重油催化裂化装置主要工艺流程说明
石油化工催化裂化装置工艺流程图
炼油生产安全技术-催化裂化的装置简介类型及工艺流程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¾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：㈠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℃～68 0℃)。
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。
催化裂化工艺流程
催化裂化工艺流程
催化裂化是一种重要的石油加工工艺，广泛应用于炼油厂中。
该工艺通过使用催化剂来降低石油馏分的沸点，从而将重质油转化为轻质石油产品，例如汽油和液化石油气。
下面是一个简要的催化裂化工艺流程的描述。
首先，原料石油会经过预处理装置的处理，去除其中的杂质和硫化物等。
然后，经过加热装置对石油进行加热至适宜的反应温度，通常在480℃到540℃之间。
接下来，加热后的石油会进入裂化装置。
裂化装置通常由裂化炉和分馏塔组成。
在裂化炉中，石油会与催化剂接触反应，催化剂可以是一种活性酸或酸式酸催化剂，其主要成分通常是硅酸铝。
在裂化反应过程中，重质分子会被断裂成较轻的分子，形成较多的石油气和汽油。
随后，裂化产物会进入分馏塔进行分馏。
在分馏塔中，石油通过不同的温度区间进行分离。
由于不同馏分的沸点不同，它们会在不同高度的分馏柱中分离出来。
较重的产品，例如重油和渣油，会较低地冷凝并收集。
而较轻的产品，例如液化石油气和汽油，则会升至较高位置冷凝后收集。
最后，冷凝后的液态产品会经过进一步的处理，例如脱硫、氢气处理等，以提高产品的质量和纯度。
处理后的产品可以直接用作燃料，也可以作为生产化工产品的原料。
总结起来，催化裂化工艺是一种将重质石油转化为轻质石油产
品的重要工艺。
通过预处理、加热、裂化和分馏等步骤，石油馏分可以被高温下的催化剂断裂成较轻的分子，形成更多的石油气和汽油。
这种工艺为石油加工厂提供了一种有效的途径，可以生产出更多的高附加值产品，同时也减少了对环境的影响。
催化裂化装置工艺流程及设备简图
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、产品分憎等三部分组成〜其工艺流程见下图〜主要设备有:反应器、再生器、分憎塔等。
©3-2曜傑林飓言工艺爲程图1、反应器，乂称沉降器，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,进入分憎塔。
2、油气进入分憎塔是处于过热状态，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，分憎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0200, 300C,通过三通阀，自上层挡板打回分憎塔。
挡板以上为分镭段,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,渣油从分镭塔底直接抽出。
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桂类,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、山分镭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，塔底吸收油压回分憎塔。
140万吨重油催化裂化装置操作规程
目录第一章装置概况 (1)第一节装置简介 (1)第二节物料平衡及催化剂 (4)第三节主要工艺流程说明 (6)第四节主要设计条件及工艺计算汇总 (21)第五节消耗指标及能耗 (34)第六节装置设备规格表 (42)第七节机械规格表 (50)第八节安全阀规格表 (62)第九节装置仪表规格表 (63)第十节反再部分设备仪表管嘴明细表 (81)第十一节限流孔板表 (86)第十二节装置开工以来大的动改项目汇总 (88)第二章岗位操作法 (89)第一节反应――再生单元操作法 (89)第二节 CO焚烧炉-余热锅炉单元操作法 (131)第三节机组单元操作法 (169)第一部分三机组单元操作法 (169)第二部分备用风机操作法 (193)第三部分增压风机操作法 (202)第四部分气压机单元操作法 (209)第四节分馏单元操作法 (233)第五节吸收－稳定单元操作法 (253)第六节汽油脱臭单元操作法 (273)第七节脱硫单元操作法 (278)第八节特殊设备操作法 (291)第九节装置开停工步骤 (300)第十节装置生产运行大事记 (301)第三章装置安全常识 (307)第一节基本概念 (307)第二节基本常识 (310)第三节基本技能 (315)第四节有关规定、规章制度、标准 (317)第一章装置概况第一节装置简介一. 装置设计依据及规模中国石油化工股份有限公司济南分公司为原油一次加工能力500万吨/年的大型燃料-润滑-化工型石油加工企业。
鉴于分公司原油加工量逐年递增的实际情况，原有二次加工能力已不能满足生产发展的需要，增上本套140万吨/年重油催化裂化装置，对提高济南分公司原油加工深度及为下游化工装置提供原料将发挥重要作用。
本装置催化裂化部分由中国石化北京设计院设计，设计规模为140万吨/年，产品精制部分由济炼设计室设计，设计规模为干气10万吨/年、液化气20万吨/年、汽油70万吨/年，由中石化第二、第十建安公司建设安装。
催化裂化工艺流程
催化裂化工艺流程催化裂化工艺流程是一种将重质石油分子裂解为较轻质产品的炼油工艺。
它主要通过在高温和高压环境下，加入催化剂催化作用以降低石油原料的分子量，从而得到更多的汽油和石脑油等较轻质产品。
下面将详细介绍催化裂化工艺的流程。
催化裂化工艺流程一般分为进料、预处理、裂化、分离和催化剂再生等几个步骤。
首先是进料过程。
石油作为原料进入装置后，首先要通过减压闪蒸，将大部分脱硫脱沥青剂蒸发掉，减少催化剂的构备和阻塞。
接下来是预处理过程。
原料经过减压闪蒸后，进入预处理装置。
预处理主要是通过加热和混合来改变原料的物理性质，提高其在催化剂床上的分散性和渗透性，以增加催化剂的接触效果。
然后是裂化过程。
经过预处理后的原料进入裂化装置，装置内部有一定数目的催化剂床。
在高温（约400至600摄氏度）和高压（10至30兆帕）的环境下，原料与催化剂发生接触和反应，其中的长链烃分子被裂解成较短链的烃分子，生成较轻质的汽油、石脑油等产品。
接下来是分离过程。
裂化产物经过冷却后进入分离塔，根据烃分子的沸点不同，采用分馏的方法将产品进行分离。
这样可以得到汽油、石脑油、液化气等不同产品。
而裂解后生成的气体在塔顶被收集并冷凝回收，而液体则通过不同的出口流出。
最后是催化剂再生过程。
随着催化剂的使用，其活性会逐渐降低。
因此，需要对催化剂进行再生。
催化剂再生的方法有多种，常用的方法包括烧结再生和煅烧再生。
再生后的催化剂可以继续使用。
催化裂化工艺流程是一种高效、可靠的炼油工艺，能够将重质石油分子裂解成较轻质的产品，提高汽油和石脑油等产量。
然而，催化裂化工艺也存在一些挑战，例如对催化剂的选择和再生过程的控制等。
因此，在实际生产中，需要不断优化和改进工艺流程，以提高产量和质量，降低能耗和环境污染。
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。
催化裂化工艺流程简述
催化裂化工艺流程简述催化裂化工艺是炼油工业中最重要的生产工艺之一，其主要目的是将原油分解成较小的石油产品，如汽油、柴油和石蜡等。
下面将详细介绍催化裂化工艺的流程。
首先，原油在经过预热后进入预分离器。
预分离器的作用是将原油分离成气态、液态和固态组分。
气态组分主要是轻质油气，液态组分是重油和油脂，而固态组分主要是沥青和杂质。
然后，气态组分进入催化裂化器，该装置包含了催化剂床。
催化剂是由稀土和金属组成的固体颗粒，其具有促进油品分解反应的催化作用。
气态组分在催化剂床上通过催化剂时，原油中的长链烃分子会被分解成较短的分子链。
这个过程是通过裂解反应实现的，主要是通过热裂解和催化裂解两种方式。
催化裂化的裂解反应需要一定的温度和压力条件。
通常，裂化温度在480至540摄氏度之间，压力大约在1.5至3.5兆帕之间。
此外，还需要适量的氢气作为反应介质，以提高催化裂化过程的效果。
在裂解过程中，长链烃分子被分解为较短的分子链，并产生了大量的烃气。
这些烃气通过催化裂化反应器床顶部的气体出口进入分离器，以将轻质油气和重质油气进行分离。
分离后的轻质油气进一步冷凝成液体石油产品，如汽油和柴油。
而重质油气则返回到催化裂化器进行进一步的分解。
最后，经过一系列分离、冷凝和脱硫处理的液体石油产品被收集和储存。
而废气中的硫化氢、氯化氢等有害气体会进行处理，以保护环境。
总的来说，催化裂化工艺是一种高效且经济的原油加工工艺，可以将原油转化为各种石油产品。
其具有重要的意义，可以满足社会对汽油、柴油等石油产品的需求。
通过合理控制工艺参数，优化催化剂的选择和管理，可以进一步提高催化裂化工艺的效果，实现更高的产量和更好的产品质量。
因此，催化裂化工艺在炼油工业中具有重要的应用价值。
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。
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。
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。
催化裂化装置工艺流程
催化裂化装置工艺流程
《催化裂化装置工艺流程》
催化裂化装置是石油化工行业中常见的一种重要装置，主要用于将重质石油原料加工成轻质高值产品，如汽油、柴油和航空燃料。
在催化裂化装置中，石油原料通过加热和催化剂的作用，发生分子内部的饱和碳链裂解，生成较轻的烃类产品，并产生丰富的芳烃和液化石油气。
催化裂化装置的工艺流程通常包括以下几个主要步骤：
1. 原料加热：首先，将经过预处理的重质石油原料送入加热炉中进行加热，使其达到裂化反应的最佳温度。
2. 催化裂化：加热后的石油原料进入裂化反应器，与催化剂接触，发生裂化反应。
在裂化过程中，重质烃分子会发生碳链裂解，生成较轻的烃类产品，包括汽油、柴油和液化石油气。
3. 分离和净化：裂化反应产物进入分馏塔，通过精馏、冷却和净化等步骤，将不同碳数的烃类产品进行分离，以得到所需的轻质产品。
4. 再生催化剂：随着反应的进行，催化剂会逐渐失活，需要通过再生来恢复其活性。
再生催化剂的过程包括焙烧和再活化，以保持催化剂的活性和稳定性。
以上便是催化裂化装置的基本工艺流程。
该装置能够将重质石
油原料转化为高附加值的轻质产品，对于提高石油炼制的产出和质量具有重要意义。
同时，催化裂化装置的工艺流程也在不断优化和改进，以适应不断变化的市场需求和环保要求。
催化裂化操作规程(2)
寿光市鲁清防水建材XX重油催化裂化装置操作规程第一章装置生产任务和概况我公司重油催化裂化装置是重质油加工的主要装置，以混合蜡油掺炼部分常压渣油为原料，使用分子筛催化剂，生产高辛烷值汽油、轻柴油和液化气等。
工程设计采用国内开发的先进可靠的工艺技术，成熟可靠的新设备、新材料等，装置技术先进，经济合理。
采用集散控制系统（DCS），提高自动控制水平。
设备及仪表立足国内，尽量采用“清洁工艺”减少环境污染，严格遵循环保、安全卫生等有关规定，确保装置安全生产。
充分吸收国内生产装置长期实践积累的有利于长周期运转，降低能耗以及简化操作等方面经验，确保装置投产后高水平，安、稳、长、满、优生产。
1 装置概况装置为新建催化裂化装置。
设计公称能力为50×104T/a，实际可达60×104T/a，LPG收率为12～22%(w)。
装置物料平衡按年开工时数8000小时计算。
设计采用的原料油为胜利蜡油、海洋油、辽河油、XX油等，并掺炼20%常渣。
生产方案采用多产液化石油气（尤其是丙烯）和高辛烷值汽油或汽油降烯烃的MIP 工艺，也可根据实际情况调整操作。
采用RAG系列、COR系列催化剂为主，同时采用金属钝化剂、CO助燃剂、油浆阻垢剂、高效脱硫剂、中和缓蚀剂等。
本装置包括反应—再生部分、分馏部分、吸收稳定部分、离心式主风机部分、余热锅炉及产汽部分、气压机部分、产品精制部分、酸性水汽提部分。
本装置为重油催化裂化装置，根据重油的催化裂化特点，装置的原料性质及产品方案等因素，选择合适的重油催化裂化的催化剂和相应的工艺技术。
以常压渣油为原料，在较高的反应温度、较深的反应深度、较低的油气分压、较高的剂油比，并在添加了择型分子筛的专用催化剂的作用下进行催化裂解反应，生产较多的丙烯及高辛烷值汽油。
目的产品产率高：该工艺技术的高价值产品：汽油、液化石油气、三碳烯烃、四碳烯烃产率高。
产品质量好：该工艺在多产液化石油气和汽油的情况下，液化气富含烯烃且汽油质量好。
催化裂化工艺流程及主要设备介绍
催化裂化工艺流程及主要设备介绍概述催化裂化技术是石油炼制行业中常用的重要工艺之一。
它通过在一定温度、压力和催化剂的存在下，将较重质烃类分解成较轻的烃类产品。
催化裂化工艺流程主要包括预热、转化和分离三个阶段。
本文将详细介绍催化裂化的工艺流程以及其中涉及的主要设备。
预热阶段在催化裂化工艺中，预热阶段是非常重要的。
其目的是通过加热来提高进料温度，使其达到催化裂化反应所需的温度。
预热过程通常采用加热器来完成，加热器的主要作用是将进料从环境温度加热到催化裂化反应所需的高温。
在预热器中，进料与燃料之间可以进行热交换，以使进料迅速升温。
预热器通常采用管壳式结构，进料通过管道进入加热器的管子中，而燃料则通过外壳中的管道进入，从而实现热交换。
转化阶段在转化阶段中，催化裂化反应发生。
这个阶段是整个催化裂化工艺的核心部分。
催化裂化反应发生在催化裂化装置中的催化剂床上。
在催化裂化装置中，催化剂通常以颗粒状存在。
进料物质由催化剂床上方进入，并通过催化剂床时，与催化剂发生反应。
在催化裂化反应过程中，较重的烃类分解成较轻的烃类，同时还会生成一些副产物，如氢气和炭黑。
催化剂床的结构对反应的效果有很大影响，通常采用多层催化剂床来提高反应效率。
分离阶段分离阶段的目的是将裂化产物中的各种组分进行分离，得到所需的产品。
分离阶段主要通过蒸馏塔来实现。
在蒸馏塔中，裂化产物被加热，产生蒸汽，然后通过不同位置的分离装置进行分离。
轻质组分会在较低位置蒸发，而较重的组分则会在较高位置凝结。
通过逐层分离，可以得到所需的产品。
主要设备介绍1.加热器：加热器用于将进料加热到催化裂化反应所需的温度。
常见的加热器有管壳式结构和卧式结构。
2.催化剂床：催化剂床是催化裂化装置中催化剂的载体。
催化剂床通常采用多层结构，以提高反应效果。
3.蒸馏塔：蒸馏塔用于将裂化产物中的各种组分进行分离。
蒸馏塔通常采用逐层分离的方式，可以得到所需的产品。
4.分离装置：分离装置用于将蒸馏产物进行不同位置的分离，以得到所需的产品。
催化裂化装置工艺流程
催化裂化装置工艺流程催化裂化装置是炼油厂中常见的重要装置之一，催化裂化工艺是将较重的石油馏分通过催化剂的作用迅速分解为较轻的石油产品的过程。
催化裂化装置的工艺流程可分为以下几个步骤。
首先，原料进料系统。
重质石油馏分经过脱碳剂的预处理后进入催化裂化装置的反应器，同时催化剂也会进入反应器中。
然后，反应区。
反应区是催化裂化装置中最核心的部分。
在高温高压的环境下，催化剂会与原料发生反应，将较重的分子分解为较轻的石油产品。
这个过程中会产生大量的裂解气体，其中包括乙烯、丙烯、丁烯等。
接下来是裂解气体分离。
经过反应的裂解气体会被送入分离塔中，经过一系列的分馏和分离操作，将其中的乙烯、丙烯等化学品分离出来。
然后是催化剂再生。
在反应过程中，催化剂会逐渐失去活性，需要进行再生。
再生过程是将失活的催化剂送入再生器中，在高温高压的条件下，通过氧化剂的作用来去除其中的积炭物质，使催化剂恢复活性。
最后是产品分离。
再生后的催化剂会重新进入反应器中参与下一轮的反应。
而经过裂解和分离的产品则会进入到石油产品分离装置中进行后续的分离和精制，得到汽油、柴油、液化石油气等多种石油产品。
整个催化裂化装置的工艺流程需要严格控制各个环节的工艺参数，以确保裂化气体的质量和产品的纯度。
同时，催化剂的性能和使用寿命也是需要重点关注的问题，原料的质量和稳定性也会直接影响到整个工艺的效果。
催化裂化装置的工艺流程通过高效的催化剂和合理的工艺操作来实现重质石油馏分的转化，不仅提高了石油资源的利用率，还为石油产品提供了丰富的选择。
然而，由于催化裂化装置操作条件的复杂性和催化剂的高成本，装置的优化和经济性也是需要进一步研究和探索的方向。
催化裂化工艺流程及主要设备通用课件
催化剂在使用过程中会逐渐失去 活性，需要经过再生处理恢复活 性，同时烧去积碳，延长催化剂 使用寿命。
产品处理与分离
产品处理
裂化产物经过一系列的分离和加工处 理，得到不同规格的气体、汽油、柴 油等产品。
分离过程
包括粗汽油分离、轻柴油分离、重柴 油分离、气体分离等，以得到高纯度 、高质量的产品。
沉降器的操作和维护对于保持工艺的稳定性和产品的 质量至关重要。
分馏塔
分馏塔是用于对催化裂化工艺产生的油气产品进行分离和提纯的设备。
分馏塔内部通常装有塔板、加热器和冷凝器等设备，油气产品在分馏塔内经过多次加热和冷 凝，根据不同组分的沸点差异实现分离和提纯。
分馏塔的操作和维护对于保证产品的质量和产量至关重要。
。
沉降器
沉降器内部通常装有过滤网和集油箱等设备，油气产 品经过过滤网去除催化剂颗粒后进入集油箱，再通过 管道输送到分馏塔进行进一步处理。
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余热回收系统
余热回收
催化裂化过程中会产生大量的余热，余热回收系统将这些余热回收并利用，提 高能源利用效率。
回收方式
包括余热锅炉回收、蒸汽轮机回收等，将余热转化为有用的热能或电能。
03
主要设备介绍
反应器
反应器是催化裂化工艺中的核心设备，用于实现原料油在催化剂的作用 下的裂化反应。
反应器通常采用管式反应器或流化床反应器，其中管式反应器由许多垂 直的管束组成，原料油在管内经过催化剂裂化；流化床反应器则是催化
全阀等，以防止事故发生。
人员安全
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。
催化裂化工艺流程
催化裂化工艺流程
《催化裂化工艺流程》
催化裂化是一种重要的炼油工艺，用于将重质石油馏分转化为高附加值的轻质产品，如汽油和柴油。
该工艺涉及物理和化学过程，需要严格控制各个步骤，以确保产品质量和安全生产。
催化裂化工艺流程主要包括原料预处理、催化裂化反应、分离和产品处理几个基本步骤。
首先是原料预处理，即对重质油品进行脱硫、脱氮、脱氢等处理，以保证后续催化裂化反应的顺利进行。
然后是催化裂化反应，将经过预处理的重质油品在催化剂的作用下进行裂化，产生轻质烃类产品。
分离环节将反应产物进行分离，得到所需的轻质产品。
最后是产品处理，通过脱硫、脱酸、脱氮等工艺对产品进行精制，以满足市场需求和环保要求。
在整个工艺流程中，催化剂的选择和运行条件的控制是非常关键的。
催化剂的种类和性能直接影响到反应的效率和产品质量，而运行条件的控制则涉及温度、压力、气体流速等参数的稳定和调节，以确保反应的稳定性和安全性。
而在实际操作中，催化裂化工艺还需要考虑能源消耗、环境保护、安全生产等方面的综合问题。
为了提高能源利用率和减少环境污染，工艺技术不断更新和改进，如引入先进的冷凝和蒸汽回收技术，采用高效的催化剂和反应器设计等，以降低生产成本并减少对环境的影响。
总而言之，催化裂化工艺流程是一个复杂而重要的炼油工艺，需要各个环节的精心设计和严格控制，以确保安全高效地生产出优质的轻质产品。
随着科技的不断发展和创新，相信催化裂化工艺将会不断完善，给石油化工产业带来更大的益处。
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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。
2.再生部分第一再生器在比较缓和的条件下进行部分燃烧，操作压力为0.15～0.25MPa(表)，温度660～690℃，在床层中烧掉焦炭中绝大部分氢和部分碳。
由于有水蒸汽存在，一再温度要控制低一些，以减轻催化剂的水热失活。
烧焦用风分别由一再主风及过剩氧较高的二再烟气提供。
从一再出来的半再生催化剂通过半再生滑阀进入二再下部，并均匀分布。
二再压力在0.27MPa(表)，720～760℃温度下操作，催化剂上剩余碳用过量的氧全部生成CO2。
由于一再烧掉绝大部分氢，从而有效降低了二再水蒸汽分压，使二再可在较高的温度下操作。
二再烟气由顶部进入一再，热再生催化剂从二再流出，通过再生滑阀进入提升管底部，实现催化剂的循环。
3.外取热部分为维持两器热平衡，增加操作灵活性，在一再旁设置可调热量的外取热器。
由一再床层引出的高温催化剂(660～690℃)流入外取热器(C-104)经取热列管自上向下流动，取热管浸没于流化床内，管内走水。
取热器底部通入流化风，以维持良好流化状态，实现流化床催化剂对直立浸没管的良好传热。
经换热后的催化剂温降150℃左右，通过外取热下滑阀流入二再底部。
外取热器用的除氧水自余热炉来，进入汽包(D－118)，与外取热器换热出来的汽水混合物混合传热并进行汽液分离后产生3.9MPa(绝)饱合蒸汽送至余热锅炉进行过热。
汽包里的饱和水由循环水泵(P－103/l-3)抽出，采取强制循环方式进入外取热器取热管束。
4.主风部分一、二再烧焦用主风由主风机(K—101)供给。
主风机出口分出一路主风经增压机(K-103/1.2)升压0.1MPa后作为外取热器流化风，实际生产运行中，作为一项重要节能措施，开工至今未开增压机，外取热器流化风由主风机出口主风经增压机出入口跨线提供，通过控制适宜的外取热器藏量以保证流化风的正常进入。
二. 机组系统1.三机组部分来自再生器具有一定压力的高温烟气首先进入一台多管式三级旋风分离器，分出其中大部分细粉催化剂，使进入烟气轮机的烟气中催化剂含量<0.2g/Nm3 、>10μm颗粒基本除去，以保证烟气轮机叶片长周期运转。
烟气从三旋出来分两路：一路经事故切断闸阀和调节蝶阀轴向进入烟气轮机膨胀作功，驱动主风机回收烟气中的压力能及热能。
做功后的烟气压力从0.22MPa(表)降至0.005MPa(表)，温度由620℃降至500℃，经水封罐(D-115/1)和另一旁路经双动滑阀调节放空的烟气汇合后进入CO焚烧炉——余热锅炉回收烟气中的化学能和热能，发生3.9MPa(绝)、410℃的过热蒸汽，烟气经CO焚烧炉——余热锅炉后的温度降至200℃后排入烟囱。
为了维持三旋系统的压力平衡，约3～5％的烟气夹带着三旋回收下来的催化剂细粉从细粉收集罐顶经临界流速喷嘴排入烟囱。
此喷嘴在烟气接近临界流速并含有一定量催化剂细粉的条件下使用，其喷嘴采取了耐磨措施。
2.气压机组部分由分馏塔顶油气分离器(D－201)来的富气，压力0.17～0.25MPa(a)，流量650～700Nm3/Min、温度45℃，经气压机入口Dg700的事故切断阀蝶阀进入一段压缩，压缩至0.34～0.557MPa(绝)，进入级间冷却器(E-301)。
为防止在冷却器中形成氨盐结晶和除去部分H2S等有害物质，在压缩富气进入冷却器前注入洗涤用净化水，流量约8000kg/h。
气体经冷却器冷至40℃进入级间分液罐(D-305)进行气液分离。
气相进入气压机进行二段压缩，至 1.08～1.8MPa(a)，然后经Dg350事故切断闸阀去吸收稳定部分。
D-305中凝液由凝液泵(P-310/1-3)打入吸收稳定凝缩油罐（D-301）或自压至分馏单元粗汽油罐（D-201），含硫污水则自压至含硫污水罐(D-207)。
蒸汽透平用 3.3～3.5MPa(a)、400～410℃过热蒸汽驱动，直接变为凝结水，用凝结水泵(P-311/1.2)打至软化水罐(D-208)或进入锅炉除氧器。
为防止气压机飞动，在气压机一、二段均设有防喘振控制器，并共用一个防喘振调节阀。
该系统的防喘振控制线是根据气压机流量及进出口温度、压力、气压机转速等六个参数经计算确定的。
它能在操作点达到防喘振控制点时迅速打开防喘振调节阀，防止喘振的发生。
在正常操作时，防喘振控阀关闭。
装置反应沉降器顶压力通过气压机入口前压力间接控制，机入口压力通过调速器调节汽轮机转速来改变富气流率，从而实现反应压力恒定的目的。
考虑到紧急状态下控制反应压力，设有富气放火炬系统，由Dg600和Dg400的大、小放火炬蝶阀各一个。
三. 锅炉系统本装置设置了两台CO焚烧炉－余热锅炉，型号为CG－BQ84/506－68－3.82/420，此锅炉产汽量为68t/h，蒸汽压力为3.82MPa，温度为420℃。
燃用三种燃料，一是燃烧催化再生烟气中的一氧化碳，使排放出的烟气能满足环保要求；二是燃烧分公司高压瓦斯(燃料气)；三是本装置油浆作为补充燃料，在高压瓦斯系统压力较低时投用。
设计每台燃烧式CO焚烧炉-余热锅炉自身产饱和汽约46t/h，而装置外取热器产饱和汽及油浆蒸汽发生器产饱和汽共约44t/h，分二路进锅炉过热，过热后的每一台炉发生的蒸汽约68t/h，绝大部分送出装置供全厂使用。
由于装置掺炼外油和掺渣比的提高，锅炉过热能力不足和省煤器低温腐蚀等方面的问题日趋严重。
在2001年装置大检修中对两台锅炉进行了扩能防腐改造，采用了水热媒新技术，锅炉效率得到极大提高。
改造项目包括：拆除原错列式布置的光管省煤器；将原有的省煤器系统按烟气流向分为三部分，即低低温过热器、两组省煤器（高温段、低温段）和烟气换热器（高温段、低温段），以上各部分均采用高效翅片管；在每台锅炉的烟气尾段增上25组固定旋转式蒸汽吹灰器以加强吹灰；引入150℃左右的低温除氧水作为水热媒介质，与锅炉各部分进行换热；锅炉给水泵出口增设两台给水换热器，热媒水分别与锅炉上水、外取热器和油浆蒸汽发生器上水进行换热；锅炉鼓风机出口风道增设空气预热器，利用热媒水对空气进行加热，以提高风温，保证燃烧的稳定性并节约燃料。
外来饱和汽先进入低低温过热器，被加热到300℃后再进入到锅炉的原有低、高温过热器，同时烟气温度由476℃降至426℃；锅炉上水（150℃）进入省煤器，被加热后进入上汽包，同时烟气由426℃降至285℃；热媒水进入烟气换热器升至190℃后进入热媒水换热器、空气预热器，同时烟气温度由285℃降至209℃进入烟囱排入大气。
四、分馏系统分馏塔(C－201)共32层塔盘，塔底部装有10层人字挡板。
来自沉降器的反应过热油气进入分馏塔人字挡板底部，与顶部人字挡板返回的245～260℃循环油浆逆流接触，油气自下而上被冷却洗涤。
油气经分馏后得到裂解气，粗汽油，轻柴油，回炼油和油浆。
为了提供足够的内回流使塔的负荷分布均匀，分馏塔设四个中段循环回流。
1.分馏塔顶油气流程分馏塔顶压力为0.2～0.25MPa(绝)，温度95～120℃油气自分馏塔顶馏出，送至E－203/l～5，与热煤水换热到80℃，然后进入空气冷却器(EC－201/1～14)冷却至60℃，再进入分馏塔顶后冷器(E－209/l～5)冷至40℃后进入油气分离器(D－201)分离。
从D－201分离出的富气进入气体压缩机，粗汽油分两路：一路用泵(P－203/1.2)加压后送至吸收稳定部分的吸收塔顶作为吸收剂；另一路用P-203/3加压后又分为两路，一路打至分馏塔顶作冷回流，另一路进入提升管作中止剂。
分出的污水外送至污水汽提装置进行处理。
2.轻柴油流程轻柴油由C-201第2l层板自流进入轻柴油汽提塔(C-202)，用1.0MPa蒸汽汽提后，由泵(P-206/1.2)抽出，先经E-206/5.6与E-203/1～5来热煤水换热后，再与E-206/1.2与除盐水换热，之后再经E-206/3.4与循环水换热至约50℃后，作为产品送出装置。
贫吸收油从C-201第2l层或从顶循泵入口跨线用顶循环油作吸收剂由贫吸收油泵(P-207/1.2)抽出，首先进入换热器(E-204/1.2)，与富吸收油换热，然后进贫吸收油冷却器(E-2l0/1.2)，冷却至40℃后作为再吸收剂送到再吸收塔塔顶。
富吸收油与贫吸收油经E-204/1.2换热后返回分馏塔第23层塔盘或跨入顶循返塔线。
3.顶循环回流流程顶循环油由P-204/1.2从分馏塔第29层抽出，温度为110～140℃，首先进E-202/1.2与E-203/1～5来热煤水换热后，再进入E-205/1.2与除盐水换热，温度降至90℃左右，再进E-205/3，或经8TIC-202热旁路返回分馏塔第32层塔盘。
4.一中段循环回流流程一中油由P-205/1.2从分馏塔第18层塔盘抽出，温度为263℃左右，先作为脱吸塔底重沸器(E-303)热源，温度降至197℃左右，然后进E-212/1.2与原料油换热温度降至约160℃，返回分馏塔第20层塔盘。