催化裂化装置设计工艺计算方法
催化裂化装置介绍ppt课件
催化裂化主要设备-油浆泵
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催化裂化主要设备-增压机
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催化裂化主要设备-SIS自保系统
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催化裂化主要设备-单动滑阀
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催化裂化主要设备-双动滑阀
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催化裂化主要设备-油站
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催化裂化的原料和产品
新海石化加工工艺流程图
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催化裂化的原料和产品
1.直馏减压馏分油：常减压装置减压塔侧线350-550℃馏分 油（VGO），石蜡基原油的VGO较好，环烷基原油的VGO 较差。
2.延迟焦化馏出油：焦化装置分馏塔侧线320-500℃馏出油 （CGO）也叫焦化蜡油。这种原料氮含量和芳烃含量都 很高不是理想的原料通常掺炼比为5-15%.
3.常压渣油：常减压装置常压塔底油（AR），硫含量、重 金属、残炭低的可以直接作为催化原料，如大庆和中原 原油等常压渣油。
4.减压渣油：除某些原油外减压塔底渣油（VR）一般不单 独作为原料，而是进行掺炼：掺炼的多少视减压渣油的 性质。
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典型分馏系统流程
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催化裂化工艺介绍
稳定系统
吸收-稳定系统主要由吸收塔、再吸收塔、解吸 塔及稳定塔组成。从分馏塔顶油气分离器出来的 富气中带有汽油组分，而粗汽油中溶解有C3、C4 组分。其作用是利用吸收与精馏的方法将分馏塔 顶的富气和粗汽油分离成干气、液化气和蒸气压 合格的稳定汽油。
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典型稳定系统流程
催化裂化工艺介绍
分馏系统
分馏系统的主要作用是把反应器（沉降器）顶的气态产物，按沸点范围分 割成富气、汽油、轻柴油、重柴油、回炼油和油浆等产品。由反应器来的 460~510℃的反应产物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，侧线有轻柴油、重柴油和回炼 油，塔底产品为油浆。塔顶的汽油和富气进入吸收-稳定系统；柴油经汽提、 换热、冷却后出装置；油浆用泵从脱过热段底部抽出后分两路：一路直接送 进提升管反应器回炼，若不回炼，可经冷却送出装置。另一路与原料油换热， 再进入油浆蒸汽发生器，大部分作循环回流返回分馏塔脱过热段上部，小部 分返回分馏塔底，以便于调节油浆取热量和塔底温度。
催化裂化装置三旋至四旋烟气温降计算及分析
式 中 ： —— 钢壁 热阻 ，ｍ ・・ ） ４ １６ｌ； ３ （ ２ｈ ℃ ／× ．８８（ Ｊ ｄ— —钢 壁厚度 ， ２ ｍ； ２ 钢壁导热系数 ， ４ １ ８Ｊ（ ｈ℃） —— × ． ６ｋ／ｍ・・ 。 ８
4烟气中携带催化剂因此衬里对于该烟道124烟道外壁与空气间的传热系数a抗磨损以及长周期安全运行起到了重要作用但烟道裸露于空气中其外壁与空气间为对流同时也阻碍了烟道内烟气的散热
谶 藏米
Ｐ ｃ ｅ化ａ 设ｓ 石ｈ ｆｌｃ ｌ Ｄｅ 油Ｉｉ工 计 ｅ
催化裂化装置三旋至 四旋烟气温降计算 及分析
１２ １ 烟气传 热 系数ａ ．．
作者简介 ：侯 瑞峰 ， 河 南省唐 河县人 。２ｏ 男， ０ １年毕
业于石油大学（ 北京 ） 学工程 系， 工 学硕士 学位 ， 化 获 工程师。现从事催化裂化装置 工艺与工程设 计工作。
联 系电 话 ： ｌ Ｏ ０—８ ８ ７ ５ ４ ７ ｌ５
／
１ ２ ６ 总 的散热 量 Ｑ ２ ．． ａ
燕
垛
，
Ｑ２ （ｉ＋￡ ｔ ２一 ］ 【ｏ ａ＝［ 。） 。 ｄ ／ ７
（１ １）
式中 ：——三旋至四旋间烟道总长度， ｍ；
ｄ—— 烟 道钢壁 直径 ， 。 ｍ。 １３ 出 口烟 气温 度 ￡ ． 。
由 Ｑ ｌ ａ 以得 出下式 ： 。＝Ｑ２ 可
２ 理论计 算分 析
１２３ 钢壁 传热 系数 ａ ．．
烟道钢壁为热传导传热 ：
Ｒ ＝ ／２ ３ ２ （） ６
在具体设计过程 中， 三旋至 四旋间烟道 内烟 气温降的理论计算 ， 还受这些因素影响 ：
（） 气 流 速 越 大 ， 有 利 于热 量 传 递 ， 气 １烟 越 烟 通过 该烟 道 的温降越 大 ； （） 道 直 径 和 长 度 越 大 ， 热 面积 越 大 ， ２烟 散 导 致烟 气通过 该烟道 的温降也 越大 ； （） ３ 环境 温度越 低 以及 空 气 流动 速 度越 大 ， 越
催化裂化原理
4
4.1 概述
二、催化裂化的发展历程 催化裂化自1936年实现工业化至今经历了四个阶段： 固定床、移动床、流化床和提升管。
Fixed Bed
Moving Bed
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4.1 概述
Fluid Bed
Lift Pipe
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。
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4.1 概述
三、催化裂化主要发展方向 1、加工重质原料
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4.3 烃类的催化裂化反应
H C H 3CC H 3
+
H + (C at.)+C H 3C HC H 3
思考1：为什么催化裂化产物中少C1、C2，多C3、C4？ 正碳离子分解时不生成＜C3、C4的更小正碳离子。 思考2：为什么催化裂化产物中多异构烃？
伯、仲正碳离子稳定性差，易转化为叔正碳离子。
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4.3 烃类的催化裂化反应
2、正碳离子机理
以正n-C16H32来说明。 (1)生成正碳离子
正n-C16H32得到一个H＋，生成正碳离子。如
H
H
n -C 5 H 1 1CC 1 0 H 2 0+H + n -C 5 H 1 1CC 1 0 H 2 1
+
(2)β断裂
大正碳离子不稳定，容易在β位置上断裂，生成一个烯
若正碳离子为伯正碳离子，易变成仲碳离子，再进行β 断裂，甚至异构化为叔正碳离子，再进行β断裂。
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4.3 烃类的催化裂化反应
C H 2C 8H 17 +
C H 3C HC 7H 16 +
C H 3C HC H 2+C H 2C 5H 11 +
催化裂化计算公式
物料计量是做好物料平衡的基础。
本文所采用的基本方法是：1、油品1.1 油罐检尺/输油体积计量国家标准GB/ T 1884 石油和液体石油产品密度测定法（密度计法）；国家标准GB/ T 1885—1998 石油计量表；等效采用国际标准ISO 91—2：19911.2流量计计量2 液化石油气球罐计量中华人民共和国石油化工行业标准SH/T 0221—92 液化石油气密度或相对密度测定法（压力密度计法）。
本标准等效采用国际标准ISO 3993—1984。
中华人民共和国石油化工行业标准SH/T 0230—92 液化石油气组成测定法（色谱法）。
用混合油品密度公式求液化石油气20℃密度。
3焦碳计量用主风实际条件校正主风流量计表。
用奥氏分析仪、气相色谱仪或在线分析仪测再生烟气中的CO2、CO、及O2。
公式计算。
4干气/富气用实际条件校正干气/富气流量计表。
公式计算。
干气/富气组成测定法（色谱法）。
用石油化工科学研究院分析方法。
热平衡1、方法一：不考虑焦碳吸附热、脱附热。
2、方法二：反应、再生过程中存在焦碳吸附热和脱附热。
第一节计量1.油品计量油品计量一般有二种方法：油罐检尺/输油体积法和在线流量计测定法。
1.1 油罐检尺/输油体积法：油罐检尺法是炼厂中应用最广泛，计量也较为准确的方法之一。
在通过油罐检尺/输油体积而对油量进行计量时，应根据国家标准GB/T 1885—1998计算。
该标准等效采用国际标准ISO 91—2：1991《石油计量表——第二部分：以20℃为准标温度的表》的技术内容，代替GB/T 1885—83（91），计算结果与ISO 91—2：1991—致。
该标准与GB/T 1885—83（91）相比，基础数据取样广泛，石油计量表按原油、产品和润滑油分类建立。
现已为世界大多数国家采用，在石油贸易中更具通用性。
催化裂化所用原料（除原油外）及产品均应使用石油计量表——产品部分。
石油计量所采用的密度计为玻璃密度计。
催化裂化装置简介
压缩富气
解吸深度
解吸塔解吸深度提高，经脱乙烷气返回吸收塔的C3以上组份增 多，会造成吸收塔负荷上升，将使干气中C3组份含量上升；在 日常生产过程中应注意干气流量、解吸气流量、解吸塔底温度、 干气组份、液化气组成等分析数据，合理控制吸收与解吸深度
催化裂化装置概况
液化气中C2含量的控制
控制液化气中C2含量，解吸塔的操作条件是关键。高温低压 对解吸有利，但解吸塔压力同时受制于稳定塔操作压力（脱乙 烷汽油自压至稳定塔），且解吸气并入气压机出口富气线，其 压力也与吸收塔操作压力密切相关，因而不可能降的过低。 控制目标：C2≤1.0 V% 相关参数：解吸塔11层气相温度、解吸塔13层气相温度、解吸塔 9层气相温度、解吸塔压力、解吸塔进料温度、解吸塔进料量 及组成。
石化盐化一体化项目
催化裂化装置简介
设计技术部 吴雯雯 二○一五年二月
主 要 内 容
催化工艺发展历程
催化裂化装置概况 催化裂化反应及催化剂 催化裂化发展趋势
催化工艺发展历程
催化裂化的定义
催化裂化（Catalytic cracking）是在热和催化剂的作 用下使重质油发生裂化反应，并转化为裂化气、辛烷 值较高的汽油、柴油等产品的加工过程。 催化裂化的原料： 减压馏分油（VGO）－FCC 常压渣油和减压渣油的脱沥青油－RFCC）
塔顶压力 冷回流量 顶循取热负荷
塔顶压力直接影响汽油组份油气分压，塔顶压力升高，干点提高；塔顶压力下降，干点降低。 冷回流量增加，干点降低，反之则提高。 提高顶循环流量或降低回流温度，使顶循取热负荷增加汽油干点下降，反荷下降，顶温下降，汽油干点下降。
解吸塔温度
解吸塔操作压力
解吸塔进料量及 组成
催化裂化装置概况
催化裂化的装置简介及工艺流程
催化裂化的拆置简介及工艺过程之阳早格格创做概括催化裂化技能的死长稀切依好于催化剂的死长.有了微球催化剂，才出现了流化床催化裂化拆置；分子筛催化剂的出现，才死长了提下管催化裂化.采用相宜的催化剂对付于催化裂化历程的产品产率、产品本量以及经济效率具备要害效率.催化裂化拆置常常由三大部分组成，即反应/复活系统、分馏系统战吸支宁静系统.其中反应––复活系统是齐拆置的核心，现以下矮并列式提下管催化裂化为例，对付几大系统分述如下：（一）反应––复活系统新陈本料(减压馏分油)通过一系列换热后与回炼油混同，加进加热炉预热到370℃安排，由本料油喷嘴以雾化状态喷进提下管反应器下部，油浆没有经加热曲交加进提下管，与去自复活器的下温(约650℃~700℃)催化剂交触并坐时汽化，油气与雾化蒸汽及预提下蒸汽所有携戴着催化剂以7米/秒~8米/秒的下线速通过提下管，经赶快分散器分散后，大部分催化剂被分出降进重降器下部，油气携戴少量催化剂经二级旋风分散器分出夹戴的催化剂后加进分馏系统.积有焦冰的待死催化剂由重降器加进其底下的汽提段，用过热蒸气举止汽提以脱除吸附正在催化剂表面上的少量油气.待死催化剂经待死斜管、待死单动滑阀加进复活器，与去自复活器底部的气氛(由主风机提供)交触产死流化床层，举止复活反应，共时搁出洪量焚烧热，以保护复活器脚够下的床层温度(稀相段温度约650℃~680℃).复活器保护0.15MPa~0.25MPa(表)的顶部压力，床层线速约0.7米/秒~1.0米/秒.复活后的催化剂经淹流管，复活斜管及复活单动滑阀返回提下管反应器循环使用.烧焦爆收的复活烟气，经复活器稀相段加进旋风分散器，经二级旋风分散器分出携戴的大部分催化剂，烟气经集气室战单动滑阀排进烟囱.复活烟气温度很下而且含有约5%~10%CO，为了利用其热量，很多拆置设有CO锅炉，利用复活烟气爆收火蒸汽.对付于支配压力较下的拆置，常设有烟气能量回支系统，利用复活烟气的热能战压力做功，启动主风机以俭朴电能.（二）分馏系统分馏系统的效率是将反应/复活系统的产品举止分散，得到部分产品战半兴品.由反应/复活系统去的下温油气加进催化分馏塔下部，经拆有挡板的脱过热段脱热后加进分馏段，经分馏后得到富气、细汽油、沉柴油、重柴油、回炼油战油浆.富气战细汽油去吸支宁静系统；沉、重柴油经汽提、换热或者热却后出拆置，回炼油返回反应––复活系统举止回炼.油浆的一部分支反应复活系统回炼，另一部分经换热后循环回分馏塔.为了与走分馏塔的过剩热量以使塔内气、液相背荷分集匀称，正在塔的分歧位子分别设有4个循环回流：顶循环回流，一中段回流、二中段回流战油浆循环回流.催化裂化分馏塔底部的脱过热段拆有约十块人字形挡板.由于进料是460℃以上的戴有催化剂粉终的过热油气，果此必须先把油气热却到鼓战状态并洗下夹戴的粉尘以便举止分馏战预防阻碍塔盘.果此由塔底抽出的油浆经热却后返回人字形挡板的上圆与由塔底上去的油气顺流交触，一圆里使油气热却至鼓战状态，另一圆里也洗下油气夹戴的粉尘.（三）吸支--宁静系统从分馏塔顶油气分散器出去的富气中戴有汽油组分，而细汽油中则溶解有C3、C4以至C2组分.吸支––宁静系统的效率便是利用吸支战细馏的要领将富气战细汽油分散成搞气(≤C2)、液化气(C3、C4)战蒸汽压合格的宁静汽油.拆置简介（一）拆置死长及其典型1．拆置死长催化裂化工艺爆收于20世纪40年代，是炼油厂普及本油加工深度的一种重油沉量化的工艺.20世纪50年代初由ESSO公司(好国)推出了Ⅳ型流出催化拆置，使用微球催化剂(仄稳粒径为60—70tan)，进而使催化裂化工艺得到极大死长.1958年尔国第一套移动床催化裂化拆置正在兰州炼油厂投产.1965年尔国自己安排制制动工的Ⅳ型催化拆置正在抚顺石油二厂投产.通过近40年的死长，催化裂化已成为炼油厂最要害的加工拆置.停止1999年底，尔国催化裂化加工本领达8809.5×104t／a，占一次本油加工本领的33．5％，是加工比率最下的一种拆置，拆置规模由(34—60)×104t／a 死长到海内最大300×104t／a，海中为675×104t／a.随着催化剂战催化裂化工艺的死长，其加工本料由重量化、劣量化死长至暂时齐减压渣油催化裂化.根据脚法产品的分歧，有探供最大气体支率的催化裂解拆置(DCC)，有探供最大液化气支率的最洪量下辛烷值汽油的MGG工艺等，为了符合以上的死长，相映推出了二段复活、富氧复活等工艺，进而使催化裂化拆置背着工艺技能进步、经济效率更佳的目标死长.2．拆置的主要典型催化裂化拆置的核心部分为反应—复活单元.反应部分有床层反应战提下管反应二种，随着催化剂的死长，暂时提下管反应已与代了床层反应.复活部分可分为真足复活战没有真足复活，一段复活战二段复活(真足复活即指复活烟气中CO含量为10—6级).从反应与复活设备的仄里安插去道又可分为下矮并列式战共轴式，典型的反应—复活单元睹图2—4、图2—5、图2—6、图2—7，其特性睹表2—11.（二）拆置单元组成与工艺过程催化裂化拆置的基础组成单元为：反应—复活单元，能量回支单元，分馏单元，吸支宁静单元.动做扩充部分有：搞气、液化气脱硫单元，汽油、液化气脱硫醇单元等.各单元效率介绍如下.(1)反应—复活单元重量本料正在提下管中与复活后的热催化剂交触反应后加进重降器(反应器)，油气与催化剂经旋风分散器与催化剂分散，反应死成的气体、汽油、液化气、柴油等馏分与已反应的组分所有离启重降器加进分馏单元.反应后的附有焦冰的待死催化剂加进复活器用气氛烧焦，催化剂回复活性后再加进提下管介进反应，产死循环，复活器顶部烟气加进能量回支单元.(2)三机单元所谓三机系指主风机、气压机战删压机.如果将反一再单元动做拆置的核心部分，那么主风机便是催化裂化拆置的心净，其效率是将气氛支人复活器，使催化剂正在复活器中烧焦，将待死催化剂复活，回复活性以包管催化反应的继承举止.删压机是将主风机出心的气氛提压后动做催化剂输支的能源风、流化风、提下风，以脆持反—再系统催化剂的仄常循环.气压机的效率是将分馏单元的气体压缩降压后支人吸支宁静单元，共时通过安排气压机转数也可达到统制重降器顶部压力的脚法，那是包管反应复活系统压力仄稳的一个脚法.(3)能量回支单元利用复活器出心烟气的热能战压力使余热锅炉爆收蒸汽战烟气轮机做功、收电等，此举可大大降矮拆置能耗，暂时现有的重油催化裂化拆置有无此回支系统，其能耗可出进1／3安排.(4)分馏单元重降器出去的反应油气经换热后加进分馏塔，根据各物料的沸面好，从上至下分散为富气(至气压机)、细汽油、柴油、回炼油战油浆.该单元的支配对付齐拆置的仄安效率较大，一头一尾的支配尤为要害，即分馏塔顶压力、塔底液里的稳固是拆置仄安死产的有力包管，包管气压机人心搁火炬战油浆出拆置系统的通畅，是仄安死产的必备条件.(5)吸支宁静单元通过气压机压缩降压后的气体战去自分馏单元的细汽油，通过吸支宁静部分，分隔为搞气、液化气战宁静汽油.此单元是本拆置甲类伤害物量最集结的场合.(6)产品细制单元包罗搞气、液化气脱硫战汽油液化气脱硫醇单元该二部分，搞气、液化气正在胺液(乙醇胺、二乙醇胺、Ⅳ—甲基二乙醇胺等)效率下、吸支搞气、液化气中的H2S气体以达到脱除H2S的脚法.汽油战液化气正在碱液状态中正在磺化酞氰钴或者散酞氰钻效率下将硫醇氧化为二硫化物，以达到脱除硫醇的脚法.2．工艺过程工艺准则过程睹图2—8.本料油由罐区或者其余拆置(常减压、润滑油拆置)支去，加进本料油罐，由本料泵抽出，换热至200—300°C安排，分馏塔去的回炼油战油浆所有加进提下管的下部，与由复活器复活斜管去的650～700°C复活催化剂交触反应，而后经提下管上部加进分馏塔(下部)；反应完的待死催化剂加进重降器下部汽提段.被汽提蒸汽与消油气的待死剂通过待死斜管加进复活器下部烧焦罐.由主风机去的气氛支人烧焦罐烧焦，并共待死剂一道加进复活器继承烧焦，烧焦复活后的复活催化剂由复活斜管进人提下管下部循环使用.烟气经一、二、三级旋分器分散出催化剂后，其温度正在650～700°C，压力0．2-0．3MPa(表)，进人烟气轮机做功戴动主风机，其后温度为500—550°C，压力为0．01MPa(表)安排，再加进兴热锅炉爆收蒸汽，收汽后的烟气(温度约莫为200℃安排)通过烟囱排到大气.反应油气加进分馏塔后，最先脱过热，塔底油浆(油浆中含有2%安排催化剂)分二路，一路至反应器提下管，另一路经换热器热却后出拆置.脱过热后油气降下，正在分馏塔内自上而下分散出富气、细汽油、沉柴油、回炼油.回炼油去提下管再反应，沉柴油经换热器热却后出拆置，富气经气压机压缩后与细汽油共进吸支塔，吸支塔顶的贫气加进再吸支塔由沉柴油吸支其中的C4-C5，再吸支塔顶搞气加进搞气脱硫塔脱硫后动做产品出拆置，吸支塔底富吸支油加进脱吸塔以脱除其中的C2.塔底脱乙烷汽油加进宁静塔，宁静塔底油经碱洗后加进脱硫醇单元脱硫醇后出拆置，宁静塔顶液化气加进脱硫塔脱除H，S，再加进脱硫醇单元脱硫醇后出拆置.(脱硫脱硫醇已绘出)（三）化教反应历程1．催化裂化反应的特性催化裂化反应是正在催化剂表面上举止的，其反应历程的7个步调如下：①气态本料分子从合流扩集到催化剂表面；②本料分子沿催化剂中背内扩集；③本料分子被催化剂活性核心吸附；④本料分子爆收化教反应；⑤产品分子从催化剂内表面脱附；⑥产品分子由催化剂中背中扩集；⑦产品分子扩集到合流中.重量本料反应死成脚法产品可用下图表示：2．催化裂化反应种类石油馏分是由格中搀纯的烃类战非烃类组成，其反应历程格中搀纯，种类繁琐，大概分为几个典型.(1)裂化反应是主要的反应.即C—C键断裂，大分子形成小分子的反应.(2)同构化反应是要害的反应.即化合物的相对付分子量没有变，烃类分子结媾战空间位子变更，所以催化裂化产品中会有较多同构烃.(3)氢变化反应是一个烃分子上的氢脱下去加到另一个烯烃分子上，使其烯烃鼓战，该反应是催化裂化特有的反应.虽然氢变化反应会使产品安靖性变佳，然而是大分子的烃类反应脱氢将死成焦冰.(4)芳构化反应烷烃、烯烃环化死成环烷烃战环烯烃，而后进一步氢变化反应死成芳烃，由于芳构化反应使汽油、柴油中芳烃较多.除以上反应中，另有甲基变化反应、叠合反应战烷基化反应等.（四）主要支配条件及工艺技能特性1．主要支配条件果分歧的工艺支配条件没有尽相共，表2—12列出普遍一段复活催化裂化的主要支配条件.2．工艺技能特性(1)微球催化剂的气—固流态化催化裂化确切一面该当喊做流化催化裂化.微球催化剂(60—70／1m粒径)正在分歧气相线速下浮现分歧状态，可分为牢固床(即催化剂没有动)、流化床(即催化剂只正在一定的空间疏通)战输支床(即催化剂与气相介量一共疏通而离启本去的空间)三种.催化裂化的提下管反应是输支床，而复活器中待死催化剂的烧焦历程是流化床，所以微球催化剂的气—固流态化是催化裂化工艺得以死长的前提，进而使反应—复活能正在分歧的条件下得以真止.(2)催化裂化的化教反应最主要的反应是大分子烃类裂化为小分子烃类的化教反应，进而使本油中大于300℃馏分的烃类死成小分子烃类、气体、液化气、汽油、柴油等，极天里减少了炼油厂的沉量油支率，并能副产气体战液化气.（五）催化剂及帮剂1．催化剂烃类裂化反应，应用热裂化工艺也能完毕，然而是有了催化剂的介进，其化教反应办法分歧，所以引导二类工艺的产品本量战产品分集皆分歧.暂时催化裂化所使用的催化剂皆是分子筛微球催化剂，根据分歧产品央供可制制出百般型号的催化剂.然而其使用本能央供是共共的，即下活性战采用性，良佳的火热宁静性，抗硫、氮、重金属的中毒；佳的强度，易复活，流化本能佳等.暂时罕睹的有重油催化裂化催化剂、死产下辛烷值汽油催化剂、最大沉量油支率催化剂、减少液化气支率催化剂战催化裂解催化剂等.由于催化裂化本料的重量化，使重油催化剂死长格中赶快，暂时海内齐渣油型催化剂本能睹表2—13. 2．催化裂化帮剂为了补充催化剂的其余本能，连年去死长了多种起辅帮效率的帮催化剂，那些帮剂均以剂的办法，加到裂化催化剂中起到除催化裂化历程中的其余效率.如促进复活烟气中CO 变化为C02，普及汽油辛烷值，钝化本料中重金属对付催化剂活性毒性，降矮烟气中的SOx的含量等百般帮剂，它们绝大普遍也是制制成与裂化催化剂一般的微球分别加进复活器内，然而占总剂量很少，普遍正在1％—3％，所以每天增加量惟有10-1000kS／d安排.CO帮焚剂为SiO2—Al2O3细粉上载有活性金属铂制成.辛烷值帮剂大多是含有15％-20％ZSM—5分子筛的Si—Al 微球剂.而金属钝化剂为液态型含锑的化合物，将其注进本料油中，使其领会的金属锑重积正在催化剂上以钝化Ni的活性.（六）本料及产品本量1．催化裂化本资料百般催化裂化所使用的本资料没有尽相共，现将普遍所使用的本资料主要本量汇总，睹表2—14.2．产品本量产品本量睹表2-15。
5.催化裂化
29 0.569 51
(2)汽油、轻柴油单程产率、总产率，及轻质油收率
26.4 汽油单程产率＝ 100 %＝33% 80
23
4.3 烃类的催化裂化反应
15.1 轻柴油单程产率＝ 100 %＝18.88% 80
汽油总产率＝ 26.4 100 %＝51.76% 51
轻柴油总产率＝
15.1 100 %＝29.61% 51
V0,V Voil, 20，m 3 /h Vcat，m 3 h 1
式中，Mcat——催化剂的质量藏量，t； Vcat——催化剂的体积藏量，m3。 藏量：在反应器和再生器内经常保持的催化剂的量，对流 化床指分布板（管）以上的催化剂量。 (2)假反应时间 若空速↗，则单位Cat.上通过的原料油↗，原料油分 子停留在Cat.上的时间就↙。
↗Cat.的活性有利于↗反应速度，可↗转化率，从而↗反应
器处理能力。
↗Cat.的活性有利于促进氢转移和异构化反应。 Cat.的活性取决于组成和结构。
29
4.3 烃类的催化裂化反应
2、反应温度
反应温度对反应速度、产品产率分布及产品质量影响 显著。 (1)反应速度常数与温度的变化关系：
d ln K E dT RT 2
柴油
C10－ C20
0－40％
油浆 焦炭
以稠环芳烃为主 缩合产物
5－7％不等 5－10％掺渣油高
13
4.3 烃类的催化裂化反应
H CH3 C CH3 + 思考1：为什么催化裂化产物中少C1、C2，多C3、C4？ H+(Cat.) + CH3 CH CH3
正碳离子分解时不生成＜C3、C4的更小正碳离子。 思考2：为什么催化裂化产物中多异构烃？ 伯、仲正碳离子稳定性差，易转化为叔正碳离子。 思考3：为什么催化裂化产物中多β烯烃（2-烯烃）？
《石油炼制工程》第6章催化裂化
再生立管有足够压头，就得让再生器高出反应器很多。
23
第一节 概述
三、催化裂化工艺发展
■ 1952年，ESSO公司开发Ⅳ型催化， 其所需钢材和投资比Ⅲ型低20%。
■特点： ●U型密相输送； ●反再系统之间催化剂循环主要是靠 改变U型管两端催化剂密度来调节， 而不象Ⅱ、Ⅲ型用滑阀； ●装置高度降低32-36米，等。
原油蒸馏
土炼油
土炼油
思考:土炼油原理?
学会土炼油， 可以当老板？
7
第一节 概述
二、催化裂化产生背景
■1913年，世界上第一套热裂化工业 装置投产，汽油产量有所增加，但 辛烷值依然很低。
■所以1925年就大规模使用四乙基铅。 1965年热裂化装置(延长)
四乙基铅分子式
1963，茂油第一套100万吨/年常减压 蒸馏装置建成投产。1964年初，二次 加工的第一套热裂化装置建成投产。
缺点：设备复杂
16
第一节 概述
三、催化裂化工艺发展 ■ 1948HPC开发了Houdriflow移动床催化裂化过程， 并于1950年投产，其原则流程如图。
图1-5
17
第一节 概述
三、催化裂化工艺发展
■ 1940年（前后约1年）， 20~100μm微球（粉状） 催化剂；发明了气力输送固体颗粒技术。不久， 并设计出上流式流化床反应器和带松动的立管和 滑阀。这就为FCC的诞生铺平了道路.二战需要 大量汽油，推动了FCC(Fluidized catalytic cracking)发展.
个人不占有生产资料，依靠工资收入为生的劳动者：工人。 制造生产资料和生活资料的生产事业：工业。
解读一下英文课程名称？
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第一章 绪论 第二章 石油及其产品的组成和性质 第三章 石油产品 第四章 原油评价与原油加工方案 第五章 原油常减压蒸馏
催化裂化装置简介课件
余热回收系统一般采用高温省 煤器、余热锅炉等设备进行热 量回收和利用。
04
CATALOGUE
催化裂化装置的操作与维护
操作规程
启动前检查
确保装置各部件正常，无安全隐患， 准备好所需工具和材料。
启动操作
按照规定的启动顺序和步骤进行操作 ，注意控制温度、压力等参数。
正常操作
保持装置在正常工作状态，监控各项 参数，及时调整。
环保意义
催化裂化过程中产生的焦 炭可以回收利用，减少对 环境的污染。
催化裂化装置的种类与特点
固定床催化裂化装置
适用于处理重质油，但催化剂 磨损较大，操作温度较高。
流化床催化裂化装置
催化剂与原料油接触良好，转 化率高，但操作复杂，催化剂 磨损较大。
移动床催化裂化装置
操作简单，催化剂利用率较高 ，但反应温度较高，需要处理 大量废气。
功能
主要功能是将重质油裂化成轻质油， 提高石油的利用价值，同时为化工行 业提供原料。
ቤተ መጻሕፍቲ ባይዱ
催化裂化装置的重要性
01
02
03
提高石油利用率
通过催化裂化，重质油得 以转化为轻质油，提高了 石油的利用率和经济效益 。
化工原料供应
催化裂化装置产生的裂化 气和焦炭可作为化工行业 的原料，为化工行业的发 展提供支持。
用。
吸取稳定部分
吸取塔
利用不同组分在吸取剂中的溶解度差异，分 离干气和液化石油气。
再吸取塔
对解吸塔顶部的气体进行再吸取，提高液化 石油气的回收率。
解吸塔
释放吸取剂中溶解的烃类组分，回收吸取剂 。
吸取剂循环系统
将吸取剂从再吸取塔输送到吸取塔，并收集 从解吸塔溢出的吸取剂。
渣油催化裂化反应再生系统工艺的设计说明
150万吨/年渣油催化裂化反应再生系统工艺设计摘要在本设计中，使用大庆常压渣油作为原料，采用汽油生产方案，进行渣油催化裂化反再系统的工艺设计。
催化裂化装置由反应再生系统，分馏系统，吸收稳定系统和能量回收系统组成。
本设计主要针对反应再生系统进行设计计算。
由于渣油催化裂化的焦炭产率高，对再生器的烧焦能力要求较高，故本设计选用烧焦罐式再生器以实现高效完全再生。
在本设计中，基于设计的原料性质，参考国内同类装置的数据采用高低并列式再生系统，提升过反应器和烧焦罐高温完全再生系统。
反应部分：反应器为原料油和催化剂充分接触提供必要的空间，本设计采用提升管、汽提段、沉降器同轴布置，以减少生焦，提高轻质油收率。
再生部分：再生器的作用是烧焦，烧掉催化剂上的积炭，使催化剂上的活性得以恢复。
本设计采用带有预混合管的高效烧焦罐式再生器，可使催化剂含碳量降到0.1%以下，充分发挥了催化剂的选择性，延长了催化剂的寿命。
关键词：催化裂化，提升管，再生器，催化剂TECHNOLOGCIAL DESIGN FOR REACTION ANDREGENERATION SYSTEM OF 150wt/a RFCCAbstractReaction and regeneration system technology of a 270wt/a RFCC processing DAQING atmospheric residue feedstock has been designed and calculated in this layout.The catalytic cracking unit is made up from reaction and regeneration system fractionation system，absorption and stabilization system and energy recover system. This layout is derected against reaction and regeneration system to compute.A high efficient and complete coke burning regenerator having high burning capacity was adopted because much coke was produced during RFCC process.In the design，Referring to the dates of feed and the same type reactors，I design a high-low parallel FCC reactor-regenerator system-riser reactor and coke container high temperature complete reactor-regenerator system. The part of reaction: the reactor develops sufficient room for feed oil and catalytic contacting completely. This kind of design is to reduce coke promote recall ratio of light oil. The part of regenerator system: the regenerator can burn up remaining carbon about catalytic to recover activity of CAT. General speaking，my design canreduce the ratio of carbon in CAT to 0.1%，so it makes full use of choice of CAT，extends the life of the catalyst.Keywords:catalytic cracking，riser，regenerator，catalyst目录1 文献综述 (1)1.1催化裂化工艺产生的背景及意义 (1)1.1.1国外催化裂化 (1)1.1.2国内催化裂化 (2)1.2催化裂化技术的现状及发展 (3)1.2.1国外催化裂化技术的现状及发展 (3)1.2.2我国催化裂化技术的现状及发展 (5)1.3重油催化裂化 (8)1.3.1重油催化裂化的原料 (8)1.3.2重油催化裂化的产品 (8)1.3.3重油催化裂化装置特点 (8)1.4催化裂化装置研究进展 (11)1.4.1催化裂化再生装置形式 (11)1.4.2催化裂化反应装置形式 (15)1.4.3催化裂化反应—再生两器排布方式 (19)1.4.4提升管末端快速分离器 (21)1.4.5进料雾化喷嘴 (24)1.4.6空气分布器 (26)1.4.7结语 (29)2 设计说明 (30)2.1 加工方案的确定及装置形式的选择 (30)2.1.1 加工方案 (30)2.1.2 装置形式的选择 (30)2.2 流程说明 (31)2.2.1 反应再生系统 (31)2.2.2 分馏系统 (32)2.2.3 吸收稳定系统 (34)2.3 主要操作条件 (35)2.3.1 再生温度 (35)2.3.2 再生压力 (36)2.3.3 再生烟气中过剩氧含量 (36)2.3.4 反应温度 (37)2.3.5 反应压力 (37)2.3.6 焦中氢碳比（H/C） (38)2.3.7 反应时间 (38)2.3.8 烟气中CO与CO2比值（CO/CO2）382.3.9 原料的预热温度 (39)2.3.10 再生剂含碳量（定碳） (39)2.4 装置设备的特点 (39)2.5 能量回收 (40)2.6 环境保护 (41)3 设计计算 (42)3.1 基础数据 (42)3.2 再生部分计算 (44)3.2.1 燃烧计算 (44)3.2.2 反应系统热平衡计算 (49)3.2.3 再生系统热平衡计算 (55)3.2.4 取热器的设计 (58)3.2.5 催化剂外循环管设计计算 (60)3.2.6 再生器结构尺寸计算 (61)3.2.7 催化剂输送管线 (66)3.2.8 旋风分离器的设计计算 (70)3.2.9 主风分布板的设计计算 (74)3.2.10 辅助燃烧室的设计计算 (76)3.2.11 能量回收的计算 (78)3.3 反应器部分计算 (81)3.3.1 提升管反应器的设计计算 (81)3.3.2 预提升管尺寸计算 (89)3.3.3 沉降器和汽提段尺寸计算 (90)3.3.4 旋风分离器的选型与核算 (95)3.4两器压力平衡计算 (97)4 工艺设计计算结果汇总 (102)4.1 反再系统主要操作参数计算结果汇总 (102)4.2 反应系统物料平衡 (107)4.3 反应系统水平衡 (109)4.4再生器物料平衡 (110)4.5 再生器水平衡 (110)4.7 再生系统热平衡 (111)4.8 再生器外取热器设计结果汇总 (112)4.9 再生催化剂线路 (113)4.10 待生催化剂路线 (113)4.11 反再系统主要操作条件 (114)致谢 (115)参考文献 (116)130万吨/年渣油催化裂化反再系统工艺设计1 文献综述1.1催化裂化工艺产生的背景及意义一般原油经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。
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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=8000101016034×%=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 CO2% (O)= CO%(O)= Ⅱ段不存在CO则Ⅰ段生成CO2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CO2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O2量×1=h Ⅰ段碳燃烧生成一氧化碳需O2量×=h Ⅰ段氢燃烧生成水需O2量595×=h 理论需O2量=++=h=38736kg/h 理论需N2量=×79/21=h=h Ⅰ段理论干空气量=O2+N2 =h=h Ⅱ段碳燃烧生成CO2需O2量=h=h Ⅱ段碳燃烧生成CO2需N2=×79/21=h=h Ⅱ段碳燃烧生成CO2需N2== O2+ N2=941kmol/h=h 实际干空气量
Ⅰ段再生烟气中过剩量为%, 则%=8.455321797.4131.70622(2（过剩）（过剩）过剩）
过剩02量=h=h 过剩N2量=×2179=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））（22217914.7436.197
过剩O2量= kmol/h=h 过剩N2量=×2179=h=h Ⅱ段实际干空气量=1300 kmol/h=h 湿空气量（主风量） 由已知大气温度30℃相对温度70℃查空气湿焓图 空气的湿含量为(水)/kg(干空气) 则Ⅰ段空气中的水气量=h=h Ⅱ段湿空气量=干空气量+水气量=³/h
主风单耗 Ⅰ段=Ⅰ段烧焦量Ⅰ段湿空气量 =³湿空气/kg.焦 Ⅱ段=Ⅱ段烧焦量Ⅱ段湿空气量 =³湿空气/kg.焦
干烟气量 由以上计算可知干烟气中各组分的量如下： 组分 I段再生器 II段再生器 Kmol/h Kg/h Kmol/h Kg/h CO2 CO 0 0 H2O O2 N2 28756 总计
湿烟气量及烟气组成 I段再生器结果如下： 按每吨催化剂带入1kg水气及设催化剂循环量1050吨 组分 流量 组成% Kg/h Kmol/h 干烟气 湿烟气 CO2 CO O2 N2 总干烟气 100 生成水气 10710 595 主风带入水汽
待生剂带入水汽 1050 松动吹扫蒸汽 1500 总湿烟气 100 Ⅱ段再生器结果如下 组分 流量 组成 Kmol/h Kg/h 干烟气 湿烟气 CO2 O2 N2 28756 79 总的干烟气 100 主风带入烟气
松动吹扫 500 总湿烟气 100
烟风比 Ⅰ段=3.1779118.195087Ⅰ段主风量Ⅰ段湿烟气量= Ⅱ段=9.381621.41034Ⅱ段主风量Ⅱ段湿烟气量= 主风机选型 根据所需主风量及外取热器吹入总流化风选 轴流式主风机一台型号AV56—12 主要性能参数 入口压力 出口压力 MPa 人口温度 ℃ 主风机出口温度）（入出出k-1/kλ×T入==155℃ 取管线温降20℃，则主风入再生器出口温度为135℃
再生器热平衡及催化剂循环阀的计算 烧焦放热（按ESSO法计算） 生成CO2放热=生成CO2的C量×生成CO2发热值 =（+）×33873=×10 4 KJ/h 生成CO放热=生成CO的C量×生成CO发热值 =4965×=×104KJ/h 生成H2O放热=生成H2O的H量×生成H2O的发热值 =1190×119890=×104 KJ/h 合计（++）×104KJ/h=×104KJ/h
焦炭脱附热 解吸催化剂上的焦炭燃烧总放热量的%, 则焦炭脱附热=×104×%=×104KJ/h
外取热器取热量 Ⅰ再 外取热器取热量 ×104KJh（取三催的标定数据） Ⅱ再 内取热器取热量 ×104KJ/h （取三催的标定数据） Ⅰ段主风升温热
Ⅰ段主风由135℃升温到671℃需热 干空气升温需热 =干空气量×空气比热×温差 =××（671—135）=×104KJ/h 水汽升温需热量=水汽量×水汽比热×温差 =×104KJ/h
段主风升温热 干空气升温需热=×（710—135）=×104KJ/h 水气升温需热=×（710—135）=×104KJ/h
焦炭升温需热 全部焦炭在Ⅰ段再生器中升温所需热量 焦炭量×焦炭比热×（Ⅰ段再生温度—反应器出口温度） =17000××（671—500）=×104KJ/h Ⅱ段烧焦量在Ⅱ再升温需热量 =Ⅱ段烧焦量×焦炭比热×（Ⅱ段再生温度—Ⅰ段烧焦温度） =××（710—671）=×104KJ/h 焦炭升温总热量为×104KJ/h 待生剂带入水气升温需热
水汽量×水比热×温差(Ⅰ段)=1050××(671—500)=×104KJ/h 水汽量×水比热×温差（Ⅱ段）=1050××（710—671）=×104KJ/h 合计：待生剂带入水汽升温需热×104KJ/h 松动吹扫蒸汽升温需热
Ⅰ段蒸汽量×焓差=1500×（3860—2812）=×104KJ/h Ⅱ段蒸汽量×焓差=500×（—2812）=×104KJ/h 式中3860，2812分别为671℃。，过热蒸汽和183℃， Mpa的饱和蒸汽焓
散热损失 582×烧碳量=582×15810=×104KJ/h 给催化剂的净热量 给催化剂的净热量=焦炭燃烧热—（2－9项之和）＝23276×104KJ/h 催化剂循环量 G×103××（710—500）=23276×104 解得G=1010t/h 再生器热平衡 入方 ×104KJ/h 出方 ×104KJ/h 焦炭燃烧热 焦炭脱附热 主风升温需热 焦炭升温需热 水汽升温需热 内外取热 散热损失 加热循环催化剂 23276 合计
再生器物料平衡
入方 kg/h 出方kg/h I段干烟气 I段干烟气 II段干烟气 II段干烟气 待生剂待入烟气 1080 生成水汽 10710 I段主风带水汽 带入水汽 II段主风带水汽 松动吹扫 2000 I段松动吹扫汽 1500 待生剂带入水汽 1050 II段松动吹扫汽 500 循环催化剂 1010000 焦炭 17000 循环催化剂 1010000 合计 1250100 1250100
剂油比 剂油比=总进料量催化剂循环量=76.42001010 待生剂含炭量
已知再生剂含炭为%,
则Ⅱ段待生剂含炭量=103%1517000%2.0103催化剂循环量催化剂循环量=% Ⅰ段半再生催化剂含炭量P为Ⅱ段待生剂催化剂的含炭量=%
再生催化剂藏量 W=2CBR/ Ⅰ段中烧碳量=17000××=h 催化剂含炭量=% 过剩O2量为%
压力因数=315.13.3×08.80.121ln/)121(= 温度因数=858.241.2= ∴Ⅰ段藏量W= 同理Ⅱ段藏量W=
烧焦强度
Ⅰ段=Ⅰ段藏量Ⅰ段烧焦量=吨催化剂.h Ⅱ段=Ⅱ段藏量Ⅱ段烧焦量 kg焦/吨催化剂.h
第Ⅰ再生器尺寸计算 I再密相段气体（设1吨催化剂带1kg烟气） 项目 分子量 Kmol/h Kg/h 湿烟气 外再热流化风 29 催化剂带走烟气 1030 合计
密相床直径 取密相床密度300kg/m3稀相段平均密度25kg/m3 密相段高度为9m 稀相段高度为12 m 密相段中点压力= 密相段温度=273+671=943k 气体体积流率=s 取密相段线速为s 密相段直径=
密相段的高度
再生器密相床体积=密ⅠW=222cm3
密相段高度=22.7785.0222= 稀相段直径 稀相段中点压力=5105.0稀稀顶h 稀相段温度=675+273=946K 气体体积流率=27336003315.04.229481013.08.6899s
取稀相直径=62.0785.065.46 稀相线速=s
稀相段高度
取稀相段高度为12m 过渡段高度 取过渡角为45度 过渡段高度为 催化剂的停留时间 =循环量Ⅰ段藏量10106.66=
再生器体积烧焦强度 再生器体积烧焦量=33.2155.14628=m3h
旋风分离器的选型和计算
选型 选国内开发的PV型旋分器6组并联2级串联 1级入口面积 料腿直径Φ426×12 筒体直径Φ1410 2级入口面积 料腿直径Φ219×12 筒体直径Φ1410
计算级旋分器入口线速 湿烟气体积流速=×360033.02734.222736731013.0）（=47m3/s 线速=s (18~24m/s) 选6组合适
1.3.8.3 复核二级入口线速