优化催化裂化外取热器的生产工艺
催化裂化工艺流程ppt
催化剂对裂解过程的促进作用
提供活性中心
催化剂表面具有特殊的活性中 心，能够吸附和活化重质烃分 子，使其更容易发生裂解反应
。
降低反应活化能
催化剂可以降低裂解反应的活化 能，使反应更容易进行。
促进反应选择性
催化剂可以促进特定结构的烃分子 发生裂解反应，提高产品的选择性 。
产品的主要性质及用途
乙烯和丙烯
催化裂化工艺流程ppt
xx年xx月xx日
contents
目录
• 概述 • 工艺流程 • 催化裂化反应原理 • 工艺特点 • 应用和发展 • 安全和环保
01
概述
催化裂化是什么
1
催化裂化是一种将重质烃转化为轻质烯烃和芳 烃的石油化工过程。
2
催化裂化催化剂通常为酸性催化剂，如硅酸铝 、沸石等。
3
催化裂化工艺可分为固定床、流化床和移动床 三种类型，其中流化床工艺最为常用。
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三废处理
对工艺流程中产生的废水、废气、废渣进行分类处理，实现资源化再利用。 例如，将废气中的二氧化碳进行捕获和封存，实现减排目标；将废水进行深 度处理后再次利用；将废渣进行资源化利用等。
绿色催化裂化工艺流程的探索
不断探索新的催化裂化工艺流程，采用绿色催化剂、提高反应转化率和能量 利用率等措施，实现工业生产与环境保护的有机结合。
产品收率和质量调整
通过调整催化剂种类和反应条件，可以改变产品的收率和质 量。这使得催化裂化工艺具有很强的适应性，能够根据市场 需求灵活调整产品结构。
05
应用和发展
在石油工业中的地位
01
石油工业作为国家经济发展的重要支柱，催化裂化工艺在其中扮演着至关重要 的角色。
催化裂化工艺流程
任务布置
1.绘制重油催化裂化工艺原则流程图。 2.口头复述工艺流程。
注意事项： 1.催化裂化设备的简要画法。 2.催化裂化装置一般几部分构成？
知识拓展
催化裂化的发展历程 催化裂化自1936年实现工业化至今经历了四个阶段： 固定床、移动床、流化床和提升管。
Fixed Bed
Moving Bed
Fluid Bed
同学们上节课已经学习了催化裂化原料、产品、化学反应及 催化剂。 检查同学们掌握的情况： 1、催化裂化的主要化学反应有哪些？ 2、催化裂化催化剂的组成是什么？
提出问题
催化裂化反应及产品分离是通过什么工艺实现的？催 化剂是如何参与反应并再生的？
催化裂化
催化裂化工艺流程框图
图2-1 催化裂化生产工艺方框流程图
此流程是如何实现？
催化裂化工艺原则流程图
图2-2 重油催化裂化工艺原则流程图 1 原料加热炉 2 提升管反应器 3 沉降器 4 再生器 5 辅助燃烧室 6 外取热器 7 分馏塔 9 油气分离器 10 柴油汽提塔 11 气压机 12 吸收塔 13 气压机出口油气分离器 14 解吸塔 15 再吸收塔 16 稳定塔 17 稳定塔回流罐 18 液化气碱洗罐
任务布置
1.绘制重油催化裂化工艺原则流程图。 2.口头复述工艺流程。
注意事项： 1.催化裂化设备的简要画法。 2.催化裂化装置一般几部分构成？
知识拓展
催化裂化的发展历程 催化裂化自1936年实现工业化至今经历了四个阶段： 固定床、移动床、流化床和提升管。
Fixed Bed
Moving Bed
Fluid Bed
图22重油催化裂化工艺原则流程图油气分离器10柴油汽提塔11气压机12吸收塔13气压机出口油气分离器14解吸塔15再吸收塔16稳定塔17稳定塔回流罐18液化气碱洗罐催化裂化工艺原则流程图任务布置任务布置1
催化裂化工艺流程与设备概述
再生部分
再生器阶段，催化剂因在反应过程中表面会附着油焦而活 性降低，所以必须进行再生处理，首先主风机将压缩空气 送入辅助燃烧室进行高温加热，经辅助烟道通过主风分布 管进入再生器烧焦罐底部，从反应器过来的催化剂在高温 大流量主风的作用下被加热上升，同时通过器壁分布的燃 油喷嘴喷入燃油调节反应温度，这样催化剂表面附着的油 焦在高温下燃烧分解为烟气，烟气和催化剂的混合物继续 上升进入再生器继续反应，油焦未能充分反应的催化剂经 循环斜管会重新进入烧焦罐再次处理。最后烟气及处理后 的催化剂进入再生器顶部的旋风分离器进行气固分离，烟 气进入集气室汇合后排入烟道，催化剂进再生斜管送至提 升管 。
பைடு நூலகம் 工艺流程
一：反应—再生系统 二：分馏系统
三：吸收稳定系统
四：能量回收系统
反应部分
原料经换热后与回炼油混合经对称分布物料喷嘴 进入提升管，并喷入燃油加热，上升过程中开始 在高温和催化剂的作用下反应分解，进入沉降器 下段的气提段，经汽提蒸汽提升进入沉降器上段 反应分解后反应油气和催化剂的混合物进入沉降 器顶部的旋风分离器（一般为多组），经两级分 离后，油气进入集气室，并经油气管道输送至分 馏塔底部进行分馏，分离出的催化剂则从旋分底 部的翼阀排出，到达沉降器底部经待生斜管进入 再生器底部的烧焦罐。
100~125mm厚的隔热耐磨衬里。
伸到汽提段、沉降器内的部分只设耐磨衬里。
提升管的上端出口处设有气-固快速分离机构，用于使催化剂与油气快
速分离以及抑制反应的继续进行
快速分离机构的形式有多种多样，比较简单的有伞帽形、T字形的构件
，现在用得比较多的是初级旋风分离器
沉降器
沉降器的作用是使来自 提升管的油气和催化剂 分离，油气经旋风分离 器分出所夹带的催化剂 后经集气室去分馏系统 ；由提升管快速分离器 出来的催化剂靠重力在 沉降器中向下沉降落入 汽提段。
催化裂化外取热器的工艺改进研究分析
催化裂化外取热器的工艺改进研究分析作者：马金岩孙玉江来源：《中国化工贸易·下旬刊》2018年第09期摘要：催化裂化装置中外取热器上升管与下降管的设计是催化裂化装置设计中的难点，本文从设备布置、管道规划、应力分析和支架设置等方面详细论述了外取热器的工艺改进技术。
关键词：催化裂化；外取热器；管道设计；工艺改进由于催化裂化装置为放热反应，在催化过程中释放出的热量远大于系统所需要的热量。
为了维持系统的热平衡，过剩的热量需通过外取热器转移出去[1]。
再生催化剂从密相段引出，进入外取热器，加热使水汽化后将热量带出，催化剂冷却后再回到再生器[2]。
水汽化后汽水混合物经上升管进入中压汽水分离器，汽水分离后，中压饱和蒸汽进入系统，给水经返回管返回外取热器重新加热进入下一循环[3]。
1 外取热器与中压汽水分离器的平面布置要想取得理想的换热效果，外取热器应尽量靠近沉降器和再生器布置。
以昌邑石化140万吨/年催化裂化装置（DCC）为例，两器中心线到外取热器中心线距离为9.6米，而中压汽水分离器布置在外取热器外侧，两者中心线距离大约为11.5米。
另一种典型布置方式为三角形布置。
如昌邑石化FCC催化改造项目，两器中心线外取热器中心线距离为9.5米，器壁间净距为3.3米。
中压汽水分离器布置在外取热器左侧设备间距离为12.2米。
外取热器与中压汽水分离器间距以12米左右为最佳，不宜太远或太近。
太远浪费占地与材料，且给管道支撑带来困难；太近则不利于管道热补偿。
中压汽水分离器应优先考虑与外取热器对中布置即外取热器中心线到中压汽水分离器左右鞍座等距，以利于汽水管线的布置。
但在具体设计中受客观条件限制，有时不宜做到。
受推动力的影响外取热器管嘴与中压汽水分离器高度差应大于10米，一般在14-15米。
外取热器与中压汽水分离器的水平距离与垂直距离之比也充分考虑到了管線的热补偿。
2 上升管与下降管的管道设计与热补偿外取热器上升管与下降管的布置特点是管道数量大且密集。
催化裂化装置优化技术分析-收率与能耗
一、催化裂化装置能耗分析
影响的催化裂化装置能耗的第二大因素是装置 蒸汽输出量。由于重油催化裂化装置原料较重，生 焦率高，焦炭在再生器中燃烧释放出的热量除提供 裂化反应热外，还有大量的剩余，如何合理利用装 置的高温位余热发生蒸汽，以蒸汽为介质回收热量、 提高装置利用热能的能力是降低装置能耗的有效手 段。
中国石油大庆石化公司炼油厂
二、催化裂化装置节能措施
2.7催化与气分装置进行热联合 因此，催化装置低温热能的综合利用，对装置能耗有
很大的影响。锦西石化公司1.0Mt/a重油催化裂化装置分 馏系统与气分装置进行热联合，其中，催化顶循环油引 至气分脱丙烷塔底作源；两外把高温热水由P311A/B抽 出后去催化，分别和分馏塔顶油气、轻柴油、一中循环 油、产品油浆换热，把油品冷却到合适温度，把高温热 水加热到105℃左右送到了气分装置，作为气分装置的热 源。
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一、催化裂化装置能耗分析
项目 焦炭 新鲜水 循环水 除盐水 电耗 3.6MPa 蒸汽 1.0MPa 蒸汽 3.6+1.0 蒸汽 0.3MPa 蒸汽 低温输出热 总加工原料量 合计能耗
表-1 某催化裂化装置近四年能耗构成
能耗系数 950 0.18 0.1 2.3
0.2338 88 76
题目：催化裂化装置优化技术分析 ——收率与能耗
王文清
中国石油大庆石化公司炼油厂
目录
催化裂化装置能耗分析 催化裂化装置节能措施 优化工艺提高催化装置产品收率 其他提高产品收率及降低能耗的措施 炼油厂能耗计算与评价方法
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一、催化裂化装置能耗分析
催化裂化装置是我国炼油行业的主要二次加工装 置，也是占炼油厂能耗比例最大的装置之一，催化装 置能耗一般占炼油厂全厂能耗的30%～50%。随着原 油价格的不断攀升以及催化裂化原料的日益重质化， 催化裂化节能降耗问题成为了提高催化裂化装置经济 效益的关键问题，装置节能降耗的重要性尤为突出。 表-1为某催化裂化装置近四年来的能耗分析数据。
催化裂化装置的节能优化
１ ． 前言 图１原料油缓冲罐的液 位控制 （ 优化后） 我 国炼 油厂的炼油 能耗 从１ ９ ７ ８ 年 的１ ０ ５ ． ４ ｋ ｇ Ｅ Ｏ ／ ｔ 原油左 右降低 到 换热 网络 按照 “ 温度 对 口， 梯级 利 １ ９ ８ ８ 年的６ ９ ． ３ ｋ ｇ Ｅ Ｏ ／ ｔ ， 降低了３ ４ ． ３ ％ ＿ １ ｊ 。 其中常压蒸馏装 置从２ ８ ｋ ｇ Ｅ Ｏ ／ ｔ 用” 的科学用能原则重新 匹配优化。 降低 到了１ ３ ｋ ｇ Ｅ Ｏ ／ ｔ 左右。 ２ ０ ０ １ 年， 在二次加 工比例 有所增 大情况下， 全 ａ ） 停二中循环 ， 二 中的热量 主要通 过油浆循环取 出。 国炼油 能耗为８ ５ ． ９ ｋ ｇ Ｅ Ｏ ／ ｔ ， ￣ Ｌ １ ９ ８ ８ 年增加了２ ４ ％ 。 ｂ ） 用一 中 （ ２ ８ ９ ℃） 先 作为稳 定塔底 再沸器的 热源 ， 然 后再作为解 ２ ， 装 置简介 吸塔底再 沸器的热 源， 经换 热器 （ Ｅ ３ １ ４ ） 和稳 定汽油换 热后直接 作为回 催化装 置＃２ 于１ ９ ９ ５ 年 建成投 产， 原设 计处 理能力为０ ． ６ Ｍｔ ／ ａ 。 采 流返分 馏塔。 用同轴 式两段再生 工艺。 ２ ０ ０ ５ 年装 置进行改造 ， 改 造后装 置处 理能力达 Ｃ ） 柴油 （ ２ ２ ８ ℃） 先 作为 预分 馏 塔 底再 沸 器 （ Ｅ ８ ０ ３ ） 的热源， 然
２ ０ ０ ９ 年 装置ａ ｎ ｔ量为１ ． ０ Ｍｔ ／ ａ ， 装置能耗 为５ １ ． ７ ５ ｋ ｇ Ｅ Ｏ ／ ｔ 。 （ Ｅ ２ ０ ３ ／ １ ， ２ ） 。 ２ ０ ０ ８ 年 中石化催化 裂化 装置的 能耗平 均值为５ ８ ． ２ ５ ｋ ｇ Ｅ Ｏ ／ ｔ ， 先 进 ４ ） 油浆 高温位 的热 量先与 初底油换 热 ， 然后与 催化原 料换 热 ， 之 值为３ ９ ． ９ ６ ｋ ｇ Ｅ Ｏ ／ ｔ 口 Ｊ 。 后 再发 生蒸 汽 。 油浆 和外 取热 发生 ３ ． ５ ＭＰ ａ 蒸汽， 停 中压蒸 汽减 压 到
催化裂化装置工艺条件一览表
催化裂化装置工艺条件一览表一、催化裂化装置主要工艺指标1、反应再生单元序号工艺指标名称单位仪表位号控制范围1 重油提升管出口温度℃TRCA22101A500～5302 芳烃提升管出口温度芳烃提升管出口温度℃℃TRCA22101BTRCA22101B440～480（低硫）480～530（高硫）3 反应压力MPa PR22102 0.13～0.194 再生压力MPa PRCA22101 0.16～0.225 两器压差MPa PdRCA22104A0.03～0.056 再生器温度℃TRCA22102 660～7107 再生器稀相温度℃TIA22123 ≤7308 沉降器藏量t WRCA22101 35～489 再生器藏量t WR22105 90～13010 原料油预热温度℃TRCA22103 180～22511 主风流量Nm3/h FRCA22604 140000～16000012 待生套管流化Nm3/h FRCA22110 3000～6000 风量Nm3/h FRCA22109 3500～8000 13 外取热流化风量14 烟气氧含量v％AR22101 ≤315 过热蒸气温度℃TIC22461 380～410MPa PRA22421 3.5～4.1 16 外取热汽包压力℃TI22468 ＞12217 省煤器上水温度18 外取热汽包液％LRC22421 50±20 位2、分馏单元序号工艺指标名称单位仪表位号控制范围1 重油分馏塔塔顶℃TRCA2220120～1502 芳烃分馏塔塔顶℃TRCA2222125～1503 重油分馏塔16层℃TI22209 220～2404 芳烃分馏塔16层℃TI22238 210～2305 重油分馏塔塔底℃TRC22217 ≤3506 芳烃分馏塔塔底℃TRC22237 ≤3407 油浆外甩温度℃TR22250 ≤958 油浆固体含量g/l ≤69 V22201液位％LIK22209 50±2010 T22201A液位％LC22201 50±2011 T22201B液位％LC22202 50±2012 V22203A液位％LICA222050±2013 V22203B液位％LICA222050±2014 电脱盐罐温度℃110～14015 电脱盐罐压力Mpa 0.8～1.516 电脱盐罐电场强kv/cm 0.63～1.0517 注水量/与原油量wt％4～818 注破乳剂量ppm 15～40 3、吸收稳定单元序号工艺指标名称单位仪表位号控制范围1 吸收塔液位（T22301）％LRCA2230150±202 解吸塔液位（T22302）％LRCA2230650±203 再吸收塔液位（T22303）％LRCA2230450±204 稳定塔液位（T22304）％LICA2230950±205 油气分离罐液位（V22302）％LICA2230750±206 稳定塔顶回流罐液位（V22303）％LICA22305A50±207 再吸收塔顶压力MPa PRC2230 1.00～（T22303） 1 1.208 稳定塔塔顶压力（T22304）MPa PRC223031.0～1.19 吸收塔顶温度（T22301）℃TI22307 30～4210 解吸塔底温度（T22302）℃TIC22319120～13011 稳定塔底温度（T22304）℃TRC22326160～17512 稳定塔顶温度（T22304）℃TRC2230255～62 4、产品精制单元序号工艺指标名称单位仪表位号控制范围1 汽油沉降罐液位（V26102）％LRCA2250650±202 汽油沉降罐压力（V26102）MPa PRC225010.1±0.053 液化气缓冲罐液位(V26201) ％LRCA2251050±204 液化气脱硫抽提塔界位（T26201）％LRCAS2251250±205 液化气脱硫醇抽提塔界％LRCAS2250±20位（T26301）5176 液化气沙滤塔塔后压力（T26303）MPa PRC225041.0～1.27 干气脱硫塔顶液位（T26202）％LRCA2251450±208 干气脱硫塔顶压力（T26202）MPa PIC225030.95～1.19 二硫化物分离罐压力（V26303）MPa PRC225060.3±0.025、气体分离单元序号工艺指标名称单位仪表位号控制范围1 脱丙烷塔（T24001）塔底温度℃TI24157 102～1072 脱丙烷塔（T24001）塔顶温度℃TR24154 42～473 脱丙烷塔（T24001）塔顶压力MPa PI24151 1.68～1.84 脱乙烷塔（T24002）塔底温度℃TI24166 65～705 脱乙烷塔（T24002）塔顶温度℃TI24162 55～656 脱乙烷塔（T24002）塔顶压力MPa PI24152 2.65～2.757 精丙烯塔（T24003A）塔底温度℃TI24174 45～558 精丙烯塔（T24003B）塔顶温度℃TR24177 40～459 精丙烯塔（T24003B）塔顶压力MPa PI241531.65～1.756、公用工程单元序号工艺指标名称单仪表位控制范围动力指标1 循环水压力MPa ≥0.42 循环水上水温度℃≤323 脱盐水压力MPa 0.5±0.14 中压蒸汽压力MPa ＞3.55 中压蒸汽温度℃380～4106 低压蒸汽压力MPa 1.0±.027 低压蒸汽温度℃250～2808 工业水压力MPa ≥0.49 非净化风压力MPa ≥0.610 净化风压力MPa ≥0.611 氮气压力MPa ≥0.6 环保指标1 含油污水含油mg/≤4002 酸性水含油mg/≤3003 V22201切水含油mg/≤4004 含油污水PH 6～9消耗指标1 催化裂化催化剂t/a 16472 助燃剂t/a 6.63 油浆阻垢剂t/a 64 NaOH溶液t/a1105 金属钝化剂t/a996 活化剂t/a757 磷酸三钠t/a 1.68 磺化酞菁钴t/a 0.05。
催化裂化装置低温热的优化利用
锅炉 给水 温度 低 ， 除氧 器需 要 加 入 蒸 汽 对 除 盐水 进行 加热 ， 才能 达到 除氧所 需要 的 １４℃ 。 ０
循环 油换热 ， 另一 路经 Ｅ ２２与分 馏塔 轻柴换 １１
热 ， 后两 路经换 热 的锅炉 给水加 以混 合 ， 时 温 然 此 度达 到约 １３ｏ ０ Ｃ进入 除氧器 进行 除氧 。同时还 回 收外 系统 的蒸 汽凝 结 水 进 入 除氧 器 中 ， 时 只 需 此 要 向除 氧 器 加 入 １ｔｈ以下 的低 压 蒸 汽 ， 能 达 ／ 即
油冷却器冷却至 ６ ０℃作为产 品出装置顶循环 回
流 自分 馏 塔 第 ４层 塔 盘 抽 出， 顶 循 环 油 泵 用 （ １０ ） Ｐ ２４ 升压后 ， 经换 热器与热水进行两次换热 后， 再经顶循冷却器将温度降至 ８ ０℃后返 回分馏
塔第 １ 。 层
收稿 日期 ：０ １— ７—０ 。 ２１ ０ ２
循环 水／ 水 热
Ｅ１ Ｏ ２ １
Ｅ１０ ２４
塔 顶油气 ／ 热水
顶循 油／ 水 热 （ 次） 第２
Ｅ１ ０ ３８ Ｐ１ ０ ６３ Ｅ１ ０ Ｂ ６２
Ｅｌ １ ２２
Ｅｌ ０ ３６
热 水循 环泵
循 环 水／ 水 热
稳定 汽 油／ 轻柴 油／ 水 稳 定汽 油／ 热 热水（ １ ） 第 次 热水（ 次 ） 第２
３ １ 塔顶低 温热 直接 用于 锅炉给 水 ．
除
Ｐ１ ０ ６２ ＰＩ ０ ５ １
除 盐水泵
锅 炉给 水泵
图 ４ 锅 炉 给 水 除 氧 换 热 流 程
Ｆ ｇ ４ Ｈｅ ｔｔ ｎ ｆｒｐ ｏ ｅ ｓ ｏ ｏｌｒｗａｅ ｅ ｅ ａｉｎ ｉ． ａ ｒ ｓｅ ｒ ｃ ｓ ｆｂ ｉ ｔｒ ｄ ａ ｒ ｔ ａ ｅ ｏ
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。
催化裂化工艺流程及主要设备
➢分布器可分为板式(蝶形)和管式(平面树枝或环形)两种
重催再生器需设取热设备： a.内取热式 b.外取热式
主要要求有：
①再生剂的含炭量较低，一般要求低于0.2%，甚
至低于0.05%；
②有较高的烧碳强度，当以再生器内的有效藏量
为基准时，烧碳强度一般为100～250kg/(t.h)；
③催化剂减活及磨损较少； ④易于操作，能耗及投资少； ⑤能满足环保要求
①对于全混床反应器，第一段出口的半再生剂的含碳量 高于再生剂的含碳量，从而提高了烧碳速率；
②在第二段再生时可以用新鲜空气和更高的温度，提高 了烧碳速率；
③第二段内的水气分压可以很低，减轻了催化剂的水热 老化；且第二段的催化剂藏量比单段再生器的催化剂藏量低， 停留时间较短。因此，第二段可采用较高的再生温度。
从流化域来看，单段再生和两
段再生都属于鼓泡床和湍流床 的范畴，传递阻力和返混对烧 碳速率都有重要的影响。
你知道吗？
如果把气速提高到1. 2m/s
以上，而且气体和催化剂向 上同向流动，就会过渡到快 速床区域。
烧焦罐再生(亦称高效再生)就是 循环流化床的一种方式
二密床高度4~6m. 烟气流速 0.1~0.25m/s
稀相管高度8~15m.
烧焦罐再生 烟气流速7~10m/s
循环管是烧焦罐再生器的独有设备， 它的作用是把热催化剂从二密相返回 烧焦罐，提高烧焦罐底部温度和烧焦 罐密度，以提高烧焦速度并增加烧焦 能力。早期的烧焦罐装置循环比为 I~I.5，循环管直径与再生剂管直径相 当;近年设计的烧焦罐装置循环比为 1.5~2，循环管直径明显大于再生管 直径。
100~125mm厚的隔热耐磨衬里。 ➢ 伸到汽提段、沉降器内的部分只设耐磨衬里。 ➢ 提升管的上端出口处设有气-固快速分离机构，用于使催化剂与油气
石油化工催化裂化技术的工艺优化分析
石油化工催化裂化技术的工艺优化分析发布时间：2023-03-03T08:56:47.868Z 来源：《科技新时代》2022年第20期作者：王中亮杨立志[导读] “三油并轨”政策的实施和车用柴油标准的升级将进一步减少污染物的排放王中亮杨立志中国石油哈尔滨石化公司第二联合车间 150056摘要：“三油并轨”政策的实施和车用柴油标准的升级将进一步减少污染物的排放，保护环境，并推动发动机企业技术进步和炼油企业转型升级。
例如，车用柴油国Ⅵ质量标准要求大幅降低柴油的硫含量和多环芳烃含量，这将使催化裂化柴油（ＬＣＯ）占比较高的炼油企业面临巨大技术经济挑战。
这是因为ＬＣＯ的总芳烃质量分数为５０％～７０％，且双环芳烃占比很大，为总芳烃的４０％～６０％；同时ＬＣＯ的硫、氮等杂质含量高、十六烷值低，难以直接作为柴油馏分，必须进一步深入加工才能满足国Ⅵ柴油质量标准的要求。
ＬＣＯ深加工技术主要有加氢精制、加氢改质等技术。
通过加氢，可以脱除ＬＣＯ中的硫和氮元素，但ＬＣＯ加氢过程需要高苛刻度的工况条件，氢耗高、操作成本高、经济效益差。
同时，随着消费柴汽比的不断下降，炼油企业间的竞争不断加剧，为ＬＣＯ加工路线的选择带来巨大挑战。
因此，探寻最优ＬＣＯ加工路径，实现低成本提升ＬＣＯ经济价值成为研究热点。
关键词：催化裂化；低辛烷值汽油；辛烷值引言我国FCC汽油为商品汽油的主要组分，其在商品汽油中的比例达70%以上，无论目前还是可预见的未来，FCC汽油在炼油厂中的重要地位不容置疑。
FCC汽油性质明显优于热裂化汽油，而且，稳定性要比热裂化汽油高得多，各种烃类在FCC汽油中大致分为正构烷烃约5%，异构烷烃在25%~33%之间，环烷烃在6%~12%之间，烯烃在33%~46之间，芳烃在16%~22%之间。
高辛烷值汽油能够提高发动机的功率和热效率，提高汽油辛烷值已经成为各汽油生产单位的主要努力方向。
粗汽油作为终止剂在催化裂化装置上进行工业应用已经取得了不错的效果，能够抑制氢转移二次反应和减少热裂化反应，提高重油催化裂化的轻质油和液化气收率，降低干气和焦炭产率。
催化裂化的装置简介类型及工艺流程
催化裂化的装置简介类型及工艺流程一、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的一种重油轻质化的工艺。
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的Ⅳ型催化装置在抚顺石油二厂投产。
经过近40年的发展，催化裂化已成为炼油厂最重要的加工装置。
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的33．5％，是加工比例最高的一种装置，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的发展，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。
根据目的产品的不同，有追求最大气体收率的催化裂解装置(DCC)，有追求最大液化气收率的最大量高辛烷值汽油的MGG工艺等，为了适应以上的发展，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、经济效益更好的方向发展。
2．装置的主要类型催化裂化装置的核心部分为反应—再生单元。
反应部分有床层反应和提升管反应两种，随着催化剂的发展，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)。
从反应与再生设备的平面布置来讲又可分为高低并列式和同轴式，典型的反应—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的基本组成单元为：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。
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。
催化裂解装置外取热器存在问题及应对措施
267催化裂化工艺是石油生产工艺中一项十分重要的重质油轻质化生产工艺，该种生产工艺能够高效、高质地生产汽油、柴油和丙烯等，是目前炼油厂中最主要的生产技术之一。
另一方面，石油催化裂化的生产过程是一种热量平衡的相互过程，即催化剂在烧焦过程中放出的热量等于生产过程所需要的热量。
同时在冶炼石油过程中，过高的温度会使石油预提升段内催化剂的水热失活，使催化剂的使用量增加。
催化剂的温度对催化裂化装置的高效稳定运行具有十分重要的影响，为了降低催化剂的温度，通常需要采用的方法是在再生器内部或者外部相关的换热管束，从而有效地调节催化剂的温度。
1 外取热器的操作工艺外取热器为一种应用广泛的取热器，根据其催化剂的流动形式不同，可以将外取热器分为上流式、下流式、返混式和气控式四种方式。
上流式外取热器的结构分布如图1所示。
从图1中可以明显看出：高温催化剂主要是从底部进入外取热器，然后通过输送热催化剂自下而上经过取换器到达其顶部。
上流式外取热器使催化剂的受热较均匀，但是该种取热器的效率较低，所需要的耗风量较大，而且对取热器的磨损也较大。
图1 上流式外取热器结构图外取热器的操作工艺首先是稀相操作，该种催化装置的外取热器在上斜管和下斜管两边分别有1个漏洞，在进行催化剂的稀相操作时，需要利用上滑阀对相应催化剂进入量进行控制，一般上滑阀的开度控制为20%，而利用下滑阀控制外取热器料位时，其开度一般控制在5%。
当上滑阀的开度较大时，催化剂的流速较快，导致热催化剂对外取热器炉管内腐蚀较为严重，影响外取热器的发汽效率，从而造成催化剂的大量热崩。
外取热器的操作应为密相操作，在进行石油密相操作时，外取热器料一般控制在80%~90%，由于外取热器的温度较高，催化剂在外取热器内停留的时间较长，从而使整个外取热器中的热效率得到提高。
外取热器催化剂的流速较小，催化剂在内部的流动较均匀，这样可以大大地减少催化剂对炉管的冲蚀，降低炉管外部的温度，降低炉管的损坏频率，从而可以大大地提高对外取热器炉管的更换周期。
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。
内外取热器
2．1 垂直盘管式内取热器
由于垂直盘管式内取热器不容易产生气、水的分层现 象，因而可以采用较低的水循环倍率，降低能耗；管子垂 直设置，容易固定，且安装方便；热补偿问题容易解决。 但其缺点是当管内流速过低时，会增加管内空气排除的难 度，产生气、水流动的停滞，给自然循环带来困难。
2．2 水平盘管式内取热器
3．6 输送管路取热器
抚顺石油学院亓玉台等人开发出一种再生剂输送管路取热新技 术，在保证足够高的再生器温度和良好的再生效果的前提下， 降低进入反应器的再生剂的温度，提高原料油预热温度，改善 原料雾化效果，提高剂油比，改善产品分布，提高液体收率。 该专利技术是在再生剂由再生器向反应器输送管路上设置取热 器，其结构如图7。输送管路既包括再生斜管，也包括提升管反 应器的预提升段，并且冷却后的再生剂直接去反应系统而不需 返回再生器。当然，如果工艺需要，也可以通过在取热器与再 生器之间设置管路，将部分冷却后的再生剂返回再生器，用以 控制再生器烧焦温度。该技术在平衡两器过剩热量的同时能有 效地优化反应系统的操作，实现高再生温度、高剂油比、高原 料预热温度的“三高”操作，从而可提高转化率，提高掺渣比， 改善产品分布。输送管路取热技术与现有取热技术相比有如下 优点：在不降低再生温度的条件下，通过降低再生催化剂温度， 使剂油比成为独立可调变量。在相同提升管混合温度下，可提 高剂油比，提高原料预热温度；再生温度不受剂油比和原料预 热温度的制约，高的再生温度，有利于高效再生，并起到钝化 重金属的作用，烟气带出热量增多，取热量减少；再生剂温度 的降低，能减少催化裂化过程热反应，以及再生剂在提升管预 提升段的水热失活；高再生温度、高剂油比特别适用于超稳分 子筛催化剂的应用；取热温位高，热量利用更加合理；能与现 行密相段取热技术、终止剂注入技术共同使用。
催化裂化装置外取热器的工艺改进
注 ：２００６，２００９年 ５月 分 别 更 换 新 炉 管 ；２０１２年 ５月 改 为 密 相 操 作 。
梁 德 印 ，花 卉 ，王铁 柱依 石 化 有 限 责 任 公 司 ，新 疆 克 拉 玛 依 ８３４００３）
摘 要 ：为 了解 决 中 国石 油 克 拉 玛 依 石 化 有 限责 任公 司催 化 裂 化 装 置 外 取 热 器 炉 管泄 露 ，发 汽 量 下 降 的 问题 ，对 外 取 热 器 进 行 改 造 ，并 将 操 作 工 艺 由 稀 相 操 作 改 为 密 相 操 作 。结 果 表 明 ：改 变 外 流 化 风 返 回 再 生 器 的 位 置 ，增 加 １路 工 业 风 ，并 采 用 密 相 操 作 后 ，外 取 热 器 炉 管 ５ ａ内 未 发 生 泄 漏 ，发 汽 量 稳 定 ；与 稀 相 操 作 相 比 ，３．５ ＭＰａ蒸 汽 的发 汽量 约增 加 ２万 ｔ／ａ。
１．２ 密 相 操 作 密 相 操 作 时 ，外 取 热 器 料 位 控 制 在 ８０％ ～
９０％ ，上 滑 阀开 度为 ５％ ，下 滑 阀开度 为 ２０％ 。 由 于 外取 热器 的 料位 高 ，催 化 剂 在外 取 热 器 内停 留 时间 长 ，换 热 效 率 提 高 。 外 取 热 器 催 化 剂 流 速 小 ，催 化剂 流 动 均 匀 ，可 减 少 催 化 剂 对 炉 管 的 冲 蚀 ，炉 管外 表 面温 度低 ，降低 炉 管 的损 坏 频 率 ，延 长 外取 热器 炉 管 的更 换 周期 。
关 键 词 ：催 化 裂 化 ；外 取 热 器 ；炉 管 ；稀 相 操 作 ；密 相 操 作 中 图 分 类 号 ：ＴＥ ６２４．４ １ 文 献 标 志码 ：Ｂ 文 章 编 号 ：１００９—００４５（２０１８）０４—０２５２—０３
催化裂化装置工艺流程叙述
催化裂化装置工艺流程叙述第一节反应-再生系统工艺流程一、反应-再生部分原料油自罐区进入原料油罐(V22201)，经原料油泵(P22201A、B)升压后，通过原料油-芳烃分馏塔顶循环油换热器(E22222A～D)、原料油-芳烃分馏塔中段油换热器(E22223)、原料油-重油分馏塔顶循环油换热器（E22201A/B）、原料油-船燃油换热器（E22211A/B）换热至150℃左右进入RPT原料预处理系统，首先进电脱盐罐(V22205A、B)脱盐，然后经原料油-一中段油换热器(E22212A、B)、原料油-循环油浆换热器(E22202A、B)，最终经原料油-反应进料换热器(E22224A、B)加热至240℃左右进入芳烃分馏塔，拨出船燃油后的原料经塔底循环油泵（P22213A、B）升压经塔底油蒸汽发生器（E22225A、B）换热产中压蒸气，再与低温原料油经原料油-反应进料换热器(E22224A、B)换热至220℃后，与从分馏来的回炼油混合后分六路经原料油雾化喷嘴进入重油提升管反应器(R22101A)，与690℃的再生高温催化剂和550℃的芳烃提升管来的待生催化剂接触进行原料的升温、汽化及反应。
反应后的油气与待生催化剂在提升管出口经粗旋风分离器迅速分离后，经升气管密闭进入沉降器(R22101)4组重油单级旋风分离器，再进一步除去携带的催化剂细粉后离开沉降器，进入重油分馏塔(T22201A)。
重油分馏塔分馏后的塔顶油气经冷凝冷却后进入油气分离器(V22203A)，分离出的粗轻燃油分四路经雾化喷嘴进入芳烃提升管反应器(R22101B)，与690℃催化剂接触进行原料的升温、汽化及反应。
反应后的油气与待生催化剂在提升管出口经粗旋风分离器迅速分离后，经升气管密闭进入沉降器内轻燃油单级旋风分离器，再进一步除去携带的催化剂细粉后离开沉降器，进入芳烃分馏塔(T22201B)。
油气分离出来的待生催化剂与重油部分的待生催化剂一起进入反应沉降器的汽提段。
催化裂化装置流程模拟与优化案例分析[1]
![催化裂化装置流程模拟与优化案例分析[1]](https://img.taocdn.com/s3/m/75cdd7b38bd63186bcebbc7a.png)
裂化热因子
裂化热因子 =
表观裂化热 理论裂化热
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8
3、数据输入及模型校正
焦中氢
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4、预测研究及模型微调
预测模式
主体预测 全部预测
第18/45页
9
4、预测研究及模型微调
典型独立变量
新鲜进料流率 提升管出口温度 原料预热温度 主风量 烟气O2含量 再生剂定碳 新鲜剂补充量 平衡剂活性
5
10
15
柴油（W%）与操作条件关系
6.00 5.95 5.90 5.85 5.80 5.75
0
5
10
15
生焦量（W%）与操作条件关系
92.0
91.8
91.6
91.4
91.2
91.0
0
2
4
6
8
10
12
14
装置液收（C3+液体，W％）与操作条件关系
从以上产品收率变化趋势 可以出工况5为预测工况中最 好操作条件。
序号 1 2 3 4 5
解吸塔塔底温度 122℃ 123℃ 124℃ 125℃ 126℃
干气中丙烯（wt%） ? ? ? ? ?
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14
例：操作参数目标值筛选
序号 1 2 3 4 5
解吸塔塔底温度 122℃ 123℃ 124℃ 125℃ 126℃
干气中丙烯 1.69wt% 1.73wt% 1.80wt% 1.89wt% 2.47wt%
原料重量 — 产品重量 误差 =
× 100
原料重量
误差大于 +/- 2.0% 数据需要重新核查
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2、物料平衡校验
合理的产品收率
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优化催化裂化外取热器的生产工艺
【摘要】本文通过实际生产经验优化外取热器生产工艺，解决了外取热器取热效果差的生产问题。
【关键词】催化裂化;外取热器;生产工艺
0.前言
外取热器是催化裂化装置重要设备之一，它的作用是取出催化剂在再生过程中产生的热量，其取热效果的好坏直接影响再生温度的高低，若再生温度过高，催化剂稳定性、活性就会降低，导致转化率降低，直接影响产品收率，并制约原料加工量的提高。
其次，再生温度过高，再生器内的设备部件寿命会缩短，甚至损坏，影响装置的安全平稳运行。
外取热器取热量的大小，可以外取热汽包的产汽量表现出来，其次，外取热器提升管密度，可表明催化剂循环量的大小，密度高，催化剂循环量大，取热也将增大。
1.生产过程存在问题
某炼油厂外取热器效果差，导致再生器床温经常在710℃以上，成为生产中的瓶颈。
通过三个月进行调查外取热器产汽量平均6700kg/h，提升管密度平均160kg/m3，详细见产气量与提升管密度见附表1。
附表1 产气量与提升管密度
2.原因分析
2.1管束结垢严重
使外取热器管束内结垢严重，直至堵塞管束，影响取热效果，我们从往年检修过程中，可看到管束内的结垢厚度达1cm，甚至将管束堵塞。
2.2外取热器催化剂循环量小
外取热器斜管密度在0－100kg/m3内，且波动较大，提升管密度也只有160kg/m3左右，从中可说明催化剂的循环量较低，并且呈脉冲状流动。
另外，提升风进入提升管的位置过高（见图1），在提升管底部和外取热斜管相撞位置，催化剂有堆积现象，引起不流动或流动量少，从而导致取热量低。
图1 提升风进入提升管位置
3.解决措施
3.1加强排污，减少结垢
加强定期排污，将管束排污平率2小时一次，改为1小时一次，，每次排污时间为30秒，保证连续排污管线畅通。
3.2提升管底部增加流化风，催化剂达到松动流化状态
在提升管底部加松动风盘管见图2，介质为压力比增压力更高的仪表风（0.5－0.6Mpa），解决以往催化剂在提升管底部的堆积不流化问题。
图2 提升管底部增加流化风
4.结论
通过优化外取热器工艺，连续两个月的统计数据，外取热器产气量达到1520 kg/h，提升管密度385kg/m3，详细数据见表2,外取热器效果达到明显改善。
【参考文献】
［１］杨兴锴.催化裂化外取热器应用技术探讨[J].兰州石化职业技术学院学报,1999,(02).
［２］王丽莉.浅谈渣油催化裂化装置外取热器[J].金山油化纤,1996,(01).
［３］熊燕.重油催化裂化装置外取热器及其应用[J].沈阳化工,1997,(01).。