催化裂化反应系统关键装备技术研究进展

卢春喜，范怡平，刘梦溪，姚秀颖

(中国石油大学 重质油国家重点实验室，北京 102249)

催化裂化是最重要的二次加工工艺之一，在中国石油加工业中占有举足轻重的地位[1]。催化裂化反应属于典型的快速平行顺序反应，所需目的产品(如汽油、柴油和液化气等)是反应的中间产物，而主反应只需2～3 s的时间[2]。因此，强化提升管反应器的油-剂接触效率、最大限度缩短后反应系统油气停留时间以及实现油气和催化剂的高效快速分离是获得理想产品分布、实现装置长周期运行的关键。

催化裂化装置的结构形式多种多样，约有几十种[3]。图1为典型的高低并列式催化裂化装置，该装置主要由提升管反应器、沉降器、汽提器和再生器等部分构成。为了满足催化裂化工艺过程中催化剂反应和再生的连续化要求，采用的Geldart A类细颗粒催化剂在装置内不同部位的流态化状况不尽相同，其中汽提器为鼓泡床操作、提升管反应器为输送床操作、再生器为快速床或湍流床操作、循环管线则为负压差下的立管密相输送[3-4]。由此可知，催化裂化装置的各部分覆盖了除散式流态化外的全部流态化操作区域，这给催化裂化装置的长周期安全稳定运行带来了一定困难。因此，对催化裂化装置内多流态耦合过程的研究显得尤为重要。

如图1所示，催化裂化反应系统主要由预提升部分、进料系统、提升管反应区和用于终止反应的快速分离系统以及汽提部分组成，各部分对催化剂颗粒的流动要求不同。在预提升部分，要求以快速床的流动形态改善由再生斜管流入催化剂的分布，实现均匀输送，保证催化剂与原料的充分混合反应[5]，对于具有冷热催化剂混合功能的预提升结构，还要求实现冷热催化剂的均匀混合[6]；在进料区，催化剂与雾状油滴需要迅速达到全返混流动，从而有效提高油-剂接触效率，使喷雾进入的油滴迅速汽化[7]；在提升管反应区，油-剂要实现平流推进操作，即以一种活塞流的形式进行流动，以满足与快速平行顺序反应动力学的协同；在反应器出口位置，需要通过快速分离系统实现反应快速终止、高效回收催化剂[8]；汽提部分通过水蒸气置换出吸附和夹带在催化剂间的油气，因此需要强化汽-固间接触，实现用最少蒸汽量达到高效汽提的效果[9]。由于催化裂化反应时间极短，所以需要在毫秒时间内实现这一系列不同流动状态的转换达到与反应环境的高效协同。因此，通过多区域的协控强化，实现催化裂化反应系统的高效协同是最大限度提高产品分布和反应性能的根本途径。

催化裂化工艺过程至今已历经80多年的发展[3]，其加工能力已增长至1.9×108t/a。工业过程中，轻油收率每提高0.1百分点，都将带来巨大的经济效益。因此，笔者基于“多区域协控强化”的技术理念，提出了一种简单高效的FCC反应技术，该技术首先通过结构优化来提高反应系统各部分的性能，形成单项创新技术，然后借助于集成优化方法灵活构建出催化裂化反应系统强化组合技术并在同一套百万吨级工业催化裂化装置实施，通过多区域的强化、协同和调控反应历程提升催化裂化反应系统的整体性能。

图1 高低并列式催化裂化装置示意图Fig.1 Schematic diagram of high and low side-by-side catalytic cracking unit1—Regenerator；2—Primary cyclone；3—Secondary cyclone；4—Settler；5—Top cyclone；6—Cyclone；7—Stripper；8—Riser；9—Spent inclined tube；10—Regenerative inclined tube

1 进料混合区强化方法及技术

提升管反应器主要由底部预提升段、中部进料混合段、上部反应段和出口快速分离段4部分组成[10]。催化裂化反应的产品分布和目标产品收率与中部进料混合段内油-剂接触形式及效率有着密切关系，而油-剂的接触效率和形式，除了受喷嘴进料雾化效果的影响，还与预提升段出口处催化剂的预分配密切相关[11-12]。因此，形成了3项创新技术，即针对传统进料段二次流进行优化调控的进料喷嘴的“气体内构件屏幕汽”技术、斜向下进料的油-剂逆流接触的新型进料段技术和灵活调控剂/油比的混合预提升技术，用于强化进料混合区气-固接触效率，实现全混流到平推流的瞬间过渡，提高目标产品收率。

1.1 催化裂化高效进料段技术

现有研究表明[13-14]，传统进料段结构内传递环境和反应环境明显不匹配。如图2所示，某些区域的催化剂浓度高(低)，原料油的浓度却较低(高)。其原因在于，传统结构原料油斜向上喷入提升管反应器(通常角度为斜向上30°～40°)，原料射流、催化剂流以及预提升蒸汽沿轴向-径向的速度梯度产生了类似于空气动力学中库塔-茹科夫斯基(Kutta-Joukowski)升力的现象，从而在提升管壁面与原料射流“背面”之间的区域产生了非常强的原料射流二次流，如图3所示。二次流存在利弊两方面影响：一方面促进了油-剂之间的混合；另一方面则在原料主射流的“背面”，即二次流影响区域内油、剂停留时间长，易于形成结焦[14-15]。

图2 传统进料段结构中原料油与催化剂的浓度径向分布[13]Fig.2 Radial distribution of concentrations of oil and catalyst for the traditional feed structure[13]H/m: (a) 1.375; (b) 1.075; (c) 0.675; (d) 0.375

图3 传统进料段结构中的二次流[14]Fig.3 Sketch diagram of secondary flow for the traditional feed structure[14]

为了有效调控二次流，最简单的方法是在喷嘴上部加设1个内构件。研究表明[13,16]，增设内构件能够有效消除二次流，使油-剂匹配效果更好，如图4 所示。然而实际工业过程中，在较高射流速度下，内构件会加剧催化剂的破损，因此这种有形内构件难以保证装置长周期安全运行。为解决这一问题，范怡平等[13]将喷嘴的设计与内构件结合起来，对二次流实现“用其利，抑其弊”。在研发喷嘴过程中，引入“气体内构件”，即：在不增加汽耗且保证雾化效果的前提下，在喷头处另外引出一股蒸汽以一定角度喷入提升管中，形成1个“气体内构件”代替实体的内构件，用以控制和利用二次流[13,17]。

图4 带有内构件进料段结构中催化剂与原料油浓度比的径向分布[16]Fig.4 Radial distribution of ratio of catalyst to oil in the different feed structures[16]

“气体内构件”方向与传统进料段中二次流方向一致——内构件蒸汽“紧贴着”原料喷出。由于蒸汽-油汽之间的弛豫时间远小于蒸汽-催化剂颗粒之间的弛豫时间，即蒸汽与油汽之间比蒸汽与催化剂颗粒更容易“融合”。则气体内构件“带走”油汽的速率比其“带走”催化剂的速率更快，因此能有效地增加提升管二次流影响区内的剂/油比，抑制提升管内结焦；且该“气体内构件”对原料射流在提升管内扩散速度的影响较小，促进了油-剂的混合，做到“用其利”。另一方面，“气体内构件屏幕汽”的引入，还可减弱二次流影响区内提升管边壁附近油汽和催化剂的返混，缩短停留时间，减少结焦，做到了“抑其弊”。

基于此开发的内置“气体内构件”CS-III型进料雾化喷嘴技术(如图5所示)已得到了广泛工业应用，可有效提高轻油收率至少0.15～0.2百分点[18]。

在提升管反应器内，进料段为全返混流动，需要在瞬间(毫秒级范围)过渡到活塞流流动。虽然气体内构件能够有效抑制二次流、保证装置长周期安全运行，但是加设内构件并不能完全解决进料段内存在的问题。所以，进一步对进料方式进行了优化，即：由原来的倾斜向上进料改为倾斜向下进料方式，这样既可缩短进料区的高度，还可强化撞击流的作用和气-固间接触效率。

图5 内置“气体内构件”的进料喷嘴技术[5]Fig.5 A schematic diagram of the feed nozzle[5]

(1)

图6为传统及新型提升管进料混合段内截面平均油-剂匹配指数λm沿轴向的分布。由图6可知，进料段大部分区域内，新型结构的λm数值均小于传统结构的，尤其是在油-剂初始接触区域(在传统结构内，H为0～0.375 m；在新型结构内，H为-0.185～0 m)。这表明，新型结构能有效提高进料混合段内油-剂匹配程度，从而促进原料油与催化剂间的高效混合反应。当喷嘴射流与催化剂颗粒及预提升气流充分混合时，提升管内截面平均油-剂匹配指数基本维持稳定。对于新型结构，当H>0.7 m时，λm的数值基本不再发生变化，表明射流相、预提升相及颗粒相已经充分混合。而对于传统结构，当H>1.1 m时，截面平均油-剂匹配指数才趋于稳定。这也进一步表明，采用喷嘴向下倾斜的进料段结构能使喷嘴以上区域射流的影响范围明显缩短，可缩短近50%的高度。

对比新型结构不同喷嘴安装角度的结果可以看出，随着喷嘴与提升管轴向夹角的增大，喷嘴以上截面的平均油-剂匹配指数随之增大，这不利于油-剂间的混合与反应。因此，提升管采用喷嘴向下安装的进料段结构时，进料喷嘴与提升管轴向的夹角不宜过大，较适宜的喷嘴安装角度为与提升管轴向呈30°。

图6 截面平均油-剂匹配指数沿轴向的分布[20]Fig.6 Average catalyst-oil matching index[20]

为了分析射流相在进料混合段内的流动行为及其与预提升气-固两相流的混合状况，在假设射流为不可压缩二元流动、预提升气-固两相流为均匀流体和喷嘴出口处射流速度相同的前提下，建立了射流进入平行均匀主流时的射流中心线方程和二次流的中心线方程，分别为

(2)

(3)

(4)

通过比较计算值与实验值，发现在实验操作范围内，式(2)、(3)和(4)能够用于预测多股射流尚未汇聚区域内射流主流和二次流的发展趋势。

图7为喷嘴安装角度对主流和二次流预测流动轨迹的影响。由图7可见，进料的主流都是朝向提升管反应器中心线方向，与喷嘴的安装方向无关。然而，二次流的轨迹则明显取决于喷嘴进料方向。当喷嘴向上安装(α<90°)时，二次流朝向提升管壁面，且形成空腔。同时，催化剂颗粒由于受二次流的影响会被带到该区域，导致产生由催化剂颗粒所形成的壁面浓相区，该区域内存在强烈的颗粒返混。二次流的影响会随着喷嘴与提升管中心线间角度的增大而增大。当喷嘴向下安装(α>90°)时，二次流则朝向提升管的中心，如图7所示。由于主流和二次流的方向都是朝向提升管中心区域，所以催化剂颗粒也将被输运到提升管中心区域，这有利于油-剂的高效接触。在进料的初始区域，二次流能促进油-剂混合。如果喷嘴安装角度过小时，那么二次流将与主流迅速混合，该主流能够在促进油-剂高效接触的同时，抑制二次流的影响。因此，喷嘴向下安装的适宜角度为135°～150°。

图7 喷嘴安装角度对主流和二次流预测流动轨迹的影响[20]Fig.7 Predicted trajectories of the main and secondary flows for different nozzle angles[20]

图8和图9分别描述了操作条件对喷嘴进料轨迹的影响。其中，图8为预提升气速3 m/s，喷嘴射流速率40～80 m/s；图9为喷嘴射流60 m/s，预提升气速2～4 m/s。当喷嘴向上安装时，在较高的喷嘴进料和较低的预提升气速下，主流蒸汽更容易达到提升管中心位置。然而，在这些区域二次流则膨胀得更加明显。因此，原料射流和预提升气速都不能过大或过小，建议预提升气速为3～3.5 m/s，喷嘴射流速率为60～70 m/s。当喷嘴向下安装时，如果原料射流速率过大或者预提升气速过小，那么主流和二次流到达提升管中心的能力都有所减小。因此，原料喷射的速率不应过大，预提升速率应该在操作范围内适当增大，建议预提升气速为3.5～4 m/s，喷嘴射流速率为50～60 m/s。

图8 当预提升气速为3 m/s时，喷嘴进料速率对喷雾轨迹计算值的影响[20]Fig.8 Calculated spray trajectories for different nozzle jet velocities [20]

图9 当喷嘴进料速度为60 m/s时，预提升气速对喷雾轨迹计算值的影响[20]Fig.9 Calculated spray trajectories for different pre-lift gas velocities [20]

虽然大型冷模实验的操作参数与工业过程保持一致，但是由于受原料性质和原料射流与预提升气动量比的限制，大型冷模实验还是很难全面地反映实际的工业过程。因此，采用数值模拟方法，对工业装置进行全尺度模拟来进一步验证喷嘴向下进料的设计方法[14,22]。所模拟工业装置的加工量为1.0 Mt/a，提升管直径为1 m。模拟过程中，以原有向上进料为基准，对改进结构进行模拟。所用计算模型为EMMS曳力模型和EMMS传质模型，反应模型为催化裂化十二集总反应动力学模型。如表1 所示，传统进料方式条件(喷嘴斜向上30°)下的模拟结果与工业数据吻合较好。与传统方式相比，改进进料方式(喷嘴斜向下35°)下出口温度和全床平均固含率降低，全床压力降稍有增大。此压力降增大可能是由于改进方式下进料区内进料射流撞击作用所致。

表1 模拟预测值与工业值对比[22]Table 1 Comparison of predicted results and industrial data[22]

1) Particle circulation

针对进料区(H为5.5～10.5 m)，图10给出了沿轴、径向固相和液滴体积分率以及温度的时均分布。与传统方式(算例T)相比，改进方式(算例N)下的油-剂撞击混合区位于喷嘴下端的“凹槽”区域，如图10(a)和图10(b)中红色椭圆框所示。在“凹槽”内液相原料油聚集多，“凹槽”周围催化剂颗粒含量高，油-剂在“凹槽”边界处快速接触。如图10(c)所示，喷口下端的“凹槽”内和“凹槽”周围的温度分布都较均匀，这说明此时高温催化剂与液相原料油在“凹槽”边界处能均匀地进行热交换。此外，当油-剂接触混合后，喷口上端截面上温度分布也都较为均匀，说明改进结构能够使油-剂更快接触汽化，减少喷口上端边壁颗粒聚集。

图11对比了焦炭含率(其占固相的质量分率)随着高度的变化。焦炭在进料区(H为5.5～10.5 m)内迅速大量生成，说明该区内反应较激烈。随着高度增加，焦炭生成速率变慢。与传统方式相比，改进方式下焦炭生成量要明显减少；如图11中蓝色椭圆框所示，此时焦炭出现的位置要滞后于传统方式。这是因为改进方式下温度分布和油-剂匹配都较均匀(如图10所示)，较少出现过度反应产生焦炭；而传统方式下喷口上端边壁处催化剂浓度和温度都高(如图10所示)，导致局部过度裂化、焦炭生成量增多。因此，改进结构能够使进料区温度分布更加均匀，可有效减少喷口上端边壁焦炭的生成。

图10 进料区内传统方式和改进方式的模拟结果对比[22]Fig.10 Comparison of predicted results between traditional and novel schemes[22] (a) Volume fraction of solids; (b) Volume fraction of liquid drop; (c) temperature in gas in feedstock injection zone T and N mean traditional and novel scheme, respectively

图11 提升管内轴向上固相焦炭含率的变化规律对比[22]Fig.11 Comparison of axial variation of coke mass fraction in solid in riser[22]

1.2 灵活调控剂/油比的混合预提升技术

研究表明，预提升段内催化剂的分布状况直接影响反应器内油-剂两相的接触和混合，进而影响产品的收率与分布[23-25]。另一方面，在传统催化裂化工艺中，循环进入提升管的再生催化剂温度较高，而为了保证反应温度，剂/油比较低，导致高温再生剂与原料油接触时，易引起油气的过裂化。因此，提出一种能够在短时间内将温差较大的2种催化剂颗粒混合均匀的新型混合预提升技术，即：灵活调控剂/油比的混合预提升技术[26]。该技术能够将部分经适当冷却的低温再生剂与高温再生剂分别引入预提升段内，待混合、传热均匀后共同输送至进料混合段，可实现调节催化剂温度、提高剂/油比、改善油-剂混合状况和提高目标产品的收率。新型混合预提升技术的结构如图12所示，两股颗粒对称地引入预提升段内，预提升段底部是一个扩径的环流床结构，扩径主要是对两股进剂起到缓冲作用。而在环流床内，内、外环气速不同，冷、热颗粒在导流筒内、外“循环”流动，形成“中心气升式环流”流动，实现充分混合换热，进而经导流筒输送到进料混合段[6,26]。

在大型冷模实验装置上，分别采用光导纤维测试技术和热颗粒示踪技术对该预提升结构的性能进行了实验研究。由于导流筒的存在，整个环流段空间被分隔成3个区域，即底部区Ⅰ、中心管区Ⅱ和提升管进料区Ⅲ。图13给出了在不同操作条件下，各区域的时均固含率和颗粒速度分布。在底部区(H=-0.15 m)处，当0.2

图12 预提升结构示意图[26]Fig.12 Schematic diagram of pre-lifting structure[26]

中心管区(H为0.085、0.485、0.885 m)的两相流动呈典型的“环-核”流动结构。在中心区域(-0.2

如图13所示，在提升管进料区(H=1.30 m)，气-固两相“环-核”流动结构消失。固含率的最大值靠近中心区域(r/R=±0.2)，最小值靠近壁面区域(r/R=±0.8)。相反，颗粒速度最大值靠近壁面区域，最小值靠近中心区域。这种特别的流动状态是由于二次气流，其形成于气体通过中心管顶部和管径缩小段的空间时。颗粒由中心管流出，受二次气流的影响流向中心区域。此外，由中心管流出的颗粒，在撞击管径缩小段的管壁后，改变路径。然而，与中心管区域相比，提升管进料区的固含率和颗粒速度分布都较均匀。因此，认为颗粒在预提升区得到合理分配。

图13(a)给出了中心管表观气速(ug,c)对固含率和颗粒速度的影响。当Gs-cold/Gs-hot不变时，ug,c对径向分布的影响较小，固含率则随着ug,c的增大而减小。相反，颗粒速度则随着ug,c的减小而减小。此外，在较低的ug,c下，固含率和颗粒速度的径向分布都不均匀。图13(b)给出了Gs-cold/Gs-hot对固含率和颗粒速度径向分布的影响。在中心管区和提升管进料区，固含率和颗粒速度都随着Gs-cold/Gs-hot的增加而增大。此外，在高Gs-cold/Gs-hot下，由于受强壁面效应的影响，固含率和颗粒速度的分布较不均匀。

图13 在Ⅰ、Ⅱ和Ⅲ区的固含率和颗粒速度分布[26]Fig.13 Distributions of solid volume fraction and particle velocity in regions Ⅰ, Ⅱ and Ⅲ[26](a) At different ug,c; (b) At different Gs-cold/ Gs-hot

通过采用热颗粒示踪技术对换热均匀度进行分析，发现：均匀度的不均匀分布从大到小的顺序为中心管区、底部区、提升管入口区，冷热颗粒混合程度从小到大的顺序为底部区、中心管区、提升管入口区；保持中心管表观气速和其他条件不变时，当冷、热颗粒循环强度比Gs-cold/Gs-hot=3/2 时，提升管入口区各截面换热均匀度分布更均匀，表明该操作条件有利于冷、热颗粒的混合[6,27]。

综合考虑固含率、颗粒速度和换热均匀度的分布，在混合预提升高度1.3～2.3 m间存在一个固含率、颗粒速度分布均匀，冷、热颗粒混合完全的截面，建议将原料喷嘴安装在此截面处。

2 气-固分离和汽提区关键装备技术

油-剂离开提升管后将直接进入气-固分离和汽提区，该区域须具备4个功能：快速终止主反应、高效回收催化剂、抑制二次裂化和结焦、催化剂的高效汽提，从而保证产品的分布和产率、避免不利的二次反应。为了能够同时达到上述4个目标，必须开发高效提升管快分技术、顶旋抗结焦技术和高效催化剂汽提技术来实现反应系统的整体优化设计。

2.1 提升管出口油-剂快速分离区的快分技术

传统工业过程通常采用正压差排料的粗旋快分技术，排料过程中料腿内部的压力高于沉降器外部的压力，这会导致部分油气通过粗旋料腿扩散到沉降器，该部分油气大致占提升管总油气量的10%～15%。然而，由于沉降器内空间较大，这部分油气由料腿排出再经沉降器空间进入到顶旋将需要近100 s的时间。加之沉降器内的温度较高，这部分油气将进一步裂化为干气和焦炭，导致轻油收率降低，经济损失巨大。

研究表明[28]，快分排出的油气直接进入庞大的沉降器空间，导致油气在后反应系统的停留时间长达10～20 s，若能将油气在后反应系统的停留时间降至5 s以下，轻油收率可提高1.0百分点。根据现有的年加工水平，相当于每年多产1.9 Mt的汽、柴油，经济效益巨大。同时，由于大量油气扩散至沉降器空间内，造成沉降器结焦严重，经常导致装置非计划停工。据统计[29]，因反应系统结焦引起的非正常停工次数几乎占总停工次数的一半以上。

基于上述分析可知，理想快分系统需要具有以下功能：(1)能够实现快速终止主反应，即油-剂间的快速高效分离；(2)为了抑制二次裂化和结焦，要求分离催化剂的快速预汽提、油气的快速引出、高的油气包容率。然而，实现理想快分系统的难点在于，保证高操作弹性下，实现多种功能在同一台设备上高效耦合，即实现“三快”+“两高”5个方面的要求。实际上，这5个方面的要求是相互矛盾的。因此，为了达到既强化又协同的作用，需要通过高效离心分离强化实现油-剂间的快速高效分离、通过简单且高效地快速预汽提实现分离催化剂的快速预汽提、采用承插式油气引出结构和微负压差排料结构实现油气的快速引出和高油气包容率。卢春喜等[8,30]经过多年的研究，最终形成了3项创新技术：高油气包容率技术、高效旋流分离技术和高效预汽提技术。在实际应用过程中，可根据实际工业装置特点和结构型式的不同，将这3项技术进行耦合，实现“量体裁衣”式的设计。

基于上述创新技术，构建了3种型式的快分系统。图14(a)所示为挡板汽提式粗旋快分系统(FSC系统)结构示意图，该系统将传统技术中的粗旋料腿改成了一个具有独特挡板结构的预汽提结构，从而提高了分离和预汽提效率[31]。图14(b)所示为密相环流汽提粗旋系统(CSC系统)的结构示意图[32-34]，该系统将粗旋与环流预汽提相耦合，可实现分离催化剂的快速预汽提，有效降低焦炭和干气产率并提高轻质油收率。这2种快分系统都适用于外置提升管FCC装置。对于内置提升管FCC系统，提出了带有预汽提的旋流式快分系统(VQS系统)，其独特设计的近乎流线型悬臂旋流头能够较好地实现油气和催化剂的低阻高效快速分离，使产品分布得到有效的改善[35-36]。该系统中，油气和催化剂向上运动到提升管出口，经过旋流式快分头后由原来的向上运动转为切向水平运动，通过旋转产生的强大离心力场将密度不同的油气和催化剂进行分离。旋流式快分系统运行稳定，分离效果好，操作弹性大。这3种快分系统均已得到广泛的工业应用，目前已成功应用于国内50余套工业装置。如表2所示，与UOP公司的技术相比较，这3种快分系统无论是在汽提效率、分离效率，还是操作弹性及稳定性方面，都具有明显优势[8]，尤其在单套改造成本上，仅为国外的四分之一。因此，应用国内技术，即可达到工业要求，还可大大节省成本。

图14 FSC、CSC和VQS系统结构图Fig.14 Schematic diagrams of FSC system, CSC system and VQS system(a) FSC system; (b) CSC system; (c) VQS system

通过对旋流快分结构的实验和模拟研究，发现旋流头出口存在的短路流是影响快分效率的关键。因此，在大量流场实验和数值模拟研究的基础上，提出了气-固旋流分离强化技术(SVQS系统)，如图15 所示[8,30,37-38]。SVQS系统通过在旋流头旋臂喷出口附近设置隔流筒，隔流筒跨过旋臂，隔流筒上部用一块环形盖板和封闭罩壁相连，以阻止气体直接从隔流筒和封闭罩之间的环隙上升逃逸。图16给出了增设隔流筒后的旋流分离器的气体速度矢量图，可以看出，增设隔流筒后，消除了旋流头喷出口附近直接上行的“短路流”，另外在隔流筒外部、旋流头底边至隔流筒底部的区域内，带隔流筒旋流快分的轴向速度全部变为下行流，消除了无隔流筒旋流分离器在该段区域内的上行流区，同时也强化了该区域的离心力场，延长了在下行流的有利条件下气-固分离的时间，有利于提高颗粒的分离效率。

表2 中国技术与外国技术的对比Table 2 Comparison of Chinese technologies and foreign technologies

为了推广SVQS旋流强化技术工业应用，已建立了该技术的工程设计方法。自2006年至2017年，已成功应用于7套工业装置，其中最大的工业装置为3.6 Mt/a重油催化装置，该装置的封闭罩直径为5.7 m，采用SVQS系统实现了分离效率99%以上，可使轻油收率提高1.0百分点，同时，在操作周期内能够保证装置不因结焦而影响正常操作，使装置具有更大的操作弹性和更好的操作稳定性。

图15 SVQS 系统[8]Fig.15 Schematic diagram of SVQS system[8]

图16 SVQS系统喷出口处气体速度矢量图[30]Fig.16 Velocity vectors at vortex outlet of SVQS system[30]

2.2 汽提区破碎气泡与抑制返混的技术

在汽提区，待生剂夹带的油气有2种存在状态：约75%的被夹带油气存在于催化剂的间隙内，约25%的被夹带油气吸附于催化剂微孔内，针对这2种不同的油气存在状况，应采用有针对性的汽提技术。对于催化剂间隙内夹带的油气，其特点在于油气浓度较大、易于置换；对于微孔内吸附的油气，新鲜蒸汽需要历经多个扩散过程才能进入微孔将油气置换，置换出的油气又要经历多个扩散过程才能进入气相主体。因此，必须保证蒸汽与催化剂有足够的接触时间，在此基础上，为了提高置换速率，还要保证足够的新鲜蒸汽分压。如图17所示，提出了一种组合环流(MSCS)高效汽提技术[39]，汽提段上部为高效错流挡板汽提技术，用于置换出大部分催化剂间隙内夹带的油气，下部为高效环流汽提技术，通过催化剂的多次环流，使催化剂与新鲜蒸汽多次高效接触，保证了微孔内吸附催化剂的充分置换。目前，该技术已成功应用于A石化公司(0.8 Mt/a)[40]、B石化公司(0.8 Mt/a)[41]和C石化公司(1.4 Mt/a)[42]等多套重油催化裂化装置，应用效果十分显著，其中轻油收率和液体收率可提高0.5百分点以上，再生催化剂的H/C质量比降至6%以下，再生温度和取热器负荷显著降低。

图17 MSCS组合汽提技术简图[40]Fig.17 Schematic diagram of MSCS stripping technology[40]1—Draft tube；2—Central blanking pipe；3—Conic section；4—Plate；5—Cone；6—Skirt board；7—Secondary distributor ring；8—Riser；9—First distributor ring

为了从原理上解释环流结构对汽-固接触的强化作用，引入轴向返混系数Da,g和Peclet准数来表征体系内的返混程度。如图18所示，环流床的Da,g数值较小，能使气体的返混得到很好的抑制。由图19所示的Pelect指数可知，与自由床相比，环流床的Peclet准数数值较大，汽提效率较高，最优条件下可提高近一倍的汽提效率。

图18 气体轴向扩散系数Fig.18 Gas axial diffusion coefficient

图19 Peclect准数(Pe)Fig.19 Peclect dimensionless number (Pe)

3 简单高效催化裂化技术工业应用

为了实现催化裂化反应系统的多区协控强化，必须将针对不同反应区的强化新技术通过集成优化方法形成成套技术并应用于同一套工业装置。目前，在某石化公司1.4 Mt/a催化裂化装置上，已同时应用了提升管反应区的“内置式气体内构件技术”、进料混合区的“灵活调控剂/油比技术”、提升管出口油-剂快速分离区的“SVQS技术”以及汽提区的“MSCS技术”这4项技术。工业标定结果如表3所示，采用上述4项技术之后，催化裂化反应系统各区域之间形成了“多区协控强化”。在混合原料性质相近、油浆收率没有明显变化的情况下，轻油收率增加了4.58百分点，改造后标定干气产率降低0.58百分点，焦炭产率降低0.72百分点，待生剂氢/碳比降低幅度达到20.62%，CO2直接减排4.08×104t/a，有效降低了装置的能耗，创造经济效益4970×104RMB yuan/a。

4 结论与展望

以满足催化裂化反应系统内不同反应区的流动传递要求为基础，通过详细分析不同区域的多相流动特点，以调控传递与反应环境的高效协同理念为指导，提出了“多区协控强化”这一简单高效的FCC技术。进一步，综合分析了各区域的流动特点和现有催化裂化装置存在的问题，对不同反应区域的关键装备进行了优化设计，形成了提升管进料段的“内置式气体内构件技术”和“油-剂逆流接触的新型进料段技术”、预提升区的“灵活调控剂/油比的混合预提升技术”、提升管出口油-剂快速分离区的“气-固旋流分离强化(SVQS)技术”以及汽提区的“组合环流汽提(MSCS)技术”。为了工业验证多区域协控强化技术理念，将其中4项技术同时应用于某石化公司 1.4 Mt/a 催化裂化装置，工业标定结果表明，该技术效果显著。

表3 某石化公司1.4×106 t/a多区协控强化催化裂化应用效果Table 3 Industrial application of multi-zone cascade controlled and intensified FCC process

1) In spent catalyst

催化裂化技术已经历了80多年的发展历程，提升管催化裂化工艺也有50多年的历史，在实际生产过程中，除了反应系统外，再生体统内气-固两相的流动和传热传质特性也会影响目标产品收率和装置长周期安全运行。且催化裂化过程的反-再系统是一个物料、压力和热量自平衡的过程。因此，在今后的研究工作中，需要在以下几方面展开研究：

(1)再生过程不仅要使催化剂恢复活性和选择性，而且要求其活性损失率最低。再生过程的强化不仅可以提高烧焦强度、提高主风利用率，同时可大幅度降低装置能耗和NOx的排放。因此，有必要开展装置大型化后有效提高再生器内气-固接触效率的床层内构件、催化剂分配器及气体分布器等关键装备技术的研究。

(2)由于催化裂化原料的重质化和劣质化，催化剂再生所释放的热量已远大于反应系统所需热量。因此，有必要开发取热负荷大、换热均匀且操作弹性大的新型外取热技术。

(3)随着环保要求的日益严格，需要开展超低阻力高效并兼顾脱硫脱硝组合气-固分离系统的研究，达到满足日益严格的再生烟气排放标准的要求，并最大限度提高烟机的平稳运行周期。

(4)目前，催化裂化反-再系统的相关研究多为单项改进技术。因此，有必要基于对各装置内多相流动特点的分析，通过多区域的协同控制总体强化催化裂化“反-再系统”，开发出能够有效提高目标产品收率和装置操作弹性的“多区域协控耦合的集成强化技术”。

(5)将已有先进成熟的催化裂化关键装备技术，移植延伸至其他动力学相近能源和化工领域，通过跨领域技术移植创新提升其技术水平。

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