催化裂化工艺课件

1、催 化 裂 化 工 艺Fluid Catalytic Cracking第1页，共84页。简介装置原料催化裂化催化剂流态化基本原理催化裂化反应机理催化裂化反应有关概念反应的主要影响因素主要技经指标第2页，共84页。一、催化裂化简介一般原油经常减压蒸馏后可得到1040的汽油，煤油及柴油等轻质油品，其余的是重质馏分和残渣油。如果不经过二次加工它们只能作为润滑油原料或重质燃料油。但是国民经济和国防上需要的轻质油量是很大的，由于内燃机的发展对汽油的质量提出更高的要求而直馏汽油（辛烷值较低40）则一般难以满足这些要求。第3页，共84页。原油经简单加工所能提供的轻质油品的数量和质量同生产发展所需要的轻质油品

2、的数量和质量之间的矛盾促使了催化裂化过程的产生和发展。促进催化裂化发展的因素中除了继续解决上述的矛盾以外，还有像如何满足石油化工原料的需要，如何节约能源以及减少环境污染等新的因数对促进催化裂化发展也起重要作用。第4页，共84页。催化裂化过程是以减压馏分油,焦化蜡油等重质馏分油或渣油为原料,在较低压力和450510条件下 ,在催化剂的存在下,发生一系列化学反应,转化生成气体,汽油,柴油等轻质产品和焦炭的过程。 第5页，共84页。催化裂化工艺产生于20世纪40年代，是炼油厂提高原油加工深度的一种重油轻质化的工艺，是炼油生产的核心装置。我国80%左右的汽油与30%左右的柴油产自催化裂化装置。1965

3、年五朵金花之一的流化催化裂化在抚顺石油二厂建成投产。五朵金花：催化裂化、催化重整、延迟焦化、尿素脱蜡、微球催化剂与添加剂。1974年我国建成投产了第一套提升管催化裂化工业装置 。随着催化剂和催化工艺的发展，其加工的原料逐步重质化、劣质化。第6页，共84页。催化裂化产品具有以下几个特点: 轻质油收率高,可达70%80%; 催化裂化汽油的辛烷值高,汽油的安定性也较好; 催化裂化柴油十六烷值较低,常与直馏柴油调合使用或经加氢精制提高十六烷值,以满足规格要求; 催化裂化气体,C3和C4气体占80%,其中C3丙烯又占70%,C4中各种丁烯可占55%,是优良的石油化工原料和生产高辛烷值组分的原料。 组成单

4、元:反应-再生单元、分馏单元、吸收稳定单元、能量回收单元 。第7页，共84页。随着低碳烯烃的生产需求和汽油质量升级的需要，目前国内开发了一系列催化裂化家族工艺技术： DCC：最大量生产丙烯，丙烯12-18%；丁烯11-14% ； MGG（ARGG）：最大量生产LPG与和高辛烷值汽油。丙烯、丁烯10-11%；汽油49-50%。 MGG以减压馏分油掺炼渣油为原料，ARGG以AR为原料，使用的催化剂为重油转化能力突出的RMG、RAG系列催化剂。 MIO：最大量生产异丁烯、异戊烯与优质汽油(使用催化剂的工艺丙烯丁烯戊烯产率达到，其中异丁烯和异戊烯的产率达到. ),汽油RON94。 CPP（Cataly

5、tic Pyrolysis Process ）：最大量生产乙烯、丙烯，反应温度在620680 。 MGD（Maximizing Gas and Diesel ）、MIP、FDFCC(灵活多效催化裂化，采用双提升管)：汽油降烯烃技术第8页，共84页。反应器分馏系统稳定系统取热器催化裂化装置构成液化气汽油柴油去加氢精制油浆(焦化)原料主风烟机在催化剂的作用下，大分子变成小分子，一部分缩合成焦炭。催化剂上的焦炭经烧焦恢复活性，在系统内循环使用。再生器干气第9页，共84页。催化裂化装置的核心部分为反应-再生单元。反应部分由床层反应和提升管反应两种，随着催化剂发展，目前提升管反应已逐步取代了床层反应。从

6、反应器和再生器平面布置可分为高低并列式和同轴式。反应部分包括提升管反应器和沉降器。再生工艺可分为完全再生和不完全再生，一段和二段再生。第10页，共84页。第11页，共84页。二、催化裂化装置原料第12页，共84页。原料来源催化裂化原料来源于石油加工过程，原料的范围很广泛，大体对分为馏分油和渣油两大类。 (1)馏分油：直馏减压蜡油、焦化蜡油、减粘裂化馏出油、丙烷脱沥青油、润滑油溶剂精制抽出油等； (2)渣油：常压渣油、减压渣油；第13页，共84页。原料性质直馏减压蜡油（蜡油350500）：大多数直馏重馏分含芳烃较少，容易裂化，轻油收率较高，是理想的催化裂化原料。热加工产物：焦化蜡油、减粘裂化馏出

7、油等。由于它们是已经裂化过的油料，其中烯烃、芳烃含量较多，裂化时转化率低、生焦率高，一般不单独使用，而是和直馏馏分油掺合作为混合进料。第14页，共84页。其它加工副产物：丙烷脱沥青油、润滑油溶剂精制抽出油、酮苯脱蜡的蜡膏和蜡下油 特点：含有大量难以裂化的芳烃，尤其是含稠环化合物较多，转化率低，易生焦，要混炼。第15页，共84页。渣油：渣油是原油中最重的部分，它含有大量胶质、沥青质和各种稠环烃类，因此它的元素组成中氢碳比小，残炭值高，在反应中易于缩合生成焦炭，这时产品分布和装置热平衡都有很大影响。原油中的硫、氮、重金属以及盐分等杂质也大量集中在渣油中。在催化裂化过程中会使催化剂中毒，进而也会影响

8、产品分布，同时将加重对环境的污染。由于渣油的残炭、重金属、硫、氮等化合物的含量比馏分油高得多，增加了化化裂化的难度。第16页，共84页。原料预处理原料中的硫化物、氮化物、金属和残炭过高会对催化裂化操作产生很大的影响。这样的原料直接作为催化裂化的原料不合适，需要进行脱硫、脱氮、脱金属和降低残炭值的预处理。预处理主要是通过原油脱盐、原料加氢，另外可以通过脱沥青和焦炭化来脱除残炭，提高H/C比。第17页，共84页。衡量原料性质的指标1、馏分组成 判断油的轻重和沸点范围。 原料的化学组成相近时，馏分越重,说明其化合物的组成沸点越高，分子量越大，容易被催化剂吸附，因而越易裂化。但沸点高到一定程度后就会因

9、扩散慢、催化剂表面积炭快、汽化不好等原因而导致不易裂化。 单靠馏分组成不能预测原料的裂化性能，因为在同沸点范围内，不同原料的化学组成可以相差很大。 第18页，共84页。2、化学组成（族组成） 烷烃多：易裂化，气体产率高，汽油产率较低，焦炭产率低。 环烷烃多：易裂化，轻油产率高，辛烷值高，理想裂化原料 。 芳烃多：难裂化，汽油产率更低，生焦多 第19页，共84页。3、残炭 残炭值对焦炭生成量和热平衡两个方面有影响。 原料残炭越高，则生焦量多，再生时燃烧放出的热量过剩，需要外取热。渣油残炭含量高需要“掺 炼”。 残炭与原料的组成、馏分宽窄及胶质、沥青质的含量等因素有关。第20页，共84页。4、硫含

10、量 硫对环境的影响：催化裂化过程中，原料中在硫大约有20%-30%进入焦炭。焦炭被催化剂带入再生器，在高温下燃烧生成SO2(90%)和SO3(10%)。有研究表明：当原料硫由0.1%上升到1.0%时，则烟气中SOX浓度 200mg/m3上升到1800mg/m3，且基本为直线关系。 硫对产品质量的影响：导致产品硫含量增加。 硫对产品分布的影响：有研究表明，原料中硫含量增加，会使干气产率增加，汽油和柴油产率下降，焦炭产率增加。第21页，共84页。5、微量金属 在实际生产中对催化裂化有影响的（就是催化剂毒物）主要是镍、钒、铁、铜、钠。镍具有脱氢作用，液体产品或汽油产率和质量下降，氢气和焦炭上升，当原

11、料含硫时镍的影响更大。 钒会破坏分子筛的晶体结构，主要是钒会渗入到分子筛的结构中，与分子筛生成熔点约为630的共熔物，在再生时会因受到高温而使分子筛结构破坏，因此钒会降低催化剂的活性。第22页，共84页。 碱金属以离子态存在时，可以吸附在催化剂表面的酸性中心上并使之中和，从而降低了催化剂的活性。这类金属中钠对催化剂的影响较大，钠会与分子筛生成低熔点共熔物，使之在再生温度下发生熔化现象，把分子筛和基质一同破坏，降低催化剂的表面积和活性。第23页，共84页。对催化剂比表面积的影响200-160-120-80-40-0- 0.2 0.4 0.6 0.8 1.0NiFeNaV金属含量，（W）%表面积，

12、m2/ g 钒、钠破坏催化剂的结构第24页，共84页。金属污染对汽油产率的影响80-60-40- 0.25 0.50 0.75 1.00金属在催化剂上的含量，（W）%汽油，（%） NiV过多的钒改变汽油产率第25页，共84页。金属污染对产氢量的影响800-600-400-200-0- 1000 2000 3000 4000 5000 6000 催化剂上的金属含量，ppm氢，Nm3/ m3 NiV镍的脱氢功能高于钒第26页，共84页。金属污染对焦炭产率的影响10.0- 9.0- 8.0-7.0-6.0-5.0-0- 1000 2000 3000 4000 5000 6000 催化剂上的金属含量，

13、ppm焦炭，%（重） NiV镍会使焦炭产率增加第27页，共84页。三、催化裂化催化剂 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。 第28页，共84页。催化剂是一种能使在一定条件下，从热力学角度判断有可能发生的化学反应改变其反应速度的物质。它可以加快某些反应的速度，也可以抑制另一些反应的进行。而对那些热力学上没有可能进行的反应则不起作用。同时对可逆反应它相等地加速正向和逆向反应，也就是不改变反应的平衡。例如，在通常的反应条件下，从

14、热力学角度来判断，烃类可以进行分解、异构化、芳构化、氢转移、叠合、烃化等多种反应，但反应速度各异，这样就可以利用催化剂选择性地加速这些反应中所希望的反应，而抑制那些不希望发生的反应，从而达到提高产品质量改善产品分布的目的 ，这是热裂化过程所达不到的。例如为了提高汽油辛烷值，设法使催化剂能选择性加速异构化反应而抑制氢转移反应和不饱和烃进一步脱氢生焦的反应。第29页，共84页。催化裂化剂的种类、组成和结构 工业上所使用的裂化催化剂虽品种繁多，但归纳起来不外乎三大类：天然白土催化剂无定型合成催化剂分子筛催化剂第30页，共84页。天然白土催化剂 工业催化裂化装置最初使用的经处理的天然白土，其主要活性组

15、分是硅酸铝。第31页，共84页。无定型合成催化剂天然白土被人工合成硅酸铝所取代。特点：具有孔径大小不一的许多微孔，一般平均孔径为47 nm，比表面积可达500700m2/g。硅酸铝的催化活性来源于其表面的酸性。第32页，共84页。分子筛催化剂特点分子筛催化剂在催化裂化中的应用是催化裂化技术的重大发展。分子筛催化剂是60年代发展起来的一种新型的高活性催化剂。它的出现，使流化催化裂化工艺发生了很大变化，装置处理能力显著提高，产品产率及质量都得到改善。与无定型硅酸铝相比，有更高的选择性、活性和稳定性，比表面600800m2/g。分子筛是一种具有晶格结构的硅铝酸盐又称沸石。重要特点：稳定、均一的微孔结

16、构，微孔大小与分子大小属统一数量级。第33页，共84页。 分了筛又名结晶型泡沸石，是一种具有规则品体结构的硅铝酸盐，在它的晶格结构中排列者整齐均匀，大小一定的孔穴，只有小于孔径的分子才能进入其中，而直径大于孔径的分子则无法进入。由于它能像筛子一样将直径大小不等的分子分开，因而得名分子筛。按其组成及晶体结构的不同可分为多种类型。催化裂化催化剂使用的主要有四种Y型分子筛：REY;HY;RE-HY;超稳Y型。一般催化裂化催化剂含分子筛为1035%。第34页，共84页。分子筛具有自己特定的孔径大小,常常对原料和产物都表现了不同的选择特性 。第35页，共84页。第36页，共84页。显微镜下的催化裂解催化

17、剂第37页，共84页。分子筛催化剂的组成活性组元分子筛：ZSM-5和Y. ZSM-5作添加剂，占1550%；基质或者称之为载体：一般为高岭土或合成基质，占2070%；粘结剂：铝溶胶、硅溶胶或硅铝溶胶；添加物或助剂成分：抗Ni、V、N等。第38页，共84页。催化剂的性能1）物理性质 A、密度 B、筛分组成和机械强度 C、结构特性（比表面、孔体积、孔径）2）化学性质 A、活性 B、选择性 C、稳定性 D、抗金属污染能力（污染指数）第39页，共84页。催化剂的密度真实密度又称骨架密度；一般在22.4g/cm3。颗粒密度；一般在0.91.2g/cm3。堆积密度；一般在0.50.8g/cm3。第40页，

18、共84页。筛分组成 一般催化裂化催化剂的粒径分布范围在：20-100m。分布是： 40-80 m 占50%；20-40 m 占25% 80-100 m 占25%。100 m很少。第41页，共84页。四、流态化基本原理第42页，共84页。A、流化床的形成 1、流化概念和形成流化床条件 (1)流化：固体颗粒悬浮于运动着的流体之中称为固体的流化，简称流态化或者流化。 (2)流化床及形成条件 流化床:人们把容器和呈现流化状态的固体颗粒一起称为流化床。 形成条件：要有一个容器； 容器中要有足够数量的固体颗粒； 要有流化介质。第43页，共84页。2、流化床形成过程：见示意图 a b c d P第44页，共

19、84页。B、流化床的一些基本现象 根据流化介质的不同可将流态化分为两类：散式流化和聚式流化 (1)散式流化 以液体为流化介质的流化床。 特点：是床层随流体速度增加而平衡膨胀，床层中的固体颗粒彼此散开运动，流化的很均匀，所以也叫均匀流化。 (2)聚式流化 以气体为流化介质的流化床。 特点：床层中的固体颗粒不是单独存在的，而是许多颗粒以集团形式团聚在一起。气体是以气泡的形式通过床层，所以也叫不均匀流化床。 石油催化裂化的流化床就是聚式流化床。第45页，共84页。C、流化速度(1)计算公式 临界流化速度(最小流化速度) 临 = 8 d2颗(固-气)/ 最大流化速度 最大 = 15 d1.14颗(固-

20、气)0.71/0.43气0.29 式中：d颗颗粒直径，m（平均和最大直径） 固固体密度，kg/m3 气流体密度，kg/m3 流体粘度，mPas （cP)第46页，共84页。(2)流化速度计算说明 颗粒直径 在上两式中表达式的形式基本相近，式中符号所代表的物理量也基本相同，所不同的是d2颗表示临界流化速度中表示的是颗粒平均直径，最大流化速度d1.14颗表示的是最大颗粒直径。 颗粒直径是影响流化速度的主要原因。颗粒直径越大，计算出的流化速度越大，表示越不易流化。 在临界流化速度中，颗粒平均直径d颗可根据筛 分组成用下式计算： d颗=1/( x1/ d1+ x2/ d2+xn/ dn)第47页，共8

21、4页。流体介质密度 流体密度越大，越易流化。催化裂化所用催化剂一般颗粒密度约为900-1200/m3，反应油气密度约为4.4/m3，再生烟气密度约为0.73/m3。 流体粘度 流体粘度越大，越易流化。一般反应油气粘度为0.007mPas，烟气粘度为0.037 mPas。第48页，共84页。 (3)流化速度的计算 例：流化速度计算，平衡催化剂粒度组成如下： 计算结果: 临=0.00408m/s, 最大 =0.39m/s 最大 /临近100倍。实际操作速度应为多大。粒度范围 m 组分含量Xi,(W)%组分平均直径di, m 1-200.051020-4010.983040-8081.106080-

22、1107.69951100.11按110计算第49页，共84页。实际操作速度可通过流化数选取确定。流化数用K表示。 K=实/临 催化裂化的K值在300-1000之间，从这个比值看实际操作速度远大于最大流化速度。采用较大的流化操作速度，实际上仍能维持流化操作，因为在流化床中催化剂颗粒并不是以单个颗粒进行运动，而是成团絮状运动的。第50页，共84页。D、流化床的压力降 1、流化床的压力降 (1) 床层压降的计算 根据床层压降的受力分析得： F1-F2=G=mg （P1-P2）S=mg P=（P1-P2） =mg/s=V g /S =SHg/S =Hg 所以，P= HgG=mg气流方向F1床层的压力

23、降F2第51页，共84页。 (2)床层压降的应用 催化裂化的反应再生系统的密度、藏量可以通过测定差压计算求得. 床层密度(床)的计算（床层平均密度） 床=P1/（h1g） 藏量（M）的计算（ 先测出床层总压降） M=V床=HSP总/(Hg)= SP总/g 料位高度（H）的计算 床层料位高度可由藏量和床层密度计算。 H= P/（g）第52页，共84页。例题：再生器床层总压降为14000Pa，高度为12m。床层有效截面积为50，求再生器的平均密度和床层总藏量为多少？解 根据：床=P/(H g) 床=14000/(12*9.81)=118.93kg/m3 M=V =H S =12*50*118.93

24、=71358kg第53页，共84页。2、床层压降变化的原因固定床：固定床的颗粒之间的空隙形成了许多弯弯曲曲的小通道，流体流过这些小通道时因有磨擦阻力而产生压降，磨擦阻力与流速的平方成正比，因此流速越大时产生的床层压降也越大。 第54页，共84页。流化床 整个床层被悬浮起来而固体颗粒自由运动，作用于床层的各力达到平衡，即： 床层压降床层截面积=床中固体重-固体所受浮力。 PS/9. 81 = V(1-)固- V(1-)气 式中：P床层压降，Pa S床层截面积， V床层体积，m3 床层空隙率 固,气固体颗粒及气体的密度，kg/m3第55页，共84页。上式变形后得： PS/9. 81 =V(1-)(

25、固-气) 因，固气 所以，PS/9. 81 V(1-)固 式中V(1-)就是固体颗粒的重量，当没有加入或带出催化剂时，它是一个常数。因此，当流体速度增加时，床层体积V有所增加，但空隙率也增加，结果是P基本不变。第56页，共84页。稀相输送 当流体速度到一定程度时，催化剂颗粒被带出，床层的总重量在减少，所以床层压降减小，直至全部固体被带出时，空床层两端的压差就是流体通过空床层的压降。 第57页，共84页。五、催化裂化反应催化裂化进料分解缩合 沉积在催化剂上催化剂活性下降再生催化剂恢复活性烃类在催化剂表面发生反应循环使用第58页，共84页。石油馏分是个非常复杂的烃类混合物(也含有一定量的非烃类化合

26、物)。所以石油馏分组成还是以单体烃为主，因此石油馏分在进行催化裂化时，单体烃的反应规律是首要因素，但是它又不等于各种烃类单独裂化时的简单相加。因此在烃类混合物裂化时，任何一种烃的裂化，都要受到同时存在的其他烃类的影响。 催化裂化是一个气-固相的非均相催化反应，在反应器中原料和产品是气相，而催化剂是固相，气相的原料在催化剂的表面（外表面和微孔内表面）上进行反应。第59页，共84页。 催化裂化反应种类：裂化反应、异构化反应、氢转移反应、芳构化反应。平行-顺序反应重质石油馏分中间馏分汽 油缩合反应焦 碳气 体第60页，共84页。裂化反应的7个步骤 原料分子由主气流扩散到催化剂表面(外)； 原料油分子

27、沿催化剂微孔向催化剂的内部扩散； 油气分子被催化剂内表面所吸附； 油气分子在催化剂内表面进行化学反应 反应产物分子自催化剂内表面脱附 反应产物分子沿催化剂微孔向外扩散 反应产物分子扩散到主气流中去(外)第61页，共84页。单体烃裂化反应(1)裂化反应 催化裂化的主要反应是裂化反应，反应速度快。各类烃的裂化反应规律： 烷烃分子中的C-C键的键能随着其分子的两端向中间移动而减小，例： CC键能： C1C2 C2-C3 C3-C4 C4-C5 301KJ 268 264 262 烷烃：分子中间C-C键断裂，分子越大，越易断裂;碳数相同的链状烃中，异构比正构易反应。一、第62页，共84页。 烯烃：与烷

28、烃类似，速度比烷烃高得多 环烷烃：断侧链和开环 芳烃：单环只能断三个C以上的侧链，不能开环。稠环都断根部。 (2)、异构化反应 分子量不变，分子结构改变的反应 骨架异构：五员环六员环；正构异构 烯烃的键位移：双键位置的变化 空间结构改变：空间位置变形第63页，共84页。 (3)氢转移 氢从一个分子加到另一个烯烃分子上使之饱和，但是伴随着氢转移的反应便是大分子烯烃、环烷烃和芳烃的缩合的反应，其反应结果是生成焦炭。 (4)芳构化反应 链烃成环反应： 烷烃 烯烃 环烃 芳烃 (5)叠合反应 烯烃+烯烃大分子烯烃 (6)烷基化反应 烯烃与芳烃的加和，烯烃主要加在稠环芳烃上，进一步脱氢生成焦炭。第64页

29、，共84页。强吸热反应：裂化、环化、脱氢放热反应：异构化、氢转移、缩合反应由于催化裂化反应是以裂化反应为主，所以总体上表现为吸热反应。第65页，共84页。六、催化裂化反应的有关概念1、转化率 催化裂化的反应深度用转化率表示。若以原料油为100，则： 100-未转化的原料 转化率（W）= -100% 100 式中“未转化的原料”中指沸程与原料相当的那部分油料，实际上它的组成及性质已不同于新鲜原料。 由于未转化的原料在生产中很难确定，所以在科研和生产中常用下式表示转化率： 转化率=气体产率+汽油产率+焦炭产率第66页，共84页。 工业上为了提高轻质油收率，经常采用回炼操作。因此，转化率又分为单程转

30、化率和总转化率。 单程转化率是指总进料（新鲜原料+回炼油+回炼油浆）一次通过反应器的转化率。即： 气体+汽油+焦炭 单程转化率（W）= -100% 总进料 总转化率是以新鲜原料为基准计算的转化率： 气体+汽油+焦炭 总转化率（W）= -100% 新鲜原料第67页，共84页。2、空速（0） 每小时进入反应器的原料油量与反应器的藏量之比称为空速。 总进料量（t/h、m3/h） 空速（W、V）= - 藏量（t、m3） 空速分质量空速和体积空速。空速是时间的倒数。 说明：计算体积空速时，进料量的体积流量是按20时的液体流量计算的。第68页，共84页。因为空速是以20时的液体流量计算的，它不等于在反应条

31、件下的真正体积流量，而且，在反应过程中由于组成发生变化，通过反应器各部分的反应物体积流量也不断地发生变化，因此空速的倒数只能相对地反映反应时间的长短，而不可能是真正的反应时间，所以称为假反应时间。空速的单位为时-1,空速越高,表明催化剂与油接触时间越短,装置处理能力越大。第69页，共84页。3、剂油比 催化剂循环量与总进料量之比称为剂油比,用C/O表示。 在同一条件下,剂油比大,表明原料油能与更多的催化剂接触. 4、反应时间 在提升管反应器中反应时间就是油气在提升管中的停留时间。提升管反应器内进料的反应时间要根据原料油的性质、产品的要求来定,一般约为1秒4秒。第70页，共84页。4、产品分布

32、原料裂化所得各种产品产率的总和为100，各产率之间的分配关系即为产品分布。 一般来说是希望尽量提高目的产物“LPG汽油和柴油”的产率而限制副产品“气体和焦炭”。5、回炼比：回炼油（包括回炼油浆）量与新鲜原料量之比称为回炼比。第71页，共84页。七、反应的主要影响因素原料性质催化剂反应温度反应压力反应时间剂油比回炼比第72页，共84页。原料性质： 原料油性质主要是其化学组成。原料油组成中以环烷烃含量多的原料,裂化反应速度较快, 气体,汽油产率比较高,焦炭产率比较低；对富含芳烃的原料,则裂化反应进行缓慢,焦炭产率高。另外,原料油的残炭值和重金属含量高,会使焦炭和气体产率增加。第73页，共84页。

33、芳烃和烯烃在各自单独进行催化裂化反应时，都能发生缩合反应而生成焦炭，但在两者都存在时，烯烃与芳烃的缩合反应加剧，促使生成更多的焦炭。 原料中的烷烃虽然有一定的化学反应速度，但是吸附能力最弱，所以烷烃也不是最理想的原料。第74页，共84页。催化裂化原料的理想组成是：环烷烃既有一定的反应能力又有一定的吸附能力第75页，共84页。第76页，共84页。催化剂：活性、选择性、强度、再生催化剂含碳量 平衡剂的活性可以通过补加催化剂的量进行调节。 再生催化剂含碳量是指经再生后的催化剂上残留的焦炭含量。对分子筛催化剂来说，裂化反应生成的焦炭主要沉积在分子筛催化剂的活性中心上，再生催化剂含碳过高，相当于减少了催

34、化剂中分子筛的含量，催化剂的活性和选择性都会下降，因而转化率大大下降，汽油产率下降，溴价上升，诱导期下降。再生催化剂含碳量一般要求0.1%以下，有的甚至要求0.05%以下。第77页，共84页。反应温度 催化裂化反应总体上是强吸热反应，欲使反应过程顺利进行，必须提供热量使之在一定温度条件下进行。 反应温度对反应速度,产品分布和产品质量都有很大影响.在生产中温度是调节反应速度和转化 率的主要因素,不同产品方案,选择不同的反应温度来实现。 工业生产中石油馏分是在提升管反应器中进行的，由于反应过程申吸收热量和器壁散热，反应器进口和出口的温度是不相同的，进口温度高于出口大约2030。 所谓反应温度通常是指提升管出口温度，根据所加工的原料和生产方案的不同，反应温度在470520左右。通常，原料越重应采用较高的反应温度，处理轻质原料采用较低的反应温度;以多产柴油为目的，应采用较低的反应温度，以生产汽油和液化气为主要