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FCC一系列——大家同用

作者 cyl1124
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催化裂化
第一节 概述
催化裂化在炼油工业中的地位和作用
1,石油二次加工的作用
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.如果不经过二次加工它们只能作为润滑油原料或重质燃料油.但是国民经济和国防上需
要的轻质油量是很大的,由于内燃机的发展对汽油的质量提出更高的要求.而直馏汽油(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发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发展. 2,催化裂化在二次加工中的作用
催化裂化大分子烃类在催化裂化剂的作用下,在一定的温度压力下,裂化为铰小分子的烃类
的过程叫催化裂化
原料在450—530℃ ,1—3大气压及与催化剂接触的条件下,经裂化生成气体,汽油,柴油,
重质油,及焦碳.
石油的二次加工包括,重油轻质化工艺热裂化,焦化,加氢裂化和催化裂化催化裂化,汽油
的催化重整工艺.在重质油轻质化的工艺中,热裂化的过程技术落后已经被淘汰.加氢裂化,技术
先进,产品收率高,质量好,灵活性大,但设备复杂,制造成本高,耗氢量大,从技术经济上受到一定的限制. 催化裂化是重质油轻质的主要手段,2001年底,中国的实际原油加工能力为280Mt/a,催化裂
化加工能力约为100 Mt/a,催化裂化占原油加工能力之比为35.7%.在目前我们国家的汽油中,来自于催化裂化.
二,催化裂化技术的发展概况
催化裂化装置的工艺过程
( F催化裂化反应是在催化剂表面进行的,分解反应生成气体汽油,柴油等分子较小的产物离开催化剂进入产品回收系统,而缩合反应生成的焦碳,则沉积在催化剂上,使其活性逐渐下降,为了
使反应不断进行,就必须及时烧去催化剂表面上的积炭使之恢复活性,这一过程称为"再生".可见它必须包括两个过程 , 催化裂化自1936年实现工业化至今60多年的历史.经过了如下发展过 :
,固定床催化裂化 )1936年第一套固定床催化裂化装置投产.它是一个间歇操作,几个反应皿轮流进行反应再生.
这种装置的设备结构复杂,生产能力小,钢材耗量大,操作麻烦,工业上早已淘汰.
移动床催化裂化
40年代初,又出现了移动床.移动床催化裂化,使用直径约3mm的催化剂,原料油及催化剂同时:进入反应皿的顶部,他们互相接触,一面进行反应,一面向下移动.当移至反应皿的下部时,催化剂表面上已经沉积了一定的焦碳,于是油气从反应器的中下部导出而催化剂则从底部下来,再由升气管用空气提升至再生器顶部,然后,在再生皿向下移动的过程中进行再生.
,流化床催化裂化流化床催化裂化,采用了先进的流化技术,所用催化剂是直径为20—100μm的微球催化剂,
在反应器内与油气或空气形成液化状态,在两器间的流化像液体方便.1942年第一套Ⅰ型流化催/ 化裂化装置.1952年ESSO公司,Ⅳ型流化催化裂化装置投产. 4,提升管催化裂化 % 60年代初,分子筛催化剂问世,为了充分发挥分子筛催化剂的高活性的特点,出现了提升管
反应器.以高温短接触时间的活塞流反应器代替原来的床层反应,因而克服了返混的缺点.
,我国催化裂化技术发展过程 1958年我国建成移动床催化裂化装置.
1965年建成Ⅳ型催化裂化装置(抚顺).
1974年建成分子筛催化剂提升管催化裂化装置.
1983年成功实验全炼常压渣油的工业化生产 .1998年全减压渣油(大庆)催化裂化装置(VRFCC)投产成功. '其它工艺技术技术:
多产液化气和柴油的MGD工艺 ; 多产异构烷烃的MIP技术灵活双效的FDFCC技术 两段提升管工艺
增产丙烯的DCC和ARGG工艺催化剂技术发展过程
天然白土催化剂
无定型硅铝催化剂分子筛催化剂
多种功能的分子筛催化剂
催化剂技术的发展是催化裂化技术和工艺发展的动力,随着催化剂技术的进步催化裂化工艺不
断发展三,催化裂化的原料和产品
催化裂化的原料
直馏减压馏分油 早期催化裂化以生产航空煤油为目的,以轻柴油馏分(200—350℃)为原料,后来取消.减
压侧线350—550℃馏分油(VGO)是最常规的原料.石蜡基原油的VGO较好,环烷基原油的VGO较差,含硫原油的VGO需要经过加氢脱硫或缓和加氢. ) ⑵ 延迟焦化馏出油
A焦化分馏塔侧线的 320—500℃馏出油(CGO),也叫焦化蜡油.这种原料氮含量和芳烃含量都很高,属不理想的原料,通常参炼比为15—25%.
润滑油溶剂精制的抽出油
它是在润滑油生产过程中,由糠醛提精制得到的,它主要是烷烃和稠环芳烃.它是很差的催化
裂化原料.
4) 常压渣油
常压塔底渣油(AR),硫,重金属含量和残炭低的可以直接作为原料,如大庆原油,中原原油
等常压渣油. ' (5) 减压渣油 除某些原油外,减压塔底渣油(VR)一般不单独作为原料,而是进行掺炼;掺炼的多少视减  压渣油的性质.
(6)脱沥青油 采用丙烷或丁烷的溶剂脱沥青工艺,从减压渣油中提取60%的脱沥青油(DAO)作为原料已成9为炼油厂加工流程的一个组成部分. DAO的重金属含量远底于VR,改善了原料的性质.
3 j+ K3 ^7 k) o! O8 }6 E(7)原料预处理的组合工艺 ) Y9 J" c! w: d
芳烃抽提—催化裂化组合工艺,对催化裂化油浆脱芳烃. 4 A; b: j8 Z$ U" Z5 R$ Z. n6 ?
渣油加氢脱硫—催化裂化组合工艺
3 J9 {7 f  ?- v! N; _* h丙烷脱沥青—催化裂化组合工艺
* {* j/ I' L/ |" D沥青渣油处理(ART)--催化裂化组合工艺
# A2 {5 g6 i* ]4 |* S8 {2,衡量原料性质的指标
; K/ }& I6 ~2 E; x⑴ 馏分组成 2 h4 f" i# i: J% M8 C2 k
一般来说,当原料的化学组成类型相近时,馏分越重越容易裂化,所需条件越缓和,且焦炭产
; ~) g% P( `/ p* i. ^率越高. 2 B$ D- C. X. a, Z
⑵ 化学组成
  y7 A: A3 N! m% |# x3 v: R化学组成一般是它的族组成,原料的化学组成随原料的来源不同而异.
; k) x# B6 M/ B- M① 含环烷烃多的原料易裂化,液化气和汽油产率比较高,汽油的辛烷值也高,是理想原料. - C0 K! ]+ n- I. o% I8 ~
② 含烷烃多的原料也容易裂化,但气体产率高,汽油产率低.
/ s6 L: k$ ^# c6 r' ~( f0 R; T③ 含芳烃多的原料难裂化,汽油产率更低,焦炭产率高,液化气产率也较低 % W" C/ S9 \3 j
⑶ 残碳 ) W" w/ [8 M5 P2 S- Q
原料油所含残碳的高低对装置操作的影响很大,它直接影响焦碳的生成量和热平衡.馏分油
$ @: f# _1 h7 ^/ O$ u2 G# O9 E7 F的原料的残碳量一般为不大于0.4%(w),常压渣油的残碳含量高,约为4.0%(w)以上,它使反应
  r/ l0 @% O3 D: a! ?% D的焦碳产率高.装置出现热过剩.
" h; {/ Q! X- R  t, T3 U⑷ 含氮含硫化合物 : p" J0 J* m' R6 N3 I. K0 A
含氮化合物,碱性含氮化合物使催化剂严重中毒,活性下降,活性下降,轻油收率下降,焦碳1 M6 ?$ W* ]$ `  J" b( z. Z$ |
产率上升,汽油碘值上升,安定性下降. % @. U' _) d  a) |* Y! Z
硫对催化剂无明显的影响,但增加了设备的腐蚀,使产品的硫含量增高,安定性下降,焦碳中% }) ?% |# l' @3 R! E+ q' p- f/ p: v
的碳进入烟气,污染环境.
" @  j5 n: @+ b* j1 v/ A( q* F# H) b⑸ 重金属 # l  b. k5 w+ r* }. L9 w" ~
重金属主要指铁,钒等金属.它们以金属有机物的形式存在;分为可挥发性和不可挥发性两种.
2 s/ z5 M% ^% q可挥发性相当于一个平均沸点为620℃的化合物,可进入作为催化裂化原料的减压馏分油中.不可
# Y. R$ W7 `. B& w挥发的重金属化合物为一种液体悬浮在渣油中.它们需要经过处理才能作为催化裂化的原料. ' V- W! M4 z$ i1 U1 @8 f
关于重金属对催化裂化的影响,我们在后面再进行详细的讨论.
& ~" n, {0 u: y' |. U) U2,产品及产品的特点 , K) W& }7 |* f) a3 P
催化裂化的主要产品是轻质油品(汽油,柴油),同时获得液化气,油浆和干气,生成的焦碳- Z2 P6 F2 J# w/ i" Z4 K4 x1 V( b3 A
在工艺过程中利用. 6 h0 D  u, v# N2 Q
在一般的工业条件下,气体产率约为10—20%气体产品包括: 6 [% W8 M; g/ z) s+ J) D" n) W
产品名称 主要成分 含量 性质及用途 + Q3 a" Z6 n1 Q" t. ~
干气 C1,C2,H2,H2S 10% 燃料气或化工
# n0 B( \& S/ U) v) Y) E- c液化气 C3, C4 90% ; m- z( A9 x% U) [& `
10%- ( Z* P2 \7 P3 Q8 z3 d8 O9 O) I$ z
20% 用于化工 # s0 k9 G& C# }" e& Z
汽油 C5-C11 30%-60% 研究法辛烷值 80# R5 Z6 s; O* Y9 m. W: b, \
-90,安定性好.1 P% z$ g- s/ _7 Q
柴油 C10- C20 0-40% 含有较多的芳烃,
8 w' J8 X8 t) a3 m9 [十六烷值低,安定
" _7 {) U  K4 h) D# {( D性较差,特别是渣
) \# W* Q5 X7 K7 @, T" S8 U& u0 ?油催化裂化.
1 [) p; X% e, W; }) p2 [3 t, k油浆 以稠环芳烃为主 5-7%不等 化工利用
6 x7 b, P+ N0 P, ~- x! ^8 Y焦炭 缩合产物 5-10%掺渣油高 再生过程烧掉了
' n5 b, `- ]; [1 [% D/ F四,催化裂化工艺流程
' G6 D' j! D# X, \2 \  b$ d7 m+ @催化裂化一般分为四个系统,即反应再生系统,分馏系统,吸收稳定系统,能量回收系统,新
% S2 I9 @3 g* S) w$ w( ~- v6 @的装置还设有油品精制系统.
( b0 d' N' Q- ?0 i, X这里简单介绍一下反应再生系统和分利用系统. $ w# C' r8 c! }7 T% d
1, 反应-再生系统
% |- R4 H8 `; |( q3 _原料的加热-进入反应器-与高温催化剂混合-催化裂化反应-催化剂和产物分离-催化剂: W6 j8 [1 w0 \# j
汽提-进入再生器烧焦-烧焦再生得到的催化剂在进入反应器. 1 X. N" Y4 L& g+ E: X# h4 Z1 ^

8 k+ K8 h5 k; o& A2, 分馏系统 4 b( H( R; u: }$ _
反应器来的反应油气进入分馏塔的底部,经过脱过热段,用经过冷却的油浆把反应油气冷却到
1 B5 ~! I- u% q# V" e饱和状态,并洗下夹带的催化剂粉尘后,在分馏塔将其分割为:塔顶汽油和富气,侧线轻柴油,重/ U0 t! ]8 d) `5 s8 n( X
柴油和回炼油,塔底油浆,轻柴油和重柴油经汽提后出装置.
- |- O/ g" R+ `2 ^8 Q/ R* v6 w9 a3, 吸收稳定系统
  {6 T" S7 u" n0 A2 f2 `吸收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, e% P! B/ P: A1 H; d$ `4 K* r
富气中带有汽油组分,而粗汽油中还含有C3,C4组分.吸收稳定系统的作用就是利用吸收精馏; V+ N+ }8 L/ j8 x/ k
的方法,将富气和粗汽油分离成干气,液化气,和蒸汽压合格的稳定汽油.
; x$ e* L+ N; c3 ]第二节 石油烃类的催化裂化反应
. }' p- ?  O: {- a0 o单体烃的FCC反应 6 u, R- P/ J+ E" d* Y( ^
石油馏分的FCC反应 " I5 Z3 H, ^/ Y3 M; _! v, h, {
渣油的FCC反应 9 v. G0 z) o: a
烃类FCC反应的热力学特征 - t  p9 N/ P/ C  }- i
烃类FCC反应的动力学规律
% A) T' u; t) F3 o8 o, v一,单体烃的催化裂化反应
- B/ U# ~, J1 w5 Y1,单体烃的催化裂化反应
* i# B- i# e( r7 D(l)烷 烃
% t0 Y# @* L5 X) r主要是分解反应,大分子烷烃分解为一个小分子烷烃和一个小分子烯烃,或两个分子烯烃加两/ Q1 R% j1 R+ f- g/ G1 O8 ?
个氢. " C! c4 U4 h0 d! c2 V5 l7 g
(2)烯烃
* }  Z0 n, `. s0 `( r① 分解反应,一个烯烃分子分解为两个烯烃分子.
$ e5 C! x, l/ v/ x5 [6 |" U& \6 k② 异构化反应 ,可发生骨架异构和双键异构,生成异构烯烃. * J; B  x- ^( U" j
③ 氢转移反应,环烷烃或环烷-烯烃发出一个氢使烯烃饱和而自身逐渐变成稠环芳烃.也可( N6 J3 ]3 n& b% p/ [9 G
发生在两个烯烃.氢转移反应受温度和催化剂活性的影响.
& b  U# g6 R- O. C9 t4 f④ 芳构化反应 烯烃环化脱氢生成芳烃. 7 Y4 O0 f  a, R  o. {( H- i( d
(3)环烷烃
' a+ T  f, f2 ], y) I( N环烷烃的环可断裂生成烯烃,烯烃再继续进行反应.环烷烃也可以通过氢转移反应转化为芳- L: M( t9 N6 t
烃.带侧链的五员环也可以先异构成六员环烷烃,在进一步脱氢生成芳烃.
+ D5 p# E; d, H7 d6 O& ](4)芳香烃 ! d6 d( r/ U7 z7 F) j8 U' A* p! k
芳香烃的芳核再催化裂化的条件下是非常稳定.一般不发生断环,而核上的烷基侧链很容易发1 ]0 s' u7 N7 U+ M1 F% \8 q
生断裂生成小分子烯烃.
# o+ A* _$ L! u9 ?% l7 x多环芳烃的的反应速率很低,它的主要反应是缩合成稠环芳烃最后生成焦炭放出氢使烯烃饱# [$ P5 S7 Z0 t; `+ x$ v
和.
2 K9 V5 M: D; G0 k2,烃类催化裂化反应机理 " g: }  e& b- R
正碳离子—是指缺少一对价电子的碳所形成的烃离子.
7 u( L( }9 `- g3 R$ C" R6 N7 r9 \其来源:是由一个烯烃获得一个氢离子而生成.氢离子来源于催化剂的表面.
4 @' f/ S- k2 ~. p+ Y. j9 d- Y! o通过正十六烯的催化裂化反应来说明正碳离子学说(自学). 8 B! ^# F2 Q" b$ R" Y1 {1 S! ?
要搞清楚正碳离子学说解释反应过程的个关键点:
, M" \7 B% B; o) r7 x8 \6 j断裂方式,β断裂. ) L3 ^" Q. l6 p# s0 [
正碳离子的稳定性:,叔位>仲位>伯位. " e" O# Y  }1 Y/ n: g3 o
用正碳离子机理解释催化裂化产品的特点
' l- C: I! g7 v7 @8 N催化裂化与热裂化的主要区别是什么
- L( `8 V3 V) Y2 }6 }2 D5 U1,烷烃
- c) Q% r* g) w4 m  ]催化裂化 热裂化 " \. y1 x3 T! c, _  F* l3 M1 H
正碳离子反应. 自由基反应
% h# V! Y( l3 l! F: g" g$ x1,异构烷烃反应速度比正构烷快很多
) Z) u8 X/ z. ~" Y2 ]7 e2,产物中异构物多; , T  [: }) i/ c0 R6 R
3,产物中.一烯烃少
) t2 ?& i; {' V3 i0 v4,气体产物以C3,C4为主
( ~; i& h! a  a& y$ Y% [1,i异构尝快于正构烷烃为多
0 g1 r7 s; S3 m. k2,产物中异构物少. % s- I. z: |6 \* S- j8 f+ Q/ m  e
3,产物中Q一烯烃多. 3 f0 g" k) ^6 o# z
4,气体产物以C1,C2为主 / D. v8 [9 Q  s& y# x7 o& t2 D
2,烯烃
- ]  P: t% g1 @& @+ R2 g催化裂化 热裂化 ; M7 i# Q) p% @- g" V1 y+ o
正碳离子反应 自由基反应 $ D* U: M  S$ v0 Z3 U
1,反应速度比烷烃快若干数量级;
2 N6 {/ z) O6 ?2,氢转移反应.显著,产物中烯烃尤其
5 z( G9 F# k* c8 U是二烯烃较少; 6 [5 r) X) g) u3 t: {
1,反应速度与烷烃接
2 z) O8 g" H* H$ ^& g- Y2,氢转移反应几乎没有物中烯烃与二0 @* w; L9 A. f' F
烯烃多. & G2 C0 D' a  ?1 D
2,环烷烃 $ J. s( ]7 s9 @4 Y$ Y

; q# M5 k- R5 [1 f催化裂化 热裂化
. K# Z$ U8 E4 M! n, {3 ~6 o正碳离子反应 自由基反应
% Z  t6 I) u: A0 u3 Y& @( S1,反应速度与异构烷相近;
( N, ^, K! d# D1 z& x( o( X. K5 Y2.氢转移显著,生成相当数量的芳烃.
& ~, L6 n# Y; {+ d9 a1.反应速度比正构烷烃还要漫;
6 J& P$ B; Z2 J+ t" g5 e2.氢转移反应不显著
6 B+ X: D/ B# W' i: f$ k+ v% ~! F& ]( j3 z% n
2 {% \8 _0 T: l/ i' o
4,带烷基侧链的芳烃
2 K' d5 \' l2 L3 K" W$ [催化裂化 热裂化
. q& d# J8 }/ v正碳离子反应 自由基反应 ) A, o. p. c% s- R/ M; i- v
1.反应速度与烯烃相近. 6 t4 ~, h$ q0 s% e& v
2.在烷基侧链与苯环连接处断裂(即脱
6 u5 J1 [) _0 d' X- R烷基)
2 K0 ^: o) `/ ]8 T- g1反应速度比烷烃慢; " w% ^4 l( l. |2 x( E
2,烷基侧链断裂时,苯环上留有1一2
- q) w9 [5 E- u个碳的短侧链
1 Y) d$ d- s5 _. T* R二, 石油馏分的催化裂化反应
, N+ A$ n- G; [$ |( V( G, }1, 各类烃之间的竞争吸附和对反应的阻滞作用
7 I- S+ T: d7 p4 _) L9 Q烃类FCC是一个气一固非均相反应,各类烃之间是存在着竞争吸附和反应的阻滞作用.
* N' }1 \' u4 z3 w0 t9 y& R气一固非均相:反应油气(原料)—气相,Cat颗粒(反应器中)—固体
: C7 d* v1 P, |& }) S, M" q9 o7 g反应油气:外扩散入→内扩散入→吸附在Cat表面→进行反应→从Cat表面脱附→内扩散出→  i/ o7 z" p6 k/ q% G, p
外扩散出.共有七个步骤.   G4 r3 v( Y: `3 Z0 E  w
各种烃类被吸附快慢的顺序: , w% J2 y# g% p, I
稠环芳烃>稠环环烷烃>烯烃>单烷基链单环芳烃>环烷烃>烷烃 6 I6 O5 a7 t" }5 ^$ {, l# f+ V  t
在同一族烃中:大分子快于小分子. 0 i6 L. d4 s6 X3 M0 w% D
各种烃类裂化反应速度快慢的顺序: " `+ j, A% f) M; r4 \
烯烃>大分子单烷基单芳烃>异构烷烃,烷基环烷烃>小分子单烷基单环芳烃>正构烷烃>. }& R7 t3 P0 B6 {' `1 p
稠环芳烃. 3 K) x4 q) y3 |; ^6 z9 r- I2 }
对比两者的快慢顺序可以发现有较大的差别,最突出的是稠环芳烃,吸附得最快而反应
- F$ V% Q5 |; m* x得最慢.
, D4 T8 ^" |* S! g2, 催化裂化的平行-顺序反应 5 B( t6 P/ u1 e. \+ B3 Y6 T
(1)平行顺序反应 - L6 g% ~7 t. W" k) |" J& z
平行反应,一个化学反应可以同时向几个方向进行. % N8 i/ i- y& {8 Y
顺序反应,初次反应的产物可以继续反应.
! q) d; D2 o5 _* @' Z# m1 ~: h! [: X单体烃在催化裂化时可以同时朝几个方向进行反应,而且初次反应的产物可以继续进行反应.   g/ x& |6 `% {
石油馏分的催化裂化反应也是一个平行-顺序反应.
0 U8 x  k8 N3 i) A1 y(2)平行顺序反应对产品分布的影响
" @9 R' T) U. E2 w1 y$ t随着反应时间的延长,即反应深度的加大,转化率不断增加,最终产物气体和焦炭的产率不断/ ~, z; j+ |; X4 a. c$ Z
增大.汽油产率开始一段时间内是增大的,但在经过一个最高点后开始下降,这是由于到达一个最* X2 A+ U: ~8 L) Q% V4 B
高点后,汽油分解为气体的速率高于生成汽油的速率.柴油也是和汽油一样因为也是中间产物,只
9 f$ b3 P( w  k0 I3 M" p5 t5 Z是它的最高点出现在转化率较低的时候. - M3 \# F% f% r: |1 J% N, a/ x
(3)二次反应 * h" @( _' e+ W) s
我们把初次反应产物再继续进行的反应叫二次反应.催化裂化的二次反应是多种多样的,其中
4 n3 V; O' r- @& b+ Y0 P+ k; t有些是有利的,有些是不利的.
7 e- E" u; Z. o4 L9 T, p有利的二次反应:烯烃异构化生产高辛烷值组分,烯烃和环烷烃发生氢转移生成稳定的芳烃和
: `+ }  w0 J$ R3 i0 o烷烃, ; P& H1 }( F2 p$ ]5 b% Y
烯烃进一步裂解为干气,丙烯和丁烯通过氢转移饱和,烯烃及高分子芳烃缩合成焦炭.
9 X8 ]9 z0 L( @( ]* X' W我们可以通过反应时间来控制二次反应.提升管反应器就是具有这样的功能.
' c4 m; ^8 C& g  v1 X8 C; J3,反应与催化炭的生成
$ T) v# ?. _$ c* H不同烃类焦炭生成速率递减顺序如下: * `3 ~3 E9 E5 ?0 P, o- b9 }
双环芳烃>单环芳烃>烯烃>环烷烃>烷烃
+ J; ^( P1 a6 s2 `- O主要是稠环芳烃,是生焦的主要来源
% ^1 J: U. r" G7 h1 J* M5 N4 R烯烃:一方面作为氢的接受者而生成饱和物,另一方面可作为氢的给出者,本身强烈地吸附
4 _- O3 n- |& F在催化剂的表而上,由生焦前身物,最终生成焦炭. ) i8 z- ]+ |: l+ q; p5 D
4, 回炼油和回炼油浆 : b; h$ Z5 ~& j, H4 c1 E
在催化裂化装置中,原料的单程转化率不到100%,反应物经分解后,将"未反应的原料"这
5 r, ]0 f1 p1 T& @9 d: F里所说的"未反应原料"是指反应产物中沸点范围与原料油大体相当的那部分,工业上称为回炼油
/ G) P; r8 t; p7 X7 o或回炼油浆(循环油).实际上在回炼油中含油很多反应的中间产物,因此其中含有很多的稠环芳: {1 M! K: C1 n- ~6 W6 o9 y
烃,相对较难裂化. ) N5 R+ A2 l" h5 l" Q
三, 渣油催化裂化反应   b( p7 m5 k) ]1 y/ g6 U4 v
芳香分中含有较多的多环芳烃和稠环芳烃 3 }1 V3 T! M7 ^, I1 C2 o( T( k. O
我国渣油的特点:胶质含量高(50%),沥青质含量低. ' W5 \, X  Q8 B/ ]& ~; B7 u
减压渣油的沸点很高,在FCC提升管处与催化剂接触时不会全部气化.所以是一个气一液一固' J5 T+ s; [0 N! \" z! w/ W) n' ?# Y
三相催化反应. 8 _6 O9 a3 ~# l  j
采用不同孔径的分子筛催化剂进行渣油的FCC反应.
; f7 g0 ?; a. k8 ]' \' ~& C: e四, 烃类催化裂化反应的热力学特征 * u' v+ f! C3 V/ S
对于一个化学反应过程要从热力学和动力学两个方面研究,热力学研究化学反应的方向,化
& H9 _) w* x' \7 y! @学平衡和热效应,动力学研究化学反应速度. * j* z. ]* e  s, `% o9 \
1, 化学反应方向和化学平衡 / R% C' e, f, ^) O: d
在催化裂化反应条件下,烃类分解反应的标准等压位是负值,而且平衡常数很大,所以可以' a( F; `1 D- l$ c
完全转化成小分子烷烃和烯烃. # C2 L# ~5 n/ q
异构化反应,氢转移反应,芳烃缩合反应则受到化学平衡的限制.但是在催化裂化的条件下,, ?, h. K  ~! r. t3 }! c$ p" t5 z" t
这些反应都没有达到化学平衡所以反应速度就成为反应深度的主要因素. 2 W4 x2 h6 ]8 B; _5 d
烃化,芳烃加氢,烯烃叠合等,发生的可能性极小.
; Q8 A% H/ z/ D- c4 W3 z催化裂化的主要反应是分解反应,实际上不存在化学平衡的限制,故人们不研究它的化学平
, c* ~, v0 r! R1 L, T, _衡问题.
, M1 J% A+ j$ P- H6 {" j5 b2, 反应热
. k. @2 d6 b: }强吸热反应---分解.,脱氢,环化反应;
1 ]$ |6 y  D# M$ u, K弱放热反应----异构化,氢转移及缩合反应. 9 h! H& L* V% S& f* [9 T
总体上说催化裂化是强吸热反应.催化裂化反应随着反应深度的增加,反应热降低,这是因为,
# M  r. W$ X7 r- [随反应深度的增加,氢转移和缩合反应增多,故反应热降低.
' t- C! @/ x0 F4 s3 r2 s反应热的计算方法: 3 A7 W( J' w# L# i0 ]7 i# S( F! T3 _) g
①以新鲜原料为基准: 300-500KJ/kg新鲜原料; (P330表9-5) ! \6 a& }$ \, T4 o! G
②以反应产物—生成的 (汽油+气体)量为基准;(P330图9-5) - y# D$ r5 z3 {( Z. Y
③以反应生成的焦炭中的碳(催化碳)为基准 0 W$ ]# C4 j, D0 J1 ?
510℃时,9127KJ/kg催化炭,.其它温度时可以进行校正(教材P331). % C% J! P! }* N. h7 e$ I6 {4 Z
催化碳 = 总炭量 - 可汽提炭 - 附加炭
& z3 |) [: L4 D% v8 s& l$ ~" z: }附加炭=鲜原料×残炭值%×0.6 料中的残炭进入反应生成总焦炭中) 3 q; P5 @  N( P5 w9 I
可汽提炭=催化剂循环量×0.02% ) R' R$ R8 C5 P9 B' R: n4 S: E
(即吸附在催化剂表面上未被汽提干净的油气). # O& N5 K; P1 T7 Y
五, 烃类催化裂化反应动力学规律 " T) i3 C9 T( T( i) ]
a) FCC反应深度决定于反应速率和时间.
% V% a0 q5 {' sb) 当处理量和反应深度确定后,反应器的大小就决定于反应速率和时间
% i6 i, N5 S1 Z# ~) yc) FCC是平行顺序反应,反应速率还对产品分布有重要影响. $ z5 Q9 J6 p$ \8 W9 |" ]
1, 儿个基本概念
; [8 ]: s3 t8 R5 _" e- T$ X% H, F(1) 转化率
. N  O/ u$ F! N" A转化率转化率(单程转化率,总转化率)以原料油为100,则定义:
8 o# x9 C* k0 V) n转化率(质量分数)=(100-未转化原料)/100% - W/ ^2 b: p. D( S0 ~2 e* Y
或用下式表示:转化率=气体%+汽油%+焦炭%(+损失%) + p  }+ F; V. T* z# ~6 {) f
单程转化率:是指总进料(包括新鲜原料和回炼油)一次通过反应器的转化率.
& @3 D! }; p" r& D总转化率:是指新鲜原料一次通过反应器的转化率.
' ~) ]3 a& R9 q* G% n空速和反应时间 3 z6 w! M8 M$ \) _# K6 U, S
催化剂藏量:在流化床催化裂化反应装置中,催化剂不断地在反应器和再生器之间循环.但" s4 X, a3 x) C8 `$ _3 s6 H. R) R
是在任何时间,两器内部各自保持有一定的催化剂量.两器内经常维持的催化剂量称为藏量.
8 \) K6 w; ]) [  R催化剂循环量:单位时间进入反应器的催化剂量,也就是离开反应器的催化剂量. ) z% \# d7 D& r: A" ^+ `" }6 L0 ?
空速:是指每小时进入反应器的总进料量与器内的催化剂藏量之比.单位:小时-1(h-1).   y0 Z4 N3 d% l+ f, H5 B: P
质量空速=总进料量(t/h)/藏量(t) ) n9 s1 g8 v9 V  V8 b- s
体积空速=总进料量(m3/h)/藏量(m3)
2 O  J' s9 H/ F0 c5 O" j2 E反应时间,于均相反应的反应时间"τ"可用下式表示:
7 Q9 c: D, p5 w+ ^2 Kτ=VR/V 式中符号:VR — 反应器的体积,m3
- I7 t( g2 ~% x+ y1 u% z( NV — 进料体积流率,m 3/h
+ G, `2 {  f- m8 {对于非均相反应(FCC就是非均相气固反应): & k1 S- C, }& Q
用空速的倒数来相对的表示反应时问,称为假反应时间"ω" ) E! R& {0 Z6 v1 D% P9 E* q/ C
ω=1/V0(h) & R* G5 B, g& R( `  W
对于提升管反应器:
# y% i# d' \3 c假反应时间θ:θ= VR/VC
0 _% s5 C- S  h, J; t  TVR-提升管反应器的体积.
  u' q5 ?9 P. r: ~& B( DV-油气对数平均体积流量. ( z9 t6 e4 s; ]/ M: c7 G' @: |
2, 影响催化裂化反应速度的基本因素
# P+ l! W8 j  O1 I2 [, }. V6 h烃类催化裂化反应是一个气固非均相反应,气反应过程包括一下七个步骤:
% H/ B) x% H( L  e) K' W8 A①原料分子自主气流中向催化剂扩散;
" y' d- n' t: K; w* x9 h②接近催化剂的原料分子向微孔内表面扩散;
9 r- `# W* F$ [" ~* D" i# w③靠近催化刑表面的原料分子被催化剂吸附; 2 b) g, E% V7 h$ w" t
④被吸附的分子在催化剂的作用下进行化学反应; ( {# s. P4 N! q& c
⑤生成的产品分子从催化剂上脱附下来;
' E7 T' ]' D4 E3 l* m- y6 o⑥脱附下来的产品分子从微孔内向外扩散;
8 V% {/ q( z; i( v  ]5 ~% M( P1 G⑦产品分子从催化剂外表面再扩散到主气流中.然后离开反应器. ( n* _1 t" `3 N: ?
在一般工业条件下,催化裂化反应通常表现为化学反应控制,这一节主要从化学反应控制的角
( ^$ W9 Y4 \: h1 Y% J; G度来讨论影响催化裂化反应的一些主要因素.
! `- T. i- w7 {3 `(1) 催化剂活性对反应速度的影响 3 ]0 K4 w, s& J: a
①Cat活性对反应速度的影响: 7 E" N, q4 E6 v( T/ V# _9 b8 m
催化剂活性高-氢转移反应速度提高-产品的饱和度增加-油品的安定性提高-汽油的辛
0 S8 S! {1 Z) B" D  \2 c. l) M/ k烷值有所下降.
8 ^% a  b7 w" p7 D催化剂活性高-异构化反应速度提高-汽油辛烷值提高. 5 Z: P: [- e: A) I* L
催化剂活性高-反应速度快-反应时间缩短. 3 [& |" i& g$ H: N
-转化率提高.
4 i* p' l* _+ p/ U7 J7 C$ W  T) _- 处理量增加.
8 S" t7 T( ]& h9 ~4 _- x2 s; `1 ^② 积炭增多,活性下降
% n/ A& d- M' X* F& O焦碳沉积量C:C=αθb
% m0 G. e1 A  u式中:a和b为常数,与原料性质有关. - p2 W" P6 J( c, x9 M' C
固定床,θ为反应周期的长短;
% j/ A8 m$ D) t& p移动或流化床,θ与催化剂循环量及反应器藏量有关. ! w! Y9 c. u, Q% \# L- b+ [
θ=反应器藏量/催化剂循环量
. r3 Y$ {. r: S% @; X, ^. N催化剂在反应器的时间越长积碳量越多,活性下降的越大.
$ ~) F( j9 o" s. v) O③ 剂油比对反应的影响 # D. J; @" Y; ~7 \- q0 c
剂油比(C/O)=催化剂循环量/总进料量
$ G* @2 r5 R4 c4 s" f剂油比大单位催化剂上的积碳少量,催化剂的活性下降的少.剂油比大催化剂的活性高,反
# f3 q( ^4 G* K+ C) i/ x  ~应速度大.但是剂油比大,剂油比焦大.也就是可汽提碳多也会影响焦炭产率.
) |) p) C: ~/ c4 `6 c8 D(2) 温度对反应速度的影响
- w" j- L& j9 R/ t, ^: `反应温度是生产中的主调参数,是对产品产率与质量影响最敏感的参数.即反应温度的高低,9 T5 G9 l( Z$ v. X" ?# m
对反应速度,产品分布及产品率都有着最直接的关系.
# o2 Q: P/ p+ N7 v由阿累尼乌斯方程分析: ( w; Z/ {/ M  d( z/ o! s; Z
K=Aexp(-E/RT)
2 H% R, U3 }( b; m; ^, ]4 C式中:K—反应速度常数;A—频率因子;E—活化能,KJ.mol-1;T一反应温度,K # ]3 I* O+ g/ E6 I5 c2 F
分析:
0 k/ {3 `7 W# Z( L5 W$ T1)当E一定时,T↑,k↑,转化率↑; ( O) N7 W* E- B' u. j
2) 温度变化时,各反应的K变化不一样: 0 y1 q; b8 H  t% h8 Z, u
FCC反应 E = 42~125 KJ.mol-1; G. E; \) G" n. {! o; Q
kt = 1.1一1.2
5 ^0 h: `5 @, |2 o) M2 ^$ p( K, ]热裂化反应 E = 210~293 KJ.mlo-1$ T0 D+ `6 ]; i7 m2 z' [* b7 H
kt = 1.6~1.8 % d& `1 c9 e$ T8 |' a
kt —反应速度的温度 kt热> ktFCC,因此提高反应温度时,热裂化反应的比重加大. 8 s" p6 ?9 H) H
3 ) FCC反应仍为主,故汽油与瓦斯油仍占主要地位,只是略有下降.
7 J$ K- ?5 Q7 z0 H( n" y) E4 ) FCC反应是一个平行顺序反应,温度的变化对各种烃的反应速度影响是不一样,
1 d/ K0 X; ?. ^提高反应温度对生产汽油方案是有利的. % G+ i* [' d7 L" v" z" K" C
我国以汽柴油生产方案为主,温度较低,一般为470~520℃,比国外低20~50℃. 7 f, P& N' ]) b) D! f
Kt1-汽油-Kt2-气体
0 H1 [' ^* o* ]' Z+ n原料 8 E) z) o& Q- }1 @3 @7 L
Kt1-焦炭 1 Z: k( ?6 s7 D0 k3 r. N
分析: + I( g& N9 l+ n# i+ B
① 对产品分布的影响 kt2 > ktl > kt3;
3 i; Z; x9 b- J  e7 G# o当温度T↑:气体↑,汽油↓,焦炭↓
8 m0 @4 g9 G+ [② 对产品质量的影响
1 z9 N2 j) f; o: d# B5 o, g% {分解反应,芳构化反应的kt > 氢转移反应的kt ' F% o) d+ H$ D9 s
当温度T↑:烯,芳烃含量↑,汽油RON↑
' V* T! @: S( C3 P! e(3) 原料性质对反应速度的影响 : S6 m% g& h7 g/ q
① 在族组成相似时,沸点范围越高越容易裂化.对分子筛催化剂这一影响不大.
3 ]" I5 s0 P1 t5 O1 a② 当沸点范围相似时,含芳烃多的原料难裂化.
/ L& x' q. Z% w+ G) ?* @8 R6 i③ 原料中残炭高,焦炭产率高.再生烧焦负荷加大. " N. S1 [' {4 q9 w( N5 p' A$ N3 `3 S
④ 重金属〔Ni,V等):造成催化剂中毒,性能(活性,选择性)变差 $ ?! i; I9 F& }5 H/ E
⑤ 含S,O,N的非烃类:造成催化剂中毒,设备腐蚀,产品质量变差. 5 z8 w, O# K! W$ w6 A# ~
(4) 反应压力对反应速度的影响
4 X% a% O( S7 {: k" p. I反应压力严格说应该是反应的油气分压对反应速度的影响,油气分压的增加意味着反应物浓度
- o& S5 A1 w4 ~( `: F8 c0 T的提高,因而反应速度提高.反应压力提高生焦速度加快.焦炭产率增加.   h  _2 v7 T7 V6 W! C
反应速度的平方与压力成正比,P↑,V↑.但生焦速度↑↑(更快).故一般控制反应压力为* Z4 C. R6 @5 e) B4 C
1-3atm,一般也不作为控制手段. + c+ r8 F% }! h3 a
3, 催化裂化反应动力学模型 " c2 o7 U. j/ h0 O. z" T  o1 Y
(1)反应动力学模型的任务,意义
6 k& W( H+ J' j2 A1 p; N" a" s1),优化工程设计方案,使反应器的设计更加合理; % K+ {. J' `& W' ^4 S3 ~4 N# q
2),优化FCC装置的操作条件,生产控制择优的目的性更加明确;
" C  [/ @! O) f* K( N- t3),缩短新工艺过程开发研究的周期,并可做到有针对性的加工研究.
1 i) d: w9 t/ e3 z0 U3 w& k(2)FCC反应动力学的研究的特点:
: Y6 N' y; Y$ F: `  w① 原料组成的复杂性 + v' E8 [3 m2 O- u
② 化学反应的复杂性 - ^3 V3 ~1 O; k8 P0 t: n
③ 多种操作条件影响的复杂性
! c0 M3 A, z( l; B, W④ 催化剂活性,选择性及失活的影响
& g9 O: p5 H$ v+ l⑤ 某些不确定因素的影响
, ^  f6 i# ?' y0 }- D(3)催化裂化反应模型的两种典型方法:
* q  j+ Y& Q8 P. d① 经验图表及经验公式动力学模型法
& p- k; z6 u$ @: ]: _1 W. P—关联模型:是以某种动力学方程为基础,利用各种试验数据和生产数据用数学回归等方法归纳出1 W. {! g/ o! ]3 }, _! [% m
计算各种产品产率和有关性质的关联式
7 u( \* W! ~. x- ^2 s, Z5 k6 s② 集总动力学模型研究法.
! ^( J  w1 b0 ^5 |) g# |流化床反应器—转化率X关联式如下形式:
  W$ {1 x/ i, n( U1 q2 bX = FP·Fsw·FT·FA·Fc·FF- l8 k7 j! C3 R
式中:X—转化率函数; " v. H$ ?$ z( R8 p( t( j
FP — 反应压力因素; - j" j9 |3 ~4 O4 E; N) `* z, |+ N
Fsw — 剂油比,空速因索; 6 h2 B, [2 X, X) G# }
FT — 反应温度因素;
& M8 g* m) |% F& g7 v! XFA — 催化剂相对活性;
) k0 d8 E& b3 n; yFc — 再生催化剂含碳因素; 6 ^9 I$ G5 k# u/ n$ n* j0 L
FF — 进料物质因素. " N6 t$ R- u& _: w9 J* E8 \+ h
集总动力学模型研究法
9 l/ H. K" q! }% r所谓"集总"是将一个复杂反应体系按照动力学特性相似的原则,把各类分子划分成: q+ ^) Z$ E1 F
若干个集总组分,并当做虚拟的多组分体系进行动力学处理.
, C  l: N  k6 t3 a1959年R.B.Smith提出了催化重整的三集总动力学模型.
1 R6 W3 A. @$ f8 Q- O- z1960年Weekman开发了FCC的三集总动力学模型.(P337),   Q3 l, `2 H* A; [4 _5 }( D( z2 r8 f
70年代提出了十集总模型: 3 a4 g$ J' S( `/ L+ ~/ e; m4 F3 i
第三节 催化裂化催化剂 9 _7 @8 z# B6 e
催化剂是一种能使在该条件下,从热力学角度判断有可能发生的化学反应改变其反应速度的物
( n. ~) K$ N& K4 w9 L( v质.它可以加快某些反应的速度,也可以抑制另一些反应的进行.而对那些热力学上没有可能进行" x3 \+ h0 q) W; t! ^* P7 B# n
的反应则不起作用.同时对可逆反应它相等地加速正向和逆向反应,也就是不改变反应的平衡.例: v# s3 x" j% G* R( n
如,在通常的反应条件下,从热力学角度来判断,烃类可以进行分解,异构化,芳构化,氢转移,$ Y  o5 K' ]  ^5 O7 T2 i7 V
叠合,烃化等多种反应,但反应速皮各异,这样就可以利用催化剂选择性地加速这些反应中所希望* d. ~$ c/ {- {1 K" j( P
的反应,而抑制那些不希望发生的反应,从而达到提高产品质量改善产品分布的目的 ,这是热裂0 @. f0 V! A9 j
化过程所达不到的.例如为了提高汽油辛烷值,设法使催化剂能选择性加速异构化反应而抑制氢转, Z2 _8 d/ I$ ~1 }
移反应和不饱和烃进一步脱氢生焦的反应.
; l4 I) \, E$ y# R! z& u催化剂的作用是提高反应速度,其根本原因是改变了化学反应历程,降低了分子的活化能.
/ k; y3 M+ W' d  a! z7 R, T由阿累尼乌斯方程分析:
& d, P1 w6 n  u* V, zK=Aexp(-E/RT) 2 @2 K& ?4 e& B7 a* d
式中:K—反应速度常数;A—频率因子;E—活化能,KJ.mol-1;T一反应温度. K分析:
* j7 `2 s6 I( }" \, y1)当E一定时,T↑,k↑,转化率↑;
: f" n' ^6 e6 `6 J& I% H6 I0 `2) 温度变化时,各反应的K变化不一样: - N8 `0 S3 K2 v- d
FCC反应 E = 42~125 KJ.mol-1 kt = 1.1一1.2
5 X0 I* X, _# a9 M; F& V0 Q9 B- D3 h热裂化反应 E = 210~293 KJ.mlo-1 kt = 1.6~1.8 & L8 W/ r% x# ?1 i( g
由于E的大小不同,催化裂化比热裂化容易进行. 7 y' F+ |7 Q# m* J! _" z
一, 催化裂化催化剂组成和结构 9 O: S, Z2 ^; A6 H
1, 催化剂的种类
- f$ @* J; w, M+ ?/ l! j7 m工业用催化剂按其发展历史可分为三大类: 1 J4 c% Q- \. V: Y( J# t- n2 d
①天然自土,主要成分为硅酸铝(AlSiO3}.
$ `0 E" C  i) e% S- W* z* C②无定型合成硅酸铝,.φ20-100μrn,比表面积500-700m2/g. $ h5 D; M. C' P" b3 R  d
③分子筛催化剂,分子筛.又名结晶型泡沸石,是一种有规则的结晶体结构的硅铝酸盐.
/ c# u. g" f8 L* k- q2, 催化剂的组成和结构 : @3 {5 A+ d! @
(1) 酸性硅酸钠的酸性来源
  U1 |3 ^7 ~* @9 A* f4 P% t(2)催化剂酸性与活性的关系 4 m. }! x8 ^  a8 y
①酸中心的类型与催化作用有关. 4 A) o2 M$ x, E/ [! f# }5 b) s
②催化活性与它的酸性强弱有关,用酸强度H0的值表示时,只有当酸强度H0低于+3.3时才与催6 A0 t# r6 D' @. `8 }, R
化剂有关. + P3 D; H% q7 |3 W
③酸性中心的强弱不同,它对反应物活化作用不同.
6 n; I4 P' `- D" u④催化剂的活性随酸量的增加而增加.但还没有找到两者之间的定量关系. 9 N, U# i4 t) ?" a
酸强度H0的范围
2 ~+ B0 [& P% Z1 sH0 < -8.2 为强酸性中心;
7 J5 C% g) }' ?3 I7 Q-8.2 < H0 < -3.0 为中酸性中心;
+ V0 x" N% U  q0 F' |2 w% Y8 W-3.0 X型分子筛 ( `2 ]# y' k, z% z4 i* }
REY型沸石分子筛催化剂的晶体崩溃温度为870℃~880℃; 1 W- ]9 H) K1 p  W
超稳Y型(USY)分子筛催化剂的晶体崩溃温度高至为1010℃ ~ 1050 ' e8 i) m+ H& a0 [; K
2, 选择性
* P7 d6 A+ Q( P" b4 }9 N选择性:表示催化剂增加目的产品.(汽油,柴油)和减少副产品(气体和焦炭)的选择反应能力. - T6 \* i0 p6 M( \8 k1 k
高活性的催化剂选择性不一定好,所以选择催化剂时必须考虑它的选择性.   U  ]+ a2 A" R
FCC催化裂化反应通常用"汽油产率/焦炭产率"或"汽油产率/转化率".来表示催化剂的选: S- ?1 I" P: L5 p
择性好坏. 2 [, v) E" n+ D; H
催化剂受重金属污染,表现出选择性下降,一般用H2/CH4比值表示.
3 P3 ^5 x8 R9 k, }% n( N3, 密度 - u! i$ Y0 U8 q1 u  `. C
密度的不同表示方法:
' B* w& i( t/ a8 z# e9 |+ n  W, i真实密度:颗粒的质量与骨架实际所占体积之比,2~2.2 g/cm3; G$ O9 X" J% L5 l& r! [
颗粒密度:把孔体积计算在内的单个颗粒的密度,0.9~1.2 g/cm30 I( t6 h# N: k3 k7 z! v. u! i
堆积密度:催化剂堆积时包括孔体积和颗粒之间的空隙体积的密度,0.5~0.8 g/cm.
; H( v+ l0 y) \  v- H. c9 U催化剂的颗粒密度对催化剂的流花有重要影响. # S6 t6 Z1 u* q
4, 筛分组成,机械强度 * \, \* _- K  A* o$ `- ?
(1) 筛分组成
/ B; S' \0 ?& c' T& }" `' |为了保证良好的硫化状态,要求催化剂有适宜的颗粒直径分布,即有一定的筛分组成催化裂2 C+ y) y: G5 G" S# J5 M5 D
化催化剂的粒径分布在20-100μm.一般情况下,新鲜催化剂中,粒径在40-80μm的约占50
# m5 [5 b/ s$ D! ^! [7 `%.由于在装置中催化剂的相互碰撞,有的达颗粒会变成小颗粒,所以筛分组成式变化的.
$ k# b2 Q; f! F* Q+ {# M% B8 r(2) 机械强度
( g: F/ T7 @9 w7 e7 X* m2 F为了避免催化剂在使用粉碎以减少耗损和保证良好的流化质量,要求催化剂有一定的机械强2 F6 d* `) x4 |5 p* Q; i* N4 F
度.我国用"耐磨指数评价催化剂的机械强度." % A: c% f8 ~2 ^' I/ q: q3 t
三, 工业分子筛裂化催化剂的种类 ) Q0 r0 q8 I$ P% O
1, REY型分子筛催化剂 + @, A9 x- u% M
2, USY型分子筛催化剂 % C: C% g: Z/ B+ A  Q3 I8 g- W- ~5 }
3, REHY分子筛催化剂 + z& s( o- S0 q$ n5 r9 l
4, 选择催化剂的原则 % u2 r( ^0 l8 Y0 i3 n
四, 裂化催化剂助剂 7 z" O+ |$ P- q2 t
1, 辛烷值助剂
$ B% }+ A" C5 d6 [$ |2, 金属钝化剂 ! W1 o0 l. a6 z9 t! v  b. F- G
3, CO助燃剂
9 c/ E/ M' I% h/ E! s, ~* ^% m5 U第四节 裂化催化剂的失活与再生 7 _$ h% v4 X8 }; v
一,裂化催化剂的失活
* Y7 }5 p7 X9 M6 W催化剂的失活的原因:
+ z  V! V' y1 i/ H+ C3 `水热失活:是一个缓慢的过程,与停留时间有关. 1 v* W# r+ \1 {- A
反应生焦失活:与反应生焦速率有关,建立了多种生焦模型进行研究. 6 O; F" S8 n7 v, r
毒物毒害失活:某些重金属(Ni,V,Na等)
- y0 t9 i: F3 \( J3 ]1, 水热失活(P345-346)
# R! V% j% p& y! h$ Y5 s) y水热失活是催化剂在高温,特别是有水蒸气存在的条件下,裂化催化剂的表面结构发生变化,3 t/ A" S+ V8 v# L* S
比表面积减小,孔容减小,分子筛的晶体结构破坏,导致催化剂的活性选择性下降. ) ^# C6 E9 _5 C: S1 D
REY型沸石分子筛催化剂的晶体崩溃温度为870℃~880℃; $ a% P' z% M2 d# h5 @6 x6 N& e
超稳Y型(USY)分子筛催化剂的晶体崩溃温度高至为1010℃ ~ 1050℃
7 T" }2 C3 y  O$ P0 g8 w在缓和,中等深度(816℃)的水处理时,两者的差别不大,而超过870℃后稀土Y型晶体几乎0 r" p8 Y6 f! `! c3 D6 i
全部崩溃,而超稳Y型晶体仍然保持较好. 6 R+ e& L. ], N2 J  p
实际生产中严格控制温度:730℃失活问题比较突出.一般催化剂再生不超
; O6 \5 ?4 `# ?: [过730℃. + k  D3 u7 H4 i) ~
2, 结焦失活 4 a# V% {4 e* V- `9 z5 K2 J
结焦失活:反应生焦沉积在催化剂的表面上,覆盖在活性中心上,使催化剂活性,选择性下降. / i- f( U, C0 L1 D
工业催化裂化所产生的焦炭可认为包括四种焦炭:
9 E& ]& [+ ]- w$ ^$ }' D8 x① 催化炭:反应时生成的焦炭 - J( J4 W9 g" W$ c& {
② 附加炭:原料中和生焦前身物(稠环芳烃) ( o# |+ [4 r  p; U* F
③ 可汽提焦:汽提不完全而残留在催化剂上的重质烃类.
) k9 X! K8 |) c% q0 {% ?/ ~  T+ }④ 污染焦:重金属沉积在催化剂的表面上,促进了脱氢和缩合反应而产生的焦.
/ g+ P/ f: M1 ?! A* J$ l/ `) [3, 毒物引起的失活
" ^+ B# S/ Z8 s5 _4 N4 _& G( I9 @% Q在实际生产中催化剂的毒物主要是某些金属,(铁,镍,钒,铜,等金属及钠)和碱性氮化
7 ~) M# d8 f) d8 n9 Z3 L# U% j物. * g+ N& C  }% W9 S2 ]
(1) 重金属的污染, ( P) T; M& J& m6 _/ a
重金属使催化剂中毒由弱至强的顺序为:
' `4 I9 U8 Y6 V' _; H! A  L铅<铬<铁<钒<钼<铜<钴<镍 / ]0 T1 P% k' A# a5 X% ]/ S' H
铁含量虽多,但毒性很小;铜含量很小,不构成主要危害.
4 l9 Z! W$ ~" ]! O通常把镍和钒为点对象. 2 t" X( v+ Y+ {3 g3 _
碱金属与碱士金属的污染:钠为代表 : |' l# P  J0 Q9 {* ?" k
镍对选择性的影响比钒大4-5倍在国外的原料中含钒多,比镍的影响大.我国原料中含镍高,
' C9 R% c  k5 X1 M含钒低.
3 _% m0 d& m! x' K2 N5 _(2) 碱性氮和碱金属的污染
4 a' [  X  U" X/ R1 O( h1 D8 v碱金属与碱士金属的污染:钠为代表 $ B2 u/ W& |6 d+ }7 M* d0 T
(3) 各种污染对催化剂性能的影响   `, k/ k+ n2 q2 l
镍:具有脱氢活性,是催化剂的选择性变化.
! C3 b; T6 M. n$ c3 d  z钒:能与分子筛晶体形成低熔点的共熔物,破坏催化剂的结构,使活性下降. 4 u- j4 T$ ~" @. L$ v
钠:中和催化剂的酸性中心,而且会降低催化剂结构熔点,使之在再生温度条件下发生熔化
5 R0 G; Y1 U  k/ M! G1 c) b现象,把分子筛和基质一起破坏,使催化剂的稳定性变坏. $ Q6 C! h: W; u, v3 i! [9 ]
碱性氮化合物:会使催化剂的活性和选择性降低.
7 q; L/ D. R% E9 q# l, f8 T$ z) u4, 催化剂的平衡活性 & c6 ~$ U/ a+ ~# e' [* u* O+ c
(1) 平衡活性
3 j, X( w6 A: G) e4 D* E裂化催化剂的活性和选择性在使用过程中会受到各种因素的影响而逐渐发生变化,因此新鲜
/ b4 l6 g; z9 a7 F1 [催化剂的活性不能反映工业装置中实际催化剂的活性.故通常用"平衡活性"表示装置中实际的,
3 o; c; e- D3 \+ U相对稳定的催化剂活性. 9 ~8 S0 o& U; }
(2) 影响平衡活性的因素
) ~$ p! r5 [3 w! ~6 G/ X① 催化剂的水热失活速度 , g5 ]. A* j: @& Q9 B4 W1 b
② 催化剂的置换速率 0 G& K' G, \$ ^  E1 S" R: v" [; O
③催化剂的抗重金属污染能力 3 s; x" c; o! H) c( I* V9 a) Z
影响催化剂平衡活性的因素很复杂,除了上面的三点以外,还与新鲜催化剂的活性及稳定性,1 e  Z) r, F! y7 r8 {
原料的性质,及重金属含量,催化剂的流失率装置的操作条件等因素有关.
6 }2 |, r  k' l1 B二, 裂化催化剂的再生 ; V0 y; G1 C% i" m5 J0 J
1, 催化剂再生的重要意义
! f7 k8 N- s4 B2 L5 L! y① 可恢复催化剂因结焦而丧失的活性 8 K: D! g: z/ P% ?+ a
② 可恢复催化剂由于结构变化和金属污染而丧失的活性
  |3 f1 F3 }: W③ 决定整个装置的热平衡
  A; J" {, z4 q' l4 F! {/ v④ 决定全装置的生产加工能力
! U# K* L: I& b  r, S+ `% b) G  }2 G2, 再生反应和再生反应热
, b, ?+ Z$ P- B* C! ^i. 现行反应生成焦炭,主要成分是炭和氢.其经验分子式可写为(CHn)m.一般情况下n! \6 A* `$ O8 L  I+ M. k5 {; g
值在0.5~1的范围.
4 s; {! y. \5 p3 zii. 再生反应就是用空气中的氧烧去沉积的焦炭.产物是CO,CO2和H2O. 2 Y7 g5 n9 p1 p1 c
iii. 烟气中的CO2/CO比值在1.1~1.3. ( M8 w4 H5 W2 O+ u
iv. 强化再生,CO2可以全部转化为CO.烟气的含氮,含硫化合物(NOx及SOx)
# |0 l- f6 B& q, F" `3 ~化学反应方程式写出如下:
2 K' C! U4 z4 x% S% b6 D4 k焦炭-CO+CO2+HO2
8 Z! _. k2 {+ z" t$ [1 L再生反应热 0 r& F* z" n3 T1 l! `
C+O2 — CO+33873kJ/kg ; y* C7 K3 H! x! ~, ?! u; h0 `5 p
C+0.5O2 — CO2+10258 kJ/kg
, G& N# v9 a0 T3 O) r! `H2+0.5O2 — H2O+119890 kJ/kg ' X8 O* \0 T& o; H0 `
影响再生反应热的因素:
$ \1 n+ {  G8 L& l0 @; O- R焦炭的H/C有关,H/C与反应深度有关,与汽提效果有关.
7 {( Y! w' F+ x; i5 k. n5 p烟气的CO2/CO有关,CO2/CO越大反应热越大,CO2/CO与再生形式和再生条件有关. % J0 @& h+ ]+ @; G6 ~8 p
把焦炭视为稠环芳烃时反应热:500~ 750kJ/kg,约占总热效的1%~2%,工艺上有计算方法:/ J) d5 C/ }+ J+ j5 [1 z
再生反应净热效 = 总热效应一焦炭脱附热. # W4 `4 L. K3 W; d3 R1 e- |
3,再生反应动力学 : `% \, O5 p$ B1 R
再生反应速度决定于焦炭中的碳的燃烧速度. ! B" R% @' e! H9 z# b& F( t
影响碳燃烧速度的因素:再生温度,氧分压,催化剂的含碳量等.催化剂的类型也可能对烧焦5 o. C# e9 |  g; _' a( I
反应速度产生影响.
1 w) _, b4 n7 R8 v( Y  k无定型硅酸铝和分子筛催化剂上碳的燃烧速度动力学方程为: % f( d4 o, X4 D# X$ ?& l
一级反应考虑,m=n=1:
8 n6 f! O* P' Z  KdC/dt=kCpC (1) ) X, U5 |. [2 r3 G6 y: B* v
C - 催化剂上含碳量,% 3 \" p! D4 [0 [9 [  O) o
kC -烧碳反应速率常数,1/(kPa.min)
. X8 C: {, r; v4 a+ G6 pp-氧分压,kPa.
5 u, m% m0 I- t! `% I8 X不同类型催化剂KC不同,对CRC-1等分子筛催化剂,有:
* v+ R% r% a, e" bkC=1.67×108exp(-161.2×103/RT) , Q! C$ X7 Q' {+ s3 {, K
对焦炭中氢的燃烧速度也进行了研究,发现比碳的燃烧速度快很多,P352图9-16可知,当碳
% E% Q, B& o+ r5 b0 c$ |' T* c( a的转化率为85%时,氢就几乎全部烧去.由于烧碳的速度大于烧氢的速度,所以烧焦的速度主要取* Y3 j! o0 |5 I: I
决于烧碳.
3 Y5 u+ ?/ L, b6 `) r2 ^4, 再生反应器动力学模型 ( a6 U: o2 L; _9 \( ]: s: \
(1)再生反应动力学模型的建立
9 t  _4 N8 Q' @% T; R再生反应动力学:是研究化学反应本身,或者说是本征反应动力学.再生反应在流化床中进
( B" b$ U2 P( R行,流化状态对反应物的有效浓度,再生温度都有影响.这里以两个极端的情况为例说明.
5 D) p. O. u) X设再生器入口氧浓度为21%,出为0.5%.当气体在流化床中处于完全返混状态时,则有效氧浓
' u: J- w  L: ^+ _  n" z5 [( E度与出口浓度相同,即 0.5%.若气体以平推流通过,则有效氧浓度为出口和入口浓度的对数平均
7 l! [0 }% w8 N6 Y值,即,
' G% Y" G1 I7 L% x即: ' `& h0 M7 S6 Z5 P9 B3 M0 {% |
有效氧浓度=(21-0.5)/ln(21/0.5)=5.5%
$ _  d% T6 l6 H; g由此可见,尽管其它条件不变,由于有效氧浓度的不同,两种流动状态下的反应速度相差
9 J) p7 |/ S  q! l, ?. k  E11倍. : P5 ^. s( ?" O1 h# t& k- `* F
催化剂颗粒在再生器中的状态对烧碳的速率的影响也可以做类似的分析.如果是催化剂在再
3 V( P  l+ g/ X1 ~; T2 N" s$ }6 O生器中处于全返混状态,则有效碳含量即为再生剂的碳含量,与待生剂无关.在高气素速的流化床- X6 Z2 O) i- j2 {8 ]
中,由于颗粒的返混减少,有效碳浓度比再生剂碳含量高得多,烧碳反应速度也高.
7 g3 x6 U/ S1 G" I( Q/ @8 e对流化床再生器动力学模型如下: 0 D3 L' J1 u2 `
烧碳强度G(C0-CR)/W=VkpCRX0-X1/ln(X0-X1) (2)
% Z, l$ X- {3 }& `5 L" V式中:G-催化剂循环量,t/min;
1 O, L+ c5 X* h: X, o4 ~9 GW-再生器催化剂藏量t;
  e( F5 n% }4 }& Q& UC0,CR-待生剂和再生剂含碳量(质量百分数)%;
- S& k9 o, O( B2 s- g8 V6 fX0,X1-再生器入口空气和出口烟气中的氧含量,%; , |0 u5 j6 |1 I6 H
(1) 与(2)式相比:
' l: R$ u5 Y! p' r按再生器的气体流动是平推流,固体颗粒是完全返混流来假定(1) 式中的P和C,就可以得
4 g  a/ @; o: S) d$ E8 w8 f到(2)式的结果.其间只差了一个V.
0 z2 y4 [* _- yV是为了拟合实际工业数据,用的一个修正系数,V是一个经验系数,根据再生器形式与操作条件& z5 ]. G' f4 }
来选取定.
: U8 g* E+ B# U9 L1 W( ]% ]2 [再生反应动力学的假设:均相反应 % o! U' c, U* V" ]3 t3 \% ?( e
实际生产操作状态下,沿着再生器的径向和轴向,都存在着: " H9 `: c3 ?  S
温度分布的不均匀性,氧分压分布的不均匀性,碳浓度的分布的不均匀性.这也是引入V的
  U) B8 x* F+ h原因,是一不确定因素,V越大越趋向于均相反应.
  C$ h1 I0 z3 v" _" L( H% w(2)影响烧焦的因素
% j, x7 d) R+ R1 b$ T, ]① 流化床中气一固相间的传质
/ ~2 P& R) V' I) ]/ N② 鼓泡床中气泡相与乳化相间的传质
/ F9 [) h+ V/ J" r③ 再生器的不同部位,其流动,传质,反应情况是不同的. ( @$ [) W! p" y: p, y
通常是先建立一个机理雏型,然后再对照工业实际数据进行拟合并做些修正.再生过程的复杂1 L6 N. L, w( X7 T
性,在建立模型时的经验成分还是占有相当重要的位置.
$ M! Q; [  o8 s9 o& z- V. P第五节 流态化基本原理
# N* @$ s* R% O. v, s- T一,流化床的形成与流化域 , F* l7 r) {! S$ m4 N8 W
1,流化床的形成 7 O! U) o8 y0 B- K/ y) _% m
实验将发生如下现象:当气速U较小时,床层内的催化剂颗粒不活动,处于堆紧状态,即处
; o1 k+ C) ?( l7 d5 h- M# }9 p于固定床,只是随气体流速的增大,床层压将增加图AB段.
% e1 R8 ], P1 n8 g0 I6 K) y气速增大到一定程度时,床层开始膨胀,一些细粒在有限的范围内运动.当层速再增高时,固& z9 G1 m7 }& e% k
体粒子被气流悬浮起来,并做不规则的运动,即固体颗粒开始流化,此后继续增大气速,床层继续6 q4 m# G' L; `* ^5 V+ g) L
膨胀,固体运动也愈激烈,但床层压基本不变.(如图BC段)
+ ^2 I7 g& ]( ]# b& L: M, w- ]气速再增大到某个数值,如C点 固体颗粒被气流带走,床层压降下降,气体再继续增大,被
/ y$ V6 X( N. f6 I# {2 \9 R8 ?带出的粒子越多.最后被全部带出,压降为0.临界流化速度u·mf.(又叫起始流化速度)
( [0 s9 X/ f- I& b相当于B点的气速
  d8 Q) t& K. \终端速度ut(速度)
6 V2 e7 F% ?7 L* ]相当于C点的气速
  i) i0 J" L) b1 A( x  G+ ju<umf 为固体床 + h3 p4 f1 X) S9 A$ [# S) D) j4 L
umfΥ,△Ph'> △Ph.△Ph'中实际包括了(∑△Pa+△Pi),而静压中△Ph = ρ
) {4 y3 g5 K; C7 Y' c4 Q; `7 Q! Cgh不包括这两项.   N! `# {! }9 G* o( M
(2) △Pa
/ r: K* p# o! S' x, p2 i是由于速度的变化(转向,出口及加速)而引起的压力降.
) r7 }9 z* B6 J8 R
6 L1 _5 ?1 V1 n式中N一系数(加速度N=1,出口损失N=1,每次转向N=1.25),计算时要结合具体情况,1 j/ H, [6 T. R5 E& {! e
累计计算N值. 0 e; ?  Y0 ]) G) u& t7 C+ a, Z8 c
当φ≠1.0,ρ混=Sρ ( H, h9 b% O! m9 W2 c( m  y
(3)△Pf管 - C3 C$ G8 m. K& d. h" s, Q5 `8 H$ \
是气固混合物在管线中流动时产生的磨擦压降,
: ^+ \: x5 R0 D1 O; L
5 f: ]9 `" O) M8 o! K5 I, O4 j8 C式中: L,D一 管线的长度,直径,米;其它符号同前, : ^; w0 C% z: Q% E" c3 ]
注意两点:
% v3 a+ z6 H3 ]6 _, `当管径不同(变截面),根据不同的截面与长度分段计算.
  s. J" Z$ A2 F- D) f第六节 反应-再生器
" x# A! H: U& f, M' ~- M2 J: C9 [本节的主要内容:
3 U/ N5 W7 \; B4 n" p2 ?1,学习了解反应一再生系统的流程,设备及操作方式.
- y% r2 S0 L- V- k: c2,学习了解提升管反应器基木结构与工艺特点,设计指标. 0 v+ [; ]- O2 w/ _3 V% G
3,学习了解再生器基本类型,结构与工艺特点,设计指标. , A) [: h$ Y1 S; \! \2 C
4,学习方法:课堂介绍提纲携领,主要内容以自学为主. . E, F. z' {. d6 Y6 T3 {
工业催化裂化装置的反应-再生系统在流程,设备,操作方式等方面有多种多样.各有其特
0 P+ m: v, v; Z  f点,本节就其最基本得结构型式和工艺特点进行讨论. . i8 h7 a2 ^# |) B
一, 提升管反应器
' l9 h  \6 n7 q: A  F% v( @' S提升管得基本形式如图9-29
1 F: B" v. L+ ?$ d. m& V4 F  {4 I/ o; z( w- X) V. d
1, 提升管反应器的结构 3 {: R( C: O; p! o) v
(1) 提升管反应器
! d8 R# m% Q; k- D3 b9 h/ \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5 W  i# h" U7 _
入反应器时有一定的线速和催化剂在轴相有良好的分布. ; @, ^7 ~0 q1 L, [
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
+ O9 N5 g8 ^. b5 _设有入口.
' u; l* C% C8 k+ H2 e进料雾化喷嘴:使原料雾化,提高物化效果,有利于原料的汽化.和反应. 6 j0 F* M1 |. J. @# _! S5 ]8 w; t
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,% M3 P) T6 Y* w2 d' t1 D; V9 o
防止二次反应. * ^2 ?) N: ]1 @( `
提升管的直径:由进料量决定.线速度: 入口处:4-7m/s;出口处: 12-18m/s
8 O: z- ^% z) e0 b: i提升管高度:由反应时间确定: 2-4s , z$ T7 m1 q" ^" {- \
(2) 反应沉降器
, S2 [$ Y9 `. R# P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
  s) E+ J# r* w. ~% ^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/ N2 s$ B1 P! U' v0 M- c/ O+ p8 M/ Z' g
进行分离.沉降器的气体线速比较低,一般为0.6-0.8m/s.
& r$ _; A5 W% U(3) 汽提段   i1 _* u) H$ G" Z% ^- K) b9 V
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
! U! }6 q, a+ A# `, U9 ]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,' n9 q7 \; u4 }- M& M( X( ~
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.
' l: o4 P$ b, R& `9 x9 v% V, {(4) % q* p) F9 U' `$ W' V# b
2, 反应技术
( `' o: L& u) P' h: [+ O(1) 高温短接触技术
3 D  }5 u2 s; S' J5 `9 |# A(2) 终止剂技术
  t+ I5 P8 H7 S: n, ](3) 双提升管技术
# E# _/ x+ _( C* ^% n+ E! @+ T, C(4) 选择性裂化技术 : K: S3 g- ^: ~4 n) |/ }
二, 再生器 . m5 t1 y, X7 d3 }% i
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:
/ k7 b3 D9 k4 a, z* N+ a①生剂含碳低(一般要求低于0.2%,甚至要求达到0.05%-0.1%). 4 ?1 g5 C! _  y
①较高的烧焦强度:100-250 kg/t.h 7 K; g3 _4 {0 [
②催化剂减活与磨损条件比较缓和. # y) S% R5 S5 u
③易于操作,能耗和投资少.
! W6 b& D% e/ Q9 D  K④能满足环境要求.
' h& r1 V# o; k3 d5 ?) D. [7 T1, 再生的形式 1 p7 l6 C4 P- B- |9 X3 c+ S
三种再生组合形式的再生条件和效果
& x% S/ b- G7 d0 y6 |* v5 ~7 ]1 R( ]$ g单器再生
+ y% n/ r2 J) v% S3 H" Z8 ]常规再生 助燃剂再生 高温再生
3 t" {8 n# }/ v' n( M$ \5 UCO2/ CO(体积) 1-1.3 3-200 200-300
: x2 W- K( ?; F/ |8 [" ^烧碳强度kg/h 80-100 80-120 100-120 : S! A( ?. G# r: ], D
再剂含碳量% 0.15-0.2 0.1-0.2 0.05-0.1 - h) E2 d, R2 P% N8 p& T
两段再生 , g  R( \; w4 d% O* n
快速床再生 . w, q: R/ S8 v  s

2 e# Z/ I. U* t- A
2 m7 A. t0 Q5 S9 U" k: N* K+ P# d: M$ j; A, y, f3 s4 C* N

' B7 ^0 i, B# @' C& E6 Y2,再生器结构 1 P& u+ O" K7 n! y
国内最大的直径达16.8米.上段稀相段,下部为密相段. ( M) O" [( x7 u8 i# U6 S$ b
密相段的有效藏量:由烧碳负荷及烧碳强度决定. " H1 {: ~$ k( v  e$ c; j
有效藏量:是指处于烧碳环境中的藏量. ! z+ C2 W8 b& A; h# Y4 R  [2 u  [
密相区的直径:由空塔气速决定: 5 \! D- X6 ]8 _' h& H. ~- c$ M
采用较低气速时为: 0.8-1.0 m/s
" H6 K4 K! S8 M( w* P采用较高气速时为: 1.0-1.5 m/s
( ]  H, D( h5 h- c) i; N密相区的床层高度一般为: 5-7米.
) Q8 a. Q( E5 ^) P' @; q( K3 p$ x& j% d( \* `' ^
稀相区:要求气速不能太高.
8 {, g* w! E+ c对于堆积密度较小的: 0.6-0.7 m/s
- ?0 N' d' m6 ~* G9 }, B对于堆积密度较大的: 0.8-0.9 m/s
  Z5 s: I( w& _- d- I! {从密相区至一级旋风分离器入口之问的空间高度应大于TDH(分离空间高度). , T7 q8 }" z5 p
再生器内装有两级串联的旋风分离器.回收固体颗粒的回收率为99.9%.
2 L- r5 Y/ I  u单器再生 两器再生
& c& f1 ]2 D1 e4 t% `. W3 M6 }不取热
; \: G/ @7 G5 b4 _: b5 `! {- ~# j两器再生 0 P% ?. u8 p7 w; D1 I. z4 s$ U9 Z
带取热
- m4 |; l( ~+ h& o" v: j7 a两器逆流再生 * h; m* S  k( D; g
CO2/ CO(体积) 1.5-200 2-2.5 2-150 3-5 1 X  W, i7 s* I  X9 i- g
烧碳强度kg/h 150-200 80-120 80-120 60-80
. G& a7 k0 ^# q6 C再剂含碳量% 0.05-0.1 0.03-0.05 0.03-0.1 0.03-0.05 ; h- i, j7 v7 v, i% b
前置烧焦罐 后置烧焦罐 烧焦罐湍流床串连 , D2 f3 q6 r+ n
CO2/ CO(体积) 50-200 3-200 50-200 ' A  i: u, t) n- y7 o. s3 E
烧碳强度kg/h 150-300 200-250 200-350
" r5 W% p1 z( v再剂含碳量% 0.05-0.2 0.05-0.2 0.05-0.1
  h5 K* @/ i" [" B" P4 C. F/ I下部装有空气分布器:使空气沿整个床层均勺分布.有碟形与分布管形两种.
: H2 j+ ^- J: u2 `7 {! L  L( v- v0 E" D5 P
反应一再生系统的热平衡 , N1 K" s$ R6 e+ t, b
3,再生取热技术
) Y- ~: M0 ?( G* L$ [3 a" r( c令多余热量用于发电,发生蒸汽,可供本车间与相邻车间使用. 5 n3 V& a: A2 O& u! l
内取热技术和外取热技术: ( v$ Y" t  ^: T' d+ X
下行式取热器(图9-32) . @: f7 v) B1 @, H
上行式取热器<图9-32) ) X9 }  |2 x6 X2 c3 V; w# w& x
第七节 再一反系统的工艺计算设计
& d  n6 L" T! L& F计算的主要内容:
+ ?2 t+ ?% I2 K0 ]再生器的物料平衡,决定空气流率与烟气流率. , y) j  I! q: `
再生器烧焦计算,决定催化剂藏量. - ~/ S! _+ W5 c8 U% u
再生器热平衡,决定催化剂循环量. 7 |: K, o: B7 C) v+ T* l' h
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
; u0 r+ H2 p0 h7 F6 D设施.
6 O3 d8 m% ]$ a% x* [" j再生器设备工艺计算:包括壳体,旋风分离器,分布管(板),淹流管,辅助燃烧室,滑
; X5 D( E6 y2 A& G: s! ?阀,稀相喷水等. 7 p) t9 _2 X1 H3 ~$ {# \
反应器设备工艺计算,包括气提段和进料喷嘴的设计计算.
  R1 M1 x$ K4 p7 U/ e3 z+ p  ?两器压力平衡,包括催化剂输送管路. 8 Y6 Y3 o; e! K
其它细节,如松动点的布置,限流孔板的设计等 返回小木虫查看更多

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  • 精华评论
  • jincanyan

    引用回帖:
    花虫哥
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    今晚看得 感觉不错

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  • wgloveu

    什么乱七八糟的额

  • 蓝天001

    请问这本书的名字叫什么?

  • premonkey

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