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。