催化裂化装置设计.doc

广东石油化工学院石油化工生产技术专业课程 设 计题目：150万吨/催化裂化装置反应再生系统工艺设计目 录摘 要I第一章 前 言 .31.1催化裂化的目的及意义.31.2催化裂化技术发展 . 41.3设计内容. .4第二章 工艺叙述 .52.1分馏系统.62.2分馏系统.62.3吸收稳定系统.6第三章 设计原始数据 .73.1开工时.73.2处理量.73.3原始数据及再生-反应及分馏操作条件. 9第四章 反应-再生系统工艺计算.114.1 再生系统. .114.1.1 燃烧计算 114.1.2 热量平衡 124.1.2.1 热流量入方. 124.1.2.2 热流量出方. 134.1.3催化剂循环量.134.1.4空床流速154.1.4.1密相床层154.2反应器.164.2.1 物料衡算.164.2.2热量衡算. 184.2.2.1热量入方 . 各进料温度184.2.2.2 热量出方 194.2.3 提升管工艺计算.214.2.3.1提升管进料处的压力和温度. 214.2.3.2提升管直径. 214.2.3.3预提升段的直径和高度.234.2.4 旋风分离器工艺计算.244.2.4.1筒体直径 .244.2.2.2一级入口截面积 254.2.2.3 二级入口截面积. 254.2.2.4算旋风分离器组数 25 4.2.2.5一级腿负荷及管径 25第五章 分馏塔能量平衡计算. 27第六章 计算结果汇总 .29结束语 30参考文献 31致 谢.32第一章 前 言1.1催化裂化的目的及意义我国原油偏重，轻质油品含量低，为增加汽油、柴油、乙烯用裂解原料等轻质油品产量。我国炼油工业走深度加工的道路，形成了以催化裂化（FCC）为主体，延迟焦化、加氢裂化等配套的工艺路线。2001年底全国有147套催化裂化装置，总加工能力超过100.0Mt/a ，比1991年增加 58.4 Mt/a，增长137.16%，可以说是世界上催化裂化能力增长最迅速的国家。催化裂化是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占有很重要的地位。催化裂化过程在炼油工业，以至国民经济中只有重要的地位。在我国，由于多数原油偏重，而H/C相对较高且金属含量相对较低，催化裂化过程，尤其是重油催化过程的地位显得更为重要。随着工业、农业、交通运输业以及国防工业等部门的迅速发展，对轻质油品的需求量日益增多，对质量的要求也越来越高。以汽油为例，据1988年统计，全世界每年汽油总消费量约为6.64亿吨以上，我国汽油总量为1750万吨，从质量上看，目前各国普通级汽油一般为9192（RON），优质汽油为9698（RON）。为了满足日益严格的市场需求,催化裂化工艺技术也在进一步发展和改进.本设计是对催化裂化反应-再生及分馏系统进行工艺上的设计与分析。1.2催化裂化技术发展状况1.2.1国外现状国外拥有催化裂化专利技术和工程设计经验的著名公司有UOP、Kellogg、ExxonMobil、Shell、Stone&Webster、ABBLummus等。目前，世界上超过150套装置采用了UOP公司的FCC/RFCC技术。该公司近年来较为瞩目的技术是毫秒催化裂化（MSCC）技术。超过150套装置采用了Kellogg公司的多效灵活正流型催化裂化工艺（Orthoflow）,该公司近年来较为瞩目的技术是单器两级再生（Regen Max）技术；超过70套装置采用ExxonMobil公司的灵活裂化（FlexiCrackingR）工艺，该公司近年来较为瞩目的技术是对原有FCC装置反应器出口区、汽提器和进料喷嘴进行改造而开发的SCT技术；有60套装置应用了Shell公司的RFCC工艺；超过100套装置应用了Stone&Webster/IFP的专利技术；超过30套装置采用了Lummus的选择性组分裂化（SCC）工艺。a）渣油催化裂化(RFCC)工艺 主要有UOP公司的MSCC技术(毫秒催化裂化技术)。在MSCC过程中，催化剂向下流动形成催化剂帘，原料油水平注入与催化剂垂直接触，实现毫秒催化反应。反应产物和待生催化剂水平移动，依靠重力作用实现油气与催化剂的快速分离。这种毫秒反应以及快速分离，减少了非理想的二次反应，提高了目的产物的选择性，汽油和烯烃的产率增加、焦炭产率减少，能更好地加工重质原料，且投资费用较低。 另外,还有Kellogg公司的HOC技术;S&W公司的RFCC技术;IFP/Total公司的RR技术; Shell公司的RFCC和Exxon公司的FlexiCracking工艺。这几种工艺已在世界各地运行多年。目前，RFCC加工原油残炭可达3%-10%，镍和钒含量可达10-40g/g,平衡剂上金属沉积量可达10000g/g。另外，还有Mobil公司的超短接触FCC工艺、WesternOntario大学的渣油超短裂解工艺，催化裂化反应过程的核心受提升管反应器技术一直未有突破。b）多产烯烃的FCC工艺技术 Kellogg Brown & Root与Mobil Technology公司合作开发的Maxofin工艺，该技术的主要特点：（1）建立第二提升管进行汽油二次裂化；（2）使用高ZSM-5含量的助剂；（3）使用密闭式旋风分离器。中试结果表明，以Mians蜡油为原料可以得到18.37%的丙烯产率。显然，MAXOFIN的丙烯产率低于DCC，且装置结构过于复杂。 Lummus公司的选择性裂化（SCC）工艺，由以下几项技术组合而成：（1）高苛刻度催化裂化操作；（2）优化工艺与催化剂的选择性组分裂化；（3）汽油回炼；（4）乙烯和丁烯易位反应生成丙烯。在工艺上采用高温，大剂油比操作，可将丙烯产率提高至16%-17%；汽油组分回炼可使丙烯产率进一步提高2%-3%；而乙烯和丁烯在一个固定床反应器内易位反应转化丙烯，预计可以多生产9%-12%的丙烯。 LOCC是UOP开发的一项催化裂化生产低碳烯烃技术。该技术的主要特点：（1）采用双提升管反应器，以及双反应区构型；（2）第一提升管进行原料油一次裂化，第二提升管进行汽油二次裂化；（3）使用高ZSM-5含量的助剂；（4）第一提升管底部采用MxCat系统，MxCat系统采用部分待生催化剂循环与高温再生催化剂在位于提升管底部的MxR混合箱内混合，可以降低油剂接触温度，减少热裂化。 Neste Oy公司的NEXCC工艺，它将2台循环流化床同轴套装起来，外面的1台作为再生器，套在里面的是反应器，并采用多入口旋风分离器取代常规的FCC旋风分离器。NEXCC采用苛刻的操作条件，其典型的反应温度为600-650、催化剂循环量是FCC的2-3倍、油剂接触时间为1-2s。NEXCC装置的大小仅相当于同规模FCC的1/3，因此建设成本可以节省40%-50%。另外，还有Arco Chemical公司的Su-penflex工艺。c）LCO改质-MAK工艺 MAK轻循环改质工艺是同Mobil、AKZO和Kellogg 3家公司联合开发的中压单段加氢裂化工艺，生产高辛烷值汽油和高质量柴油。LCO质量差，很难直接调合成成品油。硫含量多在1%以上，十六烷指数不到30，不能调入柴油。经MAK工艺改质后可明显提高其质量。生成柴油馏份的十六烷值达到34-40。d）轻烃预提升技术 UOP公司和Ashland石油公司的干气预提升技术是目前应用效果较好的轻烃预提升技术。UOP公司的预提升技术是在提升管底部用稀释剂（干气或蒸汽或者是二者并用）对再生催化剂进行预加速、使催化剂的密度降低，这样从进料喷嘴出的油滴就能穿透催化剂覆盖整个提升管截面，达到良好的剂油混合效果，使油滴得到良好的汽化，从而获得较好的产品分布。对于加工渣油的装置来说用轻烃代替蒸汽作为预提升介质除了具有上述作用外还能钝化催化剂上的重金属，从而起到了改善反应选择性的作用。目前国内已有洛阳石化总厂、天津石化公司炼油厂、济南炼油厂和锦西炼化总厂等厂家的催化裂化装置应用了轻烃预提升技术。e）提升管反应苛刻度控制技术 为了确保提升管进料全部汽化、减少不希望的热裂化和过度裂化反应的发生，法国石油研究院（IFP）在其设计的RR装置中应用了混合温度控制（MTC）技术。采用混合温度控制技术可以改进原料油的汽化，并相应减少焦炭的产率。混合温度控制技术将提升管分成了两个反应区，其中上游区混合温度高、剂油比大、剂油接触时间短；下游区在常规催化裂化反应条件下进行。混合温度控制技术于1987年首先在日本Idemitsu Aiehi炼油厂的RR装置应用。 Kellogg公司设计的提升管急冷技术是在进料喷嘴以后通过专有的急冷油喷嘴打入部分急冷油来控制提升管剂油混合区的温度。工业装置应用表明在保持相的提升管出口温度时，采用急冷油技术后提升管精油混合段的温度提高了27.841.7 。Chevron 公司为了得到更多的轻质烯烃和提高汽油的辛烷值，开发了提升管分路进料技术(SFI)，即在提升管上部和下部进入相同的原料。工业结果表明，能够显著提高轻质烯烃(特别是丁烯)的收率并能提高汽油的辛烷值：(C3+C4) 产量提高了1.7%(其中C3+C4增加了0.9%)、汽油产量降低了1.1%、汽油的抗爆指数(R+M)/2 提高了0.3 个单位，丁二烯产率没有发生变化。Chevron 公司的提升管分路进料技术的关键是上进料和下进料的比例以及上进料喷嘴的位置。f）催化剂循环增强技术CCETShell 石油公司开发了自己的CCET 技术。该技术的核心是显著提高立管的稳定性，在立管入口附近优化催化剂条件以增加蓄压，使滑阀维持高压差来提高催化剂循环量。这样就能提高装置处理量，而不必对催化剂输送管线和滑阀进行昂贵的改动。采用CCET 技术后，滑阀压差增大，催化剂循环量提高了50%。1.2.2国内现状我国近年来在催化裂化技术方面取得了很大的进展，催化裂化生产技术水平虽然与国外相比有差距，但也取得了一定程度的进步。此外，有许多令人瞩目的技术开发出来，如大庆全减压渣油催化裂化（VRFCC）技术、ROCC-V型重油催化裂化技术、逆流两段再生技术，在世界渣油催化裂化技术中具有一定的先进水平。在增产轻质烯烃技术开发方面，成绩最为突出的当属石油化工科学研究院（RIPP）开发的DCC-1、DCC-2、MGG、ARGG、MIO工艺等催化裂化家族技术，可大幅度增产丙烯、异构烯烃，增产富含烯烃的液化石油气和高辛烷值汽油。RIPP同时调节催化裂化的反应和催化剂配方，开发了MIP、MDP等工艺，在一定程度上生产适应油品市场需要的组分，如增产异构烷烃，调节柴汽比，多产液化石油气，同时多产柴油馏分，降低汽油烯烃和硫含量等。a）渣油催化裂化（RFCC）工艺技术 VRFCC 是中国石化集团公司石油化工科学研究院、北京设计院和北京燕山石化公司合作开发的一项加工大庆减压渣油的催化裂化新工艺。该工艺专利技术主要包括：(1) 高黏度原料的减黏雾化技术；(2)无返混床剂油接触实现热击汽化及高重油转化技术；(3)短接触反应抑制过裂化和结焦技术；(4)反应再生温差及再生剂温度调控协调初始反应深度及总反应苛刻度技术；(5)采用VRFCC 专用催化剂(DVR 系列)技术。第一套VRFCC工业装置是由北京燕山石化公司炼油厂的催化裂化装置改造成的，处理能力为800 kt/a 。洛阳石化工程公司的ROCC-V 工艺，第一套ROCC-V 型装置(100 kt/a)1996 年5 月在洛阳石化工程公司炼油实验厂投产，1999 年9 月在青岛石油化工厂还投产了1.0 Mt/a 工业化装置；另外还有石油大学的两段提升管FCC 工艺，目前在中试；清华大学的下行管式FCC 工艺。b）多产柴油和液化气的MGD技术MGD 技术是中国石油化工股份有限公司石油化股份有限公司石油化工科学研究院(RIPP)开发的以重质油为原料，利用常规催化裂化装置同时多产液化气和柴油，并可显著降低汽油烯烃含量的工艺技术。该技术与常规催化裂化技术相比，具有以下特点：(1)采用粗汽油控制裂化技术，增加液化气产率，降低汽油烯烃含量，调节裂化原料的反应环境以增加柴油馏份的生成和保留。(2)重质原料油在高苛刻度下、轻质原料油在低苛刻度下进行选择性反应，以增加重质原料油一次裂化和柴油馏份的生成。(3) 液化气和柴油产率明显大于常规的FCC 技术，高价值产品(液化气、汽油和柴油)与常规FCC 技术相当。(4)汽油中烯烃含量能够大幅度降低，且汽油辛烷值有一定提高。MGD 工艺于1999 年分别在福建炼化公司和广州石化总厂进行了工业试验。c) 多产柴油的催化裂化（MDP）技术RIPP 在传统增产柴油工艺技术的基础上开发了催化裂化增产柴油的新工艺MDP。该工艺具有以下特点：(1)可以加工重质、劣质的催化裂化原料。(2)采用配套研制的增产柴油催化剂，且维持平衡剂的活性适中。(3)应用原料组分选择性裂化技术，将催化裂化原料按馏份的轻重及其可裂化性能区别处理，在提升管反应器不同位置注入不同原料组分，使性质不同的原料在不同环境和适宜的裂化苛刻度下进行反应。(4)采用较为苛刻的裂化条件和适宜的回炼比，装置的加工量和汽油的辛烷值不会受到影响。d) 多产烯烃和高辛烷值汽油的DCC工艺技术 RIPP 开发的DCC-技术在国内有6 套装置，3套改造，3套新建。另外一套建在泰国TPI（750 kt/a）,由SW 公司负责建造，近年来，DCC 技术还在不断发展和完善，这些新进展主要有两个方面：一个是开发系列催化剂产品；另一个是改进工艺以进一步提高轻烯烃、特别是丙烯的产率。在催化剂开发方面尽量使品种多样化以满足不同用户的需要，而新开发的渣油催化裂解催化剂已经在全常压渣油催化裂解装置上使用。在工艺改进方面也已经取得很好的实验室结果，以大庆蜡油掺渣油为原料可以得到28%的丙烯产率，同现有DCC 技术相比丙烯产率可以提高6 个单位以上。另外，还有DCC-技术1997 年投产；MGG 技术国内建有多套装置；MIO 技术于1995 年在中国石油工业部油兰州石化公司实现工业化；ARGG 技术在国内建有多套装置。e) 多产异构烷烃的MIP 技术 我国催化裂化汽油中烯烃含量高达40%65%，远远高于我国车用汽油烯烃不大于35%的指标。由中石化石科院和中石化上海高桥分公司、洛阳石化工程公司联合攻关的多产异构烷烃的催化裂化技术(MIP)，具有我国自主知识产权，是既可促进重油转化、又可改善催化汽油质量以满足燃料清洁化需求的技术。MIP 技术先期于2002 年在高桥分公司炼油厂140 万t/a FCC 装置上成功应用。运用该技术后，汽油烯烃含量(荧光法)一直持续低于30 V%以下，辛烷值有所提高。该工艺突破了现有催化裂化工艺对二次反应的限制，实现了可控性和选择性地进行裂化反应、氢转移反应和异构化反应。可明显降低汽油烯烃含量并增加异丁烷产率，提出了一种生产清洁汽油组分的新概念。2003 年初，MIP 技术又应用于安庆分公司炼油厂120 万t/a FCC 装置改造。标定结果表明，汽油质量全面改善，汽油烯烃含量(荧光法)由原来的52.3 V%降低到35 V%以下，现维持在30 V%左右，汽油硫含量下降超过30 wt%(降至80010-6)，装置能耗也由81 kg 标油/t 降至72 kg 标油/t，掺炼渣油量由200 t/a 提高到450 t/a 以上。目前已有5 套FCC 装置将采用MIP 技术进行新建或改造。f) 两段提升管催化裂化新工艺技术 在石油大学(华东)胜华炼厂加工能力100 kt/a催化裂化工业装置上，两段提升管催化裂化新工艺技术由石油大学(华东)研究开发成功。加工能力100 kt/a催化装置工业试验显示，该项工艺技术可使装置处理能力提高30%40%，轻油收率提高3 个百分点以上，液体产品收率提高23 个百分点，干气和焦炭产率明显降低，汽油烯烃含量降低20 个百分点，催化柴油密度下降，十六烷值提高。两段提升管催化裂化新技术最突出的效果，是可以改善产品结构，大幅度提高原料的转化深度，显著提高轻质油品的收率，提高催化汽油质量，改善柴油质量，提高催化装置的柴汽比。该技术还具有非凡的灵活性和可调性，由此可派生出多种适应不同生产要求的专用技术。1.2.3发展趋势催化裂化已经成为我国炼油工业的核心技术和石油化工企业经济效益的主要支柱。但是,随着环保要求的日益严格和加入WTO后我国石油化工企业面临的激烈竞争的形势,我国催化裂化技术需要有相应的重大发展和变化。国际、国内降低汽油硫含量和烯烃含量的呼声日益高涨,车用汽油的烯烃含量和硫含量主要来源于催化裂化汽油,我国催化裂化汽油占车用汽油的80%,车用汽油的组成状况短期内难以改变,为了充分利用现有的催化裂化能力,尽量减少投入,降低汽油、柴油质量升级所付出的代价,应当努力开发相应的技术,降低催化裂化汽油的烯烃含量和硫含量，满足清洁燃料生产的要求。a) 通过对催化裂化反应机理和动力学的研究,应用新型催化剂和助剂,降低汽油烯烃含量。研究不同操作条件的影响,开发降烯烃催化剂和助剂,使催化裂化汽油的烯烃含量有大幅度降低b) 发展加氢处理-催化裂化组合工艺, 降低汽油的硫含量和再生烟气中的SOx 含量。加氢处理是大幅度降低催化裂化汽油硫含量的有效手段。催化裂化原料加氢预处理还有提高轻质油收率、降低汽油烯烃含量、减少焦炭产率、减少再生烟气SOx 含量等优点,在我国进口含硫和高硫原油日益增加的情况下,发展各种加氢处理-催化裂化组合工艺是一个重要的努力方向。c) 优化设计和操作，提高催化裂化的化学有效转化程度,增加目的产品收率。d) 实现长周期运转。由于催化裂化装置在重油转化和全厂经济效益中的重要作用,所以安全平稳长周期运行是提高催化裂化装置的经济效益、降低维修费用、减少各种直接和间接损失的关键。长周期平稳运行的实现是一项系统工程,反映了工程设计、设备制造、施工建设和生产管理等各个环节的完善程度,体现了催化裂化技术的整体水平。e) 实现大型化,提高控制和管理水平,增强竞争力。大型化、减少定员、采用先进控制和优化控制、实现管控一体化是减少加工费用,提高经济效益，提高炼油厂竞争能力的有效手段。f) 扩大功能,向化工领域延伸,由常压渣油等重质原料生产乙烯、丙烯。使催化裂化技术向炼油与化工一体化方向发展。 世界炼油化工一体化趋势越来越明显。对丙烯日益增长的需求，供需矛盾的日益加剧，丙烯的最主要来源是乙烯生产的副产物,而石油炼制中的催化裂化提供了石化需要的30%的丙烯,在美国FCC则提供了石化需要的50%左右。丙烯的需求增长速率一直高于乙烯，为了满足市场对丙烯需求的增长，国内外都重视通过FCC装置增产丙烯。目前，丙烯的生产主要有SCC技术、Kellogg公司的毫秒炉技术、Brown&Root公司的HSLR技术、KTI/Technip公司的GK技术、Linde公司的乙烯技术、美孚公司的Maxofin工艺、KBR公司Superflex工艺及PetroFCC工艺、DCC工艺、CPP工艺、ACC工艺、MGG工艺、ARGG工艺、FDFCC工艺等等。通过向化工一体化发展，大幅度提高其经济价值,具有很好的发展前途。1.3设计的主要内容1.设计专题的经济、技术背景分析 2.工艺流程的选择3.主要设备物料、能量衡算 4.主要设备工艺尺寸计算5.装置工艺流程、再生器、反应器提升管工艺流程图的绘制 6.再生器、反应器提升管、分馏塔能量衡算 19 第二章 工艺叙述工艺流程说明该装置工艺流程分四个系统如图2-12.1反应-再生系统原料油经过加热汽化后进入提升管反应器进行裂化。提升管中催化剂处于稀相流化输送状态，反应产物和催化剂进入沉降器，并经汽提段用过热水蒸气汽提，再经旋风分离器分离后，反应产物从反应系统进入分馏系统，催化剂沉降到再生器。在再生器中用空气使催化剂流化，并且烧去催化剂表面的焦炭。烟气经旋风分离器和催化剂分离后离开装置，使催化剂在装置中循环使用。反应系统主要由反应器和再生器组成。原料油在装有催化剂的反应器中裂化，催化剂表面有焦炭沉积。沉积的焦炭的催化剂在再生器中烧焦进行再生，再生后的催化剂返回反应器重新使用。反应器主要为提升管，再生器为流化床。再生器的主要作用是：烧去催化剂上因反应而生成的积炭，使催化剂的活性得以恢复。再生用空气由主风机供给，空气通过再生器下面的辅助燃烧室及分布管进入。在反应系统中加入水蒸汽其作用为：（1）雾化从提升管底部进入使油气雾化，分散，与催化剂充分接触；（2）预提升在提升管中输送油气；（3）汽提从沉降器底部汽提段进入，使催化剂颗粒间和颗粒内的油气汽提，减少油气损失和焦炭生成量，从而减少再生器负荷。汽提水蒸气占总水蒸气量的大部分。 （4）吹扫、松动反应器、再生器某些部位加入少量水蒸气防止催化剂堆积、堵塞。2. 2分馏系统 由反应器来的反应产物油气从底部进入分馏塔，经塔底部的脱过热段后在分馏段分割成几个中间产品：塔顶为富气，汽油，侧线有轻柴油，重柴油和回炼油，塔底产品为油浆。轻、重柴油分别经汽提后，再经换热，冷却后出装置。分馏系统主要设备是分馏塔，裂化产物在分馏塔中分馏成各种馏分的油品。塔顶汽在粗汽油分离罐中分成粗汽油和富气。分馏塔具有的特点有:(1)分馏塔底部设有脱过热段,用经过冷却的油浆把油气冷却到饱和状态并洗下夹带的粉尘以便进行分馏和避免堵塞塔盘。（2）设有多个循环回流：塔顶循环回流、一至两个中段回流、油浆回流。（3）塔顶回流采用循环回流而不用冷回流。2. 3吸收稳定系统该系统主要由吸收塔，再吸收塔，解吸塔及稳定塔组成。从分馏塔顶油气分离器出来的富气中带有汽油部分，而粗汽油中则溶解有C3，C4 组分。吸收稳定系统的作用就是利用吸收和精馏方法，将富气和粗汽油分离成干气（C2），液化气（C3 、C4）和蒸汽压合格的稳定汽油。催化剂性质表1 平衡剂催化剂性质项目参数项目参数微反活性指数72粒径分布/%020m2040m4080m80110m100m0.6611.6471.2012.204.80比表面积(/g)126.6孔体积0.43沉降密度/(gmL-1)0.61充气密度（(gmL-1)0.57压紧密度（(gmL-1）0.71骨架密度（(gmL-1）2.38比热容/J/g1.1金属质量分数/ppmFeNiV300140066表2 原料油性质项目数据项目数据密度（200C克/厘米3）0.8903含氮量 ppm1720残炭/%4.42碱氮 ppm800凝点/0C38含钠量 ppm4.3硫量/%0.12分子量500馏程/0C初镏点3500C流出量/%2466.5重金属含量 ppmFeNiCuV2.06.30.10.1恩氏粘度E800CE1000C5.33.2表3 液体产品性质项目稳定汽油轻柴油油浆(澄清油)密度（20，gmL-1）0.70820.87540.9454分子量100200380(回炼油340)馏程（） 初馏点10%50%90%干点335296161185 193216255319377202375430470500总馏出量/%97.598.5诱导期（分钟）1110辛烷值79（十六烷值）34（残炭/%）3.15胶质（g Br/100ml）0.417.6溴值（g Br/100g）61.419.48含硫量（%）0.0120.087酸度（mgKoH/100ml）0.070.508凝点（）-1330闪点（）74(闭口)149苯胺点（）39运动粘度(厘沱)501003.421.87恩氏粘度E50E1006.681.73固体含量（g/L）3.3表4 气体产品组成组分占原料重/%组分占原料重/%组分占原料重/%H2S0.030.75n0.60H20.281.00n-1,i1.680.763.56t-21.180.68i2.60c-20.88合计14.00%表4 装置物料平衡(年开工8000小时)序号名称%（重）万吨/年吨/日公斤/时入方1原料油1001504500187500合计1001504500187500出方1干气2.53.75112.5468752液态烃11.517.25517.521562.53汽油50752250937504轻柴油23.535.251057.544062.55油浆（澄清油）34.513556256焦炭9.514.25427.517812.5合计1001504500187500表3主要工艺条件项 目数 据项 目数 据反应部分1.反应沉降器顶压力(表)/kg/cm22.提升管出口温度/3.反应时间/秒4.原料预热温度/5.剂油比/（重量比）6.回炼比/（重量比）(回炼油、回炼油浆各占50%)7.甩油浆(澄清油,重)/%1.65002.53004.30.43%再生烧焦部分1.再生器顶压力(表)/kg/cm22.烧焦罐温度/3.烧焦罐出口氧含量(重)/%4.烧焦罐床层线速/m/s5.催化剂含碳量(TGJ )/%6.烟气中CO2/CO（重量比）7.焦炭中H/C（重量比）1.87002.91.450.15010/90第三章设计原始数据3.1处理量 150万吨3.2开工时 8000 小时每年则处理量为：150 103 104 8000 =187500 kg/h3.3原始数据及再生-反应及分馏操作条件原料油及产品性质分别见表3-1、表3-2产品的收率及性质见表3-3 再生器操作及反应条件见表3-4、提升管反应器操作条件表3-5 催化裂化分馏塔回流取热分配见表3-6分馏塔板形式及层数见表3-7 分馏塔操作条件表见3-8表3-1 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平均相对分子量表3-2 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表3-3 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表3-4 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大气压力/ MPa0.1013空气相对湿度/%70烟气组成（体）/%CO214.2CO0.2O24.0焦碳组成/ H/C，质待生剂含碳量/%1.10再生剂含碳量/%0.02烧焦碳量/ t/h表3-5 提升管反应器操作条件项目数据备注提升管出口温度/500沉降器顶部压力/ MPa1.6原料预热温度/300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4.3反应时间/ S2.5回炼比0.4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表3-6 催化裂化分馏塔回流取热分配（参考）物 料顶循环回流一中循环回流二中循环回流油浆循环回流取热比例%1520152015204050备注表3-7 分馏塔塔板形式及层数（参考）序号塔 段塔 板 形 式层 数1油浆换热段人字挡板或园型挡板682回炼油抽出以下固舌形23回炼油抽出口上至一中回流抽出下口下固舌形，条形浮阀，填料10124一中回流固舌形，条形浮阀，填料345轻柴油抽出以上至顶循环回流段抽出下固舌形，筛孔，条形浮阀，填料896循环回流段固舌形，条形浮阀，填料34分馏塔总塔板数2832表3-8 催化裂化分馏塔操作条件（参考）序号物 料温度/压力/MPa塔板位置塔板类型1分馏塔塔顶油气1250.25530浮阀2顶循环回流10030浮阀3顶循环回流出塔16027浮阀4富吸收油(再吸收油，视为轻柴油）返分馏塔12020浮阀5轻柴油抽出22019浮阀6一中回流返回16018浮阀7一中回流抽出27516固舌形8回炼油返回2105固舌形9回炼油抽出2652固舌形10油浆循环回流返回2701固舌形11回炼油浆抽出350塔底12循环/外排油浆抽出350塔底13轻柴油汽提蒸汽温度2501.014反应油气进分馏塔500塔底第四章 反应-再生系统工艺计算4.1 再生系统4.1.1 燃烧计算再生器物料平衡是计算待再生催化剂进入再生器后焦炭燃的产物，焦炭量按新鲜原料油的9.5%计算：焦炭产量=187500 9.5% = 178125Kg/h=14843.75kmol /h H/C = 10/90烧碳量=178125 90% = 160312.5kg/h烧氢量=178125 160321.5=17812.5 kg/h已知烟气组成（体）：CO2 : CO = 0根据: C + O2= CO2 2C + O2= 2CO 2H2 + O2= 2H2O生成CO2 的碳为13360.125kmol/h生成CO2 的耗氧量为：13360.125 kmol/h生成H2O 的耗氧量为：17812.5 1/2 1/2 = 4453.125kmol/h则理论的耗氧量为13360.125+0+4453.125=17813.25kmol/h理论氮为：17813.25 79/21 = 67011.75kmol/h所以，可知燃料产物为 13360.125kmol/h CO2， 0kmol/h CO，4453.125 2 = 8906.25kmol/h H2O。理论干烟气包括燃烧生成 CO2 和CO和理论氮则总量:13360.125 + 0+ 67011.75= 80371.875kmol/h已知烟气中过剩氧为 4% 所以过剩空气摩尔百分数： (4100/21)100% = 19%过剩空气：（过剩空气百分数/ 1- 过剩空气百分数）理论干烟气气量= 0.19/（1 0.19）80371.875 = 18852.66kmol/h过剩氧气： 18852.660.21 = 3959.06kmol/h过剩空气含氮:18852.66 3959.06= 14893.6kmol/h实际干烟气为理论生成干烟气和过剩空气组成：80371.875+18852.66= 99224.535kmol/h理论干空气用量: 17813.25+67011.75+ 18852.66=103677.66kmol/h已知空气的相对湿度为 70% ，温度为 25 C，根据石油加工工艺中册图6-29查得：水蒸气/干空气 = 0.016 （摩尔）空气中含水蒸气为 :0.016 103677.66 = 1658.84kmol/h湿空气： 103677.66+ 1658.84= 105336.5 kmol/h已知回炼比 0.4， 剂油比为 4.3回炼油浆：1875000.4 =75000kg/h剂/油 = 剂 /（187500 + 37500）= 4.3所以催化剂循环量为:4.3（187500+37500）=967500kg/h依据每吨催化剂带入1kg 水汽,则催化剂循环量为967.5t/h则带入967.5 kg/h=53.75kmol /h吹扫松动水蒸气量：500kg/h=27.78kmol /h(500kg/h为自设)水蒸气为湿度与生成水及本身带入和吹扫的水蒸气之和烟气中水蒸气为：1658.84+27.78+53.75+8906.25=10646.62kmol/h综上所述可以得出再生器烟气流量及组成如表4-1。表4-1再生器烟气流量及组成组分分子量流量（kmo/h）摩尔百分数湿烟气干烟气O2323959.063.763.99CO28000CO24413360.12512.6813.46N22881905.3577.7682.55干烟气3099224.535100总水蒸气1810646.6210.11湿烟气29105336.51004.1.2热量平衡根据Qi = Ni CPi t 式中：Qi ： 热流量 KJ/h Ni ： 物流Ni的流量 kmol/hCPi：物流i的热容kJ/（kmolC） t: 温度 C4.1.2.1 热流量入方(1)干空气 t = 162 C CP = 44.6814 kJ/kmolCQ1 = 103667.6644.681 162 = 768.98 106 kJ/h(2)湿空气中水蒸气 C水=34.542 kJ/kmolCQ2 = 1658.84 34.542 162 =9.28 106 kJ/h(3)催化剂带入水蒸气 Q3=53.7535.6 500 = 0.96 106 kJ/h（500提升管出口温度）(4)吹扫、松动水蒸气 Q4= 27.7834.6280 =0.27106kJ/h(5)烧焦炭 Q5 =14843.75 15.6 500 =115.78106 kJ/h(6)催化剂 Q6 (7)燃烧热 Q7，j = NjH 查石油馏分焓图得CO2 Q7，1 = 13360.125407.0 103 =5437.57 106kJ/hH2O Q7，3 =8906.25 239.4103 =2132.16 106 kJ/hQ7 =（5437.57 +2132.16）106= 7569.73106kJ/h共计 Q = Qi = (769.98+9.28+0.96+0.27+115.78+7569.73)106 + Q6 =8466 106 + Q64.1.2.3 热流量出方干烟气Q，1 =99224.535 32.58 700 = 2262.92 106 kJ/h(1)水蒸气 Q，2 =10646.62 39.877 700 = 297.19 106kJ/h (2)催化剂带出水蒸气 Q，3 = 53.75 39.877 700=1.50 106 kJ/h(3)脱附热，脱附热为燃烧热的 11.5%Q，4 = 7569.73 106 0.115 =870.52 106 kJ/h(4)热损失 = 582 烧碳量Q，5 = 582 160312.5= 93.30 106kJ/h(5)催化剂 Q，6出方的能量:Q， = (2262.92+297.19+870.52+93.3)106 + Q，6=3523.93106 + Q，6根据热量平衡式： 8466 106 + Q6 = 3523.93 106 + Q，6催化剂升温所需的热量：Q=Q6-Q6=4942.07106kJ/h4.1.3催化剂循环量催化剂平均比热为1.1kJ/（kgC）。设催化剂循环量为W/h 1.1W（700-500）=4942.07106 W=22.46106kg/h因为回炼比0.4，所以剂油比为:22.46106/ 187500（1+0.4）=85.56综上所述可得再生器物料平衡如表4-2、热平衡如表4-3。22 - 表4-2 再生器物料平衡入方 kg/h出方 kg/h干空气3006652.14干烟气2877511. 52水汽主风带入29859.12水汽生成水汽16031