催化裂化4課件

1、PF=V(1-) 顆粒PF=V床P=H床床中催化劑藏量W=V床可進一步推導出床層空隙率=1-床/顆粒19.5流態(tài)化基本原理例題：再生器床層總壓降為14000Pa，高度為12m。床層有效截面積為50m2，求再生器的平均密度和床層總藏量為多少？（118.93kg/m3,71358kg)29.5流態(tài)化基本原理例題：某再生器床層線速為1.2m/s, 床層密度為150Kg/m3, 若催化劑骨架密度和顆粒密度分別為(骨)=2000Kg/m3, (顆)=1200Kg/m3，試計算顆?？紫堵屎痛矊涌障堵?。39.5流態(tài)化基本原理9.5 流態(tài)化基本原理 2、 氣固流態(tài)化域 裂化催化劑顆粒流化床的流化狀態(tài)與床層內(nèi)的

2、表觀氣速有關，隨氣速的增大，床層可分為不同的流化狀態(tài)，或稱為不同的流態(tài)化域。 固定床固體顆粒相互緊密接觸，呈堆積狀態(tài)。 散式流化床固體顆粒脫離接觸，但均勻地分散在流化介質(zhì)中，床層界面比較清晰而穩(wěn)定，已具有流體特性。 49.5 流態(tài)化基本原理 鼓泡流化床隨著uf的增大，流化床中出現(xiàn)了氣體的聚集相-氣泡。在氣泡上升至床層表面時，氣泡破裂將部分顆粒帶到床面以上，形成了稀相區(qū)，在床面以下則是密相區(qū)。 湍動床氣體uf增大到一定程度時,由于氣泡不穩(wěn)定而使氣泡分裂成更多的小氣泡,氣泡分布較為均勻。此時氣體夾帶固體顆粒量增大，使稀相區(qū)的固體濃度增大,稀密相的界面變得模糊不清。53、臨界流化速度和終端速度7 對

3、于有一定粒徑分布的固體顆粒，在計算其直徑時應采用平均粒徑。9.5流態(tài)化基本原理由公式可看出以下幾點：（1）顆粒密度越大，越不易流化；（2）流體密度越大，越易流化；（3）流體的粘度越大越有利于流化書上P336：例題8-189.5流態(tài)化基本原理9.5 流態(tài)化基本原理（2） 流化床的膨脹比 床層的流化床的床高與起始流化時的床高之比叫膨脹比。 根據(jù)床中固體質(zhì)量相等關系，可推導出： H/H0= 0/109.5流態(tài)化基本原理（1）鼓泡床的基本現(xiàn)象 如果床層的直徑足夠大，而且氣體的流速不太大時，即器壁的影響各氣泡之間的影響可以忽略不計，我們可以觀察到單個氣泡的運動情況。 氣泡的發(fā)生與形狀 氣泡的上半部分呈半

4、環(huán)形，氣泡的尾部則有一個凹入的部分，稱為尾波區(qū)，體積占球形體積的20-30%。尾波區(qū)夾帶有固體顆粒，而氣泡相對則基本不含固體顆粒。 112、鼓泡流化床和湍動床9.5流態(tài)化基本原理氣泡運動與返混 氣泡上升過程中，尾波區(qū)的壓力較低，氣泡周圍的固體顆粒被引至尾波區(qū)并隨氣泡向上運動。當尾波區(qū)夾帶的固體顆粒較多時，它變得不穩(wěn)定，于是上升的過程中會甩下一部分夾帶的顆粒，而其余的仍被帶上去。當氣泡升至床層界面時，氣泡破裂，尾波區(qū)的顆粒散落下來。這是固體顆粒的返混。 129.5 流態(tài)化基本原理 氣泡對流化和反應的影響 氣泡的長大，使得氣泡內(nèi)的氣體量增大，這些氣體不能和催化劑很好地接觸，所以沒有經(jīng)過反應就離開床

5、層，對反應是不利的。 氣節(jié)（騰涌） 在直徑較小的流化床中，有時氣泡能長大到和床層直徑大小一樣，形成了一層氣泡相，一層固體顆粒相，這種現(xiàn)象稱為氣節(jié)。在氣節(jié)狀態(tài)時，操作壓力波動甚至會發(fā)生反應器振動。 149.5 流態(tài)化基本原理溝流 在大型鼓泡床中，氣泡經(jīng)常不是在整個床截面中均勻分布而是形成幾個鼓泡中心，氣泡聚合后沿幾條“捷徑”上升。當氣速增大及床高增加時，鼓泡趨于集中，甚至幾乎只集中于床層中央部分。嚴重的鼓泡集中使氣泡連續(xù)沿著“捷徑”上升而形成短路，這種現(xiàn)象叫溝流。發(fā)生溝流時，局部床層的壓降下降。顯然溝流對催化裂化反應是不利的。159.5流態(tài)化基本原理稀相段 密相段以上的空間叫稀相段。由于氣速減小

6、，稀相段含有固體顆粒少，密度小。 當氣速較低時，稀密相的差別大，兩相間的界面明顯，而氣速增大的則界面不明顯。179.5 流態(tài)化基本原理 （3） 輸送分離高度 氣體離開床層界面時，床層中的某些固體顆粒也被氣體攜帶至稀相段，這些被夾帶的固體顆粒有大有小也有的是顆粒團，在隨著氣體上升的過程中，由于重力的作用，較大的顆?；蛄F速度逐漸減慢，然后轉(zhuǎn)變方向重新落回床層，小的繼續(xù)隨氣體向上運動。因此在密相床以上的某個高度，氣體中夾帶的固體顆粒濃度基本保持不變，這個高度就稱為輸送分離高度（TDH）。18達到分離高度以后氣體中所攜帶的固體量不會再減少，這個固體量就稱為飽和帶出量。思考：為什么在實際裝置上稀相段的

7、直徑大于密相段？從輸送分離高度的定義來看，常規(guī)反應器中的旋風分離器的入口和密相床的界面之間的距離應大于TDH。199.5流態(tài)化基本原理（4）湍動床的主要特點當氣速增大到一定程度，流化床進入湍動床階段。對湍動床的機理研究不是很充分，從目前研究情況來看，與鼓泡流化床相比，湍動床的主要特點：氣速更高，返混和氣泡直徑變小，氣泡數(shù)量增多，氣體與固體顆粒之間的傳質(zhì)系數(shù)增大。209.5流態(tài)化基本原理9.5流態(tài)化基本原理3、高速（快速）流化床 快速流化床與湍流床的一個重要區(qū)別在于快速床的氣速已增大到必須依靠提高固體顆粒的循環(huán)量才能維持床層的密度。 催化裂化的燒焦罐式再生器操作氣速多在1-2m/S屬于快速，在快

8、速床階段，氣泡相轉(zhuǎn)化為連續(xù)含顆粒的稀相，而連續(xù)乳化相逐漸變成由組合松散的顆粒群（絮團）構成的密相?；蛘哒f在快速流化床，氣泡趨向于消失而在床層內(nèi)呈現(xiàn)不同的密度分布。 在快速流化床內(nèi)，氣體和固體顆粒有返混現(xiàn)象。 219.5流態(tài)化基本原理4、流化床反應器的特點 （1）由于流化床的傳熱速率高和返混，床層的各部分溫度均勻，避免局部高溫現(xiàn)象，對再生反應是有利的。（2）流化床中氣泡的長大、氣節(jié)、溝流的發(fā)生使氣體與固體顆粒的接觸不充分，對反應不利。對催化裂化再生器氣泡的存在使氣-固之間的傳質(zhì)速率降低，使燒焦反應過程常常表現(xiàn)為擴散控制而降低了燒焦速率。22在再生器里，由于返混，床層中的有效催化劑含炭量降到與再劑

9、含炭量相同，氣體中的有效氧濃度下降，再生反應速率下降。249.5流態(tài)化基本原理9.5流態(tài)化基本原理（3）流態(tài)化使固體具有流體的性質(zhì)，裝卸、輸送都較為靈活方便，這對需要大量固體循環(huán)反應系統(tǒng)是有利的。（催化裂化反應器和再生器）。兩器可以不用傳熱構件（催化劑起熱載體作用；流化床溫度分布均勻）。 259.5流態(tài)化基本原理三、提升管中的氣固流動（垂直管中的稀相輸送） 1、稀相輸送與密相輸送的界限 提升管內(nèi)氣-固混合物呈稀相狀態(tài)同時向上流動。提升管內(nèi)的氣固混合物的密度大約是幾千克每立方米，屬于稀相輸送的范疇。通常以100kg/m3作為區(qū)分稀相輸送與密相輸送的界線。 279.5流態(tài)化基本原理2、催化劑的滑落

10、和滑落系數(shù) 提升管中的氣速比流化床高得多，工業(yè)裝置一般采用油氣進口處的線速為4.57.5m/s，在提升管出口處的氣體線速增達到818m/s，催化劑也由比較低的初速度逐漸加快到接近油氣的速度。催化劑顆粒是被油氣攜帶上去的，它的上升速度總是比氣體的速度低一些，這種現(xiàn)象稱為催化劑的滑落*。 即稀相輸送是靠氣體的運動來推動固體顆粒而進行輸送的。28催化劑被加速之后，催化劑的線速us應等于氣體線速uf與催化劑的自由降落速度ut（也是終端速度）之差。氣體氣體線速uf與催化劑的線速us之比稱為滑落系數(shù)。 滑落系數(shù)=uf/us=uf/(uf-ut) 顯然氣速越大，滑落系數(shù)越小，返混越小。299.5流態(tài)化基本原

11、理在提升管內(nèi)，由于氣速高，催化劑與油氣在提升管內(nèi)接觸時間短，而且催化劑滑落系數(shù)接近于1，返混很小，這樣大大減少了二次反應。對分子篩催化劑是有利的。 309.5流態(tài)化基本原理3、噎塞速度需要分析提升管內(nèi)單位管長的壓降與氣速的關系。在垂直管路中隨著氣速的降低，固體顆粒上升的速度減慢，管路中的密度不斷增大，最后造成管線突然堵塞，這時的氣體線速度稱為噎塞速度。319.5流態(tài)化基本原理噎塞速度主要取決于催化劑的篩分組成、顆粒密度等物性。此外管內(nèi)固體質(zhì)量流速越大或管徑越大，噎塞速度越高。為了在提升管內(nèi)維持良好的流化狀態(tài)，管內(nèi)氣速必須大于噎塞速度。329.5流態(tài)化基本原理9.5流態(tài)化基本原理四、催化劑的循環(huán)

12、 流化催化裂化兩器之間有大量的催化劑循環(huán)，這是催化劑完成反應-再生和傳遞熱量的需要，因此順利循環(huán)也是一個重要的問題。 流化催化裂化裝置的催化劑循環(huán)采用密相輸送的方法，提升管催化裂化裝置采用斜管或立管輸送，在輸送管內(nèi)密度為400600kg/m3，稱為密相輸送。密相輸送的兩種形態(tài)： 33粘滑流動 當固體顆粒向下流動時，氣速較低，不足以使固體流化起來。固體陣發(fā)生性向下移動。多發(fā)生在粗粒向下運動。這種流動叫粘滑流動。移動床反應器內(nèi)催化劑運動。充氣流動 氣一固混合物具有連續(xù)的流動性，可以向任意方向流動，多發(fā)生在細粒的流動。這種流動叫充氣流動。充氣流動時，氣體的流速應稍高于固體顆粒的起始流化速度、粘滑流動

13、主要粗顆粒的向下流動，充氣流動主要發(fā)生在細顆粒的流動，例如催化裂化各循環(huán)管中。349.5流態(tài)化基本原理9.5 流態(tài)化基本原理 1、 密相輸送原理 為了說明密相輸送的原理可以做這樣一個實驗，實驗如圖： 35h1h2hP1P2水汽當閥打開時，水就會從左管流向右管，而在流動時推動力 = 阻力 當流速不大，Pa值較小，可以忽略，上式可寫作：密相輸送時，固體顆粒不被氣體加速，而是在少量氣體松動的流化狀態(tài)下靠靜壓差的推動來進行集體運動。在提升管式催化裂化裝置，常用斜管進行催化劑輸送，上述輸送原理也同樣適用。 36式中為斜管中的密度，pf,v pf,t分別為滑閥及管路的摩擦壓降。方程式的左方即流動的推動力。

14、在設計輸送斜管時必須注意斜管的傾斜角度。9.5流態(tài)化基本原理9.5 流態(tài)化基本原理 催化劑的休止角 如圖由小孔流出的固體顆粒在下面形成一個錐體，錐體斜面與水平面的夾角叫休止角。當固體顆粒在傾斜角小于休止角時，固體顆粒留在斜面上不會落下。因此，催化劑斜管輸送時必須大于休止角。工業(yè)裝置斜管與水平面的夾角一般為63550 （斜管與垂線的夾角一般為27550)。37382、充氣流動的壓降與一般流體流動相似，氣固混合物在流化狀態(tài)下由1點流到2點時的壓降： P1-P2=gh+Pa+Pf,t+Pf,v(1)料柱靜壓Ph的求法由氣體和固體顆粒的流量計算。先計算氣固混合物的密度。 =（wg+ws)/(vg+vs

15、) 可簡化為：=ws/vg對氣速不過高的向上運動，應考慮滑落系數(shù)。9.5流態(tài)化基本原理由實測兩點壓差(P)計算h=P1-P2-（Pa+Pf,t+Pf,v）=P1-P2-（Pa+Pf,t+Pf,v）/gh在實際生產(chǎn)過程中，由于計算Pa、Pf,t、Pf,v較麻煩而且不易算準，因此上式可簡化為P/（gh），視密度399.5流態(tài)化基本原理Pa、Pf,t、Pf,v的計算公式見書P344.3、催化劑循環(huán)線路的壓力平衡 壓力平衡的任務是保證催化劑在兩器之間按要求的循環(huán)量進行正常循環(huán)，并在輸送系統(tǒng)的立管、斜管建立足夠的料封防止操作壓力波動時催化劑發(fā)生倒流事故。再生線路和待生線路的推動力和阻力應該平衡。409.

16、5流態(tài)化基本原理一、催化裂化工藝流程419.6 催化裂化工藝過程一、 催化裂化工藝流程42一、催化裂化工藝流程431.反應一再生系統(tǒng) 新鮮原料油經(jīng)換熱后與回煉油混合，經(jīng)加熱爐加熱至180320后至提升管反應器下部的噴嘴，原料油由蒸汽霧化并噴入提升管內(nèi)，在其中與來自再生器的高溫催化劑(600750)接觸，隨即汽化并進行反應。油氣在提升管內(nèi)的停留時間很短，一般只有幾秒鐘。反應產(chǎn)物經(jīng)旋風分離器分離出夾帶的催化劑后離開反應器去分餾塔。積有焦炭的催化劑(稱待生催化劑)由沉降器落入下面的氣提段。氣提段內(nèi)裝有多層人字形擋板并在底部通入過熱水蒸氣。待生催化劑上吸附的油氣和顆粒之間的空間的油氣被水蒸氣置換出而返

17、回上部。經(jīng)氣提后的待生劑通過待生斜管進入再生器。441.反應一再生系統(tǒng) 再生器的主要作用是燒去催化劑上因反應而生成的積炭，使催化劑的活性得以恢復。再生用空氣由主風機供給，空氣通過再生器下面的輔助燃燒室及分布管進入流化床層。對于熱平衡式裝置，輔助燃燒室只是在開工升溫時才使用，正常運轉(zhuǎn)時并不燒燃燒油。再生后的催化劑(稱再生催化劑)落入淹流管，再經(jīng)再生斜管送回反應器循環(huán)使用。再生煙氣經(jīng)旋風分離器分離出夾帶的催化劑后，經(jīng)雙動滑閥排入大氣。 452.分餾系統(tǒng)由反應器來的反應產(chǎn)物油氣從底部進入分餾塔，經(jīng)底部的脫過熱段后在分餾段分割成幾個中間產(chǎn)品：塔頂為汽油及富氣，側(cè)線有輕柴油、重柴油和回煉油，塔底產(chǎn)品是油

18、漿。輕柴油和重柴油分別經(jīng)氣提后，再經(jīng)換熱、冷卻后出裝置。46催化裂化裝置的分餾塔的特點進料是帶有催化劑粉塵的過熱油氣。因此分餾塔底設有脫過熱段。一般設有多個循環(huán)回流：塔頂循環(huán)回流、一至兩個中段循環(huán)回流、油漿循環(huán)回流。塔頂回流采用循環(huán)回流而不用冷回流。 減小分餾系統(tǒng)的壓降，提高富氣壓縮機的入口壓力。 473.吸收一穩(wěn)定系統(tǒng)吸收一穩(wěn)定系統(tǒng)主要由吸收塔、再吸收塔、解吸塔及穩(wěn)定塔組成。從分餾塔頂油氣分離器出來的富氣中帶有汽油組分，而粗汽油中則溶解有C3、C4組分。吸收一穩(wěn)定系統(tǒng)的作用就是利用吸收和精餾的方法將富氣和粗汽油分離成干氣(C2)、液化氣(C3、C4)和蒸汽壓合格的穩(wěn)定汽油。489.6 催化裂

19、化工藝過程一、提升管反應器 提升管的基本形式如圖 49提升管反應器是一根長30-40m的管道，介質(zhì)是油氣和催化劑提升管下端油氣速度一般為4-7m/s，出口油氣速度為12 -18m/s;油氣停留時間2-4S。終止反應技術；混合溫度控制技術抑制二次反應提升管反應器的結(jié)構： (1) 提升管反應器預提升段：催化劑從再生斜管進入提升管的預提升段，提升段的作用就是加速催化劑，使其在進入反應器時有一定的線速和催化劑在軸向有良好的分布。原料入口：在提升管的底部預提升段的頂部，為了選擇性裂化也有的裝置在提升管的中部和上部設有入口。進料霧化噴嘴：使原料霧化，提高霧化效果，有利于原料的汽化和反應。509.6 催化裂

20、化工藝過程出口快速分離器：快速分離器的作用是使催化劑和反應產(chǎn)物在離開提升管反應器以后迅速地分離，防止二次反應。51快速分離機構的形式有多種多樣，比較簡單的有傘帽形、T字形的構件，現(xiàn)在用得比較多的是初級旋風分離器 9.6 催化裂化工藝過程 (2) 反應沉降器 反應沉降器在提升管反應器的上部，有提升管反應器出來的反應油氣進入反應沉降器進行催化劑和油氣的自由沉降分離，沒有沉降下來的催化劑進入設在沉降器頂部的旋風分離器進行繼續(xù)進行分離。沉降器的氣體線速比較低，一般為0.6-0.8m/s。529.6 催化裂化工藝過程 (3) 汽提段 汽提段設在沉降器的下部，內(nèi)部設有蒸汽管和汽提擋板，作用是對從沉降器落到

21、汽提段的催化劑用水蒸汽進行汽提，汽提出催化劑顆粒間和空隙內(nèi)的油氣。減少油氣損失提高油品的收率，降低焦炭產(chǎn)率，減少再生器燒焦負荷。汽提效果受水蒸氣用量和汽提段的結(jié)構影響。539.6 催化裂化工藝過程重油催化裂化技術（1）兩段提升管催化裂化技術（TSRFCC）：采用兩段提升管反應器，第一段進新鮮原料，與再劑接觸一段時間后進入油氣和待劑分離系統(tǒng)；未轉(zhuǎn)化的原料（循環(huán)油）進入第二段，與再劑接觸進一步反應。工業(yè)應用結(jié)果表明輕質(zhì)油收率提高，干氣產(chǎn)率下降。549.6 催化裂化工藝過程多產(chǎn)異構烷烴的催化裂化技術（MIP） 采用新型的反應系統(tǒng)和相應的工藝條件，選擇性的抑制裂化反應，促進氫轉(zhuǎn)移反應和異構化反應，主要

22、目的是降低汽油烯烴含量。反應系統(tǒng)分為兩個反應區(qū)，第一反應區(qū)以裂化反應為主，采用較高的反應溫度和較大的劑油比；第二反應區(qū)采用較低的反應溫度和較長的反應時間，增加氫轉(zhuǎn)移反應和異構化反應，抑制二次裂化反應。559.6 催化裂化工藝過程催化裂化汽油輔助反應器改質(zhì)技術 依托原有催化裂化裝置，增設了一個單獨的提升管與湍動床層相組合的輔助反應器，對催化裂化汽油進行進一步改質(zhì)，促進需要的氫轉(zhuǎn)移反應和異構化反應，抑制不需要的裂化反應，從而達到降低汽油烯烴含量、維持汽油辛烷值基本不變以生產(chǎn)清潔汽油的目的。569.6 催化裂化工藝過程 三、再生器 燒去催化劑表面的積碳恢復催化劑的活性，再生器的主要要技術要求：再生劑

23、含碳低(一般要求低于0.2%，甚至要求達到0.05%-0.1%)； 較高的燒焦強度:100-250 kg/t.h ； 催化劑減活與磨損條件比較緩和； 易于操作，能耗和投資少；能滿足環(huán)境要求。579.6 催化裂化工藝過程58殼體內(nèi)的上部為稀相區(qū)，下部為密相區(qū)。密相區(qū)的有效藏量由燒碳負荷及燒碳強度確定。根據(jù)密相區(qū)的有效藏量和固體密度可決定密相區(qū)的容積。密相區(qū)的直徑由空塔氣速決定。一般有兩種情況，一種采用較低氣速，0.5-0.9m/s；一種采用較高氣速，1.0-1.5m/s。密相區(qū)的直徑和容積確定后，即可確定其高度。密相區(qū)的床層高度一般為5-7m。9.6 催化裂化工藝過程為了避免過多地帶出催化劑，對

24、堆積密度較小的催化劑一般采用0.60.7m/s，對堆積密度較大的催化劑則可采用0.80.9m/s。從密相區(qū)向上到一級旋風分離器入口之間的稀相空間高度應大于TDH。 再生器內(nèi)裝有兩級串聯(lián)的旋風分離器，其回收固粒的效率應在99.99以上。在燒焦負荷大的再生器內(nèi)裝有幾組旋風分離器，它們的升氣管連接到一個集氣室將煙氣導出再生器。在再生器下部裝有空氣分布器。 609.6 催化裂化工藝過程分布器可分為分布板（蝶形）和分布管（樹枝形或環(huán)形）619.6 催化裂化工藝過程重催再生器需設取熱設備：a.內(nèi)取熱式 ； b.外取熱式629.6 催化裂化工藝過程 1、再生的形式63工業(yè)上再生器的主要形式可分為三類：單段再

25、生、兩段再生、快速床再生9.6 催化裂化工藝過程（1）單段流化床再生單段再生是只用一個流化再生器來完成全部再生過程。由于工藝和設備結(jié)構比較簡單，故至今仍被廣泛采用。對分子篩催化劑，單段再生的溫度在650700之間，當催化劑的水熱穩(wěn)定性好時，有的還提高到730，但高溫也會受到設備材質(zhì)的限制。單段再生的主要問題是再生溫度的提高受到限制和密相床層的有效催化劑含碳量低。649.6 催化裂化工藝過程65（2）兩段再生兩段再生是把燒碳過程分為兩個階段進行。在第一段，燒去總燒碳量的約80%85 %；余下的在第二段再用空氣及在更高的溫度下繼續(xù)燒去。兩段再生可以在一個再生器筒體內(nèi)分隔為兩段來實現(xiàn)，也可以在兩個獨

26、立的再生器內(nèi)實現(xiàn)。9.6 催化裂化工藝過程66兩段再生的主要優(yōu)點兩段再生是把燒碳過程分為兩個階段進行 對于全混床反應器，第一段出口的半再生劑的含碳量高于再生劑的含碳量，從而提高了燒碳速率； 在第二段再生時可以用新鮮空氣（提高了氧的對數(shù)平均濃度）和更高的溫度，提高了燒碳速率； 9.6 催化裂化工藝過程第二段內(nèi)的水氣分壓可以很低，減輕了催化劑的水熱老化；且第二段的催化劑藏量比單段再生器的催化劑藏量低，停留時間較短。因此，第二段可采用較高的再生溫度。679.6 催化裂化工藝過程從流化域來看，單段再生和兩段再生都屬于鼓泡床和湍流床的范疇，傳遞阻力和返混對燒碳速率都有重要的影響。如果把氣速提高到1. 2

27、m/s以上，而且氣體和催化劑向上同向流動，就會過渡到快速床區(qū)域。在快速流化床區(qū)域，必須有較大的固體循環(huán)量才能保持較高的床層密度 。燒焦罐再生(亦稱高效再生)就是循環(huán)流化床的一種方式 689.6 催化裂化工藝過程69循環(huán)管是燒焦罐再生器的獨有設備，它的作用是把熱催化劑從二密相返回燒焦罐，提高燒焦罐底部溫度和燒焦罐密度，以提高燒焦速度并增加燒焦能力。9.6 催化裂化工藝過程快速床(循環(huán)流化床)再生優(yōu)點1.氣相轉(zhuǎn)化成連續(xù)相，催化劑顆粒變?yōu)榉稚⑾?，這種狀況對氧的傳遞十分有利，從而強化了燒碳過程 。隨著氣速的提高，返混程度減小，中、上部接近于平推流，也有利于燒碳強度的提高。709.6 催化裂化工藝過程9

28、.7 渣油催化裂化 重油（渣油）與蠟油的主要差別表現(xiàn)：（1）重油不僅分子量大，而且含芳烴較多，特別是稠環(huán)芳烴較多，而且膠質(zhì)、瀝青質(zhì)含量遠比瓦斯油多。這種化學組成上的差異明顯地表現(xiàn)重油的殘?zhí)恐当韧咚褂偷母叩枚?。?）重油的重金屬含量高，例如鎳含量比瓦斯油高約200倍。（3）重油含硫、含氮量高。渣油催化裂化的主要技術因難 焦炭產(chǎn)率高： 造成焦炭產(chǎn)率高的原因是重油的HC比較低、含稠環(huán)芳烴較多、膠質(zhì)和瀝青質(zhì)含量高以及金屬污染催化劑。重金屬污染催化劑產(chǎn)品含硫含氮量高渣油催化裂化對催化劑的要求抗金屬污染：降低催化劑比表面積焦炭和氫氣選擇性：孔徑大的超穩(wěn)Y分子篩水熱穩(wěn)定性：再生溫度高耐磨性能：主風量和煙氣量

29、大重油轉(zhuǎn)化能力：擔體活性高良好的汽提性能：避免油氣浪費渣油催化裂化的操作條件：1、反應時間：渣油催化裂化應采用比餾分油裂化更短的接觸時間。2、低反應壓力有利于降低焦炭產(chǎn)率。3、要求劑油比高，要求有足夠的再生好的催化劑返回提升管。4、采取比餾分油催化裂化高的反應溫度。重油催化裂化技術的進展抗金屬污染催化劑金屬鈍化劑工藝技術：（1）改進的催化劑和工藝條件；（2）采用新的設計思想： 強化反應器進料的霧化； 高溫再生催化劑； 采用穩(wěn)定性好的超穩(wěn)HY型分子篩催化劑。（3）采用兩段裂化技術；1再生器物料平衡，決定空氣流率和煙氣流率，即決定主風量，為選擇主風機提供原始數(shù)據(jù)。2再生器燒焦計算，決定藏量。3再生

30、器熱平衡，決定催化劑循環(huán)量，為反應器熱平衡計算、原料油預熱溫度以及原料加熱爐熱負荷計算提供原始數(shù)據(jù)。4再生器設備工藝設計計算，包括殼體、旋風分離器、分布器（板）、淹流管、輔助燃燒室、滑閥、稀相噴水等。再生器計算9.7反一再系統(tǒng)的工藝計算(設計) 反應器計算反應器物料平衡、熱平衡，決定原料預熱溫度。結(jié)合再生器熱平衡決定燃燒油量或取熱設施。應器設備工藝設計計算，包括氣提段和進料噴嘴的設計計算。例 再生器物料平衡和熱平衡計算某提升管催化裂化裝置的再生器(單段再生)主要操作條件如表。再生器頂部壓力（表），Mpa0.142煙氣組成（體積分數(shù)），%：CO2/CO體積比O21.50.5再生器溫度，650主風

31、入再生器溫度，140待生劑溫度，470焦炭組成（H/C質(zhì)量比）10/90大氣溫度，25再生劑含碳量（質(zhì)量分數(shù)），%0.3大氣壓力，Mpa0.1013燒焦炭量Q1，t/h11.4空氣相對濕度，%50再生器的物料平衡1燒碳量及燒氫量2理論干空氣量3實際干空氣量4需濕空氣量(主風量)5主風單耗6干煙氣量、濕煙氣量及煙氣組成匯總7煙風比1燒碳量及燒氫量燒碳量Q1C%11.41030.910.26103（kg/h）855（kmol/h）燒氫量Q1H%11.41030.11.14103（kg/h）570（kmol/h）又因為煙氣中CO2/CO（體）1.5； 所以生成CO2的C為：8551.5（1.5+1）

32、513（kmo1/h）6156（kg/h）； 生成CO的C為：855513342（kmol/h）4104（kg/h）2理論干空氣量 碳燒成CO2需要O2量5131513（kmol/h） 碳燒成CO需要O2量34212171（kmol/h） 氫燒成H20需要O2量5701/2285（kmol/h） 則理論需要O2量：513171285969（kmol/h）31008（kg/h） 理論帶入N2量96979213645（kmol/h）102060（kg/h） 所以理論干空氣量96936454614（kmol/h）133200（kg/h）3實際干空氣量煙氣中過剩氧的體積分數(shù)為0.5，所以解此方程，得過

33、剩氧量O2(過)=23.1（kmol/h）=740（kg/h）過剩氮量23.1 792l87（kmol/h）2436（kg/h）所以實際干空氣量4619+23.1874729.1（kmol/h）136380（kg/h）4需濕空氣量(主風量)大氣溫度25，相對濕度50，查空氣濕度圖，得空氣的濕度量為0.010kg（水氣）kg（干空氣）。所以，空氣中的水汽量1363800.0101364（kg/h）75.9（kmol/h） 濕空氣量4729.175.94805（kmol/h）107.6103m3(N) / h1795m3(N)min此即正常操作時的主風量。5主風單耗6干煙氣量、濕煙氣量及煙氣組成匯總組分流量相對分子質(zhì)量組成（摩爾分率）%Kmol / hKg / h干煙氣濕煙氣CO2513225724411.19.62CO3429576287.46.45O223.1739.2320.50.43N237371046362881.069.57總干煙氣4615.1137523.229.813.93生成水氣5701026018主風帶入水汽75.91364待生劑帶入水汽72.21300吹掃、松動蒸氣27.8500總濕煙氣536115094710010