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
催化裂化装置概况
催化裂化装置概况
反应 深度 控制
生产过程中，影响反应深度的 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 次之，而原料→焦炭的反应加快的最少。提高反应温度对分 解反应和芳构化反应速度的提高超过了氢转移反应速度的提 高，因此汽、柴油中烯烃、芳烃含量增加，使汽油辛烷值增 加，柴油十六烷值降低，汽、柴油安定性降低。如果转化率 不变，则汽油产率降低，气体产率增加，而焦炭产率略有下 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 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
催化裂化装置概况
影响因素
调整方法
解吸塔温度
解吸塔操作压力
解吸塔进料量及 组成
提高温度，有利于减少稳定塔进料的C2含量， 降低液化气中C2含量，反之则增加；
降低解吸塔操作压力有利于解吸进行，减少 稳定塔进料的C2含量，降低液化气中C2含量， 反之则增加；
解吸塔进料量增加、C2组份增多，将使解吸 负荷增加，液化气中的C2含量也将相应上升， 反之则下降
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
分 一中热水换热器
一中原料换热器
稳定塔底重沸器
馏
塔 一中泵
油气 油浆泵
富气至气压机
油气分离器
顶循热水换热器
柴
油
汽
顶循原料换热器 酸性水外送
提
换热
贫吸收油冷却器 顶循泵
粗汽油外送
蒸汽发生器
至再吸收塔
轻柴外送
二中泵
回炼油
油浆蒸汽发生器 油浆原料换热器
油浆外送 油浆紧急外甩
回炼油浆
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 的粗汽油所需的塔顶温度越高；一定的油气分压下，塔顶温度 越高，粗汽油干点越高。 控制目标：≤203℃ 相关参数：分馏塔顶温度、塔顶压力、冷回流量、顶循环量、 顶循环回流温度、富吸收油量、分馏塔顶蒸汽总量（影响汽油 组份油气分压）、反应深度。
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。
催化裂化装置概况
影响因素 回流比
调整方法 回流比（回流量）增加，液化气中C5含量下降，反之则上升。
稳定塔温度 温度上升，油气中重组份增加，液化气中C5含量提高，反之则下降。
稳定塔顶压力 塔顶压力下降，塔顶油气中C5组份分压下降，液化气中C5含量提高， 反之则下降。
进料组成
进料中C5以下轻组份含量增加，塔顶液化气产品C5含量上升，反之 则下降；为了保证塔顶底产品质量，进料组分变轻时，应及时提高
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。
催化裂化装置概况
影响因素
调整方法
汽提蒸汽量
汽提蒸汽量量增加，闪点提高，反之闪点下降；
上下抽出口抽出 比例
上抽出口抽出量增加，闪点下降，反之则闪点提高；
粗汽油干点
提高粗汽油干点，轻柴中轻组份减少，闪点提高，反之则下降；
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。
反应产物
催化工艺发展历程
再生烟气
原料油
固定床催化裂化
空气
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。
路经原料油雾化喷嘴进入提升管与高温
提
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
升
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
管
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
一中循环量
一中油量增加，使分馏塔顶热负荷下降，顶温下降，汽油干点下降。
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。
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。
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。
催化裂化装置概况
反再热平衡控制
原料在反应过程中所生成的焦碳（占原料5-10w%）附着于待 生催化剂表面，并随待生催化剂送入再生器进行烧焦，焦碳 在烧焦过程中释放出大量的热能。对于催化裂化装置来说 （特别是对于掺炼渣油、油浆全回炼、高反应深度等装置）， 烧焦放热量往往高于反应用热、主风升温、散热损失等用热 总量，存在大量的热量过剩，这些过剩热量由外取热器取热 产蒸汽以达到系统的热量平衡
汽提塔液位
提高液位，闪点下降，降低液位则闪点提高；
汽提塔压力
汽提塔压力升高，闪点降低，反之则闪点提高；
贫吸收油量
贫吸收油量增加，闪点降低，反之则闪点提高；
催化裂化装置概况
吸收稳定系统
吸收－稳定系统，主要由吸收塔、再吸收塔、解 吸塔以及稳定塔组成，从分馏塔顶油气分离器出 来的富气中含有汽油组分，而粗汽油中也含有C3 和C4组分。吸收－稳定的作用就是利用吸收和精 馏的方法将粗汽油和富气分离成干气（C1与C2组 分）、液化气（C3与C4组分）和稳定汽油。
催化裂化装置概况
影响因素
调整方法
塔顶温度 塔顶压力 冷回流量 顶循取热负荷
塔顶温度升高，干点提高，温度下降，干点降低。 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，反之则干点上升。
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
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。
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 一。沉降器压力通过调整气压机转速、气压机出口反飞 动调节阀来控制，提高反应压力可降低气压机能耗，但 也使反应时间延长，反应转化率上升、反应生焦率上升。 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）
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
催
求
化
裂
直馏汽油辛烷值 低，不能直接做