催化裂化工藝設計完美版(編輯修改稿)

　

【文章內容簡介】 9 凝點 十六烷值 34 表 25 大慶常壓渣油重油裂化產品氣體組成（體積 %） 【 13】 H2 C1 C2 C2 C3 C3 iC04 nC04 C=4 iC05 H2S 由以上個表可知，對大慶常壓渣油的催化裂化采用汽油方案可行，汽油 +柴油收率可達 76%以上，而焦碳收率只有 %，從產品的性質來看，汽油的質量很好，與餾分油相近，很容易達 到產品要求；雖然柴油質量不是很好十六烷值偏低，但綜合平衡，采用汽油方案效益還是可行的。 裝置 形式 特點詳述 同軸式催化裂化裝置是指反應器（沉降器）和再生器布置在同一軸線上。雖然此類裝置有諸多優點，但對同軸式催化裂化裝置來說，必須采取各種措施降低裝置總高度，以便于施工和操作維修。此次設計采用以下措施，以便降低總高度： （ 1）采用兩器兩段再生：本裝置采用第一再生器與反應沉降器同軸，第二再生器與第一再生器串聯的設計。兩段再生的優點： 在其他條件大體相同的情況下，兩段再生和一段再生相比，催化劑藏量可以減少 60%，使再生器高度可以降低。 （ 2）采用臥式輔助燃燒室： 實驗廠高低并列式催化裂化裝置采用立式輔助燃燒室，再生器框架標高 8 米，而同軸式采用臥式輔助燃燒室（ 6m），再生器框架標高 4米。同時由于同軸式催化裂化裝置再生器底部有塞閥等各種部件，輔助燃燒室不宜直接放在框架下面。 （ 3）強化氣體過程，縮短汽提段。設計中采用新型環形汽提擋板（一般 8～10 層），擋板與水平方向約成 30176。，在擋板上與提升管同心垂直均勻安裝數圈蒸汽噴嘴，以提高汽提蒸汽與催化劑的接觸效果，提高了汽提效率，同時縮短了汽提段。 （ 4）取消兩器集氣式，采用外 集氣管分別匯集再生煙氣和反應油氣，采用外 沈陽化工大學學士學位論文 第二章 催化裂化生產參數和裝置設備的說明 8 集氣管不僅降低高度，而且還便于待生立管進入再生器和提升管，從反應沉降器頂部進入。 （ 5）在同軸式催化裂化裝置中，再生器框架的高度是由提升管底部的標高和再生斜管的高度決定的，為了降低再生斜管高度，在布置是要盡量使提升管靠近再生器，同時適當的增加再生斜管與垂直方向的夾角。 【 7】 生產流程簡述 催化裂化 裝置一般由三部分組成：反應 — 再生系統，分餾系統，吸收 — 穩定系統。由于本設計處理量較大、反應壓力較高（例如 ），特別設有再生煙氣能量回收系統。（以下主要介 紹反應 — 再生系統） 【 8】 反應 — 再生系統 本裝置處理的原料 —— 大慶常壓渣油，由常壓蒸餾裝置或渣油灌區送入裝置內的原料油緩沖罐中，再由原料油泵抽出加壓到油漿原料換熱器加熱到 200℃ 與 350℃的回煉油經過多路并聯噴嘴從 反應器 下部均勻 混合 進入提升管和從再生斜管經預提段處理的催化劑充分混合，上升同時發生裂化反應，在提升管頂端經耐磨彎頭到達快速分離器， 反應油氣和催化劑快速 分離， 防止了 二次反應。原料在進入噴嘴之前， 用 泵注入 DMP1 復合金屬 鈍化劑 （鈍化劑加入具體方法見 ） 。 【 9】 提升管反應器 出口 溫 度控制在 510℃左右， 反應 油氣進入沉降器后，經兩組單級旋風分離器進一步除去攜帶的催化劑后，從沉降器頂部引入分餾塔，進行后序操作。 【 10】 反應生成的焦炭沉積在催化劑上， 待生催化劑沉降 進入 汽 提段。在氣體蒸汽 汽提下，除去催化劑粒間、粒內所攜帶的 烴蒸汽 ，然后經 汽 提段沿待生立管下流，經待生塞閥節流，再經待生立管套筒進入第一再生器的密相床，進行燒焦再生，壓力為 (絕 )， 再生溫度控制在 680℃，多余的熱量由外取熱器取走，通過主風控制煙氣中的過剩氧量不超過 3%（體），使第一再生器燒掉焦炭中所有氫和 85%～95%的焦炭。 經過第一再生器 再生過的催化劑經淹流管進入催化劑提升輸送管，用 沈陽化工大學學士學位論文 第二章 催化裂化生產參數和裝置設備的說明 9 增壓風做輸送 介質把催化劑 提升到第二再生器，第二再生器操作壓力為 MPa (絕 )，溫度控制在 710℃，過剩氧為 3%（體），進行高溫完全再生，使再生 催化 劑含炭量降到 %以下，經 第 二 再生器 再生的催化劑由再生斜管輸送到 二再 外 脫氣罐脫 除 CO、 CO2 后經再生單動滑閥 控制的 再生斜管進入提升管反應器 下 部，經預提升后與原料油混合，重復上述循環。 【 11】 由于渣油催化裂化生焦率高，催化劑再生過程中放出大量熱量，再生器過熱不僅損壞再生器還使催化劑 破裂降低活性產生大量氣體液體收率下降。為了維持反應再 生 系統熱平衡特設上流式外取熱器 。在第 一再 生器中 再生的催化劑經輸送管送至外取熱器，與飽和水換熱后取走過剩 的 熱量。 再生器燒焦需要的空氣，由主風機供給。 空氣 由主風機 加壓 后，經兩個輔助燃燒室分別引入兩再生器 。 第一再生器的煙氣經二級旋風分離器脫去攜帶的催化劑 ，第二再生器的煙氣經單級外旋風分離器，脫去攜帶的催化劑后，與第一再生器引出的煙氣 匯合，進入煙氣能量回收系統。 所需的催化劑，由袋裝進，通過加料斗用空氣輸送到冷催化劑罐，裝置正常生產所需的補充新鮮催化劑，經小 型加料設施加入第一再生器。 【 12】 分餾系統 分餾系統 主要包括分餾塔、輕柴油汽提塔、分餾系統冷換設備和粗汽油罐等。 由反應器來的 460～ 510℃反應油氣從底部進入分餾塔，經底部的脫過熱段后在分餾段分割成幾個中間產品：塔頂為汽油及富氣，側線油輕柴油、重柴油和回煉油，塔底產品是油漿。從上到下依次有塔頂回流、一中回流、二中回流（或回煉油循環）和油漿循環等幾個回流。 為了避免催化分餾塔底結焦，催化分餾塔底溫度應控制不超過 380℃。循環油漿用泵從脫過熱段底部抽出后分成兩路：一路直接送進提升管反應器回煉，若 不回煉可經冷卻送去裝置；另一路先與原料油換熱，再進入油漿蒸汽發生器大部分作循環回流返回脫過熱段上部，小部分返回分餾塔底，以便于調節油漿取熱量和塔底溫度。 輕柴油和重柴油分別經汽提后，在經換熱、冷卻后出裝置。 【 14】 沈陽化工大學學士學位論文 第二章 催化裂化生產參數和裝置設備的說明 10 吸收 — 穩定系統 吸收穩定系統主要包括吸收塔、接吸塔、穩定塔、在吸收塔和凝縮油罐、汽油堿洗沉降罐及冷換設備等。 從分餾塔頂油氣分離器出來的富氣中帶有汽油組分，而粗汽油中則溶解油 CC4組分。吸收穩定系統的作用是利用吸收和精餾的方法將富氣和粗汽油分離成干氣、液化氣和蒸汽壓合 格的穩定汽油。 煙氣能量回收系統 來自 再生器的高溫煙氣首先進入高效三級旋風分離器分離出摻雜的催化劑，然后經調節蝶閥進入煙機膨脹做功，使再生煙氣的壓力能轉化為機械能驅動主風機轉動，供再生所需空氣。然后煙氣 進入煙氣輪機，余熱鍋爐，回收煙氣中的壓力能和部分熱能，使煙氣壓力降為 溫度降為 450℃后，再將此煙氣引入余熱鍋爐，使煙氣溫度降至 200℃以下。然后由煙囪進入大氣。煙氣輪機組再帶動反 — 再系統的主風機；余熱鍋爐產生的蒸汽，驅動汽輪機，發電機，組成了同軸式四機組能量回收 系統。 【 15】 本裝 置采用不完全再生技術，余熱鍋爐（ CO 鍋爐）用以回收 CO 的化學能和煙氣的顯熱能。 操作條件說明 反應溫度 反應溫度對催化裂化的反應速度和產品的產率分布以及產品的質量都有顯著的影響。 溫度和反應速度常數的關系是：提高反應溫度，反應速度常數增大，反應速度增大。催化裂化反應的活化能約 ～ ，溫度每升高 10%～ 20%反應速度約提高 10～ 20%。當反應溫度提高時，熱裂化反應的速度提高較快。反應溫度升至很高時，熱裂化反應漸趨重要，產品不飽和度增大。因此，當反應溫度升高時，如果 轉化率不變則汽油產率降低，氣體產率增加，而焦炭產率略有下降。 【 16】 同時， 沈陽化工大學學士學位論文 第二章 催化裂化生產參數和裝置設備的說明 11 分解反應和芳構化反應比氫轉移反應增快的多，于是汽油的烯烴和芳烴含量有所增加，汽油辛烷值有所提高。 石家莊煉油廠在煉大慶常壓渣油時，將溫度由 480℃升至 500℃時，汽油受率增加 %，焦碳產率下降 %。可見，提高反應溫度，產品分布趨于合理，焦碳產率，氣體產率下降。但也不可任意提高反應溫度，若溫度過高所產生的產品會發生熱裂化反應，生成更多的氣體，從而降低了汽油產率，而氣體的產率增加了。 綜合考慮各種因素，以及參考國內外同類裝置的操作 條件，本次設計裝置反應溫度確定為 500℃。 生產中，一般通過調節催化劑循環量和反應進料溫度來控制反應溫度。本裝置催化劑循環量通過再生塞閥來控制；由于本裝置不設置原料加熱爐，反應進料溫度通過控制油漿換熱系統中原料油側的三通閥實現。 再生溫度 溫度越高燃燒速度越快。采用熱穩定性較好的分子篩催化劑，再生溫度可提高到 650～ 700℃，特別是使用高溫再生技術的裝置溫度可達 700℃，使再生劑含碳量降到 %～ %。 【 17】 再生器燒焦供熱和反應需要熱量之間，熱平衡的結果最終反映在再生器溫度上。如果 燒焦的熱量滿足不了反應的需要，而又沒有采取其他措施及時調整，再生溫度將下降，再生煙氣帶走的熱量減少，在較低的再生溫度下達到新的熱平衡。此時再生器燒焦效果惡化，再生催化劑含碳量上升，有時可能會引起碳堆積事故。如果燒焦熱量過剩而又沒有采取其他措施及時調整，則再生溫度將上升，煙氣離開再生器帶走的熱量增加，在新的較高的再生溫度下達到新的熱平衡，此時容易發生二次燃燒和再生器超溫等事故。 對再生溫度影響做顯著的變量是回煉比、焦碳產率和原料預熱溫度。回煉比增加，再生溫度下降；原料油預熱溫度升高，再生溫度升高。 本設計在第 一再生器設上流式外取熱器以保持再生器溫度不致過高。開車前或停車時再生溫度一般由輔助燃燒室燃燒加熱主風提供。第一再生器溫度保持在680℃左右，第二再生器溫度保持在 700℃左右。 沈陽化工大學學士學位論文 第二章 催化裂化生產參數和裝置設備的說明 12 原料 預熱 溫度 對大慶常壓渣油，在進料量和反應溫度等相同的情況下，提高原料預熱溫度，催化劑循環量降低，再生溫度升高轉化率和生焦率降低。渣油的特點除其殘碳和重金屬含量均較高外，其粘度較大，受溫度影響較大，升高溫度，粘度降低，易于霧化，充分發揮分子篩的活性，降低升焦率。從熱平衡及原料轉化率的角度出發，降低原料預熱溫度是有利的。降 低原料預熱溫度，對常壓渣油來說，焦碳產率增加，使系統熱量增加，再生溫度升高，有利于燒焦。原料預熱溫度還影響到進料的粘度，從而引起原料霧化效果和產品分布的變化，因此不宜低于 150℃。 大慶常壓渣油催化裂化原料預熱溫度一般在 170～ 350℃左右，本次設計將原料油預熱溫度選定為 200℃。 反應壓力 對于催化裂化反應，隨著壓力提高，可提高轉化率，但同時也增加了原料中重質組分和產物在催化劑上的吸附量，從而提高生焦的反應速度，使焦炭產率明顯提高，氣體中烯烴產率相對下降，汽油產率略有下降，但穩定性提高。 雖然壓力對反應的影響較大，但在實際操作中，壓力一般是固定不變的。同時，催化裂化裝置的操作壓力主要不是由反應系統決定的。由于反 — 再系統壓力平衡的要求，反應壓力和再生壓力之間應保持一定的壓差，不能任意改變。再生器壓力采用 （絕）。且同軸式催化裂化反 — 再系統壓差在 ～ +，目前采用的反應壓力約 ～ MPa（表），故本設計反應壓力為 MPa（絕）。 一般來說，提高壓力是增加裝置處理能力的主要手段，壓力提高后焦碳產率增加，為了降低焦碳產率，則可以采用增加蒸汽量的方法 降低油氣分壓。 當裝置處理能力低于設計能力時，應當降低反應器和再生器的操作壓力，使提升管和反應器內油氣速度不致降低過多，避免油氣在提升管和反應器內停留時間過長和出現催化劑的不穩流動，同時也可以避免由于速度過低而在提升管內出現催化劑的高密度區。在低處理量下降低壓力，還可以避免再生器床層線速過低，保持良好的再生效果和避免局部過熱的出現。 再生壓力 沈陽化工大學學士學位論文 第二章 催化裂化生產參數和裝置設備的說明 13 碳燃燒速度和氧氣分壓成正比，而氧氣分壓為再生器操作壓力和氧的對數平均濃度的乘積，提高再生器壓力就可以使氧分壓提高，從而加快碳燃燒速度。 提高再生器壓力，反 應器壓力也要相應提高，兩者優缺點見前頁反應壓力的介紹。再生器壓力的選定已著眼于如何更有效地回收再生煙氣能量，決定再生器壓力時，既考慮有利于催化劑再生，又有利于能量回收。 生產中，再生壓力采用再生壓力單參數控制或反再兩器控制。本設計就是反再兩器控制。對于兩個再生器串聯再生的裝置，一般用一再出口雙動滑閥控制一再和二再壓差。 反應時間 對于提升管催化裂化 ，反應時間（ s） =提升管有效長度（ m） /油氣平均線速（ m/s），其中提升管有效長度是指從原料油噴入口到提升管出口的長度，油氣平均線速是指上述兩點處 線速度的對數平均值。可見，反應時間是反應油