第六节 催化裂化反应-再生系统概述
催化裂化反再系统培训 资料
反应特点
1、各类烃之间的竞争吸附和对反应的阻滞作用 从以上分析看出，吸附能力强的烃分子将首先占据催化剂 活性中心进行反应。 但若吸附能力强，反应能力却差，则会阻碍其它烃分子反 应。 在一定反应条件下，各种烃类在催化剂上的吸附能力和反 应能力有很大差别 吸附能力：
稠环芳烃>稠环环烷烃>烯烃>单烷基侧链单芳>环烷烃>烷烃
催化裂化再生过程
催化裂化催化剂
催化剂：能够改变化学反应速度而本身 不发生化学反应的物质 催化剂能有选择性地促进某些反应 催化剂不仅对装置的生产能力、产品产 率及质量好坏、经济效益起主要影响， 而且对操作条件、工艺过程和设备型式 的选择有重要影响。
裂化催化剂的失活与再生
催化剂的失活 ：在反应过程中，裂化催化剂的活性和选择性不断 下降的现象称为催化剂的失活。失活原因主要有：高温或高温与 水蒸气的作用；裂化反应生焦；毒物的毒害。
反应沉降器在提升管反应器的上部，沉 降器分为两部分，上部为沉降段，下部 为汽提段。 沉降段内设有四组单级旋分器，顶部为 集气室。提升管反应器出来的反应油气 和催化剂进入反应沉降器进行催化剂和 油气的自由沉降分离，没有沉降下来的 催化剂随油气进入设在沉降器顶部的旋 风分离器进行继续进行分离，分离后油 气经集气室去分馏单元。
催化裂化反应
催化裂化进料
烃类在催化剂 表面发生反应
循环使用 烧焦 催化剂恢复活性 再生 催化剂活性下降 分解 缩合 气体和轻油 沉积在催化剂上
催化裂化特征
催化裂化反应类型
(1)裂化反应 催化裂化的主要反应是裂化反应，反应速度快。各
类烃的裂化反应规律：
烷烃：分子中间C-C键断裂，分子越大，越易断裂;碳 数相同的链状烃中，异构比正构易反应 烯烃：与烷烃类似，速度比烷烃高得多 环烷烃：断侧链和开环
催化裂化反应—再生系统的模型参数辨识与先进控制研究的开题报告
催化裂化反应—再生系统的模型参数辨识与先进控制研究的开题报告一、研究背景和意义催化裂化反应是石油化工过程中的重要反应之一。
它可以将重质烃分解为轻质烃，得到较高质量的汽油、石油醚等产品。
然而，随着反应时间的延长，催化剂的活性会逐渐降低，导致反应产物的质量下降。
因此，需要对催化裂化反应的催化剂进行再生，以保证其持续的活性。
催化裂化反应—再生系统的开发和控制对石油化工工业的发展至关重要。
本研究旨在建立催化裂化反应—再生系统的模型，并利用先进的控制方法对其进行优化控制，从而提高反应产物的质量和生产效率。
二、研究内容和方法1.系统建模本研究将建立催化裂化反应—再生系统的数学模型，包括反应器和再生器的动态模型和催化剂的活性衰减模型。
根据质量守恒、能量守恒和动量守恒等原理，分别建立反应器和再生器的动态模型。
此外，应考虑催化剂的活性衰减对反应速率和反应产物质量的影响，并据此建立催化剂活性衰减模型。
2.参数辨识在建立催化裂化反应—再生系统的模型后，需进行系统的参数辨识。
本研究将采用最小二乘法和模型预测控制中的闭环辨识方法，确定模型中的参数值。
3.先进控制方法的应用针对催化裂化反应—再生系统的动态特性，本研究将采用先进的控制方法，例如模型预测控制和广义预测控制，以实现系统的优化控制。
其中，模型预测控制是以模型为基础，通过预测未来状态和输出变量，来进行最优化的控制策略决策。
广义预测控制则是一种基于神经网络的控制方法，能够弥补传统控制方法的不足。
三、预期成果和意义本研究将建立催化裂化反应—再生系统的数学模型，实现系统的参数辨识，并利用先进的控制方法对其进行优化控制。
预期实现的成果包括：1.建立催化裂化反应—再生系统的数学模型；2.通过参数辨识，确定模型中的参数值；3.采用先进的控制方法，对催化裂化反应—再生系统进行优化控制；4.提高反应产物的质量和生产效率，为石油化工工业的发展做出贡献。
本研究的意义在于，为石油化工工业的催化裂化反应—再生系统的优化控制提供新思路和方法，推动该领域的科学研究和实践创新。
催化裂化
再生器的主要作用是烧去催化剂上因反应而生成的积炭， 使催化剂的活性得以恢复。再生用空气由主风机供给，空气通 过再生器下面的辅助燃烧室及分布管进人流化床层。 催化剂(称再生催化剂)落人淹流管，经再生斜管送回反应器 循环使用。再生烟气经旋风分离器分离出夹带的催化剂后，经双 动滑阀排人大气。 再生烟气的温度很高，不少催化裂化装置设有烟气能量回收 系统，利用烟气的热能和压力能(当设能量回收系统时，再生器的 操作压力应较高些)做功，驱动主风机以节约电能，甚至可对外输 出剩余电力。对一些不完全再生的装置，再生烟气中含有5%-10% (体积分数)的CO，可以设CO锅炉使CO完全燃烧以回收能量。
工艺流程概述
包括：反应-再生系统、分馏系统、吸收-稳定系 统、再生烟气的能量回收系统和液化气、汽油的 脱硫精制等 1．反应—再生系统
高低并列式提升管催化裂化装置的工艺流程
470～510 ℃
3 ～4s
650～700 ℃
300～380 ℃
新鲜原料油经换热后与回炼油浆混合，经加热 炉加热后至催化裂化提升管反应器下部的喷嘴，原 料油由蒸气雾化并喷入提升管内，在其中与来自再 生器的高温催化剂接触，随即汽化并进行反应。
进入分馏塔的油气含有相当大量的不凝气和惰性气
体，它们会影响塔顶冷凝冷却器的效果 提高富气压缩机的入口压力以降低气压机的功率损
耗
3．吸收—稳定系统
主要由吸收塔、解吸塔、再吸收塔及稳定塔组成。
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。
催化裂化反应再生系统流程简述
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第六节催化裂化反应再生系统资料
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c.快速床(循环流化床)再生 ➢气相转化成连续相，催化剂颗粒变为分散相，从而强化 了烧碳过程 ➢随着气速的提高，返混程度减小，中、上部接近于平推 流，也有利于烧碳强度的提高 ➢在快速流化床区域，必须有较大的固体循环量才能保持 较高的床层密度 ➢催化裂化装置的烧焦罐再生就是属于循环流化床的一种 再生方式
➢再生温度对烧碳反应速率的影响十分显著，提高再生温 度是提高烧碳速率的有效手段，在单段再生时，密相创层 的温度一般不超过730℃
➢工业上一般采用的空气线速为0.6～0.7m/s ➢工业装置采用的再生器压力在0.25～0.4MPa(绝)之间 ➢单段再生的主要问题是再生温度的提高受到限制和密相 床层的有效催化剂含炭量低
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分段反应
➢不同的馏分需要不同的反应条件，理想选择是不同的 馏分在不同的场所和条件下进行反应 ➢两段提升管（Ⅰ型）催化裂化：
★第一段提升管只进新鲜原料，段间抽出柴油出装置 ★第二段提升管单独进循环油，显著改善产品分布 ★第二段提升管底部回炼汽油，降低汽油烯烃含量 ➢分段进料避免了新鲜原料和油浆的相互干扰
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b.两段再生 ➢两段再生是把烧碳过程分为两个阶段进行 ➢与单段相比，两段再生的主要优点是：
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。
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重油催化裂化的反应—再生系统
重油催化裂化的反应—再生系统
崔璀
【期刊名称】《《石油化工设备技术》》
【年(卷),期】1991(012)001
【摘要】镇海石化总厂炼油厂催化裂化装置原设计为120×10~4t/a 蜡油催化裂化。
为解决重油出路,提高轻油收率,于1985年从美国 S&W 公司引进重油催化技术,对原装置进行改造。
从1987年开始,利用每年的停工检修时间分期进行施工,全部改造工程于1990年6月完成,投运试车一次成功,产品质量和收率均达到了设计要求。
一、反应—再生系统改造简介1.进料喷嘴提升管/沉降器为原有设备,为适应重油催化的需要作了部分改动。
【总页数】5页(P54-58)
【作者】崔璀
【作者单位】
【正文语种】中文
【中图分类】TE626.25
【相关文献】
1.重油催化裂化装置再生系统的技术改造 [J], 焦伟州;赵振辉;刘耀宇
2.MPC 在重油催化裂化反应-再生系统控制中的应用 [J], 郭锦标;房(韦华);高维进;魏国志
3.重油催化裂化反应-再生系统的热平衡控制研究 [J], 霍彦斌;温杰
4.重油催化裂化反应-再生系统的热平衡控制 [J], 康明艳;李钒;伍丽娜
5.重油催化裂化反应-再生系统的热平衡控制 [J], 康明艳;李钒;伍丽娜;孙津清因版权原因，仅展示原文概要，查看原文内容请购买。
催化裂化再生系统
1再生动力学1.1催化剂上的焦炭1）焦炭的化学组成催化剂上的焦炭来源于四个方面：⑴在酸性中心上由催化裂化反应生成的焦炭；⑵由原料中高沸点、高碱性化合物在催化剂表面吸附，经过缩合反应生成的焦炭；⑶因汽提段汽提不完全而残留在催化剂上的重质烃类，是一种富氢焦炭；⑷由于镍、钒等重金属沉积在催化剂表面上造成催化剂中毒，促使脱氢和缩合反应的加剧，而产生的次生焦炭；或者是由于催化剂的活性中心被堵塞和中和，所导致的过度热裂化反应所生成的焦炭。
上述四种来源的焦炭通常被分别称为催化焦、附加焦（也称为原料焦）、剂油比焦（也称为可汽提焦）和污染焦。
实际上，这四种来源的焦炭在催化剂上是无法辩认的。
所谓“焦炭”并不是具有严格的固定组成和结构的物质。
它不是纯碳，一般主要由碳和氢组成，是高度缩合的碳氢化合物，但碳和氢的比例受多种因素的影响，有相当大的变化范围。
影响H/C的因素主要有：催化剂、原料、反应温度、反应时间及汽提条件等。
对一定的催化剂和原料，影响焦炭H/C的主要因素是反应温度和反应时间（或结焦量）。
普遍认为，反应温度越高，焦炭的H/C越小，即焦炭中氢含量越低。
反应时间加长也有同样的影响。
在硅酸铝催化剂上用多种单体烃和轻瓦斯油进行催化裂化反应试验，结果表明所得焦炭的H/C不相同，而在0.4～0.9之间变化。
除碳和氢外，焦炭中还可能含有硫、氮、氧等杂原子，这主要决定于原料的杂原子化合物的含量。
应该指出，焦炭的化学组成，是焦炭的一个重要性质，尤其是C/H，对再生器的操作，特别是对装置的热平衡具有重要意义。
但很遗憾，焦炭的C/H很难测定准确，主要是氢含量很难测准，因为一般用燃烧法测定生成的水量，而水量难以测准，而且在燃烧过程中催化剂结构本身也可能放出一部分水，因而造成实验误差。
在生产装置上，一般还是以测定烟气中CO、CO2和O2的组成，利用焦炭在空气中燃烧时的元素平衡等计算焦炭中的C/H比。
2）焦炭的结构前面谈到焦炭的化学组成是不均匀的，而焦炭的结构与其组成密切相关，可以想象，焦炭的结构也是不均匀的，实际研究结果也证明了这一点，而且结构问题比组成更为复杂。
催化裂化
第五章 催化裂化第一节 概述一、催化裂化在炼油工业中的地位和作用1、石油二次加工的作用一般原油经常减压蒸馏后可得到10～40％的汽油，煤油及柴油等轻质油品，其余的是重质馏分和残渣油。
如果不经过二次加工它们只能作为润滑油原料或重质燃料油。
但是国民经济和国防上需要的轻质油量是很大的，由于内燃机的发展对汽油的质量提出更高的要求．而直馏汽油（辛烷值较低40）则一般难以满足这些要求。
原油经简单加工所能提供的轻质油品的数量和质量同生产发展所需要的轻质油品的数量和质量之间的矛盾促使了二次加工过程的产生和发展。
2、催化裂化在二次加工中的作用催化裂化大分子烃类在催化裂化剂的作用下，在一定的温度压力下，裂化为铰小分子的烃类的过程叫催化裂化。
原料在450—530℃ ，1—3大气压及与催化剂接触的条件下，经裂化生成气体、汽油、柴油、重质油、及焦碳。
石油的二次加工包括，重油轻质化工艺热裂化、焦化、加氢裂化和催化裂化催化裂化，汽油的催化重整工艺。
在重质油轻质化的工艺中，热裂化的过程技术落后已经被淘汰。
加氢裂化，技术先进、产品收率高、质量好、灵活性大，但设备复杂，制造成本高、耗氢量大，从技术经济上受到一定的限制。
催化裂化是重质油轻质的主要手段，2001年底，中国的实际原油加工能力为280Mt/a，催化裂化加工能力约为100 Mt/a，催化裂化占原油加工能力之比为35.7%。
在目前我们国家的汽油中，80%来自于催化裂化。
二、催化裂化技术的发展概况催化裂化装置的工艺过程催化裂化反应是在催化剂表面进行的，分解反应生成气体汽油、柴油等分子较小的产物离开催化剂进入产品回收系统，而缩合反应生成的焦碳，则沉积在催化剂上，使其活性逐渐下降，为了使反应不断进行，就必须及时烧去催化剂表面上的积炭使之恢复活性，这一过程称为“再生”。
可见它必须包括两个过程 催化裂化自1936年实现工业化至今60多年的历史。
经过了如下发展过 ：1、固定床催化裂化1936年第一套固定床催化裂化装置投产。
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。
催化裂化
摘要催化裂化装置主要由反应—再生系统、分馏系统、吸收稳定系统和能量回收系统构成，其中反应—再生系统是其重要组成部分，是装置的核心。
设计中以大庆原油的混合蜡油与减压渣油作为原料，采用汽油方案，对装置处理量为250万吨/年（年开工8000小时）的催化裂化反应—再生系统进行了一系列计算。
根据所用原料掺油量低，混合后残炭值较低，其硫含量和金属含量都较小且由产品分布和回炼比较小，抗金属污染能力强，催化剂的烧焦和流化性能较好及在此催化剂作用下，汽油辛烷值较高这些特点，故采用汽油方案。
设计中，采用了高低并列式且带有外循环管的烧焦罐技术，并对烧焦罐式再生器和提升管反应器进行了工艺计算，其中再生器的烧焦量达32500㎏/h，烧焦罐温度为680℃，稀相管温度为720℃，由于烟气中CO含量为0，则采用高效完全再生。
在烧焦罐中，烧焦时间为1.8s，罐中平均密度为100㎏/m3，烧焦效果良好。
在提升管反应器设计中，反应温度为505℃，直径为1.62 m，管长为29 m，反应时间为3s，沉降器直径为2m，催化剂在两器中循环，以减少催化剂的损失，提高气—固的分离效果，在反应器和再生器中分别装有旋风分离器，旋风分离器的料腿上装有翼阀，在提升管和稀相管出口处采用T型快分器。
由设计计算部分可知，所需产品产率基本可以实现。
关键词：催化裂化，反应器，再生器，提升管，烧焦罐，完全再生AbstractThe catalytic crack er co nstitutes reactio n-regeneratio n system、fractio n system、ab so rp tio n-stab ilizatio n system and po wer-reco very system. The mo st impo rtant and core par t o f the un it is reactio n-regeneratio n system. The DaQ ing C rude wax o il and vacuum d istillatio n resid ue are taken as feedsto ck. Th is p ap er is a series o f pro cessin g calcu latio n mainly ab o ut reactio n-regeneratio n system.With gaso line scheme, capacity is d esig ned to b e 150 Mt/a under the co nd it io n o f 8000 ho urs’ o peratin g time.After being mixed the co ntents o f b lend ing resid uu m,sulp hur and metal as well as the carb o n resid ue in feedsto ck are lo w. As the even d istrib utio n o f p rod uct, sup erio r p ro perties o f resisting metal po llut io n and the catalyst’s co ke b urnin g and flu id izatio n as well as the higher octane nu mb er o f gaso line with the functio n o f this catalyst,the gaso line scheme are taken.In the design, techno lo gy o f coke-b urning d rum with o utsid er-circulatio n tub e is ap p lied.The d rum is o f hig h-lo w parallel style. The p rocessing calculatio n is abo ut rep ro d ucer o f coke-b urn ing drum style and riser, cok e-b urnin g cap acity is 32500㎏/h,the temp eratures o f coke-b urning drum and d ilute p hase riser are respectively 680℃and 720℃. Acco unt ing that there is no carbo n mo no x ide in o ff-gase.The hig h efficient regeneratio n is app lied. In the cok e-b urning drum,the sco rch ing time is 1.8s and its average d ensity is 100㎏/m3,thus the effect o f cok e-b urning is go od.The temperature o f riser is 505℃. Its d iameter is 1.62m and the length is 29m. Wh ile its reactio n time is 3s and the d iameter o f settling vessel is 2m. Catalysts circulate in the d rum and reacto r.In o rd er to red uce the loss o f catalyst and imp ro ve the effect o f gas-so lid separatio n, cyclo nes are eq uip ped in bo th reacto r and rep ro d ucer.There is trick le vav le o n the d ip leg o f the latter,while the T-rap id separatio n un it is fitted in t he exit o f riser and d ilute p hase riser. Fro m the date, the unit can sub stantially reach the req uired y ield.Ke y wor ds: Cata lyst ic c rac k in g, Re ac to r, Re prod uc er, Rise r, Co ke-burn ing dr um目录第一章综述 (1)1.1催化裂化的历史回顾 (1)1.2我国催化裂化装置改造的新技术 (2)1.3国际上较有代表性的催化裂化新工艺 (5)1.4催化裂化技术的发展方向 (7)1.5 总结 (8)第二章设计说明 (9)2.1反应操作条件及选择依据 (9)2.2再生操作条件及选择依据 (10)第三章工艺计算 (12)3.1基础数据 (12)3.2再生部分计算 (13)3.2.1 燃烧计算 (13)3.2.2 反应器热平衡计算 (15)3.2.3 再生器热平衡计算 (22)3.2.4 再生器结构计算 (25)3.2.5 外取热器取热面积计算 (28)3.2.6 再生器藏量及烧焦强度计算 (29)3.2.7 催化剂输送管线 (30)3.2.8 密相床计算 (30)3.2.9 旋风分离器计算 (32)3.2.10预提升管计算 (36)3.2.11空气分布器的计算 (38)3.2.12辅助燃烧室计算 (39)3.2.13能量回收计算 (42)3.3反应器部分计算 (43)3.3.1 几个参数计算 (43)3.3.2 提升管尺寸确定 (43)3.3.3 沉降器和气提段尺寸计算 (48)3.3.4 汽提蒸汽管计算 (50)3.4压力平衡计算 (51)3.5滑阀开度计算 (54)第四章工艺设计计算结果汇总 (56)致谢 (59)参考文献 (60)大庆常压渣油催化裂化反—再系统设计第一章综述石油化工催化裂化技术在国内已有30多年的历史，由于催化裂化投资和操作费用较低，原料的适应性强，转化率高。
催化裂化
第六章催化裂化现状：(1).对轻质燃料和石油化工原料需求增长(2). 原油重质化油品的轻（重）质化通过? ?指标体现重油轻质化加氢脱碳一、催化裂化（FCC）1、概述重油轻质化的核心工艺之一。
第一套催化裂化装置1942年5月在美国投产。
至2007年底，我国催化裂化年加工能力超过1.2亿吨（仅次于美国2.8亿吨/年），且大多是重油催化（我国2005年掺炼VR 36.5 %，国外一般仅为15～20% ）。
提供了约80％的成品汽油、约1/3的成品柴油，40%的丙烯，柴汽比约0.7:1。
2. 原理重质油在分子筛催化剂、～500℃、近常压的环境下，按正碳离子机理发生裂解反应，生成轻质油、气体和焦炭。
总体上为平行－顺序反应。
反应类型：裂解、异构化、芳构化、氢转移、缩合反应－再生系统12-18m/s 不会吧？循环（～700℃）掺炼减压渣油或脱沥青油加氢后渣油掺炼焦化蜡油VGO原料掺炼常压渣油裂化气（干气＋液化气）汽油柴油焦炭（不作产品）产物产物特点干气C1-C2，含有10～20%的乙烯，它不仅可作为燃料，还可作生产乙苯、制氢等的原料。
液化气C3-C4，烯烃含量高（约占50%），平均30%以上的丙烯来自RFCC，我国约40%，丁烯作石化原料和合成高辛烷值汽油原料汽油辛烷值较高（RON～90)柴油十六烷值低（～30）且安定性差FCC是炼油-化工一体化的核心工艺之一硫含量高3．工艺流程富气柴油油浆•分馏点（一）分馏塔底设有脱过热段•进料是带有催化剂粉尘的过热油气，因此，分馏塔底设有脱过热段。
用经过冷却到280℃左右的循环油浆与反应油气经过人字挡板逆流接触，它的作用一方面洗掉反应油气中携带的催化剂，避免堵塞塔盘，另一方面回收反应油气的过剩热量，使油气由过热状态变为饱和状态以进行分馏。
•所以脱过热段又称为冲洗冷却段。
点•（二）全塔的剩余热量大而且产品的分离精确度要求比较容易满足。
因此一般设有多个循环回流：塔顶循环回流、一至两个中段循环回流、油浆循环回流。
石油加工生产技术：催化裂化反应原理及工艺流程精选PPT
提升管催化裂化的反应-再生系统有多种形式，
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
塞阀比滑阀具有以下优点：
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
470~510℃2~4s
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。
吸收C3、C4和 部分C2
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：
活性，同时提供裂化反应所需
双塔流程由于单塔流程，可同时满足高吸收率和高
催化裂化反应原理及工艺流程
●
催化裂化催化工艺流程
催化裂化装置一般由四大系统构成
反应-再生系统、分馏系统、 吸收-稳定系统、烟气能量回收系统
一、反应—再生系统
提升管催化裂化的反应-再生系统有多种形式， 如高低并列式、同轴式、同高并列式、两段提 升管催化裂化等
470~510℃2~4s 待生催化剂
二级旋风分离器 13～20m/s
（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。
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。
催化裂化装置反应再生部分控制系统设计
过程控制综合实践催化裂化装置反应再生部分控制系统设计第十二组目录第一章系统分析 (1)一、工艺流程 (1)二、控制需求分析 (2)三、对象特性分析 (2)1.控制系统特点 (2)2.控制系统扰动 (2)3.控制难点 (2)第二章控制系统详细的设计 (3)一、系统变量设置 (3)二、控制回路设计 (3)三、安全联锁报警设计 (4)四、I/O表 (5)第三章设备选型与图纸绘制 (6)一、控制器选型 (6)二、调节阀选型 (6)三、测量变送装置选型 (7)四、PLC接线图 (7)1.CPU224接线端子图 (7)2.EM235接线端子图 (8)3.控制柜接线图 (8)4.控制柜柜门设计图 (9)五、系统图纸绘制 (9)1.P&ID图图纸规格 (9)2.P&ID图的内容 (9)3.P&ID图中设备 (10)4.P&ID图中管道 (10)5.P&ID图代号和图例 (10)6.其它 (10)第四章MATLAB仿真研究 (11)一、基于MATLAB的控制对象仿真 (11)1.参考模型FCC——Linear (11)2.对象特性的阶跃响应测试 (12)二、数字控制器的设计 (12)三、控制参数对控制性能的影响及参数整定 (13)1.PID的三个调整参数对控制系统的影响 (13)2.参数整定结果 (14)第五章MATLAB与组态王的DDE连接 (17)一、动态数据交换 (17)二、组态王DDE功能 (17)三、MATLAB与组态王建立连接 (17)第六章组态王监控软件的详细设计 (20)一、组态王监控软件的界面设计 (20)二、监控软件功能设计 (20)1.工艺流程画面 (20)2.总体实时监控画面 (21)3.各个回路独立监控画面 (21)4.数据报表画面 (22)5.报警画面及报警查询画面 (23)6.总控制室画面 (23)7.标签画面 (23)三、设计过程 (23)1.建立组态王新工程 (23)2.创建组态画面 (24)3.定义I/O设备 (24)4.构造数据库 (24)5.建立动画连接 (24)6.运行和调试 (24)第七章实验结果及分析 (25)一、系统使用流程 (25)二、实际运行效果 (25)1.阶跃响应实时曲线 (26)2.性能指标整理 (26)3.鲁棒性实验 (27)三、控制系统性能分析 (28)1.控制方案优点 (28)2.控制方案缺点 (28)3.模型改进 (29)第八章感受和建议 (30)一、设计感受 (30)二、遇到的一些问题 (30)第一章系统分析催化裂化（Fluid Catalytic Cracking）是原油二次加工的核心工艺。
《催化裂化概述》PPT课件
影响催化裂化反响的主要因素
3 原料性质
沸点范围相似时，含芳烃多的原料那么 较难裂化
K＞12的原料属高裂化性能的烷烃类； K=11.3～12.0的原料，属中等裂化性 能的环烷烃类；K＜11.3的原料，那么 属难裂化的芳烃类
影响催化裂化反响的主要因素
4 反响压力，指反响器内的油气分压 油气分压的提高意味着反响物浓度提高，反响速度
粗汽油别离成干气〔≤C2〕 、液化气〔C3、C4〕和蒸 汽压合格的稳定汽油。 吸收塔和解吸塔的操作压力为1.0～2.0MPa。 稳定塔实质上是个精馏塔，操作压力为1.0-1.5MPa
提升管催化裂化装置的类型
上下并列式 反响器位置较高，两器压力不同，一般再生器
比反响器的压力高0.02～0.04MPa。 催化剂在两器中循环，用斜管输送，并由滑阀
《催化裂化概述》PPT课 件
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绪论
燃料生产中一个重要的问题：如何将原油中的重 质馏分油甚至渣油转化成轻质燃料产品？
加快，使转化率提高。 提高反响压力有利于缩合反响，焦炭产率明显增高 提升管催化裂化装置的压力采用0.13～0.27MPa
〔表〕；对有烟气能量回收设施的装置，可到 0.25～0.29MPa〔表〕。 反响压力受再生器烧焦能力的制约。反响压力一般 是固定的，不作为调节变量 提高压力可以提高原有装置的生产能力
烃＞小分子单烷基侧链的单环芳烃＞正构烷烃＞稠环芳烃
石油馏分的催化裂化反响
是一种复杂的平行-顺序反响 重要特点是反响深度对各产品产率的分布有重要
催化裂化过程
焦碳CmHn烧焦产生热，作为热源
• 分子结构对辛烷值的影响: 当C数目相同的情 况下,由高到低顺序为： 芳烃 > iC= > iC0 > 环烷 > 环烯 > nC= > nC0
辛烷值
高
递减
最低
• 分子结构十六烷的影响：再C数目相同的情 况下,由高到低顺序为 nC0 > iC0 , C= > 环烷 > 芳烃 > 稠芳
附表 a nCO 链长对 Cat 转化率 的影响 正构烷烃 NC5H12 NC7H16 NC12H26 NC16H34 转化率 m% 1 3 18 42
附表 b 己烷异构程度对转化率 的影响 C6 异构体 C-C-C-C-C C-C-C-C C C-C-C-C CC C-C-C-C CC 转化率%m 13.8 24.9 25.7 31.7
FCC是重质油轻质化的 重要手段之一
• 催化裂化
原料（重 质馏分油） 1-3atm, 450-530℃ 产品(气体、 液化气、汽 油、柴油、 焦炭)
有催化剂存在下
催化裂化的原料（1）
类别 原料来源 特点
含芳烃不多，易裂 化，轻油收率高， 优质催化料 馏分油FCC： 减压馏分油 30～60年代 （减二、三线、 （原料350～ 常四线）
FCC 5 12 97 102 64 50 8
附表c 正十六烷热裂化及催化裂化反应产物（2）
（500℃）mol/100mol原料
产物组分
C8 C9 C10 C11 C12 C13 C14
热裂化
13 10 11 9 7 7 5
FCC
8 3 3 2 2 2 1
反应条件：Cat：SiO2-Al2O3-ZnO2， 温度500℃，反应时间相同. 摘自：梁文杰《石油化学》,P.294
催化裂化装置反应再生系统认知
• （十二）反应深度的控制
• 反应深度是一个综合参数，直接影响产品分布。深度变化对轻油收率，生焦量 等起关键作用，可以说它对整个催化装置的经济效益起决定性作用。一般反应 温度：反应温度高，反应深度大。剂油比：剂油比大，反应深度大。再生催化 剂定碳低，催化剂活性高，再生剂温度高，反应深度大。
• （八）氧分压
• 烧焦速度与再生烟气中氧分压成正比，氧分压是再生压力与烟气中氧的分子浓 度的乘积。提高再生压力，或提高主风量增加烟气中氧的分子浓度，都会提高 氧分压。
• 烟气中氧分压对烧焦速度的影响相当明显，氧分压由1%上升到 2%，烧焦速度 上升18%，对于二段完全再生装置， 因二次燃烧的可能性大大降低，为获得 高烧焦速度，进入烟道的再生烟气中的氧含量一般控制在2～5%。
• （九）催化剂性质 • 催化裂化催化剂属于固体强酸催化剂，主要由分子筛、担体、粘结剂构成，主
要成份氧化铝、氧化硅及稀土、磷等改性元素组成。
• ①平衡剂活性 • ②再生剂含碳量 • ③催化剂的重金属污染
• （十）原料性质
• 原料油性质是所有操作条件中最重要的条件，选择催化剂牌号， 制定生产方 案，选择操作条件，都应首先了解原料油性质。生产中我们要求原料性质相对 稳定，同时加工几种性质不同的原料时，要在原料罐或管道中调合均匀再进提 升管反应器，并要求分析单位预先评价。原料带水会造成装置操作波动，严重 时甚至会造成事故。理想的催化裂化原料是H／C比高，CA、残炭低，密度小 （K值大），含水少。
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催化裂化主要设备
1、预提升段 2、裂化反应段 3、汽提段
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催化裂化主要设备
预提升段：加速催化剂，使催化剂形成活塞流向
上流动，使催化剂上的重金属钝化，有利于油雾
的快速混合，一般为3-6m。
裂化反应段：提供裂化反应的场所。
中止反应技术（MTC）
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两段与单段实验室结果对比：
轻油收率可提高 2-3 个百分点 原料转化深度提高 5 个百分点
汽油烯烃含量下降12-13个百分点
液收率提高2.5个百分点以上 干气产率大幅度降低 可显著提高柴汽比
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两段与单段工业试验结果对比：
轻油收率提高4个百分点以上
第六节
催化裂化 反应-再生系统
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催化裂化装置一般有四部分构成：反应-再生系统，分
馏系统，吸收-稳定系统和能量回收系统
装置形式主要有高低并列式、同轴式等
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一：提升管反应器
提升管反应器主要有提升管、沉降器、汽提段、旋分 器、待生斜管等部分组成
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两段提升管 FCC技术的思想及特点
两段FCC技术的基本思想：
★提高催化裂化催化剂的有效活性和选择性，从而改
善目的产品分布；
★分段反应，提高调整生产方案的灵活性
因此，两段提升管FCC技术打破原来的提升管反应器型 式和反-再系统流程： ★两段提升管反应器取代单一反应器 ★构成拥有两路循环的反应-再生系统
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分段反应
不同的馏分需要不同的反应条件，理想选择是不同的
馏分在不同的场所和条件下进行反应
两段提升管（Ⅰ型）催化裂化： ★第一段提升管只进新鲜原料，段间抽出柴油出装置 ★第二段提升管单独进循环油，显著改善产品分布 ★第二段提升管底部回炼汽油，降低汽油烯烃含量 分段进料避免了新鲜原料和油浆的相互干扰
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b.两段再生
两段再生是把烧碳过程分为两个阶段进行
与单段相比，两段再生的主要优点是：
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
T字形的构件，现在用得比较多的是初级旋风分离器
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提升管下部进料段的油剂接触状况对重油催化裂化的反应
有重要影响。减小原料油的雾化粒径，可增大传热面积，
从而提高了原料的气化率，且可以改善产品产率的分布
沉降器下面的汽提段的作用是用水蒸气脱出催化剂上吸附
的油气及置换催化剂颗粒之间的油气。汽提段的效率与水
蒸气用量、催化剂在汽提段的停留时间、汽提段的温度及
压力、以及催化剂的表面结构有关
重油催化裂化则用4～
汽提汽用量一般为 2～3kg/1000kgCat
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5kgH2O/1000kgCat
两段提升管催化裂化技术
目前提升管反应器的固有弊端： 提升管过长恶化产品分布 新鲜原料与循环油浆竞争催化 中心 难于实ቤተ መጻሕፍቲ ባይዱ大剂油比操作
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两段提升管反应器示意图
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催化剂接力
原料在第一段提升管经过短反应时间后，及时 将催化剂与油气分开；需要继续反应的中间物料 在第二段提升管与另一路再生催化剂接触反应 催化剂两路循环，整体活性及选择性提高
催化反应比例增大，热反应得到有效抑制
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短反应时间
两段技术，采用分段反应，两段反应时间之和比常规
催化反应时间还短（2秒以内）
大剂油比
受热平衡控制，常规催化的剂油比难以提高，两段催
化采用两路催化剂循环，从设备角度提高剂油比可不受限
制；第一段的低转化率和汽油回炼改质可以突破原有热平
衡的限制，在较高的剂油比（催化剂/催化原料）下实现 新的热平衡
柴油产率提高3.5个百分点以上
液收率提高2.5个百分点以上
干气产率大幅度降低
显著提高了柴汽比
可采取灵活多样的操作方式
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二：再生器
主要作用是烧去结焦剂上的焦炭以恢复其活性，同时
也提供裂化反应所需的热量
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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
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工业上再生器的主要形式可分为三类：单段再生、两段再
生、快速床再生
分布器可分为板式(蝶形)和管式(平面树枝或环形)两种
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重催再生器需设取热设备：
a.内取热式
b.外取热式
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工业上常用再生器的形式大体上可以分为三类：
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。
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c.快速床(循环流化床)再生 气相转化成连续相，催化剂颗粒变为分散相，从而强化
了烧碳过程
随着气速的提高，返混程度减小，中、上部接近于平推
流，也有利于烧碳强度的提高
在快速流化床区域，必须有较大的固体循环量才能保持 较高的床层密度 催化裂化装置的烧焦罐再生就是属于循环流化床的一种 再生方式
3
提升管反应器的直径是由进料量来决定的。工业上一般
采用的气速是入口处为4～7m/s,出口8～18m/s
提升管的高度由反应时间来决定，工业上反应时间多采
用2～4s
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、
a.单段再生
再生温度对烧碳反应速率的影响十分显著，提高再生温
度是提高烧碳速率的有效手段，在单段再生时，密相创层
的温度一般不超过730℃
工业上一般采用的空气线速为0.6～0.7m/s
工业装置采用的再生器压力在0.25～0.4MPa(绝)之间
单段再生的主要问题是再生温度的提高受到限制和密相
床层的有效催化剂含炭量低