催化裂化4.ppt

,单击此处编辑母版标题样式,单击此处编辑母版文本样式,第二级,第三级,第四级,第五级,*,*,单击此处编辑母版标题样式,单击此处编辑母版文本样式,第二级,第三级,第四级,第五级,*,例题：再生器床层总压降为,14000Pa,，高度为,12m,。床层有效截面积为,50m,2,，求再生器的平均密度和床层总藏量为多少？（,118.93kg/m,3,71358kg),1,9.5,流态化基本原理,例题：某再生器床层线速为,1.2m/s,床层密度为,150Kg/m,3,若催化剂骨架密度和颗粒密度分别为,(,骨,)=2000Kg/m,3,(,颗,)=1200Kg/m,3,，试计算,颗粒孔隙率和床层空隙率,。,2,9.5,流态化基本原理,9.5,流态化基本原理,2,、气固流态化域,裂化催化剂颗粒流化床的流化状态与床层内的,表观气速有关，随气速的增大，,床层可分为不同的流化状态，或称为不同的流态化域。,固定床,固体颗粒相互紧密接触，呈堆积状态。,散式流化床,固体颗粒脱离接触，但均匀地分散在流化介质中，床层界面比较清晰而稳定，已具有流体特性,。,。,3,3,、临界流化速度和终端速度,6,对于有一定粒径分布的固体颗粒，在计算其直径时应采用,平均粒径,。,9.5,流态化基本原理,由公式可看出以下几点：,（,1,）,颗粒密度,越大，越不易流化；,（,2,）,流体密度,越大，越易流化；,（,3,）,流体的粘度,越大越有利于流化,书上,P336,：例题,8-1,7,9.5,流态化基本原理,9.5,流态化基本原理,二、流化床的基本特征,1,、散式流化床,当气流速度超过临界流化速度不多时，流化床内没有聚集现象，固体颗粒均匀地分散在流化介质，随气速增大，床层的空隙率增大，床层膨胀。气速越大或床径越小则膨胀比越大。在催化裂化装置中，催化剂的密相输送处于散式流化状态。,8,9.5,流态化基本原理,（,2,）流化床的膨胀比,床层的流化床的床高与起始流化时的床高之比叫膨胀比。,根据床中固体质量相等关系，可推导出：,H/H,0,=,0,/,9,9.5,流态化基本原理,（,1,）鼓泡床的基本现象,如果床层的直径足够大，而且气体的流速不太大时，即器壁的影响各气泡之间的影响可以忽略不计，我们可以观察到单个气泡的运动情况。,气泡的发生与形状,气泡的上半部分呈半环形，气泡的尾部则有一个凹入的部分，称为尾波区，体积占球形体积的,20-30%,。尾波区夹带有固体颗粒，而气泡相对则基本不含固体颗粒。,10,2,、鼓泡流化床和湍动床,9.5,流态化基本原理,气泡运动与返混,气泡上升过程中，尾波区的压力较低，气泡周围的固体颗粒被引至尾波区并随气泡向上运动。当尾波区夹带的固体颗粒较多时，它变得不稳定，于是上升的过程中会甩下一部分夹带的颗粒，而其余的仍被带上去。当气泡升至床层界面时，气泡破裂，尾波区的颗粒散落下来。这是,固体颗粒的返混。,11,向下运动的固体颗粒借摩擦力将颗粒相中的气体曳引向下，当气泡与颗粒相间的相对速度足够大时，这部分颗粒相中的气体由压力较低的尾波区进入气泡，而气泡相中的部分气体由顶部透过气泡边界进入颗粒相，这样形成了,气体在流化床中的返混,。,流化床内气体及固体的返混使床层各部分的性质（温度、组成等）趋向于均一。,12,9.5,流态化基本原理,9.5,流态化基本原理,气泡对流化和反应的影响,气泡的长大，使得气泡内的气体量增大，这些气体不能和催化剂很好地接触，所以没有经过反应就离开床层，对反应是不利的。,气节（腾涌）,在直径较小的流化床中，有时气泡能长大到和床层直径大小一样，形成了一层气泡相，一层固体颗粒相，这种现象称为气节。在气节状态时，操作压力波动甚至会发生反应器振动。,13,9.5,流态化基本原理,沟流,在大型鼓泡床中，气泡经常不是在整个床截面中均匀分布而是形成几个鼓泡中心，气泡聚合后沿几条“捷径”上升。当气速增大及床高增加时，鼓泡趋于集中，甚至几乎只集中于床层中央部分。严重的鼓泡集中使气泡连续沿着“捷径”上升而形成短路，这种现象叫沟流。发生沟流时，局部床层的压降下降。显然沟流对催化裂化反应是不利的。,14,9.5,流态化基本原理,（,2,）鼓泡床的稀、密相,密相床,鼓泡床层的顶部有一个波动的,界面,，当气速增大时，界面起浮波动的幅度就大，在界面以下的叫密相床。,对于催化裂化反应器和再生器，密相床层的密度随气体速度等因素而变化，一般在,100500kg/m,3,。,15,9.5,流态化基本原理,稀相段,密相段以上的空间叫稀相段。由于气速减小，稀相段含有固体颗粒少，密度小。,当气速较低时，稀密相的差别大，两相间的界面明显，而气速增大的则界面不明显。,16,9.5,流态化基本原理,（,3,）输送分离高度,气体离开床层界面时，床层中的某些固体颗粒也被气体携带至稀相段，这些被夹带的固体颗粒有大有小也有的是颗粒团，在随着气体上升的过程中，由于重力的作用，较大的颗粒或粒团速度逐渐减慢，然后转变方向重新落回床层，小的继续随气体向上运动。因此,在密相床以上的某个高度，气体中夹带的固体颗粒浓度基本保持不变，这个高度就称为输送分离高度（,TDH,）。,17,达到分离高度以后气体中所携带的固体量不会再减少，这个固体量就称为,饱和带出量。,思考,：为什么在实际装置上稀相段的直径大于密相段？,从输送分离高度的定义来看，常规反应器中的旋风分离器的入口和密相床的界面之间的距离应大于,TDH,。,18,9.5,流态化基本原理,（,4,）湍动床的主要特点,当气速增大到一定程度，流化床进入湍动床阶段。对湍动床的机理研究不是很充分，从目前研究情况来看，与鼓泡流化床相比，,湍动床的主要特点：,气速更高，返混和气泡直径变小，气泡数量增多，气体与固体颗粒之间的传质系数增大。,19,9.5,流态化基本原理,9.5,流态化基本原理,3,、高速（快速）流化床,快速流化床与湍流床的一个重要区别在于快速床的气速已增大到必须依靠提高固体颗粒的循环量才能维持床层的密度。,催化裂化的,烧焦罐式再生器,操作气速多在,1-2m/S,属于快速，在快速床阶段，气泡相转化为连续含颗粒的稀相，而连续乳化相逐渐变成由组合松散的颗粒群（絮团）构成的密相。或者说在快速流化床，气泡趋向于消失而在床层内呈现不同的密度分布。,在快速流化床内，气体和固体颗粒有返混现象。,20,9.5,流态化基本原理,4,、流化床反应器的特点,（,1,）由于流化床的传热速率高和返混，床层的各部分温度均匀，避免局部高温现象，对,再生反应是有利,的。,（,2,）流化床中气泡的,长大、气节、沟流,的发生使气体与固体颗粒的接触,不充分,，,对反应不利,。对催化裂化再生器气泡的存在使气,-,固之间的传质速率降低，使烧焦反应过程常常表现为扩散控制而,降低了烧焦速率,。,21,流化床的,返混,，造成催化剂在床层中的停留时间不均匀，有些催化剂没有与反应物充分接触就离开床层，有些则沉积过多的焦炭而仍停留在床层里。对于反应的气体，有些未反应就离开了床层，而另一些则在裂化生成目的产物后仍滞留在床层继续进行二次反应，,降低了轻质油收率,（产品选择性变差）。,一般的鼓泡床要达到很高的转化率很困难。,22,9.5,流态化基本原理,在再生器里，由于返混，床层中的有效催化剂含炭量降到与再剂含炭量相同，气体中的有效氧浓度下降，,再生反应速率下降。,23,9.5,流态化基本原理,9.5,流态化基本原理,（,3,）流态化使固体具有,流体的性质,，装卸、输送都较为灵活方便，这对需要大量固体循环反应系统是有利的。（催化裂化反应器和再生器）。,两器可以不用传热构件,（催化剂起热载体作用；流化床温度分布均匀）。,24,（,4,）在流化床反应器中，总有一些固体颗粒被带入稀相，进而带出反应器，故气体离开反应器前应通过,旋分器回收固体颗粒,。,（,5,）流化床中固体颗粒的激烈运动加剧了对设备的磨损，使催化剂的粉碎加剧,。,25,9.5,流态化基本原理,9.5,流态化基本原理,三、提升管中的气固流动（垂直管中的稀相输送）,1,、稀相输送与密相输送的界限,提升管内,气,-,固混合物呈稀相状态同时向上流动,。提升管内的气固混合物的密度大约是几千克每立方米，属于稀相输送的范畴。,通常以,100kg/m,3,作为区分稀相输送与密相输送的界线。,26,9.5,流态化基本原理,2,、催化剂的滑落和滑落系数,提升管中的气速比流化床高得多，工业装置一般采用油气,进口处的线速为,4.57.5m/s,，在提升管,出口,处的气体线速增达到,818m/s,，催化剂也由比较低的初速度逐渐加快到接近油气的速度。,催化剂颗粒是被油气携带上去的，它的上升速度总是比气体的速度低一些，这种现象称为催化剂的滑落,*,。,即稀相输送是靠气体的运动来推动固体颗粒而进行输送的。,27,催化剂被加速之后，催化剂的线速,u,s,应等于气体线速,u,f,与催化剂的自由降落速度,u,t,（也是终端速度）之差。气体气体线速,u,f,与催化剂的线速,u,s,之比称为滑落系数。,滑落系数,=,u,f,/u,s,=u,f,/(u,f,-u,t,),显然气速越大，滑落系数越小，返混越小。,28,9.5,流态化基本原理,在,提升管,内，由于气速高，催化剂与油气在提升管内接触时间短，而且催化剂滑落系数接近于,1,，,返混,很小，这样大大减少了二次反应。对分子筛催化剂是有利的。,29,9.5,流态化基本原理,3,、噎塞速度,需要分析提升管内单位管长的压降与气速的关系。,在垂直管路中随着气速的降低，固体颗粒上升的速度减慢，管路中的密度不断增大，最后造成管线突然堵塞，这时的气体线速度称为噎塞速度。,30,9.5,流态化基本原理,噎塞速度主要取决于催化剂的筛分组成、颗粒密度等物性。此外管内固体质量流速越大或管径越大，噎塞速度越高。,为了在提升管内维持良好的流化状态，,管内气速必须大于噎塞速度。,31,9.5,流态化基本原理,9.5,流态化基本原理,四、催化剂的循环,流化催化裂化两器之间有大量的催化剂循环，这是催化剂完成反应,-,再生和传递热量的需要，因此顺利循环也是一个重要的问题。,流化催化裂化装置的催化剂循环采用,密相输送,的方法，提升管催化裂化装置采用斜管或立管输送，在输送管内密度为,400600kg/m,3,，称为密相输送。密相输送的两种形态：,32,粘滑流动,当固体颗粒向下流动时，气速较低，不足以使固体流化起来。固体阵发生性向下移动。多发生在粗粒向下运动。这种流动叫粘滑流动。移动床反应器内催化剂运动。,充气流动,气一固混合物具有连续的流动性，可以向任意方向流动，多发生在细粒的流动。这种流动叫充气流动。充气流动时，气体的流速应稍高于固体颗粒的起始流化速度、粘滑流动主要粗颗粒的向下流动，充气流动主要发生在细颗粒的流动，例如,催化裂化各循环管中。,33,9.5,流态化基本原理,9.5,流态化基本原理,1,、密相输送原理,为了说明密相输送的原理可以做这样一个实验，实验如图：,34,h1,h2,h,P,1,P,2,水,汽,当阀打开时，水就会从左管流向右管，而在流动时,推动力,=,阻力,当流速不大，,Pa,值较小，可以忽略，上式可写作：,密相输送时，固体颗粒不被气体加速，而是在少量气体松动的流化状态下靠静压差的推动来进行集体运动。,在提升管式催化裂化装置，常用斜管进行催化剂输送，上述输送原理也同样适用。,35,式中,为斜管中的密度，,p,f,v,p,f,t,分别为滑阀及管路的摩擦压降。方程式的左方即流动的推动力。在设计输送斜管时必须,注意斜管的倾斜角度,。,9.5,流态化基本原理,9.5,流态化基本原理,催化剂的休止角,如图由小孔流出的固体颗粒在下面形成一个锥体，锥体斜面与水平面的夹角叫,休止角,。当固体颗粒在倾斜角小于休止角时，固体颗粒留在斜面上不会落下。因此，催化剂斜管输送时必须大于休止角。工业装置斜管与水平面的夹角一般为,63,55,0,（斜管与垂线的夹角一般为,27,55,0,),。,36,37,2,、充气流动的压降,与一般流体流动相似，气固混合物在流化状态下由,1,点流到,2,点时的压降：,P1-P2=g,h+,P,a,+,P,f,t,+,P,f,v,(1),料柱静压,P,h,的求法,由气体和固体颗粒的流量计算。先计算气固混合物的密度。,=,（,w,g,+w,s,)/(v,g,+v,s,),可简化为：,=w,s,/v,g,对气速不过高的向上运动，应考虑滑落系数。,9.5,流态化基本原理,由实测两点压差,(,P),计算,h=P,1,-P,2,-,（,P,a,+,P,f,t,+,P,f,v,）,=P,1,-P,2,-,（,P,a,+,P,f,t,+,P,f,v,）,/g,h,在实际生产过程中，由于计算,P,a,、,P,f,t,、,P,f,v,较麻烦而且不易算准，因此上式可简化为,P/,（,g,h,），,视密度,38,9.5,流态化基本原理,P,a,、,P,f,t,、,P,f,v,的计算公式见书,P344.,3,、催化剂循环线路的压力平衡,压力平衡的任务是保证催化剂在两器之间按要求的循环量进行正常循环，并在输送系统的立管、斜管建立足够的料封防止操作压力波动时催化剂发生倒流事故。,再生线路和待生线路的推动力和阻力应该平衡。,39,9.5,流态化基本原理,一、催化裂化工艺流程,40,9.6,催化裂化工艺过程,一、,催化裂化工艺流程,41,一、催化裂化工艺流程,42,1.,反应一再生系统,新鲜原料油经换热后与回炼油混合，经加热炉加热至,180,320,后至提升管反应器下部的喷嘴，原料油由蒸汽雾化并喷入提升管内，在其中与来自再生器的高温催化剂,(600,750),接触，随即汽化并进行反应。油气在提升管内的停留时间很短，一般只有几秒钟。反应产物经旋风分离器分离出夹带的催化剂后离开反应器去分馏塔。积有焦炭的催化剂,(,称待生催化剂,),由沉降器落入下面的气提段。气提段内装有多层人字形挡板并在底部通入过热水蒸气。待生催化剂上吸附的油气和颗粒之间的空间的油气被水蒸气置换出而返回上部。经气提后的待生剂通过待生斜管进入再生器。,43,1.,反应一再生系统,再生器的主要作用是烧去催化剂上因反应而生成的积炭，使催化剂的活性得以恢复。再生用空气由主风机供给，空气通过再生器下面的辅助燃烧室及分布管进入流化床层。对于热平衡式装置，辅助燃烧室只是在开工升温时才使用，正常运转时并不烧燃烧油。再生后的催化剂,(,称再生催化剂,),落入淹流管，再经再生斜管送回反应器循环使用。再生烟气经旋风分离器分离出夹带的催化剂后，经双动滑阀排入大气。,44,2.,分馏系统,由反应器来的反应产物油气从底部进入分馏塔，经底部的脱过热段后在分馏段分割成几个中间产品：塔顶为汽油及富气，侧线有轻柴油、重柴油和回炼油，塔底产品是油浆。轻柴油和重柴油分别经气提后，再经换热、冷却后出装置。,45,催化裂化装置的分馏塔的,特点,进料是带有催化剂粉尘的过热油气。因此分馏塔底设有脱过热段。,一般设有多个循环回流：塔顶循环回流、一至两个中段循环回流、油浆循环回流。,塔顶回流采用,循环回流,而不用冷回流。,减小分馏系统的压降，提高富气压缩机的入口压力。,46,3.,吸收一稳定系统,吸收一稳定系统主要由,吸收塔、再吸收塔、解吸塔及稳定塔,组成。从分馏塔顶油气分离器出来的富气中带有汽油组分，而粗汽油中则溶解有,C3,、,C4,组分。吸收一稳定系统的作用就是利用,吸收,和,精馏,的方法将富气和粗汽油分离成,干气,(C2),、液化气,(C3,、,C4),和蒸汽压合格的稳定汽油,。,47,9.6,催化裂化工艺过程,一、提升管反应器,提升管的基本形式如图,48,提升管反应器是一根长,30-40m,的管道，介质是油气和催化剂,提升管下端油气速度一般为,4-7m/s,，出口油气速度为,12-18m/s;,油气停留时间,2-4S,。,终止反应技术；混合温度控制技术,抑制二次反应,提升管反应器的结构：,(1),提升管反应器,预提升段,：催化剂从再生斜管进入提升管的预提升段，提升段的作用就是加速催化剂，使其在进入反应器时有一定的线速和催化剂在轴向有良好的分布。,原料入口,：在提升管的底部预提升段的顶部，为了选择性裂化也有的装置在提升管的中部和上部设有入口。,进料雾化喷嘴,：使原料雾化，提高雾化效果，有利于原料的汽化和反应。,49,9.6,催化裂化工艺过程,出口快速分离器,：快速分离器的作用是使催化剂和反应产物在离开提升管反应器以后迅速地分离，防止二次反应。,50,快速分离机构的形式有多种多样，比较简单的,有伞帽形、,T,字形,的构件，现在用得比较多的是,初级旋风分离器,9.6,催化裂化工艺过程,(2),反应沉降器,反应沉降器在提升管反应器的上部，有提升管反应器出来的反应油气进入反应沉降器进行催化剂和油气的自由沉降分离，没有沉降下来的催化剂进入设在沉降器顶部的旋风分离器进行继续进行分离。沉降器的气体线速比较低，一般为,0.6-0.8m/s,。,51,9.6,催化裂化工艺过程,(3),汽提段,汽提段设在沉降器的下部，内部设有蒸汽管和汽提挡板，作用是对从沉降器落到汽提段的催化剂用水蒸汽进行汽提，汽提出催化剂颗粒间和空隙内的油气。减少油气损失提高油品的收率，降低焦炭产率，减少再生器烧焦负荷。汽提效果受水蒸气用量和汽提段的结构影响。,52,9.6,催化裂化工艺过程,重油催化裂化技术,（,1,）,两段提升管催化裂化技术（,TSRFCC,）,：采用两段提升管反应器，第一段进新鲜原料，与再剂接触一段时间后进入油气和待剂分离系统；未转化的原料（循环油）进入第二段，与再剂接触进一步反应。工业应用结果表明轻质油收率提高，干气产率下降。,53,9.6,催化裂化工艺过程,多产异构烷烃的催化裂化技术（,MIP,）,采用新型的反应系统和相应的工艺条件，选择性的抑制裂化反应，促进氢转移反应和异构化反应，主要目的是降低汽油烯烃含量。反应系统分为两个反应区，第一反应区以裂化反应为主，采用较高的反应温度和较大的剂油比；第二反应区采用较低的反应温度和较长的反应时间，增加氢转移反应和异构化反应，抑制二次裂化反应。,54,9.6,催化裂化工艺过程,催化裂化汽油辅助反应器改质技术,依托原有催化裂化装置，增设了一个单独的提升管与湍动床层相组合的辅助反应器，对催化裂化汽油进行进一步改质，促进需要的氢转移反应和异构化反应，抑制不需要的裂化反应，从而达到降低汽油烯烃含量、维持汽油辛烷值基本不变以生产清洁汽油的目的。,55,9.6,催化裂化工艺过程,三,、再生器,烧去催化剂表面的积碳恢复催化剂的活性，再生器的主要要技术要求：,再生剂含碳低,(,一般要求低于,0.2%,，甚至要求达到,0.05%-0.1%),；较高的烧焦强度,:100-250 kg/t.h,；,催化剂减活与磨损条件比较缓和；,易于操作，能耗和投资少；能满足环境要求。,56,9.6,催化裂化工艺过程,57,壳体内的上部为,稀相区,，下部为,密相区,。密相区的,有效藏量,由,烧碳负荷及烧碳强度,确定。根据密相区的,有效藏量和固体密度,可决定密相区的,容积。,密相区的,直径,由,空塔气速,决定。一般有两种情况，一种采用较低气速，,0.5-0.9m/s,；一种采用较高气速，,1.0-1.5m/s,。密相区的直径和容积确定后，即可确定其高度。密相区的床层高度一般为,5-7m,。,9.6,催化裂化工艺过程,为了避免过多地带出催化剂，对堆积密度较小的催化剂一般采用,0.60.7m/s,，对堆积密度较大的催化剂则可采用,0.8,0.9m/s,。,从密相区向上到一级旋风分离器入口之间的稀相空间高度应大于,TDH,。,再生器内装有两级串联的旋风分离器，其回收固粒的效率应在,99.99,以上。在烧焦负荷大的再生器内装有几组旋风分离器，它们的升气管连接到一个集气室将烟气导出再生器。,在再生器下部装有空气分布器,。,59,9.6,催化裂化工艺过程,分布器可分为,分布板,（蝶形）和,分布管,（树枝形或环形）,60,9.6,催化裂化工艺过程,重催再生器需设取热设备：,a.,内取热式；,b.,外取热式,61,9.6,催化裂化工艺过程,1,、再生的形式,62,工业上再生器的主要形式可分为三类：,单段再生、两段再生、快速床再生,9.6,催化裂化工艺过程,（,1,）单段流化床再生,单段再生是只用一个流化再生器来完成全部再生过程。由于工艺和设备结构比较简单，故至今仍被广泛采用。,对分子筛催化剂，单段再生的温度在,650700,之间，当催化剂的水热稳定性好时，有的还提高到,730,，但高温也会受到设备材质的限制。,单段再生的主要问题是再生温度的提高受到限制和密相床层的有效催化剂含碳量低。,63,9.6,催化裂化工艺过程,64,（,2,）两段再生,两段再生是把烧碳过程分为两个阶段进行。在第一段，烧去总烧碳量的约,80%85%,；余下的在第二段再用空气及在更高的温度下继续烧去。,两段再生可以在一个再生器筒体内分隔为两段来实现，也可以在两个独立的再生器内实现。,9.6,催化裂化工艺过程,65,两段再生的主要,优点,两段再生是把烧碳过程分为,两个阶段,进行,对于全混床反应器，第一段出口的半再生剂的含碳量高于再生剂的含碳量，从而,提高了烧碳速率,；,在第二段再生时可以用新鲜空气,（,提高了氧的对数平均浓度）和更高的温度，,提高了烧碳速率；,9.6,催化裂化工艺过程,第二段内的水气分压可以很低，,减轻了催化剂的水热老化；,且第二段的催化剂藏量比单段再生器的催化剂藏量低，停留时间较短。因此，第二段可采用较高的再生温度。,66,9.6,催化裂化工艺过程,从流化域来看，单段再生和两段再生都属于鼓泡床和湍流床的范畴，传递阻力和返混对烧碳速率都有重要的影响。,如果把气速提高到,1.2m/s,以上，而且气体和催化剂向上同向流动，就会过渡到快速床区域。,在快速流化床区域，必须有较大的固体循环量才能保持较高的床层密度。,烧焦罐再生,(,亦称高效再生,),就是循环流化床的一种方式,67,9.6,催化裂化工艺过程,68,循环管,是烧焦,罐,再生器的独有设备，它的,作用是把热催化剂从二密相返回烧焦罐，提高烧焦罐底部温度和烧焦罐密度，以提高烧焦速度并增加烧焦能力。,9.6,催化裂化工艺过程,快速床,(,循环流化床,),再生优点,1.,气相转化成连续相，催化剂颗粒变为分散相，,这种状况对氧的传递十分有利，从而强化了烧碳过程。,随着气速的提高，,返混程度减小，中、上部接近于平推流，,也有利于烧碳强度的提高。,69,9.6,催化裂化工艺过程,9.7,渣油催化裂化,重油（渣油）与蜡油的主要差别表现：,（,1,）重油不仅分子量大，而且含芳烃较多，特别是稠环芳烃较多，而且胶质、沥青质含量远比瓦斯油多。这种化学组成上的差异明显地表现重油的残炭值比瓦斯油的高得多。,（,2,）重油的重金属含量高，例如镍含量比瓦斯油高约,200,倍。,（,3,）重油含硫、含氮量高。,渣油催化裂化的主要技术因难,焦炭产率高：造成焦炭产率高的原因是重油的,H,C,比较低、含稠环芳烃较多、胶质和沥青质含量高以及金属污染催化剂。,重金属污染催化剂,产品含硫含氮量高,渣油催化裂化对催化剂的要求,抗金属污染：降低催化剂比表面积,焦炭和氢气选择性：孔径大的超稳,Y,分子筛,水热稳定性：再生温度高,耐磨性能：主风量和烟气量大,重油转化能力：担体活性高,良好的汽提性能：避免油气浪费,渣油催化裂化的操作条件：,1,、反应时间：渣油催化裂化应采用比馏分油裂化更短的接触时间。,2,、低反应压力有利于降低焦炭产率。,3,、要求剂油比高，要求有足够的再生好的催化剂返回提升管。,4,、采取比馏分油催化裂化高的反应温度。,重油催化裂化技术的进展,抗金属污染催化剂,金属钝化剂,工艺技术：,（,1,）改进的催化剂和工艺条件；,（,2,）采用新的设计思想：,强化反应器进料的雾化；,高温再生催化剂；,采用稳定性好的超稳,HY,型分子筛催化剂。,（,3,）采用两段裂化技术；,1,再生器物料平衡，决定空气流率和烟气流率，即决定主风量，为选择主风机提供原始数据。,2,再生器烧焦计算，决定藏量。,3,再生器热平衡，决定催化剂循环量，为反应器热平衡计算、原料油预热温度以及原料加热炉热负荷计算提供原始数据。,4,再生器设备工艺设计计算，包括壳体、旋风分离器、分布器（板）、淹流管、辅助燃烧室、滑阀、稀相喷水等。,再生器计算,9.7,反,一再系统的工艺计算,(,设计,),反应器计算,反应器物料平衡、热平衡，决定原料预热温度。结合再生器热平衡决定燃烧油量或取热设施。,应器设备工艺设计计算，包括气提段和进料喷嘴的设计计算。,例,再生器物料平衡和热平衡计算,某提升管催化裂化装置的再生器,(,单段再生,),主要操作条件如表。,再生器顶部压力（表），,Mpa,0.142,烟气组成（体积分数），,%,：,CO,2,/CO,体积比,O,2,1.5,0.5,再生器温度，,650,主风入再生器温度，,140,待生剂温度，,470,焦炭组成（,H/C,质量比）,10/90,大气温度，,25,再生剂含碳量（质量分数），,%,0.3,大气压力，,Mpa,0.1013,烧焦炭量,Q,1,，,t/h,11.4,空气相对湿度，,%,50,再生器的物料平衡,1,烧碳量及烧氢量,2,理论干空气量,3,实际干空气量,4,需湿空气量,(,主风量,),5,主风单耗,6,干烟气量、湿烟气量及烟气组成汇总,7,烟风比,1,烧碳量及烧氢量,烧碳量,Q1C%,11.410,3,0.9,10.2610,3,（,kg/h,）,855,（,kmol/h,）,烧氢量,Q1H%,11.410,3,0.1,1.1410,3,（,kg/h,）,570,（,kmol/h,）,又因为烟气中,CO,2,/CO,（体）,1.5,；,所以生成,CO,2,的,C,为：,8551.5,（,1.5+1,）,513,（,kmo1/h,）,6156,（,kg/h,）；,生成,CO,的,C,为：,855,513,342,（,kmol/h,）,4104,（,kg/h,）,2,理论干空气量,碳烧成,CO,2,需要,O,2,量,5131,513,（,kmol/h,）,碳烧成,CO,需要,O,2,量,3421,2,171,（,kmol/h,）,氢烧成,H,2,0,需要,O,2,量,5701/2,285,（,kmol/h,）,则理论需要,O,2,量：,513,171,285,969,（,kmol/h,）,31008,（,kg/h,）,理论带入,N,2,量,96979,21,3645,（,kmol/h,）,102060,（,kg/h,）,所以理论干空气量,969,3645,4614,（,kmol/h,）,133200,（,kg/h,）,3,实际干空气量,烟气中过剩氧的体积分数为,0.5,，所以,解此方程，得过剩氧量,O,2,(,过,)=23.1,（,kmol/h,）,=740,（,kg/h,）,过剩氮量,23.1 79,2l,87,（,kmol/h,）,2436,（,kg/h,）,所以实际干空气量,4619+23.1,87,4729.1,（,kmol/h,）,136380,（,kg/h,）,4,需湿空气量,(,主风量,),大气温度,25,，相对湿度,50,，查空气湿度图，得空气的湿度量为,0.010kg,（水气）,kg,（干空气）。所以，空气中的水汽量,1363800.010,1364,（,kg/h,）,75.9,（,kmol/h,）,湿空气量,4729.1,75.9,4805,（,kmol/h,）,107.6103m,3,(N)/h,1795m,3,(N),min,此即正常操作时的主风量。,5,主风单耗,6,干烟气量、湿烟气量及烟气组成汇总,组分,流量,相对分子质量,组成（摩尔分率）,%,Kmol/h,Kg/h,干烟气,湿烟气,CO,2,513,22572,44,11.1,9.62,CO,342,9576,28,7.4,6.45,O,2,23.1,739.2,32,0.5,0.43,N,2,3737,104636,28,81.0,69.57,总干烟气,4615.1,137523.2,29.8,13.93,生成水气,570,10260,18,主风带入水汽,75.9,1364,待生剂带入水汽,72.2,1300,吹扫、松动蒸气,27.8,500,总湿烟气,5361,150947,100,100,按每吨催化剂带入,1kg,水汽及设催化剂循环量为,1300t/h,计算；初估算值。,（二）再生器热平衡,1,烧焦放热,2,焦炭吸附热,3,主风由,140,升温至,650,需热,4,焦炭升温需热,5,待生剂带入水汽需热,6,吹扫、松动蒸汽升温需热,7,散热损失,8,给催化剂的净热量,9,计算催化剂循环量,G,10,再生器热平衡汇总,1,烧焦放热,生成,CO,2,放热,615633873,2085210,4,（,kJ/h,）,生成,CO,放热,4l0410258,421010,4,（,kJ/h,）,生成,H,2,0,放热,1140119890,1366710,4,（,kJ/h,）,合计放热,3872910,4,（,kJ/h,）,2,焦炭吸附热,按目前工业上仍采用的经验方法计算，有,焦炭脱附热,=38729l0,4,ll.5,445410,4,（,kJ/h,）,3,主风由,140,升温至,650,需热,干空气升温需热,1363801.09,（,650140,）,758110,4,（,kJ/h,）,式中,1.09,是空气的平均比热，,kJ,(kg),。,水汽升温需热,=13642.07(650,式中,2.07,是水汽的平均比热，,kJ,(kg),4,焦炭升温需热,假定焦炭的比热与催化剂的相同，也取,1.097kJ,(kg),，则,焦炭升温需热,11.4103 1.097(650,140,取反应温度,),637.810,4,（,kJ/h,）,5,待生剂带入水汽需热,1300 2.16(650470),50.510,4,（,kJ/h,）,式中,2.16,是水气的平均比热，,kJ,(kg),。,6,吹扫、松动蒸汽升温需热,500,（,38162780,）,51.810,4,（,kJ/h,）,式中括弧内的数值分别是,10kg,cm,2,(,表,),饱和蒸气和,0.142Mpa(,表,),、,650,过热蒸气的热焓。,7,散热损失,582,烧碳量,(,以,kg/h,计,),58210260,597.110,4,（,kJ/h,）,8,给催化剂的净热量,焦炭燃烧热,第,(2),项至第,(7),项之和,3872910,4,(4454,7581,144.0,637.8,50.5,51.8,597.1)10,4,25212.810,4,（,kJ/h,）,9,计算催化剂循环量,G,25212.810,4,G10,3,1.097,（,650470,）,所以,G,1277(t/h),10,再生器热平衡汇总,带入，,10,4,kJ/h,带出，,10,4,kJ/h,焦炭燃烧热,38729,焦炭脱附热,4454,主风升温,7725,焦炭升温,225.1,带入水气升温,102.3,散热损失,597.1,加热循环催化剂,25625.5,合计,38729,合计,38729,再生器物料平衡汇总,带入，,kg/h,带出，,kg/h,干空气,16380,干烟气,137520,水,汽,主风带入,1364,水,汽,生成水,10260,待生剂带入,1300,带入水,3164,松动、吹扫,500,合计,13424,合计,3164,循环催化剂,127710,3,焦炭,11400,循环催化剂,127710,3,合计,1427.94410,3,合计,1427.94410,3,