120万吨年渣油催化裂化毕业设计.docx
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120万吨年渣油催化裂化毕业设计
120万吨年渣油催化裂化毕业设计
1设计说明书1
1.1前言1
1.2加工方案的确定依据4
1.3装置形式及特点5
1.4流程说明5
1.5主要操作条件的选择依据7
1.6装置设计特点11
1.7能量回收13
1.8环境保护13
1.9计算结果汇总15
2设计任务书24
3设计计算27
3.1再生系统工艺计算27
3.1.1燃烧计算27
3.1.2反应器热平衡31
3.1.3再生器热平衡计算34
3.1.4再生器结构尺寸的确定37
3.1.5旋风分离器计算43
3.1.6辅助燃烧室49
3.1.7能量回收估算52
3.2反应系统工艺计算54
3.2.1提升管反应器54
3.2.2预提升段的直径和高度69
3.2.3沉降器和汽提段的计算70
3.2.4沉降器的旋风分离器的选择74
3.2.5两器压力平衡74
4致谢79
5参考文献80
1设计说明书
1.1前言
1.1.1渣油催化裂化的重要性
我国已探明的石油资源不是很丰富，而随着国名紧急的发展，对轻质油的需求量却不断增长。
为了充分利用石油资源和提高石油加工经济效益就必须对原油进行深加工。
我国原油350℃以上的馏出量一般都在30％以下，而常压渣油占原油的一半以上，减压渣油占原油的三分之一以上；特别是几个重要油田的原油，如原油、胜利原油、任丘原油等因此对我国原油来说，简单的常减压蒸馏是不能满足轻质油收率的要提高单位原油轻质油收率石油加工原料收率，就必须对原油进行第二次加工，如催化裂化、加氢裂化等。
另外，重质燃料油的需求量日益减少，也使得重油进行深度加工变得更为重要。
渣油轻质化的主要方法：
（1）延迟焦化始终只有经过热裂解，在焦炭塔中转化得到气体、汽油、柴油、蜡油和焦炭的热加工过程。
（2）加氢裂化气实质是催化加氢和催化裂解两种反应的结合，轻质油收率高，可利用不同原料，采用不同的工艺流程和操作条件，根据市场需求最大量生产航煤、柴油等产品。
（3）催化裂化是以350―500℃直馏馏分油、常减压渣油及二次加工馏分油
为原料在催化剂条件下进行的深度加工得到汽油、柴油等产品。
这三种主要方法相比较延迟焦的产品需要加氢精制不能直接作为产品焦化收益不如催化裂化。
加氢裂化的产品质量好，但在重油加工过程中，重金属含量较高，对催化剂的活性影响非常大，致使催化剂的消耗大催化裂化产品是市场需要的高辛烷值汽油馏分、轻柴油馏分和石油化工工业需要的气体原料其装置的改进、催化剂的性能不断提高，是其产品分布越来越好。
故发展催化裂化工艺对我国原油加工有深远的现实意义。
1.1.2渣油催化裂化面临的主要问题和解决方案
（1）原油中胶质、沥青质、芳烃、稠环芳烃含量高
渣油H/C比小根据氢碳平衡原理，提高汽油等轻质油收率的同时焦碳收率也相应提升；而稠烃芳烃的吸附能力强，生焦多，反应速度慢，影响其它烃类反应。
（2）金属含量高
原油中含有的微量重金属随原料进入反应器中，沉积于催化剂表面，到一定程度就会引起催化剂中毒。
催化剂污染重时，选择性变差，焦炭收率增加，液体产品收率下降气体产品中C3、C4产率下降，氢气收率明显增加。
重金属中Fe,Ni,V,Na影响最大，在催化裂化条件下Ni,Fe其脱氢作用，致使氢气收率增加，焦碳收率升高；Na,V在高温作用下，熔化堵塞催化剂孔道，破坏催化剂骨架，致使催化剂活性下降或失活，转化率下降。
（3）含硫、氮高
催化裂化催化剂是酸性催化剂，它是通过酸性中心与烃分子结合进行催化裂化反应。
碱氮会引起催化剂中毒致使催化剂失活，降低催化裂化的速度。
油品中含有硫醇、硫醚、噻吩等含六有机化合物，影响产品的气味及安定性，降低催化裂化反应速度。
（4）上述问题的解决方案
随着对重质油催化裂化的深入研究，上述问题以全部解决，实现了工业重油催化裂化具体体现在以下几个方面：
①取热装置解决了焦碳收率高带来的热过量问题，使系统保持热平衡；
②新型催化剂具备活性、选择性、水热稳定性、抗重金属性能良好的特点；
③引入了脱硫、脱氮工艺，采用了SOX转移剂、金属钝化剂，另外干气预提升技术可以使钝化金属。
渣油催化裂化遇到的困难已得到解决也就标志着渣油催化裂化的工业化及背了相当大的可行性。
1.1.3重油催化裂化的发展概况与展望
自1961年HOC工艺之后，到20世纪80年代初期，重油催化裂化才真正得到了发展，除涝HOC工艺发展外，还相距出现了RCC、FCC、ART等新工艺。
一系列重油催化裂化技术如原油雾化、外取热、重金属钝化剂、CO助燃剂、硫转移剂已相继采用和推广。
目前还对下流管事反应器、超短接触时间、快速分离、汽提技术、催化裂化联合控制等领域作进一步研究，也许在不久的将来就有新的突破。
我国从1966年开始重油的催化裂化的研究。
1983年我国第一套催化裂化装置投产。
90年代，我国先后开发了一系列重油催化裂化如DCC、MGG、MIO、HCC和ARGG等。
这些都是以生产轻质烯烃和高辛烷值汽油的催化裂化工艺技术。
随着催化裂化技术的发展，催化裂化也将日趋完善。
催化裂化技术、催化剂、工艺设备、技术更新，安全可靠性及经济效益等各方面都将走在石油炼制技术的前列。
1.2加工方案的确定依据
随着原油重质化和汽油等轻质油品需求量的增加，把重质油轻质化已成为当前的需要。
重油催化裂化在20世纪80年代取得了重大的发展，我国重油催化裂化汽油收率占50％左右，是商品汽油的主要来源，在汽油总量中占相当大的比重。
催化裂化反应规律和烯烃的二次反应特点决定了催化汽油具备了如下特点：
（1）汽油辛烷值高，一般都在80上下，而热裂化汽油辛烷值只有60－65（均指马达法）。
（2）由于氢转移反应和a-烯烃异构化的原因，烯烃相对较少，尤其是a-烯烃少，且基本不含二烯烃，所以汽油的安定性好。
（3）汽油中含小分子较多，它的10％点和50％点温度较低，使用性能好。
根据原料的特点重油的催化裂化工艺的发展偏向于多产高质汽油，如DCC、ARGG等工艺。
当操作条件得到改善，采用高反应温度、低反应压力、短接触时间对提高汽油收率有利，且汽油辛烷值增加而柴油收率下降、十六烷值降低、安定性能差。
同时，当前车辆运输耗油量呈上升趋势，汽油的需求量增加，故要注重汽油的生产。
鉴于上述原有，本设计采用汽油为生产目的的生产方案。
1.3装置形式及特点
国提升管反应器已运行了十多年，设计和生产操作等方面都积累了一定的经验，至今其装置形式有高低并列式，同轴式，以及由高低并列式改造而成的提升管反应装置。
本设计采用同轴是催化裂化装置，我国的催化裂化装置具备如下特点:
（1）两器同轴叠置，反应沉降器在上，再生器在下，汽提段伸入到入再生器，可降低装置总高度和省掉反应器的框架，节省钢材、占地和投资。
（2）采用折叠式提升管，由沉降器室侧壁进入，也可由顶部进入；既满足了对油料和对催化剂的接触时间的要求，又使其高度比采用直提升管要低得多。
（3）待生立管中的催化剂流量是由塞阀控制的。
用塞阀控制催化剂的循环量，阀头直接进入再生器与催化剂均匀接触，阀头磨蚀清；催化剂立管蓄压大，控制方便，有利于调节催化剂循环量。
（4）按同轴式布置的两器压差较并列式的大，沉降器的压力较再生器的压力越低0.5MPa。
反应压力低有利于裂化反应，再生压力高有利于烧焦反应。
（5）可采用常规再生，也可以采用单器两段再生，一提高烧焦的强度和减少催化剂总藏量。
1.4流程说明
1.4.1反-再系统
提升管反应器的进料有两种：
常压渣油和回炼油。
常压渣油从装置外的原料油罐进入装置，用原料泵输送，先经分馏塔顶循环回流与循环回流油换热，再经中段回流与油浆换热，最后和回炼油混合，一起进入提升管反应器。
进料与来自再生器的高温催化剂接触，迅速汽化反应，反应生成油气从提升管出口进入沉降器，经二级旋风分离后进入分馏塔。
而反应生成的焦碳沉积在催化剂上经汽提后进入再生器，烧焦除去焦碳，再生催化剂经待生斜管进入提升管反应器。
1.4.2分馏部分
分馏部分的主要任务是把反应器（沉降器）顶的气态产物，按沸点围分割成富气、汽油、轻柴油、重柴油、回炼油和油浆等馏分。
分馏部分还包括油品换热部分。
分馏部分进料是过热气体，并带有催化剂细粉，所以进料在塔的底部，塔下段用油浆循环以冲洗挡板和防止催化剂在塔底沉积，并经过油浆与原料换热取走过剩热量。
由于全塔剩余热量大，为保证全塔汽液相负荷相差不过于悬殊，并回收高温位热量，因此除塔底设置油浆循环取热外，还设置中段回流取热。
塔顶气态产品量大，为减少塔顶冷凝器负荷，故塔顶也采用循环回流取热代替冷回流，以减少冷凝冷却器的总面积。
1.4.3吸收稳定部分
催化裂化吸收稳定部分的任务是加工来自催化裂化分馏塔顶油气分离器的粗汽油和富气。
目的是保证汽油蒸汽压合格的同时，分离出干气（C2及C2以下），并回收液化气。
吸收稳定系统中的吸收、脱吸过程要求同时达到两个目的：
通过吸收塔尽可能将C3C4组分吸收下来；通过脱吸塔尽量将C2组分脱吸出去。
吸收剂一般是分馏部分的石脑油，并根据吸收率的要求以稳定汽油作为补充吸收剂。
1.5主要操作条件的选择依据
1.5.1反应温度
温度对裂化反应有强烈的影响，而且反应活化能越大，温度对反应的速度影响也越大；温度是调节转化率和产品分布的主要变量。
通过调节温度可以实现多产汽油的产品方案。
温度一般为500-510℃。
提高反应温度可使汽油辛烷值增加，但同时气体产率也会相应的增加。
在提升管装置中，反应温度主要用再生单动滑阀通过调节开度调节催化剂循环量来达到控制目的。
本设计取反应温度为510℃。
1.5.2反应压力
提高反应压力有利于吸附而不利于脱附，可是转化率、焦炭和气体收率增加而汽油收率稍有下降，产品中烯烃含量减少，汽油的辛烷值下降。
故在汽油为生产目的的方案中，应采用低压力操作。
在实际操作中，压力是固定的，不做调节变量。
由于压力平衡的要求，反应-再生器之间必须保持一定的压差，不能任意变动。
因此，反应压力又随再生压力而定。
而再生压力又要根据全装置的情况综合考虑决定。
本设计定为0.14MPa。
1.5.3再生温度
提高再生温度可大大提高炭燃烧速度，在600℃左右时每提高10℃，烧焦速度可提高约20%，烧焦时间平均的可减少15%；对烧掉同样数量的焦炭，加快烧焦速度可使再生器体积减小。
对分子筛催化剂来说，常规再生温度一般为650--680℃；为避免催化剂在高温下水热失活，在完全再生条件下，最高不超过700--760℃；对于两段再生，第二段再生器中几乎没有水蒸汽存在，再生温度可达800℃以上，可实现无助燃剂高温完全再生。
考虑到设备和催化剂的允许限度，本设计取再生温度为710℃。
1.5.4再生压力
碳燃烧速度和氧分压成正比，而氧分压为再生压力和氧的对数平均浓度的乘积，提高再生压力就可以提高炭燃烧的速度；决定再生压力时，既要有利于催化剂烧焦，又要有利于提高烟气能量回收的效率。
同时还要考虑两器的压力平衡。
正常操作压力不用于调节烧焦速度。
本设计取再生压力0.142MPa。
1.5.5再生烟气氧含量
再生烟气氧含量是一个操作变量，对分子筛催化剂的不完全燃烧再生方式，烟气出口氧浓度一般控制在1%左右，过高容易再稀相区促使发生二次燃烧。
烟气出口氧含量太低则容易发生炭堆积事故。
再生烟气氧含量围一般在2.5—3.5%，本设计取1.0%。
1.5.6再剂碳含量
再剂碳含量对转化率影响很大，在再剂碳含量0.1—0.6%（质）围，再剂碳含量每降低0.1%（质），转化率约提高4%。
表1再剂碳含量对转化率和选择性的影响
再剂碳含量%（质）
重量空速为5h-1下的转化率，%（体）
转化率为75%（体）时的空速，h-1
转化率为75%（体）时产品分布（对新鲜原料）
C3以下气体%（体）
C4馏分%（体）
汽油%（质）
焦炭%（质）
0.1
78.5
6.1
8.0
16.0
58.7
5.5
0.2
75.1
5.0
8.5
16.5
57.9
6.0
0.4
67.8
3.6
8.8
17.5
54.9
6.7
分子筛催化剂对再生碳含量是很敏感的。
再剂碳含量过高，分子筛催化剂的活性和选择性都会下降，因而大大降低转化率，汽油收率下降，溴价上升，诱导期下降。
采取高温再生可降低再剂碳含量，一般降低碳含量0.1%，活性提高2-3个单位。
在汽油方案中，此值应低于0.2%，有些装置要求0.05%以下，本装置选用0.04%。
1.5.7原料预热温度
原料预热温度是指原料油进入反应器前的温度。
它补充再生器烧焦提供给反应所需热量的不足，以保证反应温度达到生产规定的指标。
渣油进行催化裂化时，预热温度不高，可采用油浆进行热交换。
在相同的转化率下，提高原油预热温度可使轻质油收率略有增加，焦炭收率下降。
保持装置的其它独立参数不变，只提高进料的预热温度，则剂油比减小。
当采用CO完全燃烧技术时，再生温度大幅度提高，如果采用高预热温度会使剂油比降得很低，反应器中活性中心太少，转化率就很低。
此外，催化剂上积炭过高会使裂化反应的选择性变坏。
在这种情况下，要适当的降低原料的预热温度，保证一定的剂油比。
同时对提升管装置来说，不同的原料油和不同结构的原料喷嘴对预热温度有不同的要求。
一般来说，预热温度对进料的雾化效果有一定的影响，对产品收率和质量有不同程度的影响。
雾化效果好，则同样转化率条件下焦炭和气体收率就会下降，轻质油收率上升；雾化效果差，则焦炭收率就会上升。
一般预热温度高雾化效果好。
本设计取230℃。
1.5.8反应时间
反应时间与温度、再剂碳含量、原料性质等共同决定原料的转化率和产品分布。
对汽油方案来说，采用短接触时间有利，可提高汽油收率和和汽油质量。
同时还可以降低焦炭收率。
渣油裂化一般在2-3s左右，本设计取3s.
1.5.9焦中H/C比
原料反应深度以及汽提效果的好坏都会影响到焦中H/C比。
汽油方案中，反应温度较高，深度较大时，焦中的H/C比也就相对的较小。
汽提效果的好坏直接有待剂中所含油气来体现，如果待剂中油气含量高则汽提效果差，焦中H/C比就相对较大。
反之则较小。
本设计选用的H/C比为6/94。
1.5.10CO/CO2比
CO/CO2比影响到再生器热效率，CO2/CO越大，烧焦放热越大。
CO2/CO比采用的围为1—2。
烧焦罐完全再生装置，或采用CO助燃剂，或采用完全再生都可以使焦炭几乎全部转化成CO2。
所以烟气中CO含量几乎为0。
在稀相区里，如果CO含量过高，在含氧的高温条件下易发生二次燃烧，其放出的热量使旋风分离器烧坏,设备烧坏等严重后果。
本设计选用的CO/CO2比为0。
1.6装置设计特点
1.6.1两器采用同轴布置
（1）结构紧凑、占地面积少、节省投资（主要是构筑及管道）。
（2）催化剂输送顺畅。
待生催化剂由立管输送，再生催化剂由很短的斜管输送。
再生催化剂的输送动力主要来自两器压差，对斜管密度的依赖性不大；而待生催化剂输送的动力则来自流动状态稳定的待生立管。
这类布置在催化剂输送方面比较理想。
由于同轴布置，两器压力在较大的围不会造成介质倒流，增加了装置操作的安全性。
（3）有利于待生催化剂在再生器均匀分布。
在再生器中心位置通过加高的待生套筒和均匀分布的待生催化剂分配器使待生催化剂均匀地分布于密相床上部。
1.6.2采用两段再生
把再生过程分为两段，形式是多样的，烧碳量一般按80：
20分配，即在第一段去全部氢和80%的碳，然后进入第二段，在第二段通入新鲜空气，用提高氧浓度来弥补催化剂上含碳量降低带来的影响。
采用两段再生在达到同样再生效果的前提下，再生器的总藏量可比一般常规再生器的藏量降低约20-40%从再生效果看与单段加助燃剂的完全再生效果差别不大，并且二段再生也须加CO助燃剂，这样可取消CO锅炉，减少CO对大气的污染。
提高催化剂的活性和选择性，改善产品分布，提高轻油收率。
1.6.3提升管下端增加预提升段
馏分油提升管催化裂化装置进料是在提升管最底端。
在进料处，催化剂尚未达到均匀分布状态，使原料与催化剂混合不均匀。
渣油催化裂化装置一般把提升管进料位置提高5—6米，下部为催化剂预提升段，催化剂在预提升段提前加速，使催化剂分布均匀，为催化剂与原料充分混合提供一个理想的反应环境。
1.6.4提升管反应器采用高反应温度、短停留时间操作
我国渣油催化裂化反应温度，一般控制在480—510℃，较馏分油催化裂化高。
高反应温度有以下几个好处：
（1）可以弥补由于催化剂受金属污染和水蒸气作用而失去的活性；
（2）有利于进料汽化和改善汽提效果；
（3）有利于汽油辛烷值和气体中稀烃产率的提高；
（4）可以维持较高的苛刻度，特别是渣油与催化剂接触瞬间的较高温度，有利于部分沥青质裂解，减少生焦。
提高反应温度也有不利的一面。
使用高活性催化剂时，在高温下会使二次裂化加剧，使焦碳和气体产率增加。
为了减少二次裂化，应尽量缩短提升管中油剂接触时间，常规馏分油催化裂化时间为2—4S，渣油催化裂化一般要求在3S左右。
1.6.5采用油剂快速分离器
在沉降器稀相如果油剂分离不好，会发生二次反应使产品分布变坏。
为了使反应后的油气与催化剂在出提升管后快速分离，在提升管出口安装快速分离器。
1.6.6再生器取热
渣油催化化生焦量大，即使采用CO不完全燃烧的操作方式，燃烧放出的热量也超过两器热平衡的需要。
因此如何过剩热量并加以利用，是渣油催化裂化需要解决的关键问题之一。
本设计采用下流式外取热器。
1.6.7用外集气管
外集气管不仅可降低装置标高，减少稀相空间，而且结构简单，不受高温影响，设备不易变形，因此本设计再生器用外集气管，反应沉降器顶用外集气室。
1.6.8在循环管线上安装塞阀
本设计待生和再生催化剂循环管线上都安装塞阀来调节两器间催化剂循环量，它的执行机构与调整机构和一般控制催化剂流动的滑阀相同，与单动滑阀相比较，具有磨损均匀，操作周期长的优点。
1.7能量回收
从再生器出来的高温烟气经高效三级旋风分离器分出其中的催化剂，使粉尘含量降低到0.2g/m3烟气以下，然后通过调节蝶阀进入烟气透平膨胀做功，使再生烟气的动能转化为机械能，驱动主风机转动，供再生所需空气。
多余部分可用来发电，从烟气轮机出来的显热，在此，再生烟气温度从500℃左右降至180℃左右，然后通过烟窗排空。
另外，烟气还有一辅助通道，经双动滑阀后通过此通道直接进余热锅炉后排空，以防烟机发生故障后烟气无法处理。
详细过程见后面计算。
1.8环境保护
渣油催化裂化时由于原料的硫，氮含量较馏分油高德多，装置排放的含硫污水量也多，浓度大，废气中SOX,NOX含量也增多，为了防止环境污染，必须积极治理三废和噪声污染。
1.8.1废气及粉尘的防治
废气主要是再生烟气，它含有CO，粉尘，NOX等有害杂质，污染大气。
由于本设计采用加CO助燃剂，使烟气中CO完全燃烧，再生烟气中CO含量小于0.1%（重）。
装置采用CRC-1催化剂，它具有堆比大的特点，使烟气中催化剂含量减少，烟气经旋分分离后，粉尘浓度小于0.2g/m3达到了排放标准。
1.8.2含硫污水处理
本装置污水来源有三处：
分馏塔顶油气分离器，气压机出口油气分离器，稳定塔顶油气分离器。
它含有硫化物，酚，氰等有害杂质。
处理方法：
污水汽提
基本原理：
污水中的硫化物一般都以铵盐形式存在，属于不稳定化合物，在较高的温度下，分解为H2S和NH3而它们都是挥发性物质，在同样温度下，它们的蒸汽压远远高于水的蒸汽压，容易使污水中的H2S和NH3转移到蒸汽中，从而使污水得到净化。
一般采用高压汽提，它有加压水解的作用，可将70%左右的氰化物除去。
1.8.3废渣的处理
废渣主要是催化剂粉尘，可将此废渣运出装置，有资料介绍可用废催化剂来生产水泥。
1.8.4噪声的防治
本装置的压缩机，主风机，泵，烟气，火炬等处都有噪声。
防止措施：
通过用消声器，消声罩，设隔音层，隔音室等，控制噪声在
85分贝以下。
1.9计算结果汇总
1表2反应系统主要操作条件
项目
单位
数值
反应器顶压
MPa
0.14
再生器顶压
MPa
0.142
原料预热温度
℃
230
反应温度
℃
510
再生温度
℃
710
反应时间
S
3
剂油比
4.6
回炼比
0.43
焦中H/C
6/94
总转化率
%
73.65
单程转化率
%
51.5
烟气中CO/CO2
0
再生催化剂含C量
%
0.04
项目
单位
数值
提升管直径
m
1.0
预提升段直径
m
0.7
提升管总长
m
30.2
预提升段长度
m
6.0
提升管入口温度
℃
567.5
提升管出口温度
提升管入口线速
℃
m/s
536.2
4.5.5___________________________________________________________________________________________________________________________
提升管出口线速
m/s
15.16
提升管停留时间
s
3.0
提升管总压降
kPa
25.253
催化剂循环量
t/h
983
沉降器气体流量
m3/s
12.42
沉降器气体线速
m/s
0.8
沉降器气体高度
m
10.0
沉降器气体直径
m
4.4
汽提段高度
m
6.75
汽提段直径
m
2.6
再生器稀相段高度
m
9.0
再生器稀相段直径
m
12.0
再生器密相段高度
m
6.0
再生器密相段直径
m
8.6
再生器密相段截面积
m2
58.1
2表3反再系统主要参数计算结果汇总
续表3
项目
单位
数值
再生器密相段线速
m/s
1.0
再生器稀相段线速
m/s
0.58
再生器稀相段体积流率
m3/s
61.3
再生器密相段体积流率
m3/s
57.57
过渡段高度
m
3.0
过剩氧含量
%
3
烧焦量
kg/h
17220
藏量
T
90.0
湿空气量
kmol/h
9026.05
耗风指标
m3（N）/kg
11.75
烟风比
1.09
再生器旋风分离器组数
组
6
旋风分离器型号
布埃尔
一级入口线速
m/s
22.2
二级入口线速
m/s
26.2
一级压降
kPa
4.5603
二级压降
kPa
5.1389
一级料腿最小长度
m
2.8
一级料腿负荷
kg/m2s
287
二级料腿最小长度
m
4.03
二级料腿负荷
kg/m2s
212
淹流管截面积
m2
1.82
辅助燃烧室体积
m3
9.91
续表3
项目
单位
数值
辅助燃烧室直径
m
3.9
一次风量
kmol/h
1248.28
二次风量
kmol/h
7777.77
环隙面积
m2
2.42
3反应系统物料平衡
下段：
表4入方物料
项目
质量流率kg/h
相对分子质量
摩尔流率kmol/h
新鲜原料
15000
530
283.0
催化剂
983000
再生剂带入烟气
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