1、二 流化催化裂化装置基础知识,（三） 流化原理及基本知识,流态化及流化床,固体颗粒悬浮于运动着的流体之中称为固体的流态化，使固体小颗粒群在流体的作用下，能像流体一样流动。 工业上的固体流化是在容器内进行的，通常把容器和在其中呈流化状态的固体颗粒合在一起称为流化床。 流化催化裂化的反应、再生的操作状况，催化剂在再生器和沉降器间的循环输送及催化剂损失等，都与流化状态有密切关系。 形成流化床条件 流化床的形成需具备以下三个条件：A、要有一个容器，如催化裂化装置中反应器、再生器等，并设置有使流体分布良好的分布器，以支撑床层并使流化良好。B、容器中要有足够数量的固体颗粒，颗粒大小、相对密度、耐磨性能等应
2、能满足要求。如催化裂化装置中所使用的催化剂颗粒，C、要有流化介质和一定的流动速度，就是使固体颗粒流化起来的介质。,固定床、流化床、输送床的形成过程,固定床、流化床、输送床的形成过程,当流体通过装有一定固体颗粒的容器时，随着流体速度的变化，会出现固定床、膨胀床、流化床和输送床几种状态。固定、膨胀床：当流体速度较小时，流体在固体颗粒空隙间流过，固体颗粒不动，此时床层形态固定不变，系为固定床，流体通过床层产生的压降随着线速的增加而增加，压降与线速近似直线关系。但随着流体线速增加，颗团体开始松动，颗粒间孔隙增大，床层略有膨胀（但并没有流化），颗粒仍保持接触，此时形成了膨胀床。 流化床：当流体速度进一步
3、增加，颗粒开始悬浮在流体中，床内固体颗粒开始往各个方向运动，此时床层处于流化状态。气（或液）、固系统类似于流体，是无形的，具有流动性，在这个阶段当流体线速进一步增加时，床层高度增高，孔隙增大，但床层总压降基本不变，约等于单位面积床层的质量。 输送床：当流体线速继续提高并超过固体颗粒逸出速度时，整个床层中颗粒形成悬浮状态的稀相，并与流体一起从床层带出，这个阶段称为输送阶段。对应图中B点速度为临界流化速度或起始流化速度，对于C点的速度为最大流化速度或终端流化速度。,气固输送和压力平衡,气固输送是指气体和固体颗粒在管道中能按工艺要求的方向稳定流动，不出现倒流和堵塞等不正常现象，在输送过程中还希望固体
4、颗粒磨损小，设备磨损轻，操作平稳，输送效率高和容易控制等，这是流化装置一个关键问题。,气固输送一般可分为密相输送和稀相输送，稀相输送也叫气力输送，稀相输送和密相输送并没有明显的界线，一般认为输送系统气固混合密度100kg/m3或者是空隙率大于90叫做稀相输送。采用何种输送方式，要根据工艺要求来决定。密相输送对器壁和固体颗粒磨损较小，输送效率高，但功率消耗大，稀相输送则正好相反，虽然它在输送时所需气体量是密相输送的20倍，但其功率消耗仅是密相输送的1/10。,反应器、再生器间催化剂输送通过U形管、立管、斜管、水平管等稀相和密相输送实现。压力平衡的任务是保证催化剂在再生器与沉降器间按要求的循环量进
5、行正常循环，并在输送系统的立管、斜管建立足够的料封，防止操作压力波动时，催化剂发生倒流事故。,旋风分离器应用原理及基础知识,旋风分离器是催化裂化装置反再系统的关键设备之一，它是根据气流高速旋转使催化剂颗粒产生离心力而实现催化剂颗粒与流化介质（再生烟气、反应油气等）的分离，从而实现催化剂的回收。 工业流化床回收催化剂细粉的设备大都采用旋风分离器。采用两级串联的旋风分离器，其总回收率可达99.99%以上。旋风分离器是由内圆柱筒（升气管）、外圆柱筒、与外筒下端联结的圆锥筒及料斗、料腿和翼阀等部分组成的。 旋风分离器的分离效率与分离器高径比（分离空间高度/筒体直径，比值大效率高，一般取3.03.2）、
6、排气管下口直径/筒体直径（比值小则效率高，但压降增加，一般取0.250.5）、排气管插入深度/入口高度（比值大，效率高，一般取0.8以上）、排尘口直径/筒体直径（一般取0.4）、各筒体的对中与垂直度、入口气体线速（或负荷）、料腿出口流化状况、被分离气固体性质、固体颗粒浓度及粒径分布等设计参数或操作条件有关，对既定的旋风分离器，日常生产中应重点关注入口线速、颗粒浓度、床层料位等操作参数。 本装置再生器共设有均匀布置的12组（两级串联）旋风分离器。沉降器提升管出口则采用“粗旋+单级旋分”形式，粗旋3台，单级旋风分离器6台。,旋风分离器应用原理及基础知识,（四） 精馏基本原理,精馏原理,精馏原理：一
7、种相平衡分离过程，其重要的理论基础是汽-液相平衡原理，即拉乌尔定律。 PA=PAOXA PB=PBOXB=PBO（1-XA） 式中： PA、PB溶液上方组份A及B的饱和蒸汽压。 PAO、PBO纯组份A及B的饱和蒸汽压。 XA、XB溶液中组份A及B的摩尔分率。此定律表示在一定温度下，对于理想的混合溶液，溶液上方蒸汽中任意组份的分压，等于此纯组份在该温度下的饱和蒸汽压乘以它在溶液中的摩尔分率。,精馏原理,以下就是一层塔盘上汽-液交换的详细过程。 如图所示，当油汽（V）上升至n层塔盘时，与从（n+1）层塔盘下来的回流液体（L）相遇，由于上升的油汽温度高，下流的回流温度较低，因此高温的油汽与低温的回流
8、接触时放热，使其中高沸点组份冷凝。同时，低温的回流吸热，并使其中的低沸点组份汽化。这样，油汽中被冷凝的高沸点组份和未被汽化的回流组成了新的回流（L）。从n层下降为（n-1）层的回流中所含高沸点组份要比降至n层塔盘的回流中的高沸点组份含量多，而上升至（n+1）层塔盘的油汽中的低沸点组份含量要比上升至n层的油汽中低沸点组份含量多。 同样类似地离开（n+1）层塔盘的油汽，还要与（n+2）层下来的回流进行热量、质量交换。原料在每一块塔盘上就得到一次微量的分离。显然，如果有极多个塔盘的话，使原料能分离出纯度很高的产品。 一个完整的精馏塔一般包括三部分：上段为精馏段，中段为汽化段（或进料段），下段为提馏段
9、。催化裂化裂化装置稳定塔即属典型的精馏塔，而分馏塔为全气相塔底进料，仅设精馏段。,吸收解吸基本原理,在吸收过程中，相际传质是由三个步骤串联组成：（1）溶质由气相主体传递到气、液相界面，即气相与界面间的对流传质；（2）溶质在相界面上的溶解，进入液相；（3）溶质由界面传递到液相主体，即界面与液相间的对流传质。,吸对于吸收过程的机理，一般用双膜理论进行解释，双膜理论的基本论点如下： 相接触的气、液两相液体间存在着稳定的相界面，界面两侧各有一很薄的有效层流膜层，溶质以分子扩散方式通过此两膜层； 界面上的气、液两相呈； 在膜层以外的气、液两相主体区无传质阻力，即浓度梯度（或分压梯度）为零。： 双膜理论把
10、整个相际传质过程简化为溶质通过两层有效膜的分子扩散过程，把复杂的相际传质过程大为简化。该理论可用于具有固定相界面的系统及流速不高的两相流体间的传质过程。,吸收解吸基本原理,催化吸收塔的吸收过程属于物理吸收，是利用气体混合物中各组分在液体吸收剂中的溶解度不同，而将气体混合物中溶解度大的组分被部分吸收溶解于吸收溶剂中而得到分离。有利于吸收过程的进行。 解吸是吸收的逆过程，其主要目的是使吸收液中的部分气体溶质释放出来，达到溶质的分离。催化解吸过程由于受工艺流程设置限制，采用提高溶液温度的方法，来促进吸收逆过程。（主要为C2及以下组份），实现溶质组份的分离。,五 催化装置上的助剂,催化助剂,六 关键变
11、量对操作的影响,操作变量,催化裂化的操作变量很多，在工业装置中，一个操作变量的改变，会对其它多个变量产生影响，一般将众多变量分为独立变量和非独立变量。独立变量一般可通过仪表控制，并且可由操作人员在一定范围内调整，如：进料预热温度、反应温度、汽提和雾化蒸汽量等。随独立变量的改变而改变的变量，称之为非独立变量（如剂油比），如再生温度在蜡油催化无取热设施的方案中，是装置热平衡的结果，是非独立变量。当再生器有取热设施，可对其进行控制时，再生温度为独立变量。在工业装置中，由于热平衡的制约，各操作变量相互关联，难以将某一操作变量孤立出来研究，以下将对催化裂化的关键操作变量分别讨论，力图突出某一变量的影响。
12、,操作变量,1.反应温度,反应温度一般指物料在反应器反应时的实际温度，对于反应器来说，各点的反应温度可能是不同的。对于常规催化裂化装置，为了仪表控制需要，一般以提升管出口温度作为提升管整体反应温度高低的指标；对于MIP工艺，因其提升管分成两个反应区，故用第一反应区出口温度和第二反应区出口温度来分别表示两区反应温度的高低。 反应温度对反应速度和产品性质都有重大影响，反应温度每提高10，反应速度可提高1020%。重油催化反应温度一般比蜡油催化裂化要高10左右。裂化反应是催化裂化最主要反应，烃类在裂化反应过程中会产生大量的烯烃。由于裂化反应是吸热反应，异构化、芳构化、氢转移反应是放热反应，故对于MI
13、P工艺技术而言，提高反应一区反应温度利于裂化反应，降低反应二区反应温度利于一区出来的烃类进行异构化、芳构化、氢转移反应，从而达到降低汽油烯烃含量的目的。,2. 反应压力,反应压力是独立操作变量，但一般不任意改变，应从装置的压力、设备及各部分情况来综合考虑。反应压力的提高增加了反应物的浓度和反应时间，有利于反应速度和转化率。但另一方面生焦率随之上升，进而使催化剂结焦失活，抵消了上述正方向的影响。在实际生产中，反应压力对转化率和选择性影响不大，但应该注意到在渣油裂化中，用于反应的蒸汽量很大（占原料量的10），虽然反应压力提高了，但油气分压并不高，这样有利于降低生焦率，提高汽油产率，有利于汽油中和气
14、体中烯烃增加，使汽油辛烷值提高。同时对干气和液化气产率无明显影响。 提高反应压力，再生压力也要相应提高。氧分压增加，有利于再生。同时对再生烟气和能量回收有利。,3.进料预热温度,对于提升管反应，反应温度主要通过再生滑阀控制再生催化剂循环量来调节，原料预热温度已不再是调节反应温度的主要手段，但它是影响反应喷嘴雾化质量的重要因素。 随着各种高效喷嘴的广泛采用，对原料预热温度的要求也越来越低。 用换热器替代原料加热炉已是目前催化裂化降耗的一种趋势，个别装置甚至采用冷进料。反应温度、再生温度、原料预热温度相互之间关系密切，在相同反应温度和进料量下，原料预热温度提高，催化剂循环量下降，再生温度上升，剂油
15、比下降，转化率降低，生焦率降低，汽油收率下降，一般而言，原料预热温度增加50，再生温度便上升10，转化率下降2，焦炭产率下降510（以原有焦产率为基础）。 降低原料预热温度，即可提高催化剂循环量和剂油比，但原料预热温度亦有下限，当温度低于93，对输送和进料雾化有不良影响，对采用冷进料的装置，原料预热温度一般不低于150，但预热温度过高，又会造成高温位热损失及外取热取热负荷增大，预热温度一般不宜超过220。,4 回炼比,回炼油量油浆回炼量回炼比新鲜油进料量 在一定总转化率下，回炼比是单程转化率的反映，随单程转化率的提高而变小。如裂化条件缓和，单程转化率下降，回炼比加大，可使柴油产率增大，汽油产率
16、下降，但总的轻油收率还是增加。另一方面轻柴质量也变好，其十六烷值增加，凝点下降。回炼比增加最大的负效应是反应、分馏需要的热量增加，能耗变大。同时制约了装置的生产能力，需要以降量作为代价。当然， 对重油催化而言，热量过剩是主要矛盾，回炼油和油浆中富含稠环烃难以裂化。如不外甩油浆，生焦率会大大增加，而且油浆的固体含量也难以控制，因此不宜采用大回炼比操作。而且这样轻油收率不会下降太多，其中汽油量反而增加。,5 剂油比,催化剂循环量与反应器总进料量之比，叫做剂油比。 剂油比增大，转化率提高，焦炭产率升高，液化气、汽油产率和汽油辛烷值上升，汽油的密度、苯胺点和溴价及烯烃含量随之下降。剂油比是非独立变量，
17、因为反应温度控制是通过再生滑阀调节催化剂循环量来实现的，一切引起反应温度变化的因素皆会影响剂油比，调节剂油比最灵敏的调节方法是改变原料预热温度。原料预热温度下降，剂油比上升。 增加剂油比，也意味催化剂裂化活性和氢转移活性均得以提高，烯烃的裂解速度比同碳数的其他烃类要快，从而使得更多的烯烃参与氢转移反应而饱和，最终导致汽油烯烃含量下降。对于一般催化剂，剂油比每增加一个单位，烯烃含量下降24个百分点。对于MIP工艺技术而言， 提高反应二区的剂油比可促进氢转移反应，使烯烃转化为异构烷烃和芳烃。,6 再生温度,再生器烧焦供热和反应器需要热量之间，在热平衡情况下，其结果都反映在再生温度上，再生温度是非独
18、立变量，但增设外取热器后，通过取热在一定范围内控制再生温度，使再生温度变为独立变量，取热器使装置热平衡的调节更加方便、直观，并使装置对原料残炭值的敏感度下降。催化裂化再生技术的发展，主要是尽量降低再生催化剂含碳量和提高烧焦强度，前者是发挥分子筛催化剂高活性的特点，后者是提高再生效率。再生温度在 600左右时，每提高10烧焦速率可提高约20。提高再生温度， 在反应温度不变的情况下会降低催化剂循环量，延长催化剂在再生器的停留时间，这两个因素皆会导致再生催化剂含碳量的降低。 无论要增加烧焦强度，还是要降低再生剂含碳量，均须提高再生温度。但高再生温度不仅受到材料的限制，而且会引起催化剂水热失活，一般再
19、生温度不应超过720。,7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25%。,8 催化剂性质,平衡剂活性催化裂化催化剂的活性和选择性，对催化裂化的产品分布有特别重要的作用。适时卸出部分催化剂和补充新鲜催化剂，维持合适的平衡剂活性，是提高催化裂化装置经济效益的有效手段之一。平衡剂活性在5865之间，
20、活性每增加1个单位，汽油产率增加0.8%(重)。在活性更高时，活性增加1个单位，液化气增加0.8%( 重)，此时虽然转化率增加，而汽油产率不再增加。采用提高反应温度和增加剂油比等方法提高转化率，与提高平衡剂活性提高转化率相比，前者所得汽油产率增加量比后者要少。 在平衡剂活性高到产生过度裂化之前，提高平衡剂活性是提高汽油收率最有效的途径。若平衡剂活性维持在良好的汽油选择性的最高水平，增加催化剂循环效率和反应温度，可得到最大的辛烷值。 催化剂的微反活性反应了催化剂酸性中心密度，随着微反活性的提高，催化剂的酸性中心密度也提高，故提高催化剂的活性有利于氢转移反应，从而有利于降低汽油烯烃。,再生剂含碳量
21、裂化反应主要在沸石分子筛上进行，生成的焦炭主要沉积在沸石分子筛的活性中心上。再生剂含碳量上升，相当于催化剂中沸石分子筛含量减少，从而导致转化率下降，汽油产率下降，干气、焦炭产率上升，汽油烯烃含量、溴价上升。当转化率一定时，则气体和焦炭产率上升。对于分子筛催化剂，再生剂含碳量对催化剂的实际使用活性影响较大，为充分发挥分子筛催化剂的性能，再生定碳应保持在0.2%以下，最好在0.1 %以下。,8 催化剂性质,催化剂的重金属污染催化剂的金属污染，主要是由原料生焦附于催化剂上的铁、镍、 铜、钒和钠的污染，但对催化剂性质影响较大的重金属污染，主要是指镍和钒的污染。镍在催化反应中起催化脱氢作用。钒的脱氢活性
22、通常认为只有镍的1/4，但它会破坏分子筛的晶格结构，特别与钠共存时，破坏作用更强。随着平衡剂重金属污染水平的提高，催化剂活性降低，选择性变差，表现为氢气和生焦增加，汽油产率下降，干气产率上升，产品烯烃度上升。催化剂重金属污染使焦炭中污染焦的比例增大，焦炭产率上升。同时，气体中氢气含量上升，尽管占气体的重量百分比较小，因氢气分子量小，氢含量上升，富气的密度降低，对于离心式气压机每级所获得的最大压力比下降，即气压机效率下降。对于重油催化，由于原料复杂，重金属含量更高，催化剂重金属污染是一个必然面临的问题。我国原油中钒含量一般较低，对催化剂的污染，主要是镍污染，有些进口油中钒含量较高。加注金属钝化剂
23、和适当增加催化剂卸剂量是目前运行装置简单可行的方法。,8 催化剂性质,9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HC比高，CA、残炭低，密度小（K值大），含水少。 1）催化裂化对原料性质的要求： 残炭含量为45的常压渣油和掺渣油的重质原料，。 重质油原料的相对密度一般要求小于0.92g/cm3，但对馏程没有要求。 焦化
24、馏份油虽然不属于重油，但含氮量若高于0.30.4，也是限制指标。 2)催化原料性质指标： 馏程和密度、特性因数、烃类族组成、残炭、重金属、硫、氮含量,10 重时空速,重时空速（WHSV）为每小时进油的重量除以反应器内催化剂的藏量所得之值。它与反应时间有对应关系，一般而言，低空速，反应时间长，即油剂接触时间长，高空速则反之。由于氢转移反应是催化裂化的二次反应，当空速降低，油气与催化剂的接触时间增长，增加了过度裂化的程度和氢转移反应的机会，从而导致汽油中烯烃含量降低。对于一般催化剂而言,当空速从60h-1降到20 h-1，汽油烯烃降低约5个单位。 MIP工艺技术的核心就是在第二反应区追求低重时空速及较大的油剂接触时间和较低的反应温度，以此增加异构化、芳构化、氢转移反应，达到提高汽油中的异构烃和芳烃含量，降低汽油中的烯烃含量的目的。,催化焦化项目部员工精神,责任 团队,感恩 理解,乐观自信,谦虚 进取,
