年产80万吨催化裂化装置设计毕业设计计算书(可编辑)

年产80万吨催化裂化装置设计毕业设计计算书年产80万吨催化裂化装置设计绪论1.1 概述1.1.1 催化裂化工业的意义与作用石油工业是国民经济中最重要的支柱产业之一,是提供能源,尤其是提供 交通运输燃料和有机化工原料的最重要的工业。据统计 ,全世界总能源需求的 40%依赖于石油产品1。然而作为一种不可再生资源,石油的产量在不断的下降, 而社会生产,人民生活却需要大量的汽油,柴油等轻质油品,但是石油不能直接作 为产品使用,必须经过各种加工过程,炼制成多种符合使用要求的各种石油产品。 而原油经过第一步加工只能得到少部分轻质油,大部分仍为渣油,因此需要对重 质油进一步加工,催化裂化是对重质油加工的主要手段。以我国目前的需要情况为例,对轻质燃料油,重质燃料油和润滑油三者需 要的比例是20:6:1。另一方面,由于内燃机的发展对汽油的质量提出更高的要求, 而直馏汽油一般难以满足这些要求。同时由于石油价格上涨和石油资源逐渐枯竭, 许多国家都在努力寻找能替代石油的新能源。寻找新能源的工作近年来虽然取得 很大的进展,但是至少在几十年内,由石油生产的轻质液体燃料仍然是不可能被 替代的,而且对它的需求量还不断增大。所有的这一切都促使了石油的催化裂化 工业的产生和发展。1.1.2 催化裂化技术国内外发展现状催化裂化是最重要的重质油轻质化过程之一,在汽油和柴油等轻质油品 的生产中占有重要的地位。在一些原油加工深度较大的国家,例如德国和美国, 催化裂化的处理能力达原油加工能力的30%以上。在我国,由于多数原油偏重,氢 碳比(H/C )相对较高而金属含量相对较低，因此催化裂化过程，尤其是重油催化裂 化过程的地位就显得更为重要。在我国国内最早的工业催化裂化装置出现于1936年。几十年来，无论是 规模还是技术均有了巨大发展。现在它已经成为原油二次加工中最重要的一个加 工过程。从催化裂化技术角度来说，基本的是反应-再生型式和催化剂性能两个方 面的发展。传统的催化裂化原料是重质馏分油，主要是直馏减压馏分油，也包括焦化 重馏分油。由于对轻质油品的需求不断增长及技术进步，近20年来，更重的油料 也作为催化裂化的原料，例如减压渣油，石蜡油，脱沥青的减压渣油，加氢处理重 油等。最早在工业上采用的反应器型式是固定床式反应器。反应和再生是轮流 间歇地在同一反应器内进行的。为了在反应时供热及在再生时取走热，在反应器 内装有取热的管束，用一种融盐循环取热。为了使生产连续化，可以将几个反应器 组成一组，轮流地进行反应和再生。固定床催化裂化的设备结构复杂，生产连续性 差，因此，在工业上早已被其他型式的反应器所取代。由于生产要求的不断扩大和生产技术的不断进步，在二十世纪九十年代 初期，流化床催化裂化技术迅速地发展成熟起来并很好地运用到实际生产中去。1.1.3 催化裂化工艺简介移动床催化裂化的反应和再生是分别在反应器和再生器内进行的。原料油与催化剂同时进入反应器的顶部,它们相互接触,在反应的同时并向下移动。当 它们移动至反应器的下部时,催化剂表面上会沉积上一定量的焦炭 ,于是油气从 反应器的中下部导出而催化剂则从底部下来,再由连接到再生器的气升管用空气 提升至再生器内向下移动过程中进行烧焦再生。再生过的催化剂经另一根气升管 又返回至反应器中。就这样,使催化剂在反应器和再生器中循环。流化床催化裂化的反应过程和再生过程也是分别在两个设备中进行3, 其原理与移动床相似,只是在反应器和再生器内,催化剂与油气或空气形成与沸 腾的液体相似的流化状态。为了便于流化，催化剂制成直径为20100m的微 球。由于在流化状态时,反应器或再生器内温度分布均匀,而且催化剂的循环量大, 可以携带的热量多，减少了反应器和再生器内温度变化的幅度，因而不必再在设 备内专设取热设施，从而大大简化了设备的结构。同固定床相比，流化床催化裂化具有生产过程连续，产品性质稳定及设备 简化等优越性，它很快就在各种催化裂化型式中占据了主导地位。自二十世纪六 十年代以来，为配合高活性的分子筛催化剂，流化床反应器又发展为提升管反应 器。目前，在全世界催化裂化装置的总加工能力中，提升管催化裂化已占绝大部 分。我国的情况也是大致如此。1.2 设计依据大庆石化分公司炼油厂100万吨重油催化裂化的操作规程;化工专业教师下达的设计任务书80 万吨/年重油催化裂化车间再生工 段初步设计任务书。1.3 厂址选择对于石油化工企业来说，厂址选择的正确与否将对建厂速率、建设投资、 对项目建成后的经济效益、社会效益和环境效益的发挥对化工行业的合理布局和 地区经济文化的发展具有深远的影响。厂址应靠近主要原材料的供应地区大庆,并尽可能靠近主要的交通干线, 便于产品的外运销售;节约有地,尽量不占用或少占用农田;注意厂址的防洪排涝; 注意环境保护。工厂与居住区要满足卫生防护标准;建厂要选择水资源能满足的 地方。因为石油炼制工厂用水数量较大,另外化工厂的职工人数亦较多,工厂每天 需要一定数量的生活用水,这些水的水源是城市供水部门提供还是自行解决,必 须认真研究,确定方案;化工厂排出污水时,常含有害的化学物质,排放的废水经 过处理达到排放标准后排入江河,江河水的最小流量能稀释至符合农业、水产、 卫生的要求;厂址应即厂址应具备完整的地质和水文气象资料,以作为化工设计 计算的依据;厂址建筑物是否需要抗震设防,应根据厂址地震资料参照 TJ11-78 工业与民用建筑抗震设计规范进行设计.本设计综合以上条件选择厂址在大庆市 龙风区。1.4 设计规模与生产制度1.4.1 设计规模反应再生联合装置处理的原料为大庆原产的混合蜡油和减压渣油 ,设计 处理量为80万吨/年。掺渣比为46%。设计计算物料时,按年开工8000小时计。 非停工状态下连续再生处理分子筛型催化裂化催化剂。80万吨/年重油催化裂化 再生工段装置为将催化剂再生的工段,包括主要设备有:再生装置,旋风分离器部 分等。1.4.2 生产规模全装置采用连续操作方式,年处理量为80万吨/年重油。其中本催化剂再 生工段处理催化剂的量为1000吨/小时（计算过程在第二章）。1.4.3 生产制度化工生产企业属于高危生产,所以设计生产一线要求连续安全运转,采用 五班三倒制,每班8小时工作制,其他部门采用每天每班8小时工作制。1.5 原料与产品规格1.5.1 催化剂物化性质催化剂在催化裂化的发展过程中起着十分重要的作用。工业上广泛应用 的催化剂分为两类:一类是无定型的硅酸铝,包括天然活性白土和合成硅酸铝;另 一类是结晶型硅酸铝盐,又称为分子筛催化剂,在催化裂化的发展初期,主要是利 用天然的活性白土作催化剂。二十世纪四十年代起广泛采用人工合成的硅酸铝催 化剂,六十年代出现了分子筛催化剂,由于它具有活性高、选择性和稳定性好等特 点。使用分子筛催化剂可以获得较高的汽油产率、较低气体产率和焦碳产率等优 点,因此很快就被广泛采用,几乎取代了硅酸铝催化剂。1. 无定型硅酸铝盐催化剂工业催化裂化装置目前采用合成硅酸盐为催化剂，由Na2sio3和Al2so43 溶液按一定比例配合生产凝胶,经过水洗、过滤、成型、干燥、活化等步骤制成 主要成分是Sio2和Al2O3。按其含量的多少分成高、低铝催化剂。但从外型上 看，移动床用催化剂是d 3-5的小球，流体床用的是d 1-100 口 m的微球。一种多微孔性物质的平均直径是4-8,微孔的总体积约占催化剂球体积的 1/3。正是因为这些微孔 ,使催化剂有很大的表面积 ,使其表面积可达到 300-700m2/g,催化剂就是靠每个颗粒中微孔内表面上大量的酸性中心而显微酸 性。当油与催化剂在高温下接触而进行反应时这种酸性能给分子提供质子,造成 不断的裂化反应条件。而酸性与结构有关,主要是靠它含有少量的结构水,水是质 子的主要来源。2. 结晶型硅酸铝催化剂结晶型硅酸铝催化剂既分子筛催化剂,60 年代初被广泛的应用,目前世 界上大多数催化裂化装置已采用这种催化剂,目前工业上应用的分子筛硅酸铝催 化剂,一般只是含 5%-15%的分子筛,其余的是硅酸铝载体。载体不仅能降低催化 剂的成本,而且能起到分散活性,提高稳定性和耐磨性,传递热量以及大分子预先 反应等多种作用载体和分子互相促进,使裂化达到很高的转化率。分子筛催化剂具有裂化活性和转化活性高、选择性好、稳定性高和抗金 属能力强等优点,但缺点是含炭量低,只有0.2%,当催化剂的含炭量每增加0.1%, 转化率则降低3%-4%。分子筛活性来源,目前还进一步研究。3. 分子筛催化剂的特性分子筛对烷烃和环烷烃有很高的裂化活性,对于目前应用的工业催化剂, 大约只需要 1-4 秒的接触时间,就可使原料中的烷烃和环烷烃全部转化,因此反 应时间要求严格控制,以免发生过多的二次反应。为了使反应器内的停留时间短 且减少油气的返混,在工业上采用提升管替代流体床,否则不能发挥分子筛选择 性好的特点。分子筛催化剂中只有10%-20%分子筛,其余的都是载体。裂化反应主要是在分子筛上进行,因此催化剂的含炭量对其活性和选择性的影响就很大。所以要 求催化剂再生后的含炭量要低于0.1%,最好降低至0.05%或更低。因此要求再生 器有很高的烧焦效率。提高再生温度可以提高烧焦效率，故一般采用7000C左右 的再生温度。分子筛催化剂对芳烃的裂化活性不高，因此原料油含芳烃多少影响转化 率，特别是多环芳烃影响更大。分子筛催化剂的氢转移性高，所以汽油的饱和度高， 其辛烷值一般比使用硅酸铝催化剂时低1-2个单位。当对汽油的辛烷值有较高要 求的时候，应考虑选择适应条件和研制高辛烷值的催化剂。4. 催化剂的中毒和污染焦炭覆盖了催化剂的表面使活性降低，再生焦炭后，活性恢复。水蒸气能 够破坏催化剂的结构从而降低催化剂的稳定性使活性下降，比表面积显著下降。重金属污染主要是镍和钒，会使液体产品和液化气产率减低，干气和焦炭 率上升，不饱和度增加，特别明显的是氢气的产率增加，甚至会使风机超负荷，还 大大降低装置的生产能力。克服重金属污染主要措施是一方面使用抗污染的能力 强的分子筛催化剂，另一方面采用优良的原料油，尽可能降低油料油馏分中的硫 和重金属的含量。1.5.2 催化剂技术指标本设计选择CODO-1新型催化裂化催化剂，本催化剂的抗重金属中毒能力, 耐磨能力和再生能力都比较适合大庆原油的组成，能大大提高轻质油份的产率， 催化剂的物化性质见表1-1。表1-1 催化剂性质分析项目 新鲜催化剂待生催化剂定碳， 0 0.16原湿度, 12.8 0.76孔体积, ml/g金属含, 0金属含, 0金属含, 0金属含, 00.36 0.3031202244101508密度压紧,kg/m3密度充气,kg/m3密度自由，kg/m3密度表观,kg/m3925.9 1007.5817.0 853.5833.3 870.12481 2500生产方法及其工艺流程选择2.1 催化剂再生及其反应机理催化剂在参加催化裂化反应后,会有部分的重油中的残碳及其在反应中 缩合成的焦碳分布在催化剂表面和孔隙中,除此以外还有少量的氢以及水蒸汽从 沉降器的下部通过待生斜管进入烧焦罐的底部等待燃烧再生,反应方程式如下: 在烧焦罐的底部7000C温度下,C与底部吹起主风中的O2反应，生成CO,CO2,H2 与O2反应生成H2O,在再生器的上部继续反应，同主风中不参加反应的N2,汇成烟 气,经过四组二级旋风分离器将烟气与催化剂颗粒分离,使催化剂完成再生,再生 催化剂通过再生斜管进入反应器继续参加催化裂化反应。2.2 催化剂再生的工艺流程参加催化裂化反应后待生催化剂温度大约为5100C,待生催化剂通过受气动滑阀控制的待生斜管流入烧焦罐R101/2下部，在待生催化剂入口(N9)与从 密相床层经外循环管从循环催化剂入口(N10)送来的高温催化剂混合，其中循环 催化剂入口 (N10)同外取热器下斜管入口 (N11),然后与由受气动滑阀控制主风口 进入的富氧主风接触,烧掉催化剂所携带的约 86.5%碳和全部的氢3,产生再生 烟气C0,C20,H20,再生烟气夹带催化剂上升达到再生器R101/2密相床(二密)， 催化剂在这里与来自于烟气返回口 (N2)的返回烟气反应，反应温度达到，反应压 力为0.25Mpa，催化剂含碳量降到0.05%左右，本设计原料为重油的催化裂化装置, 所以再生器设有外取热器R102，循环催化剂出口和外取热器催化剂出口(N4)和 (N5)为同一出口，两出口设在再生器密相床底部，如图2-1,催化剂由外取热器催 化剂出口经过列管式外取热器换热，换热介质为脱氧水，在列管式外取热器中催 化剂温度降低，外取热器内压力为0.22Mpa。可以通过调节外取热器气动滑阀的 开度，控制外取热器取热来调节再生温度,外取热器产生0.3 Mpa过热水蒸汽，水 蒸汽入主高压蒸汽管线供其他工段使用 ，取热后的催化剂循环返回到烧焦罐底 部。当第二密相床内催化剂反应不彻底时，可以通过气动滑阀调节循环催化剂出 口 (N4)开度，加大循环量使催化剂循环燃烧降低其含碳量达到完全再生的目的。图2-1再生系统原则流程 携带着催化剂颗粒的烟气上升到再生器稀相床上部，此时催化剂再生完 成，绝大部分催化剂已经与烟气分离返回密像床层底部，由再生催化剂出口 (N3) 进入再生斜管，其余部分与烟气一起进入两级四组旋风分离器进行旋风快速分离， 分离后的烟气经集气室排进再生烟道，进入能量回收工段。再生后的催化剂一部分存入热催化剂罐V101,待与来自冷催化剂罐V102的新鲜催化剂混合参加反应，另一部分再生催化剂直接由再生斜管等待进 入提升管参加催化反应4。开工用的催化剂由冷催化剂罐V102或热催化剂罐 V101用非净化压缩空气输送至再生器，正常补充的催化剂可由催化剂小型加料 斗V103输送至再生器。为保持催化剂的活性，需从再生器内不定期卸出部分催化剂，由非净化压 缩空气输送至热催化剂罐V101。2.3 再生器主要操作条件一览表 表2-1再生器主要操作条件 项目 单位 统计数据再生温度 0C 700再生器顶压0.25烧焦量kg/h 9560主风量 m3/min 2183 再生器密相藏量190 催化剂循环量 t/h1000烟气过剩量2.4取热负荷 kJ/h 110892.4 本设计方案的选择及其优点流化催化裂化的反应?再生系统可分为两大类型:使用无定形硅酸铝催化 剂的床层裂化反应和使用分子筛催化剂的提升管反应。二十世纪六十年代以来，由于分子筛催化剂并相应地采用提升管裂化技术，而且许多原有的床层裂化装置 也改建成分子筛催化剂提升管催化裂化。提升管裂化反应?再生系统基本型式为:并列式和同轴式。本装置采用并 列式,其优点为:两器框架标高相同,再生器和反应器高度相近,操作压力相近。装置的总 高度较低,一般约36-48米。用较大的内溢流管保证再生器内催化剂的物料高度,用增压风的流量调 节催化剂循环量,待生和再生单动滑阀只是在事故状态时作切断用,正常操作时 滑阀全开,滑阀使用寿命长,不易磨损5。本设计采用 1998 年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并集成了富氧再生等多项新技术6。2.5 物料衡算2.5.1催化剂循环量及其含碳量该装置由于掺炼减压渣油、蜡油,焦碳率之达9.56%。烧焦罐使用完全再 生技术,在经过再生器反应过的催化剂所含的焦碳已经降低到 0.05%,反应放热 已超过反应器和再生器热平衡需要,若不从再生器取走热量,必使原料的预热温 度太低1500C,这很不利于原料的雾化和产品分布，从而使焦炭产率升高。故把原 料油的预热温度定为2000C，其余需要的热量主要由循环催化剂供给。正常操作 时，可停原料预热炉，因原料油与分馏塔产品换热，即可达到此预热温度。根据提 升管反应器的热平衡就能求出催化剂循环量。1. 由再生器取热计算催化剂循环量8 (2-1)?再生器取热(剩余有效热量?外取热器取走热量)?再生器和反应器的温差经过详细计算同时为满足反应使用催化剂的量,设计最终取催化剂循环量确定为1000t/h7。2. 待生催化剂含碳量循环催化剂碳差烧碳量/(催化剂循环量+烧碳量) (2-2) 待生催化剂含碳量循环催化剂碳差+再生剂含碳量 (2-3) 0.95%+0.05%1.00%式中:再生剂含碳量,一般要求分子筛型催化剂再生后含碳降至 0.1%以 下,这里是要求为0.05%。2.5.2 再生器反应气体计算烧碳及烧氢量,焦炭氢碳比:。烧碳量烧氢量1. 理论干空气量碳烧成CO2需要02量氢烧成H20需要02量所以理论需02的量理论带入N2量所以理论干空气量2. 实际干空气量表2-2 再生烟气分析数据项目 单位 化验数据 装置仪表数据N2 % CO % 0.0002 0.022CO2 % 13.0 14O2 % 2.4 1.7H2 % 0.2 由大庆炼油厂标定核算手册 ,烟气中过剩氧的体积分数为 2.4%,所以 (2-4)故过剩O2量过剩O2所以所以实际干空气量(2-5)3. 需湿空气量根据大庆炼油厂标定核算手册:大气 大气湿度 62%根据空气的相对温度和气温,查图得水蒸汽和干空气的分子比为。所以空气中的水汽量实际干空气量xe(2-6)湿空气量此即正常操作时的主风量,此风量乘110%可作为选主风机的依据。4. 主风单耗 (2-7)5. 干烟气量由以上计算已知干烟气量的各组分的量,将其相加,即总干烟气量。总干 烟气量 (2-8)按各组分相对分子质量计算各组分的质量流率,相加即得总的干烟气的 质量流率。干烟气的质量流率烟气各组分的量X相应分子量(2-9)6. 烟风比烟风比 （2-10）（体积比）7. 湿烟气量及烟气组成 表2-3 湿烟气量及烟气组成 组分 流量 相对分子 质量 组成（摩尔分数） % kg/h干烟气湿烟气CO2653 2873244 12.2511.3O2 128 4096 322.4 2.2N2 4556 12756828 85.479总干烟气 5337160396 30100_生成水汽 430 7740 18 7.5主风带入水汽 80.8 1454待生剂带入水汽55.61000 _吹扫、松动蒸汽55.61000 _总湿烟气 595917159028.8 _ 100按每吨位催化剂带入1公斤水汽计算。粗略估算值2.5.3 再生器物料平衡表2-4 再生器物料平衡入方 kg/h出方 kg/h干空气168481干烟气 174381水汽 2952水汽 10694主风带入 1452 生成水汽 15480待生剂带入1000 带入水汽 2952松动、吹扫500循环催化剂1000000焦炭 9560循环催化剂1000000 合计 1183945合计 12035072.6 再生装置热量平衡2.6.1 再生装置烧焦放热根据大庆炼油厂内部资料,计算:生成放热每小时烧碳量X单位放热(2-11)(2-12)生成放热每小时烧氢量X单位放热合计放热:式中：33873,119890是再生条件下C,H2燃烧反应单位放热，由以上计算 得到再生器烧焦放热2.6.2 焦碳脱附热 按目前工业上仍采用的经验方法计算有,焦炭脱附热焦炭吸附热 (2-13)2.6.3 主风升温需热主风由升温至需。1. 干空气升温需热干空气升温需热干空气的量X空气平均比热X空气升温差(2-14)式中:166061是反应需要的干空气的量,1.09是空气的平均比热,2. 空气带入水汽升温需热空气带入水汽升温需热空气中含有水汽量X水汽平均比热X水汽升温差(2-15)式中:1454是反应需要的空气中含有水汽的量,2.07是水汽的平均比热2.6.4 焦炭升温需热焦炭升温需热, (2-16)式中:假定焦炭比热和催化剂比热相同 1.097,700 是催化剂在再生器中 的反应温度,510是催化剂吸附碳进入再生器时的温度,。2.6.5 待生剂带入水汽热量待生剂带入水汽热量Q5催化剂每小时循环量X水汽的平均比热X反应温度差(2-17)式中:2.16 是水汽的平均比热 , ,700 是催化剂在再生器中的反应温 度,510是催化剂吸附水汽进入再生器时的温度,。2.6.6 吹扫和松动蒸汽升温所需热量蒸汽升温需热Q6催化剂每小时循环量X反应焓差(2-18)式中:括弧内的数值分别是176.5(表),700过热水蒸汽和981(表)饱和蒸 汽的热焓,。2.6.7 散热损失根据公式,散热损失582X烧碳量(2-19)得582X烧碳量582X7839.2456X1042.6.8 循环催化剂带走热量 循环催化剂带走热量Q8Q8催化剂每小时循环量X反应温差X空气的平均比热(2-20)1000X 103X 1.097X700-5102.065X108 kj/h2.6.9 再生器热量再生器热量 :Q1-(Q2 +Q3+ Q4 +Q5+ Q6 +Q7+Q8)2.6.10 再生器出入热量汇总表2-5 再生器热平衡计算结果汇总入方 出方焦炭燃烧热47184 焦炭脱附热5426主风升温 9200焦炭升温 198带入水汽温41吹扫、松动蒸汽升温 115散热损失 456加热循环催化剂20659再生器取热11089合计 47184合计 47184从表中可以看出,进入和离开再生器的能量相等,系统达到热量平衡。 设备选型3.1 烧焦罐与再生器内径3.1.1 烧焦罐内径根据国内开发成功的快速床串联再生工艺提高了第二密相床的烧碳强度,使整个再生器的综合烧碳强度有较大提高。其主要的措施是把烧焦罐出口的烟气 全部引入第二密相床,使气速在烧焦罐达到,烧焦罐?再生器变成两个串联的流化 床再生器。此设计采用的是大庆炼油厂所使用的串联的快速循环流化床技术。图3-1 快速循环流化床 进入烧焦再生系统的主风,实际没有一次完全被烧焦罐利用,而是进入烧 焦再生系统的主风在烧焦罐中和再生器中各消耗一部分9。湿空气气流量为130988m3/h设定烧焦罐消耗主风/再生器密相消耗主风 故烧焦罐利用主风 烧焦罐气体体积 (3-1)由于采用循环床,烧焦罐内的气体平均流速为,取气速为。 烧焦罐截面积19.6流体通过烧焦罐的有效内径(3-2) 本设计根据计算和工业设计常规取流体通过烧焦罐的有效内径为 ,考虑 加装衬里总厚200mm,实际内径取。3.1.2 再生器内径 再生器密相床消耗主风 再生器二密相床气体体积流率(3-3)在内径较大的再生器内气体平均流速为 0.80.9 的表观流,流速在此取0.85。截面积流体通过再生器密相床有效内径(3-4)本设计根据计算和工业设计常规取流体通过再生器密相床有效内径为 ,考虑加装衬里总厚200mm,实际内径取。3.2 烧焦罐与再生器部分高度10(3-4)A?烧焦罐截面积，；?烧焦罐平均密,根据经验;Wx?烧焦罐或再生器内催化剂的藏量,kg ;3.2.1 烧焦罐高度式中:190000 是以上部分已经计算并得到的反应再生系统催化剂的总藏量,kg, 16%烧焦罐内催化剂的藏量占总量的百分率11。根据设计要求和实际建造施工设定烧焦罐罐高取。3.2.2 再生器密相床高度式中:190000 是以上部分已经计算并得到的反应再生系统催化剂的总藏量是,kg, 13%再生器密相床内催化剂的藏量占总量的百分率11。根据设计要求和实际建造施工设定再生器密相床段高度取。3.2.3 烧焦罐与再生器密相床过渡段高过渡段与水平成角度参照大庆炼油厂一重催车间设定为。烧焦罐内径,再生器密相内径。则,(3 -5)根据设计要求和实际建造施工设定烧焦罐?再生器过渡段高度为。3.3 再生器上部部分参数3.3.1 再生器稀相段内径湿气气体体积流率(3-6)再生器内气体平均流速为 0.85m/s 所以, 流体通过再生器稀相床有效 内径 (3-7)本设计根据计算和工业设计常规取流体通过再生器稀相床有效内径为，考虑加装衬里总厚200mm,实际内径取。3.3.2 再生器稀相段高度稀相段因有旋风分离器,所以高度适宜范围为,根据设计要求和实际建造施工取。3.3.3 再生器稀相段与下部密相段过渡高度过渡段与水平成角度参照大庆炼油厂一重催车间设定为。再生器稀相段与下部密相段过渡高度取。3.4 旋风分离器旋风分离器作用是将催化剂颗粒与烟气分离,其装置外形设计简单,分离 效果显著。3.4.1 旋风器分离基本结构计算1. 筒体直径按筒体内径气速为计算,湿烟气流率:2.826595922.4273+700/28881/360035.30总筒体截面积湿烟气流率/筒体内径气速35.30/57.06选用4组旋风分离器,则每个旋风分离器筒体的截面积为筒体直径 (3-9)选的旋风分离器。一级和二级都选用此直径的筒体。2. 一级入口截面积 由于目前前用的一级旋风分离器入口线速一般是 182512,在这量取 18则,(3-10)旋风分离器入口为矩形,其高度a是宽度b的2.25倍。由此计算得:a;b。3. 二级入口截面积 按二级入口线速为22考虑,则, (3-11)求得:A20.401入口的高度:a0.985,b0.4474. 一级料腿负荷及管径PV型一级旋风分离器料腿的适宜固体质量流速为400700 设一级旋风分离器的入口气体的固体浓度为 ,则对每个旋风分离器的进入 固体流量为35.3010选用400作为一级料腿13。所选管径质量为: (3-12)5. 料腿选型 对1500的旋风分离器,二级料腿直径可选为280的管子。6. 旋风分离器其他参数根据已知旋风分离器的直径为,按照旋风分离器常规设计比例可以求出 旋风分离器器体高度为:旋风分离器主体出风口出料口图3-2 旋风分离器常规设计比例3.4.2 一级料腿长度核算核算一级由一级旋风分离器的压力平衡得, （3-13）所以,从入口中心线至灰斗底距离为 6.2,所以净高度应大于,即6.2+0.977.17。今净空高度为9.5,大于7.17,能满足要求。3.4.3 二级料腿长度核算用上述的压力平衡原理（增加考虑二级旋风分离器压降阀压降）可得到:从入口中心至灰斗的距离 6.2,所以净高度应大于 ,即。今净空高度9.5（因还有一级入口与二级入口之间的高差）,能满足要求14。3.4.4 旋风分离系统参数汇总表3-1 旋风分离系统参数汇总项 目数 值旋风分离器型号PV型旋风分离器级数 2旋风分离器组数 4旋风分离器筒径一级旋风分离器入口面积 0.490m2二级旋风分离器入口面积 0.401m2一级旋风分离器入口线速 18m/s二级旋风分离器入口线速 22m/s一级料腿规格二级料腿规格3.5 再生斜管直径取再生斜管内平均密度为。通常催化剂速度为23的范围内,本设计取催化剂速度为2.2催化剂体积流率(3-13)再生斜管截面积: (3-14)1.11/2.20.505催化剂通过再生斜管有效内径(3-15)本设计根据计算和工业设计常规取催化剂通过再生斜管的有效内径为 , 考虑加装衬里总厚200mm，实际直径取。用10号钢制作，内部用矶土水泥作保护 衬里,保护衬里总厚20015,再生斜管与中心线开口角度成。3.6 待生斜管直径取再生斜管内平均密度为。通常催化剂速度为23的范围内，本设计取催化剂速度为2.2。催化剂体积流率:(3-16)待生斜管截面积:催化剂体积流率/催化剂速度 (3-17)1.11/2.20.505待再生斜管内径本设计根据计算和工业设计常规取催化剂通过待生斜管的有效内径为 ，考虑加装衬里总厚200mm，实际直径取。用10号钢制作，内部用矶土水泥作保护 衬里，保护衬里总厚200，再生斜管与中心线开口角度成。3.7 再生器烧焦罐壳体3.7.1 烧焦罐壳体本设计根据计算和工业设计常规采用大庆炼油厂技术采用A3碳钢制作, 厚22,内部有厚度为100衬里，衬里名称为C0级，衬里体积68m3,使用型保温钉 14705个,钢丝纤维3800。3.7.2 再生器壳体采用A3碳钢制作,稀相床部分厚26,过渡段上部厚32,过渡段下部厚36, 密相床部分厚26,过渡段厚度加大,强度增加完成过渡,内部为厚度100衬里,衬 里局部厚度有76, 26, 25,体积分为30, 0.2, 0.01,用龟甲网2.5,来加固衬里,使用 柱型保温钉40个,端板40个,型保温钉4900个,钢丝纤维3800公斤。图3-3烧焦罐壳体层结构图3-4烧焦罐壳体内面结构3.8 再生系统设备参数一览表 表3-2再生系统设备参数汇总 项目 数值()烧焦罐高度 15458再生器高度 21400 再生器?烧焦罐过渡段高度 2300 再生器密相高度 7000 再生器稀相?密相床过渡段高度2600 再生器稀相床高度 9500 烧焦罐内径再生器密相床内径 再生器稀相床内径再生斜管直径(N4)待生斜管直径(N9)再生斜管出口直径N3循环催化剂入口直径再生斜管与水平角度 60再生斜管与中心线角度503.9 主要设备一览表表3-3主要设备汇总编号 设备名称 规格及结构特征温度0C压力MPaR101 两段两器再生器5244/7056/9256X44458X22/26 7000.25R102 外取热器 3000X23200X 16/18 0.22V101 冷催化剂罐3200X19000X16/18常温 V102 热催化剂罐 3200X19000X16/18 V103 催化剂加料斗 1500X 1500X6 常温 F101 主风机 2400m3/min 0.32公用工程4.1 蒸汽系统1.0蒸汽在再生系统中起松动,吹扫作用。1.0蒸汽从装置外蒸汽管网进入 装置内1.0蒸汽管网,经蒸汽分水器后供装置反再系统、分馏系统、吸收稳定系 统和机组等各点用汽,同时供给产品精制系统用汽。另外从本装置中压蒸汽系统 来的一部分中压蒸汽经减压阀及减温减压器并入装置内1.0蒸汽管网。在正常生 产时,装置用 1.0 蒸汽是从本装置来,只有反应汽提蒸汽使用的是气压机的背压 蒸汽。如果装置内余热锅炉部分出现问题,则必须大量使用从装置外来的1.0蒸 汽,以确保全装置的平稳运行。4. 2 净化风和非净化风系统0.4 净化风进入装置后直接进入净化风罐,从罐顶出来后,除供给滑阀吹 扫用风、仪表用风、产品精制用风、催化剂小型加料流化用风等用风外,还有一 路进入净化风罐,供烟机密封、防喘振阀、阻尼单向阀及主风机仪表等用风。0.5非净化风进装置后,进入非净化风罐,供给反再系统松动用风、催化剂 罐松动冲压用风、辅助燃烧室用风、再生器燃烧油用风、催化剂加卸料输送用风 和工艺管线吹扫用风等,还分出一条线供产品精制系统用风。4.3 生产生活用水包括工艺用水,及冷却用水,生活用水。工艺用水:这部分用水一般为软化水或脱氧水,要经过软化和除氧处理。直接采用城市给水处理厂供给的生活用水;备用采用自备深井水和河水等。对于冷却水:要求不会有水垢或泥渣沉积引起的危害;对金属的腐蚀性小; 不会促使生物或微生物的生长。冷却水基本采用内部循环,除少量蒸发外基本没 有损耗,正常运转时不用考虑。生活用水:这类说一般用于餐饮、化验、淋浴等生活设施,直接采用城市 供水网供水,备用使用自备深水井过滤处理使用。生产控制部分5.1 主要生产参数控制5.1.1 再生器烧焦控制再生器烧焦控制的理论最终目标是满足再生催化剂碳含量（CRC）小于等 于0.05%并向反应提供热源，烧焦控制属于热平衡控制的范围OCRC与再生器床层 温度,氧含量有关。烧焦控制一般体现在两方面:其一是总进料的流量及其性质和 转化率的控制;其二是控制再生器操作，亦即通过调节再生条件保证CRC,并保证 床层及烟气温度,氧含量满足规定的约束。5.1.2 反应温度的控制催化剂再生装置反应温度指的是烧焦罐和再生稀相温度。它是催化剂再 生过程一个非常重要的的参数,是生产中主要的控制参数。反应温度通过改变再 生循环管单动滑阀开度,调节再生催化剂的循环量来控制,以及通过外取热器,取 走过剩热量。电动液压执行机构灵敏度很高,可将再生稀相温度变化幅度控制在 7005C 以内。由于再生装置噪声较大,同时考虑到测量精度的问题,因此,选用热电偶。 热电偶温度计精度高,测量范围广,不怕震动,便于远距离多点集中测量和自动控 制温度。它与显示仪表配用可集中指示和记录;与调节器配用可对温度进行 DCS 自动控制。5.1.3 反应压力的控制反应压力主要是指再生器内压力,是生产中主要的控制参数。催化剂再生 装置压力检测点设在再生器中上部,正常操作压力仅作为指示,正常为 0.25,浮 动范围在 0.220.30 之间,反应压力控制手段有再生器烟气出口滑阀开度,主风 机转数等,根据装置运行的不同阶段加以控制。本装置采用隔膜式压力表，膜片材料为Crl8Ni9Ti。隔膜式压力表专供石 油,化工等部门测量腐蚀性,粘性较大的介质压力。它的安装应力求避免震动和高 温影响，并且取压口到压力表间有切断阀，以被检修压力表时使用，切断阀应装在 靠近取压口处。温湿调节及换气为了保证操作人员的正常工作环境，在有余热、余温、有害气体或蒸汽、粉尘等排出的车间或房间,必须采用通风,以使工作环境的空气达到并保持适宜 的温度、湿度以及卫生的要求。车间分操作一线和 DCS 中央控制室,办公室两部分,生产厂房采用正压通 风,分散排风设施,化验室通风柜采用风机通风。中央控制室和办公室统一使用中 央空调调节温湿以及换气,所需要的电力在设备开工时由烟气轮机提供 ,低压变 电所稳压后提供,一并提供其他生活办公电力,停工时由厂内电网供电。冬季由再生装置产生的部分余热蒸汽经过调节减压给全车间内部供热 , 停工时由厂内低压蒸汽网统一供热。车间设备布置设计车间的平、立面布置应尽可能按照各装置流程顺序进行,布置在总体上达 到协调,整齐,紧凑。再生工段的设备主要有，再生器R101/1和烧焦罐R101/2、外取热器 R102、热催化剂罐V101和冷催化剂罐V102、催化剂加料斗V103以及主风 机F101。再生器在上，烧焦罐在下组成再生系统，由于外取热器涉及到及时快速地 取走再生系统产生的热量，应靠近再生系统，方便取热。主风机工作会产生震动， 安放在高空容易造成共振危险，所以布置在地面以减少其震动，催化剂料斗及储 罐按流程顺序布置在同一轴线上即可。对于再生系统露天布置与操作 :本车间再生系统在生产中不需要经常操 作且自动化程度很高，受气候影响不大采用露天布置。再生系统采用流程式布置， 以满足再生工艺流程顺序，根据选定设备高度可以保证再生流程在水平和垂直方 向的连续性且节约能源。安装与检修要求:根据已经选定的设备大小和结构,合理安排设备安装,检修及拆卸所需要的空间和面积。再生系统是立式设备,人孔设置对着检修通道 方向。主风机的安放:主风机比较笨重且运转时产生很大的振动,所以安装在地 面以减少振动亦便于操作和检修。再生系统的通道与操作平台的布置:再生系统设置有系统的检修通道和 操作平台,详见本车间再生系统的平、立面布置图。在上面要能方便地看到各操 作点与观测点。安全和环境保护催化裂化加工过程中不可避免地会产生废水、废气和废渣,如不加以治理, 必将严重污染环境,危害人们的健康。为了保护环境,炼油厂必须按照国家标准对 所产生的各种废水、废气和废渣严格进行治理,不能随意排放。此外,噪声也是一 种污染,过强的噪声会引起多种疾病,同样需要加以治理16。8.1 水污染源分布及控制8.1.1 余热锅炉汽包排污 催化裂化装置回收能量水泵大量除氧水,为防止洁垢,需在水中加入药剂, 汽包进行排污时，由于工艺要求汽包中水PH值在8.59.5范围内，因此这部分连 续排废水主要是PH值超标。可将这此水改做循环水的补充水，进行综合利用。8.1.2 装置开停工的废水排放 装置开停工前，车间应制定详细的环保方案，送上级环保部门审批。开停 工时,应严格照环保方案操作,环保部门应加强环场的巡回检查。特别装置停工检修时,因塔、容器、机泵、换热器要倒空,吹扫蒸汽凝结形成含油废水,主要污染 物为石油类,排水的COD通常较高。为了减少这些污染，应设低位油水储罐将停工 中的油收集起来,减少排入含油废水系统中的油含量。停工中还有较多含碱、含 硫废水,主要来自催化装置干气,液态烃脱硫和汽油碱洗等系统吹扫处理的蒸汽 凝结废水,硫化物一般为20200mg/L,挥发酚可达200?2000mg/L,碱度也较高。这 部分水应进行清污分流排放至含硫、含苯酚或含碱废水系统预处理后,送污水处 理场处理。装置开停工期间要加强监测,主要监测排放废水的COD浓度，发现问题 及时处理。8.2 大气污染源分析及控制8.2.1 再生烟气主要由再生器燃烧待生催化剂上积炭所产生。这部分烟气经三级旋风分 离器回收催化剂颗粒后送烟气机发电 ,再送余热锅炉回收能量后经烟囱排入大 气。烟气排放量取决于力再生器提供的主风量,烟尘主要来源于催化剂细粉和未 燃烧净的颗粒,SO2、NOx、CO排放量取决于再生器工作状况和催化原料中硫含量, 如果催化裂化装置掺渣油比例提高,催化剂上积炭和硫增多,再生器热负荷增大, 再生温度升高，导致烟气中SO2、NOx、CO含量增加。为抑制其生成，再生器中加 入CO助燃剂，可大大降低烟气中CO含量，达到0.5%以下，防止再生器发生尾燃现 象,保护再生器。为降低烟尘含量,普遍采用三级高效旋风分离器,最大限度回收 催化剂。为降低再生烟气的排烟温度,综合利用其压力能和热能,催化装置利用能 量回收装置回收烟气的热能,采用烟机发电回收压力能。为减少烟 SO2 的排放量,国外,国内已开发采用了硫转移催化剂,将工艺过程产生的硫化物转移到产品后部脱除，以减少烟气中SO2的含量17。8.2.2 其他的废气排放 本装置含硫废水，碱渣等必须采用密闭输送方式，防止其泄漏，污染环境。 装置主要塔、器顶部均