压缩富气
解吸深度
解吸塔解吸深度提高，经脱乙烷气返回吸收塔的C3以上组份增 多，会造成吸收塔负荷上升，将使干气中C3组份含量上升；在 日常生产过程中应注意干气流量、解吸气流量、解吸塔底温度、 干气组份、液化气组成等分析数据，合理控制吸收与解吸深度
催化裂化装置概况
液化气中C2含量的控制
控制液化气中C2含量，解吸塔的操作条件是关键。高温低压 对解吸有利，但解吸塔压力同时受制于稳定塔操作压力（脱乙 烷汽油自压至稳定塔），且解吸气并入气压机出口富气线，其 压力也与吸收塔操作压力密切相关，因而不可能降的过低。 控制目标：C2≤1.0 V% 相关参数：解吸塔11层气相温度、解吸塔13层气相温度、解吸塔 9层气相温度、解吸塔压力、解吸塔进料温度、解吸塔进料量 及组成。
石化盐化一体化项目
催化裂化装置简介
设计技术部 吴雯雯 二○一五年二月
主 要 内 容

催化工艺发展历程
催化裂化装置概况 催化裂化反应及催化剂 催化裂化发展趋势
催化工艺发展历程
催化裂化的定义
催化裂化（Catalytic cracking）是在热和催化剂的作 用下使重质油发生裂化反应，并转化为裂化气、辛烷 值较高的汽油、柴油等产品的加工过程。 催化裂化的原料： 减压馏分油（VGO）－FCC 常压渣油和减压渣油的脱沥青油－RFCC）
塔顶压力 冷回流量 顶循取热负荷
塔顶压力直接影响汽油组份油气分压，塔顶压力升高，干点提高；塔顶压力下降，干点降低。 冷回流量增加，干点降低，反之则提高。 提高顶循环流量或降低回流温度，使顶循取热负荷增加汽油干点下降，反荷下降，顶温下降，汽油干点下降。
解吸塔温度
解吸塔操作压力
解吸塔进料量及 组成
催化裂化装置概况
液化气中C5含量的控制
催化液化气的C5含量控制要求较高，设计工况下的液化气C5含量为
0.5v%，日常生产过程中应兼顾汽油蒸汽压控制，通过调整回流比、
塔顶温度、进料位置等手段，努力控制好液化气中的C5含量。 控制目标：≤1.5%V 相关参数：稳定塔48层温度、塔顶压力、塔顶回流量、进料温度、 进料组成及位置、塔底重沸器返塔温度等。
主 要 组 成 部 分
分馏部分 吸收稳定部分 产品精制
余热回收
催化裂化装置概况
油气
反再系统
再生 烟气
沉 降 器
再 生 器
提 升 管
外 取 热 器
催化剂
主风
混合原料油通过装置加热至后分六 路经原料油雾化喷嘴进入提升管与高温 催化剂接触进行原料的升温、汽化及反 应。反应后的油气与待生催化剂经旋风 分离器分离后进入分馏塔。 待生催化剂经汽提后沿待生立管向 下进入再生器，与向上流动的主风逆流 接触，在690℃左右的再生温度、富氧 原料油 及CO助燃剂的条件下进行完全再生。 再生器烧焦所需的主风由主风机提 供。 再生烟气一路进入烟机,另一旁路 经双动滑阀。两路烟气最终合并进入余 热锅炉



凝缩油进入解吸塔上部，解吸出凝缩油中≤Ｃ2组分。
脱乙烷汽油换热升温后进入稳定塔，液化气从稳定塔顶馏出。 C4及C4 以下的轻组分从塔顶馏出，液化气送往双脱装置进一步 精制。塔底的稳定汽油经换热冷却后，一部分送出装置进一步 精制；另一部分用泵打入塔吸收塔顶作为补充吸收剂。
催化裂化装置概况
干气中C3以上组分含量的控制
催化裂化装置概况
催化裂化装置概况
生产过程中，影响反应深度的
反应 深度 控制
操作因素很多：
原料性质、反应温度、反应剂
油比、再生催化剂物化性质、
回炼比、反应时间等
催化裂化装置概况
反应温度是调整反应深度最常用、最有效的手段之一，温度 每升高10%--20%，反应速度约增加10%--20%。反应温度
提高时，汽油→气体的反应速度加快最多，原料→汽油反应
贫吸收油冷却器
一中热水换热器 一中原料换热器 稳定塔底重沸器
分
馏 塔
酸性水外送 粗汽油外送 至再吸收塔 轻柴外送
顶循泵
蒸汽发生器
一中泵
二中泵 油浆蒸汽发生器
回炼油 油浆外送
油浆紧急外甩 回炼油浆
油气 油浆泵
油浆原料换热器
催化裂化装置概况
汽油干点主要是通过分馏塔顶的温度来控制，分馏塔顶温度是
塔顶油气在其分压下的露点温度。塔顶馏出物包括粗汽油、富 气、水蒸汽及惰性气体，汽油组份的油气分压越高，馏出同样
催化裂化装置概况
影响因素 吸收塔压 力 吸收塔温 度 油气比 调整方法 提高吸收塔压力，改善吸收效果，C3以上组份含量下降，反之 则升高； 降低吸收塔温度，改善吸收效果，C3以上组份含量下降，反之 则升高； 提高粗汽油或补充吸收剂量，改善吸收效果，C3以上组份含量 下降，反之则升高； 压缩富气量增加或液化气组份增加，吸收负荷上升，干气中C3 以上组份含量上升，应及时增加补充吸收剂流量、提高吸收塔 操作压力、降低温度，保证吸收效果；
催化工艺发展历程
催化剂
催化工艺发展历程
直馏汽柴油不 能满足社会需 求
直馏汽油辛烷值 低，不能直接做 汽油机燃料
催 化 裂 化
催化工艺发展历程
催化裂化的发展历程：
固定床催化裂化，1936年，第一套固定床的催化裂化装
置在美国投入工业生产，原料油进入反应器中进行反应 后，停止进料，通入水蒸气置换，然后通入空气进行催 化剂的再生，反应与再生均在一个反应器中进行。
产蒸汽以达到系统的热量平衡
催化裂化装置概况
外取热器取热量由外取热器内流化风量或催化剂返回管提
升风量（控制外取热催化剂循环量）进行控制。正常生产
过程中，以再生器密相温度（670—700℃）为依据控制 外取热器内流化风调节阀开度，改变外取热系统取热负荷，
控制再生温度相对稳定。
在装置加工负荷低、原料生焦量低或事故状态下出现热量 不足时，需相应降低外取热器取热负荷直至停运、提高预
再生器压力由烟机入口调节蝶阀和双动滑阀分程控制，
提高再生压力可提高再生效果，增加烟机回收功率，但 也使主风机供风耗能增加，并受到正常操作下主风机出
口压力、反再间压力平衡、催化剂流化输送控制等因素
制约。烟机入口蝶阀开度增加，再生器压力下降。
催化裂化装置概况
分馏系统
分馏过程主要就是根据气液平衡原理，把反应来的
催化裂化装置概况
干气
粗汽油罐 吸 收 塔 析 解 再 吸 收 稳 定
轻柴油
液化气
塔
塔
塔
富 气 分 液 罐 粗汽油泵
富吸收油回分馏
解析塔进料泵
稳定汽油出装置
催化裂化装置概况
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吸收稳定部分 富气经压缩冷却分离后进入吸收塔下部，与粗汽油逆流接触， 吸收富气中的C3、C4。 吸收塔顶贫气进入再吸收塔底部，与轻柴油逆流接触，以吸收 贫气中携带的汽油组分，从再吸收塔顶排出的干气进过双脱后 进管网，塔底富吸收油经换热后返回分馏塔。
催化工艺发展历程
提升管催化裂化，自
1960年后，为了配合
高活性的分子筛催化 剂，流化床反应器又 发展成为提升管反应 器。目前世界上绝大
多数催化裂化装置均
采用提升管反应器。 提升管催化裂化
主 要 内 容
催化工艺发展历程

催化裂化装置概况
催化裂化反应及催化剂 催化裂化发展趋势
催化裂化装置概况 反应-再生部分
干气经脱硫后并入全厂燃料气管网，如果干气中含太多的C3、C4，会
造成液化气收率的下降，干气中C3、C4含量的高低主要由吸收塔的吸 收过程控制。影响吸收的因素很多，主要有：油气比、操作温度、操 作压力、吸收剂和被吸收气体的性质、塔内气液流动状态、塔板数及 塔板结构等。对具体装置来讲，吸收塔的结构等因素都已确定，吸收 效果主要靠适宜的操作条件来保证。 控制目标：≤3.0%V 相关参数：吸收塔温度、吸收塔压力、吸收剂量、补充吸收剂量及温度、 解吸气量（解吸深度）、中段回流取热量（循环流量及回流温度）、 稳定汽油蒸汽压、压缩富气量及组成。
催化工艺发展历程
反应产物 再生烟气
空气
原料油
固定床催化裂化
催化工艺发展历程
移动床催化裂化，1950
年前后出现了移动床催
化裂化装置，反应和再 生分别是在反应器中与 再生器中进行。
移动床催化裂化
催化工艺发展历程
流化床催化裂化，与移 动床催化裂化装置几乎
同时发展起来，反应与
再生分别在反应器和再 生器中进行，油气与催 化剂呈流化状态。 流化床催化裂化
油气混合物按照相对挥发度不同，将其分割成富气 、汽油、轻柴油、回炼油和油浆等馏分的一种物理 过程。分馏塔中过剩的热量由顶循环、一中循环、 二中循环、油浆蒸汽发生器取走。分馏在整个催化
装置中起承上启下的关键作用。
催化裂化装置概况
富气至气压机
柴 油 汽 提
油气分离器 顶循热水换热器 顶循原料换热器 换热
反应终止剂量
提高反应终止量，粗汽油干点下降，反之则干点上升。
反再分馏蒸汽总量
进分馏塔蒸汽总量增加，使分馏塔顶汽油组份的油气分压下降，汽油干点上升，反之则干点下降。
催化裂化装置概况
柴油闪点主要通过调整分馏塔汽柴油切割效果及调节汽提塔汽提 蒸汽量来调节。在日常生产中，在馏出口指标满足质量要求情况 下应尽量少用汽提蒸汽。去罐区时需控制较高的闪点，而改去下 游加氢装置时，可降低柴油闪点控制指标。 控制目标：≥60℃ 相关参数：汽提蒸汽量，汽提塔液位，柴油上下抽出口抽出 比例、塔顶温度，汽提塔压力。
热温度、适当减少汽提蒸汽量等措施，出现热量严重不足
时，可短期往再生器喷入燃烧油（但应避免长时间喷燃烧 油，造成局部超温导致催化剂失活）。
催化裂化装置概况
催化裂化装置概况
反再压力平衡是催化装置日常操作过程中的关键平衡之