催化裂化工艺计算与技术分析之绪论blmc.docx

第一章 绪论第一章绪绪论第一节催催化裂化化技术的的发展历历程一催化裂裂化历史史的回顾顾催化裂化化的研究究可以追追溯到119世纪纪90年代代，当时时Gullf石油油公司的的炼油界界先驱者者McAAfeee在实验验室发现现采用三三氯化铝铝作催化化剂可以以促进裂裂化反应应，从而而提高汽汽油产率率。Guulf石石油公司司据此于于19115年建建立了第第一套工工业化装装置，可可能是由由于催化化剂昂贵贵以及回回收困难难等原因因而没有有在工业业上广泛泛采用。采用固体体酸性催催化剂的的Houudryy催化裂裂化工艺艺的开发发是炼油油技术中中的一个个空前成成就。这这一成果果很快引引起一些些大的石石油公司司的注意意。当时时美国的的Vaccuumm石油公公司（即即后来的的Mobbil公公司）将将Houudryy工程师师从法国国请来，组组建了HHPC公公司（HHouddry),并于于19331年在在Pauulsbboroo炼厂建建成35500tt/a的的中型装装置，取取得了工工业化数数据。119366年4月6日，第第一套1100kkt/aa的固定定床催化化裂化工工业装置置在Paaulssborro开始始运转，这这是具有有历史意意义的事事件。固定床催催化裂化化装置的的原则流流程图见见图1-1。图1-11 早早期Hooudrry装置置原则流流程图固定床催催化裂化化存在一一系列无无法克服服的缺点点：设备备结构复复杂，操操作繁琐琐，控制制困难。为克服固固定床工工艺的缺缺点，实实现催化化剂在反反应和再再生操作作之间的的循环，移移动床催催化裂化化工艺应应运而生生。最初初的移动动床催化化裂化工工业装置置由Sooconny VVacuuum石石油公司司建成，并并定名为为Theermooforr Caatallytiic CCracckinng(TTCC),Thhermmofoor催化化裂化是是借用的的曾用于于烧除在在润滑油油渗滤时时沉积在在白土上上的焦炭炭的再生生炉。119433年Moggnollia石石油公司司在Teexass的Beaaumoont炼炼厂投产产了一套套5000kt/a TTCC装装置，其其原则流流程见图图1-22。图1-22 TTCC装装置原则则流程图图19444年小球球合成硅硅铝催化化剂的开开发是催催化裂化化过程的的重大改改进，但但还存在在机械斗斗式提升升的缺点点，剂油油比只能能保持11.5左左右，而而且只能能采用气气相进料料。19488年HPCC公司开开发了HHouddriffloww移动床床催化裂裂化过程程，并于于19550年投投产了第第一套3350kkt/aa工业化化装置，位位于Suun公司司的Tooleddo炼油油厂。其其主要特特点是反反应器放放在再生生器顶部部，其示示意流程程图见图图1-33。移动床催催化裂化化是一项项设计奇奇迹，119500年前后后是其最最为光辉辉的年代代，曾经经与流化化催化裂裂化平分分秋色。然然而，移移动床虽虽然巧妙妙地解决决了催化化剂在反反应器和和再生器器间的移移动问题题，却忽忽视了催催化剂颗颗粒过大大带来的的传质阻阻力（粒粒径24mmm），因因此被突突飞猛进进发展的的流化催催化裂化化逐渐取取代。图1-33 HHouddriffloww移动床床催化裂裂化装置置原则流流程图流化催化化裂化的的开发最最初是从从螺旋输输送粉剂剂这一重重大开发发项目开开始的，粉粉剂的应应用是发发明流化化催化裂裂化和各各种流化化床的关关键。早在本世世纪二十十年代，美美国麻省省理工学学院的WW.K.Lewwis就就提出“利用磨磨粉催化化剂沉降降分离的的特性，采采用一种种密相流流化床”。第二次世世界大战战开始后后，为生生产战时时所需要要的大量量航空汽汽油和车车用汽油油，催化化裂化加加快了发发展步伐伐。第一一套I型流化化催化裂裂化装置置于19942年年在Sttanddardd(N.J)石石油公司司的Baatonn Roougee炼油厂厂投产，处处理量为为6300kt/a，其其原则流流程图见见图1-4。图1-44 II型流化化催化裂裂化装置置原则流流程图I型流化化催化裂裂化推出出之后，技技术上不不断改进进，并分分别于119444年和19947年年开发了了型和型，型由Sttanddardd石油公公司的BBatoon RRougge炼油油厂投产产，型由Sttanddardd(N.J)推推出投产产。型和型的原原则流程程图分别别见图11-5和和图1-6。图1-55 型流化化催化裂裂化装置置原则流流程图图1-66 型流化化催化裂裂化装置置原则流流程图型建成成的套数数最多，1967年在美国Baytown炼油厂建成的单套处理能力为6Mt/a的型装置，是最大的流化催化裂化装置之一。其反应器直径为13.7m，再生器直径为19.5m，分馏塔直径为10.4m。19522年，ESSSO公公司设计计的第一一套型流化化催化裂裂化装置置投产，其其原则流流程图见见图1-7。图1-77 型催化化裂化装装置原则则流程图图型装置置的主要要特点有有：（1）催催化剂用用U型管密密相输送送；（2）两两器间的的催化剂剂循环主主要靠改改变U型管两两端的催催化剂密密度来调调节；（3）催催化剂进进再生器器不是通通过分布布板，而而是直接接由密相相提升管管送入分分布板上上的流化化床，因因此可以以减小分分布板的的磨蚀；（4）装装置高度度降低到到3236mm。50年代代前后是是采用密密相床反反应器的的流化催催化裂化化的繁荣荣时期，不不少大的的石油公公司纷纷纷推出了了自己的的两器配配置形式式，使采采用密相相流化床床反应器器的催化化裂化技技术趋向向成熟。随着裂化化催化剂剂工艺的的改进，采采用提升升管反应应器的催催化裂化化技术呼呼之欲出出。早在在50年代代中期，UOP公司就推广直提升管高低并列式装置设计，这种装置实际上已接近于现代的提升管装置，它可采用密相操作，也可以在催化剂床层低到汽提段内的情况下操作，其原则流程示意图如图1-8所示。随着后来沸石催化剂的富有革命性的推出，这种型式即演变成全提升管催化裂化工艺。图1-88 UUOP高高低并列列式装置置原则流流程图二催化裂裂化发展展现状自沸石催催化剂的的推出和和提升管管反应器器的地位位确定以以后，经经过各大大公司的的不懈努努力，催催化裂化化工艺不不断改进进，分别别推出了了代表当当今水平平的各自自独特的的装置构构型。（一）KKellloggg公司重油催化化裂化（HOC）是Kellogg公司推出的技术，这种装置和垂直外提升管经横管与分离器相通，其出口有粗旋风分离器。再生器装有内取热盘管和外取热器，催化剂循环由塞阀控制。正流式布置两器是Kellogg公司的一贯风格，HOC装置也保持了正流式布局。其原则流程见图1-9。图1-99 改改进后的的HOCC装置原原则流程程图（二）UUOP 公司为了最大大限度地地体现沸沸石催化化剂的优优越性，UOP公司设计了高效再生流化催化裂化装置，如图1-10所示。其特点是：提升管出口装有催化剂和油气的快速分离设施，以减少其接触时间，并降低反应器内旋风分离器的催化剂负荷；形状独特的快速床再生器（烧焦罐）能使空气和催化剂接触良好，大幅度地提高了烧焦强度；这种装置减少了催化剂藏量，为维持催化剂活性所需加入的新鲜催化剂量可以减少。图1-110 UOOP公司司的高效效再生流流化催化化裂化装装置原则则流程图图图1-111 RCCC装置原原则流程程图RCC技技术也是是以UOOP公司司为主开开发的一一种工艺艺，其原原则流程程图见图图1-111。其其技术特特点是：再生器器为两段段逆流再再生，第第一段采采用逆流流烧焦不不完全再再生，焦焦炭中的的全部氢氢和800%900%的碳碳被烧掉掉。第二二段采用用高氧完完全再生生，使再再生催化化剂含炭炭量降到到0.005%以以下；催催化剂上上的重金金属是通通过高温温烃类气气流和水水蒸汽作作用而达达到钝化化的；采采用新的的雾化喷喷咀，较较低的反反应压力力，注入入稀释剂剂，尽量量缩短反反应时间间，以减减少生焦焦，提高高液体产产品收率率；提升升管出口口设有效效果较好好的弹射射式快分分，以减减少二次次反应；再生器器设置有有下流式式外取热热器。90年代代初UOOP公司司又推出出了CCCC工艺艺（可控控制的催催化裂化化）。可可控制的的催化裂裂化集工工艺设计计、催化化剂配方方和工艺艺操作条条件之大大成，以以生产质质量最好好的产品品。CCC工工艺的特特点是：采用平平推流提提升管反反应器和和提升管管出口与与旋风分分离器直直接连接接等措施施，在促促进所要要求的一一次反应应和有关关的二次次反应的的同时，控控制不需需要的二二次反应应、再裂裂化反应应和热裂裂化反应应；采用用新的多多段挡板板汽提段段，提高高了汽提提效率；采用一一段或二二段再生生器，可可根据需需要装设设外取热热器，一一段再生生器为烧烧焦罐，二二段再生生器与RRCC工工艺相同同。用于于老装置置改造的的还可采采用如图图1-112所示示的流程程。图1-112 可可控制的的催化裂裂化装置置用于老老装置改改造的原原则流程程（三）SShelll石油油公司19888年Sheell石石油公司司投产了了第一套套重油催催化裂化化装置（见见图1-13）其其特点为为：采用用高效进进料催化化剂混合合系统以以及短接接触时间间的提升升管反应应器，使使之降低低焦炭和和气体生生成量，同同时使用用了钝化化剂；采采用分段段汽提，包包括从分分离出来来的催化化剂中迅迅速汽提提出烃类类和第二二段汽提提器中高高效地解解吸出剩剩余的烃烃类；采采用高效效再生器器限制焦焦炭的放放热量，允允许热量量以COO的形式式传递给给CO锅炉炉；采用用性能可可靠的取取热器，调调节装置置的热平平衡。图1-113 Sheell公公司第一一套重油油催化裂裂化装置置Shelll公司司以后设设计的两两套渣油油催化裂裂化装置置分别在在19991年和和19992年投投产，见见图1-14，其其特点有有：减小小沉降段段尺寸，使使提升管管出口至至分馏塔塔间油气气停留时时间仅33秒；再再生器只只设一级级旋风分分离器，而而且采用用旋流管管式分离离器。119988年在英英格兰SStannloww投产的的由Shhelll公司设设计的外外提升管管催化裂裂化装置置包括有有该公司司的专有有技术：如进料料喷嘴、提提升管内内构件、提提升管末末端装置置、预汽汽提旋分分器、多多级汽提提器和高高效再生生器等。图1-114 Sheell 公司的的渣油催催化裂化化装置（四）SStonne & Webbsteer公司司Stonne && Weebstter公公司（SSWECC）19981年年在Arrkannsass城炼油油厂建成成投产一一套处理理量为00.9MMt/aa的重油催催化裂化化装置，增增设了第第二再生生器，掺掺炼渣油油的比例例提高到到30%40%，曾试试验过55种不同同形式的的进料喷喷嘴。119822年该公公司又将将Arddmorre炼油油厂的同同轴式催催化裂化化装置改改成重油油催化裂裂化工艺艺，新设设叠置式式两段再再生器及及反应器器，采用用了最先先进的进进料喷嘴嘴及其它它技术成成果，其其原则流流程如图图1-115所示示。其特特点有：（1）认认为原料料中的残残炭与生生焦率无无关，当当处理残残炭1%5.5%的的原料时时，生焦焦率为66%7%，装置置不设取取热设施施。（2）采采用两个个再生器器进行再再生。催催化剂从从第一再再生器到到第二再再生器，两两个再生生器的烟烟气自成成系统。第第二再生生器的旋旋风分离离器设在在器外，再再生器内内无其它它构件，可可承受高高温。（3）使使用金属属钝化剂剂，效果果较好。（4）要要求原料料中氢含含量在112%较较好，最最低为111.88%。（5）使使用了高高效雾化化喷嘴。（6）推推荐采用用超稳沸沸石（UUSY）催催化剂。图1-115 SWEEC的RRFCCC装置原原则流程程（五） 其他公公司除了上述述几个公公司近年年来取得得的进展展外，还还有几个个公司在在催化裂裂化方面面也取得得了令人人瞩目的的进展。EXXOON公司司的FLLEXIICRAACKIING R也是是高低并并列式装装置，采采用单级级再生、改改进的分分布板，反反应系统统采用高高效的与与提升管管直连的的密闭式式旋风分分离系统统、独特特的进料料喷嘴和和专有的的汽提段段。19998年年已有117套装装置建成成投产，一一些老装装置也已已改造成成这种装装置。Lumuus公司司开发的的催化裂裂化装置置19998年已已有133套建成成投产。在在设计中中采用了了先进的的反应系系统和高高效催化化剂汽提提器，以以及专有有的进料料喷嘴。再再生系统统为快速速床单段段再生。一种采用用被称为为下一代代催化裂裂化（NNEXCCC）技技术的催催化裂化化装置将将在芬兰兰的Neestee Oy公司实实现工业业化，它它采用两两个组合合的循环环流化床床反应器器，其中中一个作作为裂化化反应器器，另一一个作为为催化剂剂再生器器，两个个流化床床反应器器同用一一个承压压外壳，并并且裂化化反应器器放在再再生反应应器之内内。另外外，用多多入口旋旋分器取取代了常常规旋分分器。NEXCCC装置置的反应应温度为为60006550，汽油油和轻烃烃产率可可达855%990%，设设备尺寸寸只有同同等规模模的催化化裂化装装置的三三分之一一左右，建建设费用用估计低低40%500%。三中国催催化裂化化技术的的发展我国的催催化裂化化技术是是新中国国建立以以后发展展壮大起起来的。第一套移移动床催催化裂化化装置是是由前苏苏联设计计并于119588年投产产的,119644年建成成第二套套，仅此此两套，而而且这两两套装置置在800年代都都已改成成流化催催化裂化化装置。19655年5月5日，我我国第一一套流化化催化裂裂化装置置在抚顺顺石油二二厂建成成投产，处处理量为为0.66Mt/a，两两器型式式采用同同高并列列式。有有了这从从无到有有的飞跃跃，以后后的大力力发展更更是非常常之快，在在两套00.6MMt/aa同高并并列式装装置投产产之后，立立即开始始了1.2Mtt/a带带有管式式反应器器的三器器流化循循环、具具有创造造性的催催化裂化化装置设设计，如如图1-16，并并于19967年年在齐鲁鲁石化公公司炼油油厂投产产。图1-116 三器流流化催化化裂化装装置 图1-17典典型的高高低并列列式催化化裂化装装置60年代代后期，发发达国家家为适应应沸石催催化剂而而开发的的提升管管催化裂裂化，很很快引起起我国炼炼油界的的注意，并并在19974年年8月首先先将玉门门炼油厂厂1200kt/a同高高并列式式装置改改造成为为高低并并列式提提升管装装置，典典型的高高低并列列式装置置见图11-177。19777年12月，在在洛阳石石油化工工工程公公司（LLPECC）实验验厂建成成投产了了我国第第一套550ktt/a同同轴式器器内两段段再生的的催化裂裂化装置置（见图图1-118）。图1-118 同轴轴式催化化裂化装装置1空气气分布管管；2待生塞塞阀；33一段密密相床；4稀相段段；5旋风分分离系统统；6外部烟烟气集合合管；77旋风分分离系统统；8快速分分离设施施；9耐磨弯弯头；110沉降段段；111提升管管；122汽提段段；133待生立立管；114二段密密相床；15再生立立管；116再生塞塞阀图1-119 带烧焦焦罐再生生的提升升管催化化裂化装装置1单动动滑阀；2再生斜斜管；33待生斜斜管；44提升管管；5汽提段段；6沉降器器密相段段；7快速分分离器；8沉降器器稀相段段；9旋风分分离系统统；100沉降器器集气室室；111再生器器集气室室；122旋风分分离系统统；133再生器器稀相段段；144快速分分离器；15稀相输输送管；16再生器器第二密密相床；17催化剂剂内循环环管；118再生器器第一密密相床（烧烧焦罐）；19空气分分布管；20辅助燃燃烧室武汉石油油化工厂厂（19978年年,0.6Mtt/a）、乌乌鲁木齐齐石油化化工总厂厂（19978年年，0.6Mtt/a）和和镇海石石油化工工总厂（1978年，1.2Mt/a)相继建成高低并列式提升管催化裂化装置。早期的几套装置的再生器各有特点。武汉石油化工厂提升管装置中催化剂进入再生器的方式是“下进上出”，独山子炼油厂的装置系“上进下出”。镇海石油化工总厂采用的是旋转床烧焦等技术。裂化催化化剂快速速床再生生是国外外70年代代实现工工业化的的一项新新技术。我我国从770年代代后期起起，有关关的科研研、设计计单位就就开始快快速床再再生技术术的研究究，在中中国科学学院化工工冶金研研究所作作了冷模模试验，在在LPEEC的炼炼油实验验厂作了了热模试试验。在在此基础础上，LLPECC完成了了乌鲁木木齐石油油化工总总厂工业业装置的的设计。在在该装置置设计中中，采用用了具有有内溢流流管循环环的快速速床烧焦焦技术（见见图1-19），取取得了很很好的效效果。北京设计计院和荆荆门石油油化工总总厂合作作把该厂厂原有的的催化裂裂化装置置改造成成提升管管快速床床再生催催化裂化化装置，采采用了具具有外循循环管的的烧焦罐罐，也取取得了很很好的效效果。为了进一一步增加加再生系系统的处处理能力力，洛阳阳石油化化工工程程公司为为高桥石石油化工工公司炼炼油厂和和锦州炼炼油厂的的装置改改造设计计中采用用了后置置烧焦罐罐式的两两段再生生，提高高了装置置处理能能力。在催化剂剂再生方方面，880年代代我国已已掌握了了三种床床型（鼓鼓泡床、湍湍动床、快快速床）、两两种方式式（完全全和不完完全燃烧烧）以及及单段和和两段（单单个再生生器和两两个再生生器）等等各种组组合形式式。19989年年高桥石石油化工工公司炼炼油厂投投产的第第二套催催化裂化化装置，就就包括有有将上述述多种床床型和方方式组合合起来的的新型再再生器（见见图1-20）。图1-220 新型再再生催化化裂化装装置重油催化化裂化是是重油深深度加工工提高炼炼油厂经经济效益益的有效效方法，它它作为一一项炼油油新工艺艺，已为为很多国国家所重重视，而而且正在在蓬勃发发展。我我国原油油大多偏偏重，沸沸点>3350的常压压渣油占占原油的的70%800%，沸沸点>5500的减压压渣油占占原油的的40%50%，因此此，重油油催化裂裂化早就就引起我我国炼油油界的重重视。60年代代中期我我国就开开始使用用无定形形硅铝催催化剂，在在中型流流化床催催化裂化化装置上上先后进进行了大大庆、大大港和玉玉门常压压渣油的的催化裂裂化试验验，并于于19772年在在玉门炼炼油厂以以微球硅硅铝催化化剂成功功地进行行了玉门门拔头原原油催化化裂化工工业试验验。沸石催化化剂在我我国推广广使用后后，19977年年LPEEC炼油油实验厂厂开始掺掺炼任丘丘减压渣渣油，其其量为110%左左右，取取得了有有用的数数据。此此后，牡牡丹江炼炼油厂、安安庆石油油化工总总厂、燕燕山石油油化工公公司炼油油厂、镇镇海石油油化工总总厂、九九江石油油化工总总厂等110多个个炼油厂厂进行了了掺炼各各种原油油的渣油油工业生生产和试试验，都都取得了了很好的的效果，为为我国全全炼常压压渣油和和劣质催催化裂化化原料提提供了宝宝贵经验验。另外外，LPPEC应应用该公公司炼油油实验厂厂多年的的研究成成果与运运转经验验，与兰兰州炼油油化工总总厂合作作，将兰兰州炼油油化工总总厂原来来加工能能力为00.3MMt/aa的移动动床催化化裂化装装置改建建成国内内第一套套同轴式式提升管管催化裂裂化装置置，掺炼炼20%25%的长庆庆减压渣渣油和二二段脱沥沥青油，并并采用单单器两段段再生、助助燃剂完完全再生生及再生生器水平平式内取取热盘管管等技术术。19982年年10月该该装置投投产后，各各项主要要指标均均达到设设计要求求。年处处理能力力达到00.5MMt/aa，轻质质油收率率提高110%。在吸收国国外先进进技术的的基础上上，为了了加速我我国炼油油工业的的发展，原原石油工工业部于于19882年5月成立立了炼油油技术攻攻关领导导小组（1984年改由中国石油化工总公司领导），并在其领导下成立了催化裂化专业组，将国家科委重点攻关项目大庆常压渣油催化裂化作为重要攻关内容。在北京设计院、石油化工科学研究院（RIPP）、洛阳石油化工工程公司（LPEC）和石家庄炼油厂等单位共同努力下达到了预期的效果。19833年5月在LPPEC炼炼油实验验厂进行行了全馏馏分大庆庆常压渣渣油半工工业化试试验，重重点考察察了产品品的分布布和质量量以及剂剂油比对对焦炭产产率的影影响。在在实验中中对渣油油催化裂裂化的反反应热、吸吸附热以以及再生生器内取取热器的的传热也也进行了了初步测测定。同同年9月，在在石家庄庄炼油厂厂新投产产的高低低并列式式渣油催催化裂化化装置上上进行了了全馏分分大庆常常压渣油油的生产产试验，在在原料残残炭5.5%、反反应温度度4800和全回回炼操作作的情况况下，焦焦炭产率率为9.3%，轻轻质油收收率可达达76.8%。19887年该该装置改改造成双双器两段段再生（见见图1-21）使使生焦率率下降11.5%。图1-221常压渣渣油催化化裂化装装置大庆常压压渣油催催化裂化化技术的的攻关成成功，推推动了我我国渣油油催化裂裂化技术术的发展展，并且且已扩展展应用于于其它原原油的常常压渣油油和高残残炭原料料。例如如：石家家庄炼油油厂以任任丘常压压渣油为为原料，残残炭高达达7.224%，外外排部分分油浆，焦焦炭产率率11%12%，轻质质油收率率也可接接近700%；洛洛阳石化化总厂以以中原常常渣为原原料，残残炭为66.5%，全回回炼，焦焦炭产率率11.55%，轻质质油收率率仍可达达76.8%；九江石石油化工工总厂掺掺炼322.5%鲁宁管管输原油油的减压压渣油，进进料残炭炭为6.24%，全回回炼，焦焦炭产率率10.21%，轻质质油收率率75.3%。这这些装置置的操作作成功，更更加丰富富了我国国渣油催催化裂化化的技术术经验。80年代代末，我我国又引引进了美美国Sttonee & Webbsteer公司的的渣油催催化裂化化技术，用用于镇海海、武汉汉、广州州、长岭岭和南京京5个炼油油厂现有有催化裂裂化装置置的改建建和新建建，已陆陆续投产产。经过过对该技技术消化化、吸收收和改进进，对我我国渣油油催化裂裂化技术术的发展展起了一一定的作作用。我国渣油油催化裂裂化技术术，经过过多年的的研究和和生产实实践，已已经掌握握了原料料雾化、内内外取热热、提升升管出口口快速分分离、重重金属钝钝化、催催化剂预预提升等等整套渣渣油催化化裂化的的基本技技术，同同时系统统地积累累了许多多成功的的操作经经验。19966年9月，采采用两段段再生的的2.00Mt/a重油油催化裂裂化装置置在大连连西太平平洋石油油化工有有限公司司投产，见见图1-22，该该装置具具有如下下特点：第一再再生器贫贫氧操作作并设置置外取热热器；第第二再生生器采用用快速床床和湍流流床串联联。该装置是是我国目目前投产产的最大大的一套套重油催催化裂化化装置。图1-222大连西西太平洋洋公司重重油催化化裂化装装置90年代代以来，北北京设计计院除了了开发管管式烧焦焦技术外外，还开开发了新新型重叠叠式逆流流两段再再生技术术（见图图1-223），该该技术一一再布置置在二再再上面，富富含氧的的二再高高温烟气气通过中中间分布布板进入入一再，主主风得到到充分利利用。它它不设外外旋分系系统，结结构简化化，两股股烟气合合二为一一，流程程简单，119955年在武武汉石化化厂投产产的催化化裂化装装置便采采用了这这种技术术。图1-223 重重叠式逆逆流两段段再生示示意图 为了了能加工工劣质原原料，洛洛阳石化化工程公公司还开开发了烟烟气串联联三器连连体式两两段再生生的ROOCC-V型催催化裂化化装置（见见图1-24），这这种装置置具有与与国外RRCC型型装置相相同的优优点，但但是采用用了完全全新颖的的结构，比比国外的的RCCC装置可可降低高高度约115米，结结构紧凑凑，降低低了建设设费用，相相应地缩缩短了油油气管线线的长度度，减少少了管线线结焦。110万吨吨/年的的ROCCC-VV型示范范装置已已于19996年年底投产产。图1-224 RROCCC-V型型催化裂裂化装置置示意图图另外，LLPECC所开发发的将回回炼油抽抽提芳烃烃后再返返回催化化裂化的的工艺，已已经过工工业试验验验证，能能提高装装置处理理量和汽汽油产率率。该项项工艺已已在安庆庆石油化化工总厂厂建成工工业装置置，并于于19992年投投产。第二节催催化裂化化装置的的组成催化裂化化装置由由反再系系统、分分馏系统统和吸收收稳定系系统三大大部分组组成，在在反再系系统中，主主风和烟烟气能量量回收系系统因其其操作管管理的相相对独立立性有时时也将其其作为催催化裂化化装置的的一大部部分对待待，下面面分别进进行叙述述。一反再系系统反再系统统是催化化裂化装装置的核核心所在在，由反反应器、再再生器以以及相应应的其他他设备如如提升管管反应器器、催化化剂输送送管线、辅辅助燃烧烧室等组组成。初初期的流流化催化化裂化是是在反应应器床层层内进行行裂化反反应。后后来随着着新型沸沸石催化化剂的采采用，逐逐渐由床床层裂化化过渡到到提升管管裂化，原原来的床床层反应应器在有有提升管管反应器器的装置置中只起起沉降器器的作用用。流化催化化裂化装装置的反反应和再再生是连连续的，经经过预热热后的原原料油进进入反应应器，与与由再生生器来的的高温催催化剂一一起在提提升管内内进行裂裂化反应应，反应应后进入入反应沉沉降器经经由旋风风分离器器使反应应油气分分离出催催化剂，油油气进入入后部分分馏系统统，分离离后的催催化剂因因表面在在裂化反反应过程程中积焦焦，而送送入再生生器，在在再生器器内烧掉掉催化剂剂表面的的焦炭，再再生催化化剂经过过催化剂剂输送管管线重新新返回反反应器，开开始新的的裂化反反应。随着重油油催化裂裂化的发发展，与与其密切切相关的的内外取取热技术术也在不不断完善善，几乎乎成了重重油催化化裂化必必不可少少的组成成部分。最最早开发发的是内内取热盘盘管，后后来又发发展了外外取热器器。除此之外外，反应应再生系系统还包包括催化化剂的加加料和卸卸料系统统。催化裂化化装置反反应系统统的工艺艺流程如如图1-25。图1-225 反应应再生系系统工艺艺流程二分馏系系统和吸吸收稳定定系统分馏系统统除主分分馏塔外外，还有有众多的的单体设设备，如如：塔、炉炉、容器器、机泵泵、冷换换等。吸收稳定定系统的的主要设设备是富富气压缩缩机和吸吸收塔、脱脱吸塔、再再吸收塔塔、稳定定塔。分馏和吸吸收稳定定系统的的详细介介绍参见见本书第第十章。表1-11给出了了国内设设计的两两套装置置分馏和和吸收稳稳定系统统主要设设备的规规格尺寸寸。表1-11典型分分馏和吸吸收稳定定系统主主要设备备的规格格尺寸规模100××104t/aa（汽油方方案）200××104t/aa（汽油方方案）催化分馏馏塔直径径 m4.66.4催化分馏馏塔塔板板数2830轻柴油汽汽提塔直直径 mm1.02.0轻柴油汽汽提塔塔塔板数66吸收塔直直径 m1.82.6吸收塔塔塔板数3030解吸塔直直径 m2.23.4解吸塔塔塔板数3636再吸收塔塔直径 m1.01.6再吸收塔塔塔板数数2424稳定塔直直径 m2.23.4稳定塔塔塔板数3540三主风及及烟气能能量回收收系统催化裂化化装置再再生烧焦焦用的空空气是由由主风机机提供的的，随着着催化裂裂化技术术的不断断完善，主主风机的的型号及及结构型型式也在在不断发发展。至至今，主主风机除除了广泛泛使用离离心式压压缩机（鼓鼓风机）以以外，小小型装置置的主风风机可采采用往复复式空气气鼓风机机，新建建的大、中中型催化化裂化装装置大多多采用高高效率的的轴流式式鼓风机机。催化裂化化再生烟烟气中蕴蕴藏能量量很大，故故催化裂裂化装置置中的各各类能量量回收设设备成为为装置的的重要组组成部分分。1 一氧氧化碳锅锅炉一氧化碳碳锅炉是是与催化化剂再生生采用CCO不完完全燃烧烧方式相相对应的的，利用用烟气中中的显热热和燃烧烧一氧化化碳的热热量产生生蒸汽。后后来随着着一氧化化碳促燃燃技术的的发展，再再生烟气气中不再再含有一一氧化碳碳，因此此新装置置设计不不再设一一氧化碳碳锅炉。80年代发展重油催化裂化装置的同时，一氧化碳锅炉又开始被某些工艺采用，但其型式也发生了变化，由于CO含量不高，有的装置专门设计了一氧化碳焚烧炉，焚烧后的烟气与另外的烟气混合进入余热锅炉。2 余热热锅炉余热锅炉炉是回收收再生烟烟气的热热量用于于发生蒸蒸汽的设设备，具具体的蒸蒸汽产生生与过热热方案往往往是从从全装置置的热力力系统综综合考虑虑，因此此，有的的余热锅锅炉发生生饱和蒸蒸汽，有有的将装装置内副副产的蒸蒸汽过热热。余热热锅炉的的基本型型式有立立式和卧卧式两种种，前者者烟气自自上而下下或自下下而上流流动，后后者是水水平方向向流动。3 烟气气轮机烟气轮机机的节能能作用主主要是通通过烟气气膨胀作作功发电电，驱动动主风机机，形成成能量回回收机组组。随着着催化裂裂化技术术的发展展，尤其其是渣油油催化裂裂化技术术的开发发，烟气气轮机负负荷提高高，压缩缩比也提提高，设设置烟机机能量回回收机组组的作用用越来越越显著，回回收的能能量不仅仅能带动动主风机机，还能能向电网网送电。烟烟气轮机机能量回回收机组组的合理理选择和和配置，对对确保催催化裂化化装置长长周期平平稳操作作以及取取得较好好的节能能及经济济效益有有关。烟烟机能量量回收机机组的配配置可根根据不同同要求选选择不同同的配置置方式。烟烟机和主主风机可可以同轴轴配置，也也可分轴轴配置，分分轴配置置的机组组是主风风机由汽汽轮机或或电动机机驱动，烟烟气轮机机单独驱驱动发电电机，分分轴配置置时烟机机发电机机组与主主风机组组互不影影响，装装置运行行比较可可靠，相相当于多多了一个个自备电电源。同同轴机组组配置把把烟气轮轮机、主主风机、汽汽轮机、齿齿轮箱和和发电机机/电动机机的各轴轴端用联联轴器串串联在一一起，成成为一起起旋转的的机组，常常见的一一些烟机机、主风风机机组组配置型型式如图图1-226图图1-299。图1-226 烟机主风机机电动机机/发电机机配置的的主风及及烟气能能量回收收系统图1-227 烟机机主风机机电动机机/发电机机蒸汽轮机配置置的主风风及烟气气能量回回收系统统图1-228 烟烟机主风机机蒸汽轮轮机配置置的主风风及烟气气能量回回收系统统图1-229 烟烟机主风机机蒸汽轮轮机电动机机/发电机机配置的主主风及烟烟气能量量回收系系统表1-22给出了了典型催催化裂化化装置各各类设备备的汇总总情况。表1-22典型催催化裂化化装置设设备汇总总设备名称称数量反应再生生部分等等分馏部分分吸收稳定定部分合计反再系统统11取热器1212大型机组组13124锅炉122塔类233458加热炉类类1213容器类106620泵类9181640冷却器及及换热器器20组组/3060台10组组/2050台30组/5080台第三节 催化化裂化在在炼油工工艺中的的地位催化裂化化在炼油油厂中的的地位首首先要涉涉及它的的主要产产品在炼炼油厂商商品中所所处的地地位，还还涉及如如何从原原油中获获取催化化裂化原原料，以以上都要要延伸到到上游和和下游的的工艺和和有关工工艺装置置的评述述。一产品的的地位催化裂化化提供的的产品有有汽油组组分、轻轻柴油（轻轻循环油油）组分分和液化化石油气气等。在在国外，大大多数装装置按多多产汽油油的方案案生产，转转化率在在75%80%，只是是根据季季节变化化略作调调整，汽汽油产率率50%（重）左左右。如如果把液液化气中中的丁烯烯全部烷烷基化，不不足的异异丁烷外外购或从从加氢裂裂化装置置提供，那那么还可可生产相相当的烷烷基化汽汽油作为为高辛烷烷值组分分，两者者合计可可达催化化裂化原原料的660%65%（重），称称为催化化裂化的的潜在汽汽油产率率。美国和西西欧的商商品车用用汽油中中各个组组分的平平均含量量见表11-3和和表1-4。可可以看出出催化裂裂化汽油油约占11/3，如如包括烷烷基化汽汽油则达达到400%455%，和和催化重重整汽油油一起构构成商品品汽油大大宗组分分。我国国原油中中轻馏分分很少，催催化重整整能够提提供的汽汽油数量量有限，因因而催化化裂化汽汽油所占占份额高高达700%（重重）以上上，近年年情况详详见表11-5。今今后随着着高辛烷烷值汽油油需求比比例的增增加，催催化裂化化汽油和和潜在汽汽油所占占比重还还将上升升。表1-33美国汽汽油的平平均值90年代代无铅优优质汽油油配方举举例组成，%（体）(1)丁丁烷3.2(2)直直馏石脑脑油0(3)异异构化汽汽油16.55(4)催催化裂化化汽油34.88(5)加加氢裂化化汽油3.4(6)重重整汽油油(包括调调入的BBTX）33.55(7)烷烷基化汽汽油6.6(8)醚醚类2.0合计100.0抗爆指数数（R+M)/290.00平均芳烃烃，%(体）33.44表1-44西欧汽汽油的平平均组分分构成（1991年）组分平均含量量，%丁烷6直馏石脑脑油8催化裂化化汽油27催化重整整汽油+热解汽汽油47烷基化汽汽油4异构化汽汽油5MTBEE等醚类类2其他1由于在数数量上占占有重要要地位，催催化裂化化汽油的的质量对对于商品品汽油的的影响不不容忽视视。因此此，提高高其辛烷烷值是一一个重要要课题。目目前除开开发高辛辛烷值催催化剂和和助剂等等措施外外，优化化操作也也是一个个重要措措施，例例如，短短反应时时间、大大剂油比比、高反反应温度度、低再再生温度度等均有有利于汽汽油辛烷烷值的提提高。60年代代至700年代中中期，催催化裂化化逐步采采用沸石石催化剂剂，催化化重整由由于再生生条件限限制不能能按高苛苛刻度操操作，商商品汽油油的辛烷烷值和发发动机的的要求存存在着一一定差距距，因而而靠加入入四乙基基铅等抗抗爆添