1、中國石油大學勝利學院本科畢業設計（論文）第一章重油催化裂化在石油工業中的發展狀況1.1 石油化工的發展石油化學工業簡稱為石油化工，是化學工業的主要組成部分，是指以石油和天然氣為原料，生產石油產品和石油華工產品懂得加工工業。石油產品又稱油品，主要包括各種燃料油（汽油煤油柴油）和潤滑油液化石油氣石油焦碳石蠟瀝青等。石油化工的發展與石油煉制工業與以煤為基本原料生產化工產品及三大合成材料的發展有關。起源于19世紀20年代石油煉制的開始；20世紀20年代的汽車工業發展帶動汽油的生產；40年代催化裂化工藝的進一步開發形成具規模的石油煉制工藝；50年代裂化技術及乙烯的制取為石油化工提供大量原料；二戰后石油化

2、工得到更進一步的發展；70年代后原由價格上漲石油發展的速度下降。因此對新工藝的開發新利用成為必然趨勢。還有常規石油的可供利用量日益減小，而重油在全世界的資源總量巨大，因而重油將成為21世紀的重要能源。而如何轉化這些日益增長的重油已成為當今煉油工業的重大課題。由于新工藝的開發、新材料的應用及其高新的利潤驅使石油化工行業得到飛速的發展，美國、西歐和日本等的工業發達國家構成了世界石化工業的主體。這些國家主要石化產品的生產能力已基本滿足了世界市場的需要，石化行業也從高速發展時期轉向平緩增長期和波動期。全球政治、經濟的周期波動性引發國際大型石油石化公司資產重組。科技進步和經濟發展加速了全球一體化進程，該

3、過程在石化行業中表現得十分明顯，國際大型跨國化工公司把石化研究、生產、和銷售等生產和流通過程伸向世界各地。逐步實現就地生產、就地銷售，從而達到擴大產量和增加利潤的目的。我國在融入經濟全球化的過程中，石油和化學工業是最活躍的工業體系之一，經歷了40多年尤其是改革開放的迅速發展，石化業在國民經濟中的重要支柱地位日益凸顯；已經形成了門類比較齊全、具有相當規模、品種大體配套并基本可以滿足國民經濟、相關工業發展和市場需要的工業體系，隨著市場的發展，石油化工對農業、汽車工業、建機業、機械電子行業的影響越來越大。但是當前國內石化行業難以滿足市場的需要，存在著一定的差距和問題1。中國石油大學勝利學院本科畢業設

4、計（論文）1.2 催化裂化在石油化工行業中的應用發展石化行業是技術密集型產業，生產方法和生產工藝的確定關鍵設備的選型選用制造等一系列技術，都要求由專有或獨特的技術標準所規定。因此只有加強基礎學科尤其是有機化學，高分子化學，催化，化學工程，電子計算機和自動化等方面的研究，加強相關技術人員的培養，使之掌握和采用先進的科研成果，在配合相關的工程技術，石油化工行業才可能不斷發展登上新臺階。我國石油資源中，原油大部分偏重，輕質油品含量低，這就決定了煉油工業必須走深加工的路線。近十幾年來，催化裂化摻煉渣油量在不斷上升，已居世界領先地位。催化劑的制備技術已取得了長足的進步，國產催化劑在渣油裂化能力和抗金屬污

5、染等方面均已達到或超過國外的水平。在減少焦炭、取出多余熱量、催化劑再生、能量回收等方面的技術有了較大發展。原油一次加工：常減壓蒸儲：只可得1040%的汽油、煤油、柴油等輕質油品，其余為重質儲分和渣油。原油二次加工：催化裂化：重質油輕質化的過程。催化重整：生產高辛烷值汽油及輕芳姓:。催化加氫：石油儲分在氫氣存在下催化加工的過程。產品精制：提高產品質量，滿足產品規格要求2。催化裂化是在熱裂化工藝上發展起來的。是提高原油加工深度，生產優質汽油、柴油最重要的工藝操作。原料主要是原油蒸儲或其他煉油裝置的350540c微分的重質油，催化裂化工藝由三部分組成：原料油催化裂化、催化劑再生、產物分離。催化裂化所

6、得的產物經分儲后可得到氣體、汽油、柴油和重質儲分油。有部分油返回反應器繼續加工稱為回煉油。催化裂化操作條件的改變或原料波動，可使產品組成波動。催化裂化是現代化煉油廠用來改質重質儲分和渣油的核心技術。我國車用汽油7080%是來自催化裂化汽油；柴油產量的30%以上來自催化裂化；煉油企業中一半以上的效益依靠催化裂化3。石油煉制工藝的目的可概括為：提高原油加工深度，得到更多輕質油產品。增加品種，提高產品質量。然而，原油經過一次加工只能從中得到10%40%的汽油、煤油和柴油等輕質油品，其余是只能作為潤滑油原料的重儲分和殘渣油。社會對輕質油品的需求量卻占石油產品的90%左右。同時直儲汽油辛烷值低，所以只靠

7、常減壓蒸儲無法滿足市場對輕質油品在數量和質量上的要求。這種供求矛盾促進了煉油工藝的發展。催化裂化技術是重油輕質化和改質的重要手段之一，已成為當今石油煉制的核心工藝之一。催化裂化技術由法國E.J.胡德利研究成功，于1936年由美國索康尼真空油公司和太陽石油公司合作實現工業化，當時采用固定床反應器，反應和催化劑再生交替進行。由于高壓縮比的汽油發動機需要較高辛烷值汽油，催化裂化向移動床（反應和催化劑再生在移動床反應器中進行）和流化床（反應和催化劑再生在流化床反應器中進行）兩個方向發展。移動床催化裂化因設備復雜逐漸被淘汰；流化床催化裂化設備較簡單、處理能力大、較易操作，得到較大發展。60年代，出現分子

8、篩催化劑，因其活性高，裂化反應改在一個管式反應器（提升管反應器）中進行，稱為提升管催化裂化。中國1958年在蘭州建成移動床催化裂化裝置，1965年在撫順建成流化床催化裂化裝置，1974年在玉門建成提升管催化裂化裝置。1984年，中國催化裂化裝置共39套，占原油加工能力23%。在全世界催化裂化裝置的總加工能力中，提升管催化裂化已占絕大多數。重油催化裂化（residuefluidcatalyticcracking,即RFCC）工藝的產品是市場極需的高辛烷值汽油儲分，輕柴油儲分和石油化學工業需要的氣體原料。由于該工藝采用了分子篩催化劑、提升管反應器和鈍化劑等，使產品分布接近一般流化催化裂化工藝。但是

9、重油原料中一般有30%50%的廉價減壓渣油，因此，重油流化催化裂化工藝的經濟性明顯優于一般流化催化工藝，是近年來得到迅速發展的重油加工技術。催化裂化主要發展方向1）加工重質原料如常壓渣油、脫瀝青殘渣油等，以提高經濟效益。2）盡量提高汽油辛烷值改善原料質量、重整催化汽油中間儲分、優化操作條件、使用高辛烷值催化劑。3）降低能耗降低焦炭產率、充分利用再生煙氣中CO的燃燒熱、發展再生煙氣熱能利用技術。4）減少環境污染再生煙氣中的粉塵、CO、SO2和NOx；含硫污水、產品精制時產生的堿渣；再生煙氣放空、機械設備產生的噪音4。5）過程模擬和計算機應用建立合理的數學模型，用于設計、預測以及計算機優化控制。6

10、）適應多種生產需要的Cat和工藝多產柴油、多產丙烯、丁烯等的新Cat和工藝技術。1.3 催化裂化在石油化工行業中的應用前景石油化工是近代發達國家的重要基干工業。由石油和天然氣出發，生產出一系列中間體、塑料、合成纖維、合成橡膠、合成洗滌劑、溶劑、涂料、農藥、染料、醫藥等與國計民生密切相關的重要產品。80年代，在工業發達國家中，化學工業的產值，一般占國民生產總值6%7%,占工業總產值7%10%;而石油化工產品銷售額約占全部化工產品的45%,其比例是很大的。石油煉制生產的汽油、煤油、柴油、重油以及天然氣是當前主要能源的主要供應者。我國1995年生產了燃料油為8千萬噸。目前，全世界石油和天然氣消費量約

11、占總能耗量60%;我國因煤炭使用量大，石油的消費量不到20%。石油化工提供的能源主要作汽車、拖拉機、飛機、輪船、鍋爐的燃料，少量用作民用燃料。能源是制約我國國民經濟發展的一個因素，石油化工約消耗總能源的8.5%,應不斷降低能源消費量。石油化工可創造較高經濟效益。以美國為例，以50億美元的石油、天然氣原料，可生產100億美元的烯爛、苯等基礎石油化學品，進一步加工得240億美元的有機中間產品（包括聚合物），最后轉化為400億美元的最終產品。當然，原料加工深度越深，產品越精細，一般來說成本也相應增加。而石油化工的效益又很大程度上取決于重油催化裂化在生產中的經濟效益，所以重油催化裂化將會在石油化工行業

12、中處于鼎足不敗之勢，一直支持著國民經濟的發展，延續著石油化工的發展。由于催化裂化投資和操作費用低，原料適應性強，轉化率高，自1942年第一套工業化流化催化裂化裝置運轉以來，它已發展成為煉油廠中的核心加工工藝，是重油輕質化的主要手段之一。催化裂化產品是主要的運輸燃料調合組分。在世界范圍內，FCC汽油占總汽油產量的25%80%,FCC柴油占總柴油量的10%30%,而且是僅次于蒸汽裂解制取丙烯的又一大生產裝置。面對日益嚴格的環保法規的要求，通過裝置改造和與其它上下游工藝結合（如進料加氫，產品后處理等），催化裂化能以合適的費用生產合適的產品。即使從更長遠的目標看，催化裂化裝置所產汽油經加氫飽和后也應能

13、成為燃料電池的一種燃料組分5。5中國石油大學勝利學院本科畢業設計(論文)第二章催化裂化生產的化學方法2.1 催化裂化反應過程的化學反應在催化劑作用下石油裂化反應的活化能顯著降低，約為210290kJ/mol,在相同溫度下催化裂化的反應速率快，這說明催化裂化在反應歷程上有著特殊的反應機理。2.1.1 催化裂化的裂化反應裂化反應主要是碳碳鍵的斷裂。在碳原子數相同時反應能力按烯姓：烷基芳(烷基取代基為C3或更高時)環烷姓:烷姓:芳姓:。芳姓:很難裂化，芳核尤其穩定。2.1.1.1 烷g;(alkane)烷姓：(正構烷及異構烷)裂化生成烯姓:及較小分子的烷姓:。規律：分子越大越易斷裂；C原子數相同時，

14、異構爛比正構燒容易分解。2.1.1.2 烯姓:(olefin)烯爛分解反應規律與燒爛相似，分解速度比燒燒快。2.1.1.3 環烷燒(cyclan®開環生成異構烯姓:；帶側鏈時，可能斷側鏈反應。2.1.1.4 芳煌(aromatic9烷基芳爛容易斷側鏈，生成較小的芳爛和烯爛。規律：至少3個C鏈側鏈才易脫落，脫乙基較困難；側鏈越長、異構程度越大，越容易脫落。2.1.1.5 不帶取代基的芳姓:由于芳環穩定，在典型的催化裂化條件下裂化反應很緩慢。2.1.2 異構化反應(isomerizationreaction)分子量不變只改變分子結構的反應。烷爛及環烷爛在裂化催化劑上有少量異構化反應；烯姓

15、:異構化有雙鍵轉移及鏈異構化；芳姓:異構化。(1) 骨架異構(2)雙鍵位置異構2.1.3 氫轉移反應(hydrogentransferreaction)某燒分子上的氫脫下來加到另一烯燒分子上使之飽和的反應。氫轉移是催化裂化特有的反應。特點：二烯爛最易接受氫轉化為單烯燒，故產品中二烯爛很少。2.1.4 芳構化反應(aromatizationreaction)所有能生成芳爛的反應，也是催化裂化的主要反應。2.1.5 疊合反應(condensationreaction)烯姓:與烯姓:合成大分子烯姓:的反應。隨疊合深度不斷加深，最終將生成焦炭。與疊合相反的分解反應占優勢，故催化裂化過程疊合反應不顯著。

16、2.1.6 烷基化反應(alkylationreaction)在催化裂化過程中，爛類受熱時在催化劑的酸性中心上遵循正碳離子鏈反應歷程進行。正碳離子是指該離子中含有一個帶有正電荷的碳原子，由于這個碳原子的外層缺電子，所以它的性質很活潑。在正碳離子中，缺電子的碳原子與相連的3個原子之間以SP2雜化軌道形成3個A鍵，它們以120度角同處于一個平面上，此外它還有一個垂直于此平面的、空的P軌道，以容納其他外來電子形成共價鍵。2.1.7 烷基轉移烷基轉移主要指一個芳環上的烷基取代基轉移到另一個芳爛分子上去。2.1.8 歧化歧化反應與烷基轉移密切相關，在有些情況下歧化反應為轉移的逆反應。低分子烯姓:也可進行

17、歧化反應7。2.2 炫類化合物的反應機理2.2.1 正碳離子鏈反應的引發2.2.1.1 烯姓:在B酸中心得到H+生成正碳離子RCH=CHR+RCH=CHR+Z=RCH2CHR=Z-2.2.1.2 芳香姓:也能作為質子形成正碳離子2.2.1.3 烷姓:有可能通過兩種途徑形成正碳離子(1)燒爛在催化劑的強B酸中心作用下，會形成非經典式五配位正碳離子。RCH2CH2R'+H=RCHCH2R'(2)烷姓:在催化劑的L酸中心處脫去氫負離子而形成經典式正碳離子。RCH2CH2R'+L=RCHCHR'+LH正碳離子由于結構的差別，其穩定性也不同。正碳離子穩定性強弱的順序為：叔

18、正碳離子仲正碳離子伯正碳離子乙基正碳離子甲基正碳離子。這是由于烷基通過誘導效應好超共腕效應使正碳離子穩定所致。2.2.2 正碳離子的反應正碳離子可發生氫轉移或烷基轉移的重排反應，趨于生成穩定性更高的正碳離子，如伯正炭離子可變成仲正碳離子，還可以進一步轉化為更加穩定的叔正碳離子。碳骨架的異構化是催化裂化特有的反應，這導致催化裂化產物中異構爛較多，有利于汽油辛烷值的提高。2.2.2.1 B斷裂反應正碳離子能裂解生成烯姓;及含姓:數較少的正碳離子，這種斷裂發生在正電荷所在炭的B位的C-C鍵上。所形成的正碳離子還會進一步形成異構化和B斷裂，這就導致催化裂化氣體中的C3,C4含量很高。2.2.2.2 氫

19、轉移反應正碳離子能奪取姓:分子中的氫負離子而使后者形成新的正碳離子。也可將質子轉移給烯姓;而使它成為正碳離子。2.2.2.3 加成反應正碳離子可與烯姓;或芳姓:發生加成反應。2.2.3 正碳離子反應的終止當正碳離子將一個質子給予催化劑的酸性中心，次反應鏈即告終止。燒類催化裂化的產物分布與正碳離子鏈反應的長度緊密相關，這又取決于反應的條件及催化劑的組成、結構和性能。2.2.3.1 裂化裂化反應主要是C-C鍵的斷裂。(1)烷姓：(正構烷姓:及異構烷姓:)裂化生成烯姓:及較小分子的烷姓：(2)烯姓：(正構烯姓;及異構烯姓:)裂化生成兩個較小的烯姓：(3)烷燒芳基脫烷基使爛類大分子變成小分子(4)烷基

20、芳爛的烷基側鏈斷裂(5)環烷姓:裂化生成烯姓：(6)環烷-芳姓:裂化時可以環烷環開環斷裂,或環烷環與芳姓:連接處斷裂。(7)不帶取代基的芳姓:由于芳環穩定，在典型的催化裂化條件下裂化反應很慢。2.2.3.2 異構化(1)燒爛及環烷爛在裂化催化劑上有少量異構化反應。(2)烯姓:異構化有雙鍵轉移及鏈異構化。(3)芳姓:異構化。2.2.3.3 烷基轉移烷基轉移主要指一個芳環上的烷基取代基轉移到一個芳爛分子上去。(1)歧化歧化反應與烷基轉移密切相關，在有些情況下歧化反應為烷基轉移的逆反應。低分子烯姓:也可以進行歧化反應。(2)氫轉移氫轉移主要發生在有烯燒參與的反應中，氫轉移的結果生成富氫的飽和爛及缺氫

21、的產物。烯姓:作為反應物的典型氫轉移反應有烯姓;與環烷、烯姓:之間、環烯之間及烯爛與焦炭前身的反應。(3)環化烯爛通過連續的脫氫反應，環化生成芳燒。(4)縮合縮合是有辛的C-C鍵生成的分子相對質量增加的反應，主要在烯爛與烯燒、烯爛與芳爛及芳爛與芳爛之間。由于多環芳爛正碳離子很穩定，在終止反應前會在催化劑表明上繼續增大，最終生成焦炭。(5) 疊合烯姓:疊合是縮合反應的一種特殊情況。(6) 烷基化烷基化與疊合反應一樣，都是裂化反應的逆反應。烷基化的與烯燒之間的反應，芳姓:與烯姓;之間也可以發生：烷姓:+烯姓:烷姓：烯燒+芳爛烷基芳爛網92.3 副反應(熱裂化過程的化學反應)石油儲分的熱裂化反應很復

22、雜。熱裂化反應可以歸納為兩個類型，即裂解與縮合(包括疊合)。裂解反應產生較小的分子，直至成為氣體，即大分子轉化為小分子的鏈斷裂吸熱反應，而縮合則朝著分子變大的方向進行，高度縮合的結果，便是生稠環芳燒，以致生成碳氫比很高的焦炭，該過程為放熱過程。熱裂化機理一般用自由基理論解釋。自由基學說認為，燒類的分子在熱轉化時首先分裂成帶有活化能的自由基能在短時間內獨立存在；而較大的自由基與別的分子碰撞時又生成新的自由基，這樣就形成了一種連鎖反應，反應后的生成物在離開反應系統終止反應時，自由基與自由基互相結合成為燒燒，故斷裂反應的最終結果為生成較反應原料分子小的烯姓:和烷姓:，其中也包括氣體姓:類。熱裂化產物

23、主要是高乙烯含量、含有部分甲烷及a烯燒、沒有異構爛類及高的烯姓:和烷姓:。在催化裂化操作條件下，可以發生兩大類反應，即催化裂化反應好熱裂化反應，當熱裂化反應過于強烈時，裝置產品表現為氣體和焦炭產率上升，液體產品收率下降，汽油、柴油的安定性變差，柴油的十六烷值下降1002.4 催化反應再生過程的化學反應2.4.1 焦炭的組成催化劑上的焦炭來源于四個方面：(1)在酸性中心上由催化裂化反映生成的焦炭；(2)由原料中高沸點、高堿性化合物在催化劑表面吸附，經過縮合反映生成的焦炭；(3)因氣提段氣提不完全而殘留在催化劑生的重質爛類,是一種富氫焦炭；(4)由于鍥、鈾等金屬沉積在催化劑表面上照成催化劑中毒，使

24、脫氫和縮合反應的加劇，而產生的次生焦炭；或者是由于催化劑的活性中心被堵塞和中和，所導致的過度熱裂化反應所生成的焦炭。上述四種來源的焦炭通常被分別稱為催化焦、附加焦、劑油比焦和污染焦。2.4.2 焦炭燃燒的化學反應焦炭的主要元素是碳和氫。在燃燒過程中氫被氧化成水，碳則被氧化為CO和CO2。焦炭燃燒反應可表示為：焦炭+O2CO(或)CO2+H2O另外有：CO2+C2COC+H2OCO+H2以上兩個反應速度在正常再生溫度下都很慢。除此之外，還有焦炭中少量雜原子例如硫、氮的燃燒。2.5 催化裂化反應的特點2.5.1 氣固非均相反應(inhomogeneousreaction)原料在反應器汽化，然后在C

25、at.表面上反應。圖2-1催化劑表面上的反應外擴散：反應物分子向Cat.表面擴散；內擴散：反應物分子向Cat.內部擴散；吸附：反應物分子被Cat.內表面吸咐；表面反應：Cat.內表面上發生化學反應；脫附：反應產物分子從Cat.內表面脫附；內擴散：反應產物分子由孔穴向外擴散；外擴散：反應產物分子擴散到主氣流中。速度最慢的步驟對整個催化裂化反應起控制作用：(1)各類競爭吸附能力C數相同的各類姓，被吸附的順序為：稠環芳姓,稠環環烷姓烯姓單烷基側鏈的單環芳姓環烷姓烷姓;同類姓，分子量，越容易被吸附。(2)各類煌的化學反應順序烯姓:大分子側鏈的增加單環芳姓：異構烷姓;或烷基環烷燒：小分子側鏈的單環芳姓:

26、正構烷姓:稠環芳姓:。不僅與吸附難易程度有關，還與化學反應速度有關。2.5.2 平行-順序反應(parallelreaction)平行反應：裂化同時朝著幾個方向進行的反應。順序反應：隨反應深度增加，反應產物又會繼續反應。特點：反應深度對產品產率的分配有重要影響。隨反應時間增長，轉化深度增加，最終產物氣體和焦炭產率會增大；而汽柴油等中間產物產率開始時增加，隨后再下降。2.5.3 渣油催化裂化反應芳香分中含有較多的多環芳爛和稠環芳燒。我國渣油的特點：膠質含量高(50%),瀝青質含量低。減壓渣油的沸點很高，在FCC提升管處與催化劑接觸時不會全部氣化。所以是一個氣一液一周三相催化反應。采用不同孔徑的分

27、子篩催化劑進行渣油的FCC反應11。2.6 催化裂化反應的熱力學特征2.6.1 化學反應方向和化學平衡反應條件：400500C、接近常壓，反應可分三類：(1) 平衡時基本進行完全的反應：分解反應、氫轉移，平衡常數很大、可看作不可逆反應。反應深度不受平衡限制，由反應速率和反應時間決定。(2) 平衡時進行不完全的反應：異構化、開環，化學平衡常數值不大，一般反應條件下要受平衡限制。反應速率不高、反應時間不長，反應很難達到平衡，反應深度由反應時間決定。(3) 不能有效發生的反應：甲基化、烯爛疊合。催化裂化反應中最主要的反應是分解反應，且是不可反應，實際上不存在化學平衡的限制。對催化裂化一般不研究化學平

28、衡，而研究動力學。2.6.2 反應熱吸熱：分解反應，如斷側鏈、斷環、脫氫等反應。放熱：合成類型如氫轉移、縮合等反應。因分解反應占主導，且熱效應較大，故總熱效應表現為吸熱反應。反應熱表示方法有三種：(1)以生成的汽油量或汽油+氣體(<205C產物)量為基準。(2)以新鮮原料為基準表示。沒有考慮到反應深度對反應熱的影響。(3)以催化碳為基準表示。催化碳指在催化裂化反應過程中生成焦碳中的炭。當反應T為510C時，反應熱9127kJ/kg催化碳。若反應T不在510C,需乘以其它反應T下的校正系數。催化碳的計算：催化碳=總碳-附加碳-可汽提碳式中：總碳再生時燒去焦碳中的總碳量；附加碳一一原料中殘碳

29、轉化生成的焦碳中的碳，附加碳=新鮮原料量喇鮮原料的殘碳%<0.6%;式汽提碳一一吸附在催化劑表面上沒有汽提干凈的油氣，可汽提碳=催化劑循環量>0.02%12。13中國石油大學勝利學院本科畢業設計(論文)第三章催化裂化的生產裝置3.1 裝置概況3.1.1 概述瀝青改質聯合裝置設計年加工能力為60萬噸/年，采用多產氣體方案以生產液化石油氣及高辛烷值汽油組分為主，同時兼顧輕柴油收率。本裝置的工藝技術和工藝方案主要是針對原料性質、產品方案的要求，選擇兩器結構型式，催化劑及工藝路線。本裝置采用同軸式單段再生提升管反應工藝。裝置由反應-再生、分儲、吸收-穩定、產品精制、主風機、富氣壓縮機、酸水

30、汽提、外取熱器、熱管蒸汽發生器（能量回收）九個系統組成。催化劑采用活性高、熱穩定好、選擇性好、抗重金屬污染能力強的分子篩催化劑。能量回收系統采用熱管式蒸汽發生器，外取熱器和油漿-蒸汽發生器。工藝過程控制采用DCS集散控制系統。原料是蠟油摻煉部分渣油，產品有汽油、輕柴油、液化氣、干氣、油漿等。原料的特性：（1）儲程：指油品的初儲點到干點之間的溫度。原料的沸點范圍對裂化性能有重要影響。一般沸點高的原料分子量大，易被催化劑吸附，裂化速度較快，但沸點過高，因擴散慢、或催化劑表面積碳快、氣化不好等原因而造成轉化率下降。單純靠儲程來預測原料裂化性能是不夠的，在同一段沸點范圍內，不同原料的化學組成可以相差很

31、大。（2）密度是石油儲分最基本性質之一，在同一沸點范圍內，密度越大反映了其組成中烷姓:越少，相反則組成中烷姓:越多，在裂化性能上趨向于具有環烷姓:和芳姓:的性質。（3）族組成是反映催化裂化原料性質的最本質最基礎的數據，有四組分（飽和燒、芳香爛、膠質、瀝青質）分析和質譜分析兩種分析方法。（4）結構參數，結構族組成把整個石油儲分看作是一個大的“平均分子”，這一“平均分子”是由某些結構單元（例如芳香環、環烷環、烷基側鏈等）所組成。一般可用“平均分子”上的芳香環和環烷環以及總環數，或者某些類型的碳（芳香碳、環烷碳、鏈燒燒）原子在某一結構單元上的百分數來表示。(5)含氫量，原料的含氫量反映其輕重程度和爛

32、族組成，也是衡量油品性質的一個重要指標。一般來說，輕質油品的含氫量高于重質油品。同一種油品中，石蠟基油品的含氫量高于中間基或環烷基油品。(6)殘炭，殘炭是用來衡量催化裂化原料的非催化焦生成傾向的一種特性指標，得到非常普遍的使用。儲分油的殘炭值很低，一般不超過0.2%,其膠質、瀝青質含量也很少。渣油的殘炭值較高，在5%27%之間，膠質、瀝青質含量也很高。殘炭一般由多環芳姓:縮合而成，而渣油中不僅含有大量芳環，而且含有大量的膠質和瀝青質，而膠質和瀝青質也含有大量多環芳爛和雜環芳爛。實驗室分析出來的殘炭，是生焦的前身物質1415o3.1.2 裝置工藝特點3.1.2.1 為了保證較好的產品分布，本裝置

33、采用了改進完善的提升反應器。其特點：(1)優化反應條件，實現高溫度大劑油比，滿足反應時間要求。(2)采用高效霧化噴嘴。(3)提升管進料噴嘴上游設有預提升段，使催化劑與原料接觸前，以活塞流形式向上流動改善了催化劑流動狀態，有利于原料與再生劑的接觸；減少了二次反應，提開管出口設有快速分離終止反應措施。(4)采用新型汽提段結構。3.1.2.2 為了降低再生催化劑的含碳量，提高再生催化劑的平衡活性采用了同軸單段逆流高效完全再生技術。3.1.2.3 采用鈍化劑注入系統，抑制催化劑脫氫反應和縮合反應。3.1.2.4 能量回收系統采用了氣控式外取熱專利技術。3.1.2.5 采用了待生催化劑分配技術使待生劑均

34、勻分布在再生器密相床上層，使空氣與催化劑呈上下逆流接觸。3.1.2.6 采用較高的密相線速，密相線速為0.81.0米/秒。3.1.2.7 采用改進的主風分布管。3.1.2.8 裝置工藝生產過程采用DCS集散型控制系統16。3.2 工藝流程簡述裝置主要由反應再生系統、分儲系統、吸收穩定系統、主風機-煙機系統、氣壓機系統、余熱鍋爐系統、余熱回收站系統等部分組成。部分流程敘述如下：3.2.1 反應部分由提升管反應器和再生器構成：提升管內發生催化裂化反應；再生器內進行Cat.再生。反應再生系統是催化裂化裝置的核心所在，反應和再生過程是連續進行的。該系統由反應部分和再生部分組成。反應部分特點：一是在提升

35、管下端設置預提生管段，提升介質可用蒸汽或干氣（兩者也可混合使用），主要目的是將再生器來的催化劑提升和加速，使其徑向分布均勻，為催化劑和原料充分接觸和反應提供較為理想的環境；二是設置了多層進料噴嘴，根據原料油、回煉油、油漿的量和質的不同，選擇適宜的噴嘴型式和噴入位置，對改善霧化狀況、提高目的產品收率是十分重要的；三是設置了提升管溫度控制系統，依靠調節催化劑循環量、原料與預熱溫度或進料量使提升管中部多點溫度可控，也可輔以提升管底部注入汽油，頂部注入終止劑（汽油或水）控制提升管出口溫度和反應時間。反應-再生崗位是催化裂化裝置的核心崗位，本崗位的操作對全裝置安全生產、產品分布等關系重大。因此，本崗位的

36、操作人員一定要嚴格執行工藝紀律，在工藝指標允許控制的范圍內精心操作。控制好物料平衡、壓力平衡、生焦與燒焦平衡、供氧與需氧平衡以及兩器的供熱與需熱的熱平衡。要求本崗位人員一定要細心觀察、冷靜分析正確判斷果斷處理；并熟悉掌握和使用自動保護系統。使其處于良好的備用狀態，確保裝置安全優質、低耗長周期運轉。催化裂化的化學反應主要有：裂解反應、異構化反應、烷基轉移、歧化、氫轉移、環化、縮合、疊合、烷基化。17中國石油大學勝利學院本科畢業設計（論文）312-6mnoEjkfdAZIl>Q4riCZJJD3AFIC21KBBHC21LOj£1211口 LBB98.7DB231L011QS71D

37、B2L3OS6舐12T2HDIC| 曲5射氏4riC2i3iiDElZnZLncEii度IZIJU3P心Ll評5.0541MV22L01DmiLOi1332953&, 3YR2LI04124581非班5SlTOO. 1 口1695.5FTELI1QIT22WLI'HZC21102459E. 8PK21L01214.65B&2L2O7600.0nc?LWBI mia打卬UE，I 2.931PiElLEl '20.000KBSlIj# i 634. 3 »BOO. 0 t80CL0 P£ LES 14.92S屯9J上 £254 5 ；K

38、K器而ilftW 底2 Wl|和L事用斗士彳川就4M2WU 弓江川1履口DM |蹊口收；區罩口年R對LB圖3-1反應再生冷常壓渣油自罐區來，先經原料-頂循換熱器（E2201A,B）與頂俯油換熱后，與自常壓裝置來的熱常壓渣油混合后進入原料油罐（V-2201）,混合原料油通過原料油泵（P2201A,B）升壓后，通過原料油-輕柴油換熱器（E2211A、B）、一中段油-原料油換熱器（E2212A、B）、油漿-原料油換熱器（E2202）,加熱至200c左右，然后與從分儲來的回煉油混合后分六路經原料油霧化噴嘴進入提升管（R-2101A）,與690c左右的高溫催化劑接觸進行原料的升溫、氣化及反應。最終反應油

39、氣與待生催化劑在提升管出口經粗旋風分離器迅速分離后，經提升管進入沉降器四組單級旋風分離器，再進一步除去攜帶的催化劑細粉后離開沉降器，進入分儲塔（T2201）。積炭的待生催化劑自粗旋料腿及沉降器單級旋風分離器料腿進入汽提段，在此與蒸汽逆流接觸以汽提催化劑所攜帶的油氣，汽提后的催化劑沿待生立管下流，經待生立管、待生塞閥、待生催化劑分配器進入再生器，在再生器內與向上流動的主風逆流接觸，完成催化劑的燒焦再生。再生催化劑經再生立管、斜管及再生滑閥進入提升管反應器底部，在干氣/蒸汽的提升下，完成催化劑加速、分散過程，然后分別與霧化原料接觸。為防止原料中的重金屬對催化劑造成污染，設置金屬鈍化劑加注系統。金屬

40、鈍化劑經化學藥劑注入泵連續注入進料管線上。再生器燒焦所需的主風由主風機提供，主風自大氣進入主風機，升壓后經主風管道、輔助燃燒室及主風分布管進入再生器。再生器產生的煙氣先經7組兩級旋風分離器分離催化劑，再經三級旋風分離器進一步分離催化劑后進入煙氣輪機膨脹做功以驅動主風機。從煙氣輪機出來的煙氣進入余熱鍋爐進一步回收熱能，使煙氣溫度降到180c以下，最后經煙囪排入大氣。當煙機停運時，主風由備用主風機提供，此時再生煙氣經三級旋風分離器分離催化劑后由雙動滑閥及降壓孔板降壓后進入余熱鍋爐。開工用的催化劑由冷催化劑罐或熱催化劑罐用非凈化壓縮空氣輸送至再生器，正常補充催化劑可由催化劑小型自動加料器輸送至再生器

41、。CO助燃劑助燃劑加料斗、助燃劑罐用非凈化壓縮空氣經小型加料管線輸送至再生器。三級旋風分離器回收的催化劑由三旋催化劑儲罐用非凈化壓縮空氣間斷送至催化齊I罐。汽提段的作用是將待生催化劑攜帶的油氣汽提出來，增加產品收率，減少再生器燒焦負荷。旋分分離器的作用是利用離心力的作用進行氣固分離，回收再生煙氣和反應油氣攜帶的催化劑，避免油氣把大量的催化劑帶到分儲塔，避免煙氣把大量催化劑帶出再生器。3.2.2 分儲部分分儲的任務是把反應油氣按沸點范圍分割成富氣、粗汽油、輕柴油、回煉油、油漿等儲分，并保證各儲分質量符合規定要求。輕柴油和重柴油經冷卻后送出裝置，作為工廠輕、重柴油產品的調和組分，或作為柴油加氫精制

42、的原料。回煉油和油漿作為反應進料送回提升管反應器。單程轉化的裝置回煉油和油漿也可以送回裝置，或做為芳爛抽提裝置的原料，抽余油在返回催化裂化裝置。FDCElZOqLCOE22tli 嶇FICEJZOSLI值慳MTIEEP22DMAS70,000174-0277.05'14.200Fid舊舊2 死.17319,29IIC2tSMiHC2L2C7M22Q2,FIC21206000PIOS】2仃106,96LI2320LBmZL339皿*加T22O1EZ2LLAB E22匚的nI7XC£180iICiT- 33HEI 兇 El302/32F1C2I21G2.05114, 753附1縫

43、 MOM圖3-2分儲系統分儲部分流程含多個系統，包括原料油、回煉油、冷回流、頂循、一中段、二中段、油漿、粗汽油、柴油等系統。沉降器來的反應油氣進入分儲塔底部，通過人字擋板與循環油漿逆流接觸，洗滌反應油氣中的催化劑并脫過熱，使油氣呈飽和狀態進行分儲塔。分儲塔頂油氣經分儲塔頂油氣一熱水換執器（E2203A-D）換熱后，再經分儲塔頂油氣干式空冷器（E2204A-H）及分儲塔頂油氣冷凝冷卻（E2205A-D）冷至40C,進入分儲塔頂油氣分離器（V2203）進行氣、液、水三相分離。分離出的粗汽油經粗汽油（P2202A、B）分成兩路，一路作為吸收劑打入吸收塔（T2301）,另一路作為反應終止劑打入提升管上

44、部。富氣進入氣壓機（C2301）。含硫的酸性水用富氣水洗泵（P2211A、B）抽出，作為富氣洗滌水送至氣壓機出口管線和提升管反應器上部。輕柴油自分儲塔自流至輕柴油汽提塔（T2202）,汽提后的輕柴油由輕柴油（P2105A,B）抽出后，經原料油-輕柴油換熱器（E2211A、B）、輕柴油-富吸收油換熱器（E2207A、B）、輕柴油一熱水換熱器（E2208A、B）、輕柴油空冷器（E2209A、B）換熱冷卻至60C,再分成兩路：一路作為產品出裝置，另一路經貧吸收油冷卻器（E2210A、B）使其溫度降至40c送至再吸收塔（T2303）作再吸收劑。回煉油自分儲塔自流至回煉油罐（V2202）,經二中及回煉油

45、泵（P2208A、B）升壓后一路返回分儲塔，另一路與原料油混合進入提升管反應器，第三路經二中蒸汽發生器（E2214）降溫后作為二中段循環回流。分儲塔多余熱量分別由頂循環回流、一中段循環回流、二中段循環回流、漿循環回流取走。頂循環回流自分儲塔第四層塔盤抽出，用頂循環油泵（P2204A、B）升壓，經原料一頂循換熱器（E2201A,B）、頂循環油-熱水換熱器（E2206A、B）溫度降至90c返回分儲塔第一層。一中循環回流自分儲塔第二十一層抽出，用一中循環油泵（P2207A、B）升壓，經穩定塔底重沸器（E2310）、一中段油-原料油換熱器（E2212A、B）、一中段油-熱水換熱器（E2217）換熱，將

46、溫度降至200c返回分儲塔第十七層。二中回流油自分儲塔第三十四層塔盤抽出，經二中及回煉油泵（P2208A、B）升壓,分儲二中循環油經蒸汽發生器發生3.5Mpa級飽和蒸汽，溫度降至280c返回分儲塔第三十一層。油漿自分儲塔底由循環油漿泵（P2209A、B）抽出后分為兩路，一路作為回煉油漿直接送至提升管反應器（R2201）;另一路經油漿一原料油換熱器（E2202）、循環油漿蒸汽發生器（E2215A、B）發生3.5MPa級飽和蒸汽將溫度降至280后再分為兩路，大部分作為上下返塔至分儲塔，小部分經產品油漿冷卻器（E2213A-D）冷卻至90C,作為產品油漿送出裝置。為防止油漿系統設備及管道結垢，設置油

47、漿阻垢劑加注系統。桶裝阻垢劑先經化學藥劑吸入泵（P2102）打進化學藥劑罐（V2116）,然后由化學藥劑注入泵（P2101A、B）連續注入循環油泵（P2209A、B）入口管線。3.2.3 吸收穩定部分吸收穩定部分的任務是把來自分儲部分的富氣分離成干氣、液化氣、并回收汽油成分，將粗汽油進一步處理成穩定汽油。吸收穩定部分由吸收塔、再吸收塔、解析塔、穩定塔構成。27圖3-3吸收塔和再吸收塔pg拆.L?K13IS21763 54u473+.O7PK2L305IS. 97TICJL3DL 53-19272. G5FI21m7C.00HflEI304 10039. S 21.61TIC£I3O&

48、#163;|I 45L15劃口I LOO. 00SO.船112.94U2L.3OGLEC213O3m213aBi(IIC213013G.S3nCZ!3D5J100.2486 .找FIC213C6FIQNI30sA6.2SJC2L311A閨劉fl125. ISFE£131IL7T146. TOFKJL3H86泣 5 114.53KM 解返塔重灌器FB2L3J2110,50 108188口袖PJE r Lioian圖3-4解析和穩定塔從V2203來的富氣進入氣壓機（C2301）一段進行壓縮，然后由氣壓機中間冷卻器（E2314）冷至40C,進入氣壓機中間分離器進行氣、液分離。分離出的富氣再

49、進入氣壓機二段。二段出口壓力（絕）為1.6MPa。氣壓機二段出口富氣與解吸塔頂氣及富氣洗滌水匯合后，先經壓縮富氣干式空冷器（E2301AB）進一步冷凝冷卻，再與吸收塔底油混合進入壓縮富氣冷卻器（E2302AB）進一步冷卻至40c后，進入氣壓機出口油氣分離器（V2302）進行氣、液、水三相分離。經（V2302）分離后的氣體進入吸收塔（T2301）進行吸收。作為吸收介質的粗汽油及穩定汽油分別自第六層及第一層進入吸收塔，吸收過程放出的熱量由兩個中段回流取走。其中一中回流自第八層塔盤流入吸收塔一中回流泵（P2303）,由泵升壓后經吸收塔一中回流油冷卻器（E2303）冷至38c返回吸收塔第九層塔盤；二中

50、回流自第二十八層塔盤流入吸收塔二中回流泵（P2304）,由泵升壓后經吸收塔二中回流油冷卻器（E2304）冷至38c返回吸收塔第二十九層塔盤。經吸收后的貧氣送至再吸收塔（T2303）,用輕柴油作吸收劑進一步吸收后，干氣分為兩路，一路至提升管反應器作預提升介質，一路至產品精制脫硫，作為制氫原料和工廠燃料氣。凝縮油由解吸塔進料泵（P2301A、B）從氣壓機出口油氣分離器（V2302）抽出分為兩路：一路經解吸塔進料換熱器（E2305）加熱進入解吸塔第九層，另一路直接進入解吸塔頂部，由解吸塔底重沸器（E2306）提供熱源，以解析出凝縮油中0C2組分。解吸塔底重沸器由1.0MPa蒸汽加熱。脫乙烷汽油由解吸

51、塔（T2302）底抽出，經穩定塔進料泵（P2305A、B）升壓后再經穩定塔進料換熱器（E2307AB）與穩定汽油換熱，送至穩定塔（T2304）進行多組分分儲。穩定塔底重沸器（E2310）由分儲一中段回流提供熱量。液化石油氣從穩定塔頂儲出，經穩定塔頂干式空冷器（E2308A-D）、穩定塔頂冷凝器（E2309AB）冷至40c后進入穩定塔頂回流罐（V2303）。然后經穩定塔頂回流泵（P2306A、B）抽出，一部分作為穩定塔頂回流，其余作為液化石油氣產品送至產品精制裝置脫硫、脫硫醇。穩定汽油自穩定塔底先經穩定塔進料換熱器（E2307）、解吸塔進料換熱器（E2305）分別與脫乙烷汽油、凝縮油換熱后，再經

52、穩定汽油一熱水換熱器（E2311）、穩定汽油冷卻器（E2313A、B）冷卻至40C,一部分至產品精制裝置脫硫醇；另一部分由穩定汽油泵（P2307A、B）加壓后進入吸收塔（T2301）作補充吸收劑。3.2.4 產品精制系統3.2.4.1 穩定汽油脫硫醇工藝流程來自吸收-穩定崗位的穩定汽油與來自予堿洗沉降罐V-701的堿液經汽油-堿液混合氣MI-701混合后一起進入予堿沉降罐V-701予堿洗的目的是除去汽油中的硫化氫H2S和環烷酸，予堿洗沉降罐沉降后的堿液循環使用，如果堿液濃度低于10%時可補充新堿液，堿渣排入堿渣罐V-705。從予堿洗沉降罐V-701頂部出來的汽油與活化劑泵P-703/1、2抽出

53、的活化劑和非凈化空氣混合一起進入汽油-空氣混合器MI-702充分混合。（活化劑量為812L/h1活化劑濃度為1016PPM,由汽油-空氣混合器出來的汽油進入并聯固定床反應器R-701/A、B底部，由上而上的通過催化劑床層。汽油中的硫醇在活化劑催化劑和空氣存在條件下發生催化氧化反應，硫醇轉化成二硫化物。脫硫醇后的汽油同過剩空氣由固定床反應器頂部出來，進入汽油沉降罐，V702,空氣由汽油沉降罐頂柱經壓力調節閥進入尾氣管網。汽油沉降罐V-702脫硫醇汽油由汽油成品泵P-701/1.2抽出送入汽油過濾塔T-701上部，汽油由上而下經過砂濾濾掉汽油攜帶的雜質后進入精制成品罐。3.2.4.2 干氣液化氣脫

54、硫崗位工藝流程（1） 干氣、液化氣來自吸收一一穩定系統的干氣，進入干氣脫硫塔T-802下部與溶劑循環泵P-802/AB抽出打入干氣脫硫T-802頂部的二乙醇胺溶劑貧液在塔內逆流接觸，脫去干氣中的硫化氫H2S和二氧化碳CO2,脫去H2s和CO2的干氣經塔頂凈化干氣分離罐V-810分離掉干氣攜帶的液滴后經壓力控制閥進入裝置干氣管網，干氣脫硫塔底部溶劑（富液由富液加壓泵P-805/AB抽出，經貧富液換熱器E-801A-D進入再生塔T-803。來自吸收一一穩定系統的液化氣，進入液化氣脫硫塔T-801下部與溶劑循環泵P-802/A、B抽出打入液化氣脫硫塔T-801頂部的二乙醇胺貧液在塔內逆流接觸脫掉液化

55、氣中的硫化氫H2S,脫去H2s的液化氣從塔頂出來后，與堿液泵P-703抽出的堿液在管線中?M合一起進入液化氣-堿液混合器MI-801,脫去液化氣中的環烷姓:，混合后的液化氣和堿液一起進入凈化液化氣沉降罐V-812進行沉降分離，液化氣從沉降罐頂部抽出后，與液化氣水泵P-801/A、B抽出的水混合，一切進入水洗堿混合器MI-802混合后一同進入水洗沉降罐V-813,液化氣從沉降罐頂出來后進液化氣砂濾塔T-804除去渣質后入液化氣罐。液化氣脫硫塔T-801底部的溶劑（富液經貧富液換熱器E-801A-D進入再生塔T-8033.2.4.3 溶劑再生來自干氣脫硫塔底和液化氣脫硫塔底部的溶劑富液經貧富液換熱

56、器E-801/A-D與來自再生塔底部高溫的貧液溶劑進行換熱至80-85C進入富液閃蒸罐V-803脫出溶解在溶劑（富液中的姓:，閃蒸出來的姓:氣體，從罐頂經壓力控制閥進入火炬系統。閃蒸后的富液溶劑進入再生塔T-803上部第三層塔盤進行解吸。再生塔底部熱量由塔底重沸器（E-804）提供，其熱源為1.0Mpa10kg/cm2蒸汽，塔頂溫度由回流來控制，頂溫為110C。再生塔頂氣體經再生塔頂冷卻器E-803冷卻后，進入酸性氣分離罐V-804,酸性氣體從罐頂出來后經壓力控制閥進入酸水汽提系統，再生后的溶劑貧液經貧液冷卻器被冷卻約45c進入溶劑緩沖罐V-805,然后用溶劑循環泵P-802/A、B抽出分別進入干氣脫硫塔和液化氣脫硫塔重新使用。3.2.4.4 溶劑的過濾和氮氣保護干氣、液化氣脫硫系統在富液管線和貧液管線上沒有設計過濾器，為了除去溶劑中懸浮物和雜質，設有過濾系統過濾，過濾量可全量通過也可部分流量通過。溶劑循環泵P-802/A、B從溶劑緩沖罐V-805