催化裂化的概述

催化裂化的概述

主讲人：齐旭东

装置概况

装置简介

一套催化裂化装置建成投产于1971年，原设计为200万吨/年蒸馏-催化装置（一顶二装置），两器部分公称能力为60•万吨•/•年Ⅳ型的催化裂解装置。1985年改为80•万吨•/•年后置烧焦罐提升管催化裂化装置。1999年6月改造为30•万吨•/•年的催化裂解装置，目的是多产丙烯等产品。2002年4月恢复为40-50万吨/年催化裂化装置。2004年反再系统扩能至60万吨/年，分离系统扩能至80万吨/年。2006年仪表改为DCS控制，进料喷嘴改为CS-II 型，增上德尔塔余热锅炉等。

1.1.1.2 历年来重大技术改造情况

a 1976年8月，由“一顶二”改造为催化裂化和常减压两套装置。

b 1978年9月份，将再生器稀相段加高4.8米。

c 1980年将吸收、解吸流程由单塔改为双塔流程，吸收稳定系统扩能至80万吨/年。

d 1981年，新上三级旋风分离器及余热锅炉。

e 1983年，新上烟气轮机─主风机─电动机组。

f 1984年9月，将反应器内三组杜康型旋风分离器改为二组布埃尔型旋风分离器，再生

器内五组杜康旋风分离器全部更换。

g 1985年,•将两器系统由Ⅳ型催化裂化装置改为后置烧焦罐提升管催化裂化装置。

h1987年, 将再生器分布板改为分布管，再生器内集气室改为外集气室，旋风分离器由杜康型改为PV型。

i 1988年，对换热流程进行调整，将分馏系统各段回流及产品余热与一套减压原油及初

馏塔底换热改为与本装置原料油进行换热。

j 1992年，对气压机凝结水回收系统进行改造，每年可回收凝结水6.4万吨。沉降器内两级布埃尔型旋风分离器更换。

k 1999年将80万吨/年后置烧焦罐提升管催化裂化装置改造为30万吨/年催化裂解装置。

具体改造内容如下：

●反应-再生系统

⏹提升管/沉降器/汽提段全部更换

汽提段由Φ2060×6000改为Φ3400×11700，汽提段挡板更换为11•层盘型挡板。

提升管全部更换为Φ900/Φ1300。

⏹沉降器内旋风分离器改造为三组两级。

⏹再生部分：

取消原有烧焦罐，缓冲罐。

新增空气提升管Φ内900×3200/Φ内600×9048。

取消原再生、半再生Ｕ型管，更换为待生、再生斜管，尺寸为Φ内600。

⏹改造原半再生滑阀为再生滑阀，新增待生滑阀，双动滑阀利旧。

⏹原再生器辅助燃烧室取消，更换热负荷为93MJ/h辅助燃烧室。

⏹新增一台热负荷为45×104KCal/h原料油加热炉。

●主风机系统

⏹K-101北台主风机：

将原Ｄ1000-31 1000Nm3/min叶轮更换为Ｄ1000-31，其余部分利旧。

⏹K-102中台主风机

Ｄ800-33 800Nm3/min利旧。

⏹新增2台增压机，流量200Nm3/min，入口压力0.24Mpa，•出口压力0.34Mpa。

●分馏部分

⏹分馏塔塔盘开孔数进行调整，增加二中回流系统。

⏹新增分馏塔顶回流罐D-107A（Φ2800×7000）。

●吸收稳定部分

⏹吸收塔、解吸塔塔盘开孔数进行调整。

⏹再吸收塔更换，新尺寸为Φ1800×26668。

⏹气压机利用原库存一台富气压缩机，型号DA250-72，250Nm•3/min，入口压力

0.16Mpa，出口压力1.6Mpa，•原有气压机•DA220-72，220Nm3/min做为备用。

●换热器部分新增5台，调整7台，利旧36台。

●机泵新增11台，调整、更换机泵叶轮6台，利旧16台。

l 2002年由30万吨/年催化裂解装置改造为40～60万吨/年催化裂化装置。具体改造内容如下：

●反应增设切断进料自保。

●恢复顶循环回流系统，轻柴换热系统改造，增加两台轻柴与蜡油换热器，轻柴去再

吸收塔吸收剂增加单向阀。

●解吸塔，再吸收塔，稳定塔塔盘开孔数进行调整。气压机利用原库存一台富气压缩

机，型号DA220-72，220Nm3/min，入口压力0.015Mpa，出口压力0.85Mpa，原有气压机DA250-72，250Nm•3/min做为备用。

m 2004年装置进行大修，具体改造内容如下：

●反应系统

⏹提升管底部原预提升蒸汽分布环改为预提升蒸汽分布板。

⏹在原提升管进料喷嘴位置改为2个喉管式汽油回炼喷嘴。

⏹原料油、回炼油进料喷嘴位置上移，并改为BWJ-II型高效旋流式喷嘴。

⏹将原提升管急冷油喷嘴改为2个喉管式油浆回炼喷嘴，原油浆回炼喷嘴取消。

⏹提升管约30米标高部位增加终止剂及急冷油注入口。

⏹去掉原提升管出口分布板，出口增设两组粗旋快分器，并将提升管延长约13米。

⏹将反应器内旋风分离器由三组二级更换为二组单级BY高效旋风分离器。

⏹增加一个40m3催化剂罐。

⏹烟机入口风动蝶阀改为电液蝶阀。

●分馏部分

⏹恢复低温热回收系统，增加3台冷却器。

⏹D-111罐液界面仪表及液面计由北侧移至南侧，并增设界面指示报警。

●吸收稳定部分

⏹将稳定塔底釜式重沸器改型为浮头式重沸器，稳定塔底增设液面控制系统。

n2006年装置进行大修，具体改造内容如下：

⏹一催装置DCS仪表系统改造。

⏹提升管进料系统改造。

⏹新上德尔塔余热锅炉

⏹更换部分反应控制阀及自保阀系统改造。

⏹反应事故旁通集合管系统改造。

⏹蜡油水箱蛇管扫线工艺改造。

⏹净化风及非净化风系统管线整理。

⏹操作室西北角地面阀组移位。

⏹油浆重柴油水箱管线和平台整理

⏹增设分馏塔底补油集合管

⏹装置循环水管线整体更换

⏹更换部分控制阀和部分仪表测量孔板更换

⏹分馏塔、吸收塔返塔各侧线增设阀门

⏹分馏塔、吸收塔增设新的测压开口

⏹装置开工收汽油线整体更换

o规模

DCC：30万吨/年。

FCC：反－再部分60万吨/年；分馏－稳定系统70～80万吨/年。

2 工艺原理

1.1.

2.1反应原理

催化裂化所加工的原料是重质馏分油和残渣油，该石油馏分中有烷烃、烯烃、环烷烃、芳香烃、胶质、沥青质，同时含有硫、氮及重金属。催化裂化反应是石油馏分在催化剂作用下发生的反应；同时，还伴有非催化裂化反应。非催化反应是在裂化条件下，热力学上可能进行的反应。非催化反应与催化裂化反应相比是较少的。

催化反应主要有：裂化、异构化、烷基转移、氢转移、环化、缩合、叠合等。

a催化裂化反应过程的7个步骤

a）反应物由主气流中扩散到催化剂表面.

b）反应物沿催化剂微孔向催化剂的内部扩散.

c）反应物被催化剂内表面吸附.

d）被吸附的反应物在催化剂内表面上发生化学反应.

e）反应产物自催化剂内表面脱附.

f）反应产物沿催化剂微孔向外扩散.

g）反应产物扩散到主气流中去.

催化反应的速度取决于这7个步骤进行的速度, 而速度最慢的步骤对整个反应速度起决定性的作用而成为控制因素。

裂化反应主要是C-C键的断裂。在碳原子数相同时反应能力按烯烃＞烷基烯烃（烷基取代基C3或更高时）环烷烃＞烷烃＞芳烃。芳烃是很难裂化的。芳核油气稳定。

b单体烃的催化裂化反应种类：

a）烷烃：主要发生分解反应，分解成较小分子的烷烃和烯烃。

例如：C16H34 C6 H16＋C8 H18

生成的烷烃又可继续分解成更小的分子。烷烃分解时，都从中间的C一C键处断裂，而且分子越大也越易断裂。异构烷烃的反应速度比正构烷烃的快。