毕业论文（设计）：150万吨年大庆渣油催化裂化反-再生系统工艺设计

1、辽宁石油化工大学毕业设计(论文)用纸摘 要 本设计以大庆蜡油和渣油的混合油为原料，对150万吨/年大庆渣油催化裂化反-再系统工艺进行了设计计算。该混合油氢碳比高，重金属含量低，是较好的催化裂化原料。根据该油的特点以及市场对汽油的需求情况，设计采用汽油加工方案。由于要求渣油催化裂化的焦碳产率低，且对再生剂含碳量要求很低，所以采用两段再生形式。采用提升管反应器和较先进的进料雾化技术、提升管出口快速分离技术以及高温短接触技术。设计进行了燃烧计算，反应系统、再生系统的热平衡计算，对再生器、提升管反应器、反应沉降器、汽提段、辅助燃烧室的机构尺寸和旋风分离器进行了设计计算，对两器的压力平衡进行计算。设计根

2、据催化裂化的基本理论和工艺计算方法，借鉴现有工业装置的操作数据，得到的能够满足工艺要求的设计结果。关键词：催化裂化，方案，设计计算ABSTRACTReaction and regeneration system technology of a 150wt/a RFCC processing DAQING stencil and residue feedstock has been designed and calculated in this paper.The mixture has higher H/C ratio and lower content of heavy metals, is

3、 good feedstock for RFCC. According to characters of it and market demand, a gasoline fuels scheme is adopted in design. A two state regeneration was adopted because lower coke was produced and lower content of regenerated catalyst. Riser reactor, atomization of feedstock, dry gas lifting technology

4、, fast separation technology of riser, high temperature and short contact time technology were adopted. Coke burning calculation and thermal equilibrium calculation of reactor and regeneration system were carried. The structure size of regenerator, riser reactor, stripping stage, auxiliary combustio

5、n chamber, cyclone separator were designed and calculated. The pressure equilibrium between reactor and regenerator was calculated. According to base theory of FCC and method of technological calculation and operation data of FCC unit, design results met the FCC technology demand.Key words：FCC，metho

6、d，design calculation目 录1综述 71.1前言 71.2催化裂化面临的问题 71.3国外催化裂化技术的现状及发展 81.3.1 渣油催化裂化(RFCC) 工艺81.3.2 多产烯烃的FCC工艺技术 91.3.3 LCO改质MAK工艺 101.3.4 轻烃预提升技术101.3.5 提升管反应苛刻度控制技术111.3.6 催化剂循环增强技术CCET111.4我国催化裂化技术的现状及发展 121.4.1 渣油催化裂化(RFCC) 工艺技术 121.4.2多产柴油和液化气的MGD技术 131.4.3 多产柴油的催化裂化(MDP) 技术131.4.4 多产烯烃和高辛烷值汽油的DCC工

7、艺技术141.4.5 多产异构烷烃的MI P 技术141.4.6 两段提升管催化裂化新工艺技术151.5国内FCC 装置技术改造情况161.5.1高效雾化喷嘴 161.5.2新型高效旋风分离器 171.6我国催化裂化存在的差距181.6.1我国FCC 单套平均能力小。181.6.2 装置能耗高。181.6.3 FCC 催化剂发展水平不高。 181.6.4 我国FCC 装置开工周期短。191.7我国催化裂化今后的发展方向 191.7.1积极采用FCC 过程控制技术 191.7.2推广使用超稳型分子筛催化剂 201.7.3提高FCC 装置加工量和重油掺炼比 202 设计说明书 212.1加工方案的

8、确定依据 212.2装置形式的选择及流程说明 212.3 主要操作条件的选择232.3.1再生温度 232.3.2再生压力 232.3.3反应温度 242.3.4反应压力 242.3.5反应时间 252.3.6焦中氢碳比 252.3.7再生空气过剩氧含量 252.3.8 CO/CO2 252.4装置的设计特点 262.4.1提升管的特点 262.4.2再生器的形式 262.4.3汽提段挡板的形式 262.4.4旋风分离器的形式 262.4.5主风分布器的形式 27 2.4.6辅助燃烧室的形式 272.4.7使用一氧化碳助燃剂 273 设计计算 283.1燃烧计算 283.2再生部分设计计算 3

9、13.2.1再生器热平衡 313.2.2再生器物料平衡 333.2.3再生器结构尺寸的计算 343.2.3.1第一再生器 343.2.3.2第二再生器 383.3反应器的热平衡计算 413.3.1 供热方 413.3.2耗热方 433.3.3原料预热温度 443.3.4确定剂油比 443.4提升管反应器的工艺计算 453.4.1基础数据 453.4.2原料及产品性质 463.4.3提升管长度和直径 473.4.4预提升管的直径和高度 523.4.5沉降器部分工艺计算 533.4.6提升管工艺计算结果汇总 573.5旋风分离器工艺计算 573.5.1基础数据 573.5.2旋风分离器形式的选择

10、573.5.3旋风分离器的压降 593.5.4核算料腿长度 603.5.5压力平衡计算 614能量回收 654.1烟机 654.2余热锅炉或废热锅炉 655计算结果汇总 66 参考文献 71致谢72150万吨/年大庆渣油催化裂化反-再生系统工艺设计1综述1.1前言 随着炼油工业的不断发展, 催化裂化( FCC) 日益成为石油深度加工的重要手段,在炼油工业中占有举足轻重的地位。FCC 工艺是将重质油轻质化, 目的产品是汽油、柴油和液化气。由于转化率高, 产品质量好, 近半个世纪以来, FCC 工艺技术和生产规模都有了很大的发展。从催化裂化减压蜡油到掺混渣油, 并逐步提高掺混比例, 大大提高了原油

11、的加工深度, 获得了更大的经济效益。目前, 催化裂化装置已成为炼油工业深度加工和汽油生产的主体装置。我国的催化裂化工业自6 0 年代开始发展至今, 装置数量和生产能力不断提高, 据不完全统计, 目前已有催化裂化生产装置近1 0 0 套, 总加工能力超过5 0 0 0 万t / a,仅次于美国, 居世界第二位。近几年渣油催化裂化得到了长足发展, 不仅拓宽了FCC 原料来源, 而且增加了汽柴油产量, 大大加快我国重质油轻质化的进程。1.2催化裂化面临的问题 作为炼油厂的核心加工装置，催化裂化也面临着越来越多的挑战。不断严格的环保要求，主要是汽油规格的升级对烯烃和硫含量的要求以及烟气排放量的限制；对

12、产品需求比例的变化，如市场对柴油需求比例和数量的增加，即所谓的柴油化趋势。这些都对现有的催化裂化装置与催化裂化的进一步发展形成很大的冲击。而且除了采用新型有效的降低催化裂化汽油和柴油的硫含量外，还要考虑各种技术的费用问题。我国催化裂化所面临的问题(1)我国FCC单套平均能力小(2)装置能耗高；(3)FCC催化剂发展水平不高；(4)我国FCC 装置开工周期短。这也是我国和国外催化裂化技术的主要差距。催化裂化(FCC)是炼油企业获取经济效益的重要手段。尽管催化裂化技术已相对成熟，但仍是改质重瓦斯油和渣油的核心技术，尤其近年来在炼油效益低迷和环保法规日益严格的双重压力下，仍需不断开发与催裂化相配套的

13、新技术以迎接新的挑战。基于我国原油资源特点和二次加工能力中FCC 占绝对比重的现状，应提高FCC 综合技术水平，缩小同先进水平的差距，与国外大公司竞争。1.3国外催化裂化技术的现状及发展1.3.1 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6

14、。另外，还有Kellogg 公司的HOC 技术；S & W 公司的RFCC 技术；IFP/Total 公司的R2R 技术；Shell公司的RFCC 和Exxon 公司Flexicracking 工艺。这几种工艺已在世界各地运行多年4。目前，RFCC 加工原油残炭可达3%10%，镍和钒含量可达1040g/g，平衡剂上金属沉积量最高可达10 000 g/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。1.3.2 多产烯烃的FCC工艺技术Kellogg Brown & R

15、oot 与Mobil Technology公司合作开发的Maxofin 工艺，该技术的主要特点：(1) 设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)采用密闭式旋风分离器。中试结果表明，以Minas 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7，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

16、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为丙烯，预计可以多生产9%12%的丙烯。还未见工业化报道。LOCC 是UOP 公司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8, 它将2 台循环流化床同轴套

17、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600650 、催化剂循环量是FCC 的23 倍、油剂接触时间为12 s。NEXCC 装置的大小仅相当于相同规模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-perflex 工艺9。1.3.3 LCO改质MAK工艺MAK 轻循环油改质工艺是由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

18、。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3440。1.3.4 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，这样从进料喷嘴喷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

19、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10。1.3.5 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R2R 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R2R 装置

20、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同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

21、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10。1.3.6 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%。据统计, 目前全世界催化裂化装置共有420多套, 总加工能力已达6.3 6 亿t/a左右, 约占原油一次加工能力37.2 亿t/a的17% ,居二次加工能力的首位。

22、在发达国家中, 催化裂化加工量和占原油加工量百分率最高的是美国, 1995 年分别为26 420 万t 和34.41%。加工能力较高的国家还有日本、英国、加拿大和法国, 占原油加工量分别为15.37%、25.85% 、20.56% 和19.98%。近年来, 日本和西欧国家的催化裂化加工能力增长幅度较大, 尤其是日本, 1980年加工能力为1686万t/a, 1995年提高到3740万t/a,15 年间增加了二倍多。1.4我国催化裂化技术的现状及发展1.4.1 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

23、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3。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

24、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4；清华大学的下行管式FCC 工艺。1.4.2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

25、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。1.4.3 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

26、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。1.4.4 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

27、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。1.4.5 多产异构烷烃的MI P 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

28、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%

29、(降至800×10-6)，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。另有多家炼油厂有应用意向5。1.4.6 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

30、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。据统计, 1982 年底我国共有FCC 装置39套, 总加工能力为2269 万t / a, 到1992 年全国FCC 装置数量增加到81 套, 能力达到4898 万t / a, 十年间装置数量翻了一番多, 加工能力增长115% 。近几年来, 发展势头不减, 1994 年年底装置数量增加到近100 套,装置总

31、能力达到5222 万t / a, 使我国催化裂化加工能力跃居世界第二位1.5国内FCC 装置技术改造情况为提高FCC 轻质油收率, 适应重质油原料加工的需要, 国内大部分炼油企业都对FCC 装置进行了技术改造, 通过对引进技术的消化吸收, 研制开发出许多新设备, 突出的有: 高效雾化喷嘴、高效旋风分离器和电动液压滑阀等。实践证明, 高效雾化喷咀、高效旋风分离器和电动液压滑阀是促进催化裂化工艺进步的关键单元设备。这些新技术的应用推广, 对提高催化裂化工艺技术水平, 提高轻质油收率等发挥了重要作用。1.5.1高效雾化喷嘴80 年代我国在重油催化裂化装置引进美国Ttotal 公司的靶式喷嘴的同时,

32、相继自行开发了KH、LPC、HW、BP、BX 型等系列高效雾化喷咀, 这些高效雾化喷咀的共同特点是由于雾化粒度细, 分散效果好, 改善了油剂的接触, 从而降低了焦炭和干气的产率, 提高了轻油和液化气的收率。目前除个别装置外, 重油或掺炼渣油的FCC装置均已采用了高效雾化喷咀, 主要类型详见下表。表1 我国FCC 装置采用的高效进料雾化喷咀型号 结构与性能LPC 1采用单孔鸭咀型。喷出的原料油气呈一扇形状。冷模试验雾滴直径在60 m 左右, 喷咀压力降在0. 20. 4 M Pa, 操作弹性大。KH- 2喷咀采用双喉道, 充分利用蒸汽能量来雾化油料, 第二喉道采用双头结构, 使雾化后的原料在提升

33、管内有良好的分布, 集合管压力在0. 40. 6 MPa。BP- 1喷咀压力小, 油压要求在0. 60. 8 MPa, 雾化蒸汽量占总进料的5%, 原料雾化平均粒径43.m。HW- 1喷咀前后温度高达150左右, 压力降较低, 约为0. 3 MPa。适用于掺炼重油的FCC 装置。靶式引进美国Tot al 公司技术, 喷咀出口采用长条型( 类似稀相喷水喷头) , 被雾化的进料呈扇面状喷入提升管内, 油入口压力达到1. 4 MPa。1.5.2新型高效旋风分离器旋风分离器是FCC 装置分离回收催化剂的主要设备, 它的性能直接影响到装置催化裂化的单耗, 也关系到装置能否长周期安全平稳的运转。我国长期以

34、来使用的都是Ducon 型和Buell 型两种旋风分离器, 分离效率低, 易损坏。1987 年我国引进回收效率在99. 99% 以上的EMTROL 型分离器( 简称E 型) , 国内又成功开发出PV 型、CG 型等新型高效旋风分离器。这些新型高效旋风分离器的共同特点是几何尺寸得到优化匹配, 因而在同样入口流速下能达到更高的颗粒分离效率, 以降低催化剂消耗, 效果十分显著。电动液压滑阀电动液压滑阀是采用电液执行机构, 阀体采用冷壁结构。其特点是推动力大, 执行机构分辨率和负荷灵敏度高, 又能减少热损失, 明显地克服了风动滑阀的缺点。对FCC 装置安全稳定长周期运行发挥了重要作用。我国在1988

35、年就研制开发出LBHZ和BDY- 9 型电动液压滑阀, 并在齐鲁石化公司炼油厂、石家庄炼油厂、洛阳炼油厂、兰州炼油化工总厂等多套FCC 装置上推广应用, 效果良好。1.6我国催化裂化存在的差距1.6.1我国FCC 单套平均能力小。据1991年美国有关报导, 全世界FCC 装置平均单套装置加工能力为150万 t/a,美国和加拿大为156万t/a,日本为118万t/a,欧洲为120万t/a,我国为 60.47万t/a,其中石化总公司为85万t/a。由此可见我国FCC装置平均规模小,在装置整体水平上与国外先进水平有很大差距。1.6.2 装置能耗高。据资料介绍美国空气产品及化学产品公司重油FCC能耗为

36、2.23GJ/t,而我国最好水平的武汉石化厂1994年为2.88GJ/t,高出0.65 GJ/t。法国埃尔夫公司炼油厂一套馏份油FCC 装置能耗为1.55GJ/t,我国最好水平的独山子炼油厂FCC能耗1994年为2.32 GJ/t,高出0.77 GJ/t。中国石油化工总公司1994 年平均实际能耗为2.988 GJ/ t。1995催化裂化能耗国际先进水平为2.512 GJ/ t,中国石油化工总公司平均水平为2.983 GJ/t,距国际先进水平有一定差距。1.6.3 FCC 催化剂发展水平不高。从世界FCC 发展过程和趋势来看, 先进的FCC 催化剂在相当大的程度上推动了FCC 工艺和装备的进步

37、。目前国外催化剂发展很快, 生产厂家可以生产几百种不同牌号的FCC 催化剂, 品种繁多, 已形成了各种催化剂系列。超稳分子筛催化剂的使用, 美国已占FCC 催化剂总用量的70%。我国FCC 催化剂的品种较少, 实际使用约有10 个品种, 没有形成系列。较先进的超稳分子筛催化剂的使用在我国仅占FCC 催化剂总量的15% 20% , 与国外差距较大。1.6.4 我国FCC 装置开工周期短。国外FCC 装置一般开工周期可达23 年, 个别的达到4 年以上。而我国FCC 装置开工周期平均不到一年, FCC 装置检修周期短, 非计划停工多是我国大多, 数装置存在的同一问题, 也是造成装置能耗高、催化剂单

38、耗和加工损失高的原因之一。1.7我国催化裂化今后的发展方向对我国来说, 催化裂化发展仍应结合我国炼油工业面临的实际情况, 努力提高催化裂化技术水平, 尽快形成具有我国特色的催化裂化工艺技术。目前我国原油不足, 劣质油增加很快, 再加上国内对油品的需求不断增长, 特别是轻质油品的需求增长更快, 因此, 从整体上考虑, 我国催化裂化的发展方向仍是继续加快渣油FCC 新技术的开发和建设, 以提高炼油厂整体经济效益。1.7.1提高FCC 装置加工量和重油掺炼比继续提高重质油掺炼比, 是拓宽FCC 原料来源的重要渠道之一, 尽可能提高原油加工深度, 增加轻质油收率。脱沥青油和焦化馏分油也是较好的FCC

39、原料来源。继续开发和推广应用新技术进技术, 开发并推广使用新工艺、新技术和新设备, 如干气预提升技术、高效雾化喷咀、高效旋风分离器、电液滑阀等一系列新技术、新设备。1.7.2推广使用超稳型分子筛催化剂超稳Y 型分子筛催化剂是目前最佳的渣油FCC 催化剂, 它具有良好的重油裂化前性、良好的焦炭选择性和高的轻质油收率。目国内仅有少数装置采用。1.7.3积极采用FCC 过程控制技术目前我国已有几十套FCC 装置采用计算机过程控制操作, 其中3 套装置采用DCS, 为提高操作和管理水平, 实现先进控制和优化控制打下了良好的基础。但我们在此领域还有很大差距, 需要开发具有先进性的适用范围广泛的FCC 装

40、置通用优化软件, 能在线或离线调优, 达到提高产品质量, 增加产量, 提高生产效率的目的。2设计说明书2.1加工方案的确定依据随着社会的发展和科技的进步，人类对轻质油品的需求量不断增加。将减压渣油作为催化裂化的原料，要求尽量降低焦碳产率，这就要求在较缓和的条件下进行反应，而反应深度低，对生产柴油有利。若要在较苛刻条件下进行反应，并且使焦碳产率降低的话，可以使用分子筛催化剂，分子筛催化剂的高活性，使得对生产汽油越来越有利。另外从经济效益上看，汽油的价格也要高于柴油的价格，因此本设计选用生产汽油方案。2.2 装置型式的选择及流程说明(1)装置型式的选择本设计采用同轴式两器再生装置，直接掺炼减压渣油

41、，免除了对进料的加氢处理，溶剂脱沥青等原料预处理过程，节约了能耗，降低了生产成本。流化催化裂化采用两段再生。一段中把焦碳中的绝大部分的氢烧掉。二段基本没有水生成，所以第二段可采用高温操作，不致使催化剂在高温下水热失活，比表面积下降，从而使再生剂含碳量降低到0.5%以下。采用外部旋风分离器悬挂在器外。对于生焦量较高的重油催化裂化是一种较好的形式。(2)流程说明原料预热和反应部分的工艺流程新鲜原料先依次与分馏塔的顶循环回流、轻柴油、中段循环回流、油浆进行换热，回收带出的部分热量，然后进入原料加热炉对流段辐射加热到222，与金属钝化剂一起进入提升管反应器。但由于渣油催化裂化生焦量大，生产时不使用加热

42、炉。当发生事故需要紧急切断进料时，可自动或遥控切断总进料的切断阀，同时打开旁路阀把进料转送到分馏塔底或原料缓冲塔，并同时打开提升管的事故蒸气，由提升管地步喷入反应器内，作为流化介质维持提升管反应器的正常流化。反应油料通过提升管下部的进料喷嘴，雾化后进入提升管反应器，在提升管下部与再生催化剂接触，进一步汽化并开始反应生成油气。油气、水蒸气和催化剂混合后并流向上，在提升管出口经出口的快速分离扎进入导管。此时，大部分催哈与油气分离，油气经导管直接进入旋风器，进一步与催化剂分离后经外集气室油气管线去分馏塔。催化剂进入反应器的汽提塔，催化剂在汽提段中底部吹入的汽提蒸汽逆相接触，将催化剂颗粒间和颗粒本身孔

43、隙中吸附的油气置换出来，蒸汽与油气上升进入沉降器，汽提后的催化剂有汽提段底部进入待生斜管。两器之间催化剂循环及再生流程来自催化裂化反应器汽提段底部的催化剂，经过待生斜管和待生滑阀，进入第一再生器。第一再生器在较缓和的条件下操作，烧掉部分焦碳和全部氢。富含CO的烟气通过两极旋风器而离开第一再生器。催化剂通过弯管进入第二再生器，进行高温再生，然后，通过再生斜管和滑阀进入提升管底部。主风机自大气中把空气吸入，压缩后分两路经辅助燃烧室送入再生系统，可调节两路风量来分配两段烧焦量，并部分作提升风。催化剂装卸系统流程 装置设冷热催化剂贮罐各一个，并且有单独加热料系统。冷贮罐贮存新鲜催化剂，用以补充日常的损

44、耗热贮罐贮存从再生器卸出来的平衡催化剂。2.3 主要操作条件的选择依据2.3.1再生温度再生温度是影响烧焦速率的最重要因素之一。提高再生温度，可以提高烧焦速度。但是提高再生温度受到催化剂水热稳定性和设备结构及材料的限制。由于本装置采用两段再生技术，第一段再生属常规再生，温度在630-690之间，若温度过高，催化剂水热失活严重，若温度过低，不能完成规定的烧焦任务，并使二段再生温度低。因此，设计中取第一再生温度为652，第二再生器的温度由热平衡计算得到。2.3.2再生压力烧焦速率与再生烟气中的氧分压成正比，氧分压是再生压力与再生烟气中的氧的分子浓度的乘积，因此提高再生压力可以提高烧焦速率。提高再生

45、压力就必须提高主风机的出口压力，使主风机功耗增加。另外根据压力平衡的要求，再生压力的提高将影响到反应压力。故再生压力的提高受到一定的限制。根据一些工业装置的经验数据，选取一再压力为244kpa（表），二再压力为148 kpa（表）。表2压力对再生的影响提高压力的优点提高压力的缺点再生器催化剂藏量降低，设备便小对产品分布不利，焦碳产率增大使分馏塔中蒸汽负荷减少鼓风机的功率需要提高使气体压缩机功率降低再生器烟道的压力降比较高压力降大，旋风分离器效率提高随再生催化剂带入反应器和回收系统的惰性气体增加能量回收系统动力提高，效率提高同样速度下的催化剂夹带量提高2.3.3反应温度催化裂化反应是一个以分解反

46、应为主的吸热反应，整个反应受动力学控制，且是一个平行顺序反应，温度提高，反应速度增加，但是产物中气体和焦碳产率也增大。反应中氢转移反应的相对速度大，产品中的烯烃含量多，产品的安定性好。相反分解反应的相对速度大，产品中的烯烃含量多，产品的安定性有所下降，汽油的辛烷值高。温度对分解反应和缩合生焦反应的影响也不同，温度提高，分解反应的速度比缩合反应的速度大，这样反应温度高，产品中的焦碳产率低。根据以上这些讨论，说明反应温度的确定，要根据催化剂的性质、原料的组成、产品的质量要求等因素一起来考虑。本设计采用513。2.3.4反应压力提高反应压力就提高了反应器内的油气分压，油气分压的提高意味着反应物浓度的

47、增加。从而反应速度加快，导致转化率提高。提高反应压力，提升管处理能力提高，汽油产率略有下降。又因反应压力的提高势必将影响到再生压力，故而反应压力的提高受到限制，现选反应压力为203 kpa。2.3.5反应时间反应时间越长，总转化率越大，汽油的转化率随总转化率的提高开始提高，经一段时间达到最大值后开始下降，气体和焦碳的产率也随着总转化率的提高而提高。因此，渣油催化裂化过程中，采用高温短接触技术，以降低焦碳产率，提高汽油辛烷值。工业装置的反应时间常在2-4s之间，设计中采用3.5s2.3.6焦中的氢碳比（H/C）待生催化剂上焦碳的H/C比与反应深度、原料、汽提效果等因素有关。反应深度大、缩合程度大

48、，则H/C低，原料中的胶质、沥青质含量越多，则H/C越低。汽提效果越好,焦碳的氢碳比将减少，而汽提效果的好坏与汽提温度、汽提蒸汽量、汽提段效果等因素有关。由于本设计采用的是汽油方案，反应温度相对较高，反应深度相对较大，焦中的H/C比也就相对较小。根据胜利渣油的特点和一些装置的经验数据， H/C取8/92。2.3.7再生空气过剩氧含量过剩氧含量越高，对烧焦越有利。但过剩氧含量过高，使得通入的空气量增加，增加了主风机的能耗，同时，由于排出的烟气增多，使烟气温度下降，不利于能量的回收。对于两段再生，一再属于不完全燃烧，因此，一再过剩氧含量取0.2%；二再属于完全再生，过剩氧含量取1.95%。2.3.

49、8 CO/CO2 对于流化催化裂化装置，由于采用两段再生，可通过CO2/CO的比值来调节热平衡，因此，不设取热设备。CO2/CO比值高，则放出热量多，有利于降低原料温度。但在实际生产中，烟气中的CO2/CO要根据两个再生器的实际烧焦情况和供热情况来定。由于一再属常规再生取CO2/CO为3.03，二再属完全再生，则CO2/CO为。2.4 装置的设计特点2.4.1 提升管的特点本设计采用斜管提升技术，调节滑阀置于斜管上，滑阀前后采用波形膨节。提升管反应器采用分子筛催化剂，大大地提高了反应强度，使催化裂化在提升管内以很短的时间内完成。采用斜管输送催化剂，由于充分利用斜管中催化剂的蓄压，推动力大于阻力

50、，单动滑阀的压降可在较大范围内变化，以满足两器催化剂循环量变化的要求，循环量容易调节。2.4.2再生器的形式 本设计采用常规再生器，主要是考虑如何保证使流化质量良好，空气分布均匀并与催化剂充分接触，尽量减小返混，避免催化剂走短路。2.4.3汽提段挡板式采用盘环型挡板，它于水平面夹角大于30°，挡板间距740毫米，层数10层，每层自由流通面积为气提段横截面积的45%，最底层挡板下设一环形蒸汽管（靠器壁），管上向器心与水平面成45°，开有喷嘴。2.4.4旋风分离器的形式由于设置了弹射式快分器，分离效果好，在第一再生器里设二级PV型旋风器。由于第二再生器是高温再生，为了节省材质及

51、降低再生器体积，采用单级外旋风分离器。2.4.5主风分布器的形式 本设计采用同心圆式分布管。主管下端与辅助燃烧室的出口管连接。主管支管分支管是用碳钢管制成。为了使主风分布均匀和稳定操作，应当使主风通过分布管时保证一定的压降，设计压降为6.0kPa。2.4.6辅助燃烧室的形式辅助燃烧室是开工时供再生器升温用，平时只做主风通道，设计采用卧式辅助燃烧室，降低再生器的框架高度。2.4.7使用CO助燃剂 使用一氧化碳助燃剂可实现安全再生，从而使再剂含碳量降低，活性及选择性得到改善，轻油收率增加，并减少一氧化碳对大气的污染。由于一氧化碳在床层中完全烧掉，还可避免发生二次燃烧平稳操作。3设计计算3.1 燃烧计算(1)烧炭量及烧氢量烧炭量=11.4×103×0.9=10.26×103=855（kmol/h）烧氢量=11.4×103×0.1=1.14×103(kg/h)=570(kmol/h)因为烟气中CO2/CO(体)=3,所以生成CO2的C为855×3/(3+1)=641(kmol/h)=7695(kg/h)生成一氧化碳的碳为:855-641=213(kmol/h)=2565(kg/h)(2)理论空气量碳烧成CO2需要C2量=