毕业设计题目重油催化裂化反应-再生系统工艺设计系（部）化学工程系专业石油化工生产技术指导教师学生时间2013/5/19目录前言第一节设计原则第二节装置状况第三节工艺流程概述3.1反应部分工艺流程3.2再生部分工艺流程第四节设计基础数据4.1原料油物性4.2催化剂的物化性质4.3助剂及相关功用第五节反应再生系统工艺计算5.1再生器物料平衡计算5.2再生器热平衡5.3反应器的热平衡和物料平衡5.4再生器主要附件5.5提升管主要附件5.6两器压力平衡（反应器和再生器）5.7主要设备计算结果汇总第六节主要设备选择第七节反应部分工艺技术方案及特点第八节再生部分工艺技术方案及特点第九节能耗分析和节能措施第十节环境保护及职业安全卫生10.1污染源及治理措施10.2安全措施总结………参考文献…….前言催化裂化是一项重要的炼油工艺。
其技术复杂程度位居各类炼油工艺首位，但因其投资省，效益好，因而在炼油工业中占有举足轻重的地位。
催化裂化过程是原料在催化剂存在时，在470~530度和0.1~0.3mpa的条件下，发生裂解等一系列的化学反应，转化为气体，汽油，柴油等轻质产品和焦炭的工艺过程。
其原料一般是重质馏分油，如减压馏分油和焦化馏分油等，随着催化裂化技术和催化剂的不断发展，进一步扩大原料来源，部分或全部渣油也可以作为催化裂化的原料。
近年来，我国汽车工业飞速发展，2003年全国生产汽车444万辆，截止2003底.全国汽车保有量达到2420辆。
专家预测2020年汽车保有量将超过1亿辆（此外还有1亿辆摩托车）。
在调整车型结构提高燃油经济性的前提下，汽油需求量超过7400万吨、柴油需求量将超过1亿吨。
我过约80%的商品汽油和30%的商品柴油来自催化裂化，使催化裂化成为我国应输燃料最重要的生产装置。
从以上两个方面可见，催化裂化在实际生产中有很重要的意义，研究其工艺很有价值。
在原油价格居高不下，炼化企业的效益日益恶化的背景下，使用劣质原料来获得优质质，是炼厂的必然选择。
因此，要不断开发催化裂化新技术、新工艺，以增加产品收率、提高产品质量，这也是炼化企业在21世纪可持续发展的重大战略措施。
第一节设计原则1 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。
2 除少量关键仪表及特殊设备需引进外，其它设备及仪表立足国内。
3 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。
4 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，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、稳、长、满、优生产。
第二节装置概况1采用集散型控制系统（DCS），提高自动控制水平。
2采用HSE（health, safety, environment）管理体系，以便减少可能引起的人员伤害、财产损失和环境污染。
3 原料油设计采用的原料油为胜利减压流出油。
4 催化剂及助剂采用LB-1催化剂，同时采用CO助燃剂、辛烷值助剂、钒捕获剂、SO X转移助剂、金属钝化剂。
5 设计内容和范围本装置为反应再生部分，包括反应器、再生器、沉降器、旋风分离器等部分。
第三节工艺流程概述3.1 反应部分工艺流程以往设计采用新鲜原料与回炼油混合进料，本设计采用分段进料，将新鲜原料用途回炼油分开。
提升管底部设有预提升蒸汽和提升蒸汽（或干气）。
从再吸收塔来的部分脱前干气经流控阀和提升管底部的莲蓬式分布器进入提升管，与预提升蒸汽等作提升介质，将从再生器来的约640—700℃的再生催化剂提升到进料位置。
提升管反应器进料有下而上依次是新鲜原料、回炼油、回炼油浆、急冷水（含硫污水或除盐水）、和急冷油（可以是粗汽油、轻柴油）进料喷嘴。
新鲜原料和回炼油分为几路，每路设有流量控制阀，每路在分两支，每支路又加流量指示，以保证各路进料流量均匀，然后经过相应的进料喷嘴进入提升管反应器。
从油浆泵来的约350℃的部分油浆经流控阀和油浆进料喷嘴进入提升管，其雾化蒸汽上设有限流孔板。
除盐水或分馏含硫污水泵来的部分含硫污水经流控阀雾化进入提升管。
从分馏部分来的急冷油经流控阀和急冷油喷嘴、经雾化蒸汽后进入提升管。
根据原料性质和产品质量、产品分布要求，用再生单动滑阀自动控制提升管（或聚气室）出口温度约480～510℃从沉降器顶旋风分离器和提升管出口快速分离器分离下来的催化剂进入提升管，与汽提蒸汽逆流接触，置换出的催化剂颗粒间孔隙内油气汇合进入沉降器顶旋风分离器。
沉降器汽提段料位由待生单动滑阀自动控制。
根据生产要求，用流控阀控制汽提蒸汽流量。
重油催化裂化装置多使用金属钝化剂。
金属钝化剂用量由计量泵从储罐中抽出，根据原料性质和平衡催化剂污染情况，按一定比例与新鲜原料混合后进入提升管反应器。
采用非水溶性金属钝化剂，还需打入一定量的柴油，以提高注入管线的线速度，防止管线堵塞。
3.2 再生部分工艺流程来自沉降器汽提段的待生催化剂经待生催化剂分布器进入再生器床层，与贫氧主风逆流接触，烧掉催化剂上的大部分氢和碳，然后与从主风分布管来的主风接触，烧焦后的再生催化剂经再生器底部的淹流管排出再生器。
夹带催化剂的再生烟气上升穿过催化剂床层进入设在稀相段两级多组旋风分离器，绝大部分催化剂分离下来返回催化剂床层。
分离后的烟气经聚气室排进再生烟道，经蒸汽过热器温度降到700℃以下，在经第三级旋风分离器（三旋），将烟气含尘量250mg/m3以下，大部分烟气进入烟气轮机（烟机）发电或带动主风机运转。
烟机出口烟气与其旁路烟气汇合，经过余热锅炉，温度降到180℃后排入大气第四节设计基础数据4.1 原料油物性（见表1）表1 原料油物性4.2 催化剂物化性质（见表2）表2 LB-1催化剂物化性质堆密度/g·ml 0.85～0.9 0.97 Ni / 1953 磨损指数/% 2.2～3.9 / V / 2074.3 助剂及相关功用表3 助剂及功用助剂名称组成特点作用CO助燃剂Pt（Pd）/Al2O3促进CO转化成CO2，降低再生剂的喊炭量，提高催化剂活性，减少催化剂循环量和消耗，提高轻质油收率辛烷值助剂ZSM-5分子筛进行二次反应，如二次裂化、异构化等，以提高催化裂化汽油的辛烷值金属钝化剂Sb（Sn）有机化合物使催化剂上的有害金属（Ni）减活，以减少其毒害作用，改善裂化产物的选择性。
钒捕获剂固钒剂R和ZSM-7 使再生催化剂上的钒转化为五价钒酸，再与钒捕获剂中的碱性金属氧化物化合生成稳定的钒酸盐SO x转移剂MgO等金属氧化物将再生过程中的SO x转化为金属硫酸盐，减少SO X 排放量。
第五节反应——再生系统的工艺计算催化裂化反应再生系统的工艺简图如图一，催化裂化反应再生系统的工艺设计计算主要包括以下几个方面：①再生器物料平衡和热平衡计算②反应器的热平衡和物料平衡计算③再生器主要附件工艺设计计算，包括壳体、旋风分离器、分布管（板）、淹流管、辅助燃烧室滑阀、稀相喷水等④提升管及主要附件工艺设计计算⑤两器压力平衡。
包括催化剂输送管路⑥催化剂储管及抽空器⑦其他细节，如喷嘴、松动点的布置，限流孔板的设计等图 1 烧焦罐式FCC工艺反再部分流程图5.1 再生器物料平衡再生器主要操作数据入下5.1.1烧焦量及烧氢量烧碳量=3.8×103×0.9=3.42×103kg/h=285kmol/h 烧氢量=3.8×103×0.1=0.38×103kg/h=190kmol/h 因烟气中CO 2/CO(体)=1.5，所以生成CO 2的量为：kg/h 2052kmol/h 17115.15.1285==+⨯生成的CO 中C 为285－171=114kmol/h=1368kg/h 5.1.2 理论干空气量碳烧成CO 2需O 2量=171×1=171kmol/h 碳烧成CO 需O 2量=114×1/2=57kmol/h 氢烧成H 2O 需O 2量=190×1/2=80kmol/h 则理论需O 2量=171+57+80=308kmol/h=9856kg/h 理论带入N 2量=308×79/21=1158.67kmol/h=32442.76kg/h 所以理论干空气量=308+1158.67=1466.67kmol/h=42298.76kg/h 5.1.3 实际干空气量烟气中过剩O 2的体积分数为0.5%。
则由（过）（过）（过）（过）（过）（理）（过）22222222O 2179O 76.1158114171O O N N CO CO O 0.5% +⨯+++=++++=解上述方程便可求得过剩O 2量 O 2（过）=7.39 kmol/h所以实际干空气量=1466.67+7.39+27.80=1501.86 kmol/h=43313.64 kg/h 5.1.4 需要湿空气的量大气的温度为25℃，相对湿度为50%，查空气的湿焓图得空气的湿焓量为 0.010kg (水)/ kg (干空气) 所以空气中的水汽量=43313.64×0.010=433.14 kg/h=24.06 kmol/h湿空气量=1501.86+24.06=1525.92 kmol/h=34180.61m 3(N)/h=569.68m 3(N)/min,此即 正常操作下的主风量 5.1.5 主风单耗（焦））（烧焦量湿空气量主风单耗kg /N m 99.8108.361.3418033=⨯==5.1.6 总干烟气量由以上计算可知干烟气中的个组分的量，将其相加，即得总干烟气量总干烟气量=CO 2+CO+O 2+N 2=171+114+7.39+27.80+1158.67 =1478.86 kmol/h=44173.64 kg/h 5.1.7 湿烟气量及烟气组成（见表5）表5 湿烟气量及烟气组成①按每吨催化剂带入1kg水气及设催化剂循环量为1300t/h。
②粗估算值。
5.1.8 烟风比湿空气量/主风量（体）=1726.63/1525.92=1.135.2 再生器热平衡5.2.1 烧焦放热生成CO2放热=2052×33873=6950.74×104kJ/h生成CO放热=1368×10258=1403.29×104 kJ/h生成H2O放热=380×119890=4555.82×104 kJ/h合计放热=12909.85×104 kJ/h5.2.2 焦炭吸附热（脱附热）按目前工业上采用的计算方法有：焦炭吸附热=12909.85×104×11.5%=1484.63×104 kJ/h5.2.3 主风由140℃升至650℃需热干空气升温需热=43313.64×1.09×（650-140）=2407.81×104 kJ/h 水汽升温需热=433.14×2.07×（650-140）=45.73×104 kJ/h5.2.4 焦碳升温需热假定焦炭的比热与催化剂的相同，也取1.097 kJ/kg·℃,则焦炭升温需热=3.8×103×1.097（650-140）=212.60×104 kJ/h5.2.5 待生剂带入水汽升温需热440×2.16×（650-470）=17.11×104 kJ/h5.2.6 吹扫、松动蒸汽升温需热166.86×（3816-2780）=17.29×104 kJ/h5.2.7 散热损失582×烧炭量（以kg/h计）=582×3.42×103=199.04×104 kJ/h5.2.8 给催化剂的净热量=焦炭燃烧热－[第⑵项至⑺项之和]=12909.85×104-[1484.63+2407.81+45.73+212.60+17.11+17.29+199.04] ×104=8525.64×104 kJ/h5.2.9 计算催化剂循环量G8525.64×104=G×103×1.097×(650-470)则G=431.77×103t/h5.2.10 再生器热平衡汇总（见表6）表6 再生器热平衡汇总5.3 反应器的热平衡和物料平衡5.3.1 再生器物料平衡（见表7）⑴反应条件（见表8）⑵产品产率（见表六）⑶5.3.2 反应器物料平衡由已知条件就可以直接进行物料平衡，其结果列于表11，表12表11 入方物料②按总进料的1%计算。