烧焦罐毕业设计模板毕业设计.doc

1 烧焦罐毕业设计模板毕业设计烧焦罐毕业设计模板毕业设计 1 1 设计说明设计说明 1 1 1 前言 1 1 2 加工方案的选择及依据 2 1 3 装置形式的选择 2 1 4 流程说明 3 1 4 1 反应再生系统 3 1 4 2 分馏系统 5 1 4 3 吸收稳定系统 6 1 5 主要操作条件及选择依据 7 1 5 1 再生温度 8 1 5 2 再生压力 8 1 5 3 反应压力 9 1 5 4 反应温度 9 1 5 5 焦中 H C 比 10 1 5 6 反应时间 10 1 5 7 过剩氧含量 11 1 5 8 原料预热温度 11 1 5 9 烟气中的 CO 与 CO2 比值 CO CO2 12 1 5 10 再生剂含碳量 定碳 12 1 6 再生烟气能量回收系统 12 2 1 7 环境保护及节能减排 15 1 8 设计计算汇总 16 1 8 1 反再系统主要操作参数计算结果汇总 16 1 8 2 反应系统物料平衡 22 1 8 3 反应系统水平衡 24 1 8 4 再生器物料平衡 25 1 8 5 再生器水平衡 26 1 8 6 反应系统热平衡 26 1 8 7 再生系统热平衡 27 1 8 8 再生器外取热器设计结果汇总 28 1 8 9 再生催化剂线路 29 1 8 10 待生催化剂路线 29 1 8 11 反再系统主要操作条件 30 1 9 设计特点 31 2 2 设计计算设计计算 33 2 1 基础数据 33 2 2 再生部分计算 34 2 2 1 燃烧计算 34 2 2 2 物料平衡核算 37 2 2 3 反应系统热平衡计算 38 2 2 4 再生系统热平衡计算 41 3 2 2 5 取热器的设计 44 2 2 6 催化剂外循环管设计计算 45 2 2 7 再生器结构尺寸计算 47 2 2 8 催化剂输送管线 50 2 2 9 旋风分离器的设计计算 51 2 2 10 主风分布管的设计计算 55 2 2 11 辅助燃烧室的设计计算 56 2 2 12 能量回收的计算 59 2 3 反应器部分计算 61 2 3 1 提升管反应器的设计计算 61 2 3 2 预提升段尺寸计算 68 2 3 3 沉降器和汽提段尺寸计算 69 2 4 两器压力平衡计算 73 3 3 致致 谢谢 80 4 4 参考文献参考文献 81 1 180 万吨 年渣油催化裂化反再系统工艺设计 1 设计说明 1 1 前言 为了满足国名经济发展特别是公路运输 农业机械化 铁路内燃机和船运 航运 航空事业的发展对发动机燃料的需要 加之我国的原油供应不足 轻质油 品需求加速上涨 而且我国主要油田所产原油多系重质原油 决定了我国炼油生 产中重油深度加工占很大比重 随着原油价格的上涨 重油变重 轻质油品需求 量上升和重燃料油需求量上升和重燃料油需求下降 重油深度加工的任务日益繁 重 随着国内外重油开采的比例日益加重 如何将重油加工成符合国际标准的清 洁燃料 成为当今世界关注的热门话题 而催化裂化使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很重要的地位 催化裂化汽油产 率高安定性也较好 催化裂化气体富含烯烃 是宝贵的化工原料和合成高辛烷值 汽油的原料 从催化裂化的原料和产品可以看出 催化裂化过程在炼油工业以至 国民经济中占有重要地位 因此 在一些原油加工深度交大的国家 例如中国和 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 而氢碳比相对高且金属含量相对较低 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 经过原油评价我们知道 大庆常压渣油中胶质 沥青质是石油中分子量最大 极性最强的非烃组分 含量占渣油的 50 以上 集中了石油中大部分的硫 氮 氧及重金属等微量元素 渣油 大于 350 度馏分 跟石油一样 不是 真溶液 而是一种胶体分散体系 分散相是以沥青质为核心 吸附于它的胶质为溶剂化层 2 构成的胶束 分散介质是油份和部分胶质 大庆常压渣油氢碳比高 硫含量低 重金属含量低 主要组成部分是饱和分 芳香分 胶质 沥青质 胶质 沥青质 是石油中分子量最大 极性最强的非烃组分 含量占渣油的 50 以上 集中了石 油中大部分的硫 氮 氧及重金属等微量元素 我国减压渣油中 C7 沥青质含量 较低 胶质含量高达 40 50 是较好的渣油催化裂化原料 是世界上位数很少的 质量最好的渣油之一 属于石蜡基大庆原油有密度小 重金属含量低 硫含量低 氢含量高 饱和烃含量高等特有性质 无论是馏分油 还是常压或减压重油都是 优质的催化裂化原料油 1 2 加工方案的选择及依据 在我国 由于工农业生产的迅速发展 特别是农业机械的普遍使用 使农用 柴油的需求量日益增长 打破了过去的供需平衡 由于农用柴油用量大 质量要 求不高 因此 通过催化裂化装置生产更多的柴油可解燃眉之急 在国内 催化 裂化工艺是目前生产轻质油品的最主要炼油手段 二次加工装置生产的柴油占的 柴油生产总量50 其中催化裂化装置生产的柴油占二次加工柴油的2 3 提高 催化裂化装置的柴油产率或柴气比 对缓解市场柴油供需矛盾至关重要 因此选 择柴油加工方案 1 3 装置形式的选择 本设计装置形式采用烧焦罐式反应再生系统 反应器采用直提升管式反应器 反应时间短 减少了二次反应 催化剂循环采用滑阀控制 比较灵活 由于 分子筛催化剂的含碳要求比较严格 必须采用高效完全再生 烧焦罐式再生器可 以实现高效完全再生 使再剂含碳量降低到 0 1 以下 故再生器选用烧焦罐式再 3 生器 1 4 流程说明 装置的流程图如图1 图1 装置流程图 1 4 1 反应再生系统 提升管反应器的进料由两部分组成 一部分为常压渣油 另一部分为从分馏 塔下过来的回炼油和回炼油浆 常压渣油由渣油罐流入装置 通过渣油泵 P201 A B 加压 然后依次通过 顶循环回流油 渣油换热器 E202 A B 一中段回流油 渣油换热器 E202A B 油和浆渣油换热器 E203 A B 换热 使渣油预热至300 左右 送至提升管反应器 R101 1 的上部进料喷嘴 回炼油从分馏塔第二层塔板上抽 出 并用回炼油泵 P202 A B 加压后送至提升管反应器的下部回炼油进料喷嘴 油浆从分馏塔底抽出 用油浆泵 P203 A B 加压后送至提升管反应器下部的回 4 炼油进料喷嘴 在开工和非正常操作的情况下 渣油进料靠加热炉 F201 预热后再进反应 器 当发生事故时 要紧切断反应器进料 同时把进料转送至分馏塔的第二层塔 板上 并立即打开提升管反应器的事故蒸汽 以保证两器的压力平衡催化剂的正 常循环 提升管反应器 R101 1 进料与来自再生器 R103 3 的高温催化剂接触 迅速汽化并进行反应 反应生成的油气与催化剂一起经提升管顶部的T型快速分 离器分离后 90 以上的催化剂落入气提段 少量催化剂随油气一起进入沉降器 R101 2 的三组一级旋风分离器 经过旋风分离除去夹带的催化剂之后 油气 由顶部出来进入分馏塔 T201 落入气提段的催化剂上沉积了一定量的焦碳并吸 附了一定量的油气 这些待生催化剂经气提蒸汽气提后 经待生斜管进入再生器 底部预混合管 在预混合管中 与从外取热器下来的再生催化剂进行均匀混合之 后 在主风的作用下 进入再生器的一密相进行烧焦再生 烧焦用的空气是由能量回收机组 M101 的主风机加压至0 36Mpa 绝 再经辅 助燃烧进入预混合管 与催化剂一起进入一密相烧焦 催化剂上的积碳很快燃烧 放出大量的热 使一密相的温度高达700 之多 然后催化剂和烟气经稀相管进入 再生器的沉降段 催化剂进入再生器二密相并与主风机来的二段主风家畜接触松 动后 经再生斜管送至提升管反应器 还有一部分进入外取热器与冷水进行换热 进入稀相段的烟气 经九组旋风分离器和三级旋风分离除去携带的催化剂之 后 送至能量回收机组的烟气透平进行膨胀作功 从透平出来的376 左右的烟气 经 余热锅炉进一部吸收只有排入烟囱放入大气 5 在三旋出口至余热锅炉的烟气管线上装有双动滑阀 正常操作时 双动滑阀 仅作为烟机入口蝶阀的旁路阀和烟气入口蝶阀分程控制再生器压力 当烟气透平 出现故障或开停工时 双动滑阀自动切入 控制再生器压力 烟气全部通过双动 滑阀进入余热锅炉 1 4 2 分馏系统 在自沉降器 R101 2 的反应油气进入分馏塔 T201 底部 底部设有人字行挡 板 反应油气在挡板上与油浆逆流接触 一方面洗去油气中携带的催化剂 另一 方面使油气脱过热 饱和油气进入第一层塔板开始分馏 分馏塔顶油气约150 经分馏塔顶油气 热水换热器 E204 ABCD 以及分 馏塔顶油气在V203中气液平衡得到的粗油气 由粗油气泵 P204 AB 加压后送 至吸收塔 T301 作为吸收剂 气液平衡得到的富气引至压缩机 C301 加压至 1 4MPa 绝 从分馏塔顶油气分离器 V203 冷凝下来的水由富气水洗泵后作为 压缩富气的洗涤水 从分离20 22层上来的轻柴油自流入轻柴油气提塔 T202 经蒸汽气提后的 轻柴油约为225 轻柴油由轻柴油泵 P205 AB 加压 先经轻柴油 富吸收换 热器 E206 与来自再吸收器的富吸收油换器 再经轻柴油热水换热器 E207 与锅炉给水进行换热之后 一部分轻柴油经柴油冷却器 E208 冷却至60 作为 产品出装置 另一部分轻柴油经贫吸收油冷却器 E209 冷却至40 送至再吸 收塔 T303 作为吸收剂 吸收后的富吸收油经 E206 换热至150 返回分馏 塔第24层 分馏塔还设有四个循环回流进行取热 顶循环 一中循环 二中循环 以及油浆循环 6 顶循环由顶循环油浆 P206 AB 从28层抽出 温度为165 左右 顶循环油 先经顶循环回流油 热水换热器 E220 AB 与循环水换热 使顶循环回流油冷 却至90 返回31层 中段回流油由一中回流油泵 P207 AB 从15层下的集油箱中抽出 温度是 270 先送至稳定塔重沸器 E308 与稳定塔 T304 底油换热 换热后的温 度约为245 然后经一中循环油 渣油换热器 E202 与渣油进料进行换热 再经一中循环油蒸汽发生器 E211 发生低压饱和蒸汽与热水换热器 E212 换 热 一中段回流油被冷却至190 返回分馏塔第19层 二中循环从分馏塔第三层抽出 由二中循环油泵 P208 AB 加压二中段回 流油蒸汽分离器 E213 发生装置所需的蒸汽 二中回流汽油被冷却至280 返 回分馏塔第5层 油浆由分馏塔底抽出由泵 P203 AB 加压打出后分成两路 一路送提升管 反应器 一路经油浆 渣油换热器 E203 AB 与原料渣油换热后 经油浆蒸汽 发生器 E214 发生装置所需的蒸汽 油浆被冷却至290 返回分馏塔第一层塔 板下的溢流盘上 也油一部分返回分馏塔顶 用以控制分馏塔底的温度 1 4 3 吸收稳定系统 经气体压缩机 C301 压缩至 绝 1 4MPa的压缩富气汇合富气水洗泵 P209 AB 加压后的洗涤水 以及来自吸收塔底的吸收油和来自解吸塔 T302 顶 的解吸气 再压缩富气冷凝冷却器 E301 ABCD 冷却至40 进入气压机出口油 气分离器 V302 压缩富气再油气分离器中进行气液分离 所得到的油气吸收塔底 部进入吸收塔 与塔顶下来的吸收剂进行逆流接触 吸收过程中放出的热量 由 7 两个中段回流取走 一中段是由25层抽出取热后返回24层 二中段是从9层抽出 取热后返回8层 从吸收塔抽出的贫气进入再吸收塔 T303 K底部与吸收轻柴油进 行逆流接触 吸收气体中携带的油气组分 被吸收的气体从再吸收塔顶出口作为 产品送出装置 还有少部分送到提升管反应器的预提升段 气压机出口油气分离器 V302 中 气液分离得到的凝缩油解吸塔进料泵 P301 AB 抽出经解吸塔进料换热器 E302 加热至80 进入解吸塔下部 解吸 塔底由重沸器 E303 提供热量 以脱出富气吸收油重C2组分 解吸塔底脱乙烷汽 油由稳定塔进料泵 P302 AB 从解吸塔抽出 经稳定塔进料换热器底与稳定汽油 换热 使脱乙烷汽油达160 进入稳定塔中部 稳定塔 T304 底由稳定塔底重沸器 E305 提供热源 C4以下的轻组分从稳 定塔出来 能干稳定塔冷凝器 E306 冷却后进入稳定塔回流油罐 V303 进行气液 分离 气液平衡后得到的液化石油气由稳定塔回流油泵 P303 AB 从回流油罐重 抽出 一部分作为稳定塔顶回流送至稳定塔顶部 另一部分作为产品送产品精致 加工工序 稳定汽油至稳定塔底重沸器出来 经稳定进料换热器 E307 解吸塔 进料换热器 E302 稳定汽油 热水换热器 E308 稳定汽油冷却器 E309 分别 与脱乙烷汽油 凝缩油 循环水换热 然后被冷却至40 大部分作为产品送出 装置 小部分用稳定汽油泵 P304 AB 加压后 作为吸收塔的吸收剂送至吸收塔 顶部 1 5 主要操作条件及选择依据 反应 再生系统操作参数 在催化裂化装置的生产中 我们总希望装置有 较大的处理量 较高的目的产品产率 较好的产品质量和较低的消耗 已收到最 8 好的生产效果和最高的经济效益 为了达到这个目的 我们必须掌握各种操作参 数之间的关系及相互影响的规律 实现理想的平衡操作和最有化生产 对于产品 产率和产品质量来说 这些条件都有其特殊的影响 由于催化裂化反应的复杂性 尤其在工业装置上 许多操作参数是相互联系的 又是相互制约的 常常在改变 某个参数时会引起其他条件的变化 因此 我们必须在了解每个条件单独影响的 基础上 在操作中作综合分析 从而选择合适的操作条件 1 5 1 再生温度 再生温度是催化裂化操作中的一个重要变量是催化剂在再生器内进行再生的 温度高再生温度增加焦炭燃烧动力学速度 再生温度在600 左右时 每提高 10 烧焦速率可提高约20 提高再生温度 在反应温度不变的情况下会降低 催化剂循环量 延长催化剂在再生器的停留时间 这两个因素皆会导致再生催化 剂含碳量的降低 无论是要增加烧焦强度 还是要降低再生剂含碳量 均须提高 再生温度 再生温度最好不低于670度 但高再生温度不仅受到设备材质的限制 而且会引起催化剂水热失活 一般再生温度不应超过720 本设计取再生温度 720 1 5 2 再生压力 再生压力是指再生器的顶压 由于再生器与反应器是相连通的 因此两器的 压力是相互关联的 从烧焦的动力学方程 CBR公式 我们可以看出 烧焦速率 与氧分压有关 氧分压又与总压有关 即再生压力越高烧焦速率越快 从再生烟 气的能量利用看 烟气的能量回收利用 烟气的压力越高它的压力能越大越有利 于烟气的能量利用 但是从反面看 于压力的提高 增加了主风机的动力消耗 9 加能量的损失 其次从两器的相互关系看 再生压力的高低还于反应器的压力有 关 因此再生压力的最高限制还取决于反应器的压力 再生压力取值为0 27 0 31 MPa 表压 取再生压力P再 0 275Mpa 表压 1 5 3 反应压力 反应压力是指反应沉降器的顶压 催化裂化是一个复杂的反应过程 在反应 中有诸多的反应同时进行 有些反应压力高有利 有些反应有利地有利 从反应 的速度看 由于压力的提高相当于提高了反应物的浓度 压力高反应速度快 这 对提高反应速度是有利的 但是压力的变化对产品的分布有影响 我们知道压力 高有利于体积缩小的反应 在催化裂化的反应过程中压力高烃类的缩合反应速度 加快 产品的焦炭产率增加 这对于催化裂化来说是我们不希望的特别是渣油催 化裂化 我们希望最大限度的降低焦炭产率 因此 从催化裂化反应的产品分布 看 我们应降低反应的压力 但是考虑再生器的压力以及系统的压力平衡 分 馏塔的压力等 反应器的压力有不能太低 为了减少焦炭产率 一般采用加大水 蒸气用量的方法 降低油气的分压 实现降低缩合分压的速度 减少焦炭产率的 目的 反应器的压力确定要根据装置的型式 加工的原料 加工的方案 实际生 产装置的情况来确定 提高反应压力的实质就是提高油气反应物的浓度 或确切 的说 油气的分压提高 有利于反应速度加快 提高反应压力有利于缩合反应 焦炭产率明显提高 气体中烯烃相对产率下降 汽油产率略有下降 但安定性提 高 因此本设计取反应压力 0 28Mpa 表压 10 1 5 4 反应温度 催化裂化过程中主要发生热裂化和催化裂化反应 催化反应主要有裂化 氢转移 异构化 芳构化等 裂化和芳构化反应是吸热反应 裂化反应生成烯烃 芳构化反应消耗烯烃 氢转移和异构化反应是放热反应 消耗烯烃 提高反应温 度 有利于裂化反应和芳构化反应 不利于氢转移反应和异构化反应 此外 随 反应温度的提高 热裂化反应速度提高的幅度大于催化裂化反应速度提高的幅度 不利于汽油烯烃含量的降低 当反应温度提高时 汽油转化为气体的反应速度加 快最多 原料转化为汽油的反应加快次之 原料转化为焦炭的反应加快最少 因 此 在相同转化率下反应温度的提高 导致气体产率增加 汽油J产率下降 焦 炭产率 变或有所下降 当反应温度提高时 汽油 气体的反应速度加快最多 原料 汽油反应次之 而原料 焦炭的反应速度加快得最少 因此 当反应温度提高时 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 当反应温度提高时 分解反应 产生烯烃 和芳烃化反应比氢转移反应增加得快 于是汽油中的烯烃 和芳烃含量有所增加 汽油的辛烷值有所提高 取反应温度T反 510 1 5 5 焦中 H C 比 焦中的氢碳比是指焦炭中的氢含量和碳含量之比 焦中的氢碳比与原料的反应 深度有关 反应深度越深 产物的缩合度越大 其产物 焦炭 的氢碳比越小 这是因为缩合是一个脱氢反应的缘故 决定焦中氢碳比的主要因素就是烃类催化 裂化的反应深度 反应深度与加工方案有关 汽油方案的氢碳比较低 而柴油方 案的氢碳比较高 具体具体氢碳比的确定还需要根据同类装置的生产实际情况 11 柴油方案为 8 92 1 5 6 反应时间 反应时间是指催化剂与油气的接触时间 对提升管反应器就是油气在提升管 的停留时间 我们知道催化裂化反应是一个平行 顺序反应 在催化裂化的条件 下不受热力学的控制 而是一个受动力学控制的化学反应过程 因此反应时间对 反应的深度有较大的影响 从而影响产品的分布 在其它条件不变的情况下 反 应时间越长 总转化率越大 汽油的转化率随总转化率的提高开始提高 经一段 时间到达最大值 而后后开始下降 气体的产率随总转化率的提高而提高 焦炭 与气体的变化规律一样 只是变化的比较慢 提高以上的分析我们可以看出 反 应时间提高转化率影响产品的分布 因此严格控制反应时间是非常必要的 对于 采用分子筛催化剂的提升管反应器一般控制反应时间为1 4秒 本设计取3s 1 5 7 过剩氧含量 根据再生器的型式 烧焦的要求 一般过剩氧含量控制在 1 2 使用分子 筛催化剂后 再生温度提高 为防止二次燃烧 一般烟气的氧含量控制的很低约 为 0 5 左右 这是因为再生温度提高 稀相段的温度也提高 如果烟气中的氧 含量高 烟气中的一氧化碳就会在稀相段发生燃烧 同时由于稀相段没有热的载 体 大量放出的热量就会使稀相段的温度超高 发生烧坏设备的现象 给生产带 来影响 在就是二次燃烧 当采用完全再生是时 所谓完全再生就是将一氧化碳 在再生器的密相段全部转化为二氧化碳 这样可避免二次燃烧 提高再生器的烧 焦温度 降低催化剂的碳含量 具体的方法是采用高温 高氧浓度或一氧化碳助 燃剂 在完全再生的情况下过剩氧含量控制在 3 过高将增大主风机消耗理 12 烟气的热能损失 1 5 8 原料预热温度 反应温度 再生温度 原料预热温度相互之间关系密切 原料预热温度跟装 置不同及原料组分不同而各不相同 在相同反应温度和进料量下原料预热温度提 高 催化剂循环量下降 剂油比下降 转化率降低 生焦率降低 气体收率下降 一般而言 原料预热温度增加 50 度再生温度上升 10 度 转化率下降 2 焦炭产 率下降 5 10 以原有焦炭产率为基础 降低原料预热温度 有利于热平衡 在反应温度不变的情况下 降低原料预热温度 即可提高催化剂循环量和剂油比 但原料预热温度亦有下线 当温度过低 对输送和进料雾化有不良影响 确定适宜的进料预热温度 既要保证剂油比满足提升管反应器反应温度的需 要 又要保证进料喷嘴的雾化效果 加工大庆油时 控制在180 220度 掺炼劣 质油时 控制在200 240度 取原料的预热温度T预 230 1 5 9 烟气中的 CO 与 CO2 比值 CO CO2 这个比值与再生器的形式有关系 标志着不完全燃烧和完全燃烧 本设计再 生器采用高效完全再烧的烧焦罐 并利用助燃剂 实现完全再烧 本设计取 CO CO2 0 1 5 10 再生剂含碳量 定碳 再生催化剂的含碳量与再生的条件有关 再生的效果好催化剂的含碳量低 催化剂的活性恢复的好 从再生催化剂的活性恢复看 再剂含碳量越低越好 对 于完全再生的烧焦罐式再生器 再生剂含碳量取 0 05 13 1 6 再生烟气能量回收系统 再生烟气是催化裂化过程中 对催化剂进行烧焦再生时所产生的烟气 带有 大量的动能及热能 为了对这部分能量进行回收 一般都有烟气能量回收系统 该系统主要由烟气轮机及余热锅炉组成 分别吸收烟气的动能及热能 为了利用 高温烟气中的压力能和热能 驱动轴流风机为再生系统提供烧焦用的压力空气 采用烟气轮机 轴流风机 汽轮机 电动机 发电机四机同轴方式来回收能量 以下是由中国石化集团北京设计院设计的余热锅炉 如图2所示 图2 典型催化裂化装置产气设备水汽系统流程图 催化裂化装置的进料通常是蜡油掺人部分减压渣油或是全部常压渣油 这些 进料含有较高的残碳 重金属和难于裂解的组分在提升管反应器内 进料与催化 剂接触进行裂解反应 生成轻烃 如汽油 柴油和气体产品等 同时 难于裂解 的组分缩合成焦炭 焦炭沉积在催化剂表面致使催化剂失去活性 为了使失活的 催化剂再生 必须向再生器内通人空气 烧掉催化剂表面的焦质 恢复催化剂的 14 活性 在这种再生烧焦过程中所释放出来的热量 一部分使催化剂提高温度 提 供裂化反应所需的热量 另一部分被烟气带走 产生大量的高温烟气 再生工艺 包括完全再生和不完全再生 加助燃剂的再生烟气不含CO 烟气温度为500 600oC 烟气压力约为0 3MPa 采用烟气轮机 以下简称烟机 回收其压力能 用余 热锅炉回收烟气显热 有些工艺流程的再生烟气含有CO 加辅助燃料使CO燃烧后 的烟温可达90O 1200 oC 烟气温度取决于烟气中的CO含量和辅助燃料量 CO含 量的范围为2l0 1 余热锅炉 催化裂化余热锅炉除回收再生烟气显热 保护环境外 还承担着装置所产全 部中压饱和蒸汽的过热任务 要求过热器蒸汽温度的调节范围比普通中压锅炉大 得多 同时 承担着装置全部产汽设备的给水加热任务 因此 余热锅炉一旦出 现故障 全部中压饱和蒸汽只能碱压使用 这必将影响装置的正常操作 2 外取热器 对渣油催化裂化 在催化剂再生烧焦过程中所释放出的热量将超过两器 反 应器 再生器 热平衡所需要的热量 过剩的热量必须转移出去 否则将会引起 催化剂水热失活 水热失活将对催化剂产生破坏作用 转移热量的办法就是对催 化剂进行冷却 即取热 外取热技术是在再生器外部设置一个外取热器 从再生 器出来的催化剂在外取热器内被汽水介质冷却并产生中压饱和蒸汽 总之 外取 热器的作用一方面要保证反应一再生系统的热平衡 另一方面要对催化剂进行冷 却 保证催化剂不产生水热失活 3 油浆蒸汽发生器 15 油浆蒸汽发生器用于回收循环油浆的高温余热 是催化裂化装置节能降耗 能量综合利用的一项重要措施 循环油浆的温度约为300 350 可用来发生 中压饱和蒸汽 本设计采用烟气透平 主风机 变速箱 电动发电机同轴串联的形式 通过 透平回收烟气的势能作功之后烟气的势能还很高 故还需进一步设置余热锅炉以 吸收烟气的显热 出余热锅炉的烟气温度控制在200 左右 压力接近于大气压 通过烟囱排入大气中 开工时采用电启动主风机 正常生产时靠透平作功带动主风机和发电机 主 风机选用D1800 3 3 0 98型四台 该机的性能 入口流速 1880m3 min 入口压力 0 98kg cm2 出口压力 3 2kg cm2 轴功率 5450KW 1 7 环境保护及节能减排 目前 国际社会所面临的重大挑战是如何使经济发展与环境保护有机地结合 起来 从而建立一个可持续发展的社会 清洁生产是实现工业可持续的重要手段 它是消除和避免工业经济发展带来的负面影响 而寻求的新的发展战略 实用技 术和规划手段 就炼油厂来说 推行清洁生产 第一可降低水耗 物耗 能耗 提高原料转化率 减少污染 降低加工成本 第二 可以树立良好的企业形象 第三 国家对环境保护的法律法规越来越完善和严格 不在环境保护上加大 16 力度 将失去有利的优惠政策 包括金融 资源配置 税收等 总之 实现清洁生产是提高环境效益和经济效益的客观要求 也是炼油厂在 市场经济的压力下的自觉行为和必由之路 渣油催化裂化的环保问题是由其原料的特殊性决定的 治理难度远远超过馏 分油催化裂化 渣油催化裂化的原料中污染物质含量的增加 在反应的过程中油 品精制过程中又需要将其储存 所以其污染物的排放也随之增加 渣油催化裂化 的环保治理技术是渣油催化裂化技术一个不可分割的主要组成部分 渣油中含有大量的硫氮化合物 在反应过程中 它们一部分进入焦炭中 烧 焦时转化为SOX和NOX化合物 如果直接排入大气会严重污染环境 另一部分进入 汽油 液化气中 在使用过程中也会产生污染 另外炼油厂中的工艺废水 烟尘 和噪声也是重要的污染源 1 废气及粉尘防治 使用 CO 助燃剂 降低 CO 在烟气中的含量 使用 SOX转移催化剂回收烟气中 的硫 减少环境污染 装置采用耐磨性能较好的催化剂 并使用三旋分尘 降低 了烟气中粉尘含量 2 酸性水处理 装置分馏塔顶油气分离器 气压机出口油气分离器 以及稳定塔顶油水分离 器均产生酸性水 在工艺流程上考虑分馏塔顶油气分离器分出的酸性水作为富气 水洗用 不足部分由污水汽提装置处理后的净化水补充 气压机出口油气分离器 以及稳定塔顶油气分离器的酸性水自压送污水汽提装置进行处理 3 噪声的防治 17 噪声主要来源为压缩机 主风机 电机以及蒸汽放空装置 为降低噪声 在 压缩机 风机 电动机等设备处加上消声器 1 8 设计计算汇总 1 8 1 反再系统主要操作参数计算结果汇 18 表表 1 反再系统主要操作参数计算结果汇总反再系统主要操作参数计算结果汇总 项 目单 位数 据 提升管出口温度 510 提升管直径m1 4 提升管长度m27 提升管线速度 入口 出口m s7 0 10 5 提升管内油气停留时间s3 01 提升管密度kg m363 53 33 81 提升管压降Pa20188 原料油预热温度 230 催化剂循环量T h2527 3 剂油比7 46 预提升段直径m1 1 预提升段高度m5 预提升管线速m s2 0 提 升 管 反 应 器 及 预 提 升 段 提升管入口温度 561 沉沉降器顶压MPa0 28 降沉降段直径m7 2 段沉降段高度m10 沉降段旋风分离器组数三组一级串联 19 续表 1 项 目单 位数 据 汽提段直径m4 6 汽提段高度m8 4 汽提段催化剂密度kg m3520 汽提段催化剂提留时间min1 49 汽提段催化剂下移速度m s0 093 汽提段汽提蒸汽线速m s0 21 汽提挡板数层8 汽提段汽提挡板间距mm800 汽提挡板直径m3 46 3 56 汽提蒸汽管直径 主 支 分支 m0 26 0 14 0 1 汽提蒸汽管中蒸汽线速主 支 分支 m s16 2 24 2 19 3 汽 提 段 汽提蒸汽喷孔线速m s20 0 再再生器顶压MPa0 275 生烧焦罐出口温度 700 系稀相管出口温度 720 20 续表 2 项 目单 位数 据 统二密床温度 720 烧焦罐直径m9 稀相管直径m4 5 稀相管长度m10 5 稀相管线速m s7 稀相段直径m14 稀相段高度m16 烧焦罐线速m s1 5 稀相段线速m s0 7 二密床线速m s0 2 再生器旋分器组数十六组二级串联 再生器旋分器入口线速 一级 二级 m s22 83 22 83 再生器旋分器料腿最小长度 一级 二级 m3 64 4 46 21 续表 3 项 目单 位数 据 烧焦罐藏量T50 4 催化剂在烧焦罐停留时间s71 4 烧焦罐与稀相管过渡段高度m3 9 烧焦罐与稀相段过渡段高度m4 3 催化剂输送管线直径m1 4 二密床催化剂停留时间s10 7 二密床催化剂藏量T7 56 二密体积m314 54 二密密度kg m3520 待生斜管垂直高度m34 64 再生斜管垂直高度m34 64 待生斜管中催化剂密度kg m3200 再生斜管中催化剂密度kg m3200 烧焦所需主风量Nm3 min9254 8 耗风指标Nm3 kg 焦12 94 22 续表 4 项 目单 位 数 据 烟风比1 33 主风机功率K w 5450 4 主风分布板开孔面积m20 96 主风分布管压降K g cm2 0 07 辅助燃烧室热负 荷 KJ h 113409128 7 一次风量k mol h 1191 5 二次风量k mol h 12859 58 内燃烧室直径m2 2 内燃烧室长度m4 4 内燃烧室长径比2 内燃烧室体积热强度KJ m3 h 7 5 106 23 辅助燃烧室环隙面积m23 356 一次风线速m s 30 二次风线速m s 30 一次风入口管直 径 m0 36 二次风入口管直 径 m1 2 续表 5 项 目单 位数 据 一次风体积流量m3 s3 11 二次风体积流量m3 s33 56 燃料油用量kg h2474 85 余热锅炉回收热量KJ h85264053 99 1 8 2 反应系统物料平衡 表表 2 反应平衡物料平衡时的数据反应平衡物料平衡时的数据 24 入方 项 目温 度 Kg h分 子 量 Kmol h 新鲜原料230225000600375 回炼油300112500443254 催化剂循环量7202527300 再剂带入烟气7202527 330 6782 4 水蒸气 36575 05182032 表表 3 反应平衡物料平衡时的数据反应平衡物料平衡时的数据 出方 项 目温 度 Kg h分子 量 Kmol h 气体5102700043 221628 汽油51090000115782 6 轻柴油51083250220348 4 焦炭51024750 25 回炼油510112500443254 水蒸汽51036575 05182032 催化剂循环量5102527 3 烟气5102527 330 6782 4 1 8 3 反应系统水平衡 表表 4 反应系统水平衡时的数据反应系统水平衡时的数据 项 目性 质温度 Kg hKmol h依 据 新鲜原料雾化蒸汽 回炼油雾化蒸汽 预提升蒸汽 过热蒸汽40016875 5625 2029 8 937 5 312 5 112 7 进料 5 回炼 5 0 8KgH2O tCAT 26 汽提蒸汽 汽提段锥底松动蒸汽 再生滑阀松动蒸汽 再生滑阀吹扫蒸汽 膨胀节吹扫蒸汽 提升管上段采样口吹扫 提升管下段采样口吹扫 上进料事故蒸汽嘴吹扫 下进料事故蒸汽嘴吹扫 安全阀吹扫蒸汽 再生催化剂带入蒸汽 再生催化剂带入烟气 饱和蒸汽 过热蒸汽 180 720 720 6318 25 220 250 192 180 48 48 48 48 900 1263 7 2527 3 351 12 22 13 89 10 7 10 2 67 2 67 2 67 2 67 50 0 70 2 140 4 2 5KgH2O tCAT 经验 经验 96Kg 汽 阀 经验 24Kg 汽 样口 24Kg 汽 样口 24Kg 汽 样口 24Kg 汽 样口 武汉炼油厂 0 5KgH2O tCAT 1kg 烟气 t CAT 1 8 4 再生器物料平衡 表表 5 5 再生物料平衡时的数据再生物料平衡时的数据 入 方Kg h出 方Kg h 干空气400740 52干烟气417405 7 水汽 水汽 主风带入水汽6342生成水11340 待剂带入水汽2527 3主风带入水6324 27 吹扫松动水汽768待剂带入水2527 3 焦炭22680吹扫松动水汽731 催化剂循环量2527300催化剂循环量2527300 合计4617735 4 6 合计4617735 4 6 1 8 5 再生器水平衡 表表 6 进入再生系统水汽数据表进入再生系统水汽数据表 项 目性 质温 度 Kg hKmol h 燃烧生成水过热蒸汽72011340630 待剂带入水过热蒸汽5102527 3140 4 主风带入水饱和蒸汽180 2805 18 155 84 待生滑阀吹扫蒸汽饱和蒸汽1801005 6 待生斜管松动蒸汽过热蒸汽1801508 3 28 待生斜管膨胀节吹扫蒸汽饱和蒸汽18018010 0 主风事故水蒸汽嘴吹扫蒸汽饱和蒸汽180603 3 燃烧油嘴吹扫蒸汽饱和蒸汽1801186 6 稀相喷水嘴吹扫蒸汽饱和蒸汽1801608 9 合计17440 48969 1 8 6 反应系统热平衡 表表 7 反应系统热平衡数据表反应系统热平衡数据表 供热 104kJ h耗热 104kJ h 再剂带入热10594 4反应热17166 9 焦炭吸附热12315 4水蒸气升温热452 7 再剂带入烟气水汽供热119 4原料升温汽化热4235 9 散热损失1173 3 总供热23029 2总耗热23029 2 1 8 7 再生系统热平衡 表表 8 再生系统热平衡的数据表再生系统热平衡的数据表 供 热 104kJ h耗 热 104kJ h 烧焦可利用热94774 65干空气升温热23992 83 主风带入水升温热1356 5 29 焦炭升温热525 22 待剂带入水升温热117 9 各处吹扫松动蒸汽升温热87 04 散热损失1466 5 5 催化剂带走热5626 3 外取热器取热11747 6 合计94774 65合计94774 65 1 8 8 再生器外取热器设计结果汇总 表表 9 再生器外取热器设计结果汇总再生器外取热器设计结果汇总 项 目单 位数 据 30 催化剂入出床层温度 720 570 循环取热水入出温度 25 400 外取热器热负荷kJ h11747 6 104 催化剂循环量Kg h2545 103 总传热系数Kcal m2 h320 传热面积m2163 取热管规格mm 144 8 单管长度m5 取热管根数根91 取热器内径m3 1 8 9 再生催化剂线路 表表 10 再生催化剂线路数据表再生催化剂线路数据表 推动力 Pa阻力 Pa 再生器顶压289796沉降器顶压279795 8 31 稀相管静压1269 1T 型快分出口以上沉降段静压335 二密静压4709 8T 型快分压降49 滑阀以上再生斜管静压52136提升管压降20188 滑阀以下再生斜管静压26264预提升管压降17194 1 合计373978 再生滑阀压降 合计 48089 373978 1 8 10 待生催化剂路线 表表 11 待生催化剂路线的数据待生催化剂路线的数据 推动力 Pa阻力 Pa 沉降器顶压279799 8 再生器顶压289795 8 T 型快分出口以下沉降段压2450T 型快分出口以上稀相段静压118 3 过渡段压降3822稀相管压降3087 汽提段压降42806 4 烧焦罐静压47100 滑阀以上待生斜管静压52136分布板压降13720 滑阀以下待生斜管静压26264待生滑阀压降56486 5 合计407278 2 合计407278 2 32 1 8 11 反再系统主要操作条件 表表 12 反再系统主要操作条件的数据表反再系统主要操作条件的数据表 项 目单 位数 据 反应器顶压MPa0 28 表 再生器顶压MPa0 275 表 反应温度 510 烧焦罐温度 700 再生温度 720 反应时间s2 9 剂油比7 46 回炼比0 5 焦中 H C 比8 92 烟气中氧含量 3 0 烟气中 CO CO20 再剂含碳量 0 05 新鲜原料预热温度 230 回炼油温度 300 大气温度 15 大气压力KPa101 空气相对湿度 56 33 1 9 设计特点 1 由于原料的性质 决定了装置属于热过剩类型 为了取走过剩热量 设计采用了下流式可调外取热器 2 采用不带有预混合管的高效烧焦罐再生器 3 采用高温短接触时间和气固接触良好的提升管反应 提升管采用上下 回径 出口安装弹射式快速分离器 以终止避免裂化二次反应 缩短剂油接触时 间 提高分离效率 4 为加强原料雾化效果 采用喉管式高效进料雾化喷嘴 控制出口线速 度达 70 90m s 可使油滴分离为平均直径小于 100 微米的雾滴 同时 改善油剂 接触 适当加大进料的雾化蒸汽量 改善原料的雾化条件 5 采用再生催化剂金属钝化技术 抑制重金属的污染 同时对降低氢气 和焦碳的生成是有效的 设计采用 Y 7 5 催化剂 使用钝化剂液收效果提高 气 体及焦碳产率下降 6 采用一氧化碳助剂燃烧完全再生 避免二次燃烧 7 气提段挡扳式选择八层环型挡扳 空气分布器采用分布管结构 8 反应器和再生器顶出口设计为外集气室 外集气室结构简单 耐高温 可以避免原来内集气型结构复杂 高温下受压力影响大 容易变形断裂等缺陷 这渣油催化裂化高反应温度高再生温度十分有利 9 本设计选用杜康型旋风分离器 10 提升管出口设 T 型快速分离装置 11 本设计选用卧式辅助燃烧室 用于开工时加热主风以预热两器使之升 34 温 在反应系统紧急停工时 可用于维持系统温度 在正常生产操作时作为主风 通道 12 催化剂输送采用斜管输送 35 2 设计计算 2 1 基础数据 处理量 180 万吨 年 年开工按 8000 小时计 其它数据见表 13 14 15 16 17 表表 13 基础数据表基础数据表 项目数值项目数值 处理量 t a 烟气中氧气量 1800000 3 0 焦碳产率 焦中氢碳比 重 11 2 10 90 空气相对湿度 56大气温度 15 大气压力 KPa101再生剂含碳量 0 06 表表 14 原料和产品性质原料和产品性质 项目原料油汽油柴油回炼油 比重 d2040 89570 74770 85410 8854 10 93236403 30 112255419 50 132286433 70 152317450 恩 氏 蒸 馏 90 173349489 残炭 w 4 34 36 100 厘斯 27 50 苯胺点121 00 回炼比 0 5 表表 15 产品收率产品收率 产品总气体汽油柴油焦炭合计 产率 w 12 040 136 711 2100 表表 16 气体组成气体组成 组分H2H2SC01C02C 2C03 w 5 040 295 134 754 095 23 组分C 3IC04NC04C 4 1IC 4TC 4 2C 4 2 w 22 1412 173 7120 259 67 6 表表 17 催化剂组成催化剂组成 孔体积骨架 密度 充 气 密 度 筛分组成 w ml gg mlg ml 20 20 40 40 80 80 110 110 0 1462 860 857 120 260 511 21 0 2 2 再生部分计算 2 2 1 燃烧计算 1 焦中碳量 氢量及硫量 烧焦量 1800000000 8000 11 2 25200kg h 37 先计算干气相对分子质量 M 34 0 29 2 5 04 16 5 13 30 4 75 28 4 09 44 5 23 42 22 14 58 12 17 5 6 9 6 56 7 6 56 20 25 43 221kg kmol 焦中硫含量 原料中硫含量 干气中硫含量 即 1800000000 8000 0 13 1800000000 8000 12 0 0 29 32 43 221 234 52 kg 则烧碳量 25200 90 22680kg h 1890kmol h 烧氢量 25200 10 2520kg h 1260kmol h 2 烧焦需空气量和燃烧产物量 理论耗 O2量 碳生成二氧化碳耗氧量 1890 1 1890kmol h 氢生成水耗氧量 1260 0 5 630kmol h 硫生成二氧化硫耗氧量 7 1 1 7 1kmol h 理论耗氧量 1890 630 7 1 2520kmol h 80640kg h 燃烧产物量 碳生成 CO2量 1890kmol h 22680kg h 氢生成 H2O 量 1260 kmol h 34020 kg h 硫生成 SO2量 7 1kmol h 227 2 kg h 理论干空气量 38 理论氮气量 2520 79 21 9480kmol h 265440kg h 理论干空气量 2520 9480 12000kmol h 346080kg h 实际干空气量 烟气中过剩氧体积 3 则 3 O2过 理论干烟气量 O2过 N2过 O2过 CO2 N2理 SO2 O2过 N2过 O2过 3514 76 16637 1 114 1 O2 过 O2 过 79 21 故 O2过 398 02kmol h N2过 398 02 79 21 1497 31kmol h 41924 kg h 实际干空气量 1497 31 12000 398 02 13895 33kmol h 400740 52kg h 湿空气量 主风量 大气温度 15 相对湿度 56 查 石油加工工艺学 中册图 6 29 得绝对湿度为 0 009kg 水汽 kg 干空气 空气带入水量 704771 44 0 009 6342 94kg h 352 39kmol h 湿空气量 13895 33 155 84 14051 17kmol h 314746 21m3 h 此即正常主风量 依此量 110 可作为选主风机的依据 314746 21 110 346220 83 m3 h 5770 m3 N min 故选 D1800 3 3 0 98 型主风机 4 台并联 总干烟气量 总干烟气量 CO2 SO2 O2 N2 理 N2 过 39 1890 7 1 14980 1497 31 398 02 13265 33kmol h 则总干烟气的质量流率 1890 44 7 1 64 398 02 32 14980 28 1497 31 28 13265 33kg h 总湿烟气量 总干烟气量 空气带入水量 生成水量 417405 7 kg h 14051 17 kmol h 湿烟气组成 表表 18 烟气量及组成数据烟气量及组成数据 流 量组成 mol 组 分 Kmol hKg h 相对分子量 干烟气湿烟气 CO21890831604414 8613 74 SO2 O2 7 1 2520 227 2 80640 64 32 0 47 3 02 0 45 2 77 N294802654402881 6575 46 总干烟气11786 02361336 6430 67100 0 生成水汽6301134018 主风带入水汽155 842805 1818 7 58 总湿烟气14051 17