渣油催化裂化反应再生系统工艺设计

137/144150万吨/年渣油催化裂化反应再生系统工艺设计摘要在本设计中，使用大庆常压渣油作为原料，采纳汽油生产方案，进行渣油催化裂化反再系统的工艺设计。催化裂化装置由反应再生系统，分馏系统，汲取稳定系统和能量回收系统组成。本设计要紧针对反应再生系统进行设计计算。由于渣油催化裂化的焦炭产率高，对再生器的烧焦能力要求较高，故本设计选用烧焦罐式再生器以实现高效完全再生。在本设计中，基于设计的原料性质，参考国内同类装置的数据采纳高低并列式再生系统，提升过反应器和烧焦罐高温完全再生系统。反应部分：反应器为原料油和催化剂充分接触提供必要的空间，本设计采纳提升管、汽提段、沉降器同轴布置，以减少生焦，提高轻质油收率。再生部分：再生器的作用是烧焦，烧掉催化剂上的积炭，使催化剂上的活性得以恢复。本设计采纳带有预混合管的高效烧焦罐式再生器，可使催化剂含碳量降到0.1%以下，充分发挥了催化剂的选择性，延长了催化剂的寿命。关键词：催化裂化，提升管，再生器，催化剂TECHNOLOGCIALDESIGNFORREACTIONANDREGENERATIONSYSTEMOF150wt/aRFCCAbstractReactionandregenerationsystemtechnologyofa270wt/aRFCCprocessingDAQINGatmosphericresiduefeedstockhasbeendesignedandcalculatedinthislayout.Thecatalyticcrackingunitismadeupfromreactionandregenerationsystemfractionationsystem，absorptionandstabilizationsystemandenergyrecoversystem.Thislayoutisderectedagainstreactionandregenerationsystemtocompute.AhighefficientandcompletecokeburningregeneratorhavinghighburningcapacitywasadoptedbecausemuchcokewasproducedduringRFCCprocess.Inthedesign，Referringtothedatesoffeedandthesametypereactors，Idesignahigh-lowparallelFCCreactor-regeneratorsystem-riserreactorandcokecontainerhightemperaturecompletereactor-regeneratorsystem.Thepartofreaction:thereactordevelopssufficientroomforfeedoilandcatalyticcontactingcompletely.Thiskindofdesignistoreducecokepromoterecallratiooflightoil.Thepartofregeneratorsystem:theregeneratorcanburnupremainingcarbonaboutcatalytictorecoveractivityofCAT.Generalspeaking，mydesigncanreducetheratioofcarboninCATto0.1%，soitmakesfulluseofchoiceofCAT，extendsthelifeofthecatalyst.Keywords:catalyticcracking，riser，regenerator，catalyst目录1文献综述 11.1催化裂化工艺产生的背景及意义 11.1.1国外催化裂化 11.1.2国内催化裂化 21.2催化裂化技术的现状及进展 21.2.1国外催化裂化技术的现状及进展 31.2.2我国催化裂化技术的现状及进展 51.3重油催化裂化 71.3.1重油催化裂化的原料 81.3.2重油催化裂化的产品 81.3.3重油催化裂化装置特点 81.4催化裂化装置研究进展 111.4.1催化裂化再生装置形式 111.4.2催化裂化反应装置形式 151.4.3催化裂化反应—再生两器排布方式 191.4.4提升管末端快速分离器 211.4.5进料雾化喷嘴 241.4.6空气分布器 261.4.7结语 292设计讲明 302.1加工方案的确定及装置形式的选择 302.1.1加工方案 302.1.2装置形式的选择 302.2流程讲明 302.2.1反应再生系统 302.2.2分馏系统 322.2.3汲取稳定系统 342.3要紧操作条件 352.3.1再生温度 352.3.2再生压力 362.3.3再生烟气中过剩氧含量 362.3.4反应温度 362.3.5反应压力 372.3.6焦中氢碳比（H/C） 372.3.7反应时刻 382.3.8烟气中CO与CO2比值（CO/CO2） 382.3.9原料的预热温度 382.3.10再生剂含碳量（定碳） 392.4装置设备的特点 392.5能量回收 402.6环境爱护 403设计计算 423.1基础数据 423.2再生部分计算 433.2.1燃烧计算 433.2.2反应系统热平衡计算 483.2.3再生系统热平衡计算 533.2.4取热器的设计 563.2.5催化剂外循环管设计计算 583.2.6再生器结构尺寸计算 593.2.7催化剂输送管线 643.2.8旋风分离器的设计计算 673.2.9主风分布板的设计计算 723.2.10辅助燃烧室的设计计算 733.2.11能量回收的计算 753.3反应器部分计算 783.3.1提升管反应器的设计计算 783.3.2预提升管尺寸计算 853.3.3沉降器和汽提段尺寸计算 863.3.4旋风分离器的选型与核算 913.4两器压力平衡计算 934工艺设计计算结果汇总 984.1反再系统要紧操作参数计算结果汇总 984.2反应系统物料平衡 1034.3反应系统水平衡 1054.4再生器物料平衡 1064.5再生器水平衡 1064.7再生系统热平衡 1074.8再生器外取热器设计结果汇总 1084.9再生催化剂线路 1094.10待生催化剂路线 1094.11反再系统要紧操作条件 110致谢 111参考文献 112130万吨/年渣油催化裂化反再系统工艺设计1文献综述1.1催化裂化工艺产生的背景及意义一般原油经常减压蒸馏后可得到10～40％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。假如不通过二次加工它们只能作为润滑油原料或重质燃料油。然而国民经济和国防上需要的轻质油量是专门大的，由于内燃机的进展对汽油的质量提出更高的要求．而馏汽油（辛烷值较低40）则一般难以满足这些要求。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进展所需要的轻质油品的数量和质量之间的矛盾促使了二次加工过程的产生和进展。催化裂化是重质油轻质的要紧手段。在目前我们国家的汽油中，80%来自于催化裂化。可见催化裂化在我国石化工业中占有极其重要的地位。我国FCC加工能力占原油加工能力的26%．约有70%的汽油来自FCC装置。最近几年，我国在渣油裂化、催化剂再生、工程设计、研究和开发等方面进展专门快。渣油FCC成为渣油转化有效而经济的方法[1]。1.1.1国外催化裂化催化裂化的研究开始于19世纪90年代，随着固体酸性催化剂的问世，于1936年在美国诞生了世界上第一套固定床催化裂化工业装置。固定床催化裂化存在设备结构复杂、操作繁琐，操纵困难的缺点。为了克服固定床的缺点，需要两项革新，即催化剂在反应和再生操作之间循环和减小催化剂粒径。第一项革新结果出现了移动床，两项革新的结合得到了流化床。最初移动床催化裂化定名为ThermoforCatalyticCarcking（TCC），1943年，Maguolia石油公司投产了一套0.5Mt/a的TCC装置。1944年开发成功的小球合成硅酸铝催化剂是催化裂化过程的重大改进。HPC公司开发的第一套Houdriflow移动床催化裂化工业化装置于1950年在美国投产。第一套流化催化裂化装置于1942年在美国建成投产，而1946年硅铝微球催化剂的问世，更促进了催化裂化技术的进展。至20世纪50年代前后采纳密相床反应的流化催化裂化技术趋向成熟。60年代中期，随着分子筛催化剂的推出，全提升管流化催化裂化工艺的地位得到了确立并连续进展至今。[2]1.1.2国内催化裂化自我国第一套流化催化裂化(FCC)装置1965年5月在抚顺投产以来，我国催化裂化技术，特不是重油催化裂化技术取得了重大进展显著成绩，催化裂化已成为我国重油加工最基的手段和各炼油企业经济效益最重要的支柱．催化裂化技术在我国炼油工业中占有的地位，首先是和我国原油性质紧密相关的．与中东地区古硫原油相比，我国绝大多数原油均属重质原油，大于350℃的重油产率一般占原油的70％～75％，因此，必须有足够的二次加工能力，才能有效利用原油，最大限度获得轻质油品．另一方面，我国绝大多数原油都属于氢含量较高的低硫低金属的石蜡基原油，最适合于采纳重油催化裂化进行加工．针对我国原油的特点，采纳催化裂化的加工方法，投资少，效益高，并能为化工综合利用提供多种原料．这正是催化裂化在我国炼油技术中占有极其重要的位置并在30年来取得迅速进展的全然缘故[3]。1.2催化裂化技术的现状及进展1.2.1国外催化裂化技术的现状及进展渣油催化裂化(RFCC)工艺要紧有UOP公司的MSCC技术(毫秒催化裂化技术)，在Mscc过程中，催化剂向下流淌形成催化剂帘，原料油水平注入与催化剂垂直接触，实现毫秒催化反应。反应产物和待生催化剂水平移动，依靠重力作用实现油气与催化剂的快速分离。这种毫秒反应以及快速分离，减少了非理想的二次反应，提高了目的产物的选择性，汽油和烯烃产率增加、焦炭产率减少，能更好地加工重质原料，且投资费用较低同。多产烯烃的FCC工艺技术该技术的要紧特点：(1)设立第二提升管进行汽油二次裂化；(2)使用高ZSM-5含量的助剂；(3)采纳密闭式旋风分离器。中试结果表明，以Minas蜡油为原料能够得到18.37％的丙烯产率。LCO改质——MAK工艺MAK轻循环油改质工艺是由Mobil、AKZO和Kellogg3家公司聪合开发的中压单段加氢裂化工艺，生产高辛烷值汽油和高质量柴油。经MAK工艺改质后可明显提高其质量。生成柴油馏份的十六烷值达到34—40。轻烃预提升技术U0P公司和Ashland石油公司的干气预提升技术是目前应用效果较好的轻烃预提升技术。UOP公司的预提升技术是在提升管底部用稀释剂(干气或蒸汽或者是二者并用)对再生催化剂进行预加速、使催化剂的密度降低，如此从进料喷嘴喷出的油滴就能穿透催化剂覆盖整个提升管截面，达到良好的剂油混合效果，使油滴得到良好的汽化，从而获得较好的产品分布。关于加工渣油的装置来讲用轻烃代替蒸汽作为预提升介质除了具有上述作用外还能钝化催化剂上的重金属，从而起到了改善反应选择性的作用。目前国内已有洛阳石化总厂、天津石化公司炼油厂、济南炼油厂和锦西炼化总厂等厂家的催化裂化装置应用了轻烃预提升技术。提升管反应苛刻度操纵技术为了确保提升管进料全部汽化、减少不希望的热裂化和过度裂化反应的发生，法国石油研究院(IFP)在其设计的R装置中应用了混合温度操纵(~frC)技术。采纳混合温度操纵技术能够改进原料油的汽化，并相应减少焦炭的产率。混合温度操纵技术将提升管分成了两个反应区，其中上游区混合温度高、剂油比大、剂油接触时问短；下游区在常规催化裂化反应条件下进行。Kellogg公司设计的提升管急冷技术是在进料喷嘴以后通过专有的急冷油喷嘴打入部分急冷油来操纵提升管剂油混合区的温度。工业装置应用表明在保持相同的提升管出口温度时，采纳急冷油技术后提升管精油混合段的温度提高了27．8--41．7℃。催化剂循环增强技术CCETShell石油公司开发了自己的CCET技术。该技术的核心是显著提高立管的稳定性，在立管入口附近优化催化剂条件以增加蓄压，使滑阀维持高压差来提高催化剂循环量如此就能提高装置处理量，而不必对催化剂输送管线和滑阀进行昂贵的改动。采纳CCET技术后，滑阀压差增大，催化剂循环量提高了50％。1.2.2我国催化裂化技术的现状及进展渣油催化裂化(RFCC)工艺技术VRFCC是中国石化集团公司石油化工科学研究院、北京设计院和北京燕山石化公司合作开发的一项加工大庆减压渣浊的催化裂化新工艺。多产柴油和液化气的MGD技术MGD技术是中国石油化工股份有限公司石油化工科学研究院(RIPP)开发的以重质油为原料．多产柴油的催化裂化MDP技术RIPP在传统增产柴油工艺技术的基础上开发了催化裂化增产柴油的新工艺MDP。多产烯烃和高辛烷值汽油的DCC工艺技术近年来，DCC技术还在不断进展和完善，这些新进展要紧有两个方面：一个是开发系列催化剂产品；另一个是改进工艺以进一步提高轻烯烃、特不是丙烯的产率。在催化剂开发方面尽量使品种多样化以满足不同用户的需要，而新开发的渣油催化裂解催化剂差不多在全常压渣油催化裂解装置上使用。在工艺改进方面也差不多取得专门好的实验室结果，以大庆蜡油掺渣油为原料能够得到28％的丙烯产率，同现有Dcc技术相比丙烯产率能够提高6个单位以上。。多产异构烷烃的MIP技术我国催化裂化汽油中烯烃含量高达40％--65％，远远高于我国车用汽油烯烃不大于35％的指标。由中石化石科院和中石化上海高桥分公司、洛阳石化工程公司联合攻关的多产异构烷烃的催化裂化技术(MIP)，具有我国自主知识产权，是既可促进重油转化、又可改善催化汽油质量以满足燃料清洁化需求的技术。MIP技术先期于2002年在高桥分公司炼油厂140万t／aFCC装置上成功应用。运用该技术后，汽油烯烃含量(荧光法)一直持续低于30以下，辛烷值有所提高。该工艺突破了现有催化裂化工艺对二次反应的限制，实现了可控性和选择性地进行裂化反应、氢转移反应和异构化反应。可明显降低汽油烯烃含量并增加异丁烷产率，提出了一种生产清洁汽油组分的新概念。两段提升管催化裂化新工艺技术该项工艺技术可使装置处理能力提高30％--40％，轻油收率提高3个百分点以上，液体产品收率提高2--3个百分点，干气和焦炭产率明显降低，汽油烯烃含量降低20个百分点，催化柴油密度下降，十六烷值提高。两段提升管催化裂化新技术最突出的效果，是能够改善产品结构，大幅度提高原料的转化深度，显著提高轻质油品的收率，提高催化汽油质量，改善柴油质量，提高催化装置的柴汽比。该技术还具有非凡的灵活性和可调性，由此可派生出多种适应不同生产要求的专用技术。[4]催化裂化在20世纪里对炼油工业的贡献是人所共颂的，面对2l世纪的形势和任务，催化裂化迎来了新的挑战。预测其今后的进展，可能有两种：沿革性的进展(1)接着改进工艺、设备、催化剂，尽可能多转化一些重油，提高轻质产品收率。对我国而言，特不要在保证长周期运转上下功夫。(2)接着研究开发多产低碳烯烃的工艺，为进展石油化工和清洁燃料组分生产提供原料。(3)接着研究开发能满足市场产品需求的催化裂化工艺和催化剂。(4)为清洁生产，研究开发减少排放的工艺、催化剂、助剂，以及排放物的无害处理工艺。(5)催化裂化不要“单打”，需和其它工艺紧密配合，同步进展，包括上游的预处理和下游的二次加工工艺，例如上游的加氢、焦化、脱沥青工艺及它们的组合；下游的汽油柴油再加工工艺、各种低碳烯烃的利用工艺等。(6)劣质渣油焦化或脱沥青与催化裂化组合；对焦炭或沥青作气化联合循环发电(IGCC)的原料以及费托合成关键技术开展研究，为炼油厂达到清洁生产和生产清洁燃料开发途径。跨越性的进展。在一段时刻之内将以沿革性进展为主，同时为跨越性进展预备。顾名思义，跨越性的进展是指有全新的工艺技术出现，或在某个环节上有不于现有工艺技术．能较好地解决现有技术不尽人意之处，使催化裂化技术再跨上一个新的台阶历史上曾有许多如此的跨越性进展，例如分子筛催化剂的出现。从美国油气杂志2001年的统计材料看，全世界现有催化裂化能力已达693Mt／a。催化裂化不但不是“夕阳”工艺，而且还处于“成长”状态。我国原油大多属石蜡基或中间石蜡基，较重、较洁净，比较适合催化裂化，因此催化裂化将仍然是我国炼油的骨干工艺。但由于现有规模差不多较大，今后可能是以改造为主，以更先进的工艺技术来代替；同时进展配套的催化裂化产品后加工工艺，以满足环保对产品质量的要求。[5]1.3重油催化裂化1.3.1重油催化裂化的原料所谓重油是指常压渣油、减压渣油的脱沥青油以及减压渣油、加氢脱金属或脱硫渣油所组成的混合油。典型的重油是馏程大于350℃的常压渣油或加氢脱硫常压渣油。与减压馏分相比，重油催化裂化原料油存在如下特点：①粘度大，沸点高；②多环芳香性物质含量高；③重金属含量高；④含硫、氮化合物较多。因此，用重油为原料进行催化裂化时会出现焦炭产率高，催化剂重金属污染严峻以及产物硫、氮含量较高等问题[7]1.3.2重油催化裂化的产品重油催化裂化的产品是市场极需的高辛烷值汽油馏分，轻柴油馏分和石油化学工业需要的气体原料。1.3.3重油催化裂化装置特点重油催化裂化工艺与一般催化裂化工艺的异同点两工艺既有相同的部分，亦有不同之处，完全是由于原料不同造成的。不同之处要紧表现在，重油催化裂化在进料方式、再生系统型式、催化剂选用和SOX排放量的操纵方面均不同于一般的催化裂化工艺；在取走过剩热量的设施，产品处理、污水处理和金属钝化等方面，则是一般催化裂化工艺所没有的。但在催化剂的流化，输送和回收方面，在两器压力平衡的计算方面，两者完全相同。在分馏系统的流程和设备方面，在反应机理、再生机理、热平衡的计算方法和反应—再生系统的设备上两者差不多相同[8]。重油催化裂化工艺加氢脱硫一渣油裂化和减压渣油加氢脱硫一渣油催化裂化常压渣油加氢脱硫一渣油裂化(ARMS)和减压渣油加氢脱硫一渣油催化裂化(VRDS)此两种工艺适合于含硫量较大的重油炼制。常压渣油加氢脱硫(ARDS)与减压渣油加氢脱硫(VRDS)是固定床渣油加氢技术中的两种不同工艺。在加工高硫高金属原油时，通过ARDS或VRDS工艺对常压渣油或减压渣油进行加氢脱硫、脱氮、脱金属、脱残炭等，使加氢后的重质馏分可在催化裂化等装置中进一步轻质化，并满足一定的产品质量和环保要求。我国今后进口含硫原油的数量将不断增加，为了解决含硫原油深度加工的问题，国内目前正在进行固定床渣油加氢催化剂和工艺的研究与开发，国内炼油厂也将越来越多地考虑采纳固定床渣油加氢的技术。延迟焦化-加氢精制-催化裂化组合工艺我国许多渣油氮含量专门高，经延迟焦化后的焦化蜡油硫、氮含量(尤其是碱氮含量)专门高，这种焦化蜡油假如直接进入催化裂化装置会严峻阻碍催化裂化产品的分布和质量，并使催化剂降低活性。因此尽量增加重质油的延迟焦化处理量可多产汽柴油，且柴汽比高，增加产品的灵活性和市场适应性。尤其是焦化干气产量大，干气CH、CH含量高，可提供丰富的廉价的制氢原料，以获得廉价充足的氢源，进展加氢精制以提高焦化气柴油的品质来满足市场竞争的要求。焦化蜡油不安排(或尽可能少地作为掺炼油催化裂化处理，视加氢裂化处理量而定)，是由于其碱氮含量高，极易造成催化裂化催化剂失活，造成结焦严峻，干气产量上升，汽柴油收率降低。而安排焦化蜡油与焦化汽柴油或催化柴油混掺加氢裂化，不但可得到优质汽柴油，而且尾油又是优良的裂化原料制乙烯和催化裂化原料，同时此过程氢耗量小于单独的重质油加氢裂化。加氢精制的石脑油又是优良的催化重整的进料，增加高辛烷值低烯烃汽油产量，同时苯、甲苯、二甲苯又是化工原料，自产氢气又可平衡炼厂系统的氢气。石油焦既可外卖，又可经煅烧处理，经煅烧生产优质的煅烧焦。增加产品的附加值。炼油企业减压瓦斯油和焦化瓦斯油应重点考虑作加氢裂化原料，这一方面能够缓解喷气燃料和优质低凝点柴油市场供应不足的矛盾，另一方面能够提供相当数量的芳烃原料(高芳烃潜含量石脑油)和优质乙烯装置原料(加氢未转化油)溶剂油脱沥青-延迟焦化-催化裂化组合在炼油厂获得的总经济效益中，60％的效益来自催化裂化装置，利用这一工艺将催化裂化澄清油与减渣混合，回收澄清油中可裂化的组分进入脱沥青油，然后再返回到重油催化装置中，为催化裂化装置提供大量的原料。澄清油中的稠环芳烃进入到沥青中可改善沥青的质量。脱沥青油既可作为催化裂化进料，又可作为加氢裂化的原料。脱油沥青可作为延迟焦化进料或锅炉燃料。为了给催化裂化装置提供更多的原料，同时也为增加延迟焦化装置的原料品种，石科院与中石化广州石化总厂合作，以脱油沥青掺人减渣(掺人质量分数20％一30％)进行焦化，可转化为轻质产品的收率约为60．5％。可见将少量的脱油沥青与减渣混合作为焦化的原料，不但扩大焦化的原料的品种，也解决了一部分硬沥青的出路，也有经济效益。用脱油沥青作为焦化原料的缺点是随着沥青的掺人量增加焦炭产量也增加，焦炭的质量也越来越差，另外是使加热炉管结焦倾向增大，因此应设法改善渣油与沥青的互溶性，以增强沥青质在渣油体系中的稳定性。[9]我国自主开发的重油催化裂化后反应系统关键装备技术同时实现“三快”和“两高”，解决了重油催化裂化工艺后反应系统易结焦等世界性难题，使我国在这一领域走在了世界前列。截至目前的最新统计，该技术已推广应用于中石油、中石化50套催化裂化装置，经济效益显著。由中国石油大学(北京)通过十余年努力研发成功的后反应系统技术在多项核心技术上获得突破，达到了同时实现“三快”和“两高”的攻关目标，即油剂的快速脱离、分离催化剂的快速预汽提、油气的快速引出，以及催化剂的高效分离、高油气包容率。该技术目前已成功应用于国内50套不同构型和规模的催化裂化装置。结果表明，反应后油气在沉降器内平均停留时刻由常规的l0～20秒缩短到5秒以下，气固分离效率高达98．5％以上，从而可使轻油收率提高1．0个百分点以上，超过国内外同类技术的最高水平。该技术还可有效抑制沉降器内的结焦，延长了开工周期。和国外同类先进技术相比，该技术具有更高的气固分离效率、更好的预汽提效果以及更高的操作弹性和稳定性。该技术和装备的投资仅为国外同类技术的1／20～1／l0，具有显著的竞争优势。科研人员在系统实验研究的基础上，成功开发出了高效气固旋流分离、高效预汽提、提高油气包容率3项创新技术，并通过集成创新形成了4种新型快分系统，适用于目前所有构型的催化裂化装置，并创建了后反应系统关键装备的优化设计理论和方法。目前该项目已取得国家发明专利7项、有用新型专利2项[10]。1.4催化裂化装置研究进展1.4.1催化裂化再生装置形式单段再生的再生器的差不多形式如图1所示[11]。图1两段再生是把待生剂依次通过两个流化床进行烧焦，它是为适应重油催化裂化工艺进展起来的。两段再生是把烧碳过程分为两个时期进行：第一段，约80%－85%的总烧碳量被烧去;第二段，再用空气及在更高的温度下接着烧去余下的碳。两段再生可在一个再生器筒体内分隔为两段来实现，也能够在两个独立的再生器内实现图2管式再生采纳提升管进行催化剂的烧焦再生，提升管的表观线速为3～10m/s。为了保持提升管内催化剂呈活塞流，管上部线速较高，下部线速较低。燃烧用空气从提升管的不同高度分为3-4股送入提升管中，以操纵催化剂密度和氧浓度。氧的传质阻力和催化剂返混程度均较低，烧焦强度可达1000kg/(t.h)。烧焦用提升管长度为22m,管内烧焦量可占总烧焦量的80%左右。剩余焦炭和CO的燃烧在提升管上部的湍流床中进行。 图3快速床(循环流化床)再生催化裂化装置的烧焦罐再生确实是属于循环流化床的一种再生方式图41.4.2催化裂化反应装置形式单段提升管反应器提升管反应器要紧有提升管、沉降器、汽提段、旋分器、待生斜管等部分组成 图5两段提升管催化裂化技术在常规提升管反应系统中，预热的原料油经喷嘴进入反应器，与来自再生器的高温催化剂接触、气化并进行反应；油气和催化剂沿提升管上行，边流淌边反应，反应过程中不断有焦炭沉积在催化剂表面，使催化剂活性及选择性急速下降，对改善产品分步特不不利。针对提升管反应器的这些弊端，一些研究机构和石油公司提出了两段催化裂化的概念。20世纪70年代末，Engelhard公司开发了两段催化裂化ART—FCC工艺，其第1段要紧用来脱除原料中的残炭和大部分金属，起到原料预处理的作用，在第2段反应器中，再对改质后的原料进行常规裂化。最近，MaredlinEspeillac和PlebeCrespin取得了利用两个反应区进行烃类裂化反应的专利J。另外，石油大学正在进一步地研究两段提升管催化裂化技术，目前，已提出提升管两段催化裂化工艺(TSRFCC)_3-，其工艺原则流程。该工艺的核心是：针对现行催化裂化提升管反应器的弊端，将传统提升管反应器分为两段串联，在段间将半再生催化剂更换为再生催化剂，实现催化剂双路循环、分段反应，从而提高提升管内催化剂的平均活性和选择性，强化和改善催化裂化反应过程。石油大学(华东)胜华炼油厂0．1Mt／a工业试验结果表明，TSRFCC工艺能够极大的提高原油的转换深度，同时加工能力可增加30％～50％；能够显著改善产品分布，轻质油收率可提高3—4个百分点，干气和焦炭产率降低2个百分点；汽油的烯烃含量降低，柴油的十六烷值增加。 图6两段提升管反应器的作用原理催化剂接力原理所谓催化剂接力是指当原料进行短反应时间后、由于积炭而使催化剂活性下降到一定程度时，及时将其与油气分开并返回再生器再生，需要接着进行反应的中间物料在第二段提升管与来自再生器的另一路催化剂接触，形成两路催化剂循环。两段提升管重油催化裂化技术在提高中间目的产物产率的同时能够提高目的产品的选择性，从而显著改善产品分布。分段反应原理所谓分段反应确实是让不同的馏分在不同的场所和条件下进行反应，排除相互干扰。第一段提升管只进新奇原料，目的产物从段间抽出作为最终产品以保证收率和质量，难以裂化的油浆和回炼油(循环油)单独进入第二段提升管，从而提高原料转化深度、改善产品分布。短反应时刻两段提升管重油催化裂化工艺技术采纳分段反应，总反应时刻一般为2S左右。大剂油比两段提升管技术采纳两段反应，第一段反只达到较小的转化程度，进入分馏塔将柴油分出，使进第二段提升管循环油的量明显增加，故使循环催化剂对新奇进料的剂油比得到大幅度提高，反应过程的催化作用得到显著强化[12]。图71.4.3催化裂化反应—再生两器排布方式按反应器（或沉降器）和再生器布置的相对位置的不同可分为两大类：①反应器和再生器分开布置的并列式；②反应器和再生器架叠在一起的同轴式。并列式又由于反应器（或沉降器）和再生器位置高低的不同而分为同高并列式和高低并列式两类。同高并列式要紧特点是:①催化剂由U型管密相输送;②反应器和再生器间的催化剂循环要紧靠改变U型管两端的催化剂密度来调节；③由反应器输送到再生器的催化剂，不通过再生器的分布板，直接由密相提升管送入分布板上的流化床能够减少分布板的磨蚀。 图8高低并列式特点是反应时刻短，减少了二次反应；催化剂循环采纳滑阀操纵,比较灵活。同轴式装置形式特点是：①反应器和再生器之间的催化剂输送采纳塞阀操纵;②采纳垂直提升管和90°耐磨蚀的弯头;③原料用多个喷嘴喷入提升管。 图91.4.4提升管末端快速分离器提升管末端采纳快速分离技术能够缩短反应生成物在反应提升管内的停留时刻，防止过度裂化．本世纪60年代中期出现了沸石催化剂，沸石催化剂的出现是催化裂化进展史上的里程碑，其优良的性能使反应需要的时刻从使用硅铝催化剂的几分钟缩短2～3秒钟，因此进展了提升管反应器和提升管末端快速分离技术。国外提升管末端快速分离技术的进展UOP的提升管末端快速分离技术S&W公司的提升管末端快分技术国内提升管末端快速分离技术现状国惠最早设计的提升管FCCU采纳伞帽提升管末端快速分离装置，其特点是压力降小，分离效率低。该提升管末端快速分离装置后来专门少采纳中期设计的装置多采纳T形和倒L形快速分离装置，前者多用于并列式，后者多用于同式装置，两种快速分离装置均靠惯性进行分离，其效率为70％～80％。近期设计的装置多采纳三叶槽、弹射或粗旋风分离器快速分离装置。弹射快速分离装置用于并列式装置，80年代曾在工业装置上试用，由于开工时期发生催化剂跑损而未得到广泛应用。[13]第一类第一类快速分离器特点是：快速分离器内压力略高于沉降器内压力，设置料封，使油气按指定的方向流淌。单独设计开口让汽提蒸汽进入旋风公离器系统。该快速分离器是一种密闭快速分离器。该快速分离器分三种形式可分不与国内的T形、倒I形和粗旋风分离器快速分离器配匹。 图10第二类快分器特点：沉降器内压力略高于快分器内压力，汽提蒸汽经快分器与反应油气一进入旋风分离器系统。是一种半封闭快速分离器。 图11近期出现了一些新技术(如敞口式、多种直联或紧接式、高效封闭偶合式提升管旋风分离器)，已把提升管终端油剂快速分离结构进展到了第3代产品。近年来UOP公司又开发了带有预气提的分离器，油气在沉降管内的停留时问已由1rain降到10～5S。VDS和VSS两种快分技术也对提升管末端快速分离做了改进，即在粗旋下部加了一个预气提器，形成两级气提和在提升管出口端加有弯成一定角度的弯臂，使油剂混合物以旋流形式导出7J。S&W公司最新型式的提升管末端装置(RTD)为Ramshom分离器或轴向分离器，这种RTD的特点是气体分离更快，压降更小，提升管顶端可活动，可幸免催化剂带入主分馏塔，同时操作方便。s&w公司提升管后冷技术L9J是在粗旋油气出口处注入一股急冷剂，以降低提升管反应器后沉降器稀相的温度，从而降低油气温度，同样能够使油气2次反应与热裂化反应减少，使轻质油收率提高约2％，于气和焦炭产率下降。AXIAL型旋风分离器在设计中加入了小的缓冲空间以保持所需压力。我国自行开发的PV型旋风分离器结构简单，配以完整的优化设计方法可将总分离效率达到99．99％，总压降9．3kPa，平均催化剂单耗从原来的0．81kg／t降至0．4kg／t[14]。1.4.5进料雾化喷嘴进料雾化是重油催化裂化工艺的关键技术之一，近年来许多研究单位致力于高效雾化喷嘴的开发研究，应用比较广泛的有Total公司的靶式喷嘴、UOP公司的Optimix喷嘴、Kellogg公司的Atomax喷嘴、中国科学院的KH喷嘴、中国石化工程建设公司(SEI)的BWJ喷嘴及中国石化集团洛阳石油化工工程公司(LPEC)的LPC喷嘴等。工业应用结果表明，性能良好的进料雾化喷嘴可提高轻质油收率，降低焦炭和干气产率，改善产品分布，防止反应系统结焦，是保证装置长周期运行的关键设备。因此，国内外对进料喷嘴的改进都特不重视。LPH。1型重油进料雾化喷嘴是LPEC在LPC喷嘴基础上开发出的新一代高效进料雾化喷嘴，该喷嘴操作弹性大、压力降低、喷射速度适中，雾化效果好。LPH一1重油进料雾化喷嘴有以下优点：(1)雾化蒸汽用量小(只有3％)，能够降低装置能耗；(2)压力降低(只有0．25MPa)，能够降低进料机泵的电能消耗；(3)该喷嘴为低速喷嘴，可减少催化剂的冲击破裂，催化剂消耗降低了1．83％。(4)雾化效果好，催化剂与油气接触充分，减弱了热裂化反应强度，焦炭、干气产率降低了0．51个百分点，轻液体收率增加1．93个百分点[15]。新型催化裂化进料雾化喷嘴开发洛阳石油化工工程公司(LPEC)工程研究院投人大量资金，建立了占地面积为20m×6m的大型进料喷嘴雾化试实验室，配备了先进的粒度测试分析仪器——美国TSI公司的激光相位多普勒粒子分析仪(PDPA)，以及喷嘴雾化试验台和压力、流量的测试、计量和操纵设备，可实时测量雾化颗粒的粒度、速度、压力和流量等参数，还可进行喷嘴内部流体流淌显示。LPEC从20世纪80年代开始研发工作，通过反复的实验室冷试、中试、半工业试验、工业试验和优化筛选等过程，研制出了LPC型喷嘴，并应用于生产装置上，取得了良好效果和经济效益。[16]CS-Ⅱ型重油催化裂化进料喷嘴的特点(1)CS-Ⅱ型重油催化裂化进料喷嘴(简称cs一Ⅱ喷嘴)采纳矢量操纵技术等最新研究成果，使进料的雾化效果更贴近催化裂解装置实际。在降低干气、生焦率、提高总液体收率方面表现出优良性能的同时，抗结焦性能突出，能够提高装置的处理量和渣油掺炼量。(2)采纳了低速射流技术，不破坏催化剂，减轻了射流对喷嘴的冲蚀，在保持设计工况条件下，能稳定使用3a。(3)采纳了低汽耗(雾化蒸汽量5％)、低压力降(喷嘴压力降<0．4MPa)二次进气，多级雾化的设计理念，在突出节能的同时，实现了对劣质油的高效雾化。(4)操作弹性大，可在设计值±30％范围内自如操作，不出现“油汽抢量”、振动和啸喘等现象，始终保持喷嘴的平稳运行。(5)在喷头球面上方设置了若干汽幕孔，用来屏蔽射流形成的低压液雾区，以防提升管结焦。CS-Ⅱ型重油催化裂化进料喷嘴应用效果(1)CS-Ⅱ喷嘴设计合理，除雾化蒸汽用量比设计略高外，其它运行参数均在设计值范围之内。操作弹性达到±30％，投用后运行平稳，未产生任何异常现象。(2)CS-Ⅱ喷嘴降低焦炭及干气产率效果明显，在原料性质变差，其它操作条件不变的情况下，总液体收率比改造前提高了1．47个百分点，生焦率降低了0．93个百分点，干气产率降低了0．47个百分点。(3)由于CS-Ⅱ生焦率低，在装置原料变重、再生器热量过剩、主风机满负荷情况下，有利于提高装置渣油掺炼率或提高装置加工能力，初步可能与改造前相比，加工能力至少提高6t／h。同时由于生焦率降低，装置能耗降低。(4)由于CS-Ⅱ喷嘴属于低压力降、低流速喷嘴，不仅有利于幸免催化剂破裂，保持催化剂活性，降低催化剂单耗，而且还有利于减轻喷嘴磨损，保证喷嘴长周期稳定运行。(5)投用CS-Ⅱ喷嘴后，不包括提高加工能力及降低加工能耗所增加效益，只因产品分布改善就增加效益，显著地提高了公司的经济效益[17]。1.4.6空气分布器空气分布器是FCCU再生器系统的关键设备，空气分布器设计的好坏将直接阻碍催化剂的跑损和再生效果，直接阻碍装置的经济效益和生产周期。国内外空气分布器的情况：国外早期设计的FCCU再生器多采纳分布板，后来的设计多采纳管形分布器。从引进的几套装置来看，单环(或双环)分布器效果不甚理想，且大直径的不锈钢环管质量要求较高，加工制造较困难。国内早期设计的同高并列式装置采纳分布板，由于大型流化床分布在高温下变形严峻而阻碍生产，80年代以后陆续更换为管型分布器。近期设计的装置也多采纳管形分布器。国内设计的管形分布器也因装置再生器的型式不同有多种形式，见图。图１－a为分布板，现国内专门少采纳。 图12１－b为圆环型分布管，用于并列式装置，与树枝状分布管相比制造难度相对较大，因此这种分布器现在也少采纳。图1－c为树枝分布管，这是目前应用较多的一种型式，各支管均为能自由伸缩直管，且容易加工制造，图1－c用于并列式装置，图1－d用于同轴式器内两段再生，图1－e用于中小型同轴式装置，图1－f和图1－g用于大型同轴式装置。空气分布器的设计空气分布器的设计应满足下列要求：①将主风在流化床内分布均匀；②操作弹性大不因高温热膨胀和催化剂磨损而损坏分布器；③设备简单21分布器形状和类型空气分布器的形状应结合再生器的型式确定，力求尽量简单，便于制造加工，目前，国内分布板的热膨胀变形问题尚未解决，尤其是大型流化床。因此，应首先考虑树枝状管形分布器。分布器尺寸的确定一般主管、支管、分支管的气体速度为20m／s左右，值得注意的是：分支管根数较多，且长短不等，在计算管径时一般总根数用平均速度计算来确定管径然而，短的分支管上布嘴较少，使短分支管中气速低于平均速度，而长的分支管上布嘴较多，使长分支管中气体速度高于平均速度。如过高则可能导致催化剂被吸人(在分支管的根部)而磨坏分布管。因此在分支管喷嘴排定后．需依照实际喷嘴数核算长分支管气速，如超过喷嘴气速的三分之一，则需加大分支管直径。分支管间的间隙前认为分支管间的间隙的气速操纵在1．5m／s左右．目的是起到空气再分配作用，而现在认为1．5m／s左右的气逮造成的压力降专门小．起不到空气再分配的作用。分布管的压力降分布管喷嘴的压力降最小应不小于床层静压的30％，使空气进人每个喷嘴的空气量相同和使喷出的气泡具有一定的能量在床层中分布均匀，幸免沟流和腾涌。注意以下两种情况，一是在快速流化床中尽管快速床对分布器压力降的要求比床层低，但从幸免分布器磨损角度来看，其压力降也不宜过低。二是应该强调分布器起作用的是喷嘴的压力降，还应注意该压力降与工业装置仪表指示数据的差不如某厂FCCU再生器流化不理想，催化剂跑损大，而仪表指示为0.005～0.007MPa，大概也正常，然而扣除侧压管问库层的静压等，喷嘴的压力降只有0．003MPa。堵孔后。催化剂跑损大为减少[18]。1.4.7结语对我国来讲，催化裂化进展仍应结合我国炼油工业面临的实际情况，努力提高催化裂化技术水平，尽快形成具有我国特色的催化裂化工艺技术。目前我国原油不足，劣质油增加专门快，再加上国内对油品的需求不断增长，特不是轻质油品的需求增长更快，因此，从整体上考虑，我国催化裂化的进展方向仍是接着加快渣油FCC新技术的开发和建设，以提高炼油厂整体经济效益。进展加氢处理——催化裂化组合工艺，降低有害物质排放，实现清洁生产，优化设计和操作，提高目的产品收率，实现长周期运转，实现大型化，提高操纵和治理水平，扩大功能向化工领域延伸，提高FCC装置加工量和重油掺炼比，接着开发和推广应用新技术，积极采纳FCC过程操纵技术，要开发具有先进性的适用范围广泛的FCC装置通用优化软件。催化裂化装置除了采取措施达到清洁燃料的新标准外，可因地制宜，多生产乙烯、丙烯，向石油化工方面延伸，更好地实现炼油化工一体化，这是企业抗击市场风险能力的重要措施，也是以后炼油厂进展的一个重要趋势。增加掺渣比同时生产清洁燃料的新催化裂化工艺以及炼油与石油化工一体化的新催化裂化工艺将是近期技术开发的热点。2设计讲明2.1加工方案的确定及装置形式的选择2.1.1加工方案首先，从催化裂化产品产率和产品质量情况能够看出，催化裂化过程的要紧目的是生产汽油，汽油产率为30%~50%。依照我国国情，交通运输和农业的进展，对柴油的需求量专门大，通过调整操作条件或采纳新的工艺技术，可在生产汽油的同时，尽可能提高柴油的产率，这也是我国催化裂化技术的一大特点。其次，由催化裂化要紧反应可见，在烃类的催化裂化反应过程中，裂化反应的进行，使大分子分为小分子的烃类，这是催化裂化工艺成为重质油轻质化重要手段的全然依据；而氢转移使催化汽油饱和度提高、安定性好；异构化、芳构化反应是催化汽油辛烷值高的重要缘故。鉴于催化裂化的目的是生产高辛烷值，低烯烃汽油。因此选用催化裂化生产汽油。2.1.2装置形式的选择本设计装置形式采纳烧焦罐式反应再生系统。反应器采纳直提升管式反应器，由于分子筛催化剂的含碳要求比较严格，必须采纳高效完全再生，烧焦罐式再生器能够实现高效完全再生，使再剂含碳量降低到0.1%以下，故再生器选用烧焦罐式再生器。2.2流程讲明2.2.1反应再生系统提升管反应器的进料由两部分组成，一部分为常压渣油，另一部分为从分馏塔下过来的回炼油和回炼油浆。常压渣油由渣油罐流入装置，通过渣油泵（P201/A.B）加压，然后依次通过顶循环回流油——渣油换热器（E202/A.B），一中段回流油——渣油换热器（E202A.B），油和浆渣油换热器（E203/A.B）换热，使渣油预热至300℃左右，送至提升管反应器（R101/1）的上部进料喷嘴。回炼油从分馏塔第二层塔板上抽出，并用回炼油泵（P202/A.B）加压后送至提升管反应器的下部回炼油进料喷嘴。油浆从分馏塔底抽出，用油浆泵（P203/A.B）加压后送至提升管反应器下部的回炼油进料喷嘴在开工和非正常操作的情况下，渣油进料靠加热炉（F201）预热后再进反应器。当发生事故时，要紧切断反应器进料，同时把进料转送至分馏塔的第二层塔板上，并立即打开提升管反应器的事故蒸汽，以保证两器的压力平衡催化剂的正常循环。提升管反应器（R101/1）进料与来自再生器（R103/3）的高温催化剂接触，迅速汽化并进行反应，反应生成的油气与催化剂一起经提升管顶部的T型快速分离器分离后，90%以上的催化剂落入气提段，少量催化剂随油气一起进入沉降器（R101/2）的三组一级旋风分离器。通过旋风分离除去夹带的催化剂之后，油气由顶部出来进入分馏塔（T201）落入气提段的催化剂上沉积了一定量的焦碳并吸附了一定量的油气，这些待生催化剂经气提蒸汽气提后，经待生斜管进入再生器底部预混合管，在预混合管中，与从外取热器下来的再生催化剂进行均匀混合之后，在主风的作用下，进入再生器的一密相进行烧焦再生。烧焦用的空气是由能量回收机组(M101)的主风机加压至0.36MPa(绝)，再经辅助燃烧进入预混合管，与催化剂一起进入一密相烧焦。催化剂上的积碳专门快燃烧放出大量的热，使一密相的温度高达700℃之多，然后催化剂和烟气经稀相管进入再生器的沉降段.催化剂进入再生器二密相并与主风机来的二段主风家畜接触松动后，经再生斜管送至提升管反应器，还有一部分进入外取热器与冷水进行换热。进入稀相段的烟气，经九组旋风分离器和三级旋风分离除去携带的催化剂之后，送至能量回收机组的烟气透平进行膨胀作功。从透平出来的376℃左右的烟气，经余热锅炉进一部汲取只有排入烟囱放入大气。在三旋出口至余热锅炉的烟气管线上装有双动滑阀，正常操作时，双动滑阀仅作为烟机入口蝶阀的旁路阀和烟气入口蝶阀分程操纵再生器压力，当烟气透平出现故障或开停工时，双动滑阀自动切入，操纵再生器压力，烟气全部通过双动滑阀进入余热锅炉。2.2.2分馏系统在自沉降器(R101/2)的反应油气进入分馏塔(T201)底部，底部设有人字行挡板，反应油气在挡板上与油浆逆流接触，一方面洗去油气中携带的催化剂，另一方面使油气脱过热，饱和油气进入第一层塔板开始分馏.分馏塔顶油气约150℃，经分馏塔顶油气—热水换热器（E204/ABCD）以及分馏塔顶油气在V203中气液平衡得到的粗油气，由粗油气泵（P204/AB）加压后送至汲取塔（T301）作为汲取剂，气液平衡得到的富气引至压缩机（C301）加压至1.4MPa(绝)。从分馏塔顶油气分离器（V203）冷凝下来的水由富气水洗泵后作为压缩富气的洗涤水。从分离20，22层上来的轻柴油自流入轻柴油气提塔（T202）经蒸汽气提后的轻柴油约为225℃，轻柴油由轻柴油泵（P205/AB）加压，先经轻柴油—富汲取换热器（E206）与来自再汲取器的富汲取油换器，再经轻柴油热水换热器（E207）与锅炉给水进行换热之后，一部分轻柴油经柴油冷却器（E208）冷却至60℃作为产品出装置。另一部分轻柴油经贫汲取油冷却器（E209）冷却至40℃，送至再汲取塔（T303）作为汲取剂。汲取后的富汲取油经（E206）换热至150℃返回分馏塔第24层，分馏塔还设有四个循环回流进行取热：顶循环，一中循环，二中循环以及油浆循环。顶循环由顶循环油浆（P206/AB）从28层抽出，温度为165℃左右，顶循环油先经顶循环回流油—热水换热器（E220/AB）与循环水换热，使顶循环回流油冷却至90℃返回31层。中段回流油由一中回流油泵（P207/AB）从15层下的集油箱中抽出，温度是270℃，先送至稳定塔重沸器（E308）与稳定塔（T304）底油换热，换热后的温度约为245℃，然后经一中循环油—渣油换热器（E202）与渣油进料进行换热，再经一中循环油蒸汽发生器（E211）发生低压饱和蒸汽与热水换热器（E212）换热，一中段回流油被冷却至190℃返回分馏塔第19层。二中循环从分馏塔第三层抽出，由二中循环油泵（P208/AB）加压二中段回流油蒸汽分离器（E213）发生装置所需的蒸汽，二中回流汽油被冷却至280℃返回分馏塔第5层。油浆由分馏塔底抽出由泵（P203/AB）加压打出后分成两路，一路送提升管反应器，一路经油浆—渣油换热器（E203/AB）与原料渣油换热后，经油浆蒸汽发生器（E214）发生装置所需的蒸汽。油浆被冷却至290℃返回分馏塔第一层塔板下的溢流盘上，也油一部分返回分馏塔顶，用以操纵分馏塔底的温度。2.2.3汲取稳定系统经气体压缩机（C301）压缩至（绝）1.4MPa的压缩富气汇合富气水洗泵(P209/AB)加压后的洗涤水，以及来自汲取塔底的汲取油和来自解吸塔(T302)顶的解吸气，再压缩富气冷凝冷却器(E301/ABCD)冷却至40℃，进入气压机出口油气分离器(V302)压缩富气再油气分离器中进行气液分离，所得到的油气汲取塔底部进入汲取塔，与塔顶下来的汲取剂进行逆流接触。汲取过程中放出的热量，由两个中段回流取走，一中段是由25层抽出取热后返回24层，二中段是从9层抽出，取热后返回8层，从汲取塔抽出的贫气进入再汲取塔(T303)K底部与汲取轻柴油进行逆流接触，汲取气体中携带的油气组分，被汲取的气体从再汲取塔顶出口作为产品送出装置，还有少部分送到提升管反应器的预提升段。气压机出口油气分离器(V302)中，气液分离得到的凝缩油解吸塔进料泵(P301/AB)抽出经解吸塔进料换热器(E302)加热至80℃，进入解吸塔下部。解吸塔底由重沸器(E303)提供热量，以脱出富气汲取油重C2组分，解吸塔底脱乙烷汽油由稳定塔进料泵(P302/AB)从解吸塔抽出，经稳定塔进料换热器底与稳定汽油换热，使脱乙烷汽油达160℃进入稳定塔中部。稳定塔(T304)底由稳定塔底重沸器(E305)提供热源，C4以下的轻组分从稳定塔出来，能干稳定塔冷凝器(E306)冷却后进入稳定塔回流油罐(V303)进行气液分离，气液平衡后得到的液化石油气由稳定塔回流油泵(P303/AB)从回流油罐重抽出，一部分作为稳定塔顶回流送至稳定塔顶部；另一部分作为产品送产品精巧加工工序，稳定汽油至稳定塔底重沸器出来，经稳定进料换热器(E307)，解吸塔进料换热器(E302)，稳定汽油—热水换热器(E308)，稳定汽油冷却器(E309)分不与脱乙烷汽油，凝缩油，循环水换热，然后被冷却至40℃，大部分作为产品送出装置。小部分用稳定汽油泵(P304/AB)加压后，作为汲取塔的汲取剂送至汲取塔顶部。2.3要紧操作条件反应——再生系统操作参数，在催化裂化装置的生产中，我们总希望装置有较大的处理量、较高的目的产品产率、较好的产品质量和较低的消耗，已收到最好的生产效果和最高的经济效益。为了达到那个目的，我们必须掌握各种操作参数之间的关系及相互阻碍的规律，实现理想的平衡操作和最有化生产。关于产品产率和产品质量来讲，这些条件都有其专门的阻碍。由于催化裂化反应的复杂性，尤其在工业装置上，许多操作参数是相互联系的，又是相互制约的，常常在改变某个参数时会引起其他条件的变化。因此，我们必须在了解每个条件单独阻碍的基础上，在操作中作综合分析，从而选择合适的操作条件。2.3.1再生温度再生温度是阻碍烧焦速率的最重要因素之一。烧焦速度与再生温度成正比，提高再生温度能够大大提高烧焦速度。在600℃左右时每提高10℃，烧焦速度能够提高约20%。然而，提高再生温度受到催化剂水热稳定性和设备结构以及材料限制。关于常规再生来讲，若使用硅酸铝催化剂再生温度一般在580-600℃。若使用分子筛催化剂可在650℃左右操作，但要考虑二次燃烧的限制。关于完全再生，可在680-700℃下操作。关于再生器为两器两段的再生装置，可提高再生温度到更高的温度。取再生温度T再=710℃2.3.2再生压力再生压力是指再生器的顶压，因为再生器和反应器是相通的，两器的压力是相互关联的。因此还要考虑反应器与再生器的两器平衡。因为只有反应、再生两器达到压力平衡，才能保证催化裂化稳定的进行。再生压力对烧炭速度也有一定的阻碍，可参照烧炭速度方程（CBR公式）。然而值得考虑的是，再生压力高，要求主风机出口压力提高，同时再剂携带烟气增多，烟气的压降随之增大，烟气中催化剂夹带量增大，这是提高压力的不利因素一般情况下，再生压力取值为0.27-0.31MPa（表压）取再生压力P再=0.29MPa2.3.3再生烟气中过剩氧含量再生烟气中过剩氧含量标志着再生器中的氧分压，过剩氧含量越大，烧焦速度越大，过剩氧含量增加，导致空气量增加。氮气含量增加，因此动力消耗大，对经济效益不利。烟气中的过剩氧含量是一个操作变数，它要紧受二次燃烧的限制，常规再生操纵0.5到2%。完全再生装置由于消除了二次燃烧的可能性，一般操纵在3-5%。大大强化了再生过程。取过剩氧含量O2（过）=3.0%2.3.4反应温度反应温度是指提升管反应器的出口温度，反应温度是催化裂化反应的最要紧的阻碍因素之一，反应温度对反应速度，产品分布，产品质量都有专门大阻碍。温度高则反应速度加快，能提高转化率，但温度对裂化反应速度阻碍比催化裂化阻碍大得多。当温度提高到500℃以上时。热裂化的比重逐渐增大，只是气体中C1，C2增多，产品不饱和度增大。只是，即使如此，仍以催化裂化反应为主。由于催化裂化为平行顺序反应，而反应温度有对各类反应的反应速度有不同阻碍。因此改变温度就会阻碍产品分布和产品质量。如转化率不变，提高反应温度，汽油及焦炭降低，因此，气体产率增加，而且由于提高温度对促进分解反应和芳构化反应速度提高的程度高于氢转移反应，因此使汽油中的烯烃和芳烃含量有所增加，故汽油辛烷值提高，一般工业生产的反应温度常依照生产不同方案采纳460-520℃一般用510℃取反应温度T反=510℃2.3.5反应压力反应压力是指反应沉降器的顶压，反应压力要紧依照再生压力和催化裂化反应要求来确定。提高反应压力确实是提高反应器内的油气分压，油气分压的提高以为着反应浓度的增加。因此反应速度加快，从而提高了转化率。压力的变化对产品的分布也有专门大的阻碍:提高反应压力，生焦率上升明显，干气产率也会增加，汽油产率有所降低。在生产中，希望最大限度的降低焦炭产率。另外，为了保证分馏塔等设备的正常压力操作，反应压力的选择也不能太小。实际操作中，反应——再生器之间须保持一定的压差。一般取值为0.25-0.29MPa（表压）取反应压力P反=0.28MPa(表压)2.3.6焦中氢碳比（H/C）焦中氢碳比能够阻碍烧焦的放热情况。焦中氢碳比越大，反应深度大，缩合多，脱氢多。计算式如下：H/C=[8093-0.425（CO2+O2）-0.257CO]/[CO2+CO]其中：CO2--CO2在干烟气中的体积分数CO--CO在干烟气中的体积分数O2--O2在干烟气中的体积分数2.3.7反应时刻反应时刻是指催化剂与油气的接触时刻，对提升管反应器确实是油气在提升管中的停留时刻，催化裂化反应是一个平行顺序反应，反应时刻对反应深度和产品分布都有专门大的阻碍。工业上一般取1-4S，加工渣油是采取更低的反应时刻，以降低生焦率。取反应时刻T反=3S2.3.8烟气中CO与CO2比值（CO/CO2）那个比值与再生器的形式有关系。标志着不完全燃烧和完全燃烧。本设计再生器采纳高效完全再烧的烧焦罐，并利用助燃剂，实现完全再烧。则取CO/CO2=02.3.9原料的预热温度不同的原料和不同结构的原料喷嘴对预热温度有不同的要求。预热温度对进料雾化效果有专门大阻碍，对产品质量和收率有不同程度的阻碍。同时，渣油的催化裂化不同于馏分油的催化裂化，馏分油的催化裂化过程是气固两相反应而渣油催化裂化是气固液三相反应，队伍话要求更高。雾化效果好则相同转化率条件下焦炭和气体产率下降，轻质油收率上升。雾化效果差，则焦炭产率上升。一般情况下预热温度高，雾化效果好。渣油（重质油）预热温度一般比馏分油低一些，因为生焦大，再生系统生产的热量能够与新奇原料换热。取原料的预热温度T预=260℃2.3.10再生剂含碳量（定碳）分子筛催化剂对再生剂的含碳量十分敏感。再生剂含碳量过高，分子筛催化剂活性和选择性都会下降，因而大大降低了转化率，汽油产率，溴价上升，诱导期下降。汽油方案再生催化剂含碳量应该低于0.2%，有些装置要求低于0.05%。取再生剂含碳量为0.05%。2.4装置设备的特点（1）由于原料的性质，决定了装置属于热过剩类型，为了取走过剩热量。设计采纳了下流式可调外取热器。（2）采纳带有预混合管的高效烧焦罐再生器，进一步强化催化剂再生，使催化剂碳含量降至0.05%以下，充分发挥催化剂的选择性。（3）采纳高温短接触时刻和气固接触良好的提升管反应。提升管采纳上下回径，出口安装T型快速分离器，以终止幸免裂化二次反应，缩短剂油接触时刻。提高分离效率。（4）为加强原料雾化效果，采纳喉管式高效进料雾化喷嘴，操纵出口线速度达70-90%m/s可使油滴分离为平均直径小于100微米的雾滴，同时，改善油剂接触，适当加大进料的雾化蒸汽量，改善原料的雾化条件。（5）采纳再生催化剂金属钝化技术，抑制重金属的污染，同时对降低氢气和焦碳的生成是有效的。设计采纳Y-15催化剂，使用钝化剂液收效果提高，气体及焦碳产率下降。（6）采纳一氧化碳助剂燃烧完全再生，幸免二次燃烧。（7）气提段挡扳式选择十层环型挡扳，空气分布器采纳分布管结构。（8）反应器和再生器顶出口设计为外集气室。外集气室结构简单，耐高温，能够幸免原来内集气型结构复杂，高温下受压力阻碍大，容易变形断裂等缺陷。这渣油催化裂化高反应温度高再生温度十分有利。2.5能量回收依照设计条件，烟气从再生顶部出来的温度在700℃左右，压力在0.29MPa（表）左右。因此要回收烟气似的压力能和热能。延期通过二级旋风分离器进一步除去催化剂粉尘之后，送入主风系统。采纳烟气透平、主风机、变速箱、电动发电机同轴串联的形式。通过透平回收烟气的势能作功之后烟气的势能还专门高，故还需进一步设置余热锅炉以汲取烟气的显热。出余热锅炉的烟气温度操纵在200℃左右，压力接近于大气压，通过烟囱排入大气中。开工时采纳电启动主风机，正常生产时靠透平作功带动主风机和发电机。主风机选用MCL1003型四台。该机的性能入口流速：1550m3/min；出口压力：0.34MPa；轴功率：5603KW2.6环境爱护渣油催化裂化的环保问题是由其原料的专门性决定的。治理难度远远超过馏分油催化裂化、渣油催化裂化的原料中污染物质含量的增加，在反应的过程中油品精制过程中又需要将其储存，因此其污染物的排放也随之增加。渣油催化裂化的环保治理技术是渣油催化裂化技术一个不可分割的要紧组成部分。渣油中含有