FDFCC-Ⅲ重油催化裂化工艺
FDFCC工艺
2.74
89.40 2.14
6.10
78.89 3.58
7.16
74.95 4.65
10.12
66.85 5.16
14.65
53.10 8.48
焦 炭
损 失 合 计
1.28
0.19 100.0
2.17
0.22 100.0
2.27
0.27 100.0
2.64
0.20 100.0
2.86
0.21 100.0
722.3 346 32.5 22.0 45.5 91.4 81.6
催化轻柴油主要性质
工艺方案 RFCC 重油管温度,℃ 505 汽油管温度,℃ 汽油改质率,% 0 催化轻柴油性质 密度,20℃, k g/m3 863.0 凝点, ℃ 0 氧化沉渣 1.46 闪 点, ℃ 69 硫含量, μg/g 1320
汽油管反改质产品分布(%)
反应温度,℃ 剂油比 干 气 液化气
400 5.8 1.67 5.32
450 7.2 3.25 11.89
500 9.4 3.90 13.96
550 13.5 5.42 19.73
600 17.6 6.78 28.57
其中丙烯
汽 油 柴 油
清江FDFCC工艺工业试验结果
催化汽油烯烃含量降低20-30个百分点 汽油辛烷值提高0.5-2个单位 汽油的硫含量降低15-25% 催化装置的丙烯总产率提高3-6个百分点 重油催化装置的柴汽比提高0.2-0.5
灵活多效催化裂化工艺 工业试验
长岭分公司
长岭分公司FDFCC工艺技术改造方案
708.4
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280C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700r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。
催化结焦原因分析及措施
b) 沉降器单级旋分在本次改造中选用的是国产PV 沉降器单级旋分在本次改造中选用的是国产PV 型旋分，其设计与制造技术在国内已成型，主要起 到分离反应油气和催化剂的作用。影响旋分效果的 主要参数有：入口油气的粉尘浓度，粉尘的颗粒度、 入口油气线速以及旋分的本身设计尺寸等。 c) 从旋分的尺寸来看，其入口面积、筒体直径、 沉降高度、排尘口直径以及升气管高度是影响旋分 效率与压降的关键尺寸。一般来说，在入口气量保 持一定的情况下（入口面积保持一定），筒体直径 越大，分离效率越高，压降越低，另外沉降高度越 大，分离效率越高，压降也增加不大，但旋分的直 径和高度直径受制于沉降器的大小，因此设计时根 据气量。沉降器尺寸等因素确定合适的高径比。
谢谢大家！！
每一次紧急停工容易引发如催化剂跑损，大型 机组故障，结焦加剧和脱落等次生事故的发生，特 别是结焦和脱落直接影响装置产品的分布和二次停 工抢修，避免生焦难达到，但是可以控制焦炭的生 成速度和防止焦块的脱落
四，防结焦技术改造内容
1，沉降器的防焦蒸汽由1.0Mpa蒸汽改为 ，沉降器的防焦蒸汽由1.0Mpa蒸汽改为 3.5Mpa 以提高蒸汽在沉降器的温度，减缓油气冷凝 结焦；同时在沉降器底部增设1.0Mpa松动蒸汽，在 结焦；同时在沉降器底部增设1.0Mpa松动蒸汽，在 沉降器藏量超高时进行松动。 2，沉降器单旋升气筒增设导流片，目的是防止此部分 结焦后的焦炭因工艺操作变化或紧急事故状态温度 突变而脱落，堵塞料腿导至非计划停工。 3，沉降器粗旋升气筒与单旋入口直连，单旋直连分配 器与粗旋出口集合管通过活动插口实现直连和吸收 热位移，粗旋出口下端设引流锥，将气提后的油气 导入进入单旋入口：同时将沉降器内的防焦蒸汽和 飘散在内的零星油气导入单旋。
三，结焦原因分析
重油催化裂化工艺技术进展
重油催化裂化工艺技术进展一、引言催化裂化是炼油工业中使重质原料变成有价值产品的重要加工方法之一。
近些年来，随着原油变重以及市场对轻质油需求的大幅度上升，如何把难转化的重质原油变为高质量的产品已受到人们的普遍关注。
作为重油轻质化的一个重要手段，催化裂化得到广泛的重视。
目前，重油催化裂化生产能力已占全世界fcc生产能力的25％以上[1]。
我国已拥有100mt/a以上的催化裂化加工能力。
据统计，国内现在约有130套催化裂化装置，其中90％以上加工渣油，掺炼渣油从1989年占总加工量的18.52％提高到1997年的43.64％t[2]。
近年来，我国的重油催化裂化技术得到了快速发展，已开发出许多新的工艺。
二、多产柴油、液化气技术多产液化气和柴油工艺技术（mgd－maximizing gas and diesel process）[3]是石油化工科学研究院（ripp）开发的以重质油为原料，利用现有的催化裂化装置经过少量改造，即可在常规催化裂化装置上同时增产液化气和柴油，并大幅度地降低催化汽油中烯烃含量的一项新工艺技术。
mgd工艺在福建炼油化工有限公司重油催化裂化装置和广州石油化工有限公司重油催化裂化装置上的工业应用试验结果表明：液化气产率增加1.3～5.0％，柴油产率增加3.0～5.0％，在汽油的烯烃含量降低9.0～11.0个百分点同时，研究法辛烷值(ron)和马达法辛烷值(mon)分别提高0.2～0.7和0.4～0.9个单位。
该技术将提升管反应器从提升管底部到提升管顶部依次设计为4个反应区(汽油反应区、重质油反应区、轻质油反应区和总反应深度控制区)，目前已在国内多套裂化装置上应用。
三、多产轻烯烃的家族工艺为给石油化工提供低碳烯烃原料，ripp先后开发了以重油为原料的催化裂化家族工艺，有多产丙烯的dcc、多产液化石油气+汽油的mgg、产乙烯+丙烯的cpp、多产异丁烯+异戊烯的mio等，统称为多产轻烯烃的催化裂化家族工艺。
重油催化裂化加工技术及其进展
重油催化裂化加工技术及研究进展专业：应用化学姓名：焦文超学号：201320263 摘要：催化裂化是炼油工业中使重质原料变成有价值产品的重要加工方法之一。
本文主要介绍了重油催化裂化加工技术的特点及其研究进展，同时对其原理和重要性做了简单的分析和概括。
1 重油催化裂化技术概述1.1重油催化裂化简介重油催化裂化是指重质油在酸性催化剂存在下，在470~530℃的温度和0.1～0.3MPa的条件下，发生一系列化学反应，转化成气体、汽油、柴油等轻质产品和焦炭的过程。
重油催化裂化的英文缩写为RFCC，它是从20 世纪40 年代的VGOFCC(蜡油催化裂化)发展而来的。
重油的深度加工，即把原油中的重质部分(一般指常压渣油或减压渣油)转化为汽油，一直是炼油工作者的一项重要任务[1-4]。
80 年代以来，我国原油产量上升幅度不大，稠油所占比率增加，同时，交通运输燃料需要量上升很快，这就要求我国的炼油工业把更多的重油，特别是减压渣油，进行深度加工。
RFCC 工艺在初期(20世纪70 年代末以前)的发展有三个重要里程碑，即硅酸铝催化剂加密相床反应器、分子筛催化剂加提升管反应器、镍钝化剂的应用等。
在以后近40 年的实践中，通过不断的努力，RFCC工艺技术又取得了显著的进步[5-7]。
1.2石油馏分的催化裂化反应机理各种烃类之间的竞争吸附和对反应的阻滞作用、复杂的平行-顺序反应。
不同烃类分子在催化剂表面上的吸附能力不同，其顺序如下: 稠环芳烃>稠环环烷烃>烯烃>单烷塞单环芳烃>单环环烷烃>烷烃同类分子，相对分予质量越大越容易被吸附。
按烃类化学反应速度顺序排列，大致如下: 烯烃>大分子荜烷基侧链的单环芳烃>异构烷烃和环烷烃>小分子单烷基侧链的单环芳烃>正构烷烃>稠环芳烃1.3重油催化裂化过程具有以下几个特点(1)轻质油收率高，可达70%-80%，而原料初馏的轻质油收率仅为10%~40%。
重油催化裂化装置主要工艺流程说明
重油催化裂化装置主要工艺流程说明一. 反再系统1.反应部分混合蜡油和常(减)压渣油分别由罐区原料罐送入装置内的静态混合器(D-214)混合均匀后，进入原料缓冲罐(D-203/1)，然后用原料泵(P-201/1.2)抽出，经流量控制阀（8FIC-230）后与一中回流换热(E-212/1.2)，再与油浆(E-201/1.2)换热至170～220℃，与回炼油一起进入静态混合器（D-213）混合均匀。
在注入钝化剂后分三路(三路设有流量控制)与雾化蒸汽一起经六个进料喷嘴进入提升管，与从二再来的高温再生催化剂接触并立即汽化，裂化成轻质产品(液化气、汽油、柴油)并生成油浆、干气及焦炭。
新增焦化蜡油流程：焦化蜡油进装后先进焦化蜡油缓冲罐（D-203/2），然后经焦化蜡油泵（P-201/3.4）提压至1.3MPa 后分为两路：一路经焦化蜡油进提升管控制阀（8FIC242）进入提升管反应器的回炼油喷嘴或油浆喷嘴，剩余的焦化蜡油经另一路通过D-203/2的液位控制阀（8LIC216）与进装蜡油混合后进入原料油缓冲罐（D-203/1）。
新增常压热渣油流程：为实现装置间的热联合，降低装置能耗，由南常减压装置分出一路热常渣（约350℃），经8FIQC530直接进入D-213（原料油与回炼油混合器）前，与原料混合均匀后进入提升管原料喷嘴。
反应油气、水蒸汽、催化剂经提升管出口快分器分离出大部分催化剂，反应油气经过沉降器稀相沉降，再经沉降器(C-101)内四组单级旋风分离器分离出绝大部分催化剂，反应油气、蒸汽、连同微量的催化剂细粉经大油气管线至分馏塔人档下部。
分馏塔底油浆固体含量控制<6g/L。
旋分器分出的催化剂通过料腿返回到汽提段，料腿装有翼阀并浸没在汽提段床层中，保证具有正压密封，防止气体短路，汽提蒸汽经环形分布器进入汽提段的上中下三个部位使催化剂不仅处于流化状态，并汽提掉催化剂夹带的烃油气，汽提后的催化剂通过待生滑阀进入一再催化剂分布器。
增产丙烯和生产清洁汽油新技术——FDFCC-Ⅲ工艺
化 工工程公 司在 吸 收这些 先进 理念 的基 础上 ， 合 结
Ｆ Ｃ ＤＦ Ｃ工 艺 的特 点 ＿ ， 出 了 实 现 “ 温 接 触 、 ７ 提 ｊ 低 大
剂 油 比” 创 新 思 想 ， 发 了 增 产 丙 烯 及 生 产 清 洁 的 开
出新 。 目前 ， 先进 的催化 裂化 工艺 有 ： Ｕ０Ｐ公 司 的 以多产低 碳 烯烃 为 目的 的 Ｐ ｔｏ Ｃ ｌ 技 术 、 Ｒ ｅｒＦ Ｃ １ ＫＢ
和 Ｅ ｘ ｎ ｏ ｉ公 司 的 Ｍａ ｏｉ 术 ＿ 、 ｅｒ ｂａ ｘ ｏ Ｍ ｂｌ ｘｆ ｎ技 ２ Ｐ ｔｏ ｒｓ ｊ
量 分数 很低 （ ０ ２ ） 剩余 活性 仍 保 持 在再 生 剂 约 ． ， 活 性 的 ９ 以上 ， 此重 油 提 升 管 不仅 剂 油 比显 Ｏ 因
著 提高 ， 而且 催化 剂 活 性 中心数 也 大 幅 度 提 高 ， 从 而 大大 强化 了遵 照正碳 离子 机理 进行 的反应 ， 裂 如 化 反应 和氢转 移反 应 ， 抑制 了遵 照 自由基机 理进行
公 司 的双提 升 管 技 术［ ； ｅｒ ｂ ａ 公 司 的 以提 高 ３ Ｐ ｔ ｒｓ ｏ
重 油裂化 能力 为 目的 的 Ｉｏ ａ 技 术 、 顺石 油学 ｓｃ ｔ ］抚 院 的 再 生 斜 管 催 化 剂 冷 却 技 术 、 ｈ ｌ 公 司 的 ］ Ｓ ｅｌ Ｃ Ｅ Ｃ Ｔ技 术ｌ 。纵 观这些先 进 的催 化裂 化技 术 ， ６ ］ 其 技 术理念 有三 大特 点 ， 即催 化 剂 循 环参 与反 应 、 降
汽油 的新技 术—— Ｆ Ｆ Ｃ Ⅲ工 艺 。 Ｄ Ｃ 一 ２ Ｆ Ｆ Ｃ Ⅲ工艺 的技术 特点 Ｄ Ｃ － （ ）采 用双 提升 管反 应器 流 程 ， １ 双提 升管 反 应 器共用 一个 再 生器 。可 以根 据 各 个装 置 的不 同 情
重油催化裂化装置主要工艺流程说明
重油催化裂化装置主要工艺流程说明重油催化裂化装置主要工艺流程说明一. 反再系统1.反应部分混合蜡油和常(减)压渣油分别由罐区原料罐送入装置内的静态混合器(D-214)混合均匀后，进入原料缓冲罐(D-203/1)，然后用原料泵(P-201/1.2)抽出，经流量控制阀（8FIC-230）后与一中回流换热(E-212/1.2)，再与油浆(E-201/1.2)换热至170～220℃，与回炼油一起进入静态混合器（D-213）混合均匀。
在注入钝化剂后分三路(三路设有流量控制)与雾化蒸汽一起经六个进料喷嘴进入提升管，与从二再来的高温再生催化剂接触并立即汽化，裂化成轻质产品(液化气、汽油、柴油)并生成油浆、干气及焦炭。
新增焦化蜡油流程：焦化蜡油进装后先进焦化蜡油缓冲罐（D-203/2），然后经焦化蜡油泵（P-201/3.4）提压至1.3MPa 后分为两路：一路经焦化蜡油进提升管控制阀（8FIC242）进入提升管反应器的回炼油喷嘴或油浆喷嘴，剩余的焦化蜡油经另一路通过D-203/2的液位控制阀（8LIC216）与进装蜡油混合后进入原料油缓冲罐（D-203/1）。
新增常压热渣油流程：为实现装置间的热联合，降低装置能耗，由南常减压装置分出一路热常渣（约350℃），经8FIQC530直接进入D-213（原料油与回炼油混合器）前，与原料混合均匀后进入提升管原料喷嘴。
反应油气、水蒸汽、催化剂经提升管出口快分器分离出大部分催化剂，反应油气经过沉降器稀相沉降，再经沉降器(C-101)内四组单级旋风分离器分离出绝大部分催化剂，反应油气、蒸汽、连同微量的催化剂细粉经大油气管线至分馏塔人档下部。
分馏塔底油浆固体含量控制<6g/L。
旋分器分出的催化剂通过料腿返回到汽提段，料腿装有翼阀并浸没在汽提段床层中，保证具有正压密封，防止气体短路，汽提蒸汽经环形分布器进入汽提段的上中下三个部位使催化剂不仅处于流化状态，并汽提掉催化剂夹带的烃油气，汽提后的催化剂通过待生滑阀进入一再催化剂分布器。
灵活多效催化裂化工艺升级技术FDFCC-Ⅲ工艺技术介绍
化剂高利用率；高再生效率；高反应效率；
●重油提升管通过实施“低温接触、大剂油比”的技术思
路，强化一次反应，提高丙产率、降低干气产率；
●实施双提升管-双分馏塔流程，避免汽油循环反应，提高反
应效率。确保汽油烯烃降至18v%以下，实现汽油最大降硫幅
度；
2 FDFCC-Ⅲ工艺技术原理 汽油降硫技术原理
S R R S R S
RSR
H2S +olefin +olefin RSH
COKE
S
S
硫化物分解－生成－再分解－再生成循环
1.重油反应：提高剂油比，强化氢转移反应，促进噻吩类硫化物的转化
2.汽油反应：创造汽油反应器低烯烃环境，抑制硫化氢和低分子烯烃反 应生成噻吩类硫化物。阻断 硫化物转化－生成－转化的循环反应。
1、提升管 2、再生剂进料管 3、催化剂混合器(MIXC) 4、内导流管 5、待生剂进料管 6、喷嘴
3 FDFCC-Ⅲ工艺技术特点 CPM技术实验结果表明
●混合器处于密相流化状态（＞500kg/m3），具有低速密相床的高返混 性流化特征，实现两股催化剂的均匀混合问题。 ●混合器在低速鼓泡床流化阶段操作，减少了两根斜管的下料阻力及压力 波动，解决了催化剂偏流及循环量操作平稳问题。 ●混合器提供了足够的缓冲空间，可提高装置催化剂循环的操作弹性。 ●内导流管催化剂输送能力达1000kg/m2s，可保证重油反应的大剂油比。 ●内导流管结构显著改善提升管反应器径向空隙率分布，使提升管反应器
（3）无催化剂配合，丙烯提高幅度受到一定限制；
（4）循环催化剂的利用效率低，汽油提升管待生剂的活性 依然很高，并且它的含炭量很低，直接进入再生器影响再 生效率。
FDFCC技术交流文章解析
FDFCC工艺技术的工业应用洛阳石油化工工程公司工程研究院１．前言洛阳石化工程公司在双提升管催化裂化专利技术（ZL92105596.X）基础上，开发了旨在降低FCC汽油烯烃和硫含量、提高汽油辛烷值并同时增产丙烯的催化裂化新工艺---灵活多效催化裂化工艺（Flexible Dual-riser Fluid Catalytic Cracking，简称为FDFCC 工艺）。
洛阳石化工程公司现已在中国石化集团清江石化有限责任公司12万吨/年双提升管催化裂化装置工业试验的基础上，完成了FDFCC 工艺技术的大型化工程技术开发，并在中国石化长岭分公司和中国石油大庆炼化分公司的百万吨/年催化裂化装置进行了FDFCC工艺的工业应用。
FDFCC工业应用结果表明：灵活多效催化裂化工艺操作稳定可靠、工艺参数调节灵活，催化裂化汽油经汽油提升管反应器改质后，烯烃含量可降低至16V%以下，硫含量可降低24～47%，研究法和马达法辛烷值分别提高1～2个单位，催化裂化装置的丙烯产率提高3～5个百分点。
2. 灵活多效催化裂化工艺技术特点灵活多效催化裂化(FDFCC)工艺在常规催化裂化装置上增设一根提升管作为独立的汽油改质反应器，汽油改质反应器与FCC主提升管反应器并联。
这样，就可以充分利用高活性状态催化剂和大剂油比操作等有利条件，为汽油理想二次反应提供独立的改质空间和充分的反应时间，避免了汽油改质与重油裂化的相互影响。
由于汽油改质的比例不受限制，汽油改质提升管反应器操作条件相对独立，FDFCC 工艺的汽油改质和增产丙烯的效果十分显著。
汽油改质提升管反应器的操作条件可以根据炼油企业的实际情况灵活调节；当主要以降低汽油烯烃和硫含量为目的生产清洁汽油时，反应温度可以控制较低（一般为400~450℃），使异构化、氢转移、芳构化、烷基化等理想反应占据绝对优势；当需要多产液化气和丙烯时，汽油改质提升管反应器的反应温度一般控制在550~600℃又可以很高，使烷烃裂化和烯烃裂化等反应占主导，同时实现提高柴汽比、降低汽油烯烃和硫含量生产高辛烷值清洁汽油的目的。
FDFCC-III工艺解析
45 40 35 30 25 20 15 10 5 0 5 8 11 14 剂油比 干气＋焦炭 液化气 汽油 柴油
使用再生剂时剂油比对产品分布的影响
掺入汽油管反待生剂时剂油比对产品分布的影响
3 FDFCC-Ⅲ型工艺原理
FDFCC－Ⅲ重油管反催化剂混合比例对产品分布的影响
催化剂 反应温度 ℃ 催化剂混合温度℃ 剂油比(对总进料) 回炼比 产品分布 % 干气 液化气 其中 汽油 柴油 油浆 焦炭 损失 转化率 总轻收 丙烯 A 80%A+20%B 70%A+30%B 60%A+40%B
3 FDFCC-Ⅲ型工艺原理
汽油管反待生剂分析数据
催化剂样品 样品名称 提升管出口温度℃ 催化剂定炭 % 微反活性 MA 汽油管反待生剂与再 生剂对半混合后活性
混合剂活性并不是两剂活 性的算术平均值，而是更 接近再生剂的活性。
汽油管反待生剂 CC-20D
/ 0.07 65 65
400 0.10 63.5 65
450 0.13 62.6 64
500 0.21 60.1 64
550 0.25 59.3 64
600 0.29 57.4 63
3 FDFCC-Ⅲ型工艺原理
与再生催化剂相比，混合（再生剂与汽油管反待生剂）催化剂对催化裂化的 反应性能影响很小。
产率％
产率％
45 40 35 30 25 20 15 10 5 0 5 8 11 14 剂油比 干气＋焦炭 液化气 汽油 柴油
◆采用双提升管催化工艺流程，分别设置重油提升管和汽油 提升管，汽油提升管另设有副沉降器和副分馏塔，即采用 双沉降器双分馏塔流程； ◆采用FDFCC工艺增产丙烯专用助剂，在催化装置最大幅度增 产丙烯。
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。
重油催化裂化工艺
重油催化裂化工艺
重油催化裂化是一种通过催化剂作用使重油分子产生断裂反应的工艺。
该工艺可以将重质石油馏分转化为高附加值的轻质产品，如汽油、柴油和液化石油气等。
重油催化裂化的工艺流程包括以下几个步骤：
1. 原料预处理：将入料重油进行加热和脱盐处理，以去除其中的杂质和水分。
2. 催化剂预处理：将催化剂进行再生和活化处理，以保持其活性和稳定性。
3. 催化裂化反应：将预处理后的重油与催化剂在高温高压下进行接触反应。
催化剂通过吸附和解吸附作用，使重油分子发生断裂，并生成轻质烃类化合物。
4. 轻质产品分离：通过分馏、冷凝和干燥等操作将反应产物中的轻质产品（如汽油、柴油和液化石油气）与重质产物（如焦油、渣油）进行分离。
5. 催化剂再生：经过一定时间的使用后，催化剂会失活，需要进行再生处理。
再生过程包括热氧化和脱焦等步骤，以恢复催化剂的活性。
重油催化裂化工艺具有高转化率、高选择性和低能耗的特点，
可以有效地利用重油资源，提高石油产品的附加值。
这一工艺在石油炼制行业中得到广泛应用。
重油催化裂化工艺流程
重油催化裂化工艺流程重油催化裂化是一种常用的石油加工技术，能够将高沸点的重油转化为较低沸点的轻质石油产品。
其基本工艺流程如下：1. 前处理：首先将原油经过热分解装置进行预分解，将一部分重油分解为热裂解气和轻质油。
然后，经过加压和加热后的原油进入脱蜡装置，去除其中的蜡质物质。
接下来，通过深度脱硫装置去除原油中的硫化物，以保证催化剂的活性。
2. 加热和混合：将经过前处理的原油加热至裂化温度（一般在500-550℃），并与一定比例的热解氢混合。
这样可以提高催化剂的稳定性和活性，并降低反应温度。
3. 重油催化裂化装置：原油经过加热和混合后，进入重油催化裂化装置。
在装置中，油蒸气与催化剂（通常是硅铝酸盐）接触反应，发生裂化反应。
重油分子断裂成较小的分子，生成液体产品（如汽油、柴油和润滑油）和气体产品（如裂化气和热解气）。
4. 分离和加工：裂化反应产生的液体和气体混合物进入减压塔，经过分馏分离，得到各种轻质产品。
轻质油直接作为成品油，裂解气和热解气回流到前处理部分，继续参与反应。
此外，根据产品需求，还可以对某些产品进行进一步的加工，如汽油的精制、加氢、脱硫等。
5. 催化剂再生：由于反应过程中催化剂会逐渐失活，需定期进行再生。
催化剂再生一般分为物理再生和化学再生两种方式。
物理再生通过热氧焚烧去除积碳物质，化学再生则使用一些酸碱溶液进行催化剂表面的脱碳和脱硫处理。
总结起来，重油催化裂化工艺流程包括前处理、加热和混合、重油催化裂化、分离和加工、催化剂再生等步骤。
通过这一流程，可以将高沸点的重油转化为更具经济价值的轻质石油产品，提高石油资源的利用效率。
这种工艺流程在石化工业中得到了广泛的应用，并为能源开发和环境保护做出了积极的贡献。
重油催化裂化反应工艺研究进展
28现代炼化行业中，催化裂化环节是原油进行二次加工的重要过程，其反应工艺直接影响重油的轻质化效果及质量，是核心技术。
因此，技术含量需随炼油工作发展不断升级，催化裂化反应装置也需要不断改进，满足原油加工要求。
一、催化裂化技术概述我国大多数原油中重油含量比重高，轻油占比相对较小，重原油产量不断增加。
近年来，中国经济高速发展的影响下，各行业市场对轻油的需求量迅速提高，因此我国炼油行业肩负重任，需要对大量重油、残油等原油进行深层次加工，产出更多轻油以供使用。
在此基础上，重油催化裂化反应作为原油轻质加工的主要技术之一，受到了业界广泛重视。
重油催化裂化技术(FCC)属于一种石油加工技术，工作原理将是将原油中的多余残渣(压残余油或减压馏分油)、重金属成分等影响物质成功变为汽油或者柴油等轻质油(如图1所示)。
目前来说，世界催化裂化总生产能力中，重油催化裂化生产能力可以占有其1/4的比重。
国内现有的FCC机组中，绝大部分装置都可以进行渣油催化裂化反应加工，并且其中40%以上可以掺炼重油。
图1 原油、重油催化裂化示意图二、重油催化裂化工艺研究进展多数炼化企业及相关炼油研究机构为最大限度发挥渣油独特性质，实现工艺发展，对催化裂化提升管反应装置展开了许多如分段进料工艺、高校再生工艺等的改进尝试，但是提升管作为催化裂化技术之一，本身存在一些缺陷，例如气固分布不均、油烯烃含量较高等，很难实现新的技术性突破。
因此，相关机构进行了新型技术的研发工作。
1.双提升管FCC工艺以传统提升管反应为基础的常规催化裂化过程中，大量焦炭会沉积在催化剂表面，使催化剂的活性和选择性大幅度降低。
因此，在催化裂化反应后半部分，反应发生在相对恶劣的状态中，热裂化程度明显提高，极大地影响了催化裂化反应的可选择性和取得的经济效益。
针对这种缺点，两段FCC(催化裂化)概念由一些专业机构提出并得到关注。
渣油催化裂化两段反应的概念最初由J Delattre于20世纪40年代提出。
FDFCC-Ⅲ技术工业应用中的运行优势与不足
油、 脱沥 青油 、 化 蜡 油 为主 （ Ｄ Ｃ － ）混 合 质 量 焦 Ｆ Ｆ Ｃ１ ， 比为 ７ １ １ ， 料性 质 有 所 改善 ， 度 （ ０℃） ３： ２： ５ 原 密 ２
为 ９ ３ ２ｋ ／ ３ 残 炭 为 １ １ ；０ ９年 ５月 ２ 日， ０ ． ｇｍ 、 ．８ ２０ １
剂油 比” 高 效 催 化 技 术 。该 Ｔ 艺 可 大 幅 度 降 低 的 汽油 硫含 量 和烯 烃含 量 ， 高 汽 油 辛 烷值 ， 提 同时 在 不增 加装 置 干气 和 焦炭 产 率 的情 况 下 大 幅 提 高 丙 烯 产 率 。与传 统 催 化 裂 化 工 艺 相 比， ＤＦ Ｃ Ⅲ工 Ｆ Ｃ 一
石 加 工 Ｔ 艺
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ＰＥＴＲ（ ＬＥＵ Ｍ ） ＰＲ（ＣＥＳＳＩ Ｇ Ｎ Ｄ ） Ｎ Ａ ＰＥＴ ＲＯ ＣＨ ＥＭ Ｉ ＣＡ ＩＳ
第 ４ ２卷 第 ４期
Ｆ Ｆ Ｃ Ⅲ技 术 工 业 应 用 中 的 运 行 优 势 与 不 足 Ｄ Ｃ 一
王 明 东
期 目的 。结 合 该公 司 Ｆ Ｆ Ｃ装 置 的生 产 形 势 ， 其 在 能 耗 、 产 丙 烯 等 方 面 的 不 足 之 处 进 行 技 术 分 析 ， 提 出 Ｄ Ｃ 对 增 并
改进建议 ， 装置检修 、 造提供参考 。 为 改
关键词 ： 化裂化 催
双 提 升 管 汽 油 丙 烯
Ｍｔ ， 用单 器 单 段 完 全再 生 方 式 ， 应 器 和 再 生 ／ 采 ａ 反
器 同 轴 式 布 置 ， ９ ７年 １ １９ ０月 建 成 投 产 。 为 了 实 现 催 化 裂 化 汽 油 烯 烃 含 量 、 含 量 满 足 汽 油 新 标 准 要 硫 求 并 多 产 丙 烯 的 目标 ， ２ ０ 于 ０ ８年 ５ 采 用 中 国 石 化 月 洛 阳 石 化 工 程 公 司 开 发 的 具 有 自 主 知 识 产 权 的 Ｆ Ｆ Ｃ Ⅲ＿ 艺 技 术 ［ 该 装 置 进 行 了 改 造 。 重 油 Ｄ Ｃ－ １ ＝ １对 。
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FDFCC－Ⅲ重油催化裂化工艺FDFCC-Ⅲ工艺特有的技术特点：（1）开发了实现“低温接触、大剂油比”高效催化技术（HECT）。
即利用汽油提升管待生剂相对较低的温度和较高的剩余活性，将汽油提升管待生剂引入重油提升管底部与再生剂混合，降低干气和焦炭产率，提高丙烯收率，改善产品分布。
（2）采用双提升管、双沉降器和双分馏塔工艺流程，即分别设置重油提升管和汽油提升管，两根提升管后均设有沉降器和分馏塔，从而充分利用汽油提升管的改质效果，使催化汽油的烯烃含量直接满足欧Ⅲ标准。
4. 采用了带预混合管的烧焦罐高效再生技术，具有较高的烧焦强度和较低的再生剂含炭。
为降低再生系统压降2007年FDFCC技术改造取消了预混合管和大孔分布板。
5. 采用了可调性强的下流式外取热器，取出两器热平衡多余的热量。
6. 能量回收机组采用了烟气轮机-轴流式主风机-汽轮机-电动／发电机四机组同轴新设备，回收了能量，降低了装置能耗。
烟气轮机轮盘和叶片使用的是国研制的新型高温合金和喷涂材料。
7. 设有余热锅炉回收系统，回收热量，降低能耗，为防止省煤器炉管低温腐蚀，在烟气低温位置采用了20G钢炉管，过热器高温段采用12CrMo材质。
8. 选用了高效旋风器和电液冷壁滑阀等设备。
生产原理1. 反应—再生部分重油催化裂化提升管和汽油提升管用的催化剂为分子筛催化剂。
原料油与高温催化剂在提升管接触，在一定的压力和温度下发生一系列化学反应，主要有裂化、异构化、氢转移、芳构化、缩合等反应，生成包括干气、液化气、汽油、柴油、回炼油、油浆馏份的高温油气和焦炭，生成的焦炭附着在催化剂上。
在沉降器反应油气和催化剂分离，反应油气到主、副分馏塔进行分离，重油反应器附有焦炭的催化剂经汽提段汽提直接回到再生器，汽油反应器附有焦炭的催化剂经汽提后一路直接回到再生器烧焦一路返回重油提升管底部与重反再生剂混合。
再生器催化剂在一定的温度、压力及通入主风的条件下，烧去催化剂上的积炭(即催化剂的再生过程)。
催化剂活性、选择性恢复后回提升管循环使用。
焦炭燃烧放出的热量除满足工艺需要外，多余的热量由外取热器取出，焦炭燃烧后生成的高温烟气经烟气轮机和余热炉后排入大气。
2. 分馏部分重油催化分馏部分的作用是把从反应器来的高温油气混合物按沸点围分割成为富气、汽油、轻柴油、回炼油及油浆馏分，并保证各个馏分的质量符合产品要求。
此外分馏系统还完成原料预热及热量回收的任务。
催化分馏塔与常减压装置的常压塔原理基本相同。
不同之处在于：(1).催化分馏塔的进料是过热气相进料。
(2).催化分馏塔气相进料中携带了一部分催化剂颗粒。
因此，催化分馏塔除了按分馏原理完成一般的产品分割外，还设有油浆循环以完成脱过热(将高温过热油气冷却到饱和状态)并和回炼油返塔一起洗涤反应油气中的催化剂。
3. 吸收稳定部分吸收稳定部分由吸收塔、解吸塔、再吸收塔、稳定塔、容器、冷换及机泵等组成。
吸收稳定部分的任务是加工来自分馏塔顶油气分离器的粗汽油和富气(富气经气压机压缩)，从中分离出干气(C3≯3％(V))，液化气(C2≯3％(V)，C5≯1.0％(V))和稳定汽油，并要求稳定汽油的蒸汽压合格(冬季≯88kpa，夏季≯74kpa)。
吸收、解吸、再吸收塔主要解决C2与C3馏份的分离，是吸收和解吸过程；其原理是利用气体混合物中各组分在液体中溶解度的不同来分离气体混合物。
稳定塔完成C3、C4馏份与汽油馏份的分离，是精馏过程；其原理是利用液体混合物各组分的挥发度不同进行分离。
4. 柴油碱洗碱洗就是利用碱溶液（非加氢精制剂DF-01）和油品中的酸性非烃化合物起反应，生成相应的盐类，而以碱渣的形式排掉，碱洗能除去硫化氢、酚、低分子硫醇、环烷酸等非烃化合物，提高柴油质量。
5. 四机组及气压机四机组：80万吨/年重油催化裂化装置设置的四机组由烟气轮机、主风机、蒸汽轮机、电动／发电机组成。
烟气轮机—主风机—汽轮机—变速箱—电动／发电机四机组主要完成反应—再生烧焦供风和多余能量的回收。
各机组的作用；(1)烟气轮机：主要回收高温烟气的压力能和部分热能，在设计负荷下的实际回收功率大约在7000kw左右。
(2)汽轮机：采用背压型式，利用蒸汽的焓降做功，额定功率3920kw。
(3)主风机：前五级静叶可调的轴流式压缩机，主要目的是压缩空气，供给反应—再生烧焦用风。
(4)电动／发电机；为汽轮机，烟气轮机的功率之和小于主风机消耗功率时，处于电动状态：反之，处于发电状态。
正常情况下，电动／发电机处于发电状态，发电量一般在3900kw—4200kw之间。
四机组的同轴转数正常情况下是随电网的周波变化而变化。
6. 气压机富气压缩机是由冷凝式蒸汽轮机带动的，正常情况下通过调整气压机转数来改变压缩机负荷。
气压机作用主要有以下几点：(1)调节反应压力，通过气压机转数来调节富气压缩量从而改变反应压力。
(2)提高富气压力，提高烃类沸点，为富气吸收分离创造条件。
7. 余热回收本单元主要将装置多余的热量，通过传热过程，将热量传递给水，使水变为具有一定温度和压力的蒸汽。
本装置余热热源：高温催化剂、油浆及高温烟气产3.5MPa过热蒸汽、分馏塔一中，二中回流产0.6MPa蒸汽。
工艺流程说明1.反应—再生部分重油提升管反应器(T-101)的进料由新鲜原料，回炼油和油浆三部分组成。
新鲜原料的渣油和蜡油分别由系统进入装置，经过原料油混合器(混-202)混合均匀后，进入原料油缓冲罐(R-202)，用原料油泵(P-201／1．2)抽出。
开工时经H-212/1、2加热，正常生产时，与分馏塔顶循环回流(H-202／1～4)，轻柴油(H-204/1．2)和油浆(H-208／1．2)换热后进入混合器(混-201)。
回炼油由泵(P-206／1．2)自回炼油罐(R-203)抽出，在混201入口与新鲜原料混合。
回炼油浆用泵(P-207／1．2)自分馏塔(T－201)底部抽出，与混-201来的油品混合，混合后分四路经原料油雾化喷嘴进入重油提升管反应器下部，与来自重油提升管底部催化剂混合器的的高温催化剂接触，完成原料的升温、汽化及反应。
重油提升管反应器进料与来自再生器(T-102)的再生剂接触立即汽化并反应，产生的反应油气携带催化剂通过提升管向上流动，在提升管出口经粗旋使催化剂与油气迅速分离，油气及夹带的一部分催化剂经两组单级旋风分离器分离，分离出的油气去分馏塔，回收下来的催化剂经料腿流入汽提段，在汽提段底部通入水蒸汽，使沉积有焦炭并吸附了一定量油气的催化剂与蒸汽逆流接触，除去催化剂所吸附的油气，然后经待生滑阀进入烧焦罐。
汽油提升管原料油为来自2#催化裂化装置的粗汽油，由粗汽油泵升压后，经副分馏塔中段油-粗汽油换热器换热、升温至135.5℃左右后分四路经粗汽油雾化喷嘴进入汽反提升管反应器下部，与来自再生器的高温催化剂接触，完成原料的升温、汽化及反应。
反应后的油气与待生催化剂在汽反提升管出口经粗旋迅速分离，气体经升气管进入汽反沉降器单级旋风分离器，进一步除去携带的催化剂细粉后，反应油气离开汽反沉降器，进入副分馏塔。
积炭的汽反待生催化剂经汽反粗旋料腿进入汽反汽提段，在此与汽提蒸汽逆流接触，以汽提催化剂中所携带的油气。
汽提后的催化剂一路经汽反待生斜管、汽反待生滑阀后进入烧焦罐下部。
汽提段料位由汽反待生滑阀调节。
另一路返回重油提升管底部与重反再生剂混合。
重反和汽反的待生催化剂在烧焦罐下部与二密相床返回的高温再生催化剂充分混合，以提高烧焦起始温度，汇同外取热器返回的催化剂一同在烧焦罐烧焦, 再生器烧焦主风由主风机(机—101)升压，一路经增压机增压后分别作为外取热器及二密床流化风；另一路经辅助燃烧室(F—101)进入烧焦罐。
循环斜管、待生斜管、外取热器及汽油待生斜管下来的催化剂进入烧焦罐，烧焦后的催化剂与烟气并流向上进入稀相管，稀相管出口的4组倒L快分将烟气和催化剂分离，分离后的烟气进入再生器6组两级旋风分离器，进一步分离催化剂。
旋风分离器分离下来的再生催化剂落入第二密相床，二密相的再生催化剂分四路：一路经再生斜管、再生滑阀至重油提升管反应器，其催化剂量由反应温度控制再生滑阀的开度来实现；第二路经再生斜管、再生滑阀至汽油提升管反应器，其催化剂量由反应温度控制再生滑阀的开度来实现；第三路进外取热器，取走再生烧焦过程的过剩热量；第四路经外循环管和循环管滑阀补充进烧焦管底部，以提高烧焦起始温度。
从再生器顶部出来的高温烟气进入三级旋风分离器，进一步将烟气中携带的催化剂分离出来，以满足烟气轮机对烟气中催化剂粉尘浓度和粒度的要求。
正常生产时，绝大部分烟气通过烟气轮机膨胀作功，回收烟气的压力能和部分热能，然后进入余热炉。
开工初期及非正常生产时(烟机故障)，大部分烟气可以经烟气旁路直接进入余热炉，尔后排入大气。
余热炉分省煤器和过热器两部分，过热器设有烟气旁路蝶阀，用来调节过热蒸汽温度，余热炉设有烟气旁路，非正常情况下，烟气可不经余热炉，直接排入大气。
为了保证经三旋分出的催化剂正常下料，设有烟气临界流速喷咀，携带催化剂的烟气经四旋旋分后，经临界流速喷咀后直接排入大气。
除氧水由除氧器经泵(P-503／1. 3)抽出，经低温省煤器、高温省煤器升压升温后进入汽包(R-501)，汽包(R-501)饱和水分别由泵(P-501／1．3 ；P-505／1．2)抽出。
泵(P-501／1．3 )出口饱和水分四路，第一路去外取热器(T-103)取热管束，第二路去油浆—蒸汽发生器(H-209)，，第三、四路去余热锅炉强制蒸发段；泵(P-505／1．2 )出口饱和水去低温省煤器联箱。
饱和水换热后，汽水混合物回汽包分离；饱和蒸汽由汽包(R-501)顶部引出后，进入过热器与烟气换热，过热后的中压蒸汽并入3.5MPa蒸汽管网。
2. 分馏部分来自重油反应沉降器顶部的油气进入主分馏塔(T-201)的下部，塔上部装有15层浮阀塔盘，下部装有15层舌型塔盘，底部装有10层冷却洗涤用的人字型挡板。
油气自下而上经分馏后得到富气、粗汽油、轻柴油、回炼油及油浆。
为了使塔的负荷分布比较均匀，在塔的不同位置分别建立了四个循环回流系统。
主分馏塔出来的115℃左右的油气，一路与热媒水换热器（换201/8~15）换热，再经采暖水或循环水换201/3~6取热，和空冷却器（KL201/1~6）冷却（正常时停用）；一路与除盐水换热器（换201/1、2）换热。
两路合并后进入后部冷却器（冷201/1~4），将油气冷却到35~45℃后进入油、气、水分离器（容201罐）。
在热媒水换热器入出口设Dg800的旁，路由1#电动阀控制。
在空冷KL-201/1~6出口设有2#电动阀。
在热媒水换热器前、后大油气线上设有7处注水点。
容201未冷凝的富气进入气体压缩机（机301）压缩送入吸收稳定。