催化裂化毕业设计完整版.docx
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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：
化学工程与工艺
班级：
化工112班
设计人：
叶天宇
********
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
0.7423
0.8707
0.8800
0.9985
0.8995
恩
氏
蒸
馏
℃
初馏点
54
199
288
224
10%
78
221
347
380
377
30%
106
257
360
425
438
50%
123
268
399
450
510
70%
137
300
431
470
550
90%
163
324
440
490
700
终馏点
183
339
465
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
25
10%
377
胶质
11.88
30%
438
沥青质
0.85
350℃馏出率/v%
7.5
重金属含量/μg×g-1
500℃馏出率/v%
49
Ni
5.99
元素组成/w%
V
4.77
C
84.81
Na
0.32
H
12.85
Fe
5.91
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/MPa
0.200
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/MPa
0.1013
空气相对湿度/%
50
烟气组成（体）/%
CO2
14.2
CO
0.2
O2
4.0
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/MPa
0.200
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/S
3.0
回炼比
0.5
催化剂循环量/t×h-1
原料进料量/t×h-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
294.3
400
8200
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
981
179
100
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）能量回收与环境保护
2.计算部分：
（1）再生系统计算
①物料衡算，燃烧计算，确定主风量和烟气量；
②热量衡算，确定催化剂的循环量；
③再生器结构尺寸计算；
④催化剂输送管线的计算；
⑤再生器空气分布管的计算；
⑥旋风分离系统的计算；
⑦辅助燃烧室的计算
（2）反应系统计算
①物料衡算和热量衡算；
②提升管反应器的计算；
③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
115万吨/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。
Designofregenerationsystemprocess1.15MillionperinFCCUreaction
Abstract
Atpresent,theproductionofcrudeoilinourcountryisless,andtheproductionofthethickoilincreasingly,theneedofcrudeoilinsocietyismoreandmore,theneedofqualityoflightoilarebetterandbetter.Forasmuchasthatourcountryisfullofresidualoil,socatalyticcracking,it’smoreeffective.
Catalyticcrackingisoneofthemostimportantprocessofheavyoilbecomelightquality,itispossessedofmostimportantstationofgasoline,anddieseloil.Theequipmentofcatalyticcrackingislesscost,lessstealsandlessimpropriateplace.Atthesametime,usereborntechnicsbothsides,comparedwiththefirstrebornsection,itcanincreasethescorchofintensityof35%,thesameshafttypecatalyticcrackinghaveitsvaluetocontrolthecatalyzertransportationbetweenreactorandrebirther,anduprighthositingshaft,theelbowof90degreeofwearable,manynozzlestosendthematerialintothehoistingshaft,andthedirectionofstudyisthatprocesstheheavymaterial,reducetheenergylost,developthetechniqueofusingtheheatenergyofinthisdesign,usesameshafttypecatalyticcrackingtofinish.
Thisdesignisthetechnicaldesignofsameshafttypecatalyticcracking,thisequipmentcanprocesstheheavyoilmoredeeply,highincome,andthebenefitofeconomyisgenerallyappraiseinreason.ThroughtoDaqingatmosphericpressureresidualoildirectcatalysiscrackingdesign,followtheexperiencedataofbefore,designthis115thousandstonofsameshafttypecatalyticcrackingtechnicaldesigning,thisdesignusegasolinetoworkwithandthecalculationofcounter-regenerationsystemwhichachievedthedesigngoalagain.
Keyword:
Heavyoil;Catalyticcracking;Counter-regenerationsystem;Calculation.
1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8～10%）、DavisonCO开发的RFG系列（烯烃含量降低25～40%）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3～4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
34
t10
52
t50
96
t90
161
密度ρ20（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
79
t10
216
t50
255
t90
319
凝点
13.0
密度ρ20（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%）
H2
C1
C2
C2
C3
C3
iC04
nC04
C04
iC04
H2S
21.57
9.81
5.26
6.84
6.27
18.15
11.10
3.20
18.20
0.03
0.09
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，与馏分油相近，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与催化剂均匀接触，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280℃～350℃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DMP—1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
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