催化裂化毕业设计完整版

毕 业 设 计（论 文）说 明 书题目 115万吨/年催化裂化装置反应-再生系统工艺设计 院 别： 继续教育学院 专 业： 化学工程和工艺 班 级： 化工112班 设 计 人： 叶天宇 指导教师： 李杰 毕业设计（论文）任务书一、题目：115万吨/年催化裂化装置反应-再生系统工艺设计二、基础数据1处理量： 115万吨/年，2开工时： 8000小时/年3原始数据及再生-反应操作条件（1）原料及产品性质表1 原料油及产品性质物料，性质稳定汽油轻柴油回炼油回炼油浆原料油密度0.74230.87070.88000.99850.8995恩氏蒸馏初馏点5419928822410%7822134738037730%10625736042543850%12326839945051070%13730043147055090%163324440490700终馏点183339465平均相对分子量注：K=11.8（2）原料油的主要性质表2 原料油的主要性质项目数据项目数据密度0.8995族组成分析/W%馏程饱和烃62.27初馏点224芳烃2510%377胶质11.8830%438沥青质0.85350馏出率/v%7.5重金属含量/gg-1500馏出率/v%49Ni5.99元素组成/w%V4.77C84.81Na0.32H12.85Fe5.91硫/w%0.77残炭，W%5.38（3）产品产率表3 产品产率（质量分数）产品产率%流量，t/h干气5.0液化气11.0稳定汽油48.0轻柴油21.2油浆6.0焦炭8.0损失0.8原料油100.0（4）再生器操作条件表4 再生器操作条件项目数据备注再生器顶部压力/ MPa0.200主风入再生器温度/162再生器密相温度/700待生剂温度/大气温度/25吹扫松动蒸汽温度/280大气压力/ MPa0.1013空气相对湿度/%50烟气组成（体）/%CO214.2CO0.2O24.0焦碳组成/ H/C，质0.0974待生剂含碳量/%1.10再生剂含碳量/%0.02烧焦碳量/ t/h烧焦强度0.2密相床密度300（5）提升管反应器操作条件表5 提升管反应器操作条件项目数据备注提升管出口温度/505沉降器顶部压力/ MPa0.200原料预热温度/235回炼油进反应器温度/265回炼油浆进反应器温度/350催化剂活性/%60.0剂油比6.0反应时间/ S3.0回炼比0.5催化剂循环量/ th-1原料进料量/ th-1回炼油/回炼油浆1：0.25（6）过热蒸汽流量表6 过热蒸汽流量表名称性质压力/kpa温度 /流量/kg/h-1进料雾化蒸汽过热蒸汽294.34008200预提升蒸汽1550汽提蒸汽3100气提段松动蒸汽460再生塞阀松动蒸汽650合计13960（7）吹扫饱和蒸汽流量表7 吹扫饱和蒸汽流量表名称性质压力/kpa温度/流量/kg/h-1再生塞阀吹扫蒸汽饱和蒸汽981179100再生斜管采样口吹扫蒸汽100再生斜管膨胀节吹扫蒸汽280提升管上段采样口吹扫蒸汽45提升管下段采样口吹扫蒸汽45进料事故蒸汽喷嘴吹扫100提升管卸料口吹扫蒸汽55提升管排污口吹扫蒸汽40合 计765三、内容要求：1. 说明部分：（1）概述；（2）生产方案的确定； （3）装置形式的选择；（4）流程简述；（5）操作条件；（6）设计特点；（7）能量回收和环境保护2. 计算部分：（1）再生系统计算物料衡算，燃烧计算，确定主风量和烟气量；热量衡算，确定催化剂的循环量；再生器结构尺寸计算；催化剂输送管线的计算；再生器空气分布管的计算；旋风分离系统的计算；辅助燃烧室的计算（2）反应系统计算物料衡算和热量衡算；提升管反应器的计算；旋风分离系统的计算（3）外取热器的计算（4）反应-再生系统压力衡算四、发 给 日 期： 2013 年 5 月 19 日五、要 求 完 成 日 期： 2013 年 8 月 10 日 指导教师： 李杰 系 主 任： 2013年5月19日60 / 7160 / 71115万吨/年催化裂化装置反应-再生系统工艺设计摘要现在我国的原油产量不是很高，且稠油所占比率加大，我们对轻质油的需求量也逐渐加大，对油质的要求也越来越高，又因为我国的渣油量充足，所以发展重油的催化裂化是提高轻质油产量的有效途径。催化裂化是最重要的重质油轻质化的过程之一，在汽油和柴油等轻质油中占有很重要的地位。而且催化裂化的装置：投资少，钢材省，占地面积小。同时采用两段工艺再生，较一段再生可提高胶烧强度35%，采用助燃气剂完全再生。其中，同轴式催化裂化装置的反应器和再生器之间的催化剂输送采用塞阀控制；采用垂直提升管和90耐磨弯头；原料用多个喷嘴喷入提升管。且现在的研究方向有加工重质原料，降低能耗发展再生烟气热能利用技术，减少环境污染等。故本设计采用同轴式催化裂化装置来完成。本设计是同轴式催化裂化的工艺设计，对重油有较深的加工，而且收率很高，且经济效益等综合评价均合理，通过对大庆常压渣油直接催化裂化的设计，根据以往经验数据设计了年产量115万吨的催化裂化工艺流程设计，本方案采用汽油的方案，及反-再系统工艺的计算工程，并且达到了设计的目的。关键词： 重油； 催化裂化；轻质化； 同轴式； 计算。Design of regeneration system process 1.15 Million per in FCCU reactionAbstractAt present, the production of crude oil in our country is less ,and the production of the thick oil increasingly, the need of crude oil in society is more and more , the need of quality of light oil are better and better .For as much as that our country is full of residual oil, so catalytic cracking, its more effective. Catalytic cracking is one of the most important process of heavy oil become light quality , it is possessed of most important station of gasoline , and diesel oil .The equipment of catalytic cracking is less cost, less steals and less impropriate place. At the same time, use reborn technics both sides, compared with the first reborn section, it can increase the scorch of intensity of 35% , the same shaft type catalytic cracking have its value to control the catalyzer transportation between reactor and rebirther , and upright hositing shaft, the elbow of 90 degree of wearable, many nozzles to send the material into the hoisting shaft, and the direction of study is that process the heavy material ,reduce the energy lost, develop the technique of using the heat energy of in this design, use same shaft type catalytic cracking to finish. This design is the technical design of same shaft type catalytic cracking, this equipment can process the heavy oil more deeply, high income, and the benefit of economy is generally appraise in reason. Through to Daqing atmospheric pressure residual oil direct catalysis cracking design, follow the experience data of before, design this 115 thousands ton of same shaft type catalytic cracking technical designing, this design use gasoline to work with and the calculation of counter-regeneration system which achieved the design goal again. Key word: Heavy oil; Catalytic cracking; Counter-regeneration system ; Calculation .目 录摘要IAbstractII1 概述11.1 重油催化裂化的发展概述11.2 常压重油催化裂化的可行性21.3 同轴式催化裂化装置特点21.4 重油催化裂化现状以及未来发展趋势32 催化裂化生产参数和装置设备的说明52.1 生产方案详述52.2 装置形式及特点62.3 生产流程简述72.3.1 反应再生系统72.3.2 分馏系统72.3.3 吸收稳定系统82.3.4 烟气能量回收系统82.4主要操作条件的选择依据92.4.1 反应温度92.4.2 再生温度92.4.3 反应压力102.4.4 再生压力102.4.5 原料预热温度102.4.6 反应时间112.4.7 反应器藏量112.4.8 再生器藏量112.4.9 再生烟气中含氧量112.4.10 CO2/CO122.4.11 H/C122.4.12 再生剂含碳量122.5 装置设计特点122.5.1 采用倒L型快速分离器132.5.2 预提升段132.5.3 进料喷嘴132.5.4 采用耐磨弯头132.5.5 旋风分离器132.5.6 汽提段挡板142.5.7 空气分布管142.5.8 辅助燃烧室142.5.9 折叠式提升管142.5.10 用外集气管142.5.11 塞阀142.5.12 两器两段完全再生142.5.13 取热器152.6 催化剂和助剂的选取152.6.1 OB300型催化剂152.6.2 DNFVN1复合金属钝化剂153 能量回收和环境保护163.1 能量回收163.2 环境保护163.2.1 污水的来源及治理163.2.2 污水的治理163.3 废气的来源及治理173.3.1 废气的来源173.3.2 废气的治理173.3.3 粉尘的防治173.3.4 烃类损失及措施173.4 废渣的来源及治理173.4.1 废渣的来源173.4.2 废渣处理173.5 噪声的来源及防治183.5.1 噪音的来源183.5.2 噪声的防治183.6 清洁生产183.6.1 清洁生产的基本思想183.6.2 清洁生产的基本内容183.6.3 清洁生产的对催化裂化的意义184 催化裂化反应再生系统工艺计算194.1 燃烧计算194.1.1 再生器物料平衡194.1.2 再生器热平衡214.2 反应器热平衡244.2.1 反应系统供热方244.2.2 反应系统耗热方244.2.3 求催化剂循环量264.2.4 剂油比264.2.5 待生剂含碳量264.3 外取热器计算264.3.1 计算Q取264.3.2取热分配274.3.3 管根数的确定274.3.4 过热蒸汽管计算284.3.5 外取热器管径284.3.6 外取热器高H294.4 再生器结构计算294.4.1 密相段直径D294.4.2 密相段高度H294.4.3 稀相段直径D304.4.4 稀相段高度H304.5 再生器空气分布管314.5.1 分布管内气体流量314.5.2 分布压降计算314.5.3 开孔面积计算324.6 催化剂输送334.6.1 待生立管的直径和长度334.7 旋风分离器计算334.7.1 选型334.7.2 计算旋风分离器的组数334.7.3 核算料腿的负荷344.7.4 旋风分离器压力平衡354.7.5 旋风分离器效率364.7.6 旋风分离器工艺计算结果364.8 辅助燃烧室374.8.1 热负荷374.8.2 结构尺寸374.8.3 二次空气分配384.8.4 辅助燃烧室环隙面积384.8.5 空气进口管线的直径384.9 反应系统工艺计算384.9.1 提升管反应器基础数据384.9.2 提升管进料处的工艺计算404.9.3 沉降器434.9.4 气提段工艺计算434.9.5 旋风分离器444.9.6 两器压力平衡数据465 计算结果汇总49结束语52参考文献53谢辞541 概述1.1 重油催化裂化的发展概述我国原油一般较重，常压渣油占原油的60%75%，减压渣油占原油的40%50%，又因为我国渣油充足，所以发展重油的催化裂化是提高轻质油产量的有效途径。重油催化裂化是原油二次加工中最重要的工艺过程，是液化石油气、汽油、煤油和柴油的主要生产手段，在炼油厂中占有举足轻重的地位。催化裂化一般以减压渣油和焦化蜡油为原料，但随着炼油工业的日趋发展和市场对轻质油品的大量需求，部分炼油厂开始掺炼减压渣油，甚至直接以常压渣油作为裂化原料。我国掺炼减压渣油的经验较丰富技术熟练，但直接以常压渣油作为原料的催化裂化技术起步较晚，所以常压渣油催化裂化技术有很大的发展空间，大力发展常压渣油催化裂化技术对提高轻质油产品品质和燃料清洁生产仍是十分重要和必要的。通过多年的技术攻关和生产实践，我国掌握了原料高效雾化、重金属钝化、直连式提升管快速分离、催化剂多段汽提、催化剂预提升以及催化剂多种形式再生、内外取热、高温取热、富氧再生、新型多功能催化剂制备等一整套重油催化裂化技术，同时积累了丰富的操作经验。1998年，由石油化工科学研究院和北京设计院开发的大庆减压渣油催化裂化技术（VRFCC）就集成了富氧再生、旋流式快分（VQS）、DVR-1催化剂等多项新技术。1988年我国催化裂化加工能力是4200万吨，居世界第二；1999年掺炼渣油占FCC总进料的33%居世界第一；2000年底加工能力达9210万吨，价格渣油三分之一以上，即3000多万吨，2003年加工能力达到一亿吨，掺炼渣油34%以上，FCC成为我国加工渣油最主要的装置。国外FCC原料掺渣一般为15%至20%。目前是尽量提高柴汽比，缓环节柴油市场供需矛盾。FCC技术的进步及其作用的变化很大程度上取决于催化剂性能的不断改进。当前催化裂化催化剂的发展重点是提高汽油质量，满足环保需求。因此，近年来裂化催化剂的研究主要集中在如何降低汽油硫及烯烃含量方面，并取得了重大进展。国内外已有一系列的降烯烃催化剂和助剂，并取得工业应用，如我国GOR系列（烯烃含量降低810%）、DavisonCO开发的RFG系列（烯烃含量降低2540%）等催化剂已获得推广应用。石油现在是不可替代的运输燃料原料，且世界石油资源有限，面对下世纪石油需求的增长，发展重油深度转化增加轻质油仍是下世纪的重要转化技术。催化裂化对促进我国的炼油工业和国民经济发展所起的作用是难以估量的。人类进入21世纪以来，保护生态环境、维护可持续发展、使用清洁能源，特别是可再生能源将得到更大的重视和发展。如何将重质油更多的转化成轻质油品，且转化成清洁能源是以后催化裂化的重要议题。1.2 常压重油催化裂化的可行性常压渣油直接进行催化裂化主要问题主要有两个。一个是由于渣油中含有较多的沥青质，加上催化剂重金属污染比较严重，生焦量高，焦炭产率高，使再生器烧焦负荷很大，导致投资和操作费用都很高；另一方面，为了控制催化剂上的重金属量，需要卸出和补充较大量的催化剂，而催化剂的消耗量又和催化剂抗金属污染的性能有关系。如果催化剂的抗金属污染性能很差，能否实现重油催化裂化则取决于重油的性质和催化剂补充量所引起的经济问题。我国原油一般比较重，常压渣油占原油的60%70%，减压渣油占原油的40%50%，因而我国渣油充足，发展重油催化裂化是提高轻质油收率的一条重要而有效的措施。轻化率控制适当时，轻质油收率可占原油的60%70%，甚至更高。大庆常压渣油具有高H/C(H/C为1.74)，金属含量低，残炭值低(4.3%)，密度小(密度为0.896),平均分子量大(分子量为563)的特点，是比较理想的重油催化看裂化原料，可直接进行催化裂化。1.3 同轴式催化裂化装置特点同轴式催化裂化装置是指反应器和再生器布置在同一轴线上。反应沉降器在上部，再生器在下部。同轴式的两器除具有并列式两器的一些优点外，还具有以下一些特点：（1）钢材耗量少，投资省；（2）省掉了反应器的框架，布置紧凑，占地面积小；（3）适合于采用分子筛催化剂，可提高轻质油产率；（4）施工周期短，设备安装方便；（5）抗事故能力强，操作方便；（6）采用塞阀调节催化剂循环量。但同轴式的装置有一个突出的缺点：装置高度较高。对于同轴式催化裂化装置来说，必须采用各种措施降低装置总高度，以便施工操作维修。如采用卧式辅助燃烧室；将汽提段伸入再生器内；采用外部烟气集合管及折叠式外提升管，提升管出口设置快速分离器等办法来降低高度。1.4 重油催化裂化现状以及未来发展趋势自1960年HOC工艺后，到20世纪80年代初期，重油催化裂化才真正得到了发展，除了HOC工艺发展外，还先后出现了RCC、FCC、ART等工艺。一系列重油催化裂化技术如原油雾化、内外取热、重金属钝化剂、CO助燃剂、硫转移剂已相继采用和推广。我国催化裂化催化剂的科研开发和生产是从60年代开始的，1983年我国第一套催化裂化装置投产。30多年来在科研、设计、生产、应用各方面的密切配合和共同努力下，取得了长足的进步。90年代，我国先后开发了一系列重油催化裂化入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化工工艺技术。基于我国原油资源的特点，决定了必须走深加工的路线，催化剂研究开发的指导思想即为多加工渣油为目的。开发的催化剂较好地满足了不同的需要，达到了多掺炼重油，多产轻质油的目的。从近几十年的发展情况来看，在目前和今后一段时间内，催化裂化技术将会围绕以下几个方面继续发展：（1）加工重质原料。传统的催化裂化原料主要是减压馏分油。由于对轻质油的需求不断增长以及原油的价格提高，利用催化裂化技术加工重质原料油，例如常压重油、脱沥青渣油等可以得到较大的经济效益。如何解决在加工重质原料油时焦炭产率高、重金属污染催化剂严重等问题是催化裂化催化剂和工艺技术发展中的一个重要方向。（2）降低能耗。催化裂化装置能耗较大，降低能耗的潜力也较大。降低能耗的主要方向是降低焦炭产率。充分利用再生烟气中的CO的燃烧以及发展再生烟气热能利用技术等。（3）减少环境污染。催化裂化装置的主要污染源是再生烟气中的粉尘、CO、SO2和NOX。随着环境保护立法日趋严格，消除污染的问题也日益显得重要。（4）适应多种生产需要的催化剂和工艺。例如，结合我国国情多占柴油，又如多产丙烯、丁烯等。（5）过程模拟和计算机应用。为了正确设计、预测以及应用计算机优化控制，需要有正确模拟催化裂化过程的数学模拟。由于催化裂化过程的复杂性，在这方面还有很多要研究和开发的技术。（6）我国原油变重，质量变差，渣油量的逐年提高提高是重油催化裂化面临的重要问题。在占我国原油70%的三大油田中，胜利和辽河油田上述情况较为严重，而两油田的产量约占全国总产量的35%40%。由于原油产量的递增不能满足轻质油品的需求，估计在今后十年每年进口2000万吨高硫沥青质的中东原油将占总量的10%15%。预计加工劣质原油的比例在50%左右。加氢处理劣质渣油的优点是公认的，原料的脱硫率、脱沥青率均在90%左右，能提供优质的重馏分油作为催化裂化原料，从而使催化裂化取得良好的产品分布和性质。但由于它一次投资昂贵，相当于焦化装置的34倍，而且需要氢气来源等原因，因而没有在国内广泛应用。脱碳工艺的脱硫，脱金属率比较低，采用加氢处理不失为具有吸引力的方法。催化裂化工艺技术随着社会的进步在不断发展，当前又迎来原油重质化和油品清洁化的挑战，于是又面临着进一步发展的机会。由于催化裂化是把重质油转化为轻油，因此催化裂化仍然是炼油的骨干工艺，克服装置结焦问题是解决重油裂化的当务之急，尚需其他后加工工艺的配合。2 催化裂化生产参数和装置设备的说明2.1 生产方案详述本设计采用汽油方案。首先，随着我国经济的快速发展，汽车等交通工具日益发达，以及人们对环境问题的关注，以汽油为首的轻质油特别是对质量更好更清洁的燃料的需求量急剧增加，同时石油化工的发展，又需要更有效多产轻质油。其次，大庆常压渣油具有高H/C(H/C为1.74)，金属含量低，残炭值低(4.3%)，密度小(密度为0.896)，平均分子量大(分子量为563)，产率高等特点，是比较理想的重油催化裂化原料，可直接进行催化裂化。大庆常压渣油各种数据如下表2-1至2-5。表 2.1 大庆常压渣油性质性质数值实沸点350收率71.5%密度0.8902g/m3运动粘度48.8(80)28.9(100)碳氢比1.8凝点44残炭4.3表2.2 大庆常压渣油产品产率种类产率裂化气m%13.82汽油m%50.08轻柴油m%26.20焦炭m%11.45表2.3 大庆常压渣油裂化汽油性质十六烷值馏程34t1052t5096t90161密度20(g/cm3)0.7082表2.4 大庆常压渣油裂化柴油性质马达法辛烷值馏程79t10216t50255t90319凝点13.0密度20(g/m3)0.8754表2.5 大庆常压渣油重油裂化产品气体组成(体积%)H2C1C2C2C3C3iC04nC04C04iC04H2S21.579.815.266.846.2718.1511.103.2018.200.030.09综合以上各表数据可知，对大庆常压渣油的催化裂化采用汽油方案是可行的，汽油+柴油收率可达76%以上，而焦炭收率只有909%，从产品的性质来看，汽油的质量很好，和馏分油相近，很容易达到产品要求；虽然柴油质量的辛烷值偏低，质量不是很好，但综合平衡，采用汽油方案效益还是可行的。2.2 装置形式及特点 本设计采用同轴式催化裂化装置。同轴式催化裂化装置是指反应器（沉降器）和再生器布置在同一轴线上。设计中使用的同轴式催化裂化装置有以下特点： （1）两器同轴叠置，反应沉降器在上，再生器在下，汽提段伸入到再生器内，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和催化剂均匀接触，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，以提高烧焦的强度和减少催化剂总藏量。2.3 生产流程简述2.3.1 反应再生系统本装置处理的原料为大庆常压渣油，由常压蒸馏装置或渣油灌区送入装置内的原料油缓冲罐中，再由原料油泵抽出加压到油浆原料加热到280350的回炼油经过多路并联喷嘴从反应器下部均匀混合进入提升管和从再生斜管经预提段处理的催化剂充分混合，上升同时发生裂化反应，在提升管顶端经耐磨弯头到达快速分离器，反应油气和催化剂快速分离，防止二次反应。原料在进入喷嘴之前，用泵注入DMP1复合金属钝化剂。提升管反应器出口温度控制在505左右，反应油气进入沉降器后，经两组单级旋风分离器进一步除去携带的催化剂后，从沉降器顶部引入分馏塔，进行后序操作。反应器生成的焦炭沉积在催化剂上，待生催化剂沉降进入汽提段。在气体蒸汽汽提下，除去催化剂粒间、粒内所携带的烃蒸汽，然后经汽提段沿待生立管下流，经待生塞阀节流，再经待生立管套筒进入第一再生器的密相床，进行烧焦再生，压力为0.20MPa（绝），再生温度控制在700，多余的热量由外取热器取走，通过主风控制烟气中的过剩氧量不超过4%，使再生器烧掉焦炭中氢和焦炭。经过再生器再生过的催化剂经淹流管进入催化剂提升输送管，使再生催化剂含碳量降到0.02%以下，经再生器再生的催化剂由再生斜管输送到外脱罐脱除CO、CO2后经阀控制的再生斜管进入提升管反应器下部，经预提升后和原油混合，重复上述循环。再生器烧焦需要的空气，由主风机供给。空气由主风机加压后，经辅助燃烧室分别引入再生器。再生器的烟气经二级旋风分离器脱去携带的催化剂后，进入烟气能量回收系统。所需的催化剂，由袋装进，通过加料斗用空气输送到冷催化剂罐，装置正常生产所需的补充新鲜催化剂，经小型加料设施加入再生器。2.3.2 分馏系统分馏系统主要包括分馏塔、轻柴油汽提塔、分馏系统冷换设备和粗汽油罐等。由反应器来的460500反应油气从底部进入分馏塔，经底部的脱过热段后在分馏段分割成几个中间产品：塔顶为汽油及富气，侧线为轻柴油、重柴油和回炼油，塔底产品是油浆。从上到下依次有塔顶回流、一中回流、二中回流（或回炼油循环）和油浆循环等几个回流。为了避免催化分馏塔底结焦，催化分馏塔底温度应控制不超过380.循环油浆用泵从脱过热段底部抽出后分成两路：一路直接送进提升管反应器回炼，若不回炼可经冷却送去装置；另一路先于原料油换热，再进入油浆蒸汽发生器大部分做循环回流返回脱过热段上部，小部分返回分馏塔底，以便于调节油浆取热量和塔底温度。2.3.3 吸收稳定系统吸收稳定系统主要包括吸收塔、接吸塔、稳定塔和凝缩油罐、汽油碱洗沉降罐以及冷换设备等。吸收稳定系统的作用是加工来自分馏塔顶油气分离器的粗汽油和富油。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 的要求以稳定汽油作为补偿吸收剂。2.3.4 烟气能量回收系统从再生器出来的高温烟气首先进入高效三级旋风分离器分离出掺杂的催化剂，使粉尘含量降低到0.2g/m2烟气以下，然后通过调节蝶阀进入烟机膨胀做功，使再生烟气的压力能转化为机械能，驱动主风机转动，供再生所需的空气。然后烟气进入烟气轮机，余热锅炉，回收烟气中的压力能和部分热能，使烟气压力降为0.12MPa，温度降为450后，再将此烟气引入余热锅炉，使烟气温度降至200以下。然后由烟囱进行排空。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入余热锅炉后进行排空，以防止烟机发生故障后烟气无法处理。烟气轮机组带动反应再生系统的主风机；余热锅炉产生的蒸汽，驱动汽轮机、发电机，组成了同轴式四机组能量回收系统。本装置采用不完全再生技术，余热锅炉用于回收CO的化学能和烟气的显热能。2.4主要操作条件的选择依据2.4.1 反应温度反应温度对催化裂化的反应速度和产品的产率分布以及产品的质量都有显著的影响。温度和反应速度常数的关系是：提高反应温度，反应速度常数增大，反应速度增大。催化裂化反应的活化能约为41.8125.4KJ/mol，温度每升高10%20%反应速度约提高10%20%。当反应温度提高时，热裂化反应的速度提高较快。反应温度升至很高时，热裂化反应渐趋重要，产品不饱和度增大。因此，当反应温度升高时，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。同时，分解反应和芳构化反应比氢转移反应增快的多，于是汽油的烯烃和芳烃含量有所增加，汽油辛烷值有所提高。根据生产经验，本设计装置反应温度确定为510，在生产中，一般通过条件催化剂循环量和反应进料温度来控制反应温度。本装置催化剂循环量通过再生塞阀来控制。2.4.2 再生温度提高再生温度可大大提高炭燃烧的速度。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650680；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700760；对于两段再生，第二段再生器几乎没有水蒸气存在，再生温度可达800以上，可实现无助燃剂高温完全再生，使再生剂含碳量降低0.03%0.10%。考虑到设备和催化剂的允许限度，本设计取再生温度为690。再生器烧焦供热和反应需要热量之间，热平衡的结果最终反映在再生器温度上。如果烧焦的热量满足不了反应的需要，而又没有采取其他措施及时调整，再生温度将下降，再生烟气带走的热量减少，在较低的再生温度下达到新的热平衡。此时再生器烧焦效果恶化，再生催化剂含碳量上升，有时候可能会引起碳堆积事故。如果烧焦热量过剩而又没有采取其他措施及时调整，则再生器温度将上升，烟气离开再生器带走的热量增加，在新的较高的再生温度下达到新的热平衡，此时易发生二次燃烧和再生器超温等事故。对再生温度影响做显著的变量是回炼比、焦碳产率和原料预热温度。回炼比增加，再生温度下降；原料油预热温度升高，再升温度升高。2.4.3 反应压力对于催化裂化反应，提高反应压力有利于吸附而不利于脱吸。随着温度的提高，可提高转化率，但同时也增加了原料中重质组分和产物在催化剂上的吸附量，从而提高生焦的反应速度，使焦炭产率明显提高，气体中烯烃产率下降，汽油产率略有下降，但稳定性提高。虽然压力对反应的影响较大，但在实际操作中，压力一般是固定不变的。同时，催化裂化装置的操作压力主要不是由反应系统决定的。由于反应再生系统压力平衡的要求，反应压力和再生压力之间必须保持一定的压差，不能随意变动。再生器压力采用0.20MPa（绝）。且同轴式催化裂化反应再生系统压差在-0.01+0.07MPa，目前采用的反应压力约为0.1 MPa0.4MPa（表），故本设计反应压力为0.18MPa（绝）。一般来说，提高压力是增加装置处理能力的主要手段，压力提高后焦炭产率增加，为了降低焦炭产率，则可以采用增加蒸汽量的方法降低油气分压。当装置处理能力低于设计能力时，应当降低反应器和再生器的操作压力，使提升管和反应器内油气速度不致降低过多，避免油气在提升管和反应器内停留时间过长和出现催化剂的不稳流动，同时也可避免由于速度过低而在提升管内出现催化剂的高密度区。在低处理量下降低压力，还可以避免再生器床层线速过低，保持良好的再生效果和避免局部过热的出现。2.4.4 再生压力碳燃烧速度和氧气分压成正比，而氧气分压为再生器操作压力和氧的对数平均浓度的乘积，提高再生器压力就可以使氧分压提高，从而加快碳燃烧速度。提高再生器压力，反应器压力也要相应提高。再生器压力的选定以着眼于如何更有效的回收再生烟气能量，决定再生器压力时既要有利于催化剂的再生，又有利于提高烟气能量回收的效率。生产中，再生压力采用再生压力单参数控制或反应再生两器控制。本设计就是反应再生两器控制。对于两个再生器串联再生的装置，一般用一再生出口滑阀控制一再生器和二再生器的压差。2.4.5 原料预热温度原料预热温度是指原料油进入反应器前得温度。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。对于大庆常压渣油，在进料量和反应温度等相同的情况下，提高原料的预热温度，催化剂循环量降低，再生温度升高转化率和生焦率降低。渣油的特点除了其残炭和重金属含量均较高外，其粘度较大，受温度影响较大，升高温度粘度降低，易于雾化，充分发挥分子筛的活性，降低生焦率。从热平衡及原料转化率的角度出发，降低原料预热温度是有利的。降低原料预热温度，对常压渣油来说，焦碳产率增加，是系统热量增加，再升温度升高，有利于烧焦。原料预热温度还影响到进料的粘度，从而引起原料雾化效果和产品分布的变化，因此不宜低于150。大庆常压渣油催化裂化原料预热温度一般在170350左右，本次设计将原料预热温度选定为280。2.4.6 反应时间反应时间和温度、再生剂碳含量、原料性质等共同决定原料的转化率和产品分布。对于提升管催化裂化，反应时间（s）=提升管有效长度（m）/油气平均线速（m/s），其中提升管有效长度是指从原料油喷入口到提升管出口的长度，油气平均线速是指上述两点处线速度的对数平均值。可见，反应时间是反应油气在提升管中的停留时间。在其他相同条件下，油气的停留时间越长，转化率越高。因此，要取得在家的产品分布（轻质油收率或总液收率最大），必须控制适宜的反应时间。提升管催化裂化的反应时间一般为2s4s，反应时间太短，单程转化率过低；反应时间太长，会出现过渡裂化，使产品分布变差。对于渣油催化裂化，反应时间为1s3s，本设计取停留时间为2s。2.4.7 反应器藏量对于提升管催化裂化装置，一般用待生滑阀控制反应藏量。为了减少有害的二次反应，裂化油气在提升管出口和催化剂快速分离，沉降器催化剂料位一般不超过汽提段，只有当顶旋料腿翼阀故障时，才有可能提高料腿料位埋住翼阀操作。2.4.8 再生器藏量再生器藏量决定了催化剂在再生器中的停留时间。提高催化剂藏量，可提高催化剂再生烧焦时间和再生器烧焦负荷，降低再生催化剂含碳量。但在水蒸气的氛围中提高再生器藏量会加速催化剂的水热失活。采用快速床烧焦装置，再生器藏量相对较低。2.4.9 再生烟气中含氧量再生烟气中含氧量过高，会使主风负荷增大，再生温度下降，能量回收困难，增加废气排放量，且易引发二次燃烧，再生烟气中含氧量太低，会使燃烧不完全，CO2/CO减少。不仅影响再生效率和后面催化剂的活性。而且增加能量回收难道，污染环境。在适宜范围内提高过剩氧含量，可以提高再生速度，缩短再生时间，避免催化剂在高温状态下停留时间过长而造成高温失活。2.4.10 CO2/COCO2/CO比影响到再生器热效率，CO2/CO越大，烧焦放热越大。CO2/CO比采用的范围为12.烧焦罐完全再生装置，或采用CO助燃剂，或采用完全再生部可以使焦炭几乎全部转化成CO2。所以烟气中CO的含量几乎为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CO2/CO比为0.2.4.11 H/C原料反应深度以及汽提效果的好坏都会影响到焦炭中H/C比。汽油方案中，反应温度较高，深度较大时，焦炭中的H/C比也就相对较小。汽提效果的好坏直接由待剂中的含油量来体现，如果待剂中油气含量高则汽提效果差，焦炭中H/C比就相对较大，反之则较小。本设计选用的H/C比为1.74。2.4.12 再生剂含碳量再生剂含碳量对转化率影响很大，在再生剂含碳量0.1%0.6%范围内，再生剂碳含量每降低0.1%，转化率约提高4%。分子筛催化剂对再生剂碳含量是很敏感的。再生剂碳含量过高，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。采用高温再生可降低再生剂碳含量，一般降低碳含量0.1%，活性提高23个单位。在汽油方案中，此值应低于0.2%。本设计装置选用0.04%。2.5 装置设计特点由于渣油原料中残炭值和金属含量很高，这就增加渣油催化裂化技术难度，因此，渣油催化裂化关键要解决的问题是：（1）如何减少生焦量和生气量，特别是氢气量，获得最大的汽油和柴油收率；（2）如何控制原料中金属对催化剂的污染，使催化剂保持较高的活性和选择性；（3）如何有效地取走渣油催化裂化过程中放出的热量，使反应再生系统正常运行。这三者得关系是常压渣油催化裂化工艺是否实现的主要技术，本次设计将围绕上述问题，采取以下措施：2.5.1 采用倒L型快速分离器提升管出口安装到L型快速分离器，使油气在离开提升管后迅速和催化剂分离，一方面尽快地中止反应，一方面尽量减少催化剂随油气的带出。倒L型弯头出口有两种形式，一种是石油二厂采用的将垂直向下的出口封闭，催化剂和油气从两个水平管引出，分离效率为70%80%，另一种为底部采用防冲挡板，但并不封死，其效率为85%，本设计采用第二种形式。2.5.2 预提升段该段主要作用是消除再生催化剂流向的影响和向进料段提高均匀的再生流。设计一定高度的预提升段和较大的预提升蒸汽量，使其中再生催化剂处于稀相。故本次设计选用蒸汽作为预提升气体。并且通入预提升蒸汽可降低油气分压，有利于进料汽化，降低焦炭产率，提高C2C4气中烯烃含量和提高汽油辛烷值。2.5.3 进料喷嘴重油在进入进料段和和再生剂接触之前，是液相状态的，但重油催化裂化反应是气相反应。所以在必须用雾化喷嘴吧原料油彻底雾化成均匀分散在再生催化剂流中，和适宜于经受热的作用而变成气相的细小雾粒，保持和再生催化剂的均匀分布。理想的雾化状态是经雾化的原料油变成60um的小雾滴。本设计采用BWJI型喷嘴。该喷嘴是一种新型的催化裂化进料喷嘴，它节能、高效，采用较低的油压且使用较少饿雾化蒸汽就能使原料油得到理想的雾化效果。而且它是双流体的液体离心式喷嘴，其核心部分是气液两相旋流器。2.5.4 采用耐磨弯头对于同轴式催化裂化装置，为了尽可能降低装置总高度下满足提升管的长度要求，一般均采用折叠式提升管。此时由于催化剂和油气处于高速流动状态，转弯处的压降很大，磨损较严重，所以采用耐磨弯头，凯洛格公司经多次改进后，成功研制出偏心截锥弯头，此弯头可连续使用五年以上。故本设计选用此弯头。2.5.5 旋风分离器目前用于重油流化催化裂化装置的旋风分离器有两种形式：一种是杜康型，另一种是布埃尔型。两者的区别在于布埃尔型的筒体上有一个涡流导向部分，使其分离效率更高。同时布埃尔型的操作弹性好，分离效率稳定，布埃尔型的入口面积大，在同样的入口线速，处理能力比杜康型的高33.6%。所以本设计选用的是布埃尔型旋风分离器。2.5.6 汽提段挡板汽提段的作用是承受从气体中分离和沉降下来的待生催化剂和汽提段待生催化剂上吸附油气。用水蒸气将催化剂颗粒之间和颗粒的空隙内充满的油漆置换出来，可以减少焦炭的产率，提高油品产率。目前见到的汽提段有三种形式：圆环挡板式、人字挡板式、床层式。本设计采用的是新型环形提档板，挡板和水平方向成30o，在挡板和提升管同心垂直均匀安装数圈蒸汽喷嘴，以提高汽提蒸汽和催化剂的接触效果，提高汽提效率。2.5.7 空气分布管设计中使用空气分布管而不采用分布板是因为：分布管在较低压降下即可达到良好的分布效果，还可以消除了分布板的变形问题，而且分布管比较节省制造材料。分布管可安装在再生器下部锥体处，而分布板必须在再生器下部的圆筒部分。可以降低再生器总高度。分布管可以避免主风机发生故障时催化剂倒流事故。分布管有效降低主风进入床层的线速，可以减少催化剂的磨损，有利于降低催化剂的损耗。2.5.8 辅助燃烧室选用卧式辅助燃烧室，主要是为了降低同轴反应再生系统装置的高度。同时由于同轴式再生器底部有塞阀等各部件，辅助燃烧室不宜直接放下面。2.5.9 折叠式提升管采用折叠式外提升管主要是为了降低同轴式装置高度，同时减少占用同轴装置空间，增大有效空间，满足停留时间的要求。2.5.10 用外集气管外集气管不仅可以降低装置标高，减少稀相空间，而且结构简单，不受高温影响，设备不易变形，因而本设计再生器用外集气管，反应沉降器顶用外集气室。2.5.11 塞阀设计中在待生和再生催化剂循环管线山上都安装塞阀来调节两器间催化剂循环量。它的执行机构和调整机构和一般控制催化剂流动的塞阀相同，和单动塞阀相比较，具有磨损均匀，操作周期长的优点。2.5.12 两器两段完全再生两器两段完全再生即是一再不完全燃烧，约烧掉催化剂表面全部的氢和8595%的碳；然后进入第二段，在第二段通入新鲜空气，二再高温完全再生，使催化剂含碳量降低到0.05%左右。2.5.13 取热器我国现已投用的外取热器分两大类四种形式，即阀控类：下流式、上流式；气控类：下流式、无循环式。本设计中采用上流式外取热器。由于催化裂化装置的进料是常压渣油，产生的焦炭比较多，焦炭放出的热量也较大，除了提供反应过程所需的热量之外，还有剩余。这些剩余能量如不及时转移出去，一方面会导致反应温度上升，裂解加剧破坏正常的操作条件；另一方面再生器内温度会迅速上升，设备材料难以承受这种高温，导致设备的破坏。为了维持正常的操作条件和保证设备的安全操作，就必须将渣油催化裂化过程中多余的热量及时转移出去，维持渣油催化裂化热平衡。2.6 催化剂和助剂的选取2.6.1 OB300型催化剂目前工业用分子筛催化剂可大致分为稀土Y(REY)、超稳Y(USY)和稀土氢(REHY)三种，此外还有一些复合型的催化剂。本设计选择复合型催化剂Orbit3000。该催化剂具有重油转化能力强，焦炭选择性好，抗金属污染能力强的特点。工业生产实践数据表明，OB3000催化剂具有良好的流化、输送和抗磨性能，催化剂损失小；具有良好的抗金属污染能力；烧焦性能良好，对再生剂含碳量和剂油比要求不高，在再生剂含量为0.15%0.25%剂油比小于6的情况下都取得良好的使用效果；具有很强的重油转化能力，有利于提高催化深度；可以明显改善产品分布，增加汽油产率。降低焦炭产率；可以提高汽油辛烷值12个单位。2.6.2 DNFVN1复合金属钝化剂DNFVN1复合金属钝化剂具有毒性低、稳定性好、不含二次污染元素、和水互溶的特性，其有效成分可根据原料油中Ni、Na、V的含量和平衡剂上的Ni、Na、V的污染程度以及FCC装置的操作情况进行调整。汽油收率提高近2个百分点，液化气收率提高0.71个百分点，轻质油收率提高1.24个百分点。使用时，采用连续加注的方式。由齿轮泵送入钝化剂储罐，再用泵将储罐中的钝化剂打到混合器中和水混合稀释，注入反应器进料管线内，随着原料一起进入提升管反应器。3 能量回收和环境保护3.1 能量回收催化裂化装置再生烟气的能量回收有利于充分利用能量，减少大气污染。常压渣油催化裂化，烧焦产量达1013%，烧焦放出的热量远大于系统所需的能量，一部分热量被高温烟气带走，因此需要回收烟气中这部分能量，具体包括：有一定压力的高温气体膨胀功，CO的燃烧热和烟通气的物理热。本设计采用进口同轴同机组式烟气回收系统。机组由烟气轮机、轴流式主风机、压降汽轮机、齿轮减速箱、电机等组成，从烟气中回收的能量是可观的。具体步骤如下：从再生器外集管出来的烟气经二级旋风分离器回收催化剂粉粒，防止冲蚀烟气透平的叶片，然后经烟气膨胀透平回收烟气中压力能，利用其膨胀做功来带动主风机运转，经初步估算膨胀透平所做的功足以