年产30万吨催化裂化反应再生装置设计设计

1、毕业设计年产30万吨催化裂化反应再生装置设计1引言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的生产中占有很重要的地位。催化裂化过程投资少、操作费较低、原料适应性强，轻质产品收率高，技术成熟，是目前炼油厂利润的主要来源。因此，催化裂化工艺在石油加工的总流程重占有十分重要的地位，成为当今石油炼制的核心工艺之一，并将继续发挥举足轻重的作用。1.1催化裂化工艺发展及现状催化裂化技术由法国E.J.胡德利研究成功，于1936年由美国索康尼真空油公司和太阳石油公司合作实现工业化，当时采用固定床反应器，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

2、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。由于高压缩比的汽油发动机需要较高辛烷值汽油，催化裂化向移动床和流化床两个方向发展。移动床催化裂化因设备复杂逐渐被淘汰，流化床催化裂（FCC）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。60年代，出现分子筛催化剂，因其活性高，裂化反应改在一个管式反应器中进行，称为提升管催化裂化。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

3、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。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。长期以来，流化床催化裂化原料主要为原油蒸馏的馏出油和热加工馏出油，原料中镍、钒(会使催化剂中毒)含量一般均小于0.5ppm。在以减压渣油作催化裂化原料时，通常要在进入催化裂化装置前，用各种方法进行原料预处

4、理，除去其中大部分镍、钒等金属和沥青质。70年代以来，由于节约石油资源引起商品渣油需求下降。因此，流化床催化裂化装置掺炼减压渣油或直接加工常压渣油已相当普遍。主要措施是：采用抗重金属中毒催化剂；在原料中加入钝化剂等。中国1958年在兰州建成移动床催化裂化装置，1965年在抚顺建成流化床催化裂化装置，1974年在玉门建成提升管催化裂化装置。1984年，中国催化裂化装置共39套，占原油加工能力23%。1.2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

5、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，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20100pm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

6、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。1.2.1催化裂化装置的组成催化裂化装置主要由4个部分组成：原油蒸馏装置、反应再生装置、分馏装置、吸收稳定装置。原油蒸馏装置原油蒸馏装置是炼油工艺流程中的第一套装置，原油通过蒸馏分成几种中间成品：石脑油、煤油馏分、柴油馏分和瓦斯油。原油中的最重要部分，不能通过常压塔蒸出，加热后送往减

7、压塔，分割成瓦斯由和减压渣油。从减压塔出来的减压渣油被送往延迟焦化装置、脱沥青装置或减粘裂化装置进一步加工，或者作为燃料油或道路沥青出售。常规的催化裂化装置的原料瓦斯主要来自常压蒸馏塔、减压蒸馏塔和延迟焦化装置。另外，一些炼油厂将常压或减压渣油掺入FCC装置的原料进行加工。（2）反应再生装置反应再生系统其主要任务是完成原料油的转化。原料油通过反应器与催化剂接触并反应，不断输出反应产物，催化剂则在反应器和再生器之间不断循环，在再生器中通入空气烧去催化剂上的积炭，恢复催化剂的活性，使催化剂能够循环使用。反应阶段原料经换热后与回炼油混合经对称分布物料喷嘴进入提升管，并喷入燃油加热，上升过程中开始在高

8、温和催化剂的作用下反应分解，进入沉降器下段的气提段，经汽提蒸汽提升进入沉降器上段反应分解后反应油气和催化剂的混合物进入沉降器顶部的旋风（一般为多组），经两级分离后，油气进入集气室，并经油气管道输送至分馏塔底部进行分馏，分离出的催化剂则从旋分底部的翼阀排出，到达沉降器底部经待生斜管进入再生器底部的烧焦罐。再生器阶段，催化剂因在反应过程中表面会附着油焦而活性降低，所以必须进行再生处理，首先主风机将压缩空气送入辅助燃烧室进行高温加热，经辅助烟道通过主风分布管进入再生器烧焦罐底部，从反应器过来的催化剂在高温大流量主风的作用下被加热上升，同时通过器壁分布的燃油喷嘴喷入燃油调节反应温度，这样催化剂表面附着

9、的油焦在高温下燃烧分解为烟气，烟气和催化剂的混合物继续上升进入再生器继续反应，油焦未能充分反应的催化剂经循环斜管会重新进入烧焦罐再次处理。最后烟气及处理后的催化剂进入再生器顶部的旋风分离器进行气固分离，烟气进入集气室汇合后排入烟道，催化剂进入再生斜管送至提升管。（3）分馏装置主要任务是根据反应油气中各组分沸点的不同，将它们分离成富气、粗汽油、轻柴油、回炼油、油浆，并保证汽油干点、轻柴油凝固点和闪点合格。主分馏塔或称主塔的作用是取出反应油气所带的过剩热量，回收液体产品。从反应器出来的高温蒸气产物从接近底部的地方进入主分馏塔。烃类蒸气在塔中向上流经塔板，不断通过冷凝和重新气化而完成分馏过程。吸收稳

10、定装置吸收稳定装置利用各组分之间在液体中溶解度不同把富气和粗汽油分离成干气、液化气、稳定汽油。吸收-稳定系统包括吸收塔、解吸塔、再吸收塔、稳定塔以及相应的冷换设备。由分馏系统油气分离器出来的富气经气体压缩机升压后，冷却并分出凝缩油，压缩富气进入吸收塔底部，粗汽油和稳定汽油作为吸收剂由塔顶进入,吸收了C3、C4(及部分C2)的富吸收油由塔底抽出送至解吸塔顶部。吸收塔设有一个中段回流以维持塔内较低的温度，吸收塔顶出来的贫气中尚夹带少量汽油，经再吸收塔用轻柴油回收其中的汽油组分后成为干气送燃料气管网。吸收了汽油的轻柴油由再吸收塔底抽出返回分馏塔。解吸塔的作用是通过加热将富吸收油中C2组分解吸出来，由

11、塔顶引出进入中间平衡罐，塔底为脱乙烷汽油被送至稳定塔。稳定塔的目的是将汽油中C4以下的轻烃脱除，在塔顶得到液化石油气,塔底得到合格的汽油一一稳定汽油。1.2.2催化裂化的催化剂催化裂化所用催化剂主要成分为硅酸铝，起催化作用的是其中的酸性活性中心。移动床催化裂化采用35mm小球形催化剂。流化床催化裂化早期所用的是粉状催化剂，活性、稳定性和流化性能较差。60年代初期，工业FCC催化剂中引入沸石是催化裂化发展史上最重要的进展之一。沸石催化剂能够以小的投资获得大的利润。简单地说，沸石催化剂过去和现在一直给炼油厂带来最大的效益。催化剂技术的开发仍在延续，使炼油厂用最小的投资来满足市场需求。与无定型硅铝催

12、化剂相比。沸石催化剂具有更高的活性和选择性。高的活性和选择性有助于生产更多有价值的液体产品和提高裂化能力。为了最大限度地发挥沸石催化剂的优势，炼油厂改造了旧装置，以裂化更多的重质、低廉的原料。在反应过程中由于不挥发的类碳物质沉积在催化剂上，缩合为焦炭，使催化剂活性下降，需要用空气烧去，以恢复催化活性，并提供裂化反应所需热量。1.3催化裂化的发展技术展望近年来，催化裂化原料的品质越来越差，但对提高目的产物收率、汽柴油质量、柴汽比，以及多产丙烯和改善烟气排放等提出了更高的要求。围绕这些问题,催化剂、设备和工艺技术方面的新技术不断涌现，推动着催化技术不断向前发展。由于催化裂化过程的庞大加工规模,目的

13、产品产率提高一个百分点即可产生巨大的经济效益，因此提高目的产品产率始终是催化裂化技术进步的主旋律。由于馏分油和重质油性质的显著差别，至今所取得的大多数技术进步主要都是针对重油催化裂化。此外，近年来对催化裂化产品质量的要求越来越高，对产品需求结构的变化，以及环保法规的逐渐完善，都促进了催化裂化技术的发展。虽然计划在北美限制对运输车的需求，但在世界其他地方的经济增长仍将需要从原油制取燃料。远东、拉丁美洲和前苏联是运输燃料需求持续增长的地区。苏联、东欧的解体，国有石油公司的私有化，以及环境清洁燃料的全球意识将加速对运输燃料的需求增长。在未来的几年中，练油工业要经历严峻的挑战。在美国，炼油厂面临着炼油

14、能力过剩，企业增长缓慢，为遵守环境卫生与安全法规要求高投资和高操作成本。油品工业总体上，尤其是炼油工业，技术已经成熟。它们经历了漫长的变革并留下应对挑战的记录。建立任何时候都不会迅速减少的可靠原油供应，进入21世起，石油燃料将继续是运输能源的主要来源。生产商和炼油厂一直，并且将来还会保持对环境负责。现有先进的产品分销系统的基础能够轻易地与替代燃料竞争。未来的燃料在环境和经济方面都应有竞争力。新的全球市场形势将会结束在新技术方面投资与设施不足的情况。更大更有效的操作才能生存下来，注意力将集中市场缺口上。美国的原油加工能力预计充其量以每年0.5%的速率增长。估计不会有新的炼油厂建在美国。更轻的和更

15、高附加值的产品继续受青睐，渣油燃料将继续减少。对超高辛烷值汽油的需求将保持稳定。FCC装置优化的性能与可靠性将在炼油厂的竞争与生存中起主要的作用。已被证明这一多方面综合技术，可随炼油厂的需要与要求作出改变。作为炼油厂最有效的转化过程，它将为满足未来新配方燃料的要求继续起重要作用。2反应再生装置设计2.1设计原则工程设计采用国内开发的先进可靠的工艺技术，成熟可靠的新设备、新材料等，以达到装置技术先进，经济合理。采用集散型控制系统(DCS)，提高自动控制水平。尽量采用“清洁工艺”减少环境污染。严格遵循环保、安全、卫生有关法规，确保装置的安全生产。充分吸收国内生产装置长期实践积累的有利于长周期运转，

16、降低能耗以及简化操作等方面的经验，确保装置投产后高水平，安、温、长、满、优生产。2.2设计依据苏北常压油和苏北直馏汽油的各种物理和化学的特点。高品质的汽油和柴油是本设计装置所生产的主要的目的产物。根据国家对石油化工生产和石油化工设计的一系列的相关的标准。根据现阶段对节能和环境保护的要求，对设计的各方面进行综合的考虑。2.3设计方案的选定2.3.1反应再生工段主要装置类型由于渣油中残炭、重金局以及硫、氮等化合物含量均较高，给加工带来一定的难度。80年代以来流化催化裂化工艺的发展特点是解决实现渣油催化裂化的技术关键。目前已经工业化的渣油催化裂化技术有3种类型即：HOC、RCC、RFCC,下面分别介

17、绍其技术特点。(1)HOC技术该技术是由凯洛格与菲利浦斯公司共同开发的。第一套工业化装置于1961年投产。是世界上最早实现工业化的渣油催化裂化装置。图2-1为采用新超正流“F型”结构的HOC装置的反应一再生系统流程图。它设有床层取热盘管和上流式外取热器以取走再生的过剩热量。其所用原料为经严格脱盐的渣油(原油经二级脱盐，有时渣油再用适量石脑油稀释进行三级脱盐)，使钠肯量小于1ppm。该技术的主要特点是：原料中的残炭在催化裂化过程中全部转化为焦炭。因此渣油催化裂化的化炭产率高，为原料残炭值与反应的焦炭之和。故对不同原料采取不同措施：对残炭值小于5%，重金属钒含量小于5ppm的渣油可以直接进行催化裂

18、化，操作中只需采用较高的剂油比和较低的原料预热温度，不需增加取热设备。对钒含量为530ppm，残炭为510%的常压渣油原料，需增加取热设备，并需使用金属钝化剂。对质量较差的原料即钒含量大于30ppm，残炭超过10%的高含硫渣油，不仅装置需增加取热设施，而且原料必须进行加氢脱硫预处理方能进HOC装置。为了降低焦炭产率，操作上应采取如下措施：采用较大的两器压差，以利于降低反应压力。减少回炼，其回炼比一般约为0.09左右。为改善油剂接触采用上流式斜管，以保证催化剂在到达喷嘴处时可以比较均匀的分布，使油剂接触良好促进汽化。另外还采用了雾化效果较好的多喷嘴进料方式，同时加大雾化蒸汽用量，一般相当进料量的

19、510%。采用高温短接触的反应条件，并在提升管出口设置快速分离装置以便尽快终止反应。加*1击分fl#基8E在待生立管下部有外套简，以便使待生催化剂在再生器内保持上进下出与空气逆流的烧焦方式，从而可以避免高含炭量的待生催化剂与新鲜空气接触引起催化剂的内外表面温度过高造成高温失活。采用金属钝化剂来减少重金属的污染。HOC的两器结构采用网铀式，占地面积小，两器基础钢材用量少，故节省投资。（2）RCC技术技术为UOP公司与阿西兰德公司联合开发。第一套工业装置于1983年投产，年处理量200万吨。图2-2RCC装置反应再生系统RCC技术的主要特点是：UOP公司的看法是：原料中残炭值的70%将转化为焦炭。

20、所以它认为渣油催化裂化的焦炭产率等于馏分油的生焦率加残炭值乘70%,或约等于原料的兰氏残炭恒加4.2%，因此对劣质渣油需经预处理，与之配套的处理过程为思格哈德公司开发的ART装置。为了移出过剩热量，RCC再生器内可以装设取热盘管或设置下流式外取热器。对残炭小于7%、金属含量小于35ppm的原料可以直接进RCC装置进行催化裂化。而对残炭小于5%的原料可以不设取热装置。为了降低焦炭产率，来用无回炼操作，并改动了进料位置和使用高效雾化喷嘴，采用较低的反应压力，且在进料中注入1113%的液体水或其它稀释剂以改善原料雾化和降低油气分压。同时可以减少油气在提升管内的停留时间。为了尽快终止反应，还在提升管出

21、口装设结构简单的弹道式快速分离器，其效率与粗旋风分离器相当。为了提高再生效率，采用两段式烧焦的再生器，第一段为逆流式不完全再生,在该段内烧去焦炭中的全部氢和80%90%的碳和硫，在第二段采用高氧分压的完全再生，使再生催化剂的含炭量降到0.05%以下。为充分利用过剩氧使二段再生烟气进入一段与一段烟气一起离开再生器。RCC技术不使用金属钝化剂，而是利用水蒸气进行钝化，其理论根据是：沉积在催化剂上的重金属在高温水蒸气的作用下形成氧化物，而催化剂在提升管内停留时间很短，该金属氧化物来不及还原，故可以起到钝化作用。实践证明效果是明显的，平衡催化剂上的金属含量达到1000015000ppm时，操作依然正常

22、，氢气产率只有0.060.12%(重)。RFCC技术该技术是由法国Total石油公司在工业生产装置上逐步摸索，改进发展起来的渣油催化裂化加工技术。其反应再生工段流程如图2-3所示。RFCC技术的主要特点：从理论和实践的结合上确立了催化原料中的沥青质在裂化时可以断裂为中间馏分的新概念。因此它认为渣油催化裂化的焦炭产率与原料的残炭值无直接关系。采用高度雾化的特殊进料喷嘴。使雾化的油滴直径比催化剂的平均直径还小。由于微细的油滴与悬浮状的高温催化剂接触仅几毫秒就使沥青质迅速汽化并裂解，从而生成单环、双环、三环芳烃产物。又由于采用单程裂化方式，至使渣油催化裂化的焦炭产率与馏分油裂化很接近，因而可以不设取

23、热装置。同时为了使油剂迅速分开，在提升管出口装有垂直齿缝式快速分离器。采用两段再生技术，一段再生保持较低的温度(670690C)和较低的空气用量，以便达到：a.烧去焦炭中的全部氧(最低80%)和40-60%的碳及硫：b.通过改变烧焦量以控制第一再生器释放的热量，二段再生器由于焦中氢已不多，且不使用水蒸气故可采用高温（800C以上）和高过剩空气，使再剂含炭量降低到0.05%以下，而不致出现使催化剂产生水热失活现象。为了在高温下不使设备材质受影响，第二再生器采用单级外旋风分离器且涂耐热耐磨衬里。空r图2-3RFCC装置反应再生系统使用超稳HY分子筛催化剂如：DAVigon公司生产的OCTACAT。

24、这种催化剂氢转移活性低，可增加汽油辛烷值，并使轻柴油收率明显上升，油浆及焦炭产率下降，且有较好的抗污染性能。使用金属钝化剂抑制镍、钒等金属对催化剂的污染。井要求加强原油的说盐以减少渣油中的钠含量，一般至少采用二级脱盐。2.3.2设计方案的选择根据苏北常压油和苏北直馏汽油的各种物理和化学的特点。稳定的汽油、轻柴油、焦碳、液化石油气是本设计装置所生产的主要目的产物。根据国家对石油化工生产和石油化工设计的一系列的相关的标准和现阶段对节能和环境保护的要求，对设计的各方面进行综合的考虑。在选设备时要考虑技术先进，稳妥可靠。装置操作灵活。经济合理。尽可能多产生液化气。装置自行换热，不考虑与其它装置热联合。

25、采用先进的电动仪表。所以综合各方面因素我此次设计选用RFCC反应再生系统。2.4装置概况根据以上的原则、依据及方案，我决定参照清江石化有限公司的30 xl04t/a重油催化裂化装置来设计这套30万吨/年催化裂化反应再生装置。2.4.1装置规模设计能力为30 x104t/a。2.4.2装置开工时数装置物料平衡按年开工实数7200小时考虑。2.4.3原料油设计采用的原料油为苏北常压渣油。2.4.4产品方案生产产品方案为以多产汽油为主，兼顾生产液化石油气的方案。2.4.5催化剂及助剂苏北原油中重金属的含量较高，所以采用具有较高的、活性优良的热稳定性小和抗重金属污染能力的催化剂。这种催化剂堆积密度适中

26、，易于流化，具有较好的重油裂化能力，具有很强的造气功能。采用催化剂CC-16，同时考虑采用金属钝化剂及CO助燃剂。2.4.6设计内容和范围本装置包括反应再生装置，主风机及烟气能量回收装置、分馏装置、吸收稳定装置、气压机装置、余热锅炉及产汽装置。2.5主要技术方案及装置特点本装置为重油催化裂化装置，根据重油催化裂化的特点及装置的原料性质及产品方案等因素选择适合重油催化裂化的催化剂和相应的工艺技术。2.5.1两器采用同轴式结构两器型式采用沉降器在上，再生器在下的同轴式结构。这种布置型式允许的两器压差大，很好地兼顾了反应和再生对操作压力的不同要求。另外，同轴布置还具有结构简单，操作控制灵活方便，压力

27、平衡适用范围大，抗事故干扰，尤其是抗催化剂倒流能力强，占地面积小等优点。2.5.2反应部分工艺技术方案及特点吸收国内外同类生产装置的经验，并结合本装置具体特点，为进一步改善产品分布，提高轻油产率、降低干气及焦炭产率，在提升管反应系统设计中采用以下系列措施。设置予提升段，提升介质为自产干气和蒸气。予提升段的目的在于催化剂整流，使催化剂和油气保持均匀接触。采用高效率雾化喷嘴，改善雾化效果，提高轻质油回收率，减少干气及焦炭产率。提升管中上部设有注反应终止剂措施。为了抑制氢气转移等二次反应及减少热裂化反应，在提升管中上部设有反应终止剂注入点，以增加操作的灵活性及适应性。提升管出口快分技术。提升管出口采

28、用粗旋加单旋并采用近似直连技术，使催化剂与反应油气迅速分离，力求减少油气在高温区的停留时间，从而减少干气的产生。采用两段汽提提高汽提效果对降低再生器的烧焦负荷和减轻催化剂水热失活有很大好处，本次设计采用两段汽提，以改善汽提蒸气与待生催化剂的接触，提高汽提效果。同时设计采用较长的催化剂停留时间和较高的汽提温度，有助于提高汽提效果。采取上述措施使得催化剂在从进入提升管至离开沉降器气体段的整个过程中均处于良好状态。通过予提升段尽可能地使催化剂流动均匀。采用高效雾化喷嘴使催化剂与良好雾化并均匀分布的原料油雾滴接触，达到瞬间汽化、反应的目的。使用终止剂技术及减少二次反应的措施可以减少裂化反应，使反应油气

29、在高温区的停留时间尽可能缩短。加之完善的汽提措施，从而达到提高轻质油收率，降低干气、焦炭产率的目的。2.5.3再生装置部分工艺技术特点再生方案的选择原则应能满足降低再生催化剂定碳以使催化剂性能得以充分发挥，同时应避免采用过于苛刻的再生条件，以利于恢复并保护催化剂活性。本装置采用的是单段再生，为了达到在合理的再生条件下尽量降低再生剂的含碳量，本设计采取了多项提高烧焦效果的措施，各项措施综述如下：采取加CO助燃剂的完全再生方案完全再生，由于平均氧浓度的提高可使再生剂含碳明显降低。完全再生有高温完全再生和助燃剂的完全再生。本设计采用加助燃剂的完全再生。采用较高的再生温度再生温度是影响再生效果的重要因

30、素，再生温度的提高可大大提高焦炭燃烧速度，因此本装置在避免水热失活的前提下，尽量提高再生温度，设计再生密相温度为690C。采用逆流再生通过加高待生套筒使待生催化剂进入密相床上部，催化剂向下流动与主风形成气固逆流接触烧焦。由于高含氧的气体和低含碳的催化剂接触，因此，整个烧焦过程化学动力学速度比较均一，有利于提高总的烧焦程度，降低总藏量。在待生套筒出口配置待生催化剂分配器，使待生剂均匀分布于再生密相床上部，为形成单段逆流高效再生提供基本的保证。采用高床层再生及较高的密相线速本装置釆用8.5m的密相床高，较高的再生密相床高度不仅可提高气固的单程接触时间，而且有利于CO在密相床中燃烧，并提高输送推动力

31、，提高密相床层线速是提高烧焦强度的一种有效手段，本装置采用0.841.0m/s密相床层线速，以提高烧焦的氧传递速度从而达到提髙烧焦強度的目的。釆用改进的主风分布管主风的分布好坏将直接影响再生器的流化质量，从而影响烧焦效果。本次设计采用改进的主风分布管，改善流化质量并降低主风分布管的磨损。2.5.4采用气控外循环式外取热器由于装置设计生焦率高达90%，再生器热量过剩，因此，设计中设置了一台洛阳石化工程公司开发的气控式外取热器，可灵活调节取热负荷，以满足两器热平衡需要。2.5.5合理、可靠的主风及烟气系统本装置再生器采用单段完全再生方式，其主风、烟气流程及机组配置均较简单，设置一台离心式风机为再生

32、器供风，一台离心式风机作为备机。烟气经三旋后进入烟气轮机回收其压力能后，至余热锅炉回收其显热，然后经烟囱排入大气。2.5.6机组方案及特点主风机组主风机组采用离心式主风机+烟气轮+电动/发电机三机组配置。为再生器及增压机提供主风。备用主风机釆用离心式主风机+电机二机组配置。作为本装置的备机。增压机采用增压机+电机二机组配置，一开一备。该机为外取热器、外取热器返回管及待生套筒供风。气压机组气压机组采用气压机+凝汽式透平二机组配置。2.5.7釆用多项新技术为提高装置总体技术水平，设计中采用多项国内新近开发的新技术、新设备、新材料等。原料及油浆雾化釆用LPC型高效喷嘴该喷嘴具有压降低、雾化效果好、干

33、气及焦炭产率低、轻质油收率高、操作平稳及油、汽互不干扰等特点，可以满足工艺过程的要求，且可在一定程度上降低能耗。采用气控外循环取热器气控外循环取热器是洛阳石化工程公司的专利技术。该型式外取热器具有结构简单、操作方便：调节灵活、运行可靠等特点。外取热器取热管采用肋片管，具有传热系数高、设备结构紧凑、抗事故能力强等优点。外取热水系统釆用自然循环方式，节省动力，运行可靠。釆用高效PV型旋风分离器从维持反再系统平隐操作，减少催化剂自然跑损的角度出发，本装置反再系统中旋风分离器均釆用分离效率高、结构简单、操作弹性大的PV型旋风分离器。用两段汽提技术改善汽提效果是降低焦炭产率的一个重要手段，为此，本装置采

34、用两段汽提的技术。有针对性地釆用折流杆式冷凝器分馏塔顶油气冷凝系统的压降大小直接影响气压机的功率消耗以及吸收稳定系统的操作，因此分馏塔顶油气水冷系统采用低压降折流杆式冷凝器。气压机二段出口水冷器也釆用折流杆式冷凝冷却器，以减小系统压降。机泵选用高效率的流程泵，部分机泵配置变频电机。单、双动滑阀，塞阀均采用电液执行机构和冷壁式阀体结构。釆用低毒无味的LMP-4型金属钝化剂。为保护烟机并减少烟气中粉尘对大气的污染，本装置釆用操作弹性大、分离效率高、立式PDC型三级旋风分离器，且采用大流量单管巾300mm。3工艺流程简述本装置包括反应再生装置、分馏装置、吸收稳定装置。3.1反应再生装置130C原料油

35、自常压装置进入本装置原料油缓冲罐，经原料油泵升压与轻柴油、循环油浆换热，换热后温度至180C左右和回炼油混合，分四路经原料油雾化喷嘴进入提升管反应器，油浆经单独的喷嘴进入提升管反应器，在此与高温再生催化剂接触并迅速升温、汽化，在催化剂沿提升管向上流动的同时，原料不断进行反应，生成汽油、轻柴油、液化石油、干气、油浆等气相产物，同时生成的焦炭覆盖在催化剂表面，使其裂化活性逐渐降低，成为待生催化剂，反应油气与待生催化剂经提升管反应器出口粗旋迅速分离。进入沉降器后，油气经单级旋风分离器分离催化剂后，离开沉降器进入分馏塔。待生催化剂在沉降器下部的汽提段与蒸汽逆流接触，以置换催化剂所携带的油气，汽提后的催

36、化剂经待生立管、待生塞阀、待生立管套筒进入再生器的密相床，在690C的再生温度、富氧、CO助燃剂的条件下进逆流完全再生，催化剂活性得到恢复再生斜管输送到提升管反应器循环使用。再生过程的过剩热量由外取热器取走。再生器的部分催化剂由外取热器入口管进入外取热器壳程，在流化风的作用下，呈密相向下流动，在流经翅片管束间降温冷却，冷却后的催化剂经外取热器返回管由提升风提升返回再生器密相床层中部，外取热器流化风、提升风由增压机提供。再生烟气经三组二级旋风分离器分离催化剂后，再经三级旋风分离器进一步分离催化剂后进入烟气轮机膨胀做功驱动主风机。从烟气轮机出来的烟气进入余热锅炉进一步回收烟气的热能，使烟气温度降到

37、180C以下，最后经烟囱排入大气。3.2分馏装置由沉降器顶部出来的反应产物油气进入分馏塔下部，经装有挡板的脱过热段后，油气自下而上通过分馏塔。经分馏后得到富气、粗汽油、轻柴油、重柴油（也可以不出重柴油）、回炼油及油浆。如在塔底设油桨澄清段，可脱除催化剂出澄清油，浓缩的稠油浆再用回炼油稀释送回反应器进行回炼并回收催化剂。如不回炼也可送出装置。轻柴油和重柴油分别经汽提塔汽提后再经换热、冷却然后出装置。轻柴油有一部分经冷却后送至再吸收塔，作为吸收剂，然后返回分馏塔。为了取走分馏塔的过剩热量和使塔的负荷分布均匀，在塔的不同位置分别建立4个循环回流即：顶循环回流、一中段回流、二中段回流及油浆循环回流。3

38、.3吸收稳定装置从分馏塔顶油气分离器来的富气进入气压机一段进行压缩，然后由气压机中间冷却器冷至40C,进入气压机中间气液分离器进行气、液分离。分离出的富气再进入气压机二段。气压机二段出口富气经压缩富气空冷器冷却后与解吸塔顶气、富气洗涤水，吸收塔底油混合，经压缩富气冷凝冷却器冷凝冷却至40C,进入气压机出口油气分离器进行气、液分离，分离后的气体进入吸收塔，用粗汽油及稳定汽油作吸收剂进行吸收，吸收过程放出的热量由吸收塔中段回流取走。贫气至再吸收塔，用轻柴油作吸收剂进一步吸收后，干气自塔顶馏出经干气分液罐后，送至产品精制。4计算部分4.1物料衡算4.1.1反应再生物料衡算焦碳中H/C（重）烟气组成再

39、生催化剂含碳量大气温度大气相对湿度大气压力8/92。2CO2/CO(分子比)0.0225C50%101kPa0.3%完全再生焦中的碳含量和氢含量焦碳产量41667x9.0%=3750(kg/h)焦中碳量3750 x0.92=3450(kg/h)焦中氢量3750 x0.08=300(kg/h)a)理论耗氧量生成CO2耗氧3450/12=287.5(kmol/h)生成H2O耗氧300/4=75(kmol/h)理论耗氧量=287.5+75=362.5(kmol/h)燃烧产物量生成CO2量287.5x44=12650(kg/h)生成H2O量150 x18=2700(kg/h)C)理论干空气量理论N2量

40、79/21x362.5=1363.69(kmol/h)干空气量362.5+1363.69=1726.19(kmol/h)过剩空气量烟气中含过剩氧0.3%则0.3%=过剩氧气量/(理论干烟气量+过剩氧气量+过剩氮气量)故过剩氧气量=0.003(287.5+1363.69)/0.1-0.003(79/21+1)=57.79(kmol/h)过剩氮气量=57.79x79/21=217.40(kmol/h)所以过剩空气量=57.79+217.40=275.19(kmol/h)总干气量=1726.19+275.19=2001.38(kmol/h)空气带入水量=分子湿度x干空气分子数由空气温度25C相对湿度

41、50%查空气相对湿含量和相对湿度的关系图，可得空气湿含量为0.01kg水汽/kg干空气故空气带入水量=0.01x2001.38=20.01(kmol/h)烧焦所需主风量(即湿空气量)=2001.38+20.01=2021.39(kmol/h)=45279.14(标m3/h)湿烟气量=CO2+理论N2+生成水+过剩干空气+空气带入水=287.5+1363.69+150+275.19+20.01=2096.4(kmol/h)=46959.4(标m3/h)烧焦耗风指标=46959.4/3750=12.5(标m3/kg焦)烟气比=湿烟气量/湿空气量=46959.4/45279.1=1.04公式里的湿烟

42、气不包括各项吹入水蒸气量表4-1烟气量及组成数据项目流量分子量组成(mol)(kmol/h)kg/h干烟气湿烟气CO2278.5122544414.9213.710257.791849.28N21581.0944270.52总干烟气2001.3861057.92生成水汽1502700主风带入水汽20.01360.18总湿烟气2096.461833.51323.02.762882.0875.3930.5100-18-8.4118-100系统进料F1苏北渣油41666kg/h表4-2出料中各主要组分的收率组分液化石油气轻柴油焦炭汽油干气及损失收率（）2021.59.0445.5所以出料中各组分的量

43、:F2液化石油气41666x20%=8333.2(kg/h)F3轻柴油41666x21.5%=8958.19(kg/h)F4焦炭41666x9.0%=3749.94(kg/h)F5汽油41666x44%=18333.04(kg/h)F6干气及损失41666x5.5%=2291.63(kg/h)表4-3反应再生工段物料平衡物料名称收率（）流量(kg/h)原料苏北渣油-41666产液化石油气208333.2轻柴油21.58958.19焦炭9.03749.94物汽油4418333.04干气及损失5.52291.63合计100416664.2能量衡算4.2.1反应再生工段能量衡算表4-4各物料在反应条

44、件下的热性能参数物料名称反应条件下温度（K）反应条件下热性能参数原料苏北渣油600Cp=1.33745kJ/(kgK)液化石油气773Cp=1.534kJ/(kgK)产轻柴油773Cp=1.709kJ/(kgK)焦炭983Cp=1.502kJ/(kgK)物汽油773Cp=2.22kJ/(kgK)干气773Cp=1.2kJ/(kgK)由此工段进入的能量QQ1=1337.45x41666=55726191.7(kJ/h)由此工段输出的能量q2Q2=1.534x773x8333.2+1709.61x8958.19+1.502x983x3749.94+2.22x773x18333.04=6219362

45、5.3(kJ/h)所以在此工段中需要向外界传热62193625.3KJ/h4.3再生工段热量衡算4.3.1再生器的热量平衡计算再生器的顶部压力：0.27MPa焦炭中的H/C：8/92烟气中的含氧量：3.0%再生催化剂的含量：0.02%大气温度：25C大气湿度：50%TOC o 1-5 h z再生器顶部温度：690C再生器温度：710C温降取主生风入再生器的温度：140C供热-烧焦放出的热量(因为完全再生故可认为没有CO)焦炭的产量：41666x9.0%=3750(kg/h)焦中的炭量：3750 x0.92=3450(kg/h)焦中的氢量：3750 x0.08=300kg/h)生成CO2放热：3

46、450 x4.1868x8100=11700.0 x104(kJ/h)生成水放热：300 x28600 x4.1868=3592.3x104(kJ/h)烧焦的总放热为：(11700.0+3592.3)x104=15292.3x104kJ/h由经验值取焦炭的脱附热为总放热量的：11.5%则可利用的热量：Q=15292.3x(1-0.115)x104利=13533.6x104(kJ/h)出再生器的热量干空气的升温热Q干空气干空气的升温热Q=干空气量x空气的平均比热容(出再生器的温度-主风入干空气再生器的温度)x4.1868kJ/h=2001.38x28.8x0.26(690-140)x4.1868

47、=3450.96x104(kJ/h)空气带入水升温热量Q空气水空气带入水升温热量Q=带入的水量x水蒸汽的比热容(出再生器温度-空气空气水入再生器的温度)x4.1868kJ/h、水蒸汽的平均比热容按2.1kJ/kgK则Q=20.01x18x0.5(690-140)x4.1868空气水=41.47x104(kJ/h)焦炭升温热Q、焦Q=焦炭量x焦炭比热容(再生器的温度-反应器的温度)x4.1868焦焦炭比热容取与催化剂相同的值为1.1kJ/kgK贝VQ=3750 x0.262x(710-510)x4.1868焦=74.0 x104(kJ/h)待生催化剂带入的水量Q待剂水按每吨待生催化剂带入1kg的

48、水汽，催化剂的循环量为375t/hQ=375x(949.1-837.8)x4.1868待生水=17.47x104(kJ/h)式中949.1为水蒸汽在710C时的热焓，837.8为510C时的热焓。各处吹扫及松动蒸汽升温热Q吹扫水取吹扫松动蒸汽量为500Q=500 x(949.1-664.7)x4.1868吹扫水=59.5x104(kJ/h)再生器的热损失Q损Q=139x烧焦量x4.1868损=139x3750 x4.1868=196.4x104(kJ/h)再生器的热损失可按每燃烧1kg的炭散热582kJ计算，对高温完全再生，此值可偏低。同时散热损失除与烧焦炭量由有关外，还与生产规模有关。故除再

49、生器的总热量Q再岀Q=(3105.86+37.33+74.0+17.47+59.5+196.4)x104再岀=3490.56x104(kJ/h)烧焦给催化剂的热量=可利用热-出再生器热=(12180.3-3490.56)x104=8689.74x104(kJ/h)5主要设备选型及工艺计算汇总5.1旋风分离器设计5.1.1旋风分离器型式的选择采用布PDC型旋风分离器，两极串联。PDC型旋风分离器的主要尺寸见表5.1。一级料腿伸入到第二密相床面以下1.5m，二级料腿伸入1m，二级料腿均采用全覆盖溢阀。表5-1PDC旋风分离器主要尺寸项目一级二级筒体外径，mm10201020入口面积，m20.450

50、.45料腿直径，mm申428x12申168x10料腿内截面积，m20.1270.01725.1.2旋风分离器组数的确定筒体直径按筒体内气速为5m/s结算，则总筒体截面积=湿烟气流率/5=13.04/4=2.61m2，选用2组旋风分离器，则每个旋风分离器筒体截面积为1.30m2筒体直径=(1.3x4/n)=1.29m选用直径1.3m的旋风分离器。一级和二级用此直径的筒体。一级入口截面积按入口线速度18.5m/s考虑则一级入口截面积为A/筒体截面积A=5/18.5A1=1.3x5/18.5=0.35m2二级入口截面积按入口线速度20.5m/s考虑则二级入口截面积为A2/筒体截面积A=5/20.5A

51、2=1.3x5/20.5=0.32m2核算旋风分离器组数一级入口线速=湿烟气流率/一级入口截面积=13.04/(0.35x2)=18.63m2二级入口线速=湿烟气流率/二级入口截面积=13.04/(0.32x2)=20.38m2根据对旋风分离器入口线速的要求：一级线速最高不大于25m/s；二级线速最高不大于35m/s；最低不小于15m/s。所以计算一二级旋风分离器入口线速度均在适宜的范围之内，故认为选用2组旋风分离器是合适的。5.1.3旋风分离器压力降一级旋风分离器压力降AP=V2(Kp平+3.4p/2gkg/m2V=18.5m/sK=2.7-0.048V=1.8p=1.1kg/m3由于烧焦罐

52、稀相管出口设有T形快速分离器，其效率按80%计。G二357x103+357x103x1.5二892.5x103kg/h=2.68kg/m3892.5x103x(1-0.8)p=固3600 x18.5G为出稀相管的催化剂量。该量为装置催化剂循环量与自二密返回烧焦罐的内循环之和。根据环球公司介绍内循环量为装置催化剂循环量的0.81.5倍。考虑操作弹性本计算中按1.5倍计。所以p平=1.1+2.68=3.78(kg/m3)故AP1=18.52x(1.8x3.78+3.4x1.1)/(2x9.81)=183.9(kg/m2)=1.8kPa二级旋风分离器压力降AP2=v22xll.6p气/2g=20.5

53、2x11.6x1.1/(2x9.81)=273.3(kg/m2)=2.68kPa5.1.4料腿长度(1)一级料腿长度H3+1(P-P)+Hp+Hp+ApH=121122阀3P3P1-P2=AP1=183.9(kg/m2)稀相段密度:T型弯头以上按EggT型弯头以下至二密料面取i：9；03。19.0(kg/m2)所以hp=(10.583.6)x3.72+3.6x19.011=82.97(kg/m2)Hp=1.5x60022=900(kg/m2)一级料腿密度p3取465kg/m3、AP阀取35kg/m2H3=247+82.97+900+35465=2.72(m)一级料腿最小长度为2.72+1=3.

54、742(m)一级旋风分离器入口中心线至灰斗低端距离为4.9m，则一级料腿的实际长度=10.584.9+1.5=7.18(m)，远大于3.72m，故完全可以满足一级料腿压力平衡的需要。(P-P)+也=亠亠一(2)二级料腿长度应H4+1Hp+Hp+Ap1152阀p4P1P3=AP+AP2=138.9+273.3=412.2(kg/m2)Hp=82.9711Hp=1x600kg/m252二级料腿密度p4取360kg/m2H4=412.2+82.97+600+35360=3.14二级料腿的最小长度为3.14+1=4.14m。其实实际长度远大于4.43m，可以满足二级料腿压力平衡的需要。5.1.5核算料腿的负荷一级料腿负荷按T型弯分离效率80%计，随烟气带走的催化剂量(892.5x103x20%)全部进入旋风分离器，且完全在一级旋风分离器内回收下来，则通过一级料腿的固体流量：厂892.5x103x20%3600=49.6(kg/s