催化裂化装置反应再生与分馏系统工艺的设计.docx

1、催化裂化装置反应再生与分馏系统工艺的设计催化裂化装置反应再生与分馏系统工艺的设计 催化裂化装置反应-再生及分馏系统工艺设计 摘 要I 第一章 前 言.3 1.1催化裂化的目的及意义.3 1.2催化裂化技术发展.4 1.3设计内容.4 第二章 工艺叙述.5 2.1分馏系统.6 2.2分馏系统.6 2.3吸收稳定系统.6 第三章 设计原始数据.7 3.1开工时.7 3.2处理量.7 3.3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.11 4.1 再生系统.11 4.1.1 燃烧计算 11 4.1.2 热量平衡 12 4.1.2.1 热流量入方.12 4.1.2.2 热流

2、量出方.13 4.1.3催化剂循环量.13 4.1.4空床流速15 4.1.4.1密相床层15 4.2反应器.16 4.2.1 物料衡算.16 4.2.2热量衡算.18 4.2.2.1热量入方.各进料温度18 4.2.2.2 热量出方 19 4.2.3 提升管工艺计算.21 4.2.3.1提升管进料处的压力和温度.21 4.2.3.2提升管直径.21 4.2.3.3预提升段的直径和高度.23 4.2.4 旋风分离器工艺计算.24 4.2.4.1筒体直径.24 4.2.2.2一级入口截面积 25 4.2.2.3 二级入口截面积.25 4.2.2.4算旋风分离器组数 25 4.2.2.5 一级腿负

3、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。我过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

4、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

5、进行工艺上的设计与分析。1.2催化裂化技术发展状况 80年代以来，催化裂化技术的进展主要体现在两个方面：开发成功掺炼渣油（常压渣油或减压渣油）的渣油催化裂化技术（称为渣油 FCC，简写为 RFCC）；催化裂化家族技术，包括多产低碳烯烃的 DCC 技术，多产异构烯烃的 MIO 技术和最大量生产汽油、液化气的 MGG技术。目前国外新开发的重油催化裂化技术有：渣油加氢处理(VRDS)一催化裂化(FCC)组合工艺”、毫秒催化裂化工艺（MSCC）双台组合循环裂化床工艺、剂油短接触工艺（SCT）、双提升管工艺、两段渣油改质技术等等。国内灵活双效催化裂化工艺（FDFCC）、VRFCC 技术、催化裂化（MIP

6、）新技术等等。下面以两个技术说明一下：（1）渣油加氢处理一催化裂化组合工艺基础研究的应用 它是在对加氢处理和催化裂化两种工艺过程的特点、原料产品性质及加工方案进行深入研究的基础上，经过理论分析，实验室及工业试验后开发出的一种新的石油加工工艺“渣油加氢处理(VRDS)一催化裂化(FCC)组合工艺”。流化催化裂化（FCC）是现代化炼油厂用来改质重质瓦斯油和渣油的核心技术，是炼厂获取经济效益的一种重要方法。据统计，截止到 1999年 1 月 1日，全球原油加工能力为 4 015.48 Mt/a，其中催化裂化装置的加工能力为 668.37 Mt/a，约占一次加工能力的 16.6%，居二次加工能力的首位

7、。美国原油加工能力为 821.13 Mt/a，催化裂化能力为 271 Mt/a，居界第一，催化裂化占一次加工能力的比例为 33.0%。我国催化裂化能力达 66.08 Mt/a，约占一次加工能力的 38.1%，居世界第二位。世界 RFCC 装置原料中渣油的平均量为 15%20%。从国外各大公司对原料的要求来看，残炭与金属两个指标已分别达到 8%和 20 g/g。而国内渣油催化裂化原料的残炭一般达到 6%，金属 15 g/g，与国外水平相比，尚有潜力。中国石化集团公司 FCC 装置中约 80%都掺炼不同比例的渣油，平均掺渣比约为 26%，1989-1997年，掺炼重质油的比例从 18.52%增至

8、43.64%。我国大庆石蜡基原油具有残炭低、金属含量低的特点，其减压渣油的残炭为 8.95%，金属为 7 g/g，所以大庆减压渣油可以直接进行催化裂化。前郭炼油厂已进行了大庆全减压渣油催化裂化的尝试，但未见国外全减压渣油催化裂化的报道（2）两段提升管催化裂化（TSRFCC）新技术TSRFCC 可大幅度提高原料的转化深度，同比加工能力增加 2030%；显著改善产品分布，轻油收率提高 23个百分点，液收率提高 34个百分点，干气和焦炭产率大大降低；产品质量得到明显改善，汽油烯烃含量下降 20个百分点以上，柴油密度减小、十六烷值提高，汽油和柴油的硫含量都明显降低。采用两段提升管催化裂化技术可使企业获

9、得巨大的经济效益。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 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 2-1 2.1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

10、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

11、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

12、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。第三章 设计原始数据 3.1处理量 100万吨/年+学号 2 万吨/年 即：100+2 2=104万吨/年 3.2开工时 8000 小时每年 则处理量为：104 103 104 8000=130000

13、kg/h 3.3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 0.7423 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%

14、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 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 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/gg-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.

15、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/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 大气压力/MPa 0.1013 空气相对湿度/%70 烟气组成（体）/%CO2 14.2 CO 0.2 O2 4.0 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

16、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 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%1520 1520 1520 4050 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 68

17、 2 回炼油抽出以下 固舌形 2 3 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 1012 4 一中回流 固舌形，条形浮阀，填料 34 5 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 89 6 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 125 0.255 30 浮阀 2 顶循环回流 100 30 浮阀 3 顶循环回流出塔 160 27 浮阀 4 富吸收油(再吸收油，视为轻柴油）返分馏塔 120 20 浮阀 5 轻

18、柴油抽出 220 19 浮阀 6 一中回流返回 160 18 浮阀 7 一中回流抽出 275 16 固舌形 8 回炼油返回 210 5 固舌形 9 回炼油抽出 265 2 固舌形 10 油浆循环回流返回 270 1 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 250 1.0 14 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 8%计算：焦炭产量=130000 8%=10400 Kg/h=866.

19、67kmol/h H/C=8.93 0.425 （CO2+O2）-0.257C0/（CO2+CO）=1.1436/14.4 =0.0794 烧碳量=10400 92.66%=9634.98 kg/h 烧氢量=10400 9634.98=765.02 kg/h 已知烟气组成（体）：CO2:CO=14.2:0.2=71:1 根据:C+O2=CO2 2C+O2=2CO 2H2+O2=2H2O 生成 CO2 的碳为 9634.98 71/（71+1)=9501.80kg/h=791.76kmol/h 生成 CO 的碳为：9634.98 9501.16=133.82kg/g=11.15kmol/h 生成

20、 CO2 的耗氧量为：791.76 1=791.76 kmol/h 生成 CO 的耗氧量为：11.15 1/2=5.575kmol/h 生成 H2O 的耗氧量为：765.02 1/2 1/2=191.26kmol/h 则理论的耗氧量为:791.76+5.575+191.26=988.59kmol/h 理论氮为：988.59 79/21=3718.98 kmol/h 所以，可知燃料产物为 791.76kmol/h CO2，11.15kmol/h CO，191.26 2=382.52kmol/h H2O。理论干烟气包括燃烧生成 CO2 和 CO和理论氮则总量:791.76+11.15+3718.9

21、8=4521.89kmol/h 已知烟气中过剩氧为 4%所以过剩空气摩尔百分数：(4 100/21)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）4521.89=1060.69kmol/h 过剩氧气：1060.69 0.21=222.74kmol/h 过剩空气含氮:1060.69 222.89=837.95kmol/h 实际干烟气为理论生成干烟气和过剩空气组成：4521.69+1060.69=5582.67kmol/h 理论干空气用量:988.59+3718.98+1060.69=5768.26kmol/h 已知空气的相对湿度为 70

22、%，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 5768.26=92.29kmol/h 湿空气：5768.26+92.29=5860.55 kmol/h 已知回炼比 0.5，剂油比为 6.0 回炼油浆：130000 0.5=65000kg/h 剂/油=剂/（130000+26000）=6.0 所以催化剂循环量为:6.0（130000+26000）=1170000kg/h 依据每吨催化剂带入 1kg 水汽,则催化剂循环量为 1170t/h 则带入 1170 kg/h=65 kmol/h 吹扫松动水蒸气量：500kg/

23、h=27.78kmol/h 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：92.29+27.78+65+382.52=567.59kmol/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 O2 32 222.74 3.62 3.99 CO 28 11.15 0.18 0.20 CO2 44 791.76 12.88 14.18 N2 28 4556.93 74.13 81.23 干烟气 30 5582.67 100 总水蒸气 18 567.59 9.19 湿烟气 29 615

24、0.16 100 4.1.2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/h CPi：物流 i 的热容 kJ/（kmol C）t:温度 C 4.1.2.1 热流量入方(1)干空气 t=162 C CP=44.6814 kJ/kmol C Q1=5768.26 44.681 162=41.75 106 kJ/h(2)湿空气中水蒸气 C 水=34.542 kJ/kmol C Q2=92.29 34.542 162=0.52 106 kJ/h(3)催化剂带入水蒸气 Q3=65 35.6 505=1.17 106 kJ/h(4)吹扫、松动水蒸

25、气 Q4=27.78 34.6 280=0.27 106kJ/h(5)烧焦炭 Q5=866.67 15.6 505=6.83 106 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=791.76 407.0 103=322 106kJ/h CO Q7，2=11.15 122.7 103=1.37 106 kJ/h H2O Q7，3=382.52 239.4 103=91.58 106 kJ/h Q7=（322+1.37+91.58）106=414.98 106kJ/h 共计 Q=Qi=(41.75+0.52+1.17+0.27+6.83+414.

26、95)106+Q6 =465.49 106+Q6 4.1.2.3 热流量出方 干烟气 Q，1=5582.67 32.58 700=127.32 106 kJ/h(1)水蒸气 Q，2=564.81 39.877 700=15.77 106kJ/h (2)催化剂带出水蒸气 Q，3=65 39.877 700=1.81 106 kJ/h(3)脱附热，脱附热为燃烧热的 11.5%Q，4=414.98 106 0.115=47.72 106 kJ/h(4)热损失=582 烧碳量 Q，5=582 9634.98=5.6 106kJ/h(5)催化剂 Q，6 出方的能量:Q，=(15.77+47.72+5.6

27、+127.32)106+Q，6=196.41 106+Q，6 根据热量平衡式：465.46 106+Q6=196.41 106+Q，6 催化剂升温所需的热量：Q=Q6-Q6=269.05 106kJ/h 4.1.3催化剂循环量 催化剂平均比热为 1.086kJ/（kg C）。设催化剂循环量为 W/h 1.086W（700-505）=269.05 106 W=1.27 106kg/h 因为回炼比 0.5，所以剂油比为:1.27 106/130000（1+0.5）=6.5 综上所述可得再生器物料平衡如表 4-2、热平衡如表 4-3。表 4-2 再生器物料平衡 入方 kg/h 出方 kg/h 干空气

28、 167279.54 干烟气 161897.43 水汽 主风带入 1661.22 水汽 生成水汽 6885.36 待生剂带入 1170 带入水汽 3331.26 松动.吹动 500 合计 172114.05 合计 17.06 104 循环催化剂 1.27 106 焦碳 10400 循环催化剂（kg/h）1.27 106 合计 145 104 合计 145 104 表 4-3 再生器热平衡表 入方，106kJ/h 出方，106kJ/h 焦 碳 燃 烧 热 生成 CO2 放热 322 焦碳脱附热 47.72 生成 CO 放热 1.37 主风干空气升温需热 127.23 生成 H2O放热 91.58

29、 主风带入水气升温需热 15.77 吹扫、松动蒸汽 0.24 加热催化剂需热 268.44 焦碳升温需热 6.83 散热损失 5.6 催化剂带入水蒸气的热量 1.17 干空气的热量 41.8 合计 464.99 合计 464.99 再生器的尺寸设计 1/4D2U=VS D=(4VS/U 密)0.5=4 5860.55*29/(3.14 0.9 3600)0.5=8.2m 烧焦强度=烧焦量/藏量 藏量=烧焦量/烧焦强度=10400/0.2=52000kg V密=藏量/密=52000/300=173.33m3 H密=V密/A密=173.33 4/3.14 8.22=3.28m 1/4D2U稀=VS

30、 D=(4VS/U 稀)0.5=(4 6150.17 29/3.14 0.6 3600)0.5=10.26m TDH=(2.7D-0.36-0.7)EXP(0.7UF DT-0.23)DT=(2.7 10.26-0.36-0.7)EXP(0.7 0.6 10.26-0.23)10.26=6.1 再生器的工艺结构图 4-1。4.1.4空床流速 4.1.4.1密相床层 进入密相床层的气相流量为：干烟气：5582.67kmol/h、水蒸气：567.59-4.4=563.19kmol/h（从水蒸气中 563.19kmol/h 扣除稀相床层中吹入的吹扫蒸汽 4.4kmol/h），所以气相流量为 5582

31、.67+563.19=6145.86 kmol/h 已知床层温度为 700 C，压力为 200+2=202kpa所以体积流量：6145.86 22.4（273+700）101.3 103/（273 202 103 3600）=68.34m3/s 4.1.4.2 稀相床层 有 4.4kmol/h 水蒸气吹入，因此流量为 6129.48+4.4=6133.88Kmol/h 体积流量：6133.88 22.4（273+710）101.3 103/（273 200 103 3600）=69.79m3/s 4.2提升管反应器 提升管反应器的流程图 4-2。图 4-2 提升管反应器的流程 4.2.1 物料

32、衡算 新鲜原油：130000kg/h 回炼油：回炼油浆=1：0.25 回炼比=（回炼油流量+回炼油浆流量）/新鲜原油=0.5 回炼油流量+回炼油浆流量=0.5 130000=65000kg/h 回炼油浆流量：65000 0.25/(1+0.25)=13000kg/h 则回炼油流量:65000-13000=52000 kg/h 催化剂循环量：W=1.27 106kg/h S=（90%馏出温度-10%馏出温度）（90-10）tv=（t10+t30+t50+t70+t90）5 lnme=-2.21181-0.012800tv0.6667+3.6478s0.3333 me=e lnme tme=tv-

33、me 由因为 K=11.8,由 tme 和 k查表（石油炼制工程）P76 可得 相对分子分子质量见表 4-4。表 4-4 物料相对分子质量 物料 稳定汽油 轻柴油 回炼油 回炼油浆 原料油 平均相对分子量 106 214 342 392 445 反应器水蒸气包括：新鲜原料雾化的水蒸汽：12.5%油 1300kg/h 回炼油雾化的水蒸气：4%油 2080 kg/h 预提升所需水蒸气：1kg/t 剂 1270kg/h 汽提所需水蒸气；2kg/t 剂 2540kg/h 催化剂带入水蒸气：1.4kg/t 剂 1778kg/h 反应器总吹扫松动水蒸气：4kg/t 剂 5080kg/h 共 计 14048 kg/h 催化剂带入烟气：1kg/t 剂 1270kg/h 综上所述列见入方水蒸汽流量表 4-5、反应器物料平衡见表 4-6。表 4-5 入方水蒸汽 水 蒸 气 项目 质量流量/Kg/h 分子量 k