1、催化裂化催化裂化反再系统培训反再系统培训2009年7月第一部分概述概述概述第二部分催化裂化反应特点催化裂化是在催化剂的作用下，原料在反应期内与高温催化剂接触，瞬间汽化并裂化成产品。催化剂的催化作用：改变化学反应的速度催化裂化反应催化裂化进料分解气体和轻油缩合 沉积在催化剂上催化剂活性下降烧焦再生催化剂恢复活性催化裂化特征催化裂化特征烃类在催化剂催化剂表面发生反应循环使用循环使用催化裂化反应类型 (1)裂化反应 催化裂化的主要反应是裂化反应，反应速度快。各类烃的裂化反应规律：烷烃：分子中间C-C键断裂，分子越大，越易断裂;碳数相同的链状烃中，异构比正构易反应烯烃：与烷烃类似，速度比烷烃高得多环烷
2、烃：断侧链和开环芳烃：单环只能断三个C以上的侧链，不能开环。稠环都断根部。 (2)、异构化反应分子量不变，分子结构改变的反应骨架异构：五员环六员环；正构异构 烯烃的键位移：双键位置的变化 空间结构改变：空间位置变形 (3)氢转移氢从一个分子加到另一个烯烃分子上使之饱和，但是伴随着氢转移的反应便是大分子烯烃、环烷烃和芳烃的缩合的反应，其反应结果是生成焦炭 (4)芳构化反应链烃成环反应： 烷烃 烯烃 环烃 芳烃 (5)叠合反应 烯烃+烯烃大分子烯烃 (6)烷基化反应 烯烃与芳烃的加和，烯烃主要加在稠环芳烃上，进一步脱氢生成焦炭。催化裂化反应步骤研究表明，催化裂化反应属于气研究表明，催化裂化反应属于
3、气-固非均相催化反应固非均相催化反应 气气-固非均相催化反应过程固非均相催化反应过程- 七个步骤七个步骤 外扩散外扩散 原料分子由主气流扩散到催化剂外表面原料分子由主气流扩散到催化剂外表面 内扩散内扩散 原料分子由催化剂外表面扩散到内表面原料分子由催化剂外表面扩散到内表面 吸附吸附 原料分子在催化剂内表面原料分子在催化剂内表面吸附吸附 反应反应 原料分子反应生成产物原料分子反应生成产物 脱附脱附 产物分子从催化剂内表面脱附产物分子从催化剂内表面脱附 内扩散内扩散 产物分子从催化剂内表面扩散到外表面产物分子从催化剂内表面扩散到外表面 外扩散外扩散 产物分子由催化剂外表面扩散到主气流产物分子由催化
4、剂外表面扩散到主气流反应先反应先决条件决条件催化剂上的微孔模型反应特点1、各类烃之间的竞争吸附和对反应的阻滞作用、各类烃之间的竞争吸附和对反应的阻滞作用从以上分析看出，吸附能力强的烃分子将首先占据催化剂活性中心进行反应。但若吸附能力强，反应能力却差，则会阻碍其它烃分子反应。在一定反应条件下，各种烃类在催化剂上的吸附能力和反应能力有很大差别吸附能力： 稠环芳烃稠环环烷烃烯烃单烷基侧链单芳环烷烃烷烃 反应能力： 烯烃大分子单烷基侧链单芳异构烷烃、环烷烃正构烷烃稠环芳烃稠环芳烃吸附力最强，反应速率最差，易生焦，不是理想催化原料。环烷烃吸附力和反应速率都不错，是催化比较理想的原料。 2、催化裂化催化裂
5、化过程另一特点就是该过程是一个复、催化裂化催化裂化过程另一特点就是该过程是一个复杂反应过程。反应可同时向几个方向进行，中间产物又可杂反应过程。反应可同时向几个方向进行，中间产物又可继续反应，这种反应属于平行继续反应，这种反应属于平行-顺序反应。顺序反应。 重质油重质油 中间馏分中间馏分 汽油汽油 气体气体 缩合产物缩合产物 焦炭焦炭提升管内催化反应有一次反应和二次反应。一次反应完成的初产物继续进行二次反应。有利的：烯烃异构化、烯烃和烷烃氢转移生成稳定的烷烃和芳香烃。不利的：烯烃分解成干气、丙稀和丁烯氢转移饱和、烯烃和高分子芳烃缩合成焦。平行-顺序反应的一个重要特点是反应深度对产品产率分配有重大
6、影响。随着反应时间的增长，转化率提高，气体和焦炭产率一直增加。汽油产率开始时增加，经过一最高点后又下降。这是因为到一定反应深度后，汽油分解成气体的反应速度超过汽油的生成速度，即二次反应速度超过了一次反应速度。因此要根据原料的特点选择合适的转化率，这一转化率应选择在汽油产率最高点附近。 第三部分催化裂化反应催化裂化反应基本概念和影响因素基本概念和影响因素催化裂化反应重要参数1、单程转化率与总转化率催化裂化的反应深度用转化率表示。若以原料油为100，则： 100-未转化的原料 转化率（W）= -100% 100 式中“未转化的原料”中指沸程与原料相当的那部分油料，实际上它的组成及性质已不同于新鲜原
7、料。由于未转化的原料在生产中很难确定，所以在科研和生产中常用下式表示转化率： 转化率=气体产率+汽油产率+焦炭产率工业上为了提高轻质油收率，经常采用回炼操作。因此，转化率又分为单程转化率和总转化率。单程转化率是指总进料（新鲜原料+回炼油+回炼油浆）一次通过反应器的转化率。即： 气体+汽油+焦炭 单程转化率（W）= -100% 总进料总转化率是以新鲜原料为基准计算的转化率： 气体+汽油+焦炭 总转化率（W）= -100% 新鲜原料2、剂油比催化剂在两器之间的循环量与总进料量之比 催化剂循环量催化剂循环量(t/h)(t/h) 剂油比（C/O）= - 总进料总进料(t/h)(t/h)催化裂化反应依赖
8、于催化剂活性中心的存在，可以大大提高反应速度。因此，提高剂油比就是相对增加了活性中心，也就相应提高了反应速度，从而使得原料油和催化剂接触更充分，使反应的转化深度得到提高。 影响催化裂化反应的主要因素影响催化裂化反应的主要因素1 1、催化剂活性、催化剂活性：提高催化剂活性有利于提高反应速度，提高催化剂活性有利于提高反应速度，得到较高的转得到较高的转化率，可提高反应器处理能力；化率，可提高反应器处理能力；并有利于促进氢转移并有利于促进氢转移和异构化反应，裂化产品饱和度较高、含异构烃较多。和异构化反应，裂化产品饱和度较高、含异构烃较多。 催化剂上焦炭的沉积量主要与催化剂在反应器内的停催化剂上焦炭的沉
9、积量主要与催化剂在反应器内的停留时间有关，同时与剂油比亦有关。剂油比大时，单留时间有关，同时与剂油比亦有关。剂油比大时，单位催化剂上的积炭量较少，催化剂活性下降的程度相位催化剂上的积炭量较少，催化剂活性下降的程度相应地要少些，并且原料与催化剂的接触机会也更充分。应地要少些，并且原料与催化剂的接触机会也更充分。这有利于提高反应速度这有利于提高反应速度 。 剂油比的大小受装置总热平衡特别是反应温度控制剂油比的大小受装置总热平衡特别是反应温度控制2 2、反应温度：、反应温度：提升管出口温度提升管出口温度 提高反应温度可使提高反应温度可使 反应速度加快，转化率提高；反应速度加快，转化率提高；气体中气体
10、中C C1 1和和C C2 2增多，产品的不饱和度增大；增多，产品的不饱和度增大；在转化率不变的情况下，汽油产率降低，气体产率增在转化率不变的情况下，汽油产率降低，气体产率增加，焦炭产率降低；并且汽油中烯烃和芳烃含量增加，加，焦炭产率降低；并且汽油中烯烃和芳烃含量增加，汽油的辛烷值提高。汽油的辛烷值提高。反应温度是调节反应速度和转化率的主要工艺参数，反应温度是调节反应速度和转化率的主要工艺参数，不同的产品方案选择不同的反应温度。不同的产品方案选择不同的反应温度。反应温度靠催化剂循环量来调节。反应温度靠催化剂循环量来调节。3 3、原料性质、原料性质沸点范围相似时，含芳烃多的原料则较难裂化沸点范围
11、相似时，含芳烃多的原料则较难裂化 K K1212的原料属高裂化性能的烷烃类；的原料属高裂化性能的烷烃类；K=11.3K=11.312.012.0的原料，属中等裂化性能的环烷的原料，属中等裂化性能的环烷烃类；烃类；K K11.311.3的原料，则属难裂化的芳烃类的原料，则属难裂化的芳烃类 碱性氮化物会引起催化剂中毒而使其活性下降。碱性氮化物会引起催化剂中毒而使其活性下降。裂化原料中的含硫化合物对催化裂化反应速度裂化原料中的含硫化合物对催化裂化反应速度影响不大。影响不大。 4 4、反应压力、反应压力，指反应器内的油气分压，指反应器内的油气分压 油气分压的提高意味着反应物浓度提高，反应速度加油气分压
12、的提高意味着反应物浓度提高，反应速度加快，使转化率提高。快，使转化率提高。提高反应压力有利于缩合反应，焦炭产率明显增高提高反应压力有利于缩合反应，焦炭产率明显增高提升管催化裂化装置的压力采用提升管催化裂化装置的压力采用0.130.130.27MPa0.27MPa（表）；（表）；对有烟气能量回收设施的装置，可到对有烟气能量回收设施的装置，可到0.250.250.29MPa0.29MPa（表）。（表）。反应压力受再生器烧焦能力的制约。反应压力一般是反应压力受再生器烧焦能力的制约。反应压力一般是固定的，不作为调节变量固定的，不作为调节变量提高压力可以提高原有装置的生产能力提高压力可以提高原有装置的生
13、产能力 5 5、反应时间：、反应时间：油气在提升管中的停留时间油气在提升管中的停留时间 降低空速就是延长反应时间，有利于提高转化率降低空速就是延长反应时间，有利于提高转化率反应时间要根据原料油的性质、催化剂性能和产品方反应时间要根据原料油的性质、催化剂性能和产品方案来确定，一般为案来确定，一般为1 14s4s。汽油方案，一般采用高温和短反应时间（汽油方案，一般采用高温和短反应时间（2 23s3s）；柴）；柴油方案，则以较低的反应温度和较长的反应时间（油方案，则以较低的反应温度和较长的反应时间（3 34s4s）为宜；）为宜；渣油催化裂化一般控制在渣油催化裂化一般控制在2s2s左右。左右。7 7、
14、回炼比、回炼比 ： 指回炼油量与新鲜原料量之比指回炼油量与新鲜原料量之比 工业装置常采用回炼操作以改善产品分布，提高轻质工业装置常采用回炼操作以改善产品分布，提高轻质油的产率油的产率回炼油含芳烃多，较难裂化，需较苛刻的反应条件回炼油含芳烃多，较难裂化，需较苛刻的反应条件 回炼比的大小要根据原料性质和产品方案来确定。采回炼比的大小要根据原料性质和产品方案来确定。采用汽油方案时，可选较低的回炼比；当还要同时考虑用汽油方案时，可选较低的回炼比；当还要同时考虑多产柴油时，可选较高的回炼比。多产柴油时，可选较高的回炼比。回炼比一般小于回炼比一般小于1 1 第四部分催化裂化再生过程催化裂化再生过程催化裂化
15、催化剂催化剂：能够改变化学反应速度而本身催化剂：能够改变化学反应速度而本身不发生化学反应的物质不发生化学反应的物质催化剂能有选择性地促进某些反应催化剂能有选择性地促进某些反应催化剂不仅对装置的生产能力、产品产催化剂不仅对装置的生产能力、产品产率及质量好坏、经济效益起主要影响，率及质量好坏、经济效益起主要影响，而且对操作条件、工艺过程和设备型式而且对操作条件、工艺过程和设备型式的选择有重要影响。的选择有重要影响。裂化催化剂的失活与再生催化剂的催化剂的失活失活 ：在反应过程中，裂化催化剂的活性和选择性不断：在反应过程中，裂化催化剂的活性和选择性不断下降的现象称为催化剂的失活。失活原因主要有：高温或
16、高温与下降的现象称为催化剂的失活。失活原因主要有：高温或高温与水蒸气的作用；裂化反应生焦；毒物的毒害。水蒸气的作用；裂化反应生焦；毒物的毒害。u水热失活水热失活 表面结构发生变化，比表面积减小、孔容减小、分子筛的晶体结表面结构发生变化，比表面积减小、孔容减小、分子筛的晶体结构破坏构破坏u结焦失活结焦失活 催化裂化反应生成的焦炭沉积在催化剂的表面上，覆盖催化剂表催化裂化反应生成的焦炭沉积在催化剂的表面上，覆盖催化剂表面的活性中心，使催化剂的活性和选择性下降面的活性中心，使催化剂的活性和选择性下降u毒物引起的失活毒物引起的失活 裂化催化剂的毒物主要是某些金属裂化催化剂的毒物主要是某些金属(铁、镍、
17、铜、钒等重金属及钠铁、镍、铜、钒等重金属及钠)和碱性氮化物和碱性氮化物 重金属在裂化催化剂上的沉积会降低催化剂的活性和选择性重金属在裂化催化剂上的沉积会降低催化剂的活性和选择性催化剂的催化剂的再生再生：指用空气烧去焦炭的过程。裂化催化剂的再生过：指用空气烧去焦炭的过程。裂化催化剂的再生过程决定着整个装置的热平衡和生产能力。程决定着整个装置的热平衡和生产能力。 通过再生可以恢复由于结焦而丧失的活性，但不能恢复由于结构通过再生可以恢复由于结焦而丧失的活性，但不能恢复由于结构变化及金属污染引起的失活。变化及金属污染引起的失活。催化剂的再生反应就是用空气中的氧烧去沉积的焦炭。再生反应催化剂的再生反应就
18、是用空气中的氧烧去沉积的焦炭。再生反应是是放热反应放热反应，而且热效应相当大，足以提供本装置热平衡所需的，而且热效应相当大，足以提供本装置热平衡所需的热量。在有些情况下还可以提供相当大量的剩余热。热量。在有些情况下还可以提供相当大量的剩余热。影响再生（或烧焦）反应速度的主要因素，有再生温度、再生压影响再生（或烧焦）反应速度的主要因素，有再生温度、再生压力和催化剂的含碳量。力和催化剂的含碳量。必须保证催化剂在两器间按正常流向循环：必须保证催化剂在两器间按正常流向循环： 反应器反应器沉降器沉降器待生斜管待生斜管再生器再生器再生斜管再生斜管 第五部分反再系统主要设备反再系统主要设备1 1、提升管反应
19、器、提升管反应器提升管是催化裂化反应的主要提升管是催化裂化反应的主要场所，完成整个反应过程和油气场所，完成整个反应过程和油气与催化剂分离的过程。与催化剂分离的过程。提升管反应器主要有提升管反应器主要有提升管、提升管、沉降器、汽提段、旋分器、待生沉降器、汽提段、旋分器、待生斜管斜管等部分组成等部分组成提升管是进行催化裂化反应的场所。在提升管侧面开有四组进料口，自下至上分别是六组原料油喷嘴、二组回炼油喷嘴、二组油浆回炼喷嘴、两组中止剂喷嘴。提升管底部是预提升段，作用是催化剂从再生斜管进入提升管的预提升段，提升段的作用就是通入一定量干气（蒸汽），加速催化剂，使其在进入反应器时有一定的线速和催化剂在轴
20、相有良好的分布。 提升管下部进料段的提升管下部进料段的油剂接触状况油剂接触状况对重油催化对重油催化裂化的反应有重要影响。通过原料油雾化喷嘴裂化的反应有重要影响。通过原料油雾化喷嘴来实现，在蒸汽作用下，减小原料油的雾化粒来实现，在蒸汽作用下，减小原料油的雾化粒径，可增大传热面积，从而提高了原料的气化径，可增大传热面积，从而提高了原料的气化率，且可以改善产品产率的分布率，且可以改善产品产率的分布提升管的上端出口处设有提升管的上端出口处设有气气-固快速分离装置固快速分离装置（四叶快分）（四叶快分），用于使催化剂与油气快速分离，用于使催化剂与油气快速分离以及抑制反应的继续进行以及抑制反应的继续进行沉降
21、器反应沉降器在提升管反应器的上部，沉降器分为两部分，上部为沉降段，下部为汽提段。沉降段内设有四组单级旋分器，顶部为集气室。提升管反应器出来的反应油气和催化剂进入反应沉降器进行催化剂和油气的自由沉降分离，没有沉降下来的催化剂随油气进入设在沉降器顶部的旋风分离器进行继续进行分离，分离后油气经集气室去分馏单元。汽提段设在沉降器的下部，内部设有蒸汽管和汽提挡板，作用是对从沉降器落到汽提段的催化剂用水蒸汽进行汽提，汽提出催化剂颗粒间和空隙内的油气。减少油气损失提高油品的收率，降低焦炭产率，减少再生器烧焦负荷。汽提效果受水蒸气用量和汽提段的结构影响。 2 2、再生器、再生器再生器是催化剂进行烧焦再生的场再
22、生器是催化剂进行烧焦再生的场所所主要作用是使用主风烧去结焦剂上主要作用是使用主风烧去结焦剂上的焦炭以恢复其活性，同时也提供的焦炭以恢复其活性，同时也提供裂化反应所需的热量裂化反应所需的热量再生器上部为稀相段，下部为密相再生器上部为稀相段，下部为密相段。段。密相段是待生催化剂进行流化和再生反应的主要场所 ，稀相段实际上是催化剂的沉降段 。再生器主要设备有再生器主要设备有旋分器、主风分旋分器、主风分布管、辅助燃烧室。布管、辅助燃烧室。旋分器再生旋风分离器作用：气体离开密相床进入稀相段时必然携带部分催化剂，气体线速大于某些细粉的终端速度，且由密相床层中上升的气泡在界面处破裂时将一些较大的催化剂颗粒带
23、入稀相段，有相当数量的催化剂沉降不下来，用旋风分离器回收烟气中的催化剂细粉。工作原理：含固体微粒的气流以切线方向进入，在升气管和壳体之间形成旋转的外涡流，由上而下直达锥体底部。悬浮在气流中的固体微粒在离心力作用下，一面被甩至器壁，一面随气流旋转至下方，最后落入灰斗。净化的气体形成上升的内涡流，通过升气管排出。 主风分布管主风分布管的主要作用就是使主风均匀分布在床层中，为催化剂提供了良好的起始流化状态，保证催化剂正常流化，不出现偏流和沟流，影响烧焦和流化。一再为环状分布管（大小环），二再为树枝状分布管。 辅助燃烧室辅助燃烧室在第二再生器底部。辅助燃烧室作用：在开工时用来加热主风和再生器内的催化剂
24、；一次风进入炉膛，提供燃料燃烧需要的氧，二次风进入筒体夹层起冷却作用，以防钢板超温。正常生产时只作为主风通道。 3 3、外取热器外取热器是在再生器外部设置催化剂流化床，取热管浸没在床层中，按催化剂的移动方向外取热器又分为上流式和下流式两种，作用是取出再生烧焦产生的多余热量。将一再密相700左右的高温再生催化剂引出一部分进入取热器，使其在取热器列管间隙中自上而下流动，列管内走水。在取热器内进行热量交换，在取热器底部通入适量空气，维持催化剂很好地流化，通过换热后的催化剂温降一般约为100150，然后通过斜管返回二下部 。第六部分反应再生系统工艺流程反应再生系统工艺流程反应部分工艺流程混合蜡油和常(
25、减)压渣油分别由罐区原料罐送入装置内的静态混合器(D-214)混合均匀后，进入原料缓冲罐(D-203/1)，然后用原料泵(P-201/1.2)抽出，经流量控制阀（8FIC-230）后与一中回流换热(E-212/1.2)，再与油浆(E-201/1.2)换热至170220，与回炼油一起进入静态混合器（D-213）混合均匀。在注入钝化剂后分三路(三路设有流量控制)与雾化蒸汽一起经六个进料喷嘴进入提升管，与从二再来的高温再生催化剂接触并立即汽化，裂化成轻质产品(液化气、汽油、柴油)并生成油浆、干气及焦炭。 常压热渣油流程：为实现装置间的热联合，降低装置能耗，由南常减压装置分出一路热常渣（约350），经
26、8FIQC530直接进入D-213（原料油与回炼油混合器）前，与原料混合均匀后进入提升管原料喷嘴。南常混合热蜡油流程：为实现装置间的热联合，降低装置能耗，由南常减压装置分出一路热蜡油（约100），经8FIQ529进入D-214（新鲜原料混合器）前，与罐区混蜡、混渣混合均匀后进入D-203/1（原料油缓冲罐）。 新鲜原料换热后与回炼油分别由原料油喷嘴喷入提升管反应器与高温再生催化剂相遇，立即汽化反应，与催化剂一起沿提升管向上流动，在470510的反应温度下停留约24s，到达提升管出口，经快速分离器进入沉降器，携带少量催化剂的油气与蒸汽的混合气经两级旋风分离器，进入集气室，通过沉降器顶部出口进入分
27、馏系统。 反应油气、水蒸汽、催化剂经提升管出口快分器分离出大部分催化剂，反应油气经过沉降器稀相沉降，再经沉降器(C-101)内四组单级旋风分离器分离出绝大部分催化剂，反应油气、蒸汽、连同微量的催化剂细粉经大油气管线至分馏塔人档下部。分馏塔底油浆固体含量控制6g/L。旋分器分出的催化剂通过料腿返回到汽提段，料腿装有翼阀并浸没在汽提段床层中，保证具有正压密封，防止气体短路，汽提蒸汽经环形分布器进入汽提段的上中下三个部位使催化剂不仅处于流化状态，并汽提掉催化剂夹带的烃油气，汽提后的催化剂通过待生滑阀进入一再催化剂分布器。 再生部分工艺流程第一再生器在比较缓和的条件下进行部分燃烧，操作压力为0.150
28、.25MPa(表)，温度660690，在床层中烧掉焦炭中绝大部分氢和部分碳。由于有水蒸汽存在，一再温度要控制低一些，以减轻催化剂的水热失活。烧焦用风分别由一再主风及过剩氧较高的二再烟气提供。从一再出来的半再生催化剂通过半再生滑阀进入二再下部，并均匀分布。二再压力在0.27MPa(表)，720760温度下操作，催化剂上剩余碳用过量的氧全部生成CO2。由于一再烧掉绝大部分氢，从而有效降低了二再水蒸汽分压，使二再可在较高的温度下操作。二再烟气由顶部进入一再，热再生催化剂从二再流出，通过再生滑阀进入提升管底部，实现催化剂的循环。 为维持两器热平衡，增加操作灵活性，在一再旁设置可调热量的外取热器。由一再
29、床层引出的高温催化剂(660690)流入外取热器(C-104)经取热列管自上向下流动，取热管浸没于流化床内，管内走水。取热器底部通入流化风，以维持良好流化状态，实现流化床催化剂对直立浸没管的良好传热。经换热后的催化剂温降150左右，通过外取热下滑阀流入二再底部。外取热器用的除氧水自余热炉来，进入汽包(D118)，与外取热器换热出来的汽水混合物混合传热并进行汽液分离后产生3.9MPa(绝)饱合蒸汽送至余热锅炉进行过热。汽包里的饱和水由循环水泵(P103/l-3)抽出，采取强制循环方式进入外取热器取热管束。 主风工艺流程 一、二再烧焦用主风由主风机(K101)供给。主风机出口分出一路主风经增压机(K-103/1.2)升压0.1MPa后作为外取热器流化风，实际生产运行中，作为一项重要节能措施，开工至今未开增压机，外取热器流化风由主风机出口主风经增压机出入口跨线提供，通过控制适宜的外取热器藏量以保证流化风的正常进入。 主风机 一再大环一再大环8FIC104一再小环一再小环8FIC103二再一、二次风二再一、二次风8FIC105外取热流化风外取热流化风8FIC117主风微调放空主风微调放空8FIQ116
