100万吨催化裂化装置反应-再生系统工艺设计

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。

1催化裂化反再系统工艺设计催化裂化再生装置形式单段再生的再生器的基本形式如图1所示[11]。

图23 设计计算3.1 基础数据处理量：130万吨/年，年开工按8000小时计，其它数据见表1、2、3、4、5表1基础数据表处理量t/a 1300000 焦碳产率%11.2烟气中氧气量%3.0焦中氢碳比（重） 7/93空气相对湿度% 56 大气温度℃15大气压力KPa 101 再生剂含碳量% 0.06表2 原料和产品性质项目原料有汽有柴有回炼有比重d2040.8957 0.7477 0.8541 0.9027恩氏蒸馏10﹪93 236 403 30﹪112 255 419 50﹪132 286 433 70﹪152 317 450 90﹪173 349 489残炭w﹪ 4.34回炼比：0.5υ100（厘斯）27.50苯胺点121.00表3 产品收率产品总气体汽有柴有焦炭合计产率w﹪12.0 40.1 36.7 11.2 100表4 气体组成组分H2H2S C01 C02 C=2C03 w﹪ 5.04 0.29 5.13 4.75 4.09 5.23 组分C=3IC04NC04C=4-1IC=4TC=4-2C=4-22w﹪22.14 12.17 3.71 20.25 9.6 7.6表5 催化剂组成孔体积骨架密度充气密度筛分组成wt﹪ml/g g/ml g/ml ＜20µ 20～40µ 40～80µ 80～110µ ＞110µ 0.146 2.86 0.85 7.1 20.2 60.5 11.2 1.0 3.2 再生部分计算3.2.1 燃烧计算(1) 焦中碳量、氢量及硫量烧焦量=1300000×11.2%=18200 kg/h先计算干气平均分子量M=34×0.29+2×5.04+16×5.13+30×4.75+28×4.09+44×5.23+42×22.14+58×12.17+56×9.6+56×7.6+56×20.25+58×3.71=45.06 kg/kmol焦中硫含量=原料中硫含量-干气中硫含量即1300000×0.13%―1300000×12.0%×0.29%×32÷45.06=171.566 kg/h=5.36 kmol/h则烧碳量=(18200-171.57) ×93%=16766.44kg/h=1397.2 kmol/h烧氢量=(18200-171.57) ×7%=1262kg/h =631 kmol/h(2) 烧焦需空气量和燃烧产物量3①理论耗O2量碳生成二氧化碳耗氧量=1397.2×1=1397.2 kmol/h氢生成水耗氧量=631×0.5=315.5 kmol/h硫生成二氧化硫耗氧量=5.36×1=5.36 kmol/h理论耗氧量=1397.2+315.5+5.36=1718.06 kmol/h=54977.92 kg/h②燃烧产物量碳生成CO2量=1397.2 kmol/h=61476.8 kg/h氢生成H2O量=631 kmol/h=11358 kg/h硫生成SO2量=5.36mol/h=343.04 kg/h③理论干空气量理论氮气量=1718.06×79/21=6463.18kmol/h=180969kg/h 理论干空气量=1718.06×32+6463.18×28=235947 kg/h空气相对分子量=235947÷8181.24=28.84 kg/kmol④实际干空气量烟气中过剩氧体积3%则：3%= O2过/（理论干烟气量+ O2过+ N2过）= O2过/（CO2+N2理+SO2+ O2过+ N2过）= O2过/(1397.2+6463.18+5.36+ O2过+ O2过×79/21) 故：O2过=275.3 kmol/hN2过=275.3×79/21=1035.7 kmol/h4过剩干空气量=275.3+1035.7=1311 kmol/h实际干空气量=8181.24+1311=9492.25kmol/h=273756.45 kg/h⑤湿空气量（主风量）大气温度15℃，相对湿度56%，查《石有加工工艺学》中册图6—29，得绝对湿度为0.009kg水汽/kg干空气空气带入水量=273756.45×0.009=2463.81kg/h=136.88 kmol/h湿空气量=9492.25+136.88=9629.13kmol/h=215692.5 [m3（N）/h]=3594.87 [m3（N）/min]此即正常主风量依此量×110%，可作为选主风机的依据:3594.87×110%=3954.4[m3（N）/min]故选D800–33型主风机6台并联。

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。

催化裂化装置工艺技术催化裂化装置年处理能力100万吨。

本装置由反应-再生、烟机组、富气压缩机组、分馏、吸收稳定、汽油精制、干气-液态脱硫等单元组成。

装置共分为两个系统操作：反应-再生系统:包括反应-再生、机组单元；分离系统：包括分馏、吸收稳定、汽油精制、干气液态烃脱硫单元。

一、催化裂化装置的工艺特点1.催化裂化装置对原料油性质的适应性能强，因而原料油来源广泛，不仅能处理直馏重质馏分油，还能处理二次加工馏分，如焦化蜡油、脱沥青油等，同时还可掺炼常压重油及减压渣油。

该装置具有原料油馏程宽，组成复杂的特点。

2. 采用新型的分子筛催化剂，催化剂的活性高，氢转移反应能力强，同时具有良好的稳定性和抗金属污染性能。

可以有效的降低汽油中的烯烃含量，保证汽油辛烷值和装置的目的产品收率。

3. 采用高效雾化喷嘴，操作弹性大、雾化效果好，蒸汽用量小，促进了油品与催化剂的良好接触与混合，降低了焦炭产率、改善了产品分布。

4. 采用高效再生技术，保证了再生烧焦效果，有利于提高再生催化剂活性。

5. 在能量回收利用上，采用烟机和余热锅炉充分回收装置余热。

分别驱动主风机供主风和发生3.9MPa高压蒸汽，充分合理利用能源，降低装置的能耗。

6. 产品的生产方案具有很大的灵活性，可实现多产汽油、多产柴油、多产液态性等不同的生产工艺方案。

二、催化裂化装置原料和产品（一）原料催化裂化装置原料主要是减三线、减四线蜡油和加氢蜡油HGO，一般来讲，衡量原料油性质指标有：馏份组成、烃类族组成、残碳、重金属、硫氮含量等五个方面。

(l) 馏份组成：馏份组成可以辨别原料的轻重和沸点范围的宽窄，在组成类型相近时，馏份越轻，越不易裂化，馏份越重，越容易裂化，因为轻组分多，不但裂化条件苛刻，而且减少了装置处理能力，同时降低汽油的辛烷值。

重组分多，使重金属含量增加及焦炭产率增加，轻质油收率下降，还会使催化剂中毒。

(2) 烃类族组成：原料油的烃类族组成说明了原料油被催化剂吸附反应的快慢。

“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200～3000C,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。

催化裂化装置工艺流程催化裂化装置是炼油厂中常见的重要装置之一，催化裂化工艺是将较重的石油馏分通过催化剂的作用迅速分解为较轻的石油产品的过程。

催化裂化装置的工艺流程可分为以下几个步骤。

首先，原料进料系统。

重质石油馏分经过脱碳剂的预处理后进入催化裂化装置的反应器，同时催化剂也会进入反应器中。

然后，反应区。

反应区是催化裂化装置中最核心的部分。

在高温高压的环境下，催化剂会与原料发生反应，将较重的分子分解为较轻的石油产品。

这个过程中会产生大量的裂解气体，其中包括乙烯、丙烯、丁烯等。

接下来是裂解气体分离。

经过反应的裂解气体会被送入分离塔中，经过一系列的分馏和分离操作，将其中的乙烯、丙烯等化学品分离出来。

然后是催化剂再生。

在反应过程中，催化剂会逐渐失去活性，需要进行再生。

再生过程是将失活的催化剂送入再生器中，在高温高压的条件下，通过氧化剂的作用来去除其中的积炭物质，使催化剂恢复活性。

最后是产品分离。

再生后的催化剂会重新进入反应器中参与下一轮的反应。

而经过裂解和分离的产品则会进入到石油产品分离装置中进行后续的分离和精制，得到汽油、柴油、液化石油气等多种石油产品。

整个催化裂化装置的工艺流程需要严格控制各个环节的工艺参数，以确保裂化气体的质量和产品的纯度。

同时，催化剂的性能和使用寿命也是需要重点关注的问题，原料的质量和稳定性也会直接影响到整个工艺的效果。

催化裂化装置的工艺流程通过高效的催化剂和合理的工艺操作来实现重质石油馏分的转化，不仅提高了石油资源的利用率，还为石油产品提供了丰富的选择。

然而，由于催化裂化装置操作条件的复杂性和催化剂的高成本，装置的优化和经济性也是需要进一步研究和探索的方向。

催化裂化反应再生系统流程
1. 新鲜原料油经换热后与回炼油浆混合，经加热炉加热至180-320℃后至催化裂化提升管反应器下部的喷嘴。

2. 原料油由蒸气雾化并喷入提升管内，在其中与来自再生器的高温催化剂（600-750℃）接触，随即汽化并进行反应。

3. 油气在提升管内的停留时间很短，一般只有几秒钟。

反应产物经旋风分离器分离出夹带的催化剂后离开沉降器去分馏塔。

4. 积有焦炭的催化剂（称待生催化剂）由沉降器落入下面的汽提段。

汽提段内装有多层人字形挡板并在底部通入过热水蒸气，待生催化剂上吸附的油气和颗粒之间的空间内的油气被水蒸气置换出而返回上部。

5. 经汽提后的待生催化剂通过待生斜管进人再生器。

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。

6. 再生后的催化剂（称再生催化剂）落人淹流管，经再生斜管送回反应器循环使用。

再生烟气经旋风分离器分离出夹带的催化剂后，经双动滑阀排人大气。

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¾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。

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280℃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700℃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，汽提后的一部分催化剂经汽油待生斜管、汽油待生滑阀进入蜡油提升管反应器（R1101A）底部预提升段，与再生催化剂混合。

再生后的催化剂通过各自的再生立管及再生单动滑阀，进入提升管反应器（R1101A）和汽油提升管反应器（R1104A）底部。

第二章反应——再生系统工艺计算第一章介绍了催化裂化过程的基本原理和一些有关的生产、科研的数据和经验，催化裂化的工艺设计计算就是综合运用这些基本原理和经验。

诚然，要具体设计一个催化裂化装置仅靠这些知识是很不够的，还必须参阅更多的资料，了解更多的生产经验和科研成果。

这一章的主要目的是通过几个具体的例子掌握反应——再生系统工艺计算的基本方法。

还有一点必须强调的是，由于对催化裂化反应、再生过程和流态化等问题还没有完全认识，因此在工艺设计中常常是依靠经验而不是理论计算。

即使有些设计计算可以依靠某些计算公式或计算方法，但是仍然要十分重视用实际生产数据来比较、检验计算结果。

在工艺设计计算之前，首先要根据国家的需要和具体条件选择好原料和生产方案，例如主要是生产柴油方案还是生产汽油—气体方案。

第二步是参考中型试验和工业生产数据，制定总物料平衡和选择相应的主要操作条件。

催化裂化反应——再生系统的工艺设计计算主要包括以下几部分：（1）再生器物料平衡，决定空气流率和烟气流率（2）再生烧焦计算，决定藏量。

（3）再生器热平衡，决定催化剂循环量。

（4）反应器物料平衡、热平衡，决定原料预热温度。

结合再生器热平衡决定燃烧油量或取热设施。

（5）再生器设备工艺设计计算，包括壳体、旋风分离器、分布板（管）、溢流管（淹流管）、辅助燃烧室、双动滑阀、稀相喷水等。

（6）反应器设备工艺设计计算，包括汽提段和进料喷嘴的设计计算。

（7）两器压力平衡，包括催化剂输送管路。

（8）催化剂贮罐及抽空器。

（9）其它细节，如松动点的布置、限流孔板孔径等。

下面分别对其中的主要内容予以说明：一、再生器物料平衡和热平衡计算某提升管裂化装置的再生器主要操作条件如表2-1再生器物料平衡和热平衡计算如下:1、燃烧计算（1）烧碳量及烧氢量由烧焦量=5×103kg/h，焦碳中H/C=10/90故烧碳量=5×103×0.9=4.5×103 (kg/h)=375(kmol/h)烧氢量=5×103×0.1=0. 5×103 (kg/h) =570 (kmol/h)∵烟气中CO2/ CO (体)=1.5∴生成CO2的C为：375×1.5/ (1.5+1)=225 (kmol/h) =2700 (kg/h)生成CO的C为：375－225=150 (kmol/h) =1800 (kg/h)（2）理论干空气量碳烧成C O2需要O2量=225×1=225 (kmol/h)碳烧成C O需要O2量=150×1/2=75 (kmol/h)氢烧成H2 O需要O2量=250×1/2=125(kmol/h)理论需氧气量=225+75+125=425 (kmol/h)=13600 (kg/h)理论需Ｎ2量=425×79/21=1599(kmol/h)=44772 (kg/h)所以理论上干空气量=425+1599=2024 (kmol/h)=13600+44772=58372 (kg/h)（3）实际上干空气量烟气中过剩氧为0.5％（体积分数），即0.5％(ｍol)所以：0.5％= O2(过)/ [ C O2+ C O +Ｎ2(理)+Ｎ2(过)+ O2(过)]= O 2(过) / [225+ 150+1599+ O 2(过)×(79/21)+ O2(过)] 解得：过剩氧量O 2(过)=10.1(kmol/h)=323 (kg/h)过剩氮量Ｎ2(过)=10.1×(79/21)=38 (kmol/h)=1064 (kg/h)实际干空气量=2024+10.1+38=2072(kmol/h) =59759 (kg/h) （4）需湿空气量（主风量）大气温度25℃，相对湿度40%，查空气湿焓图得。