催化裂化基础知识介绍煤制氢.pptx

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1、1 2#催化裂化装置1989年12月建成投产，是一套重油催化裂化装置，设计处理能力80万吨/年，按大庆常压渣油设计。装置原为两器并列式内提升管反应器，2000年扩能改造为100万吨/年，并采用由石科院研究开发的MGD工艺。2007年7月反应系统采用石科院的MIP工艺技术进行改造，将原来的内提升管反应器改造为外提升管反应器，加工能力仍为100万吨/年。2010年10月参考外单位的一些成功经验，进行了一系列的节能改造，其中有低温热-高压除氧器联合技术、解析塔增设中部重沸器、气压机复水器循环水二次利用等。2#2#催化裂化装置简介催化裂化装置简介第1页/共40页22#2#催化裂化装置简介催化裂化装置简

2、介第2页/共40页32#2#催化裂化装置简介催化裂化装置简介第3页/共40页4 工艺上，反应器采用了MIP工艺，再生器带前置烧焦罐，外取热器为大肋片管束的取热器。余热锅炉产生中压蒸汽供中压透平使用，烟气经烟机做功后进入锅炉回收余热。装置主要有反应再生、分馏、吸收稳定、脱硫、能量回收、机组等六个系统构成。2#2#催化裂化装置简介催化裂化装置简介第4页/共40页52#2#催化裂化装置简介催化裂化装置简介反再系统：反应再生系统是装置的核心，反应部分的主要任务，就是在分子筛催化剂和合适的工艺条件下，在提升管反应器内把重质原料油裂化成干气、液化气、汽油、轻柴油、油浆和焦炭等。分馏系统：主要任务是根据反应

3、生成的混合物（油气）中各组分沸点的不同，将它们分离成富气、粗汽油、轻柴油、回炼油、油浆，并保证汽油干点、轻柴油凝固点和闪点合格。第5页/共40页62#2#催化裂化装置简介催化裂化装置简介吸收稳定系统：利用各组分之间在液体中溶解度不同把富气和粗汽油分离出质量合格的干气和液化气以及生产稳定汽油。控制好干气中的3+含量和3=含量、液化气中的2-和5+含量、稳定汽油的初馏点温度。脱硫系统：主要任务是将吸收稳定系统分离出来的液化气、干气中含的H2S除掉，使之符合产品质量要求。脱硫操作属于产品精制范畴，它是利用可循环再生的脱硫溶剂的弱碱性与H2S的目的。常用的脱硫溶剂有：一乙醇胺、N甲基二乙醇胺（高效脱硫

4、剂）、二乙醇胺等。第6页/共40页72#2#催化裂化装置简介催化裂化装置简介能量回收系统：设置烟气轮机回收烟气的压力能；设置外取热器与余热锅炉一起产生中压蒸汽，供背压汽轮机做功；采用高压除氧器对回收分馏系统低温热的无盐水进行除氧。机组系统：四机组（烟机、主风机、中压透平、电动/发电机）、气压机、备用主风机。第7页/共40页82#2#催化裂化装置催化裂化装置-机组系统机组系统机组设备是催化裂化装置的心脏，按照功能不同又分为主风机组和气压机组。主风机组我们就是我们俗称的四机组，它是由电动/发电机、变速齿轮箱、中压透平、轴流风机、烟气轮机组成。其中电动/发电机是上海电机厂生产；中压透平和轴流风机是西

5、德GHH公司生产；烟机是成发集团科能公司生产。第8页/共40页92#2#催化裂化装置催化裂化装置-机组系统机组系统备用风机由前苏联进口，电机是国内南阳电机厂生产。气压机组中的压缩机由沈阳鼓风机厂生产，低压透平由杭州汽轮机厂生产。第9页/共40页102#2#催化裂化装置催化裂化装置-四机组四机组第10页/共40页112#2#催化裂化装置催化裂化装置-富气压缩机富气压缩机第11页/共40页12二、催化裂化原料的来源二、催化裂化原料的来源 二催化装置原料油主要为直馏蜡油、加氢蜡油、减压渣油、常压渣油，还有焦化蜡油、改质汽油，掺炼部分含酸油（酸值1.5mgKOH/g，含硫 1.5%）。第12页/共40

6、页13二、催化裂化原料的来源二、催化裂化原料的来源催化裂化原料的来源有：催化裂化原料的来源有：1 1直馏减压馏分油。减压塔侧线直馏减压馏分油。减压塔侧线350550350550馏出油（馏出油（VGOVGO）是最常用的原）是最常用的原料。石蜡基原油的料。石蜡基原油的VGOVGO较好，环烷基原油较好，环烷基原油VGOVGO较差。含硫原油的较差。含硫原油的VGOVGO通常先通常先经过加氢脱硫或缓和加氢裂化得到低硫且裂化性能好的经过加氢脱硫或缓和加氢裂化得到低硫且裂化性能好的VGOVGO作为裂化原料。作为裂化原料。2 2延迟焦化馏出油。焦化分馏塔侧线的延迟焦化馏出油。焦化分馏塔侧线的320500320

7、500馏出油（馏出油（CGOCGO）也以）也以催化裂化为主要加工途径。这种原料氮含量和芳烃含量高，不属于理想催化裂化为主要加工途径。这种原料氮含量和芳烃含量高，不属于理想的原料，通常其掺炼比例为的原料，通常其掺炼比例为5%15%5%15%。有条件时宜经过加氢处理，这样不。有条件时宜经过加氢处理，这样不仅掺炼比例可以提高，而且产品收率和质量能得到改善。仅掺炼比例可以提高，而且产品收率和质量能得到改善。3 3常压渣油。硫、重金属含量和残炭低的蒸馏装置常压塔底渣油常压渣油。硫、重金属含量和残炭低的蒸馏装置常压塔底渣油（ARAR），可直接作为原料，如大庆原油、中原原油和东南亚地区一些原），可直接作为原

8、料，如大庆原油、中原原油和东南亚地区一些原油的常压渣油。反之，则需用经过加氢脱硫得到的油的常压渣油。反之，则需用经过加氢脱硫得到的ARDSARDS重油为原料，如重油为原料，如中东地区多种原油。中东地区多种原油。第13页/共40页14 4 4减压渣油。除某些原油外，常减压蒸馏装置减压塔底渣油（减压渣油。除某些原油外，常减压蒸馏装置减压塔底渣油（VRVR）一）一般不单独作为原料，而是与馏分油掺合在一起或者经过加氢脱硫般不单独作为原料，而是与馏分油掺合在一起或者经过加氢脱硫（VRDSVRDS）方能作为进料。后者适用于含硫原油如孤岛油或中东地区的多）方能作为进料。后者适用于含硫原油如孤岛油或中东地区的

9、多种原油。种原油。5 5脱沥青油。为满足原油深度加工的要求并避免直接加工脱沥青油。为满足原油深度加工的要求并避免直接加工ARAR或或VRVR带来带来的不利因素，采用丙烷或丁烷的溶剂脱沥青工艺，从减压渣油中提取的不利因素，采用丙烷或丁烷的溶剂脱沥青工艺，从减压渣油中提取60%60%以上的脱沥青油（以上的脱沥青油（DAODAO）作用原料，已成为炼油厂加工流程的一个组）作用原料，已成为炼油厂加工流程的一个组成部分。成部分。DAODAO的重金属含量和沥青质含量远低于的重金属含量和沥青质含量远低于VRVR，改善了原料质量。，改善了原料质量。含硫原油的含硫原油的DAODAO最好经过加氢脱硫（可与最好经过加

10、氢脱硫（可与VGOVGO合并处理）。我国还成功开合并处理）。我国还成功开发了溶剂脱沥青发了溶剂脱沥青-催化裂化组合工艺。将催化裂化油浆也作为脱沥青原催化裂化组合工艺。将催化裂化油浆也作为脱沥青原料，可回收其中的饱和烃，获得较高的产品收率。料，可回收其中的饱和烃，获得较高的产品收率。6 6其他。我国开发成功的芳烃抽提其他。我国开发成功的芳烃抽提-催化裂化组合工艺，把催化裂化催化裂化组合工艺，把催化裂化装置产生的重循环油经过双溶剂抽提除去重芳烃后返回做回炼油，可明装置产生的重循环油经过双溶剂抽提除去重芳烃后返回做回炼油，可明显提高轻质油产率和装置处理。必要时回炼污油、改质汽油、不合格汽显提高轻质油

11、产率和装置处理。必要时回炼污油、改质汽油、不合格汽油。油。二、催化裂化原料的来源二、催化裂化原料的来源第14页/共40页15三、催化裂化的产物三、催化裂化的产物催化裂化催化裂化催化裂化催化裂化 原料（重质馏分油）0.180.2MPa,480-530 有催化剂存在下 产品(气体、液化气、汽油、柴油、焦炭)流化催化裂化：流化催化裂化：Fluid Catalytic Cracking(FCC)第15页/共40页16催催化化裂裂化化产产物物干气干气 C1C3 C3 3.5%液化气液化气 C2C5 C2 2%C5 2%汽油汽油 C5C11 干点干点 203柴油柴油 C10C20 95%馏出温度馏出温度3

12、51363 油浆油浆焦炭焦炭 三、催化裂化的产物三、催化裂化的产物第16页/共40页17气体（干气、液化气）气体（干气、液化气）1催化裂化气体原先只是生产汽油过程中的副催化裂化气体原先只是生产汽油过程中的副产物，其中的产物，其中的C3、C4馏分（液态烃）占绝大馏分（液态烃）占绝大部分，主要作家用液化气和烷基化的原料。部分，主要作家用液化气和烷基化的原料。近几年开发的近几年开发的DCC、MGG、MIO等过程，将等过程，将气体也作为目的产物之一，其产率明显较高，气体也作为目的产物之一，其产率明显较高，气体中的丙烯和异丁烯、异戊烯是合成高分气体中的丙烯和异丁烯、异戊烯是合成高分子聚合物和高辛烷值组分

13、的原料。子聚合物和高辛烷值组分的原料。三、催化裂化的产物三、催化裂化的产物第17页/共40页18汽油馏分汽油馏分2三、催化裂化的产物三、催化裂化的产物催化裂化汽油产率一般约为催化裂化汽油产率一般约为4060%，含有较多，含有较多的烯烃、异构烷烃和芳烃，所以辛烷值较高，的烯烃、异构烷烃和芳烃，所以辛烷值较高，一般为一般为90左右（左右（MON）。目前，二催化装置汽）。目前，二催化装置汽油辛烷值在油辛烷值在9092（MON）之间。）之间。第18页/共40页19柴油馏分柴油馏分3三、催化裂化的产物三、催化裂化的产物催化裂化柴油馏分只是柴油的质量最差的组分，催化裂化柴油馏分只是柴油的质量最差的组分，在

14、最大轻质油产率的条件下，柴油的产率只有在最大轻质油产率的条件下，柴油的产率只有2030%，当按多产柴油方案生产时，可提高至，当按多产柴油方案生产时，可提高至35%左右。柴油其中含有左右。柴油其中含有4050%的芳烃，十六的芳烃，十六烷值较直馏柴油低得多，通常只有烷值较直馏柴油低得多，通常只有35左右而且左右而且硫含量偏高，需要进行加氢精制再与直馏柴油硫含量偏高，需要进行加氢精制再与直馏柴油等调和后才能作为柴油发动机燃料使用。等调和后才能作为柴油发动机燃料使用。第19页/共40页20油浆馏分油浆馏分3三、催化裂化的产物三、催化裂化的产物催化裂化油浆馏分中含有少量的催化剂细粉，催化裂化油浆馏分中含

15、有少量的催化剂细粉，一般不作为产品，可油浆回炼。也可生产部分一般不作为产品，可油浆回炼。也可生产部分澄清油（闪蒸柴油）。催化油浆含有较多的重澄清油（闪蒸柴油）。催化油浆含有较多的重芳烃和胶质，其粘度低，经脱除固体颗粒物后，芳烃和胶质，其粘度低，经脱除固体颗粒物后，适合作燃料油或船用燃料油调和组分。适合作燃料油或船用燃料油调和组分。焦炭焦炭4焦炭是催化裂化的产物，沉积在催化剂上，但焦炭是催化裂化的产物，沉积在催化剂上，但不能作为产品。不能作为产品。第20页/共40页21四、催化裂化吸收稳定系统四、催化裂化吸收稳定系统1、吸收吸收是一种气体分离方法，利用气体混合物的各组分在某溶剂中的溶解度的不同，

16、通过使气液两相充分接触，易溶气体进入溶剂中。吸收有物理吸收和化学吸收两种。2、解吸解吸也称脱吸，指吸收质由溶剂中分离出来，转移入气相的过程。解吸与吸收是一个相反的过程。基基 本本 概概 念念第21页/共40页22四、催化裂化吸收稳定系统四、催化裂化吸收稳定系统3、蒸馏蒸馏是把完全互溶而沸点不同的液体混合物分离开的一种物理过程。或者说，利用汽液相中各组分相对挥发度的不同进行分离，分离的精度较低。4、精馏蒸馏与精馏都能分离混合物，精馏是经过多次汽化和多次冷凝，使混合物得到较高纯度的分离。基基 本本 概概 念念第22页/共40页23四、催化裂化吸收稳定系统四、催化裂化吸收稳定系统催化裂化吸收解吸均属

17、于物理过程。催化裂化吸收过程是在吸收塔中用粗汽油及稳定汽油（补充吸收剂）作为吸收剂，吸收富气中的气态烃的过程。低温高压对于吸收过程有利。在实际操作过程中降低吸收剂的温度、提高吸收塔压力及适当调整液气比都可提高吸收效果。第23页/共40页24四、催化裂化吸收稳定系统四、催化裂化吸收稳定系统催化裂化解吸过程是在解吸塔中将凝缩油及吸收过度的饱和汽油中C2解吸出来。由于相平衡关系势必有一定量的C3、C4也被同时解吸出来，因此，解吸气被送到气液分离罐，再进入吸收塔回收。高温低压对于解吸过程有利。在实际操作过程中，主要是提高解吸塔底温度、改变进料温度或适当降低解吸塔压力，改善解吸效果。第24页/共40页2

18、5四、催化裂化吸收稳定系统四、催化裂化吸收稳定系统稳定塔是典型的油品精馏塔，是在一定压力下多组分的精馏过程，可分离液化石油气和稳定汽油。吸收稳定系统的任务是把压缩富气分离成干气、液化石油气，并回收压缩富气中的汽油组分，将粗汽油进一步处理成蒸汽压、腐蚀合格的稳定汽油。第25页/共40页26四、催化裂化吸收稳定系统四、催化裂化吸收稳定系统从容-201顶出来的富气经气体压缩机（机-301/1.2）压缩至1.6MPa(绝)，压缩后的气体经空冷器（冷-301/1.2）、水冷器（冷-302/1.2）冷凝冷却到40，进入油气分离器（容-301），分离出压缩富气和凝缩油。为了防止设备腐蚀，在冷-301/1.2

19、前和冷-302/1.2后注入凝结水洗涤，洗涤水从容-301底排至含硫污水罐（容-211），用泵-214/1.2加压后送至污水汽提装置进行处理。具具 体体 流流 程程 介介 绍绍第26页/共40页27四、催化裂化吸收稳定系统四、催化裂化吸收稳定系统吸收塔（塔-301）位于脱吸塔（塔-302）上部，操作压力为1.2MPa(表)，平均温度为42。从容-301来的压缩富气进入吸收塔下部，从分馏来的粗汽油以及从泵-304/1.2来的补充吸收剂分别打入吸收塔的第19层和第26层，与气体进行逆流接触。为取出吸收过程放出的热量，吸收塔设有两个中段回流，分别从第9层和第17层抽出，用泵-302/1.2和泵-30

20、3加压后与水冷器（冷-303、冷304）冷却，然后分别返回到塔的第8层和第16层上方。从塔302顶出来的脱吸气与气压机出口的压缩富气混合进入空冷器（冷-301/1.2）进行冷凝冷却后与从吸收塔底的饱和吸收油一同进水冷器（冷-302/1.2）冷凝冷却，再进入容-301进行气-液分离，容-301相平衡后的不凝气和凝缩油分别去吸收塔和脱吸塔。具具 体体 流流 程程 介介 绍绍第27页/共40页28四、催化裂化吸收稳定系统四、催化裂化吸收稳定系统从吸收塔顶出来的贫气进入再吸收塔（塔-303），与作为再吸收剂的轻柴油逆流接触，以吸收贫气中携带的汽油组分。从再吸收塔顶出来的干气送往塔402进行脱硫，塔底富

21、吸收油与轻柴油换热（换-205/1.2）到123返回到分馏塔的第20层或18层塔盘。自容-301出来的凝缩油经泵-301/1.2加压后与稳定汽油换热（换-301）到70-80，进入塔-302上部，塔底部温度控110-125，塔底重沸器由分馏塔一中段回流提供热量。具具 体体 流流 程程 介介 绍绍第28页/共40页29四、催化裂化吸收稳定系统四、催化裂化吸收稳定系统塔-302底的脱乙烷汽油与稳定汽油换热（换303/1.2）至140-150进入稳定塔(塔-304)，塔-304的操作压力为1.1MPa（表），塔顶温度为60左右，塔底温度约160，塔底重沸器由分馏二中回流提供热源，C4及C4以下轻组分

22、从塔顶馏出，经水冷器（冷-305/1-8）冷凝冷却到40，进入回流罐（容-302），液化气从容-302底部抽出，用泵-305/1.2加压后,一部分作为稳定塔顶内回流；另一部分作为产品送往塔401进行脱硫，塔底的稳定汽油分别与脱乙烷汽油、凝缩油换热后，再经水冷器（冷-306/1.2）冷却到40，一部分作为补充吸收剂用泵-304/1.2打入塔-301第26层；另一部分作为产品送出装置。具具 体体 流流 程程 介介 绍绍第29页/共40页30五、催化裂化脱硫系统五、催化裂化脱硫系统自稳定系统来的液化气，进入液化气脱硫塔（塔-401）下部，塔内为不锈钢规整填料。系统送来的脱硫剂（贫液）先进入容402，

23、然后用泵402抽出，从塔-401顶部进入，与液化气逆向流动进行液-液抽提，脱硫后的液化气从塔顶流出，经容-403沉降罐分离出来夹带的溶剂后，作为产品送出装置，塔底溶剂（富液）进容409闪蒸后，用泵403送去联合三集中再生。自再吸收塔塔顶出来的干气，先经容-404分去凝液，然后进入干气脱硫塔（塔-402）下部，塔内设有20层浮阀塔盘，系统送来的脱硫剂（贫液）先进入容402，然后用泵402抽出，从塔402顶部进入，与干气逆流接触，脱硫后的干气从塔顶流出至容-405分液，净化干气从容-405顶出来再经容406分液后，送去干气提浓乙烯装置作为原料气；塔底溶剂（富液）进容409闪蒸后，用泵403送去联合

24、三集中再生。具具 体体 流流 程程 介介 绍绍第30页/共40页31六、催化裂化能量回收系统六、催化裂化能量回收系统能量回收部分的主要任务是回收催化裂化装置的再生过剩热、烟气的显热以及装置的其它余热。来自再生器顶压力为0.21MPa（表）、温度为650-700夹带有催化剂的烟气，先进入多管式三级旋分器（塔-104），再经过四级旋风分离器，分离出大于10u以上的大部分催化剂，使分离后的烟气中催化剂含量降到0.2克/标准立方米以下，大于10微米的催化剂颗料基本被除去，以保证烟气轮机的叶片长周期运转。净化了的烟气从三级旋风分离器顶出来，经高温平板闸阀和调节蝶阀，轴向进入烟气轮机膨胀作功以回收烟气的压

25、力能和部分显热，来驱动四机组，烟气压力由0.18MPa降至0.005MPa，温度下降160左右。烟气经烟气轮机膨胀作功后，竖向排出，经水封罐（容-117）后与从双动滑阀旁路来的烟气和从临界喷嘴来的烟气一起进入余热锅炉以回收烟气的显热，产生3.5MPa、420左右的蒸汽。烟气经余热锅炉后温度降至180左右，最后排入烟囱。第31页/共40页32六、催化裂化能量回收系统六、催化裂化能量回收系统由于装置原料的残炭值和重金属含量都比较高，因此裂化过程产生的焦炭燃烧放出的热量除供给反应需要的热量外，尚有剩余的热量，为此设置外取热器将再生系统剩余的热量取出，由再生器二密床来的高温催化剂，通过外取热器上滑阀进

26、入外取热器，催化剂从取热列管外壁自上而下流动，取热管浸没于流化床内，管内走水，取热器底部通入流化风，以维持床层的良好流化和传热，使床层催化剂对直立浸没管的传热良好，经过换热后的催化剂温降为100-150左右，再通过外取热器下滑阀返回到再生器的烧焦罐底部。装置外送来的无盐水经容-511高压热力除氧后，由泵503抽出，经余热锅炉省煤段加热后进入容501，由泵501抽出分三路，一路进入外取热器，一路进入换209/1、2与油浆换热，第三进入炉501过热器蒸发段，水汽都返回到容-501进行汽-液分离。容501顶部蒸汽分两路，一路进入余热锅炉过热段过热，另一路进入烧焦罐过热，水则在锅炉系统用泵501强制水

27、循环。第32页/共40页33六、催化裂化能量回收系统六、催化裂化能量回收系统再生器压力设计由三旋出口烟气管道上的双动滑阀和烟机入口蝶阀分程控制。当再生器压力等于给定值时，由烟机入口蝶阀控制。当烟机入口蝶阀开至给定值后，由双动滑阀控制。为减少烟气放空特别是不开烟机时烟气对双动滑阀的摩擦和噪声，在双动滑阀后设有5块蝶形降压孔板。装置外取热器和油浆换热器（换-209/1、2）产生的饱和蒸汽分两路，一路进入再生器烧焦罐内取热器过热至450，一路经余热锅炉过热段过热至420左右，两路蒸汽在中压汽并网阀前汇合送至中压蒸汽总管，进入蒸汽轮机作功，汽轮机背压排出的蒸汽并入装置1.0MPa蒸汽的管网，正常操作时

28、，烟气轮机回收的功率和汽轮机回收的功率合计超过主风机所需的功率，剩余的能量通过发电机以电能的形式送往110KV变电站。第33页/共40页34七、七、MIP工艺技术简介工艺技术简介多产异构烷烃的催化裂化工艺（多产异构烷烃的催化裂化工艺（MIPMaximizing Iso-Paraffins）是中国石化北京石油化工科学研究院开发的一项催化裂化新工艺。是中国石化北京石油化工科学研究院开发的一项催化裂化新工艺。该工艺技术设置两个反应区，采用串联式提升管反应器和适宜的工该工艺技术设置两个反应区，采用串联式提升管反应器和适宜的工艺条件，在不同的反应区实现裂化、氢转移、异构化及芳构化反应艺条件，在不同的反应

29、区实现裂化、氢转移、异构化及芳构化反应以达到降低汽油烯烃含量的目的。在降低催化汽油烯烃含量的同时，以达到降低汽油烯烃含量的目的。在降低催化汽油烯烃含量的同时，其研究法辛烷值（其研究法辛烷值（RON）及马达法辛烷值（）及马达法辛烷值（MON）均略有提高，汽）均略有提高，汽油的安定性得到改善，同时汽油中的硫含量有所下降。产品分布中油的安定性得到改善，同时汽油中的硫含量有所下降。产品分布中油浆产率有所降低，总液收略有提高。若将整体反应苛刻度提高，油浆产率有所降低，总液收略有提高。若将整体反应苛刻度提高，可适当兼顾多产丙烯的要求。可适当兼顾多产丙烯的要求。MIP与常规催化裂化装置相比，操作难度基本相当

30、，能耗较常规催化与常规催化裂化装置相比，操作难度基本相当，能耗较常规催化略有降低。略有降低。第34页/共40页35七、七、MIP工艺技术简介工艺技术简介第35页/共40页36七、七、MIP工艺技术简介工艺技术简介 预提升介质预提升介质 进料系统进料系统 第一反应区第一反应区 冷激剂或和冷冷激剂或和冷却的催化剂却的催化剂 出口出口 取热设备取热设备 第二反应区第二反应区 热再生催化剂热再生催化剂 高温（高温（515）、接触时）、接触时间较短（间较短（1.21.4s）、催）、催化剂裂化能力强，以强化化剂裂化能力强，以强化单分子裂化，生成较多的单分子裂化，生成较多的烯烃。烯烃。适宜的反应温度（适宜的

31、反应温度（505），适），适宜的反应时间（宜的反应时间（5s）、催化）、催化剂具有较好的氢转移反应和裂剂具有较好的氢转移反应和裂化反应能力，以强化双分子裂化反应能力，以强化双分子裂化和氢转移反应，在双重作用化和氢转移反应，在双重作用下，汽油烯烃下降幅度更大，下，汽油烯烃下降幅度更大，并且丙烯产率提高。并且丙烯产率提高。第36页/共40页37七、七、MIP工艺技术简介工艺技术简介MIP工艺技术特点：可控性地进行裂化反应、氢转移反应和异构化反应可选择性地进行不同类型的氢转移反应(在一定的范围内）第一反应区和第二反应区工艺参数合理匹配设计多功能的反应器工艺条件与催化剂性质能够合理的匹配第37页/共40页38七、七、MIP工艺技术简介工艺技术简介MIP工艺参数设计：第一反应区进行一次裂化反应 反应温度高 接触时间短 合理的油剂接触方式 催化剂具有较好的裂化反应性能第二反应区进行二次反应(异 构 化 和 选 择 性 氢 转 移)反应温度低 油剂接触时间长 催化剂具有较好的氢转移反应和异构化反应第38页/共40页39第39页/共40页MPCC40感谢您的观看！第40页/共40页