催化裂化装置多产汽油新工艺技术
催化裂化新工艺技术问答
催化裂化新工艺技术问答1、什么是ROCC－V型重油催化裂化技术？ROCC－V型重油催化裂化装置反应－再生系统结构简图如图所示，反应－再生系统采纳同轴式布置，自上而下依次是沉降器、第一再生器和第二再生器。
第一再生器采纳常规再生方式，第二再生器采纳完全再生方式。
二再含氧烟气通过专门设计的分布器全部进入一再床层，二再烟气中过剩氧参与一再烧焦使氧气得到充分利用，以降低主风单耗。
为了提升一再烧焦成效，在一再上采纳了待生催化剂均配技术。
再生器采纳内、外结合的取热技术。
反应提升管采纳高效喷嘴、预提升段和快速终止反应当设施。
提升管出口采纳：“直联”对口软连接技术。
反应沉降器内部设置粗旋及单级旋风分离器。
反应汽提段采纳高效汽提技术。
ROCC－V型重油催化裂化技术在青岛石油化工厂1.0Mt／a催化裂化装置上进行了工业放大试验，达到了预期的目标。
用残炭为2.99％的蜡油及渣油混合进料时，轻质油收率为71.98％，液化石油气收率为10.88％，干气产率为3.23％（包括缺失），汽油辛烷值（RON）为90.2，轻柴油十六烷值为3 3。
试运行中，装置运行平稳，反应－再生系统调剂自如，再生剂含炭低。
2、ROCC－V型重油催化裂化技术的特点是什么？ROCC－V型重油催化裂化技术的特点是：（1）耗风量少，再生剂定炭低，可适应大比例掺炼渣油的要求。
二再含过剩氧的烟气可在一再进一步利用，而且，一再采纳常规再生，因而耗风量少。
在青岛石油化工厂1.0Mt／aROCC－V型装置的设计耗风指标为每千克焦耗风（标准状态）9.6m3，工业示范装置运行差不多达到每千克焦耗风（标准状态）8.8m3，主风机组、再生器和三旋等再生系统的投资能够大幅度降低。
另外，再生催化剂定炭可达到0.05％以下。
（2）合理布置沉降器、一再、二再（三器）之间的位置，尽量降低三器总高度。
沉降器顶切线标高仅为58.1m。
与国外类似的两段逆流再生工艺相比，两器总高度降低约15m左右，减少了反应油气在高温下的停留时刻。
催化裂化装置多产汽油技术措施
黄 富等 ．催化裂化装置多产 汽油技术措施
白为没有 回炼渣 油加氢 柴油 ） 。
表 １ 主 要工 艺运 行 参 数
裂 化装 置 回炼 渣 油 加氢 柴 油 有 利 于 催 化 原 料 加 氢 渣 油性 质 改 变 ， 使 得 催 化 重 油 和 焦 炭 收 率 减
少。
２ 调节原 料 性质
原料 中的大分 子 烃类 裂 化 为 ｃ ～Ｃ 汽 油组 分 的反应 选 择 性 ， 是控 制 汽 油 产率 的关 键 。一 般 认为 ， 原 料 中烯烃 、 直链 烷烃 以及带 侧链芳 烃 的含 量 越高 ， 其 裂解 性能 越好 ， 因此 原料性 质是 影响 汽 油产 率 的关 键 因素 。催化 裂化 装置原 料 主要 由加
１ 工艺 技术 改造
作者简介 ： 黄富， 男， １ ９ ８ ４年 出生， ２ ０ ０ ９年毕业 于中国石油 大
学（ 北京） 应 用化学专业 ， 硕 士， 工程师 ， 主要从事重油催化 裂
化 装 置 生 产技 术 工作 。
四川 石化 、 石科 院 和 中 国石 化集 团洛 阳石 油
第 ５期 （ ２ ０ １ ６ ）
化工 工程公 司开展 了 回炼渣 油 加 氢 柴 油 、 多产 高 辛烷 值汽 油工 艺技术 的工业 应用 。催 化柴 油部分 送 至渣油 加氢 ， 渣 油加 氢 柴 油 送 至催 化 裂 化装 置 进行 回炼 。回炼 的渣油 加氢 柴油 在原 料｝ 昆合器 之 前并人原 料管线一起送 至提升管反应 器 ， 改造 流程
料性质 ； 控制好催 化裂化催化剂活性 ， 使用有利于增 产汽油 的择形 催化剂 ； 适 当提高反应 深度 ， 注入适 当的 急冷油 ； 提高汽油干点 ， 减少汽油 、 柴油馏分的重叠 ， 拓宽汽油馏程等 ， 实现增产汽油 的目的。 关键词 ： 催化裂化 汽油 收率 改造 反应深度
催化裂化产品质量升级新工艺技术的应用
满足Ｍ Ｉ Ｐ工艺技术要求，同时改善装置流化存在的问题，对设备进行适当改造。装置 自 开工以来， 催化剂流化输送正常，操作锦定。Ｍ Ｉ Ｐ
工 艺技 术技 术 改造 取得 成功 。 ［ 关键 词］ 重油催化裂化 产 品质 量升级 Ｍ Ｐ工艺技术 Ｉ 中图 分 类 号 ：Ｔ Ｅ 文 献 标 识 码 ：Ａ 文 章 编 号 ：１ ０ — １ ｘ（ Ｏ ） ５ ０ ７ ０ ９ ９ ２ １ ２ － １ — １ ０ ４ ０ ７ 的一 再 主风 分布环 改造 分布 板 。经过 近一 年 的运行 ，分 布板 压 降在 催 化 装 置概 况 ７ Ｐａ左 右 。停 工检修发 现整个 分布板十 分完好 ，几乎没 有磨损 ，说 Ｋ 前郭石化 核心生产装 置是重 油催 化裂化 ，装置 １ ８７年 由洛 阳石 ９ 化 工 程 公 司 设 计 ， １ ８８年 开 始 施 工 ，于 １ ９０年 建 成 投 产 。设 计 加 ９ ９ 明 改 造 采 用 主 风 分 布 板 是 成 功 的 待 生循 环催化 剂 自预汽 提段 下 方引 出，进 入二 反应 区 ；新设计 工 吉林 原油 的常压 重 油，加工 能力 ６ ０万 吨 ／年 。再 生系统采用 两段 完全再 生，沉降器与一再 同轴布置 ，一再与二再并 列布置 ，采用 技术 待生 线 路，将 待生 剂 引入现 有沉 降器 ；现有 沉 降器 内仅保 留单 级旋 分分离 器；经旋流快 分头分离催 化剂的油气 自顶部新油气 线进入沉 降 设备完全 国产化 四机组 。 ２０ ０ ４年进行 了扩能改造 。由于几次改造均缺少 资金，主体设备未 器 ； 重 新优 化 设计 二 再 溢 流 斗 ，改 进 结 构 ，整 理 催化 剂及 气 泡 ， 做大 的调 整，反应 一再生 系统流程 复杂 ，设备 台数 多，其 中滑 阀 已达 提 高 系统 蓄 压 ， 稳 定循 环 量 ； 待 生循 环 线 路 上设 置 滑 阀 。 １ 台。反再部 分两 台再生器 、两 台外取热器 、提升管 、沉降器等运行 。 １ 三 ．标 定 数 据 技 术 分 析 装置设 备陈旧老化 ，故障率高 ；能耗 高；催化剂循环 流化不稳 ，操作 装 置 自 ２ ７年 １ ０ ０ ０月 １日，开工 以来 。催 化剂流 化输送 正常 ， 两器各段密度及压 降正常，塞阀 、滑 阀控制操 作稳定。２ ０ ０ ８年 ３月进 波动大 ，抗 事故能力差 ，再生线路推动 力不足 ；装置 实际加工 能力约 行 初 步 运 行 标 定 。 改 造 后 数 据 与 改造 前 比 ，装 置 产 品分 布 得 到 明 显 改 为９ 吨 ／年 。 ０万 善 ， 加 工 量 提 高 近 １ ％ ；轻 质 油 ＋液 化 气 提 高 近 ２ １ ％ ；焦 炭 产 率 下 ５ ．１ ＝ ２ ０ ０ ７年置绕值化装置产品质量升级 。实施 ＭＩ Ｐ工艺技术改造 降近 １ ４ ％；干气产率 下降近 １ １ ．４ ． ６％ ； 由 此 说 明 ，采 用 Ｍ Ｐ工 艺 技 Ｉ ２０ Ｏ ７年利 用装置大检修 机会 ，对提 升管反应器 实施 ＭＩ Ｐ工 艺技 术进行 技术改造 是成功 的。 术 改造 。改造 目标 ：汽油 烯烃 含量 在 ３５— ２０Ｖ％范 围 内可控 ，尽 可 能增加 液化 石 油气 中丙烯 的产率 。 ＭＩ Ｐ工艺 的主要特 点是将提 升管反应器 分为 两个 串联 的反应 区， 第～反应 区以一次裂化为主 ，反应温度 高、油剂接触 时间短 ，生成 较 多的烯 烃和低碳烯烃 ；第二反应区反应温度稍低 、油剂接 触时间长，增 加异构 化和选择 性氢转 移反应 ，提高 汽油 中的异构烷 烃和芳 烃含量 ， 降 低 烯 烃含 量 。 （ １）该 装 置 ＭＩＰ工 艺 的 反应 部 分 的 主要 操 作 条件 和 工 艺 条 件 ：第一反应 区出 口温度 ：５ ５ （０ ｌ ℃ ５ ０— ５ ０ ；第 二反应区 出口温 ３ ℃） 度 ：５ ℃ （ ０— ５１ ） 第 一 反 应 区 反 应 时 间 ： １ ２Ｓ（ ． ０５ ４９ ０℃ ； ． １ ０— １ ４ ） 第 二 反 应 区重 时 空 速 ：２ ｈ （ ． Ｓ； ５ １ ５— ３ ｈ ： 第 二 反 应 区 油 气 Ｏ ） 停 留 时 间 ： ４．０— ７． ０Ｓ。 （） ２ 新型提 升管反应器 设计方案 ｈＩ ｌＰ工艺要求对提升 管反应器分 区设计 ，工程 设计方案 的选择 和 确定必须满足 工艺要求并为 其创造 良好 的条件，如何创造 合适的第 二 反应区条件是工程上 实现 Ｍ Ｐ工艺 的关键。第一反应 区设计与常规催 Ｉ 化裂化提升管反应器 设计相似 ，反应 时间要求较短 ，一般 要求 １ ０一 ． 表 一１ 原 料 油 性 质 １４ ． ｓ即可满 足一次裂化反应要求 。第二反应 区设计 根据 Ｍ Ｐ工艺特 点 Ｉ 前 郭石化加工 的是吉林原油 ，属于低硫石 蜡基 。从表 ｌ数据 可 以 的要求 ，需要控制重 时空速在 １ ５— ３ 一之 间 ，采 用常规 的提 升管 ０ｈ １ 看 出 ：改 造 前后 原料 性 质 比较 稳 定 ，数 据 基 本接 近 。 稀相输送无法满足 Ｍ Ｐ工艺第二反应 区的要求 ，因此 需要对传统 的提 Ｉ 此 次技术改造 的 目的是 ：改善汽 油性质 ，降低 汽油烯烃含量 。汽 升管反应器进行 改造 设计才能满足 Ｍ Ｐ第二反应区 的反应 工艺条件 要 Ｉ 油性质 得到明显改善 ，烯烃含量降低 ８ ５ ％以上，并且是可以调控 的。 ．ｍ 求 。采 用快速流化床 作为第二反应 区的床层形 式比较合适 ，快速流化 诱 导期 由 ７ ９ ｉ １ ｍ ｎ提高到 ９ ４ ｉ 。研究法辛烷值 由９ １ｍ ｎ Ｏ上 升到 ９ １以上。 床线速 为 １ ３ ／ — ｍ Ｓ，平均表观密度 大约可 以达到 ｌ Ｏ ｇ ｍ 左右 ，保 Ｏ ｋ／３ 其 中值 得关注 的硫含 量也得到 降低 ，达 到 ４ ｐ ｍ 说 明ＭＩ ０ｐ Ｐ工艺 技术 证 第二反应区具有合 适的催化剂密 度，能够满足 重时空速 的要求 。从 对 于降低汽 油中的硫含 量具有 一定贡献 。 工程上 考虑 ，第一 反应区基本维持 常规催化裂化 的进料方式 ，其设计 改 造 后 平 衡 催 化 剂 的 重 金 属 含 量 上 升 ， 其 中 铁 含 量 达 到 思路 与常规催化裂化 提升管反应相 同。在提升 管反应器 中部 适当扩径 １ ９ ０ ｐ ； 催 化 剂 活 性 为 ６ ｍ ％ 催 化 剂 自然 跑 损 为 ０ ５ ｇ ／ ｔ原 ３０ｐｍ ２ ｔ； ．Ｋ 作 为第 二反应 区，为使第二反应 区的密度能够得 到灵活控制 ，又不至 料 。催化剂配 方经过三 次微调 。 于使操作 复杂化 ，经过 多方案对 比论证 ，从汽提段底 部处引 出部 分待 四 ， 结 论 生催化剂 进入第二反应 区快速流化床 ，用来调节 第二反应区 的催 化剂 １、该 装置 实施 的 ＭＩ Ｐ工艺技 术 改造 ，实现 了催化 裂化产 品质 密度 ，以满足 Ｍ Ｐ工艺对重 时空速的要求 ，此 部分的催化剂循环 量 由 Ｉ 量升级 的预期 目标 。 目的产 品质量指标 稳定， 尤其是汽 油烯烃 降低 １ ０ 新 增 的滑 阀 来 控 制 。 个单位 左右、辛烷值 提高一个单 位、柴油十 六烷值 降低 幅度不大 。能 为满 足 ＭＩ Ｐ工艺技 术要求 ， 同时改善装 置流化 存在 的 问题 ，对 够保证现 有加工流程 的汽 油 、柴油 产品经调合 出厂 。２ 、对催化原料 、 设 备进 行 适 当 改造 。 装 置操 作 、催 化剂等 多方面进 行 了优 化，装置能够 保持较 高的加工 负 重新 设计 串联 式外 ＭＩ Ｐ提升 管反应器 。 荷 ，加 工负荷从之 前 的 ｌ ２ ／ ， 高到 ｌ ０ ／ ０ ｔｈ提 ｔ ｈ以上，加 工负荷提 ２ 在第二反应 区上 方采用 Ｖ ８高效旋分器和预汽提 段；Ｖ Ｓ作 为提 Ｑ Ｑ 高近 １ ％ 。３ ５ 、具有 比较理想 的产 品分布 。焦 炭 ＋干气 ＋ 失下 降了 损 升管顶 端 的一部分 ，与提 升管 一体化 设计 。Ｖ Ｑ Ｓ系统 是 由石 油大 学 ２６ ％ ． １ ；油浆产 率上升 了０ ５ ％ ． １ ：液化气产 率增加 了２ ９ ％ ． ７ ；汽油产率 （ 京 ） 自主 研 究 开发 的 。 该系 统 开 工顺 利 ， 整个 运 行 状况 良好 ， 北 增加 了 ２ ４ ％ ． ６ ；轻柴 油产率 下降 ２ ８ ％；轻质 油 ＋液化气 收率达到 ．７ 油浆 固含 始终控 制在 ２ ／Ｌ以下水 平 。 ｇ ８ ． ２ ，提高近 ２ １ ％；焦 炭产率 下降近 １ ４ ％；干气产 率下降 ５３％ ．１ ．４ 再主风分布环 改造。分布环 的管嘴在主风 分布 环的下方和侧 下 １ ６％ 。４、装置能耗 得到较 大幅度 降低 ， 由改造 前 ７ ．１ ８千 克标油 ／ 方。主风经过 管嘴后还要 向上越 过分布环 ，重新分配 ，因此 ，主风 的 吨 原 料 ， 降低 到 ６ ８千 克 标 油 ／吨原 料 ， 下 降
催化催化裂化技术
催化催化裂化技术催化裂化技术是一种重要的炼油工艺，可以将重质石油馏分转化为高附加值的轻质产品。
本文将从催化裂化技术的原理、应用和发展前景等方面进行探讨，以期为读者提供对该技术的全面了解。
一、催化裂化技术的原理催化裂化技术是通过催化剂的作用将重质石油馏分分解为较轻的产品。
其主要原理是在高温和高压的条件下，将原料油与催化剂接触，使其发生裂化反应。
这种反应可以将长链烃分子裂解成短链烃分子，从而提高汽油和燃料油的产率。
催化裂化反应主要分为两个阶段：热裂化和催化裂化。
在热裂化阶段，原料油在高温下分解成烃气和液体烃。
然后，在催化剂的作用下，烃气和液体烃进一步反应，生成较轻的产品，如汽油、液化气和柴油等。
二、催化裂化技术的应用催化裂化技术在炼油行业中具有广泛的应用。
首先，它可以提高汽油的产率。
由于汽车的普及，对汽油的需求量不断增加。
催化裂化技术可以将重质石油馏分转化为轻质的汽油，从而满足市场需求。
催化裂化技术可以生产出高质量的柴油。
在催化裂化过程中，石油馏分中的硫、氮和金属等杂质可以得到有效去除，从而提高柴油的质量。
这对于减少柴油排放的污染物具有重要意义。
催化裂化技术还可以生产出液化气、石脑油和石化原料等产品。
这些产品在化工、冶金和化肥等行业中具有广泛的应用。
三、催化裂化技术的发展前景随着能源需求的增加和石油资源的日益枯竭，催化裂化技术在未来的发展前景十分广阔。
一方面，随着汽车工业的高速发展，对汽油的需求将持续增加，催化裂化技术将成为满足市场需求的重要手段。
另一方面，随着环境保护意识的提高，对燃料油质量的要求也越来越高。
催化裂化技术可以提高燃料油的质量，减少对环境的污染，因此在未来的发展中具有重要的作用。
随着科技的不断进步，催化剂的研发和改进也将推动催化裂化技术的发展。
新型的催化剂可以提高反应的选择性和活性，从而提高产品的产率和质量。
催化裂化技术作为一种重要的炼油工艺，在提高石油产品产率和质量方面具有重要的作用。
催化裂化的装置简介及工艺流程
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。
石油化工重油催化裂化工艺技术
石油化工重油催化裂化工艺技术石油化工重油催化裂化工艺技术是一种将重油转化为轻质油和化学品的过程。
该过程主要利用催化剂的作用，在高温高压条件下，使重油的大分子裂解成小分子，同时发生异构化、芳构化和氢转移等反应，以获得更多的轻质油和化学品。
催化剂的选择：催化剂是该技术的核心，其选择对产品的质量和产量有着至关重要的影响。
目前，常用的催化剂包括酸性催化剂、金属催化剂和金属氧化物催化剂等。
工艺条件的控制：工艺条件包括反应温度、压力、空速等，这些因素对产品的质量和产量都有着极大的影响。
因此，精确控制这些工艺条件是重油催化裂化工艺技术成功应用的关键。
产品的质量和性能：重油催化裂化工艺技术生产的产品具有高辛烷值、低硫含量等特点，被广泛应用于汽油、柴油、航空煤油等领域。
在应用方面，石油化工重油催化裂化工艺技术适用于不同类型重油，如减压渣油、催化裂化残渣油、脱沥青油等。
对于不同工业应用，可根据实际需求选择合适的工艺技术。
例如，对于生产高质量汽油和柴油的需求，可以选择更为精细的催化剂和严格的工艺条件；对于生产高附加值化学品的需求，则可以通过调整工艺流程和催化剂类型来增加化学品产量。
虽然石油化工重油催化裂化工艺技术在提高石油利用率、生产高质量石油化工产品方面具有重要作用，但也面临着一些挑战。
催化剂的活性、选择性和稳定性是该技术的关键，而目前催化剂的研究与开发尚存在诸多困难。
重油催化裂化过程中产生的固体废物和废气等对环境造成了严重影响，亟需解决。
由于重油资源的有限性，需要进一步探索和研发更为高效、环保的石油化工技术，以适应未来可持续发展的需要。
石油化工重油催化裂化工艺技术在石油化工产业中具有重要地位。
随着经济的发展和科技的进步，该技术将不断完善和优化，提高石油利用率和生产效率，同时注重环保和可持续发展。
未来，需要加强催化剂的研发与优化，减少环境污染，提高技术的绿色性和可持续性。
应积极探索新的石油化工技术，以应对全球能源危机和环境问题的挑战。
催化裂解(DCC) 新技术的开发与应用
催化裂解（DCC）新技术的开发与应用王巍谢朝钢（中国石化集团石油化工科学研究院，北京，100083）摘要：文章介绍了DCC技术的主要特点、原料油和催化剂、典型工业试验结果，并重点介绍催化裂解技术的最新工业应用情况。
对于石蜡基常压渣油原料，DCC-Ⅰ型技术的丙烯质量收率可以达到24.8%，DCC-Ⅱ型技术的丙烯质量收率可以达到14.6%。
另外对新开发的高丙烯选择性催化裂解催化剂的工业应用情况进行了总结。
关键词：催化裂解丙烯催化剂工业化随着石油化学工业的快速发展，我国丙烯产量大幅增长。
2001年我国丙烯产量为4.75 Mt，2002年达到5.32 Mt，2003年则达到5.93 Mt，年增长率达到12%左右。
预计2005年丙烯产量可以达到6.75 Mt，丙烯表观消费量为7.92 Mt左右，而2010年丙烯表观消费量将达到10.49 Mt，2005-2010年年均增长率为5.8%。
丙烯平衡存在大量缺口，大力发展我国的丙烯生产技术具有很重要的现实意义。
目前丙烯的生产主要依靠蒸汽裂解和催化裂化的副产，全球丙烯产量中70%来源于蒸汽裂解，28%来源于催化裂化和2%来源于丙烷脱氢等技术。
在我国，催化裂化生产的丙烯占总产量的比例为39%左右，而蒸汽裂解生产的丙烯占总产量的比例约为61%。
由于我国原油偏重，轻烃和石脑油资源贫乏，而催化裂化生产丙烯技术具有原料重质化、产品中丙烯／乙烯比值高以及生产成本低的优点，因此发展多产丙烯的催化裂化技术是适合我国国情的一条丙烯生产技术路线。
20世纪80年代末，石油化工科学研究院成功地开发出了以重油为原料、以生产丙烯为主要目的的催化裂解（Deep Catalytic Cracking-DCC）新工艺[1～2]。
该技术在生产丙烯的同时，兼产异丁烯及高辛烷值汽油组分。
DCC技术分别获得中国、美国、欧洲和日本专利，并于1991年获中国专利金奖，1992年获中国石化科技进步特等奖，1995年获国家发明一等奖。
fcc工艺技术
fcc工艺技术FCC工艺技术是炼油过程中最常用的催化裂化技术之一，它具有高转化率、高选择性、产物多样等优点，在石油加工中的应用非常广泛。
FCC工艺技术的主要原理是利用催化剂将较重的石蜡烃和石油渣油中的长链烷烃裂解成较轻的烃类，以提高汽油和液化气等高附加值产品的产率。
FCC工艺技术的基本流程包括进料预处理、裂化反应、再生、分离和处理废渣等环节。
首先，原油通过预处理单元进行脱盐、去杂质等净化处理，以提高FCC工艺技术的稳定性和催化剂活性。
然后，进料在裂化反应器中与粗催化剂接触进行裂化反应，长链烷烃被裂解成轻质烃类。
裂化反应后，废催化剂经再生装置进行焙烧再生，使其恢复催化活性。
再生后的催化剂与新鲜进料混合后，进入分离装置进行汽油、液化气、轻石蜡、重石蜡等产品的分离。
最后，产生的废渣经处理装置进行处理或回收利用。
值得注意的是，FCC工艺技术中的催化剂起着重要的作用。
催化剂是通过将合适的载体与活性组分（例如钴、镍等）配制而成，它能够降低活化能，促进裂化反应的进行。
催化剂还能实现选择性反应，提高目标产品的产率。
此外，催化剂的质量和活性能够影响FCC工艺技术的效果，因此，科研人员不断地研发新型的催化剂，以提高FCC工艺技术的经济效益和环境友好性。
FCC工艺技术具有良好的经济效益。
通过裂化长链烷烃，可以提高汽油和液化气等高附加值产品的产率，从而增加了炼油厂的利润。
此外，FCC工艺技术还可以实现废渣资源化利用，减少环境污染。
通过研究和应用新型催化剂和改进工艺条件，能够进一步提高FCC工艺技术的经济效益和环境友好性。
然而，FCC工艺技术也面临一些挑战。
首先，原油品质的变化和不稳定性可能影响FCC工艺技术的稳定性和产率。
其次，FCC工艺技术的催化剂寿命和再生效果直接影响工艺的经济效益。
此外，FCC工艺技术还需要高温高压条件，对设备的耐受性提出了挑战。
总的来说，FCC工艺技术是一种重要的炼油技术，具有高附加值产品产率高、废渣资源化利用等优点。
催化裂化
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。
600kt／a催化裂化装置的MIP工艺技术改造
本 次 改造 采 用 由石 油化 工 科学 研 究院 开 发 的 降低 催化 裂 化 汽油 烯烃 含量 的 ＭＩ 艺技 术ｎ 。 Ｐ工 ， ４ 在 现 有 的 提 升 管 反应 系统 基 础 上 ， 置 第 二 反应 设 区 ， 氢转 移 反应 、 构化 反应 及 芳构 化 反应 等双 为 异
长石油榆林炼油厂催化裂化装置汽油中烯烃含量
较 高 ， 厂 汽油 调 合 后 达 不 到 新 的车 用 汽 油 国 Ⅲ 全 标 准 。为 了降低 催化 裂 化 汽 油 的 烯 烃 含量 ， 林 榆
炼 油厂 于 ２ ０ ０ ９年 ９月对联 合二车 间 ６ ０ｋ／ 催 化 ０ ｔ ａ 裂 化 装 置进 行 ＭＩ 术 改 造 。本 文 介 绍 了 ＭＩ Ｐ技 Ｐ
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６ ０ｋ／ 催化裂化装 置的 ＭＩ ０ ｔ ａ Ｐ工艺技术 改造
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技术改造在榆林炼油厂联合二车 间 ６０ｋ ａ ０ ｔ 催化 ／ 裂 化装 置上 的应用结 果 。
２ ＭＩ Ｐ技术 改造 主要 内容
２１ 改造前 装置 情况 ．
延长 石 油榆 林 炼 油 厂 ６０ｋ／ ０ ｔ ａ同轴 式 单 段 再 生 常 规 催 化 裂 化 装 置 由洛 阳 院 设 计 ， ０２年 １ ２０ ０ 月建 成 投产 ， 工原 料 为长庆 石 蜡 基原 油 ， 加 原料 重 金属 含量 偏 高 ， 残炭 高 ， 密度 高 ， 易裂化 ， 质油 不 轻
催化裂化工艺介绍
1.0催化裂化催化裂化是原料油在酸性催化剂存在下，500℃左右、1× 105～3× 105Pa 在下发生裂解，生成轻质油、气体和焦炭的过程。
催化裂化是现代化炼油厂用来改质重质瓦斯油和渣油的核心技术，是炼厂获取经济效益的重要手段。
催化裂化的石油炼制工艺目的：1）提高原油加工深度，得到更多数量的轻质油产品；2）增加品种，提高产品质量。
催化裂化是炼油工业中最重要的一种二次加工工艺，是重油轻质化和改质的重要手段之一，已成为当今石油炼制的核心工艺之一。
1.1催化裂化的发展概况催化裂化的发展经历了四个阶段：固定床、移动床、流化床和提升管。
见下图：流化床在全世界催化裂化装置的总加工能力中，提升管催化裂化已占绝大多数。
移动床提升管（并列式）1.2催化裂化的原料和产品1.2.1原料催化裂化的原料围广泛，可分为馏分油和渣油两大类。
馏分油主要是直馏减压馏分油（VGO），馏程350-500℃，也包括少量的二次加工重馏分油如焦化蜡油等，以此种原料进行催化裂化称为馏分油催化裂化。
渣油主要是减压渣油、脱沥青的减压渣油、加氢处理重油等。
渣油都是以一定的比例掺入到减压馏分油中进行加工，其掺入的比例主要受制于原料的金属含量和残炭值。
对于一些金属含量低的石蜡基原有也可以直接用常压重油为原料。
当减压馏分油中掺入渣油使通称为RFCC。
以此种原料进行催化裂化称为重油催化裂化。
1.2.2产品催化裂化的产品包括气体、液体和焦炭。
1、气体在一般工业条件下，气体产率约为10%-20%，其中含干气和液化气。
2、液体产物1）汽油，汽油产率约为30%-60%；这类汽油安定性较好。
2）柴油，柴油产率约为0-40%；因含较多芳烃，所有十六烷值较低，由重油催化裂化得到的柴油的十六烷值更低，这类柴油需经加氢处理。
3）重柴油（回炼油），可以返回到反应器，已提高轻质油收率，不回炼时就以重柴油产品出装置，也可作为商品燃料油的调和组分。
4）油浆，油浆产率约为5%-10%，从催化裂化分馏塔底得到的渣油，含少量催化剂细粉，可以送回反应器回炼以回收催化剂。
我国催化裂化工艺技术进展
我国催化裂化工艺技术进展催化裂化工艺技术是一种将重质烃类裂解为轻质烃类和汽油等燃料的重要手段。
在我国，随着石油化工行业的快速发展，催化裂化工艺技术也取得了显著的进步。
本文将简要回顾我国催化裂化工艺技术的发展历程，介绍技术创新与应用情况，并展望未来的发展前景。
自20世纪50年代以来，我国催化裂化工艺技术经历了从引进到自主研发的过程。
早期，我国从国外引进了一批先进的催化裂化装置和技术，在消化吸收的基础上，逐渐开始自主创新。
到20世纪80年代，我国已成功开发出具有自主知识产权的催化裂化工艺技术，并在大型工业装置上得到应用。
进入21世纪，我国催化裂化工艺技术水平进一步提升，已成为世界催化裂化工艺技术的重要研发和应用大国。
近年来，我国催化裂化工艺技术在技术创新和应用方面取得了许多重要成果。
在催化剂的种类和性能方面，通过优化制备工艺和组分设计，成功开发出多种高效、环保型催化剂。
这些催化剂在提高产品收率、降低能源消耗、减少污染物排放等方面具有显著优势。
在反应器设计方面，我国已成功开发出多套具有自主知识产权的反应器设计。
这些反应器在提高原料适应性、优化产品分布、降低能源消耗等方面表现出色。
例如，某新型反应器采用独特的结构设计，有效提高了催化剂的利用率和产品的分离效果，降低了装置的运行成本。
展望未来，我国催化裂化工艺技术将继续深入研究和技术创新。
随着环保要求的日益严格，开发高效、环保型催化裂化工艺技术将成为重要方向。
通过优化催化剂和反应器设计，降低污染物排放，提高资源利用率，实现绿色生产。
市场对燃料油和化工产品的需求将持续增长，因此催化裂化工艺技术的研究和应用将更加注重产品结构的优化和多样性的拓展。
例如，通过引入新的反应条件和原料，开发生产高附加值化学品的技术，提高企业的经济效益。
随着智能化和自动化的快速发展，催化裂化工艺技术将更加注重信息技术和自动化技术的应用。
通过建立自动化控制系统和实时监测分析系统，提高装置的运行效率和安全性，实现生产过程的智能化和信息化。
主要工艺技术特点
第三节主要工艺技术特点一、催化裂化本装置催化裂化催化剂以及配套工艺技术的选择是建立在原料特点及产品方案要求的基础上的。
主要包括：1.采用超稳分子筛催化剂及助剂为满足本装置多产柴油和高辛烷值汽油的要求，设计考虑采用多产柴油、高辛烷值汽油、重油裂化能力强和复合型超稳分子筛催化剂。
将来可根据确定的生产方案及当时的催化剂发展情况确定具体的催化剂型号。
从提高装置操作的灵活性、保证装置长周期运转及环境保护角度出发，设计中考虑了CO助燃剂、硫转移助剂、钝化剂、油桨阻垢剂等多种设施。
其中CO助燃剂为实现完全合格排放；油桨阻垢剂的应用再生提供了可靠的保证；硫转移催化剂能满足烟气中SOⅹ对于避免或减轻油桨系统的结垢十分有效，为该系统长期高效运转创造了有利条件。
2.提压操作改造后，装置生焦量提高56％，采用提压操作，两器不做大的改动，使改造工程量最小。
3.两器并列式布置在原有并列式“两器”的基础，新增外取热器和内取热盘管。
4.再生工艺方案采用的快速床一湍流床两段串联再生技术主要技术特点为：（1）采用快速床一湍流床串联再生器，下部为快速床（亦即烧焦罐），上部为湍流床（即二密相），中间由大孔分布板将两段隔开。
（2）充分利用烧焦罐强度大的优势。
（3）全部烧焦所用空气从烧焦罐底部引入可使平均氧浓度提高，从而进一步提高烧焦强度。
（4）全部含氧烟气通过二密相，使其成为湍流床，改善了相间的传质状况，从而提高二密相烧焦强度进而提高总烧焦强度。
（5）为提高烧焦罐底部催化剂温度，同时使烧焦罐保持适当藏量，采用再生催化剂内循环系统（即外循环管），采用电液滑阀控制其循环量，根据烧焦罐藏量要求调节滑阀开度。
（6）外循环管催化剂入口采用特殊结构，以大到较好的脱气效果。
（7）主风分布采用改进的分布管，以更好地适当应烧焦罐长周期运行的要求，合理的布孔有利于流化床的均匀。
（8）保证催化剂良好循环的措施：1）再生催化剂抽出后采用尺寸优化的脱气罐，以尽量增加再生斜管密度，减少带至反应部分的烟气量。
mip 多产异构烷烃的催化裂化工艺技术
mip 多产异构烷烃的催化裂化工艺技术MIP多产异构烷烃的催化裂化工艺技术随着全球能源需求的增加以及传统石油资源的逐渐枯竭，对于替代能源的需求也日益迫切。
在这一背景下，MIP多产异构烷烃的催化裂化工艺技术成为了备受关注的研究领域。
本文将对MIP多产异构烷烃的催化裂化工艺技术进行详细介绍。
催化裂化是一种通过催化剂作用下的热解反应将重质烃类转化为轻质烃类的过程。
MIP（Moving Bed Isobaric Process）多产异构烷烃的催化裂化工艺技术是一种新型的催化裂化技术，通过在流化床催化剂上进行反应，可以实现高效率的裂解转化，同时还能够多产异构烷烃。
MIP多产异构烷烃的催化裂化工艺技术具有以下几个特点。
首先，该技术采用了流化床催化剂，使得反应过程更加均匀和稳定。
其次，该技术能够在较低的温度和压力下进行反应，从而降低了能耗和设备成本。
同时，MIP技术还可以调控催化剂的特性，从而实现高选择性和高产率的异构烷烃产物。
此外，该技术还具有较高的催化裂化转化率和较低的副产物生成率，使得工艺更加环保和经济。
在MIP多产异构烷烃的催化裂化工艺技术中，催化剂的选择和制备是关键的一步。
催化剂需要具备较高的活性和稳定性，同时还要具备一定的酸碱性和孔结构特性。
目前，常用的催化剂包括硅铝比较高的分子筛、金属酸盐催化剂等。
通过合理的选择和设计催化剂，可以实现对不同碳数烷烃的选择性裂解，从而获得多种异构烷烃产物。
在反应过程中，适当的反应条件的选择也是至关重要的。
温度、压力和催化剂的用量等因素会直接影响催化裂化转化率和产物分布。
通过优化反应条件，可以实现异构烷烃的高产率和选择性。
此外，还可以通过添加适当的助剂或调节反应时间，进一步提高催化裂化效果。
MIP多产异构烷烃的催化裂化工艺技术在能源领域具有广阔的应用前景。
异构烷烃是一种具有高辛烷值和低挥发性的燃料，广泛应用于航空燃料、汽车燃料和工业溶剂等领域。
通过MIP技术生产的异构烷烃具有较高的产率和选择性，可以满足不同领域对燃料品质和性能的要求。
石油化工催化裂化装置工艺流程图
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。
我国催化裂化工艺技术进展
我国催化裂化工艺技术进展一、本文概述催化裂化（FCC）作为一种重要的石油加工技术，在我国石油工业中占据着举足轻重的地位。
随着科技的不断进步和环保要求的日益严格，我国催化裂化工艺技术也在持续发展和创新。
本文旨在全面概述我国催化裂化工艺技术的最新进展，包括技术原理、工艺流程、催化剂研发、设备改进以及环保措施等方面的内容。
通过对这些方面的深入探讨，本文旨在展示我国催化裂化工艺技术在提高石油资源利用效率、促进石油工业可持续发展以及减少环境污染等方面的积极贡献。
本文还将对催化裂化工艺技术的发展趋势进行展望，以期为相关领域的科研人员和企业提供有益的参考和借鉴。
二、催化裂化工艺技术的基本原理催化裂化（Catalytic Cracking）是一种重要的石油加工过程，主要目的是将重质烃类转化为更有价值的轻质产品，如汽油、煤油和柴油等。
其基本原理是利用催化剂加速烃类分子在高温高压环境下的热裂解反应，使长链烃类断裂成较短的链烃，从而改善产品的品质和产量。
催化裂化工艺主要包括热裂化和催化裂化两个阶段。
热裂化是在没有催化剂的情况下，通过高温使烃类分子发生热裂解，生成较小的烃分子。
然而，这个过程的选择性较差，会产生大量的裂化气和焦炭，导致产品收率较低。
催化裂化则是在热裂化的基础上引入催化剂，通过催化剂的选择性吸附和表面酸性，使得烃类分子在较低的温度下就能发生裂解，同时提高裂解的选择性和产品的收率。
催化剂的活性、选择性和稳定性对催化裂化过程的影响至关重要。
在催化裂化过程中，烃类分子首先被催化剂表面的酸性位点吸附，然后在催化剂的作用下发生裂解反应。
生成的较小烃分子随后从催化剂表面脱附，进入气相，最后通过冷凝和分离得到所需的产品。
随着科技的不断进步，我国的催化裂化工艺技术也在不断发展。
新型的催化剂、反应器和工艺条件的优化等技术的发展，使得催化裂化过程的效率和选择性得到了显著提高，为我国石油工业的发展做出了重要贡献。
三、我国催化裂化工艺技术的现状我国催化裂化工艺技术自上世纪五十年代引进至今，经历了从引进消化到自主创新的发展历程，目前已经形成了具有自主知识产权的催化裂化工艺技术体系。
催化剂装置增效措施2
催化装置增效措施催化裂化（FCC）装置在我国石油化工中有相当重要的地位。
面对原油的重质化劣质化、燃料油质量逐步升级升加工成本控制的挑战，各炼油企业都在积极采取各种增效措施对老装置进行改造，取得了很好的效果。
下面结合国内外催化裂化装置改造的具体情况，对我国催化裂化装置挖潜增效采取的一些措施进行介绍和分析。
1、采用新工艺新技术对老装置进行扩能改造1.1 FCC汽油辅助反应器降烯烃技术辅助反应器烯烃技术利用常规FCC催化剂，并依托FCC装置，增设一个单独的流态化反应器，对FCC汽油进行改质处理，使FCC汽油中的烯烃主要进行氢转移、芳构化、异构化或裂化等反应，抑制初始裂化和缩合反应，从而达到降低烯烃含量、维持辛烷值不降低的目的。
该技术改变了采用降烯烃催化剂或助剂以及改变操作条件等措施所引起的产品分布和产品质量恶化的不利局面。
该技术还可通过调整反应操作强度和汽油改质比例来增产液化石油气和丙烯，实现炼油产品结构的调整。
该技术分为单分馏塔的SR35技术和双分馏塔的SR20技术，SR35技术已在中国石油华北石化分公司、山东滨州石化公司应用，可使汽油烯烃体积分数降至35%以下。
SR20技术在中国石油哈尔滨石化分公司的应用有如下效果：（1）经过辅助反应器系统改质后，改质汽油烯烃体积分数最低可降至3.8%，烯烃转化率达到80%以上，利用该技术可使FCC稳定汽油的烯烃体积分数降低到35%，甚至20%以下，达到汽油质量标准的要求。
（2）经过辅助反应器系统改质后，改质汽油馏分的芳烃含量有大幅度的增加，芳烃体积分数由11.2%—12.9%增加到了13.0%—24.2%，使汽油降烯烃后辛烷值下降很少。
（3）在50%设计负荷的回炼量下，干气和焦炭的产率占重油总进料的质量分数为0.3%—0.4%；在100%设计负荷的回炼量下，干气和焦炭的产率占重油总进料的质量分数为0.7%—0.8%。
（4）随着处理量（汽油改质回炼量）的增加，反应深度（改质程度）的增加，系统干气、焦炭产率相应增加，装置能耗有一些增加。
催化裂化的技术发展
PART 04
催化裂化工艺前景
PART 04 催 化 裂 化 工 艺 前 景
进 入 21 世 纪 ， 催化裂化工艺随曾 面临后期的加氢裂 化 工 艺 的 竞 争 和 20 世纪末以来生产质 量标准日益严格的 清洁燃料挑战，但 在各工艺过程中仍 保持领先的地位。
其原因首先归 结为催化裂化的进 步，在工艺流程、 催化剂性能和机械 设备大型化等方面 的长足发张和改进， 降低了装置投资和 加工成本，化解了 由于节能和环保要 求带来的压力。
PART 03 低 碳 烯 烃 催 化 裂 化 催 化 剂
RIPP开发的DCC工艺由重质原料生 产丙烯，DCC专用催化剂以晶内含稀土择 形分子筛ZRP-1为主要活性组元，具有高 水热活性稳定性和丙烯产率，目前正在开 发丙烯选择性更高的第二代催化剂。MIO 工艺多产异构C4烯烃，其专用催化剂活性 组元具有特殊的孔道结构和酸强度，对生 成异构C4烯烃具有选择性催化作用。另外， RIPP还开发了一种多产液化石油气，特别 是丙烯的CA-1助剂。该助剂采用稀土磷硅 铝(PRSA)沸石作为择形活性组元，配以其 他沸石和合适载体制得。1998年，该助剂 进行工业化标定，当CA-1藏量为15%时， 液化石油气可提高2.3%。
随着国民经济的持 续增长，油品的需求量 也 同 步 增 长 。 预 期 2020 年我国原油加工量将超 过200Mt。在新建炼油厂 和扩建老厂的加工流程 中，催化裂化装置能力 占原有加工的比重较过 去有所下降，但仍高达 30%以上。
加氢裂化装置能力 有所上升，但一般在 10% 左 右 。 国 外 新 建 加 氢裂化装置能力与催化 裂化能力的比例也在0.3 上下。即使在采用多产 中间馏分油方案时，催 化裂化还是重油加工中 不可缺少的手段。
1-催化裂解工艺技术(DCC)1(2021整理)
催化裂解技术〔DCC〕中国石化石油化工科学研究院1 前言丙烯是仅次于乙烯的重要化工原料，目前全球对丙烯的需求快速增长，甚至超过了对乙烯需求的增长速度。
作为蒸汽裂解副产物的丙烯已经不能满足市场需求，因而石化/炼油行业正积极研发增产丙烯的方法。
中石化开发的DCC技术突破了常规催化裂化〔FCC〕的工艺限制，可成倍地增加丙烯产率，已引起国际石化/炼油行业的广泛关注。
2 工艺描述DCC是重质原料油的催化裂解技术，它的原料包括减压瓦斯油〔VGO〕、减压渣油〔VTB〕、脱沥青油〔DAO〕等，它的产品包括可作为化工原料的轻烯烃、液化气〔LPG〕、汽油、中馏分油等。
它的主要目标是最大量生产丙烯〔DCC－Ⅰ〕或最大量生产异构烯烃〔DCC－Ⅱ〕。
该技术突破了常规催化裂化〔FCC〕的工艺限制，丙烯产率为常规FCC的2～3倍。
其工艺流程与FCC根本相似，包括反响-再生系统、分馏系统以及吸收稳定系统。
原料油经蒸汽雾化后送入提升管加流化床(DCC-I型)或提升管〔DCC-II〕反响器中，与热的再生催化剂接触，发生催化裂解反响。
反响产物经分馏/吸收系统，实现别离、回收。
沉积了焦炭的待生催化剂经蒸汽汽提后送入再生器中，用空气烧焦再生。
热的再生催化剂以适宜的循环速率返回反响器循环使用，并提供反响所需热量，实现反响-再生系统热平衡操作。
反再系统的原那么流程示于图1。
图1 DCC技术反响-再生系统工艺流程3 技术特点图2 DCC装置及其联合体的流程简图3.1 技术优势及特点· DCC装置的反响系统有流化床〔DCC-I型，最大量丙烯操作模式〕或提升管〔DCC-II，最大量异构烯烃操作模式〕两种型式，可以加工多种重质原料，并特别适宜加工石蜡基原料，丙烯产率可达20wt％。
所产汽油可作高辛烷值汽油组分，中馏分油可作燃料油组分。
·使用配套的、有专利权的催化剂，反响温度高于常规FCC，但远低于蒸汽裂解。
·操作灵活，可通过改变操作参数转变DCC运行模式。
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催化裂化装置多产汽油新工艺技术
摘要：利用第二提升管多产汽油新工艺技术的研发及工艺应用，大幅度降低了催化装置的柴油收率，提高汽油收率和汽油辛烷值，改善了公司的产品结构，取得非常好的效果。
关键词：催化裂化FDFCC-Ⅲ工艺第二提升管催化加氢柴油回炼工艺应用
催化裂化是原油加工的重要二次加工手段，是炼油厂利润的主要来源，炼油厂催化柴油总产量占全部柴油组分总量的30%左右。
催化柴油性质差，在现有的条件下无法升级为车柴，同时作为普通柴油出厂也要消耗其它优质柴油组分，不利于公司增产车用柴油降低普通柴油。
为此，探索加氢催化柴油进第二提升管回炼，与催化柴油加氢精制工艺结合，开发加氢催化柴油进第二提升管多产汽油工艺新型工艺技术，以提高公司汽油产量，压减催化柴油产量。
1、装置现状
催化裂化装置汽油收率在42%左右，柴油收率超过25%，不能适应目前多产汽油、降低催化柴油产量的要求。
2、基本思路及技术方案
2.1 加氢催化柴油裂化反应理论性研究及实验室试验
催化裂化反应是复杂的平行-顺序反应，反应深度对产品分布有重要影响。
柴油为一次裂化产物，烃组成主要包括C11~C20的烷烃、环烷烃、单环芳烃、双环芳烃和三环芳烃等。
汽油主要为一次裂化产物，亦含部分柴油二次裂化产物，烃组成主要为C5~C11的烷烃、烯烃、环烷烃和单环芳烃等。
催化柴油在二次裂化过程中，饱和烃主要转化为汽油和液态烃，单环芳烃主要生成汽油组分，双环芳烃对上述几种产物的贡献均较小，而多环芳烃则主要转化为焦炭[1~3]。
理论上，可将催化柴油中的“饱和烃+单环芳烃”定义为“汽油前驱物”，代表着潜在可二次裂化为汽油+LPG的组分；汽油前驱物含量越高，则潜在的催化裂化汽油产率越高，即可转化为汽油的能力越强。
催化柴油加氢后，氢含量增加，部分双环和三环芳烃的芳环发生饱和，汽油前驱物含量大幅提高；饱和烃容易发生裂化，裂化后部分可进入汽油组分；加氢催化柴油中带侧链的单环芳烃可达50%以上，这些侧链易发生断裂，裂化后侧链可部分进入汽油组分，而剩下较短的侧链的单环芳烃也正好进入汽油馏分，这部分是高辛烷值汽油组分；带侧链的双环芳烃侧链断裂后侧链也可部分进入汽油组分。
在实验室小型固定流化床装置上对比考察了1.20 Mt/a 加氢柴油、实验室管式液相加氢柴油及催化柴油的可裂化性（催化剂为1#催化平衡剂，反应温度510℃，剂油比6.0）。
试验数据表明，经过适度的加氢后，两套催化柴油的性质均明显改善，密度减小，S、N含量降低，H含量增加，汽油前驱物含量增加。
2. 2 对第二提升管回炼加氢催化进行流程改造
根据1#催化装置FDFCC-Ⅲ工艺技术特点及回炼汽油的流程状况，按照加氢柴油回炼的不同点，进行必要的改造，为加氢催化柴油进第二提升管回炼新型工艺进行流程改造。
主要内容包括：改造汽油提升管柴油喷嘴的雾化蒸汽流程，扩大雾化蒸汽量流量，将新汽油提升管喷嘴由汽油喷嘴更新的柴油喷嘴，并根据工况重新选型，增设1.20 Mt/a加氢装置加氢柴油进1#催化流程，增设加氢柴油进料温度的预热流程，增设副汽油单独抽出的流程和副一中油单独抽出的流程。
2.3 进行催化柴油进和加氢催化柴油进第二提升管回炼探索性试验
本装置柴油进第二提升管回炼试验
2015年3月11日11：00柴油进第二提升管回炼，柴油回炼量控制在15～18t/h，汽油
回炼量降至20t/h左右，其它操作相应调整，3月19日～6月24日柴油进第二提升管回炼，柴油回炼量控制在28t/h左右，同时将汽油回炼量降低至8t/h左右。
引焦化汽油进第二提升管与催化柴油一起回炼
100％的催化柴油进第二提升管不利于柴油转化，尝试引进焦化汽油作为供氢体和催化柴油一起回炼，2015年6月25日引焦化汽油进第二提升管，和催化柴油一起进第二提升管回炼。
3#催化柴油进第二提升管回炼试验
由于本装置柴油回炼存在柴油反复循环回炼的问题，最后会造成进第二提升管回炼的柴油质量越来越差，为了解决此问题，8月14日3#催化柴油直接进入第二提升管提升管，最大回炼量在30~35t/h左右，自8月份后一直实行焦化汽油和3#催化柴油回炼的模式。
加氢催化柴油进第二提升管回炼试验
2016年1月20日120万吨/年柴油加氢装置完全加工长岭分公司2套催化装置的催化柴油，1#催化装置第二提升管停止3#催化柴油和焦化汽油回炼，改进120万吨/年加氢装置的加氢催化柴油，处理量38～45吨/时，装置运行稳定。
在平稳运行过程中对装置及时进行了标定，取得一系列的物料平衡和化验分析数据。
2.4 正式实施加氢柴油进第二提升管多产汽油新工艺技术
2016年1月20日试用加氢柴油进第二提升管多产汽油新工艺技术试验，效果很好，之后正式实施该工艺技术。
3、工业应用试验数据及结果分析
3.1 不同试验方案主要操作条件
不同试验方案主要操作条件见表1。
表1 不同试验方案主要操作条件
加工量/t.h-1第二提升进料管/t.h-1重管温度
/℃
二管温度
/℃
再生温度
/℃
二管进料温度
/℃
汽油柴油
汽油回炼110～115 38 0 528 530 695～700 115 加氢柴油回炼110～115 0 38～52 528 530 695～700 115 3.2 柴油进第二提升管进料性质
柴油进第二提升管进料性质见表2。
表2 第二提升管的催化柴油进料性质。