催化裂化优化讲座课件

催化裂化优化讲座

中国石化工程建设公司2010-10-17催化裂化优化讲座概述催化裂化优化的内容和目标催化裂化的主要变量工艺计算装置结构与原料、安全、产品分布、能耗、物耗的关系现有装置的定性分析与定量优化一、概述二十一世纪以来，世界原油的一次加工能力仅增加4.67％，而催化裂化的加工能力却增加了15.02%，催化裂化占原油一次加工能力也由2001年年初的16.86%提高到2006年的18.52%，仍然占据原油深度加工的首位。我国催化裂化自1965年诞生以来，经过40多年的发展，截止到2005年全国已有催化裂化装置131套，总加工能力达到10563.0万吨/年，占原油一次加工能力的29.95%，成为仅次于美国，居世界第二位的催化裂化装置大国。随着我国国民经济的持续快速发展，石油消费已进入高速增长阶段，其中主要原因是交通运输燃料的增长。据中国石化股份有限公司炼油事业部统计，2005年成品汽油中催化裂化汽油占74.74%，成品柴油中催化裂化柴油占21.08%～24.13%，这种状况今后也不会有较大的改变。伴随着中国经济的快速发展，中国石化装置的负荷率由2001年的80.39%提高到2005年的99.64%。由此可见，催化裂化在原油深度加工、提高轻质油收率、炼化一体化生产及炼油厂经济效益等方面一直发挥着非常重要的作用，近期及将来都将是中国石化企业的核心工艺装置。催化裂化在炼油厂加工总流程中的重要作用及其对全厂能耗、物耗的举足轻重的地位，决定了催化裂化装置优化的重要意义。二、催化裂化优化的内容和目标近年来，国内催化裂化装置所面临的主要课题：（1）原料的适应性

（2）产品分布的灵活适应性

（3）产品质量方面的压力与新课题

（4）可持续发展对催化裂化节能降耗的客观需要

（5）长周期稳定安全运行的要求（1）原料的适应性上世纪九十年代，国内催化裂化装置主要面临的课题是原料的重质化、劣质化趋势，以及在此趋势下追求良好的产品分布与安全稳定长周期运行。为此开发了大量的新工艺、新技术和新设备，这其中包括各种类型的高效进料雾化喷嘴、提升管快分、提升管反应环境的优化技术、各种形式的内、外取热技术、适应不同原料和再生要求的再生技术等。随着本世纪初环境保护呼声日益高涨的客观要求，对炼化企业的燃料产品的质量控制日趋严格，目标瞄准在当今国际上严格的欧洲燃料标准，对炼油厂的主要燃料生产装置催化裂化的产品性质及其生产过程中的环境污染尤其是大气污染提出了更为苛刻的要求，客观上促进了催化裂化原料的适当优质化，这集中表现在新建的大型炼化企业中，通过加工总流程的匹配（如配置一定规模的焦化装置）和催化裂化原料经加氢预处理加以改质，大大改善了催化裂化装置的原料性质。（1）原料的适应性但是，必须清醒地认识到，随着对进口原油的依存度的提高，我国在国际石油产地争取较大规模的经济油种的努力受到多方面因素的限制，不可能象美国等西方发达国家在主要石油产地长期经营得到的大宗便宜的份额油，我们主要的原油资源大多来自于国际期货和现货市场，因此原油的价格、性质等主要经济指标很难做到稳定优化，这为我国炼油厂的加工总流程的优化配置增加了困难，同时国内燃料市场的瞬息万变，客观上要求我国的催化裂化在新时期转变设计、生产模式，向优化、精细化、定向化方面努力的同时，仍然要保持与国外催化裂化装置显著不同的技术路线和设计思路，即适当宽泛的原料性质、加工负荷与产品方案的灵活性。（2）产品分布的灵活适应性自本世纪初以来，国内对燃料结构的要求，经历了几次较大的变化，从追求液化气和丙烯，到增产柴油、追求炼油企业乃至催化裂化装置的柴汽比，到今天的限产柴油、增产汽油，同时不同地域、不同时期，对产品分布的要求也大有不同。这就要求作为主要的燃料和轻质烯烃生产装置的催化裂化装置，具有在一定范围内灵活的市场应变能力，对设计和生产操作、管理等方面都提出了更高的要求。（3）产品质量方面的压力与新课题催化裂化装置主要目的产品汽油面临的质量压力主要是烯烃和硫含量。硫含量通过催化裂化技术本身可以得到一定程度的控制，但本质上还是决定于原料性质，从根本上降低产品调和汽油的硫含量还是需要通过相关的配套技术（如S-ZORB、汽油选择性加氢、CDTECH等）来加以解决。而催化汽油中的烯烃含量近几年以来一直是困扰催化裂化产品质量升级的主要矛盾之一，而降低催化汽油烯烃含量的有效且经济的措施主要集中在催化裂化装置本身，围绕着这一课题，近来各有关科研单位、大学所开发的诸多降低催化汽油烯烃的技术都取得了较为满意的进步，不同的技术，其适应性和对催化裂化生产效果也构成了不同的影响，因此，需要在各种技术的选取中充分考虑各方面的因素。（4）可持续发展与催化裂化节能降耗催化裂化一直是炼油厂的耗能大户，同时也是产能大户。催化裂化反应生成的焦炭，占据了催化裂化装置能耗乃至全厂能耗的很大一部份，其公用工程消耗也很大，同时，由于催化副产的燃料瓦斯和再生过剩热产生的蒸汽较大，对全厂的动力平衡影响巨大。因此，优化催化裂化的用能与产能，尽量降低装置能耗，对提高催化裂化装置和全厂经济效益，是十分有益的，这也是近年来催化裂化装置技术进步的主要课题之一。（5）长周期稳定安全运行的要求催化裂化装置安全稳定和长周期运行是最大的效益基点。因原料重质化、劣质化带来的各方面隐患，很长时间内都在困扰着催化裂化装置的安全稳定长周期运行。虽然近来因原料适度优化，这方面的难度有所降低，但在一定程度上仍然是设计、生产、管理等各方面的工作重点。综上所述，催化裂化装置的优化，将主要围绕着上述五个方面进行。同时，因上述目标在某种程度上又有所矛盾，因此，优化工作将主要集中在上述目标之中进行有效协调、寻优。三、催化裂化的主要变量催化裂化工艺过程的操作变量可分为独立操作变量和非独立操作变量。独立操作变量是在一定范围内可以直接调节的变量，如反应温度、反应压力、反应时间和空速、进料预热温度、再生压力、有独立取热系统控制的再生温度、催化剂活性等。非独立变量指的是由于独立操作变量的变化而随之改变的变量，包括剂油比、没有取热系统控制的再生温度、转化率和主风流量等。各操作变量之间既互相影响又互相制约。催化裂化的独立操作变量和非独立操作变量，都直接或间接地影响到催化裂化的三大平衡——物料平衡、能量平衡和压力平衡，在三大平衡稳定的限制范围内，在上述变量之间寻找一定范围内的最优条件，就是催化裂化优化的任务。需要指出的是，所谓独立操作变量和非独立操作变量，是在催化裂化工艺中经过理论分析判断出的变量分类，在工业化装置的运行过程中，各个操作变量互相影响、共同作用，诸多工艺参数的测量大多是多个操作变量互相影响的综合结果，很难定量给出单独参数的影响效果评价。（一）独立操作变量１．反应温度

２．反应压力

３．空速与反应时间

４．原料预热温度

５．再生温度（有取热设施）6．催化剂活性１．反应温度一些文献介绍了反应温度对产品收率和选择性的影响，但大多是基于等转化率“假定条件”下的实验结果，实际工业运行中，反应温度的改变，会直接影响到转化率的变化，同时会带动其它操作变量的变化而起到“综合效果”，因此，在实际运转中较难定量验证这些影响效果。１．反应温度改变反应温度，在工业装置上大多体现出如下趋势：（1）在一定范围内，提高反应温度，焦炭产率会有所下降，但实际运行装置，温度提高到一定幅度后，会因剂油比的增加，使剂油比焦的增加超过裂化反应生成焦的降低速度，使生焦率有所上升。（2）提高反应温度，干气和液化气总气体收率明显增加，其中轻质烯烃C3=、C4=增加较快，表现为裂化反应速度的增加超过了氢转移的反应速度的增加，但超过一定幅度后，则H2+CH4急剧增加，显示热裂化和过裂化速度增加较快。（3）降低反应温度、活性控制适当低，降低单程转化率，可以增加柴油收率和总的轻质油收率，柴油的十六烷值较高、汽油安定性较好。（4）提高反应温度，可以提高汽油辛烷值，超过一定幅度，使汽油的裂化速度超过生成速度导致汽油收率下降，根据不同的炼厂的实际情况（催化汽油调和的辛烷值低限指标）来确定适宜的反应温度，以达到辛烷值×产量的最高值，以使经济效益最佳。１．反应温度（5）降低反应温度可以降低汽油中的烯烃含量，但工业化装置单纯降低反应温度往往随之带来剂油比的降低，剂油比的降低有时对汽油烯烃含量的增加的贡献比降低反应温度的贡献要大，所以体现在一定范围内，降低反应温度，汽油烯烃不降反增的现象，这也是多重因素综合影响的体现。在现有装置上，为协调好汽油烯烃含量、汽油辛烷值、汽油收率等各方面的优化解决方案，大多采用优化提升管温度梯度分布的手段，如分段进料、提升管中部温度控制、中止剂和急冷注入等，再生器可以加大外取热负荷、降低原料预热温度等手段来提高剂油比以降低汽油中烯烃含量。但是，上述手段毕竟受到各方面的约束较多，很难从根本上解决汽油烯烃含量的问题，因此最近开发的MIP、多种双提升管工艺都可以较好地解决该问题。２．反应压力反应压力是独立操作变量，反应压力降低，对降低生焦和干气产率、改善产品分布有利，相同水蒸汽注入条件下反应压力对焦炭和干气产率的影响见图-1、2所示。反应压力的适当选取，是装置设计之初，根据原料的裂化性能、目的产物的产品方案、装置规模、再生负荷及再生模式等各因素综合考虑的优化结果，对于现有的工业化装置，反应压力一般受装置处理量和两器压力平衡的限制，已无大的调整余地，仅作为调整装置负荷、维持两器各部线速和压力平衡稳定的手段。图-1图-23．空速与反应时间提升管催化裂化装置大多采用提升管内的油气停留时间来衡量反应时间，空速在稀相输送状态下应用较少。在工业化装置上，一般都体现出，在其它条件不变时，随着反应时间的增加，转化率上升，反应深度加大，气体产率上升，液体产品的选择性下降。为追求装置的经济效益，高温短接触在很长时间内都是催化裂化反应工程追求的目标，但是，一些文献中的试验原料大多是馏分油，在小型提升管上取得的，作为工业化装置，尤其是近来以加工重质化、劣质化原料为主的重油催化裂化装置，过短的反应停留时间，会使原料中的一些高沸点的重组分“结焦前身物”因对其它组分的扩散控制、阻碍作用的影响，使油剂接触、汽化、反应的受到不利影响，未汽化油较多，形成“液焦”，易在提升管、沉降器内部、旋分升气管背侧形成结焦，影响装置的长周期安全运转，因此，对于加工重质化原料的装置，保持适当的提升管反应停留时间，同时辅之以优化的喷嘴结构、提升管出口终端快分结构、适宜的水蒸汽分压，是协调解决产品分布优化与安全稳定长周期运转矛盾的手段。4．原料预热温度原料预热温度与再生温度都对两器热平衡产生重要影响。在相同的反应温度和再生温度下，提高原料预热温度，剂油比降低，待生剂与再生剂炭差的增加，使再生温度上升（取热负荷不变的情况下），剂油比的减小对产品分布带来明显的影响，转化率下降，焦炭产率降低。5．再生温度在有独立的内、外取热设施的情况下，再生温度是独立的操作变量，可以通过控制再生温度，调节剂油比，从而影响反应行为。有学者认为，适当高的再生剂温度，对于胶质、沥青质含量较高的劣质原料，初始的短暂热裂化对原料中富含多环芳烃的胶质和部分沥青纸组分产生“热压”效应，弥补正碳离子的催化反应对芳烃的裂解能力缺乏，在一定程度上对提高轻质油收率有利。6．催化剂活性催化剂的平衡活性会明显影响到汽油收率和汽油中的烯烃含量，活性高，汽油收率高，汽油中烯烃含量降低。催化剂的平衡活性主要受到催化剂金属污染水平、再生催化剂的定炭等因素的影响。催化剂对重金属污染条件下的水热失活的耐受性，除了催化剂本身性能起决定作用以外，水热失活条件和再生剂定炭与再生器的设计有关。（二）非独立操作变量１．回炼比

２．剂油比

３．再生温度（无取热设施的热自平衡）

４．转化率１．回炼比回炼比是衡量单程转化率的指标。一些文献中认为回炼比是独立操作变量，此概念来源于早期的无固定型3A催化剂的反应行为，当初的催化剂活性低，反应单程转化率较低，回炼油量较大，是否采用回炼、回炼比多大、是否单程一次通过，有较大的独立灵活性，随着分子筛催化剂活性的提高，催化反应的单程转化率较高，总转化率一定的情况下，回炼比日益减小，在日常生产中，回炼比已经成为由反应温度、催化剂活性、剂油比等独立或非独立操作变量控制的因变量，例如，提高反应温度，随着转化深度的增加，回炼油罐液面下降，回炼比随之减小，近来开发的MIP等工艺，因转化深度较大，回炼油量已基本为0。在柴油生产方案中，通过降低反应温度，适当控制再生剂定炭和平衡活性，降低了单程转化率，回炼油增多，回连比自然加大，总转化率提高，轻质油收率和柴油收率增加，是经典的增产柴油的生产方案。２．剂油比提高剂油比等于增加了与原料分子接触的催化剂活性中心的数量，从而提高了反应速度和转化率，气体、汽油和焦炭产率随之增加。剂油比受两器热平衡、焦炭产率的影响。剂油比对汽油的辛烷值和烯烃含量有较大影响。３．再生温度在没有内、外取热设施的条件下，再生系统的热量处于自平衡状态。根据反应生焦量、反应所需热量和待生、再生催化剂的炭差，决定了再生器的温度。再生器温度反过来也通过剂油比影响到反应行为。随着催化剂技术的进步，催化裂化再生温度逐渐由低到高。作为生焦率较低的蜡油催化裂化装置，再生温度不是一个独立变量，而是受反应再生热平衡决定的受控变量。再生放热大于反应需热的重油催化裂化装置，由于设置了内、外取热设施，再生温度可以自由控制，因而再生温度成为独立变量，可以根据需要进行调整。

在工业化装置中，较低的再生温度会弱化再生效果，再生剂定碳较高，较高的再生温度则可以强化烧焦，降低再生剂定碳，有效恢复催化剂的活性。

降低再生温度，可以有效提高反应剂油比，改善产品分布，但适宜的再生温度与原料性质有关，对于较轻质的油品，再生温度可低一些，而对于较为劣质的重油进料，从汽化、传质、反应角度出发，则需要较高的再生温度。４．转化率转化率是催化剂活性与选择性、反应温度、剂油比、反应停留时间等独立和非独立操作变量的函数。转化率对产品尤其是对柴油的收率和柴油质量有较大的影响。单程转化率提高，柴油收率和质量下降。四、工艺计算催化裂化装置的工艺参数众多，影响因素复杂，除了在工程设计中要准确预测并详细计算各有关参数以决定装置的设计成功与否以外，对于现有装置的运行，也要通过对各有关参数进行计算，部分参数还要与现有操作数据进行比对，以总结并发现装置运行过程中存在的问题，指导装置的硬件改进与操作优化。下面就有关反应再生系统的主要工艺参数的计算进行简要说明。1．原料性质分析原料比重、残炭、金属含量、C、H、S、N（及碱性N）、族组成、粘度、恩氏蒸馏数据等，可以据此判断原料的裂化性能。比重、粘度、族组成、结构参数和恩氏蒸馏数据可以判断原料的种类，残炭、C、H含量可以判断原料的裂化性能，初步估计产品分布的优劣，金属含量中，Ni可以影响干气中的H2含量，据此判读催化脱氢反应造成的生焦和液收情况，V含量可以影响催化剂的活性，进而影响反应转化率，Fe元素可以影响催化剂的表面孔隙覆盖程度，碱金属元素的含量影响催化剂的孔体积、比表面和活性。粘度数据可以用于预测原料适宜的预热温度，确保油品的雾化性能。S、N含量主要作为预测或回归特定装置下反应产物的硫、氮含量和大气污染物排放规律以及对设备的腐蚀情况。1．原料性质分析项目方法、内容及范围说明原料性质分析比重，d420/d15.60.88~0.95用以判断原料的种类康氏残炭,wt%0~8判断原料轻重和生焦情况Fe，ppm影响催化剂的表面孔隙覆盖程度Ni，ppm0~20影响干气中的H2含量，据此判读催化脱氢反应造成的生焦和液收情况V，ppm0~15影响催化剂的活性，进而影响反应转化率Na、Ca，ppm影响催化剂的孔体积、比表面和活性C、H，wt%H/C原子比=1.7作为判断基准点判断原料的裂化性能S、N，wt%S、N含量主要作为预测或回归特定装置下反应产物的硫、氮含量和大气污染物排放规律以及对设备的腐蚀情况粘度根据两点温度、粘度做粘-温曲线预测原料适宜的预热温度，确保油品的雾化性能族组成判断原料的种类恩氏蒸馏数据计算相关性质参数，判断原料种类WatsonKWatsonK=(1.8TMe)1/3/d判断原料的种类和裂化性能２．物料平衡设计物料平衡需要根据原料性质，目的产品方案，选定（或设计）有针对性的催化剂、拟定适宜的反应再生条件，据此进行物料平衡的模拟与估算。设计物料平衡的确定一般应由试验提供依据，在缺乏试验数据支持的情况下，可以根据以往加工类似原料和产品方案的装置的经验数据，结合相关模型进行模拟预测。２．物料平衡2.1对现有装置进出物流的标定计量获取运行装置的物料平衡和产品分布，可以通过罐区计量或进出装置界区的物料的流量进行统计。在用节流差压型计量元件进行测量时，需要对计量元件进行操作条件（T、P、ρ）的校正。

２．物料平衡(4-2-1)对于液体物流，测量流量与实际流量校正关系如下：(4-2-2)V实——实际体积流率，m3/hV设——以差压元件设计密度计算未经校正的体积流率，m3/hG实——实际质量流率，kg/hG设——以差压元件设计密度计算未经校正的质量流率，kg/hρ设——差压元件的设计密度，kg/m3ρ实——实际工况下的流体密度，kg/m3

２．物料平衡(4-2-3)对于气体物流，测量流量与实际流量校正关系如下：V实——实际标准体积流率，nm3/hV设——以差压元件设计密度计算未经校正的体积流率，nm3/hρ设——差压元件的设计标准密度，kg/nm3ρ实——实际工况下的流体标准密度，kg/nm3M设——差压元件的设计气体平均分子量，kg/kmolM实——实际工况下的气体平均分子量，kg/kmolT设——差压元件的设计温度，°KT实——实际工况下的流体温度，°KP设——差压元件的设计压力，kpa(a)P实——实际工况下的流体压力，kpa(a)２．物料平衡2.2生焦标定计算主风量，V，nm3/h（经过差压测量的设计条件校正后的真实流量）空气的干球温度，Td，℃空气相对湿度，φ，%当地大气中O2浓度，X，(体积分率)再生干烟气分析：CO2、CO、O2、N2，分别为所述组分在干烟气中的体积百分数，v%空气的绝对分子湿度计算：

Y=0.9978×A/(760-A)，水蒸气/干空气（v）(4-2-4-1)式中：A=φ·ps/100(4-2-4-2)Ps=10B(4-2-4-3)B=8.11-1750.3/(235+Td)(4-2-4-4)２．物料平衡2.2生焦标定计算再生器干空气：Vd=V/(1+Y),nm3/h(4-2-4-5)再生器烧焦：焦中H含量：H=（H/C）/（1+（H/C））×100，w%（4-2-4-8）详细计算时，再生用的空气应包括反吹、松动用压缩风的耗量。上述公式用于快速核算装置生焦率，未考虑焦炭中的硫、氮等化合物燃烧耗氧等因素的影响，在热平衡计算过程中会用到各组分的燃烧热计算和烟气显热，因此，建议详细计算时应以分步计算为宜。分步计算出烟风比、耗风指标、烟气量等，以用于判断再生器的烧焦潜力和再生器的各部线速计算。（4-2-4-6）

焦中H/C：（4-2-4-7）

２．物料平衡2.3粗物料平衡和细物料平衡对现有装置进行技术分析时，需要对标定考核得到的粗物料平衡进行细化分析，一方面对反应行为的判断提供依据，同时也对后部分馏、吸收稳定系统的操作诊断提供帮助。对于各股物料中因加工过程中带入的组分（如N2、O2、CO2等非烃组分）及各物流中因物理分割不清导致的重叠，需要进行剔除和调整，以获得真实的反应细物料平衡。２．物料平衡2.4元素平衡催化裂化反应系统元素平衡主要需要分析氢平衡、硫平衡。氢平衡用于分析产品分布的好坏，产品中氢含量最高的物流为干气，努力降低干气产率，是减少低价值产品占用氢资源、提高优质液体产品的途径；原料变重、氢含量降低，势必导致“脱氢供氢”的低氢含量产品焦炭产率的增加，使产品分布恶化。硫、氮平衡计算主要用于分析产物中硫、氮含量对设备、管道的腐蚀和大气排放等方面的问题。２．物料平衡2.4.1氢平衡（1）原料的氢含量：一般由分析得到，如无氢含量分析数据，有恩氏蒸馏数据的情况下，可由下列方法估算：

tme——中平均沸点，℃

tf=1.8×tme+32，°F

tk=tme+273.15，°Ktr=tk×1.8，°Rs——比重d15.6２．物料平衡2.4.1氢平衡（1）原料的氢含量：当tf<650°F碳氢比CH=17.22×ex×tr-2.725×s-6.796

（4-4-1）式中：x=8.25×10-3×tr+16.94×s-6.94×10-3×tr×s（4-4-2）当tf≥650°Fxi=0.02341×ey×tr-0.407×s-3.333(4-4-3)

式中：y=6.46×10-4×tr+5.144s-3.289×10-4×tr×s（4-4-4）

xn=((2xi+1)/(1-xi))0.5

（4-4-5）碳氢比CH=3.408×10-22×ez×tr-0.786×xi-21.567

（4-4-6）式中：z=4.684×10-3×tr+103.12xi-0.0152×tr×xi（4-4-7）油品中氢含量：H=100/（1+CH），w%（4-4-8）２．物料平衡2.4.1氢平衡（2）干气、液化气中的氢含量：干气、液化气的氢含量通过气相色谱分析出组成后，按各组分的氢含量加权得到。２．物料平衡2.4.1氢平衡（3）汽、柴油品的氢含量汽油中的氢含量：HG=1.86K-0.0012tk-8.33（4-4-9）式中：K——UOPK

tk——中平均沸点，°K柴油中的氢含量：HD=2.52K-0.005tk-15.3（4-4-10）２．物料平衡2.4.1氢平衡（4）油浆产品氢含量渣油组成复杂，氢含量较难估算，也可按式（4-4-1~4-4-8）估算。（5）焦中氢含量由烧焦标定计算得到。２．物料平衡2.4.2硫平衡硫平衡一般由气体组成分析和油品硫含量分析得到。表-2为大致的硫分布范围：表-2硫分布范围产品直馏油品进料，硫分布，w%非直馏油品进料，硫分布，w%H2S45~5030~35汽油3~83~5柴油12~2012~20油浆11~1511~15焦炭10~1520~35污水1~31~33．反应再生系统的热量平衡3.1设计过程的热量平衡计算反应再生系统设计过程中，一般是根据预测的物料平衡，估算一个所需的反应热，再根据反应系统的设备规模，初估反应器的大致热损失，再根据原料的升温、汽化、焦炭吸附热等热量，计算出反应所需再生系统提供的热量，进而计算所需剂油比。再生系统则由焦炭燃烧放热，扣除焦炭脱附热、热损失、烟气升温带出的热量，减去反应所需提供的热量，过剩的热量由内、外取热器取出。重油催化裂化装置的原料预热温度是个自变量，可以根据原料的粘度选取适宜的进料温度，以达到良好的雾化效果。两器热平衡由取热设施维持。蜡油催化裂化装置的原料预热温度则是个非独立操作变量，由于反应生焦较少，需要提高原料预热温度来带入反应一部份热量，以维持再生器所需的再生温度。3．反应再生系统的热量平衡（1）反应热的估算准确的物料平衡与产品分布可以用于计算反应热，并进而与反应再生系统热平衡的标定结果进行比对。方法-1Q反应=1.95×104×(γ-1)×Mf/Fc(4-3-1)Q反应——对总进料的反应热，kcal/kgγ——反应前后分子膨胀比Mf——总进料平均分子量Fc——联合进料比方法-2Q反应=1.075×104×(1/Mp-1/Mf)(4-3-2)Mp——反应产物平均分子量3．反应再生系统的热量平衡吸热放热原料升温、汽化热，Q1、Q2焦炭吸附热Q7水蒸汽吸热Q3再生剂携带烟气热效应Q8反应热Q4再生催化剂供热，Q9反应系统其它注入介质吸热Q5反应系统热损失Q6小计：Q吸=Q1+Q2+Q3+Q4+Q5+Q6小计：Q供=Q7+Q8+Q9Q吸=Q供催化剂循环量=Q9/（C×(tg-tr)tg——再生温度tr——反应温度C——催化剂比热铝基催化剂比热可大致按下列公式估算：C=0.000556×Al%+0.258，kcal/kg.℃（2）反应系统热平衡表3．反应再生系统的热量平衡（3）再生系统热平衡表耗热放热再生剂带出热，Q5’焦炭燃烧放热，Q1’烟气带出热，Q6’主风带入热，Q2’焦炭脱附热，Q7’焦炭带入热，Q3’再生器热损失，Q8’其它介质带入热，Q4’外取热，Q9’小计：Q耗=Q5’+Q6’+Q7’+Q8’+Q9’小计：Q放=Q1’+Q2’+Q3’+Q4’Q耗=Q供可以由此计算出外取热负荷Q9’或与（2）中反应热平衡联立，计算出反应热3．反应再生系统的热量平衡3.2反应再生系统热负荷标定由于装置处于运行过程中，工艺参数可以测量，因此，装置热平衡标定大多是根据已知的操作条件，经过热量衡算，计算出反应热。热损失可以由设备外表面测量温度进行散热计算得到。3．反应再生系统的热量平衡序号调整方法特点与影响因素限制因素1增大取热负荷灵活，直接，对工业化装置反应行为影响小取热器及蒸汽过热系统的能力2两段再生增大再生烟气中CO/CO2对减少再生器过剩热有利，对反应影响小再生效果、再生剂定碳，烟气锅炉系统能力3降低原料预热温度增大反应耗热原料雾化性能4增大油浆外甩量增大油浆外甩可以减少生焦部分情况下影响轻收5完全再生增加烟气O2含量增加烟气带出的热量再生设备限制6反应系统注入急冷、中止介质增大反应耗热增加能耗，增大分馏系统冷却负荷7降低掺渣比减少生焦加工总流程，效益8加大汽提蒸汽量减少焦中H/C比，减少放热余地较小3.3生产运行过程中的热平衡调节4．操作线速、流态化与压力平衡催化裂化与其它工艺过程的很大区别在于流态化带来的一系列技术特点，涉及到装置的安全稳定运转、催化剂跑损、设备寿命等诸多方面。流态化领域内研究十分活跃，各种理论很多，试验结果也很多，影响因素复杂，每种理论、经验和半经验公式都不能涵盖所有的流态化域，针对流化催化裂化这一特定的催化剂和物性体系，在相关的流态化理论和试验结果的基础上，结合大量的工业化装置运转结果，可以总结出适合本领域内的经验、半经验模型，用于指导工程设计和生产操作－研究方法：宏观结合微观、宏观为主。4．操作线速、流态化与压力平衡4.1催化剂物理性质影响流态化性能的催化剂物理性质主要包括：密度（骨架密度、颗粒密度、堆积密度）颗粒尺寸（筛分组成）孔体积根据上述物理性质，通过计算，可以分析出催化剂颗粒粒径范围的宽窄、平均粒径、流化因子等影响其流化性能的有关参数。4．操作线速、流态化与压力平衡4.2催化裂化体系内的典型流态化域不同的颗粒、物性，不同的操作条件，构成了有一定特性的流态化模式，这些流态化模式随着操作条件的不同，在一定范围内可以相互转化，构成了相对宽泛的流态化域。在不同的流态化域内，对流化性能的预测、模拟，涉及到很多复杂的理论、假说、试验和实际应用经验，很难广义涵盖。而作为流态化技术应用的主要工艺之一，催化裂化无论在催化剂颗粒物性、流化介质物系性质、操作条件等各方面，都有相对独立、相对固定的较窄范围的特点，为我们有针对性地研究催化裂化反应再生的流态化工程技术问题创造了条件。准确计算各流态化域的相互转化速度和流化状态模拟需要大量的复杂计算，现仅就典型的反应环境和再生环境、常规的催化剂物性条件下模拟计算的流态化域和部分流化计算结果示例如图-2、3。4．操作线速、流态化与压力平衡图-2反应体系流态化域分析示例图-3再生体系流态化域分析示例

4．操作线速、流态化与压力平衡根据理论计算和工程经验，催化裂化反应再生系统的流化形态有代表性的有以下几种：表-4催化裂化典型流态化域流态化域气相表观线速大致范围，m/s典型代表移动床起始流化0~0.01催化剂罐起始流化0.01~0.08脱气罐鼓泡床0.1~0.3汽提段湍动床0.3~1反应床层、再生床层湍动床快速床1.2~1.9烧焦罐、MIP二反密相输送1~4斜管、密相提升管，U型管稀相输送10~20反应提升管、再生稀相管、空气提升管稀相扬析、饱和携带0.3~0.8反应器稀相、再生器稀相4．操作线速、流态化与压力平衡4.3常见流化床型密度计算（1）湍动催化剂密相床可按图-4估算。

图-4湍动密相床催化剂密度估算图

图-4可用于细粉催化剂湍动密相床再生器的密度预测，对于密相反应器床层，需按下式计算：

ρ密=ρ×(0.164×u+1.15)式中：ρ为按图-4查出的密度，kg/m3u为床层表观气相线速，m/s

4．操作线速、流态化与压力平衡4.3常见流化床型密度计算（2）快速床烧焦罐平均密度估算

图-5烧焦罐平均密度参考图

4．操作线速、流态化与压力平衡（3）稀相饱和夹带量的计算密相流化床上方的稀相空间大小直接影响到催化剂细粉的杨析和夹带，影响到催化剂的跑损消耗量。目前除DCC、CPP等带有床层反应的催化家族工艺以外，常规的催化裂化反应器提升管出口都设置有效率不等的快速分离器，凡是设置了快速分离设施的稀相空间不再考虑催化剂的杨析和夹带，仅考虑顶部旋风分离器的布置所需空间即可，传统的烧焦罐+稀相管式高效再生器的稀相空间也是如此。带有床层再生的稀相空间，则需要对稀相催化剂细粉的夹带进行计算，以获得稳定的催化剂旋风分离器的回收性能。4．操作线速、流态化与压力平衡（3）稀相饱和夹带量的计算

再生器稀相段的直径选取主要考虑控制再生烟气的催化剂携带量，减少催化剂的跑损和对旋分器的磨蚀影响。稀相高度与旋分器压降、旋分料腿密度和有效长度以及旋分器本体长度有关，必须保证旋分料腿有足够的长度，一方面是要使旋风分离器入口的催化剂浓度处于低限且稳定，另一方面要保证旋风分离器料腿的压力平衡所需长度，以便排料顺畅、减少料腿中的催化剂再度反卷逃逸。再生器稀相催化剂浓度随高度的增加而减小，到达一定高度后，浓度基本不再变化，此高度为输送沉降高度TDH，此时的浓度即为气体的饱和携带量，旋风分离器入口即应布置于此。4．操作线速、流态化与压力平衡（3）稀相饱和夹带量的计算----稀相输送沉降高度TDH

作为实际运行的装置，虽然设备已经固定，但通过计算可以分析出目前旋风分离器的操作工况是否处于较为理想的状态，以便对催化剂的正常消耗量或跑损量有一个定量的评价。4．操作线速、流态化与压力平衡（3）稀相饱和夹带量的计算

再生器稀相饱和夹带量可按以下方式计算，并与实际工况进行对照：图-7稀相饱和夹带量计算图

4．操作线速、流态化与压力平衡（3）稀相饱和夹带量的计算

ρh＝Es×eαH

（4-4-2）式中：Es－气相饱和携带量，kg/m3H－和TDH的高度差，m

ρh－和TDH的高度差为H时的稀相催化剂浓度，kg/m3α－和稀相线速有关的常数，可用下式计算：

α＝0.525-0.791u+0.379u2

（4-4-3）式中：u－稀相气体线速，m/s4．操作线速、流态化与压力平衡设计合格、操作状态良好的再生器旋风分离器的两级总效率应该在99.994%以上，以保证催化剂的损耗的经济性。除旋风分离器本体的效率以外，料腿的密封翼阀的状态也很重要，翼阀布置在稀相、密相对操作的要求，翼阀的开启角度，在运行中出现关不严或打不开的故障时如何判断并采取相应的措施，都是维持装置稳定运转的技术支持。4．操作线速、流态化与压力平衡（4）再生器所需藏量的烧焦动力学估算实际运行装置的藏量可以根据仪表测量进行计算。工程设计过程中以及实际运行过程中为调整操作，适应变化的再生要求，如再生提负荷等，可以对现有再生器进行能力预测，以指导生产负荷的调整。密相湍动床再生器的藏量估算可按下式进行：

（4-4-4）

式中：W－再生床层催化剂藏量，吨

F－进入再生器总干空气量，Nm3/minTG－再生温度，℃

PG－再生压力，kg/cm2β－再生干烟气中过剩氧，Vol%

ρp－催化剂颗粒密度，kg/m3K－与装置因数有关的烧焦动力学速度常数，1/sCRC－再生剂定碳，m%4．操作线速、流态化与压力平衡（5）反应再生系统的压力平衡在计算反应再生系统各部位的流化参数后，需要进行详细的压力平衡计算。以高低并列提升管反应器—烧焦罐+床层再生型式为例，简要说明如下：

图-8两器模型再生剂线路待生剂线路推动力阻力推动力阻力再生器顶压力反应沉降器顶压力反应沉降器顶压力再生器顶压力再生器稀相静压提升管出口快分以上稀相静压反应沉降器稀相静压再生器稀相静压再生器再生斜管以上密相床静压提升管出口快分压降反应汽提段待生斜管以上蓄压再生器密相床静压再生斜管蓄压反应提升管压降待生斜管蓄压烧焦罐出口分布板压降预提升段压降烧焦罐待生斜管入口以上压降再生滑阀压降待生滑阀压降小计：P推小计：P阻小计：P推小计：P阻P推=P阻，由此计算出再生滑阀压降P推=P阻，由此计算出待生滑阀压降4．操作线速、流态化与压力平衡（5）反应再生系统的压力平衡实际运行装置的压力平衡可根据仪表测量数据进行分析。需要指出的是，反应再生系统事关安全的最重要的两个滑阀——再生滑阀和待生滑阀，其压降都必须有充分的保证，一般在30kPa左右，如果正常操作，滑阀压降就小于20kPa，就说明装置的压力平衡存在问题，不是本质安全的。如果再生、待生两个滑阀的压降相差较大，应该从两器的操作压力、料位等方面进行调整，使之大致相当，装置的运行安全才能得到保证。五、装置结构与安全、经济催化裂化发展至今，衍生出型式多样的反应再生型式，尤其是经过上世纪末到本世纪初的十多年，国内的催化裂化反应再生技术有了长足的进步，形成了有特色的组合、成套技术。这些技术，包括多种反应再生模式，其适应性、针对性都有所不同，所具有的优点和局限也各有不同。除了老装置改造有所局限以外，目前新建的大型催化裂化装置，结合催化汽油控制烯烃含量的主题要求，反应系统大多采用MIP或不同专利商开发的双提升管反应模式，提升管出口快分主要有密闭旋流式快分（VQS）和粗旋，采用粗旋又有开放式的和软联接式的。再生模式主要集中在两大类——两段再生和完全再生，其有代表性的两种再生型式分别是重叠式两段再生和烧焦罐+床层完全再生型式。五、装置结构与安全、经济（一）反应提升管技术MIP与双提升管反应主要针对的是降低催化汽油中的烯烃含量（两段提升管的开发主旨略有不同，主要为“接力”反应的概念），同时增产高附加值丙烯产品，都可以有效地达到改善催化汽油质量的要求。有所不同的是，双提升管因两个反应环境的不同，有意识地控制轻质油品馏分的保持，尤其是柴油馏分的质量可以在一定程度上改善，但汽油的回炼，对产品分布有不利的影响，而且使得装置的能耗增加较多。MIP结构简单，操作灵活，烯烃含量得到有效降低的同时，由于反应热大幅度降低（一反、二反的综合效应），且没有汽油的回炼，生焦率增加不多，致使装置的能耗明显下降，而柴油馏分的质量是一个问题，综合考虑，MIP技术应该是相对经济的。五、装置结构与安全、经济图-9VQS图-10软联接（二）提升管出口快分技术两种结构在抑制过裂化、改善产品分布方面效果均很明显，但在防结焦方面体现的效果有所不同。软联接的“喷溅”效应加剧结焦趋势。从防结焦效果看：密闭直联>开放式>软联接早期的VQS密闭直联存在效率偏低、弹性偏小的缺点，新近改进的VQS系统在效率和弹性方面有了很大的改善，已广泛应用于国内的大型化装置上。国外的专利商也大多采用密闭直联技术。

五、装置结构与安全、经济（三）再生技术催化剂再生工艺技术目标：（1）较低的再生催化剂定碳（0.05~0.1%，少数情况下可略大）（2）较高的烧焦强度，以减少不必要的催化剂藏量（80~350）（3）催化剂的水热失活和磨损环境缓和，减少催化剂消耗（4）操作弹性、调节灵活性和抗波动干扰能力（5）节省投资，能耗较低，经济合理（6）结合污染物排放的不同特点，尽量满足环境保护的要求五、装置结构与安全、经济（三）再生技术催化剂再生工艺大致分类：（1）催化剂和烧焦空气的流程不同（单段或两段，并流、错流或逆流等）；（2）流化床类型不同（湍流床、快速床或输送床等）；（3）CO的燃烧效果不同（部分燃烧或完全燃烧）；（4）其它工艺条件不同（温度、线速、氧浓度等）；（5）上述一种或几种的有机组合；五、装置结构与安全、经济（三）再生技术完全再生与不完全再生，具有不同的针对性和适应性。任何技术有优势，也会有局限。针对不同的原料、不同的产品方案、不同的经济着眼点，应该有不同侧重的选择方案，在侧重点与随之需要付出的代价之间进行优化权衡，正是技术路线选择的依据。以重叠式两段再生和烧焦罐+床层完全再生为代表的两种再生模式，是各有其适应性的。作为不完全再生模式，重叠式两段再生由于分段燃烧，一段富含水蒸汽，但催化剂不裸露，催化剂颗粒本体表面的温度不致过高，且在温度适当低的贫氧环境下，没有助燃剂，氧化作用没有得到强化，有利于催化剂避免金属钒的中毒和水热失活，二段适当高温、氧浓度较高，在水蒸汽分压很低的条件下，有利于烧净催化剂的积碳，恢复催化剂的活性，此种再生方式适应原料性质较差的重油催化裂化。作为完全再生模式，烧焦罐+床层再生，再生热量利用充分，主风、烟气调节简单，由于遵循烧焦罐的高温、高氧、高线速的原则，水蒸汽分压较大的情况下，适用于反应需热较大、原料性质较好的装置。几种典型的再生工艺常规再生并列式两段再生同轴独立两段再生重叠式两段再生烧焦罐再生烧焦罐+床层再生*其它的还有单器两段再生、后置烧焦罐高效再生、带预混合管高效再生、高速床串联再生、管道式高效再生等多种型式。五、装置结构与安全、经济几种典型的再生工艺的主要指标类别型式CO/CO2（V）烧碳强度kg/(t.h)再生剂定碳w%单段再生常规再生0.3~0.580~1000.15~0.30CO助燃再生0.005~0.380~1200.10~0.20两段再生并列式两段再生0.3~0.5/0.00580~1200.03~0.05重叠式两段再生0.3~0.580~1000.03~0.05快速床再生烧焦罐再生0.005~0.02150~3200.05~0.20烧焦罐+床层再生0.005~0.02100~1200.05~0.10五、装置结构与安全、经济几种典型的再生工艺的主要特点单段床层再生结构简单床层压降小烧焦强度低、藏量大再生剂定碳较高催化剂水热失活快、平衡活性较低（与催化剂烧焦流向及分布方式有关）催化剂循环推动力小取热量较大时产汽与过热不易协调不适宜于加工重质劣质原料五、装置结构与安全、经济几种典型的再生工艺的主要特点带外循环管烧焦罐高效再生再生压降小烧焦强度大、藏量较少催化剂循环推动力大催化剂水热失活快、平衡活性较低易发生稀相燃烧，CO助燃剂耗量大取热量较大时产汽与过热不易协调不适宜于加工重质劣质原料五、装置结构与安全、经济几种典型的再生工艺的主要特点并列式两段再生再生压降小催化剂水热失活少、平衡活性较高再生剂定碳低不需要CO助燃剂适宜于加工重质劣质原料结构、操作复杂增压风耗量大五、装置结构与安全、经济几种典型的再生工艺的主要特点同轴独立式两段再生催化剂水热失活少、平衡活性较高再生剂定炭低不需要CO助燃剂适宜于加工重质劣质原料结构、操作复杂增压风耗量大两再生器压差大、烟气压力能损耗大，能耗高五、装置结构与安全、经济几种典型的再生工艺的主要特点重叠式两段再生催化剂水热失活少、平衡活性较高再生剂定碳低不需要CO助燃剂反应-再生差压大，适于反再不同的压力需求产汽与过热热量平衡协调适宜于加工重质劣质原料反应器立面较高藏量偏大，再生压降稍大五、装置结构与安全、经济几种典型的再生工艺的主要特点烧焦罐+床层再生再生剂定炭低稀相尾燃较少，但一般需要CO助燃剂催化剂水热失活较大、平衡活性较低藏量偏大再生差压偏大取热量较大时产汽与过热不易协调不适宜于加工重质劣质原料五、装置结构与安全、经济1。再生型式对原料性质的适应性不同的再生工艺对原料性质的适应性不同。一般来说常规逆流不完全再生或两段再生对高残碳、胶质沥青质、高重金属（V）的劣质原料较为合适。高生焦率的装置，基于产汽和过热的热量平衡方面考虑，一般采用不完全再生或两段再生，如采用完全再生则需要设置蒸汽过热内取热或单独的蒸汽过热炉。对追求高转化率的按汽油、液化气产品方案生产的装置，两段再生或带助燃剂的完全再生方式能更有效地发挥催化剂的活性作用。五、装置结构与安全、经济2。再生型式对产品分布的影响再生型式对反应的产品分布没有直接的影响关系，但再生效果与由于压力平衡决定的反应压力条件对反应的产品分布产生影响。反应压力提高0.4kg/cm2，干气和焦炭产率大致增加0.15~0.2w%。再生压力提高0.4kg/cm2，再生剂定碳大致降低0.02~0.05w%，催化剂平衡活性相应提高2~5个单位。基于协调优化的反应和再生两个方面的因素，反应压力近来有所提高，但不宜高于3.5kg/cm2(A)，否则会明显恶化反应行为，相应的再生压力也有所提高。好的反应再生工艺应该以较低的反应压力、较高的再生压力——较大的反应再生差压，对产物分布较为有利。五、装置结构与安全、经济2。再生型式对产品分布的影响图-1图-2图-3五、装置结构与安全、经济3。再生型式对装置能耗的影响评价反应再生系统能耗的最重要的基准是反应压力的统一。虽然反应压力的提高可以减少富气压缩机的功率消耗，但不应以牺牲反应产物分布这一基本前提。

影响反应再生系统能耗的主要因素：反应系统至压缩机入口的压降；主风机出口至烟气轮机入口的压降；其它的因素如反应注汽量等均应统一基准。以统一的反应压力为基准，较高的再生压力，对强化再生烧焦、降低再生剂定碳有利。以统一的反应压力为基准，较高的再生压力，对于烟机回收主风机的功率大为有利，而且随着再生压力的提高而更加明显。五、装置结构与安全、经济3。再生型式对装置能耗的影响五、装置结构与安全、经济常规床层再生A烧焦罐再生B重叠两段再生C烧焦罐+床层串联再生D3。再生型式对装置能耗的影响五、装置结构与安全、经济项目常规床层再生A烧焦罐再生B重叠两段再生C烧焦罐+床层再生D反应压力PR基准PR基准PR基准PR基准PR再生压力P2P2A=PR+0.2P2B=P2A=PR+0.2P2C=PR+0.5P2D=P2A=P2B反再差压DP10.20.20.50.2~0.3主风压力P1P1A=P2A+0.6~0.7P1B=P2B+0.7P1C=P2C+1.0P1D=P2D+0.93再生系统压降DP20.6~0.7~0.7~1.0~0.93能耗指数(单级烟机机组)基准1.01.0~1.051.07~1.13。再生型式对装置能耗的影响五、装置结构与安全、经济3。再生型式对装置能耗的影响再生器的压力源为主风机，再生烟气的压力能由烟气轮机回收。在保证再生效果、提供优化的再生剂活性的前提下，最大限度地降低再生器系统的压降，是为装置有效节能的重要手段。从该点出发，单段床层再生、烧焦罐高效再生无疑最为节能，但对原料的适应性有一定的局限。选择再生器模式，不能仅仅从能耗角度出发，需要对各方面的因素加以综合评价与衡量，优化选取。五、装置结构与安全、经济4。再生型式对环保的影响贫氧再生可以有效地降低NOx和SO3的排放。同种原料情况下，使用CO助燃剂的完全再生烟气中NOx排放浓度较贫氧不完全再生高5~10倍。完全再生在使用硫转移剂时具有非常好的使用效果，烟气中SOx的排放可以减少70%以上，贫氧再生使用硫转移剂可降低排放30~40%。根据地区环境评价要求选择适宜的再生方式。五、装置结构与安全、经济技术特点单段床层再生烧焦罐高效再生烧焦罐+床层再生重叠式两段再生1对催化剂的适应性属单段完全再生工艺，超稳分子筛催化剂使用温度受到限制，高温再生下水热失活较两段再生严重（尤其是高钒含量原料）。充分利用超稳分子筛催化剂的优点，适合劣质原料的重油催化裂化和对催化剂活性要求较高的工艺。2再生剂定炭一般在0.2~0.3%0.1~0.15<0.1<0.05%3烧焦强度，藏量烧焦强度低，藏量大，适合生焦率不高的装置烧焦强度大，藏量较小烧焦强度一般，藏量较大烧焦强度一般，藏量较大4催化剂循环推动力小大大大4再生系统差压小小偏大偏大5再生器-反应器差压较小较小较小较大 相同的再生压力下，反应压力较高。研究显示：①反应压力增加4-5Psi，再生器温度升高10-13.9℃。②反应压力增加5Psi，碳差增加0.05%③反应压力高，对产品分布不利。相同的再生压力下，反应压力较低，在较低的反应压力下对干气、焦炭的选择性好。见图-1、2。相同的反应压力下，再生压力低，不利于烟气能量回收。相同的反应压力下，再生压力高，有利于降低再生剂定碳和烟气能量回收。5。几种典型再生方式特点五、装置结构与安全、经济5。几种典型再生方式特点技术特点单段床层再生烧焦罐高效再生烧焦罐+床层再生重叠式两段再生6再生过剩热平衡过剩热平衡方式适合于反应需热量大、生焦率不高的装置。生交率高的情况下需要设置内取热以过热资产整齐或单独设置蒸汽锅热炉。同左同左可以将再生过剩热的一部分以CO化学能的方式转移至后部的烟气锅炉，保证蒸汽过热温度，热量匹配方式较好。适合于生焦率较高的装置。 7烟气锅炉配置烟气完全燃烧，无尾燃，后部系统为余热锅炉，不需要补风，主风机的耗功由烟气轮机收回。由于烟气至余热锅炉的温度只有550-530℃左右，只能产生3.5Mpa430℃的中压蒸汽。同左同左烟气不完全燃烧，后部锅炉为焚烧式CO余热锅炉，需要补风将CO烧掉，增加的鼓风机所耗电能无法收回。由于CO燃烧后，烟气温度可以达到660℃，装置可以产生6.4Mpa，450℃次高压蒸汽，提高整个装置的蒸汽品质，从能耗比较上看产生次高压蒸汽能耗可以降低3-4个单位。8耗风指标、再生及取热设备尺寸耗风指标为12.5Nm3/Kg.coke左右，再生器的设备尺寸较大，再生器的取热量较大。耗风指标为9.6Nm3/Kg.coke左右，再生器设备尺寸较小，取热负荷较小，适于超大型装置9反应器标高低低低。较高。10SO3、NOx排放高氧、助燃剂使SO3、NOx浓度超过两段再生近10倍烟气中SO3、NOx排放量少五、装置结构与安全、经济六、现有装置的定性分析与定量优化（一）催化裂化工艺工程师和生产管理人员可以根据已掌握的催化裂化工艺基础理论和实际操作经验，在装置标定结果和详细的工艺计算基础上，对装置操作过程中的运行状态进行分析和总体评价，一方面在装置运转存在问题的研究和解决上寻找方法，另一方面在产物分布、产品性质、产能用能、化学品消耗等各方面寻找进一步优化的潜力。六、现有装置的定性分析与定量优化（二）定量优化与定性分析主要依靠技术人员的理论知识和生产经验的积累有很大的不同，定量预测与优化则需要借助催化裂化机理、半机理或经验模型这一工具来进行计算，定量找出优化的途径和操作模式，以此为帮助对现有装置的操作条件进行摸索，以寻求最优的运行条件。关于催化裂化的反应模型有文献报道和应用业绩的有很多，国内应用相对较多的是不同维数的集总动力学模型和以机理模型结合装置因数发展来的半机理模型，比较有代表性的是以Blending动力学方程为基础的半机理模型。催化裂化反应尤其是重油催化裂化反应，由于原料和产物组成繁多，反应