催化裂化反應系統關鍵裝備技術研究進展

盧春喜，范怡平，劉夢溪，姚秀穎

(中國石油大學 重質油國家重點實驗室，北京 102249)

催化裂化是最重要的二次加工工藝之一，在中國石油加工業中占有舉足輕重的地位[1]。催化裂化反應屬于典型的快速平行順序反應，所需目的產品(如汽油、柴油和液化氣等)是反應的中間產物，而主反應只需2～3 s的時間[2]。因此，強化提升管反應器的油-劑接觸效率、最大限度縮短后反應系統油氣停留時間以及實現油氣和催化劑的高效快速分離是獲得理想產品分布、實現裝置長周期運行的關鍵。

催化裂化裝置的結構形式多種多樣，約有幾十種[3]。圖1為典型的高低并列式催化裂化裝置，該裝置主要由提升管反應器、沉降器、汽提器和再生器等部分構成。為了滿足催化裂化工藝過程中催化劑反應和再生的連續化要求，采用的Geldart A類細顆粒催化劑在裝置內不同部位的流態化狀況不盡相同，其中汽提器為鼓泡床操作、提升管反應器為輸送床操作、再生器為快速床或湍流床操作、循環管線則為負壓差下的立管密相輸送[3-4]。由此可知，催化裂化裝置的各部分覆蓋了除散式流態化外的全部流態化操作區域，這給催化裂化裝置的長周期安全穩定運行帶來了一定困難。因此，對催化裂化裝置內多流態耦合過程的研究顯得尤為重要。

如圖1所示，催化裂化反應系統主要由預提升部分、進料系統、提升管反應區和用于終止反應的快速分離系統以及汽提部分組成，各部分對催化劑顆粒的流動要求不同。在預提升部分，要求以快速床的流動形態改善由再生斜管流入催化劑的分布，實現均勻輸送，保證催化劑與原料的充分混合反應[5]，對于具有冷熱催化劑混合功能的預提升結構，還要求實現冷熱催化劑的均勻混合[6]；在進料區，催化劑與霧狀油滴需要迅速達到全返混流動，從而有效提高油-劑接觸效率，使噴霧進入的油滴迅速汽化[7]；在提升管反應區，油-劑要實現平流推進操作，即以一種活塞流的形式進行流動，以滿足與快速平行順序反應動力學的協同；在反應器出口位置，需要通過快速分離系統實現反應快速終止、高效回收催化劑[8]；汽提部分通過水蒸氣置換出吸附和夾帶在催化劑間的油氣，因此需要強化汽-固間接觸，實現用最少蒸汽量達到高效汽提的效果[9]。由于催化裂化反應時間極短，所以需要在毫秒時間內實現這一系列不同流動狀態的轉換達到與反應環境的高效協同。因此，通過多區域的協控強化，實現催化裂化反應系統的高效協同是最大限度提高產品分布和反應性能的根本途徑。

催化裂化工藝過程至今已歷經80多年的發展[3]，其加工能力已增長至1.9×108t/a。工業過程中，輕油收率每提高0.1百分點，都將帶來巨大的經濟效益。因此，筆者基于“多區域協控強化”的技術理念，提出了一種簡單高效的FCC反應技術，該技術首先通過結構優化來提高反應系統各部分的性能，形成單項創新技術，然后借助于集成優化方法靈活構建出催化裂化反應系統強化組合技術并在同一套百萬噸級工業催化裂化裝置實施，通過多區域的強化、協同和調控反應歷程提升催化裂化反應系統的整體性能。

圖1 高低并列式催化裂化裝置示意圖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 進料混合區強化方法及技術

提升管反應器主要由底部預提升段、中部進料混合段、上部反應段和出口快速分離段4部分組成[10]。催化裂化反應的產品分布和目標產品收率與中部進料混合段內油-劑接觸形式及效率有著密切關系，而油-劑的接觸效率和形式，除了受噴嘴進料霧化效果的影響，還與預提升段出口處催化劑的預分配密切相關[11-12]。因此，形成了3項創新技術，即針對傳統進料段二次流進行優化調控的進料噴嘴的“氣體內構件屏幕汽”技術、斜向下進料的油-劑逆流接觸的新型進料段技術和靈活調控劑/油比的混合預提升技術，用于強化進料混合區氣-固接觸效率，實現全混流到平推流的瞬間過渡，提高目標產品收率。

1.1 催化裂化高效進料段技術

現有研究表明[13-14]，傳統進料段結構內傳遞環境和反應環境明顯不匹配。如圖2所示，某些區域的催化劑濃度高(低)，原料油的濃度卻較低(高)。其原因在于，傳統結構原料油斜向上噴入提升管反應器(通常角度為斜向上30°～40°)，原料射流、催化劑流以及預提升蒸汽沿軸向-徑向的速度梯度產生了類似于空氣動力學中庫塔-茹科夫斯基(Kutta-Joukowski)升力的現象，從而在提升管壁面與原料射流“背面”之間的區域產生了非常強的原料射流二次流，如圖3所示。二次流存在利弊兩方面影響：一方面促進了油-劑之間的混合；另一方面則在原料主射流的“背面”，即二次流影響區域內油、劑停留時間長，易于形成結焦[14-15]。

圖2 傳統進料段結構中原料油與催化劑的濃度徑向分布[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

圖3 傳統進料段結構中的二次流[14]Fig.3 Sketch diagram of secondary flow for the traditional feed structure[14]

為了有效調控二次流，最簡單的方法是在噴嘴上部加設1個內構件。研究表明[13,16]，增設內構件能夠有效消除二次流，使油-劑匹配效果更好，如圖4 所示。然而實際工業過程中，在較高射流速度下，內構件會加劇催化劑的破損，因此這種有形內構件難以保證裝置長周期安全運行。為解決這一問題，范怡平等[13]將噴嘴的設計與內構件結合起來，對二次流實現“用其利，抑其弊”。在研發噴嘴過程中，引入“氣體內構件”，即：在不增加汽耗且保證霧化效果的前提下，在噴頭處另外引出一股蒸汽以一定角度噴入提升管中，形成1個“氣體內構件”代替實體的內構件，用以控制和利用二次流[13,17]。

圖4 帶有內構件進料段結構中催化劑與原料油濃度比的徑向分布[16]Fig.4 Radial distribution of ratio of catalyst to oil in the different feed structures[16]

“氣體內構件”方向與傳統進料段中二次流方向一致——內構件蒸汽“緊貼著”原料噴出。由于蒸汽-油汽之間的弛豫時間遠小于蒸汽-催化劑顆粒之間的弛豫時間，即蒸汽與油汽之間比蒸汽與催化劑顆粒更容易“融合”。則氣體內構件“帶走”油汽的速率比其“帶走”催化劑的速率更快，因此能有效地增加提升管二次流影響區內的劑/油比，抑制提升管內結焦；且該“氣體內構件”對原料射流在提升管內擴散速度的影響較小，促進了油-劑的混合，做到“用其利”。另一方面，“氣體內構件屏幕汽”的引入，還可減弱二次流影響區內提升管邊壁附近油汽和催化劑的返混，縮短停留時間，減少結焦，做到了“抑其弊”。

基于此開發的內置“氣體內構件”CS-III型進料霧化噴嘴技術(如圖5所示)已得到了廣泛工業應用，可有效提高輕油收率至少0.15～0.2百分點[18]。

在提升管反應器內，進料段為全返混流動，需要在瞬間(毫秒級范圍)過渡到活塞流流動。雖然氣體內構件能夠有效抑制二次流、保證裝置長周期安全運行，但是加設內構件并不能完全解決進料段內存在的問題。所以，進一步對進料方式進行了優化，即：由原來的傾斜向上進料改為傾斜向下進料方式，這樣既可縮短進料區的高度，還可強化撞擊流的作用和氣-固間接觸效率。

圖5 內置“氣體內構件”的進料噴嘴技術[5]Fig.5 A schematic diagram of the feed nozzle[5]

(1)

圖6為傳統及新型提升管進料混合段內截面平均油-劑匹配指數λm沿軸向的分布。由圖6可知，進料段大部分區域內，新型結構的λm數值均小于傳統結構的，尤其是在油-劑初始接觸區域(在傳統結構內，H為0～0.375 m；在新型結構內，H為-0.185～0 m)。這表明，新型結構能有效提高進料混合段內油-劑匹配程度，從而促進原料油與催化劑間的高效混合反應。當噴嘴射流與催化劑顆粒及預提升氣流充分混合時，提升管內截面平均油-劑匹配指數基本維持穩定。對于新型結構，當H>0.7 m時，λm的數值基本不再發生變化，表明射流相、預提升相及顆粒相已經充分混合。而對于傳統結構，當H>1.1 m時，截面平均油-劑匹配指數才趨于穩定。這也進一步表明，采用噴嘴向下傾斜的進料段結構能使噴嘴以上區域射流的影響范圍明顯縮短，可縮短近50%的高度。

對比新型結構不同噴嘴安裝角度的結果可以看出，隨著噴嘴與提升管軸向夾角的增大，噴嘴以上截面的平均油-劑匹配指數隨之增大，這不利于油-劑間的混合與反應。因此，提升管采用噴嘴向下安裝的進料段結構時，進料噴嘴與提升管軸向的夾角不宜過大，較適宜的噴嘴安裝角度為與提升管軸向呈30°。

圖6 截面平均油-劑匹配指數沿軸向的分布[20]Fig.6 Average catalyst-oil matching index[20]

為了分析射流相在進料混合段內的流動行為及其與預提升氣-固兩相流的混合狀況，在假設射流為不可壓縮二元流動、預提升氣-固兩相流為均勻流體和噴嘴出口處射流速度相同的前提下，建立了射流進入平行均勻主流時的射流中心線方程和二次流的中心線方程，分別為

(2)

(3)

(4)

通過比較計算值與實驗值，發現在實驗操作范圍內，式(2)、(3)和(4)能夠用于預測多股射流尚未匯聚區域內射流主流和二次流的發展趨勢。

圖7為噴嘴安裝角度對主流和二次流預測流動軌跡的影響。由圖7可見，進料的主流都是朝向提升管反應器中心線方向，與噴嘴的安裝方向無關。然而，二次流的軌跡則明顯取決于噴嘴進料方向。當噴嘴向上安裝(α<90°)時，二次流朝向提升管壁面，且形成空腔。同時，催化劑顆粒由于受二次流的影響會被帶到該區域，導致產生由催化劑顆粒所形成的壁面濃相區，該區域內存在強烈的顆粒返混。二次流的影響會隨著噴嘴與提升管中心線間角度的增大而增大。當噴嘴向下安裝(α>90°)時，二次流則朝向提升管的中心，如圖7所示。由于主流和二次流的方向都是朝向提升管中心區域，所以催化劑顆粒也將被輸運到提升管中心區域，這有利于油-劑的高效接觸。在進料的初始區域，二次流能促進油-劑混合。如果噴嘴安裝角度過小時，那么二次流將與主流迅速混合，該主流能夠在促進油-劑高效接觸的同時，抑制二次流的影響。因此，噴嘴向下安裝的適宜角度為135°～150°。

圖7 噴嘴安裝角度對主流和二次流預測流動軌跡的影響[20]Fig.7 Predicted trajectories of the main and secondary flows for different nozzle angles[20]

圖8和圖9分別描述了操作條件對噴嘴進料軌跡的影響。其中，圖8為預提升氣速3 m/s，噴嘴射流速率40～80 m/s；圖9為噴嘴射流60 m/s，預提升氣速2～4 m/s。當噴嘴向上安裝時，在較高的噴嘴進料和較低的預提升氣速下，主流蒸汽更容易達到提升管中心位置。然而，在這些區域二次流則膨脹得更加明顯。因此，原料射流和預提升氣速都不能過大或過小，建議預提升氣速為3～3.5 m/s，噴嘴射流速率為60～70 m/s。當噴嘴向下安裝時，如果原料射流速率過大或者預提升氣速過小，那么主流和二次流到達提升管中心的能力都有所減小。因此，原料噴射的速率不應過大，預提升速率應該在操作范圍內適當增大，建議預提升氣速為3.5～4 m/s，噴嘴射流速率為50～60 m/s。

圖8 當預提升氣速為3 m/s時，噴嘴進料速率對噴霧軌跡計算值的影響[20]Fig.8 Calculated spray trajectories for different nozzle jet velocities [20]

圖9 當噴嘴進料速度為60 m/s時，預提升氣速對噴霧軌跡計算值的影響[20]Fig.9 Calculated spray trajectories for different pre-lift gas velocities [20]

雖然大型冷模實驗的操作參數與工業過程保持一致，但是由于受原料性質和原料射流與預提升氣動量比的限制，大型冷模實驗還是很難全面地反映實際的工業過程。因此，采用數值模擬方法，對工業裝置進行全尺度模擬來進一步驗證噴嘴向下進料的設計方法[14,22]。所模擬工業裝置的加工量為1.0 Mt/a，提升管直徑為1 m。模擬過程中，以原有向上進料為基準，對改進結構進行模擬。所用計算模型為EMMS曳力模型和EMMS傳質模型，反應模型為催化裂化十二集總反應動力學模型。如表1 所示，傳統進料方式條件(噴嘴斜向上30°)下的模擬結果與工業數據吻合較好。與傳統方式相比，改進進料方式(噴嘴斜向下35°)下出口溫度和全床平均固含率降低，全床壓力降稍有增大。此壓力降增大可能是由于改進方式下進料區內進料射流撞擊作用所致。

表1 模擬預測值與工業值對比[22]Table 1 Comparison of predicted results and industrial data[22]

1) Particle circulation

針對進料區(H為5.5～10.5 m)，圖10給出了沿軸、徑向固相和液滴體積分率以及溫度的時均分布。與傳統方式(算例T)相比，改進方式(算例N)下的油-劑撞擊混合區位于噴嘴下端的“凹槽”區域，如圖10(a)和圖10(b)中紅色橢圓框所示。在“凹槽”內液相原料油聚集多，“凹槽”周圍催化劑顆粒含量高，油-劑在“凹槽”邊界處快速接觸。如圖10(c)所示，噴口下端的“凹槽”內和“凹槽”周圍的溫度分布都較均勻，這說明此時高溫催化劑與液相原料油在“凹槽”邊界處能均勻地進行熱交換。此外，當油-劑接觸混合后，噴口上端截面上溫度分布也都較為均勻，說明改進結構能夠使油-劑更快接觸汽化，減少噴口上端邊壁顆粒聚集。

圖11對比了焦炭含率(其占固相的質量分率)隨著高度的變化。焦炭在進料區(H為5.5～10.5 m)內迅速大量生成，說明該區內反應較激烈。隨著高度增加，焦炭生成速率變慢。與傳統方式相比，改進方式下焦炭生成量要明顯減少；如圖11中藍色橢圓框所示，此時焦炭出現的位置要滯后于傳統方式。這是因為改進方式下溫度分布和油-劑匹配都較均勻(如圖10所示)，較少出現過度反應產生焦炭；而傳統方式下噴口上端邊壁處催化劑濃度和溫度都高(如圖10所示)，導致局部過度裂化、焦炭生成量增多。因此，改進結構能夠使進料區溫度分布更加均勻，可有效減少噴口上端邊壁焦炭的生成。

圖10 進料區內傳統方式和改進方式的模擬結果對比[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

圖11 提升管內軸向上固相焦炭含率的變化規律對比[22]Fig.11 Comparison of axial variation of coke mass fraction in solid in riser[22]

1.2 靈活調控劑/油比的混合預提升技術

研究表明，預提升段內催化劑的分布狀況直接影響反應器內油-劑兩相的接觸和混合，進而影響產品的收率與分布[23-25]。另一方面，在傳統催化裂化工藝中，循環進入提升管的再生催化劑溫度較高，而為了保證反應溫度，劑/油比較低，導致高溫再生劑與原料油接觸時，易引起油氣的過裂化。因此，提出一種能夠在短時間內將溫差較大的2種催化劑顆粒混合均勻的新型混合預提升技術，即：靈活調控劑/油比的混合預提升技術[26]。該技術能夠將部分經適當冷卻的低溫再生劑與高溫再生劑分別引入預提升段內，待混合、傳熱均勻后共同輸送至進料混合段，可實現調節催化劑溫度、提高劑/油比、改善油-劑混合狀況和提高目標產品的收率。新型混合預提升技術的結構如圖12所示，兩股顆粒對稱地引入預提升段內，預提升段底部是一個擴徑的環流床結構，擴徑主要是對兩股進劑起到緩沖作用。而在環流床內，內、外環氣速不同，冷、熱顆粒在導流筒內、外“循環”流動，形成“中心氣升式環流”流動，實現充分混合換熱，進而經導流筒輸送到進料混合段[6,26]。

在大型冷模實驗裝置上，分別采用光導纖維測試技術和熱顆粒示蹤技術對該預提升結構的性能進行了實驗研究。由于導流筒的存在，整個環流段空間被分隔成3個區域，即底部區Ⅰ、中心管區Ⅱ和提升管進料區Ⅲ。圖13給出了在不同操作條件下，各區域的時均固含率和顆粒速度分布。在底部區(H=-0.15 m)處，當0.2

圖12 預提升結構示意圖[26]Fig.12 Schematic diagram of pre-lifting structure[26]

中心管區(H為0.085、0.485、0.885 m)的兩相流動呈典型的“環-核”流動結構。在中心區域(-0.2

如圖13所示，在提升管進料區(H=1.30 m)，氣-固兩相“環-核”流動結構消失。固含率的最大值靠近中心區域(r/R=±0.2)，最小值靠近壁面區域(r/R=±0.8)。相反，顆粒速度最大值靠近壁面區域，最小值靠近中心區域。這種特別的流動狀態是由于二次氣流，其形成于氣體通過中心管頂部和管徑縮小段的空間時。顆粒由中心管流出，受二次氣流的影響流向中心區域。此外，由中心管流出的顆粒，在撞擊管徑縮小段的管壁后，改變路徑。然而，與中心管區域相比，提升管進料區的固含率和顆粒速度分布都較均勻。因此，認為顆粒在預提升區得到合理分配。

圖13(a)給出了中心管表觀氣速(ug,c)對固含率和顆粒速度的影響。當Gs-cold/Gs-hot不變時，ug,c對徑向分布的影響較小，固含率則隨著ug,c的增大而減小。相反，顆粒速度則隨著ug,c的減小而減小。此外，在較低的ug,c下，固含率和顆粒速度的徑向分布都不均勻。圖13(b)給出了Gs-cold/Gs-hot對固含率和顆粒速度徑向分布的影響。在中心管區和提升管進料區，固含率和顆粒速度都隨著Gs-cold/Gs-hot的增加而增大。此外，在高Gs-cold/Gs-hot下，由于受強壁面效應的影響，固含率和顆粒速度的分布較不均勻。

圖13 在Ⅰ、Ⅱ和Ⅲ區的固含率和顆粒速度分布[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

通過采用熱顆粒示蹤技術對換熱均勻度進行分析，發現：均勻度的不均勻分布從大到小的順序為中心管區、底部區、提升管入口區，冷熱顆粒混合程度從小到大的順序為底部區、中心管區、提升管入口區；保持中心管表觀氣速和其他條件不變時，當冷、熱顆粒循環強度比Gs-cold/Gs-hot=3/2 時，提升管入口區各截面換熱均勻度分布更均勻，表明該操作條件有利于冷、熱顆粒的混合[6,27]。

綜合考慮固含率、顆粒速度和換熱均勻度的分布，在混合預提升高度1.3～2.3 m間存在一個固含率、顆粒速度分布均勻，冷、熱顆粒混合完全的截面，建議將原料噴嘴安裝在此截面處。

2 氣-固分離和汽提區關鍵裝備技術

油-劑離開提升管后將直接進入氣-固分離和汽提區，該區域須具備4個功能：快速終止主反應、高效回收催化劑、抑制二次裂化和結焦、催化劑的高效汽提，從而保證產品的分布和產率、避免不利的二次反應。為了能夠同時達到上述4個目標，必須開發高效提升管快分技術、頂旋抗結焦技術和高效催化劑汽提技術來實現反應系統的整體優化設計。

2.1 提升管出口油-劑快速分離區的快分技術

傳統工業過程通常采用正壓差排料的粗旋快分技術，排料過程中料腿內部的壓力高于沉降器外部的壓力，這會導致部分油氣通過粗旋料腿擴散到沉降器，該部分油氣大致占提升管總油氣量的10%～15%。然而，由于沉降器內空間較大，這部分油氣由料腿排出再經沉降器空間進入到頂旋將需要近100 s的時間。加之沉降器內的溫度較高，這部分油氣將進一步裂化為干氣和焦炭，導致輕油收率降低，經濟損失巨大。

研究表明[28]，快分排出的油氣直接進入龐大的沉降器空間，導致油氣在后反應系統的停留時間長達10～20 s，若能將油氣在后反應系統的停留時間降至5 s以下，輕油收率可提高1.0百分點。根據現有的年加工水平，相當于每年多產1.9 Mt的汽、柴油，經濟效益巨大。同時，由于大量油氣擴散至沉降器空間內，造成沉降器結焦嚴重，經常導致裝置非計劃停工。據統計[29]，因反應系統結焦引起的非正常停工次數幾乎占總停工次數的一半以上。

基于上述分析可知，理想快分系統需要具有以下功能：(1)能夠實現快速終止主反應，即油-劑間的快速高效分離；(2)為了抑制二次裂化和結焦，要求分離催化劑的快速預汽提、油氣的快速引出、高的油氣包容率。然而，實現理想快分系統的難點在于，保證高操作彈性下，實現多種功能在同一臺設備上高效耦合，即實現“三快”+“兩高”5個方面的要求。實際上，這5個方面的要求是相互矛盾的。因此，為了達到既強化又協同的作用，需要通過高效離心分離強化實現油-劑間的快速高效分離、通過簡單且高效地快速預汽提實現分離催化劑的快速預汽提、采用承插式油氣引出結構和微負壓差排料結構實現油氣的快速引出和高油氣包容率。盧春喜等[8,30]經過多年的研究，最終形成了3項創新技術：高油氣包容率技術、高效旋流分離技術和高效預汽提技術。在實際應用過程中，可根據實際工業裝置特點和結構型式的不同，將這3項技術進行耦合，實現“量體裁衣”式的設計。

基于上述創新技術，構建了3種型式的快分系統。圖14(a)所示為擋板汽提式粗旋快分系統(FSC系統)結構示意圖，該系統將傳統技術中的粗旋料腿改成了一個具有獨特擋板結構的預汽提結構，從而提高了分離和預汽提效率[31]。圖14(b)所示為密相環流汽提粗旋系統(CSC系統)的結構示意圖[32-34]，該系統將粗旋與環流預汽提相耦合，可實現分離催化劑的快速預汽提，有效降低焦炭和干氣產率并提高輕質油收率。這2種快分系統都適用于外置提升管FCC裝置。對于內置提升管FCC系統，提出了帶有預汽提的旋流式快分系統(VQS系統)，其獨特設計的近乎流線型懸臂旋流頭能夠較好地實現油氣和催化劑的低阻高效快速分離，使產品分布得到有效的改善[35-36]。該系統中，油氣和催化劑向上運動到提升管出口，經過旋流式快分頭后由原來的向上運動轉為切向水平運動，通過旋轉產生的強大離心力場將密度不同的油氣和催化劑進行分離。旋流式快分系統運行穩定，分離效果好，操作彈性大。這3種快分系統均已得到廣泛的工業應用，目前已成功應用于國內50余套工業裝置。如表2所示，與UOP公司的技術相比較，這3種快分系統無論是在汽提效率、分離效率，還是操作彈性及穩定性方面，都具有明顯優勢[8]，尤其在單套改造成本上，僅為國外的四分之一。因此，應用國內技術，即可達到工業要求，還可大大節省成本。

圖14 FSC、CSC和VQS系統結構圖Fig.14 Schematic diagrams of FSC system, CSC system and VQS system(a) FSC system; (b) CSC system; (c) VQS system

通過對旋流快分結構的實驗和模擬研究，發現旋流頭出口存在的短路流是影響快分效率的關鍵。因此，在大量流場實驗和數值模擬研究的基礎上，提出了氣-固旋流分離強化技術(SVQS系統)，如圖15 所示[8,30,37-38]。SVQS系統通過在旋流頭旋臂噴出口附近設置隔流筒，隔流筒跨過旋臂，隔流筒上部用一塊環形蓋板和封閉罩壁相連，以阻止氣體直接從隔流筒和封閉罩之間的環隙上升逃逸。圖16給出了增設隔流筒后的旋流分離器的氣體速度矢量圖，可以看出，增設隔流筒后，消除了旋流頭噴出口附近直接上行的“短路流”，另外在隔流筒外部、旋流頭底邊至隔流筒底部的區域內，帶隔流筒旋流快分的軸向速度全部變為下行流，消除了無隔流筒旋流分離器在該段區域內的上行流區，同時也強化了該區域的離心力場，延長了在下行流的有利條件下氣-固分離的時間，有利于提高顆粒的分離效率。

表2 中國技術與外國技術的對比Table 2 Comparison of Chinese technologies and foreign technologies

為了推廣SVQS旋流強化技術工業應用，已建立了該技術的工程設計方法。自2006年至2017年，已成功應用于7套工業裝置，其中最大的工業裝置為3.6 Mt/a重油催化裝置，該裝置的封閉罩直徑為5.7 m，采用SVQS系統實現了分離效率99%以上，可使輕油收率提高1.0百分點，同時，在操作周期內能夠保證裝置不因結焦而影響正常操作，使裝置具有更大的操作彈性和更好的操作穩定性。

圖15 SVQS 系統[8]Fig.15 Schematic diagram of SVQS system[8]

圖16 SVQS系統噴出口處氣體速度矢量圖[30]Fig.16 Velocity vectors at vortex outlet of SVQS system[30]

2.2 汽提區破碎氣泡與抑制返混的技術

在汽提區，待生劑夾帶的油氣有2種存在狀態：約75%的被夾帶油氣存在于催化劑的間隙內，約25%的被夾帶油氣吸附于催化劑微孔內，針對這2種不同的油氣存在狀況，應采用有針對性的汽提技術。對于催化劑間隙內夾帶的油氣，其特點在于油氣濃度較大、易于置換；對于微孔內吸附的油氣，新鮮蒸汽需要歷經多個擴散過程才能進入微孔將油氣置換，置換出的油氣又要經歷多個擴散過程才能進入氣相主體。因此，必須保證蒸汽與催化劑有足夠的接觸時間，在此基礎上，為了提高置換速率，還要保證足夠的新鮮蒸汽分壓。如圖17所示，提出了一種組合環流(MSCS)高效汽提技術[39]，汽提段上部為高效錯流擋板汽提技術，用于置換出大部分催化劑間隙內夾帶的油氣，下部為高效環流汽提技術，通過催化劑的多次環流，使催化劑與新鮮蒸汽多次高效接觸，保證了微孔內吸附催化劑的充分置換。目前，該技術已成功應用于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裝置，應用效果十分顯著，其中輕油收率和液體收率可提高0.5百分點以上，再生催化劑的H/C質量比降至6%以下，再生溫度和取熱器負荷顯著降低。

圖17 MSCS組合汽提技術簡圖[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

為了從原理上解釋環流結構對汽-固接觸的強化作用，引入軸向返混系數Da,g和Peclet準數來表征體系內的返混程度。如圖18所示，環流床的Da,g數值較小，能使氣體的返混得到很好的抑制。由圖19所示的Pelect指數可知，與自由床相比，環流床的Peclet準數數值較大，汽提效率較高，最優條件下可提高近一倍的汽提效率。

圖18 氣體軸向擴散系數Fig.18 Gas axial diffusion coefficient

圖19 Peclect準數(Pe)Fig.19 Peclect dimensionless number (Pe)

3 簡單高效催化裂化技術工業應用

為了實現催化裂化反應系統的多區協控強化，必須將針對不同反應區的強化新技術通過集成優化方法形成成套技術并應用于同一套工業裝置。目前，在某石化公司1.4 Mt/a催化裂化裝置上，已同時應用了提升管反應區的“內置式氣體內構件技術”、進料混合區的“靈活調控劑/油比技術”、提升管出口油-劑快速分離區的“SVQS技術”以及汽提區的“MSCS技術”這4項技術。工業標定結果如表3所示，采用上述4項技術之后，催化裂化反應系統各區域之間形成了“多區協控強化”。在混合原料性質相近、油漿收率沒有明顯變化的情況下，輕油收率增加了4.58百分點，改造后標定干氣產率降低0.58百分點，焦炭產率降低0.72百分點，待生劑氫/碳比降低幅度達到20.62%，CO2直接減排4.08×104t/a，有效降低了裝置的能耗，創造經濟效益4970×104RMB yuan/a。

4 結論與展望

以滿足催化裂化反應系統內不同反應區的流動傳遞要求為基礎，通過詳細分析不同區域的多相流動特點，以調控傳遞與反應環境的高效協同理念為指導，提出了“多區協控強化”這一簡單高效的FCC技術。進一步，綜合分析了各區域的流動特點和現有催化裂化裝置存在的問題，對不同反應區域的關鍵裝備進行了優化設計，形成了提升管進料段的“內置式氣體內構件技術”和“油-劑逆流接觸的新型進料段技術”、預提升區的“靈活調控劑/油比的混合預提升技術”、提升管出口油-劑快速分離區的“氣-固旋流分離強化(SVQS)技術”以及汽提區的“組合環流汽提(MSCS)技術”。為了工業驗證多區域協控強化技術理念，將其中4項技術同時應用于某石化公司 1.4 Mt/a 催化裂化裝置，工業標定結果表明，該技術效果顯著。

表3 某石化公司1.4×106 t/a多區協控強化催化裂化應用效果Table 3 Industrial application of multi-zone cascade controlled and intensified FCC process

1) In spent catalyst

催化裂化技術已經歷了80多年的發展歷程，提升管催化裂化工藝也有50多年的歷史，在實際生產過程中，除了反應系統外，再生體統內氣-固兩相的流動和傳熱傳質特性也會影響目標產品收率和裝置長周期安全運行。且催化裂化過程的反-再系統是一個物料、壓力和熱量自平衡的過程。因此，在今后的研究工作中，需要在以下幾方面展開研究：

(1)再生過程不僅要使催化劑恢復活性和選擇性，而且要求其活性損失率最低。再生過程的強化不僅可以提高燒焦強度、提高主風利用率，同時可大幅度降低裝置能耗和NOx的排放。因此，有必要開展裝置大型化后有效提高再生器內氣-固接觸效率的床層內構件、催化劑分配器及氣體分布器等關鍵裝備技術的研究。

(2)由于催化裂化原料的重質化和劣質化，催化劑再生所釋放的熱量已遠大于反應系統所需熱量。因此，有必要開發取熱負荷大、換熱均勻且操作彈性大的新型外取熱技術。

(3)隨著環保要求的日益嚴格，需要開展超低阻力高效并兼顧脫硫脫硝組合氣-固分離系統的研究，達到滿足日益嚴格的再生煙氣排放標準的要求，并最大限度提高煙機的平穩運行周期。

(4)目前，催化裂化反-再系統的相關研究多為單項改進技術。因此，有必要基于對各裝置內多相流動特點的分析，通過多區域的協同控制總體強化催化裂化“反-再系統”，開發出能夠有效提高目標產品收率和裝置操作彈性的“多區域協控耦合的集成強化技術”。

(5)將已有先進成熟的催化裂化關鍵裝備技術，移植延伸至其他動力學相近能源和化工領域，通過跨領域技術移植創新提升其技術水平。

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