(工艺流程)催化工艺流程简述
催化裂化工艺流程及主要设备
2023催化裂化工艺流程及主要设备pptcontents •概述•催化裂化工艺流程•催化裂化主要设备•工艺特点和操作规程•安全与环保•常见故障及排除方法•发展方向和新技术应用目录01概述催化裂化是一种将重质烃类转化为轻质烃类和液化气的过程，是石油化工中重要的二次加工手段之一。
催化裂化工艺主要采用流化床反应器，催化剂作为床层中的介质，在适宜的温度、压力和空速条件下进行反应。
催化裂化基本概念1催化裂化主要设备23流化床反应器是催化裂化的主要设备之一，分为单器、双器和多器系统。
反应器再生器是催化裂化中的重要设备，用于烧去催化剂表面的积炭，恢复催化剂活性。
再生器旋风分离器用于将反应和再生两个工艺流程分开，同时将催化剂从反应器物料中分离出来。
旋风分离器催化裂化工艺流程简介原料油进入反应器，在适宜的温度、压力和空速条件下进行反应。
分离出的催化剂进入再生器，烧去积炭恢复活性。
反应后的物料进入旋风分离器，将催化剂从物料中分离出来。
再生后的催化剂回到反应器物料中，继续参与反应。
02催化裂化工艺流程原料油缓冲在催化裂化工艺中，原料油首先需要进入缓冲罐，进行初步的脱水和脱盐处理。
原料油加热原料油通过加热炉加热到一定温度，以便能够进行催化裂化反应。
原料预处理催化裂化主要流程加热后的原料油被送到催化裂化反应器中，同时加入催化剂。
进料在催化裂化反应器中，原料油在催化剂的作用下发生裂化反应，生成轻质油品和小分子烃类。
裂化反应裂化反应后的油气和催化剂分离，油气进入分馏塔进行分离。
催化剂分离分离后的催化剂进入再生器烧焦再生，循环使用。
催化剂循环油气在分馏塔中根据沸点不同，分离成不同沸点的油品，如汽油、柴油和重油。
油品分馏分离出的油品通过一系列精制过程，如脱硫、脱氮、脱氧等处理，提高油品质量。
油品精制催化裂化过程中产生的气体，通过压缩、冷却和分离等步骤，得到液态烃和干气。
气体分离经过处理的油品和气体分别进入相应的储罐或装置进行储存或进一步加工。
催化重整工艺流程总结
一、原料及产品
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原料：石脑油，又称粗汽油。由原油蒸馏或二次加工汽油如焦化汽油、催 化裂化汽油切取相应馏分而得。 如果催化重整的产品为芳烃（简称BTX），则采用70-145℃馏分，称为轻石 脑油。 如果产品为高辛烷值汽油，则采用70-180℃馏分，称为重石脑油。 产品： 催化重整汽油是无铅高辛烷值汽油的重要组分，发达国家占车用汽油的 25～30% BTX是基本化工原料，全世界有一半以上的BTX来自催化重整 氢气是炼厂加氢过程的重要原料，重整副产氢气是比较廉价的氢气来源
2.1 固定床半再生式工艺流程 固定床半再生式重整的特点是当催化剂运转一定时期后，活性下降而不 能继续使用时，需就地停工再生(或换用异地再生好的或新鲜的催化剂)，再 生后更新开工运转，因此称为半再生式重整过程。 重整反应是强吸热反应，反应时温度下降，因此为得到较高的重整平衡 转化率和保持较快的反应速度，就必须维持合适的反应温度，这就需要在反 应过程中不断地补充热量。为此，半再生式装置的固定床重整反应器一般由 三至四个绝热式反应器串联，反应器之间有加热炉加热到所需的反应温度。 每半年至一年停止进油，全部催化剂就地再生一次。
2.3 催化重整反应器 重整反应器是催化重整装置的关键设备，按物料在反应器的 流向可分为轴向和径向两种结构形式。
两种结构的反应器主要 区别是：轴向反应器催 化剂床层厚，物料通过 后床层压降较大；径向 反应器催化剂床层薄， 物料通过后床层压降小
3、芳烃抽提（生产芳烃）
以生产芳烃产品为目的时，由于重整产物是芳烃和非芳烃的混合物，必 须设法将芳烃从混合物中分离出来。但是，混合物中芳烃和其他烃类的沸点 很接近，很难用精馏的方法分离。目前仍然采用溶剂抽提法从重整产物中分 离芳烃。 基本原理： (1)抽提：利用芳烃与非芳烃在溶剂中溶解度的差异，将两者分离; (2)汽提：然后根据芳烃与溶剂的沸点差，将芳烃从溶剂中分离出来，从而得到 高纯度的混合芳烃
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。
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。
催化分馏系统工艺流程
催化分馏系统工艺流程反应油气从沉降器（R102）顶部进入分馏塔（T201）底部，与循环油浆经过八层人字挡板逆流接触，一方面洗涤反应油气携带的催化剂，一方面脱除过剩热量，使反应油气呈“饱和状态”进入第一层塔盘。
分馏塔顶油气经油气—空气冷却器（E203/1.2）、塔顶油气冷凝器（E207/1.2.3），到分馏塔顶油气分离器（V201）进行平衡汽化，气相—富气从油气分离器顶部去气压机（M501/1.2.3.4）加压后送至吸收稳定系统，平衡汽化冷凝下来的脱酸性水集中到V201脱水包中排去。
轻柴油从T201第15、17层塔盘自流入轻柴气提塔（T202）经汽提蒸汽汽提后，轻组份随蒸汽由挥发线返回分馏塔的第18层下部，汽提后的轻柴油自塔底经泵（P204/1.2）抽出后，进入轻柴油—原料换热器（E205/1.2）后，在进入轻柴油空冷器（E209/1.2.3）然后一部分去碱洗并作为产品出装置，另一部分去再吸收塔（T304）作吸收油。
分馏塔（T201）多余热量由顶循环回流，中段循环回流和油浆循环回流取走。
顶循环回流，为了控制分馏塔顶温度塔顶设有循环回流，由第25层塔盘用顶循环回流泵（P203/1.2）抽出后，经循环水换热器（E201、E205/3），进入顶循环空冷器（E208/1.2.）后返回分馏塔第29层。
中段循环回流，为了控制轻柴油凝固点，分馏塔（T201）设有中段循环回流，中段循环油自第10、12层塔盘抽出，经泵（P205/1.2）加压后，送到吸收稳定系统，经过稳定塔底部再沸器（E302），给稳定塔（T303）提供热源后进入解吸塔再沸器（E301）向解吸塔（T302）提供热源，在进入中段—原料油换热器（E206）后进入中段—循环水换热器（E201）后，返回分馏塔（T201）第14、16层上。
油浆循环回流：油浆自塔底部经泵（P207/1.2）抽出后，一部分反应进料，另一部分经过油浆—原料油换热器（E202/1.2.3）后，返回塔底作为循环回流。
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
催化工艺流程简述
催化工艺流程简述在化工工业中，催化技术是一种重要的生产方式。
催化技术利用催化剂来降低化学反应的能量需求，提高反应速率，从而增加产量和改善选择性。
本文将简要介绍催化工艺的基本流程。
1. 催化反应的基本原理催化反应是指在催化剂的作用下，底物分子之间发生相互作用，进而产生新的分子，同时催化剂在反应过程中不消耗。
催化剂通常可以提供合适的反应活化能，选择性地促进目标产物的生成。
2. 催化反应的影响因素催化反应的效率受多种因素影响，如催化剂的选择、反应条件、底物浓度和反应温度等。
合适的催化剂选择是催化反应成功的关键，不同的催化剂适用于不同的化学反应。
3. 催化工艺的基本流程3.1 催化剂的制备催化剂通常通过物理或化学方法合成。
物理方法包括沉淀法、共沉淀法等；化学方法则包括浸渍法、沉积法等。
合成的催化剂需要具有良好的活性、选择性和稳定性。
3.2 反应设备的选择催化反应通常在特定的反应器内进行。
反应器种类多样，如流动床反应器、固定床反应器等。
反应器的选择取决于反应条件、催化剂形态以及反应产物的要求。
3.3 反应条件的控制反应条件包括温度、压力、底物浓度等因素。
合理的反应条件可以提高反应速率、产率和选择性。
反应过程中需要不断监控和调整反应条件，以确保反应的正常进行。
3.4 产品分离和纯化反应结束后，需要对反应混合物进行分离和纯化。
通常采用蒸馏、结晶、萃取等方法对产物进行提纯。
高纯度的产品对后续工艺和市场需求至关重要。
4. 催化工艺的应用领域催化技术在石油化工、化学合成、环境保护等领域有着广泛的应用。
例如，在石油加工中，催化裂化技术可以将原油转化为高附加值的产品；在化学合成中，催化剂可以帮助合成特定的有机化合物；在环境保护中，催化反应可以降解有机废水和废气等。
5. 结语催化工艺是一种高效、绿色的生产方式，对化工产业的发展具有重要意义。
通过不断优化催化技术，可以提高产物质量，减少能耗和废物排放，实现可持续发展。
希望本文对催化工艺的基本流程有所帮助。
简述催化重整中的反应类型及重整工艺流程
简述催化重整中的反应类型及重整工艺流程Catalytic reforming is a crucial process in the petroleum industry, which is primarily used for the production of high-octane gasoline components. In this process, hydrocarbon feedstocks are transformed into higher-octane hydrocarbons through various reactions occurring under specific conditions. There are several reaction types involved in catalytic reforming, including dehydrogenation, isomerization, cyclization, and aromatization.催化重整是石油工业中的一项关键技术，主要用于生产高辛烷值汽油组分。
在这个过程中，碳氢化合物原料通过在特定条件下发生的各种反应转化为较高辛烷值的碳氢化合物。
催化重整中涉及到几种不同类型的反应，包括脱氢、异构化、环状化和芳构化。
Dehydrogenation is a vital reaction type in catalytic reforming. It involves the removal of hydrogen molecules from hydrocarbon chains to form unsaturated compounds. This reaction helps to increase the octane number of gasoline components by introducing double bonds into the molecularstructure.脱氢是催化重整中的一个重要反应类型。
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。
催化重整装置生产原理及工艺流程[专家学习]
![催化重整装置生产原理及工艺流程[专家学习]](https://img.taocdn.com/s3/m/61f178176529647d26285292.png)
应的烃分子，通常很容易脱除，原料中的含氧化合物，主要是环烷酸，
在二次加工产品中也有酚类，如不除去，当进入重整后，加氢反应生
成水，会使系统中存水过多，从一类而特使制 催化剂减活。
11
RO + H2
R + H2O
（e）脱金属反应：
脱金属，金属是以金属有机化合物的形式存在，它在加氢条件下， 使金属还原成元素状态，吸留于催化剂表面，有机化合物变成相应的 烃，工业装置中能使含砷为50～500ppb的原料油，经预加氢后，完全 除去。
主要的反应过程
（a）脱硫反应：
RHS + H2
RH + H2S
RSR’ + 2H2
RH + R’H + H2S
RSSR’ + 3H2
RH + R’H + 2H2S
一类特制
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（b）脱氮反应：
氮是重整进料中最难除去的毒物，脱氮反应平衡的移动主要取决 于反应压力在不同催化剂的脱除速率不同，通常钼酸镍催化剂优于钼 酸钴催化剂。脱氮速度比脱硫速度小，故加氢进行的深度以脱氮率合 格为基准，当氮化物全部除掉，其它杂质即可完全达到规定的要求。
预加氢反应用的催化剂有许多种，常用的有钼酸镍催化剂。我装 置使用过3665催化剂，3761钼钴镍，其性能很好，还用过DZ-1钨镍催 化剂，目前我装置使用的是大庆研究院研制的DZ-1钼钴镍催化剂，主 活性金属钼(Mo)通常含量为13～17％，助剂镍(Ni)或钴(Co)为2～3％， NiO为1.4～1.9其余为单体氧化铝 (AL2O3)。
除金属杂质留于催化剂中外，油中H2S、NH3、H2O还需进一步气提 除去。
（二）、重整部分
一类特制
重油催化裂化装置工艺流程简述
重油催化裂化装置工艺流程简述重油催化裂化装置：包括反应—再生部分、分馏部分、吸收稳定部分、主风机部分、气压机部分、余热回收部分。
1.1反应-再生部分自装置外来的常压渣油进入原料油缓冲罐（V1201），由原料油泵（P1201AB）升压后经循环油浆－原料油换热器（E1215AB）加热至280℃左右，与自分馏部分来的回炼油混合后进入提升管中部，分4路经原料油进料喷嘴进入提升管反应器（R1101A）下部，与通过预提升段整理成活塞流的高温催化剂进行接触完成原料的升温、汽化及反应，反应油气与待生催化剂在提升管出口经粗旋风分离器得到迅速分离后经升气管进入沉降器单级旋风分离器，在进一步除去携带的催化剂细粉后，反应油气离开沉降器，进入分馏塔。
待生催化剂经粗旋及沉降器单级旋风分离器料腿进入位于沉降器下部的汽提段，在此与蒸汽逆流接触以置换催化剂所携带的油气。
汽提后的催化剂沿待生立管下流，经待生塞阀并通过待生塞阀套筒进入再生器(R1102)的密相床，在700℃左右的再生温度、富氧(3%)及CO助燃剂的条件下进行逆流完全再生。
再生后的再生催化剂通过各自的再生立管及再生单动滑阀，进入两根提升管反应器底部，以蒸汽和干气作提升介质，完成催化剂加速、分散过程，然后与雾化原料接触。
来自蜡油再生斜管的再生催化剂与来自汽油待生循环管的汽油待生催化剂通过特殊设计的预提升段整理成活塞流。
轻重汽油分离塔顶回流油泵出口来的轻汽油，分两路进入汽油提升管反应器（R1104A）。
R1104A的反应油气在提升管出口经粗旋迅速分离，油气经单级旋风分离器进一步除去携带的催化剂细粉，最后离开汽油沉降器，进入分馏塔。
来自R1104粗旋以及汽油沉降器单级旋风分离器回收的催化剂进入汽油汽提段，在此与蒸汽逆流接触以汽提催化剂所携带的油气，汽提后的一部分催化剂经汽油待生斜管、汽油待生滑阀进入蜡油提升管反应器（R1101A）底部预提升段，与再生催化剂混合。
再生后的催化剂通过各自的再生立管及再生单动滑阀，进入提升管反应器（R1101A）和汽油提升管反应器（R1104A）底部。
催化工艺流程
催化工艺流程催化工艺是一种通过催化剂来促进化学反应的方法，它在工业生产中具有重要的应用价值。
催化工艺可以提高反应速率，减少反应温度和压力，降低反应副产物的生成，提高产品纯度等。
下面将以催化裂化工艺为例，阐述催化工艺的流程。
催化裂化是一种将石油原料转化为高附加值产品的重要工艺。
它通过在高温和高压条件下，利用催化剂将重质石油组分裂解成较轻的烃类化合物。
催化裂化工艺流程主要包括预热、进料、裂化反应、分离和再生等几个步骤。
首先是预热步骤。
石油原料从储罐进入预热器，通过换热器和热交换器进行预热，提升进料温度至裂化反应所需的温度。
预热的目的是降低反应所需的热能输入，并避免因突然变化的温度对设备造成损害。
接下来是进料步骤。
经过预热的石油原料进入主反应器，同时通过氢气进料装置加入适量的氢气。
氢气的加入可以降低催化剂的积碳和结焦，延长催化剂的使用寿命。
在进料过程中，还需要控制进料的流量和温度，以保持反应条件的稳定性。
然后是裂化反应步骤。
在主反应器中，石油原料通过与催化剂接触，发生裂化反应。
裂化反应的条件通常为高温和高压，并且需要催化剂的存在才能进行。
催化剂可以通过吸附、解离和再结合等过程促进石油原料的裂化，生成较轻的烃类化合物。
裂化反应后，需要进行产品的分离步骤。
主反应器出口的混合物经过冷凝和分离，得到不同碳数和性质的烃类产品。
分离过程中常见的设备有分馏塔、凝结器、冷却器等。
分馏塔通过热平衡和物质选择性，实现不同产品的分离和纯度的控制。
最后是催化剂的再生步骤。
催化剂经过多次使用后会积聚废炭和降低活性，需要进行再生以恢复催化剂的活性。
催化剂的再生通常包括在高温和高压条件下进行的氢气燃烧和氨气脱附等步骤。
再生后的催化剂可以循环使用，降低了生产中的成本。
综上所述，催化裂化工艺流程是一个复杂而高效的过程，通过控制进料、反应条件、分离和再生等步骤，可以生产出高附加值的烃类产品。
催化工艺的成功应用，不仅提高了化工产业的效率和产品质量，也减少了能源消耗和环境污染。
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工艺流程简述1、反应-再生部分原料油由装置外原料油储罐进入本装置原料油罐（V2201），经原料油泵(P2201/A、B)升压与轻柴油(E2211/A、B)、循环油浆(E2207)换热，换热后温度至200℃左右，与回炼油混合后分四路经原料油雾化喷嘴进入提升管反应器（R2101A），回炼油浆经原料油喷嘴上方单独的—组喷嘴进入提升管反应器，在此与高温再生催化剂接触并迅速升温、汽化，催化剂沿提升管向上流动的同时，原料不断进行反应，生成汽油、轻柴油、液化气、干气、中段油、回炼油、油浆等气相产物，同时生成的焦炭覆盖在催化剂表面，使其裂化活性、选择性逐步降低，成为待生催化剂，反应油气与待生催化剂经提升管反应器出口粗旋迅速分离。
进入沉降器（R2101）之后，夹带有少量催化剂的油气经单级旋风分离器分离催化剂后，离开沉降器进入分馏塔（T2201）。
为促进氢转移等二次反应和减少热裂化反应，降低干气、焦炭产率，提高轻质油品收率，在提升管中上部（第一反应区出口）设置有常压直馏汽油、自产粗汽油或除氧水作为反应终止剂的注入点，以增加操作灵活性和弹性。
积炭的待生催化剂自粗旋料腿及沉降器单级旋风分离器料腿进入汽提段，在此与过热蒸汽逆流接触，以置换催化剂所携带的油气，汽提后的催化剂经待生立管、待生塞阀、待生立管套筒进入再生器（R2102）的密相床，在690℃的再生温度、富氧、CO助燃剂存在的条件下进行逆流完全再生，催化剂活性得到恢复后，经再生立、斜管及再生滑阀进入提升管反应器底部，在予提升蒸汽（干气）的提升下，完成催化剂加速、分散过程，然后与雾化原料接触循环使用。
再生过程的过剩热量由内取热器取走恒定热量后，仍然过剩的热量由外取热器（R2103）取走。
再生器的部分催化剂由外取热入口管进入外取热器壳程，在流化风的作用下，呈密相向下流动在流经翅片管束间降温冷却，冷却后的催化剂经外取热器返回管由提升风提升返回再生器密相床层中部，外取热器流化风、提升风由增压机(B2103/A、B)提供。
再生器烧焦所需的主风由主风机提供，主风自大气进入主风机（B2101），升压后经主风管道、辅助燃烧室（F2101）及主风分布管进入再生器。
再生烟气经四组二级旋风分离器分离催化剂后，经三旋（CY2104）分两支，一支进烟机回收系统，进入烟气轮机（BE2101）膨胀作功以驱动主风机（B2101）；另一支经双动滑阀调节压力后与烟机出口烟气合并，进入余热锅炉回收烟气的热能，使烟气温度降至180℃左右，最后经烟囱排入大气。
当烟机停运时，主风由备用主风机（B2102）提供，此时再生烟气经三级旋风分离器分离催化剂后由双动滑阀及降压孔板（PRO2101）降压后进入余热锅炉。
开工用的催化剂由冷催化剂罐（V2101）或热催化剂罐（V2102）用非净化压缩空气输送至再生器，正常补充催化剂可由催化剂小型加料线输送至再生器。
CO助燃剂由助燃剂加料斗（V2110）、助燃剂罐（V2111）用非净化压缩空气经小型加料管线输送至再生器。
生产所用的催化剂运进装置，通过催化剂加料斗（V2104）送至冷催化剂罐（V2101），正常由小型加料线向再生器补充新鲜催化剂。
停工时由大型卸料线卸出催化剂至热催化罐。
三级旋风分离器回收的催化剂，由三旋回收催化剂储罐（V2112）用非净化压缩空气间断送至废催化剂罐（V2103）。
CO助燃剂由CO助燃剂加料斗（V2110）、助燃剂罐（V2109）用非净化压缩空气经小型加料线输送进入再生器密相床。
为防止原料中所含重金属对催化剂造成污染，设置金属钝化剂加注系统。
桶装金属钝化剂先经化学药剂吸入泵（P2102/A、B））打进化学药剂罐（V2105）,然后由化学药剂注入泵（P2101/D、E）连续注入至提升管的进料管线上。
2、分馏部分由沉降器来的反应油气进入分馏塔（T2201）底部，通过7层环盘型挡板与循环油浆逆流接触，洗涤反应油气中的催化剂并脱除过热，使油气呈饱和状态进入分馏塔下部进行分馏。
分馏塔顶油气经塔顶油气-软化水（循环水）换热器（E2201/A、B）、塔顶油气表面蒸发空冷器(E2202/A～D)冷却至40℃以下，进入分馏塔顶油气分离器(V2203)进行气液相分离，分离出的粗汽油经粗气油泵(P2202/A、B)升压后分两路，一路作为反应中止剂打入提升管，另一路经粗汽油冷却器（E2210）作为吸收剂进入吸收塔(T2301)；富气进入气压机（C230l)；酸性水自脱水包经富气水洗泵（P2208/A、B）一路打入气压机出口管线，另一路打入E2201/A、B之前的分馏塔顶油气线。
轻柴油自分馏塔第十三、十一层塔板自流至轻柴油汽提塔(T2202)，汽提后的柴油由轻柴泵(P2204/A、B)抽出，经轻柴油-原料油换热器(E2211/A、B)、轻柴油-富吸收油换热器（E2212）及轻柴油冷却器(E2213)，使轻柴油降至40℃左右后，分为二路，—路作为产品出装置；另一路经柴油冷却器（E2214)送至再吸收塔(T2303)作再吸收剂。
分馏塔多余的热量分别由顶循环回流、中段循环回流、油浆循环回流取走。
顶循回流自T2201第四层塔盘抽出，用顶循泵(P2203/A、B)加压，经顶循环油-除盐水（循环水）换热器（E2203）、顶循水冷器(E2204)，温度降至90℃后返回T2201第一层。
中段回流油自T2201第十七层抽出，用中段循环回流泵（P2205/A、B）升压，经循环油浆—分馏中段换热器（E2206）、稳定塔底重沸器(E2310)、解析塔底重沸器(E2309)、中段油冷却器(E2205) 冷却后，温度降至190℃左右返回T2201第十二、十四层。
油浆自T2201底抽出经油浆泵(P2207/A、B)抽出后分二路，一路作为回炼油浆直接去提升管反应器；另一路经循环油浆-中段油换热器(E2206）、循环油浆-原料油换热器(E2207)、油浆蒸汽发生器(E2208/A、B)，温度降至280℃左右，再分为三路，一路为油浆上返塔，一路为油浆下返塔，另一路为T2201底搅拌油浆。
油桨冷却水箱(E2209)备用，将外甩油浆降至90℃送至装置外。
为防止油浆系统设备及管道结垢，设置油浆阻垢剂加注系统。
桶装阻垢剂先经化学药剂吸入泵（P2102/A、B）打进化学药剂罐（V2105），然后由化学药剂注入泵（P2101/B、C）连续注入循环油浆泵（P2209A、B）入口管线。
此外，回炼油自T2201第二十九层自流入回炼油罐（V2202），再经回炼油泵(P2206/A、B) 加压后分为二路，一路去提升管反应器回炼，另一路返T2201。
3、吸收稳定部分从T2201顶油气分离器(V2203)来的富气进入气压机(C2301)进行压缩。
从V2203来的富气进入气压机（C2301）一段进行压缩，然后由气压机中间冷却器（E2314）冷至40℃，进入气压机中间分离器进行气、液分离。
分离出的富气再进入气压机二段。
二段出口压力（绝）为1.6MPa。
气压机二段出口富气及富气洗涤水与解吸塔(T2302）顶气、吸收塔(T2301)底富吸收油混合后，进入压缩富气空冷器(E2301)，冷却至40℃以下进入气压机出口油气分离器(V2302）进行气、液分离。
分离出的酸性水，自压送至酸性水汽提部分；分离后的气体进入吸收塔(T2301)，用粗汽油（进入第四层、十五层塔板）和稳定汽油（进入第一层塔板）作吸收剂进行吸收，吸收过程放出的热量由吸收塔一、二中段回流取走。
T2301一中段回流由吸收塔第六层集油箱抽出经T2301一中段回流泵(P2303/A、B)加压，经吸收塔一中段油冷却器(E2302)降温后返回T2301第七层；T2301二中段回流由吸收塔第二十三层集油箱抽出经T2301二中段回流泵(P2304)加压，经吸收塔二中段油冷却器(E2303)降温后返回T2301第二十四层。
贫气至再吸收塔（T2303）可以用轻柴作吸收剂进一步吸收，干气自T2303 顶馏出送至干气分液罐（S2301）至提升管反应器及产品精制部分。
凝缩油由解吸塔(T2302)进料泵(P2301/A、B)从V2302抽出后进入T2302第一层进料。
解吸塔中段回流自十四层抽出自流进入解吸塔中段重沸器（E2305）加热到112℃后返回第十五层。
解吸塔底重沸器(E2309)由分馏中段循环油提供热源，以解吸出凝缩油中C2组分。
脱乙烷汽油由塔底流出由稳定塔进料泵（P2305/A、B）加压，经稳定塔进料换热器(E2304）与稳定汽油换热后送至稳定塔第十八、二十二、二十六层进行分馏，稳定塔底重沸器(E2310)由分馏中段循环油供热，液化气经T2304顶空冷器 (E2308/A、B)冷至40℃后进入稳定塔顶回流罐(V2303)。
液化气经稳定塔顶回流泵(P2306/A、B)抽出后，—部分进入T2304顶作回流，其余作为产品送至产品精制。
稳定汽油从T2304底流出，经T2304进料换热器(E2304)、解吸塔中段重沸器(E2305)，分别与脱乙烷汽油、解吸中段油换热后再经稳汽表面蒸发空冷器(E2306)后分两路，一路去精制部分；一路经稳定汽油冷却器（E2307）冷却至40℃，由稳定汽油泵(P2307/A、B)升压送至T2301作补充吸收剂。
4、产汽系统、余热锅炉及余热回收部分自系统来的除盐水先进入除氧器及水箱（V2503），用系统来的1.0MPa蒸汽除氧后，经中压给水泵（P2501/A、B）升压，进入余热锅炉省煤器，预热后的除氧水分两路，一路去中压汽包V2401、V2402，另一路去余热锅炉中压汽包。
余热锅炉蒸发段发生的中压饱和蒸汽，和外取热汽包、油浆蒸汽发生器汽包发生的中压饱和蒸汽一起并入中压蒸汽管网，分别去再生器过热段和余热锅炉过热段过热至450℃后，一部分供气压机的蒸汽轮机使用，背压并入1.0MPa低压蒸汽管网；其余部分送出装置。
系统来的1.0MPa低压蒸汽进入再生器低压过热盘管，过热为500℃的低压过热蒸汽，供反应系统的沉降器防焦蒸汽、汽提段汽提蒸汽使用。
5、产品精制部分5.1 汽油精制部分汽油采用碱洗脱硫化氢及梅洛克斯（Merox）固定床脱硫醇工艺流程。
利用混合器，使汽油与氢氧化钠水溶液充分混合，除去其中的硫化氢。
自稳定来的汽油，经汽油-碱液混合器(MI3101)与10％的碱液混合后，进入预碱洗沉降罐(V3101)，汽油与碱液经沉降分离后，碱液经过碱液循环泵（P3109/A、B）循环使用。
新鲜碱液由碱液泵(P3102/A、B)间断补充，碱渣间断压至碱渣罐(V3105)，用泵P3102间断送出装置，由工厂统一处理。
脱硫后的汽油经汽油空气混合器（MI3102/A、B）与非净化风、活化剂（按汽油量的100～200ppm加入）混合后进入固定床反应器（R3101/A、B）底部，反应器内装有经磺化酞菁钴催化剂碱液浸泡后的活性炭，在催化剂的作用下，硫醇被氧化成二硫化物并溶于汽油中，在活化剂的作用下，能将汽油中较难脱出的大分子硫醇氧化为二硫化物，从而确保汽油产品合格。