催化裂化的概述

1、催化裂化的概述主講人：齊旭東裝置概況裝置簡介一套催化裂化裝置建成投產(chǎn)于1971年，原設(shè)計為200萬噸/年蒸儲-催化裝置（一頂二裝置），兩器部分公稱能力為 60?萬噸？/?年IV型的催化裂解裝置。1985年改為80?萬噸？/?年 后置燒焦罐提升管催化裂化裝置。1999年6月改造為30?萬噸？/?年的催化裂解裝置，目的是多產(chǎn)丙烯等產(chǎn)品。2002年4月恢復(fù)為40-50萬噸/年催化裂化裝置。2004年反再系統(tǒng)擴能 至60萬噸/年，分離系統(tǒng)擴能至 80萬噸/年。2006年儀表改為DC或制，進料噴口f改為 CS-II 型，增上德爾塔余熱鍋爐等。1.1.1.2 歷年來重大技術(shù)改造情況a 1976年8月，由“

2、一頂二”改造為催化裂化和常減壓兩套裝置。b 1978年9月份，將再生器稀相段加高4.8米。c 1980年將吸收、解吸流程由單塔改為雙塔流程，吸收穩(wěn)定系統(tǒng)擴能至80萬噸/年。d 1981年，新上三級旋風(fēng)分離器及余熱鍋爐。e 1983年，新上煙氣輪機一主風(fēng)機一電動機組。f 1984年9月，將反應(yīng)器內(nèi)三組杜康型旋風(fēng)分離器改為二組布埃爾型旋風(fēng)分離器，再生 器內(nèi)五組杜康旋風(fēng)分離器全部更換。g 1985年,？將兩器系統(tǒng)由IV型催化裂化裝置改為后置燒焦罐提升管催化裂化裝置。h 1987年，將再生器分布板改為分布管，再生器內(nèi)集氣室改為外集氣室，旋風(fēng)分離器由杜康型改為PV型。i 1988年，對換熱流程進行調(diào)整，

3、將分儲系統(tǒng)各段回流及產(chǎn)品余熱與一套減壓原油及初 儲塔底換熱改為與本裝置原料油進行換熱。j 1992年，對氣壓機凝結(jié)水回收系統(tǒng)進行改造，每年可回收凝結(jié)水 6.4萬噸。沉降器內(nèi)兩級布埃爾型旋風(fēng)分離器更換。k 1999年將80萬噸/年后置燒焦罐提升管催化裂化裝置改造為30萬噸/年催化裂解裝置。具體改造內(nèi)容如下：反應(yīng)-再生系統(tǒng)提升管/沉降器/汽提段全部更換汽提段由2060X 6000改為3400X 11700,汽提段擋板更換為 11?層盤型擋板。 提升管全部更換為900/1300。沉降器內(nèi)旋風(fēng)分離器改造為三組兩級。 再生部分：取消原有燒焦罐，緩沖罐。新增空氣提升管 內(nèi)900X 3200/內(nèi)600X 9

4、048。取消原再生、半再生U型管，更換為待生、再生斜管，尺寸為內(nèi)600。改造原半再生滑閥為再生滑閥，新增待生滑閥，雙動滑閥利舊。原再生器輔助燃燒室取消，更換熱負荷為93MJ/h輔助燃燒室。新增一臺熱負荷為 45x 104KCal/h原料油加熱爐。主風(fēng)機系統(tǒng)K-101北臺主風(fēng)機：將原D 1000-31 1000Nm 3/min葉輪更換為D 1000-31 ,其余部分利舊。K-102中臺主風(fēng)機D 800-33 800Nm 3/min 禾U舊。新增2臺增壓機，流量 200Nn3/min ,入口壓力0.24Mpa, ?出口壓力0.34Mpa。分儲部分分福塔塔盤開孔數(shù)進行調(diào)整，增加二中回流系統(tǒng)。新增分儲

5、塔頂回流罐 D-107A (2800 X 7000)。吸收穩(wěn)定部分吸收塔、解吸塔塔盤開孔數(shù)進行調(diào)整。再吸收塔更換，新尺寸為1800X 26668。氣壓機利用原庫存一臺富氣壓縮機，型號DA250-72, 250Nm?/min ,入口壓力30.16Mpa,出 口壓力 1.6Mpa, ?原有氣壓機？DA220-72, 220Nm/min 做為備用。換熱器部分新增5臺，調(diào)整7臺，利舊36臺。機泵新增11臺，調(diào)整、更換機泵葉輪6臺，利舊16臺。l 2002年由30萬噸/年催化裂解裝置改造為 4060萬噸/年催化裂化裝置。具體改造內(nèi)容 如下：反應(yīng)增設(shè)切斷進料自保?；謴?fù)頂循環(huán)回流系統(tǒng)，輕柴換熱系統(tǒng)改造，增加

6、兩臺輕柴與蠟油換熱器，輕柴去再 吸收塔吸收劑增加單向閥。解吸塔，再吸收塔，穩(wěn)定塔塔盤開孔數(shù)進行調(diào)整。氣壓機利用原庫存一臺富氣壓縮機，型號 DA220-72, 220NriVmin ,入口壓力 0.015Mpa,出口壓力 0.85Mpa,原有氣壓機 DA250-72, 250Nm?/min 做為備用。m 2004年裝置進行大修，具體改造內(nèi)容如下：反應(yīng)系統(tǒng)提升管底部原預(yù)提升蒸汽分布環(huán)改為預(yù)提升蒸汽分布板。在原提升管進料口嘴位置改為2個喉管式汽油回?zé)拠娮臁Ｔ嫌?、回?zé)捰瓦M料噴嘴位置上移，并改為 BWJ-II型高效旋流式噴嘴。將原提升管急冷油噴嘴改為2個喉管式油漿回?zé)拠娮?，原油漿回?zé)拠娮烊∠Ｌ嵘芗s

7、30米標(biāo)高部位增加終止劑及急冷油注入口。去掉原提升管出口分布板，出口增設(shè)兩組粗旋快分器，并將提升管延長約13米。將反應(yīng)器內(nèi)旋風(fēng)分離器由三組二級更換為二組單級BY高效旋風(fēng)分離器。增加一個40ml催化劑罐。煙機入口風(fēng)動蝶閥改為電液蝶閥。分儲部分恢復(fù)低溫?zé)峄厥障到y(tǒng)，增加3臺冷卻器。D-111罐液界面儀表及液面計由北側(cè)移至南側(cè)，并增設(shè)界面指示報警。 吸收穩(wěn)定部分將穩(wěn)定塔底釜式重沸器改型為浮頭式重沸器，穩(wěn)定塔底增設(shè)液面控制系統(tǒng)。2006年裝置進行大修，具體改造內(nèi)容如下:一催裝置Dcsa表系統(tǒng)改造。提升管進料系統(tǒng)改造。新上德爾塔余熱鍋爐更換部分反應(yīng)控制閥及自保閥系統(tǒng)改造。反應(yīng)事故旁通集合管系統(tǒng)改造。蠟油水

8、箱蛇管掃線工藝改造。凈化風(fēng)及非凈化風(fēng)系統(tǒng)管線整理。操作室西北角地面閥組移位。油漿重柴油水箱管線和平臺整理增設(shè)分儲塔底補油集合管裝置循環(huán)水管線整體更換更換部分控制閥和部分儀表測量孔板更換分儲塔、吸收塔返塔各側(cè)線增設(shè)閥門分儲塔、吸收塔增設(shè)新的測壓開口裝置開工收汽油線整體更換o 規(guī)模DCC 30萬噸/年。FCC反再部分60萬噸/年；分儲穩(wěn)定系統(tǒng) 7080萬噸/年。2工藝原理1.1.2.1 反應(yīng)原理催化裂化所加工的原料是重質(zhì)儲分油和殘渣油，該石油儲分中有烷燒、烯燒、環(huán)烷煌、 芳香燒、膠質(zhì)、瀝青質(zhì)，同時含有硫、氮及重金屬。催化裂化反應(yīng)是石油儲分在催化劑作用 下發(fā)生的反應(yīng)；同時，還伴有非催化裂化反應(yīng)。非催

9、化反應(yīng)是在裂化條件下，熱力學(xué)上可能 進行的反應(yīng)。非催化反應(yīng)與催化裂化反應(yīng)相比是較少的。催化反應(yīng)主要有：裂化、異構(gòu)化、烷基轉(zhuǎn)移、氫轉(zhuǎn)移、環(huán)化、縮合、疊合等。a催化裂化反應(yīng)過程的 7個步驟 TOC o 1-5 h z a）反應(yīng)物由主氣流中擴散到催化劑表面.b）反應(yīng)物沿催化劑微孔向催化劑的內(nèi)部擴散.c）反應(yīng)物被催化劑內(nèi)表面吸附.d）被吸附的反應(yīng)物在催化劑內(nèi)表面上發(fā)生化學(xué)反應(yīng)e）反應(yīng)產(chǎn)物自催化劑內(nèi)表面脫附 .f）反應(yīng)產(chǎn)物沿催化劑微孔向外擴散 .g）反應(yīng)產(chǎn)物擴散到主氣流中去.催化反應(yīng)的速度取決于這7個步驟進行的速度，而速度最慢的步驟對整個反應(yīng)速度起決定性的作用而成為控制因素。裂化反應(yīng)主要是 C-C鍵的斷

10、裂。在碳原子數(shù)相同時反應(yīng)能力按烯煌烷基烯燃（烷基取代基C3或更高時）環(huán)烷燒烷煌芳煌。芳煌是很難裂化的。芳核油氣穩(wěn)定。b單體煌的催化裂化反應(yīng)種類：a）烷燒：主要發(fā)生分解反應(yīng)，分解成較小分子的烷燒和烯煌。例如：C16H34C6 H16 + C8 H18生成的烷燒又可繼續(xù)分解成更小的分子。烷燒分解時，都從中間的C一 C鍵處斷裂，而且分子越大也越易斷裂。異構(gòu)烷燒的反應(yīng)速度比正構(gòu)烷煌的快。b）烯煌：（a）分解反應(yīng)：分解為兩個較小分子的的烯燒。烯煌的分解反應(yīng)速度比烷燒的快得多。大分子烯煌的分解速度比小分子的快；異構(gòu)烯煌的分解速度比正構(gòu)烯煌 的快。（b）異構(gòu)化反應(yīng)：烯煌的異構(gòu)化反應(yīng)有兩種： 一種是分子骨架結(jié)

11、構(gòu)改變，正構(gòu)烯煌變成異構(gòu)烯燒；另一種是分子中的雙鍵向中間位置轉(zhuǎn)移。（c）氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)：一方面某些烯煌轉(zhuǎn)化為烷燒；另一方面，給出氫的化合物則轉(zhuǎn)化為芳煌或縮合程度更高的分子，甚至縮合至焦炭。（d）芳構(gòu)化反應(yīng)：烯燒環(huán)化并脫氫生成芳煌。c）環(huán)烷燒：環(huán)烷煌的環(huán)可斷裂生成烯燒，烯煌再繼續(xù)進行上述各項反應(yīng)。環(huán)烷煌也能通過氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)轉(zhuǎn)化成芳煌。帶側(cè)鏈的五元環(huán)烷煌也可以異構(gòu)化成六元環(huán)烷燒，再進一步脫氫生成芳煌。d）芳煌：芳煌核在催化裂化條件下十分穩(wěn)定。但連接在苯核上的烷基側(cè)鏈則很容易斷裂生成較小分子烯燒，而且斷裂的位置主要是發(fā)生在側(cè)鏈同苯核連接的鍵上。多環(huán)芳煌的裂化反應(yīng)速度很低，它們的主要反應(yīng)是縮合成稠環(huán)芳燒，最

12、后生成焦炭，同 時放出氫使烯燒飽和。c石油儲分的催化裂化反應(yīng)的特征：a）催化裂化反應(yīng)是個氣-固非均相反應(yīng)。催化反應(yīng)是在催化劑表面上進行的。原料進入反應(yīng)器后先吸熱氣化成氣體，然后經(jīng)過擴散-吸附-反應(yīng)-脫附-擴散等步驟后導(dǎo)出反應(yīng)器。從反應(yīng)過程來看，原料分子間首先是具備催化劑活性中心吸附， 才能進行化學(xué)反應(yīng)，因此原料中各類煌分反應(yīng)結(jié)果不僅取決于自身 的反應(yīng)速度，更重要的是取決于吸附能力。對于碳原子數(shù)相同的煌類分子，被吸附的難易程度大致如下：稠環(huán)芳煌稠環(huán)環(huán)烷煌烯燒單烷基側(cè)鏈的單環(huán)芳煌環(huán)烷煌烷煌對于同類燒，則分子量越大，越易被吸附。按化學(xué)反應(yīng)速度的高低順序排列，大致如下：烯煌大分子單烷基側(cè)鏈的單環(huán)芳煌異

13、構(gòu)烷煌及環(huán)烷煌小分子單烷基側(cè)鏈的單環(huán)芳煌 正構(gòu)烷煌稠環(huán)芳煌。顯然，燒類的吸附能力與化學(xué)反應(yīng)速度的排列順序并不一致。吸附在催化劑表面上的各類燒分子的多少， 除與吸附能力有關(guān)外，還與原料中含各類燒 多少有關(guān)。如果原料中含芳煌較多，它們吸附能力最強而化學(xué)反應(yīng)速度卻最低， 長時間停留 在催化劑上，不易脫附，甚至縮合成焦碳，使催化劑失去活性。b）催化裂化反應(yīng)是個平行-順序反應(yīng)。催化反應(yīng)可同時向幾個方向進行，而且中間反應(yīng)的產(chǎn)物還可繼續(xù)進行反應(yīng)，這樣的反應(yīng)是平行-順序反應(yīng)3工藝流程說明反應(yīng)再生系統(tǒng)a進料預(yù)熱及加熱部分進料泵（P-802/A、B）將原料蠟油自中間罐區(qū)蠟油罐（421、422）抽出，經(jīng)蠟油一頂循換

14、 熱器（E-804/AB ）、蠟油一輕柴換熱器 （E-801/DE ）、蠟油一油漿換熱器 （E-818/AB、E-817/AB ） 換熱，升溫至220c左右后，進入提升管進料環(huán)管，然后分四路進入提升管進料噴嘴。來自 分儲塔的回?zé)捰?，?jīng)回?zé)捰捅茫≒-803/A、B）抽出后，進入提升管進料集合管。來自分儲塔的回?zé)捰蜐{，經(jīng)分儲塔底油漿泵（P-114/A、B C）抽出后，一路進入提升管進料集合管，另一路進入提升管中部。b反應(yīng)系統(tǒng)c經(jīng)進料噴嘴進入提升管內(nèi)的混合原料油與來自再生器（F-102）的約700 c高溫再生催化劑接觸，立即汽化并反應(yīng)，反應(yīng)油氣攜帶催化劑經(jīng)過兩組粗旋快分器對油氣和催化劑進 行分離，反

15、應(yīng)油氣再進入兩組單級BY高效型旋風(fēng)分離器，進一步分離催化劑，分離出來的油氣去分儲塔，積有焦炭的少量催化劑經(jīng)BY高效型旋風(fēng)分離器料腿流入沉降器床層。經(jīng)過兩組粗旋快分器分離出的待生催化劑向下經(jīng)料腿流入沉降器床層。待生催化劑向下進入汽提段，汽提段上、中、下通入四路過熱水蒸汽進行汽提，將待生催化劑中夾帶的反應(yīng) 油氣汽提出來進入 BY高效型旋風(fēng)分離器。汽提后的待生催化劑經(jīng)待生斜管進入空氣提升 管。正常操作時，反應(yīng)壓力由氣體壓縮機入口管線上的壓力調(diào)節(jié)器或氣體壓縮機入口放火 炬蝶閥控制在 0.10.15Mpa。反應(yīng)溫度由再生滑閥開度控制，正常操作時，提升管出口 溫度控制為475510C。d再生系統(tǒng)來自汽提段

16、的待生催化劑，進入空氣提升管，增壓風(fēng)從空氣提升管底部進入，少量增壓風(fēng)分段進入空氣提升管將待生劑提升至再生器，主風(fēng)經(jīng)輔助燃燒室至再生器。在再生器密相床中，燒掉催化劑中積存的焦炭。產(chǎn)生的再生煙氣所攜帶的大量催化劑在再生器稀相中沉積 下來，未沉降的催化劑與煙氣一起進入五組兩級PV型旋風(fēng)分離器，分離出來的煙氣（0.12Mpa, 700 C）進入外集氣室通過高溫?zé)煔夤芫€，經(jīng)三旋至煙氣輪機做功后，溫度變?yōu)?20c煙氣至余熱鍋爐（E-132）發(fā)生蒸汽，煙氣溫度降至200240c去煙囪放空。再生后的再生催化劑經(jīng)再生斜管-進入進料提升管參與反應(yīng)。再生器的壓力由三旋出口頂部雙動滑 閥控制，正常操作時壓力控制0.1

17、0.16Mpa,再生溫度650-700 C。分微系統(tǒng)來自反應(yīng)器的油氣（0.10.15MPa, 475510C）進入分儲塔（0-103）下部。分儲塔 脫過熱段為7層人字型檔板，130層為舌型塔板，3235層為浮閥塔板，油氣自下而上通 過人字型檔板、舌型塔板、浮閥塔板，經(jīng)分儲后得到油漿、回?zé)捰?、催化柴油、粗汽油、?化氣體。為了提供足夠的內(nèi)回流并使塔的汽液相負荷比較均勻，分儲塔分別建立了四個循環(huán)回流，一個冷回流。循環(huán)油漿從分儲塔底部抽出，經(jīng)兩個油漿沉降罐（D-121/AB ）,通過油漿泵（P-114A、B、C）升壓后，進入過濾器（D-120/AB）后與蠟油-油漿換熱器（E-817AB、E-818A

18、、B） 換熱，再經(jīng)油號蒸發(fā)器（E-119）,換熱至240C, 一部分返回分儲塔人字檔板上部，另一部 分返回分福塔下部，少部分送至油漿冷卻水箱（E-1180）冷卻至70-90C,做為外甩油漿送至中間罐區(qū)531罐，油漿回?zé)捊?jīng)油漿泵出口至反應(yīng)進料提升管回?zé)挕６醒h(huán)回流（包括回?zé)捰停┯煞謨λ谌龑铀遄粤魅牖責(zé)捰凸蓿―-108）,溫度330C,然后用二中循環(huán)回流泵（P-803A、B）抽出，分三路，一路做為二中循環(huán)回流， 做穩(wěn)定塔（C-106） 底重沸器（E-127）的熱源，冷卻至 200C,之后返回分儲塔第五層塔板；另一路做為內(nèi)回 流進入分儲塔第二層塔板和分儲塔底補油；再一路入反應(yīng)進料提升管進行回?zé)?/p>

19、。一中循環(huán)回流自分儲塔（0-103）第15層塔板用一中循環(huán)回流泵（P-110A、B）抽出， 抽出溫度270C,送至解吸塔（C-104B）底做為重沸器（E-123A）的熱源，然后進一中蒸發(fā) 器發(fā)生蒸汽，最后入一中冷卻器（E-105）,經(jīng)循環(huán)水冷卻至110c返回分儲塔第18層塔板。催化柴油和貧吸收油自分儲塔第 20 （22、24）層塔板自流入輕柴油汽提塔（ 0-107）, 經(jīng)蒸汽汽提后用輕柴油泵（P-109A、B）抽出，經(jīng)輕柴-蠟油換熱器（E-801/DE）,貧吸收油 一富吸收油換熱器（E-131/CD）,然后再進輕柴油冷卻器（E-131B）冷卻至40Co 一部分做 為貧吸收劑送至再吸收塔（0-1

20、05）做為吸收劑，富吸收油在貧吸收油一富吸收油換熱器中換熱升溫至120c返回分儲塔第24層塔板。其他部分做為產(chǎn)品出裝置。塔頂循環(huán)回流自分儲塔 31層經(jīng)頂循環(huán)回流泵（P-106A、B）抽出，抽出溫度135C,先 后經(jīng)過頂循環(huán)回流-蠟油換熱器（E-804/AB）,頂循環(huán)回流-軟化水冷卻器（E-802）,頂循環(huán) 回流-循環(huán)水冷卻器（E-115）冷卻至70c后返回分儲塔頂（35層）。分儲塔頂溫度120C ,壓力0.086MPa,分儲塔頂油氣先經(jīng)分儲塔頂前冷器（E-114/AG）,冷至60c進入分儲塔頂回流罐（D-107A）,罐內(nèi)粗汽油經(jīng)分儲塔冷回流泵（P-108A、B）抽出，一部分做為分儲塔頂冷回流進

21、入分儲塔第35層塔板，另一部分與分儲塔頂回流罐中未冷凝的氣體一起進入分儲塔頂后冷器冷至40 c后進入分儲塔頂油氣分離器（D-107B）,在分儲塔油氣分離器中分離出的粗汽油用粗汽油泵（P-107AB）送至吸收塔，分出的富氣進入氣體壓縮機壓縮后送至吸U塔進一步吸收。D-107A、B排出的含硫污水，送出至含硫污水罐（D-111）,經(jīng)含硫污水泵（P-103A、B）升壓后送至污水汽提裝置處理。處理后的凈化水， 又返回D-107A、D-109進行洗滌。 1.1.3.3吸收解吸系統(tǒng)從分儲系統(tǒng)（D-107B）來的富氣被氣體壓縮機壓縮到0.85MPa,溫度約113c后，與解吸氣一并送入氣壓機出口冷卻器，在冷卻器

22、人口注入凈化水進行洗滌，冷卻至45 C,然后與富吸收油一起經(jīng)后冷器（E-121/CD）冷卻至 40 c后一同進入氣壓機出口油氣分離器（D-109）,進一步分離為凝縮油和不凝氣，不凝氣進入吸收塔 （C-104A）底，與來自D-107B的粗汽油和從穩(wěn)定汽油泵（P-118A、B）送來的穩(wěn)定汽油補充吸收劑逆流接觸。氣體中 Q及 以上重組分大部分被吸收，為了取走吸收時放出的熱量，在吸收塔中部分別設(shè)置二個中段回 流，經(jīng)冷卻器（E-122/BCDE）冷卻后再返回吸收塔。塔底富吸收油經(jīng)吸收塔底泵（P-801）抽出送入冷卻器后進入 D-109。C-104A頂出來的貧氣進入 C-105下部，與從分儲部分來的輕 柴吸收劑逆流接觸，以吸收氣體中夾帶的汽油組分。吸收后的干氣送至氣體脫硫裝置，富吸收油則靠C-105的壓力自流到 E-131/CD與貧吸收油換熱后再返回分儲塔。凝