1、66 山东化工 SHAND0NG CHEMICAL INDUS IRY 2015年第44卷 中国催化裂化五十年发展(III) 刘英聚 (京派克(北京)石化技术有限公司，北京100011) 摘要：叙述了我国催化裂化50年来主要技术发展情况，包括分子筛提升管催化裂化、重油催化裂化、引进技术与消化吸收再创新、 催化裂化家族技术、世界级大型催化裂化装置技术开发与应用情况；叙述了各种工艺技术与典型装置的应用与改进情况，提供了 国内多种典型催化裂化装置两器结构图，详实记录了国内催化裂化领域勇于探索而艰辛的发展历程。 关键词：并列式；同轴式；单段再生；两段再生；烧焦罐；湍流床 中图分类号：TQ032 文献标
2、识码：A 文章编号：1008-021X(2015)15-006604 5 19902000一催化裂化家族技术 19902000年间，国内自主开发出一系列新工艺、新技 术，形成了催化裂化家族技术，催化裂化产品质量不断提高、 品种不断扩展。 51 DCCI及DCCII DCCI工艺是以蜡油为原料，在CRP一1催化剂及相应 操作条件下，用提升管加床层反应器最大量生产丙烯的催化 裂化工艺。在采用较低操作压力、注入蒸汽、适当空速及540 560操作条件下，丙烯产率达13一23。DCC技术首 先应用于沈阳石蜡厂3O万ta催化裂解装置(见图20)和安 庆炼油厂40万ta催化裂解装置，DCC工艺及装置曾多次出
3、 口至国外。 DCCII工艺是以重质油为原料，在CIP一1催化剂及较 缓和操作条件下，用提升管反应器多产丙烯和异构烯烃同时 兼顾生产汽油的催化裂化工艺。原料油特性因数126、反应 温度505情况下丙烯产率可达1252、汽油产率加98。 DCCII技术应用于荆门80万ta催化裂化装置。 52 FDFCC FDFCC是双功能(或称灵活多效)催化裂化工艺。在催 化裂化装置增设一台单独汽油提升管反应器，提高直馏汽油 辛烷值或催化裂化汽油降烯烃及增产丙烯。工艺特点：(1) 原料适应性强，馏分油或常压渣油或掺炼部分减压渣油，FCC 汽油或焦化汽油、热裂化汽油、直馏汽油、油田凝析油等。 (2)产品方案灵活、
4、操作弹性大，采用较低反应温度(400 50o)可进行汽油降烯烃，提高反应温度(500550C)可降 低汽油烯烃含量及多产丙烯。(3)催化剂适应能力强，采用 常规FCC催化剂就可以多产LPG及丙烯和汽油降烯烃。典 型汽油提升管操作条件：反应温度500630、剂油比25 30、反应时间23s；重油提升管操作条件：反应温度500 52o、剂油比57、反应时间一38。两根提升管共用1个沉 降器方案称为I型，典型120万ta FDFCCI装置见图21； 两根提升管反应器分别设置沉降器方案称为u型；两根提升 管反应器分别设置沉降器，汽油反应器低温高活性待生剂去 重油反应器预提升器方案称为I型 J，80万t
5、a FDFCC一 I装置见图22。由于汽油改质过程需要汽油的二次汽化和 冷凝，通常FDFCC装置能耗提高410个单位。 53 TSRFCC及TMP TSRFCC是两段提升管催化裂化工艺。在提升管中催化 剂活性下降到一定程度后及时将催化剂和反应油气分离开， 需要继续反应的中间物料(回炼油)在第二段提升管与新的 再生剂接触、继续反应，从而提高整个反应过程的催化剂活 性和选择性，提高转化率和改善产品分布。工程方案一采用 新鲜原料油与回炼油两根提升管串联方案，新鲜原料油提升 管上端设置气固分离设施，回炼油提升管下端供人新的再生 剂，工程难度大。工程方案二采用新鲜原料油与回炼油两根 提升管并联方案，新鲜
6、原料油提升管及回炼油提升管下部分 别供入再生剂，上端分别进入沉降器与快分连接，该方案工 程上容易实现，20022010年应用方案二改造及新建了辽 河、玉门、长庆、庆阳等6O一140万ta催化裂化装置，见图 23。新鲜原料油提升管长度1520 m、反应时间14一188、 反应温度510520C，剂油比57，控制反应深度70一 75，回炼比0405；回炼油提升管长度1520Ill、反应时 间142s、反应温度510530，剂油比57，完成剩余 25一30反应。工业装置实际运行表明TSRFCC(工程方 案-)，(I)可使装置液体产品收率提高12个百分点，尤其 是轻柴油收率和质量明显提高；(2)沉降器
7、结焦非常严重、严 重影响装置安全及长周期运行，其原因是反应油气中重组分 含量较高，在沉降器中停留时间过长导致沉降器严重结焦。 故在后续建设的项目中未再采用该工艺技术。 TMP是两段提升管多产丙烯及轻质油工艺，在原料油提 升管及回炼油提升管进料喷嘴下方设置C4一c6烯烃转化 段，采用专用TMP催化剂、反应温度580650、“极短反应 时间”内进行双分子耦合裂化反应生产丙烯，利用新鲜原料 油、回炼油进料“急冷”终止反应来实现。在大庆炼化12万 ta DEC装置进行了工业实验，达到了预期效果。2010年、 2013年该技术分别应用于潍坊弘润石化8O万ta TMP装 置、吉林化学工业公司炼油厂200万
8、ta TMP装置。 54辅助提升管改质降烯烃工艺 是催化裂化汽油降烯烃工艺。催化裂化装置增设一台 单独汽油改质提升管，采用较低的反应温度及适当的剂油 收稿日期：20150423 作者简介：刘英聚(1963一)，男，河北石家庄人，高级工程师，1983年大学毕业，曾在中石化、中石油直属设计院从事催化 裂化工艺设计与研究，现任京派克(北京)石化技术有限公司总经理，拥有国家专利8o件。 第15期 刘英聚：中国催化裂化五十年发展(I) 67 比，抑制初始裂化和缩合反应，促进FCC高烯烃汽油异构化、 氢转移、环化、芳构化等反应，从而达到降烯烃、维持或提高 汽油辛烷值的目的。(1)烯烃转化率可达60，RON
9、不损失 或略有提高。(2)汽油收率为85一95，总液体收率 985。(3)可与现有FCC装置有机结合。(4)改质提升管 可采用单独优化的工艺条件。(5)不耗氢、没有额外催化剂 损耗。典型汽油提升管操作条件：反应温度380450C、剂 油比273、提升管长度约31米。该技术应用于哈尔滨100 万ta催化裂化装置、石油二厂150万ta催化裂化装置等。 由于汽油改质过程需要汽油的二次汽化和冷凝，装置能耗上 升48个单位。 55 MIP及MIPCGP MIP是一种多产异构烃、降低汽油烯烃含量的催化裂化 工艺。将反应器分为两个反应区，第一反应区为管式反应 器，油气和催化剂接触后在较短反应时间、较高反应温
10、度、较 高剂油比条件下发生一次裂化反应，达到预期转化率后进入 第二反应区；第二反应区采用扩大设备直径、降低油气流速 形成快速床，增加催化剂密度、延长油气停留时间，同时循环 部分待生剂进入第二反应区，进行异构化、芳构化和氢转移 反应，从而使汽油中异构烃和芳烃含量增加、烯烃含量降低。 采用MIP技术后汽油烯烃含量可降低1O20个百分点，辛 烷值基本不降低。目前采用MIP工艺技术新建或改造的催 化裂化装置达90余套。典型140万ta同轴式MIP装置见 图24。 MIPCGP是在MIP基础上开发的多产丙烯工艺，采用 两个反应区、专用CGP催化剂及较高反应温度，在保持高汽 油产率、高辛烷值基础大幅度提高
11、液化石油气产率，焦炭和 干气无明显增加。典型数据：重质原料油残炭56。I 反温度525oC、II反温度510，干气3一4、LPC 22、汽 油42、轻柴油22、焦炭9。 图2O沈阳石蜡厂30万ta DCC装置 图21 120万ta FDFCCI装置 图22 8O万ta FDFCC一装置 图23 160万taTSRFCC装置 68 山东化工 SHAND0NG CHEMICAL INDUS tY 2015年第44卷 图24 140万ta同轴武MIP装置 6 19992010一世界级大型催化裂化装置开发设 计与建设 1999年11月镇海石化建成投产了国内第一套300万 a规模催化裂化装置，从此伴随着
12、国民经济快速发展拉开了 建设世界级大型催化裂化装置的序幕。在经历了30多年生 产实践，尤其是近20年多种两段再生装置实践之后，针对现 代世界级大型催化裂化装置的要求和目标选择合理的技术 方案。 61镇海、大连、金陵等280-350万ta催化裂化装置 采用了快速一湍流组合床再生技术方案，该技术经历了 多套工业装置检验并做了进一步改进。两器采用并列式结 构，反应器与再生器经再生斜管、待生斜管连接；提升管出口 采用粗旋并与顶旋软连接；烧焦罐(快速床)底部采用主风分 布板，顶部设置大孔分布板；湍流床(二密相)内设置再生剂 溢流淹流收料斗；设置外循环管及单动滑阀，设置2台大型 密相下流式外取热器；再生器
13、采用加助燃剂CO完全再生、操 作温度680710，全部富氧再生烟气从再生器顶部引出， 经烟气轮机至余热锅炉。主风及烟气流程简单、两器设备较 简单、操作也简便，可将再生剂含碳量降到01以下满足常 规重油催化裂化要求。镇海300万ta催化裂化装置见图 25，大连350万ta重油催化裂化装置见图26。 62兰州、青岛、海南、宁夏、泉州等260350万t， a重油催化裂化装置 采用了重叠式两器逆流再生技术方案，该技术也经历了 数十套工业装置的检验并做了改进。一再湍流床在上方、 690710C贫氧再生，二再鼓泡床在下方、69o一710富氧 再生；设置大型下流式外取热器；两器差压003004MPa， 用一
14、台主风机给两个再生器供风(其中经增压机给二再供 风)。一再设置主风分布管及两级高效旋风分离器；二再下 部设置树枝状主风分布管、顶部设有大孔分布板；二再富氧 烟气通过顶部大孔分布板进入一再下部再烧焦利用。一路 再生烟气经烟机、CO锅炉回收烟气余热。烟气流程简单、两 器设备相对较简单，可将再生剂含碳量降到01以下，尤其 适用于加工V含量高的劣质渣油。 63呼和浩特280万taMIP装置 采用了MIP反应及快速床高效再生技术。(1)反应部 分，采用MIP两段反应器及待生剂循环管，提升管出口采用 粗旋并与顶旋软连接，采用了冷热再生剂混合调节再生剂温 度、调节剂油比技术。(2)再生部分，采用快速床(烧焦
15、罐) 高效再生方案，通过增加烧焦罐高度、设置催化剂(包括待生 剂、循环催化剂及外取热器低温催化剂)分配器等改进措施 提高烧焦罐烧焦能力、降低再生剂含碳，以满足重油催化裂 化要求。(3)按照最新理念规划装置用能，采用低压降再生 系统及填料型分馏最大限度降低系统压降，降低主风机、气 压机动力消耗；低温热最大限度工艺利用，装置设计能耗 396kgEOt。见图27。 64未来大型催化裂化装置预想 未来大型催化裂化装置的要求和目标是：(1)满足重质 油裂化工艺要求，工程方面具体内容是再生温度700C条件 下再生剂含碳量降到01以下，催化剂活性6065，剂油 比67；(2)流程、设备简单，可操作性好、操作
16、弹性大；(3) 能耗低(没有明显不利于节能的因素)、设备投资低；(4)没 有容易损坏部件、结焦倾向低，可长周期运行。以上述要求 和目标衡量目前的大型催化裂化装置仍有改进的余地。如 镇海等300万ta催化裂化装置主风分布板有损坏现象、沉 降器有结焦现象，直径810 m的大孔分布板是一个薄弱环 节，操作波动时催化剂泄漏及高温形变造成的影响令人担 忧。前2项问题可通过技术更新解决，大孔分布板是该方案 本身结构决定的。流态化本身就是复杂过程，在技术方案与 制定时应避免进一步复杂化，30年来几十套两段再生催化裂 化装置工业实践已经证明，反再技术、设备与流程复杂的装 置操作难度大、装置故障率高、能耗高、指
17、标优化率低、运行 周期短，与预期效果相差较远。260350万ta重叠式重油 催化裂化装置采用了两段逆流再生，毫无疑问两段再生设 备、流程及操作都比单段再生复杂，关键是单段再生能否满 足建设项目原料油裂化要求，若能满足应首先选择单段再生 技术。 未来大型催化裂化装置预想，技术方案思路：抛开现成 的装置图纸及赶进度因素，按正常的项目程序首先根据大型 催化裂化装置的要求和目标选择关键技术，将现有的先进技 术从简单到复杂依次与大项目要求的具体内容逐项对比，满 足要求的简单适用技术首先采用。按上述原则预想的未来 大型催化裂化装置如下：(1)两器采用高低并列式结构。 (2)再生器采用湍流床单段逆流加助燃剂
18、CO完全再生，设 置待生剂输送管、中心提升管及待生剂分配器，湍流床内设 置34层格栅、下部设置新型主风分布器，设置34台下 流式外取热器，低温催化剂返回设置分配器；采用上述设计 再生温度680710再生剂含碳量可降到01以下。(3) 反应器：提升管出口采用新型旋流式快分并与顶旋全密闭连 接，采用高效汽提段及预提升器。该方案及装置完全满足常 规重油催化裂化要求，两器设备、流程简单可操作性好、操作 第15期 刘英聚：中国催化裂化五十年发展(1) 69 弹性大，能耗低、设备投资低，没有容易损坏的部件、沉降器 结焦倾向低可长周期运行。未来大型催化裂化装置见图28。 图25 镇海300万ta催化裂化装置
19、 图26 大连350万ta重油催化裂化装置 图27 呼和浩特280万ta MIP装置 7未来一进一步技术提升、实现石化科学技术复兴 梦想 回顾催化裂化5O年发展历程，大体上可分为3个时期， 第1个时期1965(或196o)一1980为开创期，催化裂化领域勇 于开拓与实践实现了从无到有的飞跃。第2个时期1980 2010为研究改进期，催化裂化领域深入研究与不断改进使中 国的催化裂化技术处于世界前列。第3个时期2010一未来为 超越期，在渡过成熟期达到前列基础上进一步创新，我国催化 裂化无论是装备还是技术方面将得到进一步提升达到世界领 先水平。现在中国的催化裂化技术仍在快速发展，具有中国 特色的高
20、效能催化裂化、无沉降器催化裂化、毫秒催化裂化也 正在研究之中。长寿命外取热器、高效旋风分离器、高效免维 护余热回收、清洁型沉降器等多项先进技术正在开发之中，可 图28 未来大型催化裂化装置(预想) 以预见未来10年还会有多项新技术、新装备开发成功，催化 裂化装置将进一步技术大升级，那时中国将有更多的技术领 先世界，将成为名副其实的催化裂化强国，那时催化裂化将为 国家做出更大贡献，也将为世界做出更大贡献。回顾过去展 望未来使我们充满信心，让我们以此共勉。 参考文献 1刘英聚，张韩催化裂化装置操作指南M北京：中 国石化出版社，1997 2朱华兴炼油技术与工程(催化裂化专辑20062010) M北京：中国石化出版社，2011 (本文文献格式：刘英聚中国催化裂化五十年发展(I) J山东化工。2015。44【15)：6669)
