50:14 文章来源：本站 催化裂化装置设备较多，本节只介绍几个主要设备。 一、提升管反应器及沉降器 (一)提升管反应嚣 提升管反应器是进行催化裂化化学反应的场所，是本装置的关键设备。随装置类型不同 提升管反应器类型不同，常见的提升管反应器类型有两种： (1)直管式：多用于高低并列式提升管催化裂化装置。 (2)折叠式：多用于同轴式和由床层反应器改为提升管的装置。 图5—8是直管式提升管反应器及沉降器示意图 提升管反应器是一根长径比很大的管子，长度一般为30～36米，直径根据装置处理量决 定，通常以油气在提升管内的平均停留时间1～4秒为限确定提升管内径。由于提升管内自下而上油气线速不断增大，为了不使提升管上部气速过高，提升管可作成上下异径形式。 在提升管的侧面开有上下两个(组)进料口，其作用是根据生产要求使新鲜原料、回炼 油和回炼油浆从不同位置进入提升管，进行选择性裂化。
进料口以下的一段称预提升段(见图5—9)，其作用是：由提升管底部吹入水蒸气(称预 提升蒸汽)，使由再生斜管来的再生催化剂加速，以保证催化剂与原料油相遇时均匀接触。 这种作用叫预提升。 为使油气在离开提升管后立即终止反应， 提升管出口均设有快速分离装置，其作用是使 油气与大部分催化剂迅速分开。快速分离器的 类型很多，常用的有：伞帽型，倒L型、T型、 粗旋风分离器、弹射快速分离器和垂直齿缝式 快速分离器(分州如图5—10中a、b、c、d、e、f所示)。 为进行参数测量和取样，沿提升管高度还 装有热电偶管、测压管、采样口等。除此之外，提升管反应器的设计还要考虑耐热，耐磨 以及热膨胀等问题。 (二)沉降器 沉降器是用碳钢焊制成的圆筒形设备，上段为沉降段，下段是汽提段。沉降段内装有数 组旋风分离器，顶部是集气室并开有油气出口。沉降器的作用是使来自提升管的油气和催化剂分离，油气经旋风分离器分出所夹带的催 化荆后经集气室去分馏系统；由提升管快速分 离器出来的催化剂靠重力在沉降器中向下沉 降，落入汽提段。汽提段内设有数层人字挡板 和蒸汽吹入口，其作用是将催化剂夹带的油气用过热水蒸气吹出(汽提)，并返回沉降段，以便减少油气损失和减小再生器的负荷。 沉降器多采用直筒形，直径大小根据气体(油气、水蒸气)流率及线速度决定，沉降段线速一般不超过0.5～0.6米／秒。沉降段高度由旋风分离器科腿压力平衡所需料腿长度和所 需沉降高度确定，通常为9～12米。 汽提段的尺寸一般由催化剂循环量以及催化剂在汽提段的停留时间决定，停留时间一般 是1.5～3分钟。 二、再生器
催化裂化的装置简介及工艺流程样本
催化裂化装置简介及工艺流程 概述 催化裂化技术发展密切依赖于催化剂发展。有了微球催化剂，才浮现了流化床催化裂化装置；分子筛催化剂浮现，才发展了提高管催化裂化。选用适当催化剂对于催化裂化过程产品产率、产品质量以及经济效益具备重大影响。 催化裂化装置普通由三大某些构成，即反映/再生系统、分馏系统和吸取稳定系统。其中反映––再生系统是全装置核心，现以高低并列式提高管催化裂化为例，对几大系统分述如下： （一）反映––再生系统 新鲜原料(减压馏分油)通过一系列换热后与回炼油混合，进入加热炉预热到370℃左右，由原料油喷嘴以雾化状态喷入提高管反映器下部，油浆不经加热直接进入提高管，与来自再生器高温(约650℃~700℃)催化剂接触并及时汽化，油气与雾化蒸汽及预提高蒸汽一起携带着催化剂以7米/秒~8米/秒高线速通过提高管，经迅速分离器分离后，大某些催化剂被分出落入沉降器下部，油气携带少量催化剂经两级旋风分离器分出夹带催化剂后进入分馏系统。 积有焦炭待生催化剂由沉降器进入其下面汽提段，用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催化剂表面上少量油气。待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器，与来自再生器底部空气(由主风机提供)接触形成流化床层，进行再生反映，同步放出大量燃烧热，以维持再生器足够高床层温度(密相段温度约650℃~680℃)。再生器维持0.15MPa~0.25MPa(表)顶部压力，床层线速约0.7米/秒~1.0米/秒。再生后催化剂经淹流管，再生斜管及再生单动滑阀返回提高管反映器循环使用。 烧焦产生再生烟气，经再生器稀相段进入旋风分离器，经两级旋风分离器分出携带大某些催化剂，烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱。再生烟气温度很高并且具有约5%~10%CO，为了运用其热量，不少装置设有CO锅炉，运用再生烟气产
石油催化裂化系统设计
目录 第1章绘制控制工艺流程图 (1) 1.1 石油催化裂化工艺生产过程简介 (1) 1.2 催化裂化的工艺特点 (2) 1.3 CAD流程图 (3) 第2章节流装置的设计计算 (4) 2.1节流装置程序设计流程 (4) 2.3数据计算 (5) 第3章调节阀口径计算 (8) 3.1调节阀的选型 (8) 3.2调节阀口径计算 (8) 3.3 计算数据 (9) 第4章程序设计心得 (10) 参考文献 (11)
第1章 绘制控制工艺流程图 1.1 石油催化裂化工艺生产过程简介 该装置工艺流程分四个系统如图 提升管反应器 沉降器 再生器 回炼油浆 催化剂罐 主风机 加热炉 水蒸汽 新原料油 油浆 重柴油轻柴油 粗汽油 富气 气提塔 塔 馏分 回炼油罐 水蒸气 1 反应-再生系统：原料油经过加热汽化后进入提升管反应器进行裂化。提升管中 催化剂处于稀相流化输送状态，反应产物和催化剂进入沉降器，并经汽提段用过热水蒸气汽提，再经旋风分离器分离后，反应产物从反应系统进入分馏系统，催化剂沉降到再生器。在再生器中用空气使催化剂流化，并且烧去催化剂表面的焦炭。烟气经旋风分离器和催化剂分离后离开装置，使催化剂在装置中循环使用。 反应系统主要由反应器和再生器组成。原料油在装有催化剂的反应器中裂化，催化剂表面有焦炭沉积。沉积的焦炭的催化剂在再生器中烧焦进行再生，再生后的催化剂返回反应器重新使用。反应器主要为提升管，再生器为流化床。 再生器的主要作用是：烧去催化剂上因反应而生成的积炭，使催化剂的活性得以恢复。再生用空气由主风机供给，空气通过再生器下面的辅助燃烧室及分布管进入。 在反应系统中加入水蒸汽其作用为： （1）雾化——从提升管底部进入使油气雾化，分散，与催化剂充分接触； （2）预提升——在提升管中输送油气； （3）汽提——从沉降器底部汽提段进入，使催化剂颗粒间和颗粒内的油气汽提， 减少油气损失和焦炭生成量，从而减少再生器负荷。汽提水蒸气占总水蒸气量的大部分。
炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工艺流程
编订：__________________ 单位：__________________ 时间：__________________ 炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工 艺流程 Standardize The Management Mechanism To Make The Personnel In The Organization Operate According To The Established Standards And Reach The Expected Level. Word格式 / 完整 / 可编辑
文件编号：KG-AO-8978-61 炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工艺流程 使用备注：本文档可用在日常工作场景，通过对管理机制、管理原则、管理方法以及管理机构进行设置固定的规范，从而使得组织内人员按照既定标准、规范的要求进行操作，使日常工作或活动达到预期的水平。下载后就可自由编辑。 一、装置简介 (一)装置发展及其类型 1．装置发展 催化裂化工艺产生于20世纪40年代，是炼油厂提高原油加工深度的一种重油轻质化的工艺。 20世纪50年代初由ESSO公司(美国)推出了Ⅳ型流出催化装置，使用微球催化剂(平均粒径为60—70tan)，从而使催化裂化工艺得到极大发展。 1958年我国第一套移动床催化裂化装置在兰州炼油厂投产。1965年我国自己设计制造施工的Ⅳ型催化装置在抚顺石油二厂投产。经过近40年的发展，催化裂化已成为炼油厂最重要的加工装置。截止1999年底，我国催化裂化加工能力达8809。5×104t／a，占
一次原油加工能力的33．5％，是加工比例最高的一种装置，装置规模由(34—60)×104t／a发展到国内最大300×104t／a，国外为675×104t／a。 随着催化剂和催化裂化工艺的发展，其加工原料由重质化、劣质化发展至目前全减压渣油催化裂化。根据目的产品的不同，有追求最大气体收率的催化裂解装置(DCC)，有追求最大液化气收率的最大量高辛烷值汽油的MGG工艺等，为了适应以上的发展，相应推出了二段再生、富氧再生等工艺，从而使催化裂化装置向着工艺技术先进、经济效益更好的方向发展。 2．装置的主要类型 催化裂化装置的核心部分为反应—再生单元。反应部分有床层反应和提升管反应两种，随着催化剂的发展，目前提升管反应已取代了床层反应。 再生部分可分为完全再生和不完全再生，一段再生和二段再生(完全再生即指再生烟气中CO含量为10—6级)。从反应与再生设备的平面布置来讲又可分为高低并列式和同轴式，典型的反应—再生单元见图
催化裂化装置工艺流程及设备简图
催化裂化装置工艺流程及设备简图 “催化裂化”装置简单工艺流程 “催化裂化”装置由原料预热、反应、再生、产品分馏等三部分组成～其工艺流程见下图～主要设备有:反应器、再生器、分馏塔等。 1、反应器,又称沉降器,的总进料由新鲜原料和回炼油两部分组成～新鲜原料先经换热器换热～再与回炼油一起分为两路进入加热炉加热～然后进入反应器底部原料集合管～分六个喷嘴喷入反映器提升管～并用蒸汽雾化～在提升管中与560，600?的再生催化剂相遇～立即汽化～约有25，30%的原料在此进行反应。汽油和蒸汽携带着催化剂进入反应器。通过反应器～分布板到达密相段～反应器直径变大～流速降低～最后带着3，4?/?的催化剂进入旋风分离器,使其99%以上的催化剂分离,经料腿返回床层,油汽经集气室出沉降器,进入分馏塔。 2、油气进入分馏塔是处于过热状态,同时仍带有一些催 化剂粉末,为了回收热量,并洗去油汽中的催化剂,分馏塔入口上部设有挡板,用泵将塔底油浆抽出经换热及冷却到 0200，300C,通过三通阀,自上层挡板打回分馏塔。挡板以上为分馏段,将反应 物根据生产要求分出气体、汽油、轻柴油、重柴油及渣油。气体及汽油再进行稳定吸收,重柴油可作为产品,也可回炼,渣油从分馏塔底直接抽出。
3、反应生焦后的待生催化剂沿密相段四壁向下流入汽提段。此处用过热蒸汽提出催化剂,颗粒间及表面吸附着的可汽提烃类,沿再生管道通过单动滑阀到再生器提升管,最后随增压风进入再生器。在再生器下部的辅助燃烧室吹入烧焦用的空气,以保证床层处于流化状态。再生过程中,生成的烟通过汽密相段进入稀相段。再生催化剂不断从再生器进入溢流管,沿再生管经另一单动滑阀到沉降器提升管与原料油汽汇合。 4、由分馏塔顶油气分离出来的富气,经气压机增压,冷却后用凝缩油泵打入吸收脱吸塔,用汽油进行吸收,塔顶的贫气进入二级吸收塔用轻柴油再次吸收,二级吸收塔顶干气到管网,塔底吸收油压回分馏塔。 5、吸收脱吸塔底的油用稳定进料泵压入稳定塔,塔顶液态烃一部分作吸收剂,另一部分作稳定汽油产品。 设备简图 反应器、再生器和分馏塔高、重、大。具体如:分馏塔高41.856m,再生器塔高31m,反应器安装后塔顶标高达57m。再生器总重为390t,反应器总重为177t,分馏塔总重为175t。 3再生器最大直径9.6m,体积为2518m。 1(两器一塔的主要外型尺寸及参数 再生器的外型尺寸参数见下图。
催化裂化装置的主要设备催化裂化装置的主要设备
催化裂化装置的主要设备 催化裂化装置的主要设备 百克网：2008-5-30 14:50:14 文章来源：本站 催化裂化装置设备较多，本节只介绍几个主要设备。 一、提升管反应器及沉降器 (一)提升管反应嚣 提升管反应器是进行催化裂化化学反应的场所，是本装置的关键设备。随装置类型不同提升管反应器类型不同，常见的提升管反应器类型有两种： (1)直管式：多用于高低并列式提升管催化裂化装置。 (2)折叠式：多用于同轴式和由床层反应器改为提升管的装置。 图5—8是直管式提升管反应器及沉降器示意图 提升管反应器是一根长径比很大的管子，长度一般为30～36米，直径根据装置处理量决定，通常以油气在提升管内的平均停留时间1～4秒为限确定提升管内径。由于提升管内自下而上油气线速不断增大，为了不使提升管上部气速过高，提升管可作成上下异径形式。 在提升管的侧面开有上下两个(组)进料口，其作用是根据生产要求使新鲜原料、回炼油和回炼油浆从不同位置进入提升管，进行选择性裂化。
进料口以下的一段称预提升段(见图5—9)，其作用是：由提升管底部吹入水蒸气(称预提升蒸汽)，使由再生斜管来的再生催化剂加速，以保证催化剂与原料油相遇时均匀接触。这种作用叫预提升。 为使油气在离开提升管后立即终止反应，提升管出口均设有快速分离装置，其作用是使油气与大部分催化剂迅速分开。快速分离器的类型很多，常用的有：伞帽型，倒L型、T型、粗旋风分离器、弹射快速分离器和垂直齿缝式快速分离器(分州如图5—10中a、b、c、d、e、f所示)。 为进行参数测量和取样，沿提升管高度还装有热电偶管、测压管、采样口等。除此之外，提升管反应器的设计还要考虑耐热，耐磨以及热膨胀等问题。 (二)沉降器 沉降器是用碳钢焊制成的圆筒形设备，上段为沉降段，下段是汽提段。沉降段内装有数组旋风分离器，顶部是集气室并开有油气出口。沉降器的作用是使来自提升管的油气和催化剂分离，油气经旋风分离器分出所夹带的催化荆后经集气室去分馏系统；由提升管快速分离器出来的催化剂靠重力在沉降器中向下沉降，落入汽提段。汽提段内设有数层人字挡板和蒸汽吹入口，其作用是将催化剂夹带的油气用过热水蒸气吹出(汽提)，并返回沉降段，以便减少油气损失和减小再生器的负荷。 沉降器多采用直筒形，直径大小根据气体(油气、水蒸气)流率及线速度决定，沉降段线速一般不超过0.5～0.6米／秒。沉降段高度由旋风分离器科腿压力平衡所需料腿长度和所需沉降高度确定，通常为9～12米。汽提段的尺寸一般由催化剂循环量以及催化剂在汽提段的停留时间决定，停留时间一般是1.5～3分钟。 二、再生器
催化裂化装置工艺流程
催化裂化装置工艺流程 催化裂化技术的发展密切依赖于催化剂的发展。有了微球催化剂，才出现了流化床催化裂化装置;分子筛催化剂的出现，才发展了提升管催化裂化。选用适宜的催化剂对于催化裂化过程的产品产率、产品质量以及经济效益具有重大影响。 催化裂化装置通常由三大部分组成，即反应?再生系统、分馏系统和吸收稳定系统。其中反应––再生系统是全装置的核心，现以高低并列式提升管催化裂化为例，对几大系统分述如下: 一反应––再生系统 新鲜原料(减压馏分油)经过一系列换热后与回炼油混合，进入加热炉预热到370?左右，由原料油喷嘴以雾化状态喷入提升管反应器下部，油浆不经加热直接进入提升管，与来自再生器的高温(约650?~700?)催化剂接触并立即汽化，油气与雾化蒸汽及预提升蒸汽一起携带着催化剂以7米/秒~8米/秒的高线速通过提升管，经快速分离器分离后，大部分催化剂被分出落入沉降器下部，油气携带少量催化剂经两级旋风分离器分出夹带的催化剂后进入分馏系统。 积有焦炭的待生催化剂由沉降器进入其下面的汽提段，用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催化剂表面上的少量油气。待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器，与来自再生器底部的空气(由主风机提供)接触形成流化床层，进行再生反应，同时放出大量燃烧热，以维持再生器足够高的床层温度(密相段温度约650?~68 0?)。再生器维持0.15MPa~0.25MPa (表)的顶部压力，床层线速约0.7米/秒~1.0米/秒。再生后的催化剂经淹流管，再生斜管及再生单动滑阀返回提升管反应器循环使用。 烧焦产生的再生烟气，经再生器稀相段进入旋风分离器，经两级旋风分离器分出携带的大部分催化剂，烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱。再生烟气温度很高而且含有约5%~10% CO，为了利用其热量，不少装置设有CO 锅炉，利用再生烟气产生水蒸汽。对于操作压力较高的装置，常设有烟气能量回收系统，利用再生烟气的热能和压力作功，驱动主风机以节约电能。 二分馏系统
石油化工催化裂化装置工艺流程图.docx
炼油生产安全技术一催化裂化的装置简介类型及工艺流程 催化裂化技术的发展密切依赖于催化剂的发展。有了微球催化剂，才出现了流化床催化裂化装置；分子筛催化剂的出现，才发展了提升管催化裂化。选用适宜的催化剂对于催化裂化过程的产品产率、产品质量以及经济效益具有重大影响。 催化裂化装置通常由三大部分组成，即反应？再生系统、分馏系统和吸收稳定系统。其中反应--再生系统是全装置的核心，现以高低并列式提升管催化裂化为例，对几大系统分述如下： ㈠反应--再生系统 新鲜原料（减压馏分油）经过一系列换热后与回炼油混合，进入加热炉预热到370 C左右，由原料油喷嘴以雾化状态喷入提升管反应器下部，油浆不经加热直接进入提升管，与来自再生器的高温（约650 C ~700C ）催化剂接触并立即汽化，油气与雾化蒸汽及预提升蒸汽一起携带着催化剂以7米/秒~8米/秒的高线速通过提升管，经快速分离器分离后，大部分催化 剂被分出落入沉降器下部，油气携带少量催化剂经两级旋风分离器分出夹带的催化剂后进入分馏系统。 积有焦炭的待生催化剂由沉降器进入其下面的汽提段，用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催 化剂表面上的少量油气。待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器，与来自再生器底部的空气（由主风机提供）接触形成流化床层，进行再生反应，同时放出大量燃烧热，以维持再生器足够高的床层温度（密相段温度约650 C ~68 0 C ）。再生器维持0.15MPa~0?25MPa （表）的顶部压力，床层线速约0.7米/秒~1.0米/秒。再生后的催化剂经 淹流管，再生斜管及再生单动滑阀返回提升管反应器循环使用。 烧焦产生的再生烟气，经再生器稀相段进入旋风分离器，经两级旋风分离器分出携带的大部 分催化剂，烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱。再生烟气温度很高而且含有约5%~10%CO 为了利用其热量，不少装置设有Co锅炉，利用再生烟气产生水蒸汽。对于操作压力较高的 装置，常设有烟气能量回收系统，利用再生烟气的热能和压力作功，驱动主风机以节约电 能。 ㈡分馏系统 分馏系统的作用是将反应？再生系统的产物进行分离，得到部分产品和半成品。 由反应？再生系统来的高温油气进入催化分馏塔下部，经装有挡板的脱过热段脱热后进入分 馏段，经分馏后得到富气、粗汽油、轻柴油、重柴油、回炼油和油浆。富气和粗汽油去吸收稳定系统；轻、重柴油经汽提、换热或冷却后出装置，回炼油返回反应--再生系统进 行回炼。油浆的一部分送反应再生系统回炼，另一部分经换热后循环回分馏塔。为了取走 分馏塔的过剩热量以使塔内气、液相负荷分布均匀，在塔的不同位置分别设有4个循环回流：顶循环回流，一中段回流、二中段回流和油浆循环回流。 催化裂化分馏塔底部的脱过热段装有约十块人字形挡板。由于进料是460 C以上的带有催化 剂粉末的过热油气，因此必须先把油气冷却到饱和状态并洗下夹带的粉尘以便进行分馏和避免堵塞塔盘。因此由塔底抽出的油浆经冷却后返回人字形挡板的上方与由塔底上来的油 气逆流接触，一方面使油气冷却至饱和状态，另一方面也洗下油气夹带的粉尘。 ㈢吸收--稳定系统： 从分馏塔顶油气分离器出来的富气中带有汽油组分，而粗汽油中则溶解有C3 C4甚至C2 组分。吸收--稳定系统的作用就是利用吸收和精馏的方法将富气和粗汽油分离成干气 （≤ C2）、液化气（C3、C4）和蒸汽压合格的稳定汽油。 一、装置简介 （一）装置发展及其类型
80万吨年催化裂化装置设计计算书
第1章绪论 1.1 概述 1.1.1 催化裂化工业的意义与作用 石油工业是国民经济中最重要的支柱产业之一，是提供能源，尤其是提供交通运输燃料和有机化工原料的最重要的工业。据统计，全世界总能源需求的40%依赖于石油产品[1]。然而作为一种不可再生资源，石油的产量在不断的下降，而社会生产，人民生活却需要大量的汽油，柴油等轻质油品，但是石油不能直接作为产品使用,必须经过各种加工过程,炼制成多种符合使用要求的各种石油产品。而原油经过第一步加工只能得到少部分轻质油，大部分仍为渣油，因此需要对重质油进一步加工，催化裂化是对重质油加工的主要手段。 以我国目前的需要情况为例，对轻质燃料油，重质燃料油和润滑油三者需要的比例是20：6：1。另一方面，由于内燃机的发展对汽油的质量提出更高的要求，而直馏汽油一般难以满足这些要求。同时由于石油价格上涨和石油资源逐渐枯竭，许多国家都在努力寻找能替代石油的新能源。寻找新能源的工作近年来虽然取得很大的进展，但是至少在几十年内，由石油生产的轻质液体燃料仍然是不可能被替代的，而且对它的需求量还不断增大。所有的这一切都促使了石油的催化裂化工业的产生和发展。 1.1.2 催化裂化技术国内外发展现状 催化裂化是最重要的重质油轻质化过程之一,在汽油和柴油等轻质油品的生产中占有重要的地位。在一些原油加工深度较大的国家,例如德国和美国,催化裂化的处理能力达原油加工能力的30%以上。在我国,由于多数原油偏重,氢碳比（H/C）相对较高而金属含量相对较低,因此催化裂化过程,尤其是重油催化裂化过程的地位就显得更为重要。 在我国国内最早的工业催化裂化装置出现于1936年。几十年来,无论
催化裂化装置
催化裂化装置 一、催化裂化在炼油工业中的作用 催化裂化是重要的石油二次加工手段之一，催化裂化是现代化炼油厂用来改质重质馏分和渣油的核心技术。 一般原油经过一次加工（即常减压蒸馏）后可得到10～40％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，但市场对轻质油的需求量是很大的，以我国目前为例，对轻质燃料油、重质燃料油和润滑油的需求比例大约是20:6:1；另一方面，由于内燃机的发展，对汽油的质量提出了更高的要求，而一般直馏汽油则难以满足这些要求。如目前我国车用汽油标准里面所有汽油的研究法辛烷值都在90以上，随着我国高标号汽油（指研究法辛烷值为93及以上汽油）的消费量不断增长，高标号汽油产量所占的比例已由2003年的28．5％上升到2006年的56．5％。而直馏汽油的辛烷值一般只有40～60，不能满足上述要求。 催化裂化是目前石油炼制工业中最重要的二次加工过程，也是重油轻质化(生产汽、柴油)的核心工艺。催化裂化以各种重质油（VGO、CGO、AR、VR等）为原料，在500℃左右、0.2～0.4MPa及催化剂的作用下，通过催化裂化反应得到气体(干气和LPG)、高辛烷值汽油、催化柴油（LCO）、重质油及焦炭。因此，催化裂化是提高原油加工深度、增加轻质油收率的重要手段。就加工能力来说，我国的催化裂化位居其它二次加工过程之首，催化裂化几乎是所有石化企业最重要的二次加工手段。 催化裂化过程有以下几个特点： 轻质油收率高，可达70%~80%； 催化裂化汽油的辛烷值较高，安定性好； 催化裂化汽柴油十六烷值较低，常与直馏柴油调合才能使用； 催化裂化气体产品中，80%是C3和C4烃类（称为液化石油气LPG），其中丙烯和丁烯占一半以上，因此这部分产品是优良的石油化工和生产高辛烷值汽油组分的原料。 二、工艺原理概述
催化裂化工艺介绍
1.0催化裂化 催化裂化是原料油在酸性催化剂存在下，在500℃左右、1×105～3×105Pa 下发生裂解，生成轻质油、气体和焦炭的过程。催化裂化是现代化炼油厂用来改质重质瓦斯油和渣油的核心技术，是炼厂获取经济效益的重要手段。 催化裂化的石油炼制工艺目的： 1）提高原油加工深度，得到更多数量的轻质油产品； 2）增加品种，提高产品质量。 催化裂化是炼油工业中最重要的一种二次加工工艺，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。 1.1催化裂化的发展概况 催化裂化的发展经历了四个阶段：固定床、移动床、流化床和提升管。见下图： 固定床移动床 流化床提升管（并列式）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。
1.2催化裂化的原料和产品 1.2.0原料 催化裂化的原料范围广泛，可分为馏分油和渣油两大类。 馏分油主要是直馏减压馏分油（VGO），馏程350-500℃，也包括少量的二次加工重馏分油如焦化蜡油等，以此种原料进行催化裂化称为馏分油催化裂化。 渣油主要是减压渣油、脱沥青的减压渣油、加氢处理重油等。渣油都是以一定的比例掺入到减压馏分油中进行加工，其掺入的比例主要受制于原料的金属含量和残炭值。对于一些金属含量低的石蜡基原有也可以直接用常压重油为原料。当减压馏分油中掺入渣油使通称为RFCC。以此种原料进行催化裂化称为重油催化裂化。 1.2.1产品 催化裂化的产品包括气体、液体和焦炭。 1、气体 在一般工业条件下，气体产率约为10%-20%，其中含干气和液化气。 2、液体产物 1）汽油，汽油产率约为30%-60%；这类汽油安定性较好。 2）柴油，柴油产率约为0-40%；因含较多芳烃，所有十六烷值较低，由重油催化裂化得到的柴油的十六烷值更低，这类柴油需经加氢处理。 3）重柴油（回炼油），可以返回到反应器内，已提高轻质油收率，不回炼时就以重柴油产品出装置，也可作为商品燃料油的调和组分。 4）油浆，油浆产率约为5%-10%，从催化裂化分馏塔底得到的渣油，含少量催化剂细粉，可以送回反应器回炼以回收催化剂。油浆经沉降出去催化剂粉末后称为澄清油，因多环芳烃的含量较大，所以是制造针焦的好原料，或作为商品燃料油的调和组分，也可作加氢裂化的原料。 3、焦炭 焦炭产率约为5%-7%，重油催化裂化的焦炭产率可达8%-10%。焦炭是缩合产物，它沉积在催化剂的表面上，使催化剂丧失活性，所以用空气将其烧去使催化剂恢复活性，因而焦炭不能作为产品分离出来。 1.3催化裂化工业装置的组成部分
炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工艺流程详细版
文件编号：GD/FS-9840 The Daily Operation Mode, It Includes All The Implementation Items, And Acts To Regulate Individual Actions, Regulate Or Limit All Their Behaviors, And Finally Simplify Management Process. 编辑：_________________ 单位：_________________ 日期：_________________ （操作规程范本系列） 炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工艺流程详细版
炼油生产安全技术—催化裂化的装 置简介类型及工艺流程详细版 提示语：本操作规程文件适合使用于日常的规则或运作模式中，包含所有的执行事项，并作用于规范个体行动，规范或限制其所有行为，最终实现简化管理过程，提高管理效率。，文档所展示内容即为所得，可在下载完成后直接进行编辑。 一、装置简介 (一)装置发展及其类型 1．装置发展 催化裂化工艺产生于20世纪40年代，是炼油厂提高原油加工深度的一种重油轻质化的工艺。 20世纪50年代初由ESSO公司(美国)推出了Ⅳ型流出催化装置，使用微球催化剂(平均粒径为60—70tan)，从而使催化裂化工艺得到极大发展。 1958年我国第一套移动床催化裂化装置在兰州炼油厂投产。1965年我国自己设计制造施工的Ⅳ型
催化装置在抚顺石油二厂投产。经过近40年的发展，催化裂化已成为炼油厂最重要的加工装置。截止1999年底，我国催化裂化加工能力达8809。5×104t／a，占一次原油加工能力的33．5％，是加工比例最高的一种装置，装置规模由(34—60)×104t／a发展到国内最大300×104t／a，国外为675×104t／a。 随着催化剂和催化裂化工艺的发展，其加工原料由重质化、劣质化发展至目前全减压渣油催化裂化。根据目的产品的不同，有追求最大气体收率的催化裂解装置(DCC)，有追求最大液化气收率的最大量高辛烷值汽油的MGG工艺等，为了适应以上的发展，相应推出了二段再生、富氧再生等工艺，从而使催化裂化装置向着工艺技术先进、经济效益更好的方向发展。
重油催化裂化装置工艺流程简述
重油催化裂化装置工艺流程简述 重油催化裂化装置：包括反应—再生部分、分馏部分、吸收稳定部分、主风机部分、气压机部分、余热回收部分。 1.1 反应-再生部分 自装置外来的常压渣油进入原料油缓冲罐（V1201）,由原料油泵（P1201AB）升压后经循环油浆—原料油换热器（E1215AB ）加热至280C左右，与自分馏部分来的回炼油混合后进入提升管中部，分4路经原料油进料喷嘴进入提升管反应器（R1101A）下部，与通过预提升段整理成活塞流的高温催化剂进行接触完成原料的升温、汽化及反应，反应油气与待生催化剂在提升管出口经粗旋风分离器得到迅速分离后经升气管进入沉降器单级旋风分离器，在进一步除去携带的催化剂细粉后，反应油气离开沉降器，进入分馏塔。 待生催化剂经粗旋及沉降器单级旋风分离器料腿进入位于沉降器下部的汽提段，在此与蒸汽逆流接触以置换催化剂所携带的油气。汽提后的催化剂沿待生立管下流，经待生塞阀并通过待生塞阀套筒进入再生器（R1102）的密相床，在 700r左右的再生温度、富氧（3%）及CO助燃剂的条件下进行逆流完全再生。再生后的再生催化剂通过各自的再生立管及再生单动滑阀，进入两根提升管反应器底部，以蒸汽和干气作提升介质，完成催化剂加速、分散过程，然后与雾化原料接触。来自蜡油再生斜管的再生催化剂与来自汽油待生循环管的汽油待生催化剂通过特殊设计的预提升段整理成活塞流。 轻重汽油分离塔顶回流油泵出口来的轻汽油，分两路进入汽油提升管反应器（R1104A）。R1104A 的反应油气在提升管出口经粗旋迅速分离，油气经单级旋风分离器进一步除去携带的催化剂细粉，最后离开汽油沉降器，进入分馏塔。 来自R1104 粗旋以及汽油沉降器单级旋风分离器回收的催化剂进入汽油汽提
(工艺技术)万吨催化裂化装置反应再生系统工艺设计
兰州理工大学 毕业设计 设计题目：100万吨催化裂化装置反应-再生 系统工艺设计 院系：石油化工学院 专业班级：化学工程与工艺 学生姓名：王晶 指导教师：赵秋萍 2010年1 月14 日
毕业设计任务书 一、设计题目： 100万吨催化裂化装置反应-再生系统工艺设计 二、设计内容 以某炼油厂的直馏馏分油为原料，建一个年产100万吨的催化裂化装置。主要生产稳定汽油、轻柴油。年开工按330天计算。 三、基本数据 1、处理量：100万吨/年 2、开工时：8000 小时/年 3、原始数据及再生-反应及分馏操作条件 原料油及产品性质分别见表1、表2 产品的收率及性质见表3 再生器操作及反应条件见表4、 提升管反应器操作条件表5 催化裂化分馏塔回流取热分配见表6 分馏塔板形式及层数见表7 分馏塔操作条件表见8 表1 原料油及产品性质 物料，性质稳定汽油轻柴油回炼油回炼油浆原料油密度0.7423 0.8707 0.8800 0.9985 0.8995 恩氏蒸馏℃初馏点54 199 288 224 10% 78 221 347 380 377 30% 106 257 360 425 438 50% 123 268 399 450 510 70% 137 300 431 470 550 90% 163 324 440 490 700 终馏点183 339 465 平均相对分子量 表2 原料油的主要性质 项目数据项目数据 密度0.8995 族组成分析/W% 馏程℃饱和烃62.27 初馏点224 芳烃25 10% 377 胶质11.88 30% 438 沥青质0.85 350℃馏出率/v% 7.5 重金属含量/μg×g-1 500℃馏出率/v% 49 Ni 5.99 元素组成/w% V 4.77
石油化工 催化裂化装置工艺流程演示教学
石油化工催化裂化装置工艺流程
炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工艺流程催化裂化技术的发展密切依赖于催化剂的发展。有了微球催化剂，才出现了流化床催化裂化装置；分子筛催化剂的出现，才发展了提升管催化裂化。选用适宜的催化剂对于催化裂化过程的产品产率、产品质量以及经济效益具有重大影响。 催化裂化装置通常由三大部分组成，即反应?再生系统、分馏系统和吸收稳定系统。其中反应––再生系统是全装置的核心，现以高低并列式提升管催化裂化为例，对几大系统分述如下： ㈠反应––再生系统 新鲜原料(减压馏分油)经过一系列换热后与回炼油混合，进入加热炉预热到370℃左右，由原料油喷嘴以雾化状态喷入提升管反应器下部，油浆不经加热直接进入提升管，与来自再生器的高温(约650℃~700℃)催化剂接触并立即汽化，油气与雾化蒸汽及预提升蒸汽一起携带着催化剂以7米/秒~8米/秒的高线速通过提升管，经快速分离器分离后，大部分催化剂被分出落入沉降器下部，油气携带少量催化剂经两级旋风分离器分出夹带的催化剂后进入分馏系统。 积有焦炭的待生催化剂由沉降器进入其下面的汽提段，用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催化剂表面上的少量油气。待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器，与来自再生器底部的空气(由主风机提供)接触形成流化床层，进行再生反应，同时放出大量燃烧热，以维持再生器足够高的床层温度(密相段温度约650℃~68 0℃)。再生器维持0.15MPa~0.25MPa (表)的顶部压力，床层线
速约0.7米/秒~1.0米/秒。再生后的催化剂经淹流管，再生斜管及再生单动滑阀返回提升管反应器循环使用。 烧焦产生的再生烟气，经再生器稀相段进入旋风分离器，经两级旋风分离器分出携带的大部分催化剂，烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱。再生烟气温度很高而且含有约5%~10% CO，为了利用其热量，不少装置设有CO 锅炉，利用再生烟气产生水蒸汽。对于操作压力较高的装置，常设有烟气能量回收系统，利用再生烟气的热能和压力作功，驱动主风机以节约电能。 ㈡分馏系统 分馏系统的作用是将反应?再生系统的产物进行分离，得到部分产品和半成品。 由反应?再生系统来的高温油气进入催化分馏塔下部，经装有挡板的脱过热段脱热后进入分馏段，经分馏后得到富气、粗汽油、轻柴油、重柴油、回炼油和油浆。富气和粗汽油去吸收稳定系统；轻、重柴油经汽提、换热或冷却后出装置，回炼油返回反应––再生系统进行回炼。油浆的一部分送反应再生系统回炼，另一部分经换热后循环回分馏塔。为了取走分馏塔的过剩热量以使塔内气、液相负荷分布均匀，在塔的不同位置分别设有4 个循环回流：顶循环回流，一中段回流、二中段回流和油浆循环回流。 催化裂化分馏塔底部的脱过热段装有约十块人字形挡板。由于进料是460℃以上的带有催化剂粉末的过热油气，因此必须先把油气冷却到饱和状态并洗下夹带的粉尘以便进行分馏和避免堵塞塔盘。因此由塔底抽出的油浆经冷却后返
催化裂化的概述
催化裂化的概述 主讲人：齐旭东 装置概况 装置简介 一套催化裂化装置建成投产于1971年，原设计为200万吨/年蒸馏-催化装置（一顶二装置），两器部分公称能力为60?万吨?/?年Ⅳ型的催化裂解装置。1985年改为80?万吨?/?年后置烧焦罐提升管催化裂化装置。1999年6月改造为30?万吨?/?年的催化裂解装置，目的是多产丙烯等产品。2002年4月恢复为40-50万吨/年催化裂化装置。2004年反再系统扩能至60万吨/年，分离系统扩能至80万吨/年。2006年仪表改为DCS控制，进料喷嘴改为CS-II 型，增上德尔塔余热锅炉等。 1.1.1.2 历年来重大技术改造情况 a 1976年8月，由“一顶二”改造为催化裂化和常减压两套装置。 b 1978年9月份，将再生器稀相段加高4.8米。 c 1980年将吸收、解吸流程由单塔改为双塔流程，吸收稳定系统扩能至80万吨/年。 d 1981年，新上三级旋风分离器及余热锅炉。 e 1983年，新上烟气轮机─主风机─电动机组。 f 1984年9月，将反应器内三组杜康型旋风分离器改为二组布埃尔型旋风分离器，再生 器内五组杜康旋风分离器全部更换。 g 1985年,?将两器系统由Ⅳ型催化裂化装置改为后置烧焦罐提升管催化裂化装置。 h1987年, 将再生器分布板改为分布管，再生器内集气室改为外集气室，旋风分离器由杜康型改为PV型。 i 1988年，对换热流程进行调整，将分馏系统各段回流及产品余热与一套减压原油及初 馏塔底换热改为与本装置原料油进行换热。 j 1992年，对气压机凝结水回收系统进行改造，每年可回收凝结水6.4万吨。沉降器内两级布埃尔型旋风分离器更换。 k 1999年将80万吨/年后置烧焦罐提升管催化裂化装置改造为30万吨/年催化裂解装置。 具体改造内容如下： ●反应-再生系统 ?提升管/沉降器/汽提段全部更换 汽提段由Φ2060×6000改为Φ3400×11700，汽提段挡板更换为11?层盘型挡板。 提升管全部更换为Φ900/Φ1300。 ?沉降器内旋风分离器改造为三组两级。 ?再生部分： 取消原有烧焦罐，缓冲罐。 新增空气提升管Φ内900×3200/Φ内600×9048。 取消原再生、半再生Ｕ型管，更换为待生、再生斜管，尺寸为Φ内600。
石油化工催化裂化装置工艺流程
炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工艺流程 催化裂化技术的发展密切依赖于催化剂的发展。有了微球催化剂，才出现了流化床催化裂化装置；分子筛催化剂的出现，才发展了提升管催化裂化。选用适宜的催化剂对于催化裂化过程的产品产率、产品质量以及经济效益具有重大影响。 催化裂化装置通常由三大部分组成，即反应?再生系统、分馏系统和吸收稳定系统。其中反应––再生系统是全装置的核心，现以高低并列式提升管催化裂化为例，对几大系统分述如下： ㈠反应––再生系统 新鲜原料(减压馏分油)经过一系列换热后与回炼油混合，进入加热炉预热到370℃左右，由原料油喷嘴以雾化状态喷入提升管反应器下部，油浆不经加热直接进入提升管，与来自再生器的高温(约650℃~700℃)催化剂接触并立即汽化，油气与雾化蒸汽及预提升蒸汽一起携带着催化剂以7米/秒~8米/秒的高线速通过提升管，经快速分离器分离后，大部分催化剂被分出落入沉降器下部，油气携带少量催化剂经两级旋风分离器分出夹带的催化剂后进入分馏系统。 积有焦炭的待生催化剂由沉降器进入其下面的汽提段，用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催化剂表面上的少量油气。待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器，与来自再生器底部的空气(由主风机提供)接触形成流化床层，进行再生反应，同时放出大量燃烧热，以维持再生器足够高的床层温度(密相段温度约650℃~68 0℃)。再生器维持~ (表)的顶部压力，床层线速约米/秒~米/秒。再生后的催化剂经淹流管，再生斜管及再生单动滑阀返回提升管反应器循环使用。 烧焦产生的再生烟气，经再生器稀相段进入旋风分离器，经两级旋风分离器分出携带的大部分催化剂，烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱。再生烟气温度很高而且含有约5%~10% CO，为了利用其热量，不少装置设有CO 锅炉，利用再生烟气产生水蒸汽。对于操作压力较高的装置，常设有烟气能量回收系统，利用再生烟气的热能和压力作功，驱动主风机以节约电能。 ㈡分馏系统 分馏系统的作用是将反应?再生系统的产物进行分离，得到部分产品和半成品。 由反应?再生系统来的高温油气进入催化分馏塔下部，经装有挡板的脱过热段脱热后进入分馏段，经分馏后得到富气、粗汽油、轻柴油、重柴油、回炼油和油浆。富气和粗汽油去吸收稳定系统；轻、重柴油经汽提、换热或冷却后出装置，回炼油返回反应––再生系统进行回炼。油浆的一部分送反应再生系统回炼，另一部分经换热后循环回分馏塔。为了取走分馏塔的过剩热量以使塔内气、液相负荷分布均匀，在塔的不同位置分别设有 4 个循环回流：顶循环回流，一中段回流、二中段回流和油浆循环回流。 催化裂化分馏塔底部的脱过热段装有约十块人字形挡板。由于进料是460℃以上的带有催化剂粉末的过热油气，因此必须先把油气冷却到饱和状态并洗下夹带的粉尘以便进行分馏和避免堵塞塔盘。因此由塔底抽出的油浆经冷却后返回人字形挡板的上方与由塔底上来的油气逆流接触，一方面使油气冷却至饱和状态，另一方面也洗下油气夹带的粉尘。 ㈢吸收––稳定系统：