催化裂化装置设计工艺计算方法
催化裂化—催化裂化工艺(石油加工课件)
吸收塔、解吸塔、稳定塔。完成C2以下组分与C3、C4组分的分离。
四、烟气能量回收系统
一、反应-再生系统
高低并列式提升管催化裂化装置的反应再生和分馏系统的工艺流程
一、反应-再生系统
关键控制手段
1. 沉降器顶部压力：由吸收稳定系统的气压机入口压力调节汽轮机转速控制富气流 量，以维持沉降器顶部压力恒定。 2. 再生器顶部压力：以反应器和再生器压差（通常为0.02～0.04MPa）作为调节信号， 由双动滑阀控制。 3. 催化剂循环量：由提升管反应器出口温度控制再生滑阀开度来调节；根据系统压 力平衡要求由待生滑阀开度控制汽提段料位高度。 4. 烟气中的氧含量：根据再生器稀密相温差调节主风放空量（称为微调放空），来 控制（通常要求小于0.5%），防止发生二次燃烧。
请回答
催化裂化工艺流程的四个系统分别是什么？
反应-再生系统的关键控制因素有哪些？
反应器、沉降器、再生器
提升管反应器
提升管反应器是进行催化裂化化学反应的场所，是催化裂化装置的关键设备。
折叠式提升管反应器
直管式提升管反应器
两段提升管反应器
折叠式提升管反应器：多用于同轴式和由床层反应器改为提升管的装置。 直管式提升管反应器：多用于高低并列式提升管催化裂化装置。 两段式提升管反应器：有两根短提升管串联连接而成，用于两段式提升管催化裂化装置。
双塔流程
吸收稳定系统的工艺流程
四、烟气能量回收系统
目的：最大限度地回收能量，降低装置能耗。下图为催化裂化装置烟气轮机动 力回收系统的典型工艺流程。
烟气轮机动力回收系统的典型工艺流程
思政小课堂
实现绿色生产一直是石油化工人的理想追求，在催化裂化工艺中就蕴含 着很多的绿色理念。
催化裂化计算公式
催化裂化计算公式催化裂化是石油炼制工艺中常用的一种方法，通过在一定的温度和压力条件下，利用催化剂对石油馏分进行裂解和转化，得到更高价值的产品。
催化裂化反应的计算公式主要包括裂解反应速率公式、选择性公式和生长率公式。
下面将详细介绍这些公式。
1.裂解反应速率公式催化裂化的核心是裂解反应，也是得到高价值产品的关键步骤。
裂解反应速率公式可以描述反应速率与反应物浓度之间的关系，常用的裂解反应速率公式为Arrhenius公式：r = k * C^n * exp(-E/RT)其中，r为裂解反应的速率，k为反应速率常数，C为反应物的浓度，n为反应级数，E为反应的活化能，R为气体常数，T为反应温度。
2.选择性公式催化裂化过程中，会产生许多不同的裂解产物，选择性公式可以描述不同产物的生成速率与不同因素之间的关系。
一般来说，选择性公式可以根据不同的产物选择适当的描述方式，比如用分率、摩尔比或摩尔分数等。
例如，对于裂解产物燃料油和液化气的选择性公式可以表示为：Se=K1*F1+K2*F2其中，Se为选择性系数，K为选择性常数，F为反应物的摩尔比。
3.生长率公式催化裂化反应中，一些分子会通过生长过程生成更大的分子，这些生长过程可以通过生长率公式描述。
一般来说，生长率公式可以基于碳原子的增长数量表示。
G=A*C^m其中，G为生长率，A为生长常数，C为反应物的浓度，m为生长度。
需要注意的是，上述公式只是催化裂化反应计算中的常用公式，实际应用中还需要结合具体的反应机理和实验数据进行修正和拟合。
此外，催化裂化反应过程中还涉及到反应器设计、催化剂选择、操作参数优化等多方面的问题，需要综合考虑才能得到准确的计算结果。
石油加工生产技术：催化裂化反应原理及工艺流程
二级旋风分离器 13～20m/s 7～8m/s 汽提
再生催化剂 650～700 ℃
200～℃250高低并列反应再生系统
二、分馏系统
过热油气 460～480 ℃
为了取走分馏塔的过剩热量，设有塔顶循环回流、一 个至两个中段回流以及塔底油浆循环
三、吸收解吸系统有两种流程：
双塔流程
单塔流程
双塔流程由于单塔流程，可同时满足高吸收率和高 解析率的要求。
2、三阀
单动滑阀用于床层反应器催化裂化和高低并列式提升管催化裂化装置。 其作用是：正常操作时用来调节催化剂在两器间的循环量，出现重大事故时用 以切断再生器与反应沉降器之间的联系，以防造成更大事故。
双动滑阀
双动滑阀是一种两块阀板双向动作的超灵敏调节阀，安装在再生器出口管线上 （烟囱），其作用是调节再生器的压力，使之与反应沉降器保持一定的压差。
单动滑阀结构示意图 双动滑阀结构示意图
塞阀
同轴式
塞阀用于同轴式催化 裂化装置
塞阀比滑阀具有以下优点： （1）磨损均匀而且较少； （2）高温下承受强烈磨损的部 件少； （3）安装位置较低，操作维修 方便。
（三）三机
三机包括
ห้องสมุดไป่ตู้主风机
气压机
增压机
五、催化裂化装置主要设备
（一）三器——提升管反应器、沉降器及再生器
提升管反应器
预提升：由提升 管底部吹入水蒸 气（称预提升蒸 汽），使出再生 斜管的再生催化 剂加速，以保证 催化剂与原料油 相遇时均匀接触。
沉降器
沉降器是用碳 钢焊制成的圆筒 形设备，上段为 沉降段，下段是 汽提段。
再生器
再生器的作用 是为催化剂再 生提供场所和 条件。
催化裂化反应原理及工艺流程
催化裂化装置反应再生及分馏系统工艺设计方案
催化裂化装置反应再生及分馏系统工艺设计方案催化裂化装置是石油加工中重要的生产设备之一，可以将重油分解成轻质石油产品，是石油化工行业中重要的石油加工工艺。
催化裂化装置反应再生及分馏系统是催化裂化装置中关键的工艺部分，其设计方案对于催化裂化装置的运行效率起着至关重要的作用。
本文将对催化裂化装置反应再生及分馏系统工艺设计方案进行详细的讨论。
一、反应系统设计方案1.反应器类型：催化裂化装置反应器主要有固定床反应器和流化床反应器两种类型。
固定床反应器适用于生产规模较小的装置，具有投资成本低、操作稳定的优点；而流化床反应器适用于大型装置，具有热传递效率高、活性热阻小的优点。
2.反应器温度和压力：催化裂化反应需要在一定的温度和压力下进行，反应温度要保持在适宜的范围内，以保证反应的高效进行。
反应压力的选择要考虑反应器的强度和催化剂的稳定性。
3.反应催化剂选择：选择合适的反应催化剂是反应系统设计的关键之一、催化裂化反应中常用的催化剂有钌、钼氧化物和钽和小晶粒分子筛等。
选择催化剂时要考虑其稳定性、寿命和性能等因素。
二、再生系统设计方案1.再生气体选择：催化裂化装置再生系统需要使用再生气体来去除催化剂上的积炭物质。
常用的再生气体有空气、氧气和水蒸汽等。
再生气体的选择要综合考虑催化剂的特性和再生设备的技术要求。
2.再生温度和压力：再生温度对催化剂的再生效果有重要影响，要选择合适的再生温度，以保证催化剂的活性能得到有效的恢复。
再生压力的选择要考虑再生设备的设计和操作要求。
3.再生设备选择：再生设备主要有再生炉和再生器两种类型。
再生炉适用于小型装置，具有结构简单、操作方便的优点；再生器适用于大型装置，具有稳定的再生效果和高效的催化剂循环的优点。
三、分馏系统设计方案1.分馏塔类型：催化裂化装置的分馏塔主要有常压塔和减压塔两种类型。
常压塔适用于生产重质油品，具有生产成本低、操作稳定的优点；减压塔适用于生产轻质油品，具有产品质量好、产品收率高的优点。
石油化工催化裂化装置工艺流程图.docx
炼油生产安全技术一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？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 C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 C ~700C ）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 C ~68 0 C ）。
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。
催化裂化转换率计算公式
催化裂化转换率计算公式催化裂化是一种重要的炼油工艺，通过在高温和高压条件下将重质石油馏分转化为轻质产品。
催化裂化转换率是评价催化裂化工艺效率的重要指标，它反映了原料在催化剂作用下转化为产品的比例。
催化裂化转换率的计算是通过对原料和产品的质量进行分析，然后应用相应的计算公式进行求解。
本文将介绍催化裂化转换率的计算公式及其应用。
催化裂化转换率的计算公式如下：转换率 = （产品质量原料质量）/ 原料质量× 100%。
其中，转换率表示催化裂化的转化率，产品质量表示裂化后得到的产品的质量，原料质量表示裂化前的原料的质量。
在实际应用中，催化裂化转换率的计算需要进行一系列的实验和分析。
首先，需要对原料进行化验，确定其组成和性质。
然后，在催化裂化反应器中进行反应，得到产品。
接下来，对产品进行化验，确定其组成和性质。
最后，根据上述公式进行计算，得到转换率。
在计算转换率时，需要注意以下几点：1. 原料和产品的质量应该在相同的条件下进行测量，以确保数据的准确性。
2. 转换率的计算需要考虑到反应过程中可能产生的副产物和损失，以确保结果的可靠性。
3. 在实际应用中，通常会对多个批次的原料和产品进行分析，然后取平均值作为最终的转换率。
催化裂化转换率的计算公式是对催化裂化工艺效率的评价，它可以帮助工程师和研究人员了解催化裂化过程中原料转化为产品的比例，从而指导工艺优化和改进。
通过对转换率的计算和分析，可以发现工艺中的问题和瓶颈，提出改进方案，提高产品质量和产量，降低生产成本，实现经济效益的最大化。
除了计算转换率外，催化裂化工艺的优化还需要考虑其他因素，如催化剂的选择、反应条件的控制、设备的运行和维护等。
这些因素都会对转换率产生影响，因此在实际应用中需要综合考虑，进行全面的优化。
总之，催化裂化转换率的计算公式是评价催化裂化工艺效率的重要工具，它可以帮助工程师和研究人员了解原料转化为产品的比例，指导工艺优化和改进。
在实际应用中，需要进行一系列的实验和分析，确保数据的准确性和可靠性。
催化裂化的装置简介及工艺流程
催化裂化的拆置简介及工艺过程之阳早格格创做概括催化裂化技能的死长稀切依好于催化剂的死长.有了微球催化剂，才出现了流化床催化裂化拆置；分子筛催化剂的出现，才死长了提下管催化裂化.采用相宜的催化剂对付于催化裂化历程的产品产率、产品本量以及经济效率具备要害效率.催化裂化拆置常常由三大部分组成，即反应/复活系统、分馏系统战吸支宁静系统.其中反应––复活系统是齐拆置的核心，现以下矮并列式提下管催化裂化为例，对付几大系统分述如下：（一）反应––复活系统新陈本料(减压馏分油)通过一系列换热后与回炼油混同，加进加热炉预热到370℃安排，由本料油喷嘴以雾化状态喷进提下管反应器下部，油浆没有经加热曲交加进提下管，与去自复活器的下温(约650℃~700℃)催化剂交触并坐时汽化，油气与雾化蒸汽及预提下蒸汽所有携戴着催化剂以7米/秒~8米/秒的下线速通过提下管，经赶快分散器分散后，大部分催化剂被分出降进重降器下部，油气携戴少量催化剂经二级旋风分散器分出夹戴的催化剂后加进分馏系统.积有焦冰的待死催化剂由重降器加进其底下的汽提段，用过热蒸气举止汽提以脱除吸附正在催化剂表面上的少量油气.待死催化剂经待死斜管、待死单动滑阀加进复活器，与去自复活器底部的气氛(由主风机提供)交触产死流化床层，举止复活反应，共时搁出洪量焚烧热，以保护复活器脚够下的床层温度(稀相段温度约650℃~680℃).复活器保护0.15MPa~0.25MPa(表)的顶部压力，床层线速约0.7米/秒~1.0米/秒.复活后的催化剂经淹流管，复活斜管及复活单动滑阀返回提下管反应器循环使用.烧焦爆收的复活烟气，经复活器稀相段加进旋风分散器，经二级旋风分散器分出携戴的大部分催化剂，烟气经集气室战单动滑阀排进烟囱.复活烟气温度很下而且含有约5%~10%CO，为了利用其热量，很多拆置设有CO锅炉，利用复活烟气爆收火蒸汽.对付于支配压力较下的拆置，常设有烟气能量回支系统，利用复活烟气的热能战压力做功，启动主风机以俭朴电能.（二）分馏系统分馏系统的效率是将反应/复活系统的产品举止分散，得到部分产品战半兴品.由反应/复活系统去的下温油气加进催化分馏塔下部，经拆有挡板的脱过热段脱热后加进分馏段，经分馏后得到富气、细汽油、沉柴油、重柴油、回炼油战油浆.富气战细汽油去吸支宁静系统；沉、重柴油经汽提、换热或者热却后出拆置，回炼油返回反应––复活系统举止回炼.油浆的一部分支反应复活系统回炼，另一部分经换热后循环回分馏塔.为了与走分馏塔的过剩热量以使塔内气、液相背荷分集匀称，正在塔的分歧位子分别设有4个循环回流：顶循环回流，一中段回流、二中段回流战油浆循环回流.催化裂化分馏塔底部的脱过热段拆有约十块人字形挡板.由于进料是460℃以上的戴有催化剂粉终的过热油气，果此必须先把油气热却到鼓战状态并洗下夹戴的粉尘以便举止分馏战预防阻碍塔盘.果此由塔底抽出的油浆经热却后返回人字形挡板的上圆与由塔底上去的油气顺流交触，一圆里使油气热却至鼓战状态，另一圆里也洗下油气夹戴的粉尘.（三）吸支--宁静系统从分馏塔顶油气分散器出去的富气中戴有汽油组分，而细汽油中则溶解有C3、C4以至C2组分.吸支––宁静系统的效率便是利用吸支战细馏的要领将富气战细汽油分散成搞气(≤C2)、液化气(C3、C4)战蒸汽压合格的宁静汽油.拆置简介（一）拆置死长及其典型1．拆置死长催化裂化工艺爆收于20世纪40年代，是炼油厂普及本油加工深度的一种重油沉量化的工艺.20世纪50年代初由ESSO公司(好国)推出了Ⅳ型流出催化拆置，使用微球催化剂(仄稳粒径为60—70tan)，进而使催化裂化工艺得到极大死长.1958年尔国第一套移动床催化裂化拆置正在兰州炼油厂投产.1965年尔国自己安排制制动工的Ⅳ型催化拆置正在抚顺石油二厂投产.通过近40年的死长，催化裂化已成为炼油厂最要害的加工拆置.停止1999年底，尔国催化裂化加工本领达8809.5×104t／a，占一次本油加工本领的33．5％，是加工比率最下的一种拆置，拆置规模由(34—60)×104t／a 死长到海内最大300×104t／a，海中为675×104t／a.随着催化剂战催化裂化工艺的死长，其加工本料由重量化、劣量化死长至暂时齐减压渣油催化裂化.根据脚法产品的分歧，有探供最大气体支率的催化裂解拆置(DCC)，有探供最大液化气支率的最洪量下辛烷值汽油的MGG工艺等，为了符合以上的死长，相映推出了二段复活、富氧复活等工艺，进而使催化裂化拆置背着工艺技能进步、经济效率更佳的目标死长.2．拆置的主要典型催化裂化拆置的核心部分为反应—复活单元.反应部分有床层反应战提下管反应二种，随着催化剂的死长，暂时提下管反应已与代了床层反应.复活部分可分为真足复活战没有真足复活，一段复活战二段复活(真足复活即指复活烟气中CO含量为10—6级).从反应与复活设备的仄里安插去道又可分为下矮并列式战共轴式，典型的反应—复活单元睹图2—4、图2—5、图2—6、图2—7，其特性睹表2—11.（二）拆置单元组成与工艺过程催化裂化拆置的基础组成单元为：反应—复活单元，能量回支单元，分馏单元，吸支宁静单元.动做扩充部分有：搞气、液化气脱硫单元，汽油、液化气脱硫醇单元等.各单元效率介绍如下.(1)反应—复活单元重量本料正在提下管中与复活后的热催化剂交触反应后加进重降器(反应器)，油气与催化剂经旋风分散器与催化剂分散，反应死成的气体、汽油、液化气、柴油等馏分与已反应的组分所有离启重降器加进分馏单元.反应后的附有焦冰的待死催化剂加进复活器用气氛烧焦，催化剂回复活性后再加进提下管介进反应，产死循环，复活器顶部烟气加进能量回支单元.(2)三机单元所谓三机系指主风机、气压机战删压机.如果将反一再单元动做拆置的核心部分，那么主风机便是催化裂化拆置的心净，其效率是将气氛支人复活器，使催化剂正在复活器中烧焦，将待死催化剂复活，回复活性以包管催化反应的继承举止.删压机是将主风机出心的气氛提压后动做催化剂输支的能源风、流化风、提下风，以脆持反—再系统催化剂的仄常循环.气压机的效率是将分馏单元的气体压缩降压后支人吸支宁静单元，共时通过安排气压机转数也可达到统制重降器顶部压力的脚法，那是包管反应复活系统压力仄稳的一个脚法.(3)能量回支单元利用复活器出心烟气的热能战压力使余热锅炉爆收蒸汽战烟气轮机做功、收电等，此举可大大降矮拆置能耗，暂时现有的重油催化裂化拆置有无此回支系统，其能耗可出进1／3安排.(4)分馏单元重降器出去的反应油气经换热后加进分馏塔，根据各物料的沸面好，从上至下分散为富气(至气压机)、细汽油、柴油、回炼油战油浆.该单元的支配对付齐拆置的仄安效率较大，一头一尾的支配尤为要害，即分馏塔顶压力、塔底液里的稳固是拆置仄安死产的有力包管，包管气压机人心搁火炬战油浆出拆置系统的通畅，是仄安死产的必备条件.(5)吸支宁静单元通过气压机压缩降压后的气体战去自分馏单元的细汽油，通过吸支宁静部分，分隔为搞气、液化气战宁静汽油.此单元是本拆置甲类伤害物量最集结的场合.(6)产品细制单元包罗搞气、液化气脱硫战汽油液化气脱硫醇单元该二部分，搞气、液化气正在胺液(乙醇胺、二乙醇胺、Ⅳ—甲基二乙醇胺等)效率下、吸支搞气、液化气中的H2S气体以达到脱除H2S的脚法.汽油战液化气正在碱液状态中正在磺化酞氰钴或者散酞氰钻效率下将硫醇氧化为二硫化物，以达到脱除硫醇的脚法.2．工艺过程工艺准则过程睹图2—8.本料油由罐区或者其余拆置(常减压、润滑油拆置)支去，加进本料油罐，由本料泵抽出，换热至200—300°C安排，分馏塔去的回炼油战油浆所有加进提下管的下部，与由复活器复活斜管去的650～700°C复活催化剂交触反应，而后经提下管上部加进分馏塔(下部)；反应完的待死催化剂加进重降器下部汽提段.被汽提蒸汽与消油气的待死剂通过待死斜管加进复活器下部烧焦罐.由主风机去的气氛支人烧焦罐烧焦，并共待死剂一道加进复活器继承烧焦，烧焦复活后的复活催化剂由复活斜管进人提下管下部循环使用.烟气经一、二、三级旋分器分散出催化剂后，其温度正在650～700°C，压力0．2-0．3MPa(表)，进人烟气轮机做功戴动主风机，其后温度为500—550°C，压力为0．01MPa(表)安排，再加进兴热锅炉爆收蒸汽，收汽后的烟气(温度约莫为200℃安排)通过烟囱排到大气.反应油气加进分馏塔后，最先脱过热，塔底油浆(油浆中含有2%安排催化剂)分二路，一路至反应器提下管，另一路经换热器热却后出拆置.脱过热后油气降下，正在分馏塔内自上而下分散出富气、细汽油、沉柴油、回炼油.回炼油去提下管再反应，沉柴油经换热器热却后出拆置，富气经气压机压缩后与细汽油共进吸支塔，吸支塔顶的贫气加进再吸支塔由沉柴油吸支其中的C4-C5，再吸支塔顶搞气加进搞气脱硫塔脱硫后动做产品出拆置，吸支塔底富吸支油加进脱吸塔以脱除其中的C2.塔底脱乙烷汽油加进宁静塔，宁静塔底油经碱洗后加进脱硫醇单元脱硫醇后出拆置，宁静塔顶液化气加进脱硫塔脱除H，S，再加进脱硫醇单元脱硫醇后出拆置.(脱硫脱硫醇已绘出)（三）化教反应历程1．催化裂化反应的特性催化裂化反应是正在催化剂表面上举止的，其反应历程的7个步调如下：①气态本料分子从合流扩集到催化剂表面；②本料分子沿催化剂中背内扩集；③本料分子被催化剂活性核心吸附；④本料分子爆收化教反应；⑤产品分子从催化剂内表面脱附；⑥产品分子由催化剂中背中扩集；⑦产品分子扩集到合流中.重量本料反应死成脚法产品可用下图表示：2．催化裂化反应种类石油馏分是由格中搀纯的烃类战非烃类组成，其反应历程格中搀纯，种类繁琐，大概分为几个典型.(1)裂化反应是主要的反应.即C—C键断裂，大分子形成小分子的反应.(2)同构化反应是要害的反应.即化合物的相对付分子量没有变，烃类分子结媾战空间位子变更，所以催化裂化产品中会有较多同构烃.(3)氢变化反应是一个烃分子上的氢脱下去加到另一个烯烃分子上，使其烯烃鼓战，该反应是催化裂化特有的反应.虽然氢变化反应会使产品安靖性变佳，然而是大分子的烃类反应脱氢将死成焦冰.(4)芳构化反应烷烃、烯烃环化死成环烷烃战环烯烃，而后进一步氢变化反应死成芳烃，由于芳构化反应使汽油、柴油中芳烃较多.除以上反应中，另有甲基变化反应、叠合反应战烷基化反应等.（四）主要支配条件及工艺技能特性1．主要支配条件果分歧的工艺支配条件没有尽相共，表2—12列出普遍一段复活催化裂化的主要支配条件.2．工艺技能特性(1)微球催化剂的气—固流态化催化裂化确切一面该当喊做流化催化裂化.微球催化剂(60—70／1m粒径)正在分歧气相线速下浮现分歧状态，可分为牢固床(即催化剂没有动)、流化床(即催化剂只正在一定的空间疏通)战输支床(即催化剂与气相介量一共疏通而离启本去的空间)三种.催化裂化的提下管反应是输支床，而复活器中待死催化剂的烧焦历程是流化床，所以微球催化剂的气—固流态化是催化裂化工艺得以死长的前提，进而使反应—复活能正在分歧的条件下得以真止.(2)催化裂化的化教反应最主要的反应是大分子烃类裂化为小分子烃类的化教反应，进而使本油中大于300℃馏分的烃类死成小分子烃类、气体、液化气、汽油、柴油等，极天里减少了炼油厂的沉量油支率，并能副产气体战液化气.（五）催化剂及帮剂1．催化剂烃类裂化反应，应用热裂化工艺也能完毕，然而是有了催化剂的介进，其化教反应办法分歧，所以引导二类工艺的产品本量战产品分集皆分歧.暂时催化裂化所使用的催化剂皆是分子筛微球催化剂，根据分歧产品央供可制制出百般型号的催化剂.然而其使用本能央供是共共的，即下活性战采用性，良佳的火热宁静性，抗硫、氮、重金属的中毒；佳的强度，易复活，流化本能佳等.暂时罕睹的有重油催化裂化催化剂、死产下辛烷值汽油催化剂、最大沉量油支率催化剂、减少液化气支率催化剂战催化裂解催化剂等.由于催化裂化本料的重量化，使重油催化剂死长格中赶快，暂时海内齐渣油型催化剂本能睹表2—13. 2．催化裂化帮剂为了补充催化剂的其余本能，连年去死长了多种起辅帮效率的帮催化剂，那些帮剂均以剂的办法，加到裂化催化剂中起到除催化裂化历程中的其余效率.如促进复活烟气中CO 变化为C02，普及汽油辛烷值，钝化本料中重金属对付催化剂活性毒性，降矮烟气中的SOx的含量等百般帮剂，它们绝大普遍也是制制成与裂化催化剂一般的微球分别加进复活器内，然而占总剂量很少，普遍正在1％—3％，所以每天增加量惟有10-1000kS／d安排.CO帮焚剂为SiO2—Al2O3细粉上载有活性金属铂制成.辛烷值帮剂大多是含有15％-20％ZSM—5分子筛的Si—Al 微球剂.而金属钝化剂为液态型含锑的化合物，将其注进本料油中，使其领会的金属锑重积正在催化剂上以钝化Ni的活性.（六）本料及产品本量1．催化裂化本资料百般催化裂化所使用的本资料没有尽相共，现将普遍所使用的本资料主要本量汇总，睹表2—14.2．产品本量产品本量睹表2-15。
催化裂化装置MIP工艺
催化裂扮装置 MIP工艺MIP 工艺要求的主要设计参数项目数值平衡剂活性>60回炼比0~0.1提升管出口温度,℃其中：第一反响区出口温度, ℃515 第一反响区出口温度范围, ℃505~525其次反响区温度, ℃505其次反响区出口温度范围, ℃495~515 提升管反响停留时间, s其中：第一反响区反响时间, s 1.4第一反响区反响时间范围, s 1.2~1.4其次反响区空速(WHSV), h-120其次反响区空速范围(WHSV), h-115~30其次反响区反响时间, s ~5 第一反响区剂油比(对总进料), m/m 5~7雾化蒸汽用量(对总进料), m% 4~6原料预热温度, ℃200再生器密相温度, ℃690~700(≯710)MIP 主要工艺计算汇总1.反响沉降器局部工艺操作条件项目单位设计值1 沉降器压力〔绝〕MPa 0.342 第一反响区温度℃5153 其次反响区温度℃5054 颖原料量kg/h 1190485 原料油预热温度℃200～2306 回炼比0～0.05项目单位设计值7 催化剂循环量t/h 6748 剂油比〔对总进料〕 5.669 提升管第一反响区入口线速m/s 7.3910 提升管第一反响区出口线速m/s 13.2111 提升管第一反响区停留时间s 1.312 提升管其次反响区出口线速m/s 1.8413 提升管其次反响区停留时间s 5.8314 其次反响区重时空速h-115～3015 汽提蒸汽量〔总量〕kg/h 250016 原料雾化蒸汽量kg/h 600017 预提升干气量kg/h 300018 沉降器旋分器组数 219 沉降器旋分器入口线速m/s 19.02.再生局部工艺操作条件项目单位数据1 再生器压力〔绝〕MPa 0.342 密相温度℃6903 烧焦罐下部内径mm 51604 烧焦罐下部线速m/s 1.825 烧焦罐上部内径mm 57606 烧焦罐上部线速m/s 1.527 稀相管内径mm 24008 稀相管线速m/s 8.749 总主风量〔湿〕m3n/min 204010 催化剂循环量t/h 67411 稀相内径mm 836012 稀相线速m/s 0.7413 旋分组数 614 一级旋分器入口线速m/s 21.015 二级旋分器入口线速m/s 23.016 内取热负荷kW 446517 外取热负荷KW 28880项 目 数 据(MPa) 备 注推动力沉降器顶压〔绝〕 0.34 稀相静压 0.0007 汽提段静压 0.0633 待生斜管静压 0.0385 合 计 0.4425 阻力项目数 据(MPa)推动力压力平衡1. 再生线路压力平衡汇总2. 待生线路压力平衡汇总再生顶压〔绝〕 0.34 再生稀相静压 0.0028 再生一密相静压 0.0252 稀相管,T 型快分压降 0.017 待生滑阀压降 0.05748 合 计0.44253. 二反催化剂循环线路压力平衡汇总旋流头顶压力〔绝〕 0.345稀相静压 0.0002 预汽提段静压 0.0385 循环管料位静压0.0375项目 数 据(MPa) 备 注推动力再生顶压〔绝〕 再生稀相静压 再生密相静压 再生斜管静压 合 计 0.34 0.0028 0.007 0.09 0.4400 阻力沉降器顶压〔绝〕 提升管总压降〔含旋流头〕 旋流头后部压降 再生滑阀压降 合 计0.34 0.054 0.005 0.041 0.4400项 目数 据(MPa)4. 旋流快分至沉降器线路压力平衡汇总推动力数据旋流头顶压力〔绝〕 0.345稀相静压 0.0002 预汽提段静压 0.0385 待生斜管管料位静压 0.01合 计 0.3937阻力沉降器顶压力〔绝〕 0.34 稀相净压 0.0004 待生滑阀 II 压降 0.0533 合 计0.3937MIP 工艺的原料以及产品质量〔设计〕1. 原料性质项 目数 值 一般性质密度(20℃)，g/cm 30.92 运动粘度，mm 2/s(100℃) 残炭，w % 元素组成，w %C H N S碱性氮，μg/g 四组分，w %饱和烃 芳烃胶质42 6.086.33 12.18 0.24 1.050.0431.68 18.04合 计 阻力旋流头顶压力〔绝〕 其次反响区总压力降其次反响区后催化剂输送压力降旋流头压力降 滑阀压降 0.4212 合 计0.345 0.0223 0.0065 0.005 0.04242 0.42122.干气和液化石油气组成项目数值H －C ,w%2 2H 3.42H S213.1CH 29.54C H2 627.8C H2 426.2总计100.0C －C , w%3 4C H3 86.9C H30.03 6i-C H18.24 10n-C H 4.54 10C H -14 8i-C H4 8 t-C H -24 8c-C H -24 86.412.8 10.8 10.4沥青质0.24重金属，μg/gFe V Cu Na Ni7.6380.1~0.4 10馏程，℃初馏点10% 50% 90%235 385 528 5833. 汽油性质4. 轻柴油性质催化剂和化学药剂消耗序号 名 称 型号或规格年用量t 一次装入量t 预期 寿命备 注1催化剂1400180项 目密度〔20℃〕，g/cm3十六烷值 凝点，℃ 硫含量,ppm 馏程，℃ 初馏点 10％ 30％ 50％ 70％ 90％ 干点数 值 ～0.93 ～20 ＜0195 219 250 281 317 353 360项 目密度〔20℃〕，g/cm 3诱导期,min 硫含量,ppm 烯烃,v% 芳烃,v% 辛烷值 RON MON馏程，℃初馏点 10％ 30％ 50％ 70％ 90％ 干点数 值 ～0.72 >500 850 ～27 ～21 ～93.0 ～81.040 55 75 98 136 170 195总计100.02 CO 助燃剂Pt:0.05％ 5.63 磷酸三钠98w％ 3.364 阻垢剂135 金属钝化剂含锑25％406 硫转移剂70.5公用工程消耗序号工程单位数据备注1 颖水t/h 102 循环水t/h 38003 除盐水t/h 624 电kW -250 输出3.5MPa t/h -15 输出5 蒸汽 1.0MPa0.6MPa t/ht/h-19/输出6 净化压缩空气m3n/h 15457 非净化压缩空气m3n/h 12808 氮气m3n/h 300MIP 工艺技术简介该工艺技术设置两个反响区，承受串联式提升管反响器和适宜的工艺条件，在不同的反响区实现裂化、氢转移、异构化及芳构化反响以到达降低汽油烯烃含量的目的。
催化裂化催化剂单耗计算公式
催化裂化催化剂单耗计算公式概述催化裂化是石油炼制中的一项重要工艺，而催化剂则是催化裂化过程中的关键因素之一。
催化剂的单耗计算对于优化生产过程、降低生产成本具有重要意义。
本文将介绍催化裂化催化剂单耗的计算公式及其应用。
催化剂单耗计算公式催化剂单耗计算公式是通过对催化剂的消耗量进行量化来评估催化裂化生产中的资源利用效率。
下面给出催化剂单耗计算公式的详细描述：公式一：单耗计算催化剂单耗=（进料中催化剂质量-出料中催化剂质量）/进料质量公式二：燃烧热值校正催化剂单耗（修正）=催化剂单耗*燃烧热值修正系数催化剂单耗计算示例为了更好地理解催化剂单耗计算公式的应用，我们将通过一个实际的示例来展示其计算过程。
示例假设某炼油厂使用的催化裂化装置进料中含有1000kg的催化剂，在经过催化裂化反应后，出料中含有800kg的催化剂。
催化过程中，进料总质量为10000k g。
燃烧热值修正系数为0.95。
根据公式一，可得：催化剂单耗=（1000k g-800kg）/10000k g=0.02k g/kg根据公式二，可得：催化剂单耗（修正）=0.02k g/kg*0.95=0.019k g/kg因此，该催化裂化装置的催化剂单耗为0.019kg/k g。
催化剂单耗计算的意义催化剂单耗计算的结果能够反映催化裂化装置中催化剂的利用效率，对生产过程进行优化具有重要意义。
通过计算催化剂单耗，可以评估催化裂化装置的状态，判断催化剂的耗用情况，并及时采取调整措施，以提高生产效益和降低生产成本。
总结本文介绍了催化裂化催化剂单耗计算公式及其应用。
催化剂的单耗计算对于优化生产过程、降低生产成本具有重要意义。
通过计算催化剂单耗，可以评估催化裂化装置的状态，提高资源利用效率。
同时，我们还通过一个示例展示了催化剂单耗计算公式的具体应用过程。
注意：在进行催化剂单耗计算时，需要准确获取催化剂的进料和出料质量，并根据实际情况进行燃烧热值的修正。
只有在真实数据的基础上进行计算，才能得到准确的催化剂单耗结果。
催化裂化装置工艺流程及设备简图
“催化裂化”装置简单工艺流程“催化裂化”装置由原料预热、反应、再生、产品分馏等三部分组成，其工艺流程见下图，主要设备有：反应器、再生器、分馏塔等。
1、反应器（又称沉降器）的总进料由新鲜原料和回炼油两部分组成，新鲜原料先经换热器换热，再与回炼油一起分为两路进入加热炉加热，然后进入反应器底部原料集合管，分六个喷嘴喷入反映器提升管，并用蒸汽雾化，在提升管中与560～600℃的再生催化剂相遇，立即汽化，约有25～30%的原料在此进行反应。
汽油和蒸汽携带着催化剂进入反应器。
通过反应器，分布板到达密相段，反应器直径变大，流速降低，最后带着3～4㎏/㎡的催化剂进入旋风分离器,使其99%以上的催化剂分离,经料腿返回床层,油汽经集气室出沉降器,进入分馏塔。
2、油气进入分馏塔是处于过热状态,同时仍带有一些催化剂粉末,为了回收热量,并洗去油汽中的催化剂,分馏塔入口上部设有挡板,用泵将塔底油浆抽出经换热及冷却到200～3000C,通过三通阀,自上层挡板打回分馏塔。
挡板以上为分馏段,将反应物根据生产要求分出气体、汽油、轻柴油、重柴油及渣油。
气体及汽油再进行稳定吸收,重柴油可作为产品,也可回炼,渣油从分馏塔底直接抽出。
3、反应生焦后的待生催化剂沿密相段四壁向下流入汽提段。
此处用过热蒸汽提出催化剂,颗粒间及表面吸附着的可汽提烃类,沿再生管道通过单动滑阀到再生器提升管,最后随增压风进入再生器。
在再生器下部的辅助燃烧室吹入烧焦用的空气,以保证床层处于流化状态。
再生过程中,生成的烟通过汽密相段进入稀相段。
再生催化剂不断从再生器进入溢流管,沿再生管经另一单动滑阀到沉降器提升管与原料油汽汇合。
4、由分馏塔顶油气分离出来的富气,经气压机增压,冷却后用凝缩油泵打入吸收脱吸塔,用汽油进行吸收,塔顶的贫气进入二级吸收塔用轻柴油再次吸收,二级吸收塔顶干气到管网,塔底吸收油压回分馏塔。
5、吸收脱吸塔底的油用稳定进料泵压入稳定塔,塔顶液态烃一部分作吸收剂,另一部分作稳定汽油产品。
催化裂化的装置简介及工艺流程
催化裂化(de)装置简介及工艺流程概述催化裂化技术(de)发展密切依赖于催化剂(de)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(de)出现,才发展了提升管催化裂化.选用适宜(de)催化剂对于催化裂化过程(de)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(de)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(de)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(de)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(de)催化剂后进入分馏系统.积有焦炭(de)待生催化剂由沉降器进入其下面(de)汽提段,用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催化剂表面上(de)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(de)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(de)床层温度(密相段温度约650℃~680℃).再生器维持~(表)(de)顶部压力,床层线速约米/秒~米/秒.再生后(de)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(de)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(de)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(de)装置,常设有烟气能量回收系统,利用再生烟气(de)热能和压力作功,驱动主风机以节约电能.（二）分馏系统分馏系统(de)作用是将反应/再生系统(de)产物进行分离,得到部分产品和半成品.由反应/再生系统来(de)高温油气进入催化分馏塔下部,经装有挡板(de)脱过热段脱热后进入分馏段,经分馏后得到富气、粗汽油、轻柴油、重柴油、回炼油和油浆.富气和粗汽油去吸收稳定系统；轻、重柴油经汽提、换热或冷却后出装置,回炼油返回反应––再生系统进行回炼.油浆(de)一部分送反应再生系统回炼,另一部分经换热后循环回分馏塔.为了取走分馏塔(de)过剩热量以使塔内气、液相负荷分布均匀,在塔(de)不同位置分别设有4个循环回流：顶循环回流,一中段回流、二中段回流和油浆循环回流.催化裂化分馏塔底部(de)脱过热段装有约十块人字形挡板.由于进料是460℃以上(de)带有催化剂粉末(de)过热油气,因此必须先把油气冷却到饱和状态并洗下夹带(de)粉尘以便进行分馏和避免堵塞塔盘.因此由塔底抽出(de)油浆经冷却后返回人字形挡板(de)上方与由塔底上来(de)油气逆流接触,一方面使油气冷却至饱和状态,另一方面也洗下油气夹带(de)粉尘.（三）吸收--稳定系统从分馏塔顶油气分离器出来(de)富气中带有汽油组分,而粗汽油中则溶解有C3、C4甚至C2组分.吸收––稳定系统(de)作用就是利用吸收和精馏(de)方法将富气和粗汽油分离成干气(≤C2)、液化气(C3、C4)和蒸汽压合格(de)稳定汽油.装置简介（一）装置发展及其类型1．装置发展催化裂化工艺产生于20世纪40年代,是炼油厂提高原油加工深度(de)一种重油轻质化(de)工艺.20世纪50年代初由ESSO公司(美国)推出了Ⅳ型流出催化装置,使用微球催化剂(平均粒径为60—70tan),从而使催化裂化工艺得到极大发展.1958年我国第一套移动床催化裂化装置在兰州炼油厂投产.1965年我国自己设计制造施工(de)Ⅳ型催化装置在抚顺石油二厂投产.经过近40年(de)发展,催化裂化已成为炼油厂最重要(de)加工装置.截止1999年底,我国催化裂化加工能力达8809.5×104t／a,占一次原油加工能力(de)33．5％,是加工比例最高(de)一种装置,装置规模由(34—60)×104t ／a发展到国内最大300×104t／a,国外为675×104t／a.随着催化剂和催化裂化工艺(de)发展,其加工原料由重质化、劣质化发展至目前全减压渣油催化裂化.根据目(de)产品(de)不同,有追求最大气体收率(de)催化裂解装置(DCC),有追求最大液化气收率(de)最大量高辛烷值汽油(de)MGG工艺等,为了适应以上(de)发展,相应推出了二段再生、富氧再生等工艺,从而使催化裂化装置向着工艺技术先进、经济效益更好(de)方向发展.2．装置(de)主要类型催化裂化装置(de)核心部分为反应—再生单元.反应部分有床层反应和提升管反应两种,随着催化剂(de)发展,目前提升管反应已取代了床层反应.再生部分可分为完全再生和不完全再生,一段再生和二段再生(完全再生即指再生烟气中CO含量为10—6级).从反应与再生设备(de)平面布置来讲又可分为高低并列式和同轴式,典型(de)反应—再生单元见图2—4、图2—5、图2—6、图2—7,其特点见表2—11.（二）装置单元组成与工艺流程1.组成单元催化裂化装置(de)基本组成单元为：反应—再生单元,能量回收单元,分馏单元,吸收稳定单元.作为扩充部分有：干气、液化气脱硫单元,汽油、液化气脱硫醇单元等.各单元作用介绍如下.(1)反应—再生单元重质原料在提升管中与再生后(de)热催化剂接触反应后进入沉降器(反应器),油气与催化剂经旋风分离器与催化剂分离,反应生成(de)气体、汽油、液化气、柴油等馏分与未反应(de)组分一起离开沉降器进入分馏单元.反应后(de)附有焦炭(de)待生催化剂进入再生器用空气烧焦,催化剂恢复活性后再进入提升管参加反应,形成循环,再生器顶部烟气进入能量回收单元.(2)三机单元所谓三机系指主风机、气压机和增压机.如果将反一再单元作为装置(de)核心部分,那么主风机就是催化裂化装置(de)心脏,其作用是将空气送人再生器,使催化剂在再生器中烧焦,将待生催化剂再生,恢复活性以保证催化反应(de)继续进行.增压机是将主风机出口(de)空气提压后作为催化剂输送(de)动力风、流化风、提升风,以保持反—再系统催化剂(de)正常循环.气压机(de)作用是将分馏单元(de)气体压缩升压后送人吸收稳定单元,同时通过调节气压机转数也可达到控制沉降器顶部压力(de)目(de),这是保证反应再生系统压力平衡(de)一个手段.(3)能量回收单元利用再生器出口烟气(de)热能和压力使余热锅炉产生蒸汽和烟气轮机作功、发电等,此举可大大降低装置能耗,目前现有(de)重油催化裂化装置有无此回收系统,其能耗可相差1／3左右.(4)分馏单元沉降器出来(de)反应油气经换热后进入分馏塔,根据各物料(de)沸点差,从上至下分离为富气(至气压机)、粗汽油、柴油、回炼油和油浆.该单元(de)操作对全装置(de)安全影响较大,一头一尾(de)操作尤为重要,即分馏塔顶压力、塔底液面(de)平稳是装置安全生产(de)有力保证,保证气压机人口放火炬和油浆出装置系统(de)通畅,是安全生产(de)必备条件. (5)吸收稳定单元经过气压机压缩升压后(de)气体和来自分馏单元(de)粗汽油,经过吸收稳定部分,分割为干气、液化气和稳定汽油.此单元是本装置甲类危险物质最集中(de)地方.(6)产品精制单元包括干气、液化气脱硫和汽油液化气脱硫醇单元该两部分,干气、液化气在胺液(乙醇胺、二乙醇胺、Ⅳ—甲基二乙醇胺等)作用下、吸收干气、液化气中(de)H2S气体以达到脱除H2S(de)目(de).汽油和液化气在碱液状态中在磺化酞氰钴或聚酞氰钻作用下将硫醇氧化为二硫化物,以达到脱除硫醇(de)目(de).2．工艺流程工艺原则流程见图2—8.原料油由罐区或其他装置(常减压、润滑油装置)送来,进入原料油罐,由原料泵抽出,换热至200—300°C左右,分馏塔来(de)回炼油和油浆一起进入提升管(de)下部,与由再生器再生斜管来(de)650～700°C再生催化剂接触反应,然后经提升管上部进入分馏塔(下部)；反应完(de)待生催化剂进入沉降器下部汽提段.被汽提蒸汽除去油气(de)待生剂通过待生斜管进入再生器下部烧焦罐.由主风机来(de)空气送人烧焦罐烧焦,并同待生剂一道进入再生器继续烧焦,烧焦再生后(de)再生催化剂由再生斜管进人提升管下部循环使用.烟气经一、二、三级旋分器分离出催化剂后,其温度在650～700°C,压力0．2-0．3MPa(表),进人烟气轮机作功带动主风机,其后温度为500—550°C,压力为0．01MPa(表)左右,再进入废热锅炉发生蒸汽,发汽后(de)烟气(温度大约为200℃左右)通过烟囱排到大气.反应油气进入分馏塔后,首先脱过热,塔底油浆(油浆中含有2%左右催化剂)分两路,一路至反应器提升管,另一路经换热器冷却后出装置.脱过热后油气上升,在分馏塔内自上而下分离出富气、粗汽油、轻柴油、回炼油.回炼油去提升管再反应,轻柴油经换热器冷却后出装置,富气经气压机压缩后与粗汽油共进吸收塔,吸收塔顶(de)贫气进入再吸收塔由轻柴油吸收其中(de)C4-C5,再吸收塔顶干气进入干气脱硫塔脱硫后作为产品出装置,吸收塔底富吸收油进入脱吸塔以脱除其中(de)C2.塔底脱乙烷汽油进入稳定塔,稳定塔底油经碱洗后进入脱硫醇单元脱硫醇后出装置,稳定塔顶液化气进入脱硫塔脱除H,S,再进入脱硫醇单元脱硫醇后出装置.(脱硫脱硫醇未画出)（三）化学反应过程1．催化裂化反应(de)特点催化裂化反应是在催化剂表面上进行(de),其反应过程(de)7个步骤如下：①气态原料分子从主流扩散到催化剂表面；②原料分子沿催化剂外向内扩散；③原料分子被催化剂活性中心吸附；④原料分子发生化学反应；⑤产品分子从催化剂内表面脱附；⑥产品分子由催化剂外向外扩散；⑦产品分子扩散到主流中.重质原料反应生成目(de)产品可用下图表示：2．催化裂化反应种类石油馏分是由十分复杂(de)烃类和非烃类组成,其反应过程十分复杂,种类繁多,大致分为几个类型.(1)裂化反应是主要(de)反应.即C—C键断裂,大分子变为小分子(de)反应.(2)异构化反应是重要(de)反应.即化合物(de)相对分子量不变,烃类分子结构和空间位置变化,所以催化裂化产物中会有较多异构烃.(3)氢转移反应是一个烃分子上(de)氢脱下来加到另一个烯烃分子上,使其烯烃饱和,该反应是催化裂化特有(de)反应.虽然氢转移反应会使产品安定性变好,但是大分子(de)烃类反应脱氢将生成焦炭.(4)芳构化反应烷烃、烯烃环化生成环烷烃和环烯烃,然后进一步氢转移反应生成芳烃,由于芳构化反应使汽油、柴油中芳烃较多.除以上反应外,还有甲基转移反应、叠合反应和烷基化反应等.（四）主要操作条件及工艺技术特点1．主要操作条件因不同(de)工艺操作条件不尽相同,表2—12列出一般一段再生催化裂化(de)主要操作条件.2．工艺技术特点(1)微球催化剂(de)气—固流态化催化裂化确切一点应该叫作流化催化裂化.微球催化剂(60—70／1m 粒径)在不同气相线速下呈现不同状态,可分为固定床(即催化剂不动)、流化床(即催化剂只在一定(de)空间运动)和输送床(即催化剂与气相介质一同运动而离开原来(de)空间)三种.过程是流化床,所以微球催化剂(de)气—固流态化是催化裂化工艺得以发展(de)基础,从而使反应—再生能在不同(de)条件下得以实现.(2)催化裂化(de)化学反应最主要(de)反应是大分子烃类裂化为小分子烃类(de)化学反应,从而使原油中大于300℃馏分(de)烃类生成小分子烃类、气体、液化气、汽油、柴油等,极大地增加了炼油厂(de)轻质油收率,并能副产气体和液化气.（五）催化剂及助剂1．催化剂烃类裂化反应,应用热裂化工艺也能完成,但是有了催化剂(de)参加,其化学反应方式不同,所以导致二类工艺(de)产品性质和产品分布都不同.目前催化裂化所使用(de)催化剂都是分子筛微球催化剂,根据不同产品要求可制造出各种型号(de)催化剂.但其使用性能要求是共同(de),即高活性和选择性,良好(de)水热稳定性,抗硫、氮、重金属(de)中毒；好(de)强度,易再生,流化性能好等.目前常见(de)有重油催化裂化催化剂、生产高辛烷值汽油催化剂、最大轻质油收率催化剂、增加液化气收率催化剂和催化裂解催化剂等.由于催化裂化原料(de)重质化,使重油催化剂发展十分迅速,目前国内全渣油型催化剂性能见表2—13.2．催化裂化助剂为了补充催化剂(de)其他性能,近年来发展了多种起辅助作用(de)助催化剂,这些助剂均以剂(de)方式,加到裂化催化剂中起到除催化裂化过程外(de)其他作用.如促进再生烟气中CO转化为C02,提高汽油辛烷值,钝化原料中重金属对催化剂活性毒性,降低烟气中(de)SOx(de)含量等各类助剂,它们绝大多数也是制造成与裂化催化剂一样(de)微球分别加入再生器内,但占总剂量很少,一般在1％—3％,所以每天添加量只有10-1000kS／d左右.CO助燃剂为SiO2—Al2O3细粉上载有活性金属铂制成.辛烷值助剂大多是含有15％-20％ZSM—5分子筛(de)Si—Al微球剂.而金属钝化剂为液态型含锑(de)化合物,将其注入原料油中,使其分解(de)金属锑沉积在催化剂上以钝化Ni(de)活性.（六）原料及产品性质1．催化裂化原材料各类催化裂化所使用(de)原材料不尽相同,现将一般所使用(de)原材料主要性质汇总,见表2—14.2．产品性质产品性质见表2-15。
催 化 裂 化 装 置
催化裂化装置
• • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • • Ⅱ催化装置暂行工艺指标
1、反应、再生系统： 沉降器顶部压力：0.105±0.005MPa 再生器顶部压力：0.130±0.005MPa 反应沉降器蔵量：70±1％表刻度 再生器蔵量：75±5％表刻度 提升管出口温度：500±2℃ 轻汽油回炼提升管出口温度：520±1℃ 轻汽油回炼量≮1t/h（以烯烃合格为准） 再生器床层温度：690±5℃ 外取热汽包液位：50％表刻度 余锅液位：50％表刻度 汽包软化水碱度20±2 余锅软化水碱度14±2 再生剂定碳：≯0.2％（m） 原料预热温度：175±5℃ 2、分馏系统： 分馏塔顶温度：95±2℃ 柴油馏出温度： 0#方案 170±5℃（以产品质量合格为准） 人字挡板上:340±5℃ 分馏塔底温度：340±5℃ 分馏塔底液位：50％表刻度 粗汽油罐液位： 50％表刻度 粗汽油罐介面：50％表刻度 轻汽油罐液位：35％表刻度 轻汽油罐脱水介面：50％表刻度 顶循罐脱水介面：50％表刻度 柴油汽提塔液位：50％表刻度
催化裂化装置
• • 柴油部分 柴油从分馏塔第十九层塔板自流到柴油汽提塔， 经过热蒸汽汽提后，气体返回分馏塔第十九层 气相上，液相用柴油泵抽出，经过软化水换热 器和冷却器冷却后进入柴油集合管，一路去封 油罐作燃烧油，一路补充中段循环回流返到分 馏塔第十八层上，一路去废品罐，一路经调节 阀，质量流量计出装置，去FS法柴油精制系统， 使氧化沉渣和色度合格，之后去成品班产罐。
催化裂化装置
• • • • • • • • • • • • • • • 2、分馏系统： 分馏塔顶温度：88±2℃ 柴油馏出温度： -15#方案 155±2℃ 人字挡板上: 335-355℃ 分馏塔底温度：347±2℃ 分馏塔底液位：50％表刻度 粗汽油罐液位：50％表刻度 粗汽油罐介面：50％表刻度 轻汽油罐液位：30％表刻度 轻汽油罐脱水介面：50％表刻度 顶循罐脱水介面：50％表刻度 柴油汽提塔液位：50％表刻度 柴油出装置温度：≯65℃ 汽油出装置温度： ≯40℃ 外甩油浆温度：≯95℃
催化裂化装置基础能耗计算方法
(3)回炼比
(4)原料雾化蒸汽比例
(5)主风机出口压力
(6)气压机出口压力
(7)反应压力
(8)装置设计时焦炭产率的设计值
(9)装置设计时的公称处理量
(10)装置实际处理量
(11)终止剂或回炼汽油量
5.2 基准能耗计算方法及步骤
基准能耗计算公式如下：
式中：E1～E11分别见下述。 (1)化学焓差能耗E1（MJ/t）
11
∑ EB=
Ei
i =1
Mc − Mp E1=CR McMp
式中：CR—与原料性质有关的系数； CR =58066D + 957C - 6539 ， kJ/kmol； MC—原料平均分子量，若有该数据按实际数据输入，若无该数据按下式估算， MC=42.97exp（2.10×10 -4T-7.79D+2.09×10 -3TD）T1.26D4.98； Mp—产品平均分子量； Mp=（yH + yLO + yG + yL + yF）/（2.86×10 -3yH +5×10 -3yLO +0.01yG +0.02yL
式中：P1—主风机出口压力MPa（绝）； Ne—增压机能耗：无增压机 Ne=0，有增压机时按增压机实际耗功计； Ne=11.84N/W N=增压机实际耗功，kW； W=装置实际处理量，t/h。
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。
催化裂化工艺流程经济核算
催化裂化工艺流程经济核算
催化裂化是一种重要的炼油工艺，用于将重质石油馏分转化为高附加值的轻质石油产品，如汽油和石脑油。
在进行催化裂化工艺流程经济核算时，需要考虑成本、产量和收入等因素。
首先，我们需要计算催化裂化工艺的投资成本。
这包括设备和设施的购置成本、安装成本、工程设计费用等。
此外，还需要考虑运营费用，如能源消耗、人员工资、维护费用等。
通过该项指标，可以评估工艺设备的经济效益。
其次，我们需要考虑催化裂化工艺的产量。
这包括各种石油产品的产量，如轻质汽油、石脑油、液化石油气等。
根据市场需求和产品价格，可以计算出每个产品的产值。
在催化裂化工艺流程经济核算中，还需要考虑一些其他因素。
例如，环保成本和安全成本，将对工艺的经济效益产生影响。
此外，应该进行风险评估，以充分了解工艺中各种因素的潜在风险，并制定相应的对策。
对于经济核算而言，我们可以通过计算净现值、投资回收期和内部收益率等指标来评估催化裂化工艺的经济效益。
净现值是使用贴现率将投资现金流量的未来价值转化为当前价值后所得的剩余价值。
投资回收期是指将投资回收所需的时间。
内部收益率是使净现值为零的贴现率。
作为炼油工艺的一种，催化裂化工艺的经济核算需要综合考虑许多因素。
通过综合评估投资成本、产量、收入和原料成本等指标，可以评估该工艺的经济效益。
同时，应该密切关注市场需求、价格波动和环保要求等外部因素，以实现最佳的经济效益。
催化裂化先进控制工艺计算模型的开发
裂化反应的苛刻度和转化率由下式计算 ：
， １
Ｘ
—— Ｃ １０ ０
一
Ｆｆ Ｉ Ｆｃ Ｆ Ｆｕ
（） ３
－
式中 ——反应苛刻度 ； ｃ ——单程转化率， ％； Ｆ 一 原料 油性质 因数 ； ｒ
Ｆ． ——催 化剂 性质 因数 ；
— —
。
操作参数因数 ；
Ｆ ——反应苛刻度装置因数 。
用的工艺计算模型。国外有些公司已有工艺计算
模 型在催 化 裂 化 先 进 控 制 技 术 中应 用 ， Ｈ ｎｙ 如 ｏｅ． ｗｌ公 司 的 Ｆ ｃ Ｏ ＬＫＴ 。但 由于 这 些 工 艺 ｅ ｌ Ｃ ＵＴ Ｏ －１￣ 计算 模型是 针对 国外催 化 裂 化原 料 （ 分 较 轻 、 馏 硫 含量 较 高 ） 发 的 ， 我 国 的原 油 并 不 十 分适 用 。 开 对 因此 ， 了推 动 我 国催 化 裂 化 先 进 控 制 技 术 的进 为
求。
维普资讯
石
油 炼
制
与 化
工
２０ Ｏ２年
第 ∞ 卷
２２１ 原料油性质 ．．
影响转化率的原料油性质主
式中
Ａ —— 指前 因子 ；
— —
要有原料油结构族组成、 馏程 、 氮含量 ， 对二次加工 油 还应考虑 原料 油 的不饱和 度对转 化率 的影 响 。
Ｆ ＝ ｌ ｌ ｆ ０ Ｕ、
反应 活化 能 ，Ｊｍ ｌ ｋ／ ｏ；
卜 ＿ 提升管反应区动力学平均温度， ， Ｋ由 下式计 算 ：
Ｔ ： ０４ ． ＋０ ６ ｏ ． Ｔ （４ １）
式中 ＿ 厂 ——原料油结构族组成函数 ； ｃ ＿Ｐ 厂 ——原料油馏程 函数； 日 ＾Ｔ ——原料油氮含量函数 ；
催化裂化催化剂气力输送装置的设计
1.6.2 弯管的压力损失
弯管压力降可折算成当量长度计算，由弯管的曲率半径
计算 R0/d，然后根据表 2 得当量长度，△ p2 为计算长度等于当 量长度的水平直管的压力降。
表2 90°弯管当量长度（L）
4
6
8
10
粉状料
4~8
5~10
6~10
8~10
大小均匀的颗粒
8~10
12~16
16~20
大小不均匀的颗粒
关键词 ：催化裂化催化剂 ；负压气力输送 ；设备、管道布置 中图分类号 ：TE966 文献标志码 ：A 文章编号 ：1003–6490（2021）07–0039–02
Design of Catalytic Cracking Catalyst Pneumatic Conveying Device
Chen Jin-hui
以某厂生产装置为例，负压气力输送是采用罗茨真空泵 抽空气作为动力，待系统内部的压力低于大气压时将物料送 至料仓。
负压气力输送装置主要由旋转供料器、仓顶布袋除尘器、 输送管道、罗茨真空泵、空气冷却器、风机及相关部件组成。 其中旋转给料器的选择对气力输送系统的工作效率至关重要。 在设计中，旋转给料器可以防止空气的进入，其选型需要根 据输送物料的性质、输送条件、输送前后的工艺等条件。
化工设计通讯
Chemical Engineering Design Communications
工艺与设备
Technology and Equipment
第47卷第7期
2021年7月
催化裂化催化剂气力输送装置的设计
陈金辉 （长岭炼化岳阳工程设计有限公司，湖南岳阳 414000）
摘 要 ：在催化剂的生产中，负压气力输送用于输送粉料具有设备简单、布置灵活和防止粉尘污染等特点。以某催化剂厂 裂化催化剂生产装置调混和包装工序为例，进行了负压气力输送设计的计算和气力输送装置的设备布置。
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合计（36735.3+5093.10+14266.91）×104KJ/h=56096.3×104KJ/h
1.2.2焦炭脱附热
解吸催化剂上的焦炭燃烧总放热量的11.5%, 则焦炭脱附热=56096.3×104×11.5%=6450.96×104KJ/h
Ⅰ段==219.65kg/吨催化剂.h Ⅱ段=523.5 kg焦/吨催化剂.h
1.3第Ⅰ再生器尺寸计算
I再密相段气体（设1吨催化剂带1kg烟气）
项目
分子量
Kmol/h
湿烟气
28.1
6887.33
外再热流化风
29
48.21
催化剂带走烟 气
28.1
36.65
合计
6972.59
Kg/h 193545.21 1398.21 1030
1.2.3外取热器取热量
Ⅰ再 外取热器取热量 11731.34×104KJh（取三催的标定数据） Ⅱ再 内取热器取热量 8.58×104KJ/h （取三催的标定数据） 1.2.4 Ⅰ段主风升温热
Ⅰ段主风由135℃升温到671℃需热 干空气升温需热 =干空气量×空气比热×温差
=174422.8×1.09×（671—135） =10171.47×104KJ/h
4.77
松动吹扫 总湿烟气
27.8 1364.8
500 41034.1
4.77 100
1.1.8烟风比
Ⅰ段==1.097 Ⅱ段==1.075 1.1.9主风机选型
根据所需主风量及外取热器吹入总流化风选 轴流式主风机一台型号AV56—12 主要性能参数 入口压力 0.098MPa
出口压力 0.34 MPa 人口温度8.9 ℃ 主风机出口温度k-1/kλ×T入=428.1K=155℃ 取管线温降20℃，则主风入再生器出口温度为135℃
178339.3
II段干烟气 39863.3
生成水汽
10710
带入水汽
4159.3
松动吹扫
2000
待生剂带入 水汽
循环催化剂
1050 1010000
1250100
1.2.14 剂油比
剂油比== 1.2.15 待生剂含炭量
已知再生剂含炭为0.2%, 则Ⅱ段待生剂含炭量==0.452%
Ⅰ段半再生催化剂含炭量P为Ⅱ段待生剂催化剂的含炭量=2.14%
28756
总计
5957.3
178339.3 1299.7
39863.3
1.1.7湿烟气量及烟气组成
I段再生器结果如下： 按每吨催化剂带入1kg水气及设催化剂循环量1050吨
组分
流量
组成%
Kg/h
Kmol/h
干烟气
湿烟气
CO2
31068.4
706.1
11.85
10.25
CO
11583.6
413.7
6.95
Ⅰ段再生烟气中过剩量为1.0%, 则1.0%=
过剩02量=59.57kmol/h=1906.3kg/h 过剩N2量=59.57×=224kmol/h=6274.7kg/h Ⅰ段实际干空气量=理论干空气量+过剩的干空气量
=6047.87kmol/h=174422.8kg/h Ⅱ段烟气中过剩02为5.8%= 过剩O2量=75.4 kmol/h=2412.9kg/h 过剩N2量=75.4×=283.6kmol/h=7942.1kg/h Ⅱ段实际干空气量=1300 kmol/h=37492.1kg/h
1.1.6干烟气量 由以上计算可知干烟气中各组分的量如下：
组分
I段再生器
Kmol/h
Kg/h
II段再生器
Kmol/h
Kg/h
CO2
706.1
31068.4
197.6
8694.4
CO
413.7
11583.6
0
0
H2O
O2
59.57
1906.1
75.4
2412.9
N2
4777.9
178339.3 1026.7
1.2.9散热损失
582×烧碳量=582×15810=920.14×104KJ/h
1.2.10给催化剂的净热量
给催化剂的净热量=焦炭燃烧热—（2－9项之和）＝ 23276×104KJ/h
1.2.11 催化剂循环量
G×103×1.097×（710—500）=23276×104 解得G=1010t/h
1.2.12再生器热平衡
第一章 再生系统工艺计算
1. 1再生空气量及烟气量计算
1.1.1 烧碳量及烧氢量
烧焦量=×8.5%=1700kg/h H/C=7/93(已知)
烧碳量=17000×0.93=15810kg/h=131705kmol/h 烧氢量=17000×0.07=1190kg/h=595kmol/h 设两段烧碳比为85∶15且全部氢Ⅰ再生器中燃烧掉，又已知在I段 烟气中 CO2% (O)=12.8 CO%(O)=7.5 Ⅱ段不存在CO则Ⅰ段生成 CO2的C为： 1317.5×0.85×=706.1kmol/h=8473.5kg/h Ⅰ段生成CO的C为1317.5×0.85×=413.7kmol/h=4965.0kg/h Ⅰ段烧焦量=706.1+413.7+595=1714.8kmol/h=14628.5kg/h Ⅱ生成CO2的C即为Ⅱ段烧焦量 =1317.5×0.15=197.6kmol/h=2371.5kg/h
总湿烟气
195087.8 6887.73
100
Ⅱ段再生器结果如下 组分
Kmol/h
CO2
197.6
O2
75.4
N2
1026.7
总的干烟气 1299.7
主风带入烟 气
37.3
流量 Kg/h 8694.4 2412.9 28756 39863.3 670.8
干烟气 15.2 5.8 79 100
组成 湿烟气 14.48 5.52 75.23
1.1.2理论干空气量的计算
Ⅰ段碳燃烧生成二氧化碳需O2量706.1×1=706.1kmol/h Ⅰ段碳燃烧生成一氧化碳需O2量413.7×0.5=206.9kmol/h Ⅰ段氢燃烧生成水需O2量595×0.5=297.5kmol/h 理论需O2量=706.1+206.9+297.5=1210.5kmol/h=38736kg/h 理论需N2量=1210.5×79/21=4553.8kmol/h=127506.4kg/h Ⅰ段理论干空气量=O2+N2 =5764.3kmol/h=166242.4kg/h Ⅱ段碳燃烧生成CO2需O2量=197.6kmol/h=6323.2kmol/h Ⅱ段碳燃烧生成CO2需N2=197.6×79/21=743.4kmol/h=20813.9kg/h Ⅱ段碳燃烧生成CO2需N2== O2+ N2=941kmol/h=23137.1kg/h 1.1.3 实际干空气量
1.2.13再生器物料平衡
入方 kg/h
I段干烟气
174422.8
II段干烟气
37492.1
待生剂待入烟 1080 气
I段主风带水 汽
3488.5
II段主风带水 670.8 汽
I段松动吹扫 汽
1500
II段松动吹扫 500 汽
焦炭
17000
循环催化剂 1010000
合计
1250100
出方kg/h
I段干烟气
==3.96min
1.3.7再生器体积烧焦强度
==65.89kg/m3h 1.3.8 旋风分离器的选型和计算
1.3.8.1 选型
选国内开发的PV型旋分器6组并联2级串联 1级入口面积 1.99796m2 料腿直径Φ426×12 筒体直径Φ1410
2级入口面积1.724688m2 料腿直径Φ219×12 筒体直径Φ1410
入方 焦炭燃烧热
合计
×104KJ/h 56095.28
56095.28
出方 焦炭脱附热 主风升温需热 焦炭升温需热 水汽升温需热 内外取热 散热损失 加热循环催化剂
×104KJ/h 6450.96 12987.46 327.44 47.63 11739.92 920.14 23276 56095.28
1.1.4湿空气量（主风量）
由已知大气温度30℃相对温度70℃查空气湿焓图 空气的湿含量为0.02kg(水)/kg(干空气) 则Ⅰ段空气中的水气量=2488.5kg/h=193.8kmol/h Ⅱ段湿空气量=干空气量+水气量=139816.3Nm³/h
1.1.5主风单耗
Ⅰ段= =9.68NM³湿空气/kg.焦 Ⅱ段= =11.75NM³湿空气/kg.焦
1.3.8.5旋分器压降计算
一级旋分器压降 由--气体密度kg/m3 D-筒体直径 Re—雷诺数
1.3.8.6最小料腿长的计算
一级料腿长度 =500.75+（9-3）×（300-350）+12×25/350=1.05m 式中为管内密度kg/m3取350kg/m3 入口中心线至灰斗底的距离为7.7m 净空高度大于7.7+Z+1=9.75m 稀相段高度12m 9.75小于12m所以满足。
水汽量×水比热×温差(Ⅰ段)=1050×2.16×(671— 500)=38.78×104KJ/h 水汽量×水比热×温差（Ⅱ段）=1050×2.16×（710—671） =8.58×104KJ/h 合计：待生剂带入水汽升温需热47.63×104KJ/h
1.2.8松动吹扫蒸汽升温需热
Ⅰ段蒸汽量×焓差=1500×（3860—2812）=157.2×104KJ/h Ⅱ段蒸汽量×焓差=500×（3981.8—2812）=58.5×104KJ/h 式中3860，2812分别为671℃。0.33Mpa，过热蒸汽和183℃，0.11 Mpa的饱和蒸汽焓