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1、年处理量105万吨催化裂化装置工艺设计摘 要随着我国经济的快速发展，世界对环境问题也越来越重视，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。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。催化裂化是原油二次加工中最重要的加工过程，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。大庆常压渣油残碳量、重金属和硫、氮含量较低，可以直接作为重油催化裂化装置的原料。本设计加工弹性大，汽油产率较高，并充分考虑能量综合利用与环境保护问题。关键词：重油；催化裂化；计算Abstract目 录第
2、一章 前言 - 1 -1.1 重油催化裂化的发展 - 1 -1.2 大庆常压重油直接催化裂化的可行性 - 1 -1.3 装置形式的选择 - 2 -1.4 重油流化催化裂化工艺 - 2 -1.5 催化裂化发展趋势 - 3 -1.6 重油催化裂化面临的问题 - 4 -第二章 催化裂化生产装置设备参数 - 5 -2.1 生产方案的确定 - 5 -2.2 装置形式的确定 - 6 -2.3 流程简述 - 7 -2.4 操作条件 - 8 -2.4.1 反应压力 - 8 -2.4.2 反应温度 - 9 -2.4.3 再生温度 - 9 -2.4.4 再生压力 - 10 -2.4.5 CO2/CO - 10 -
3、2.4.6 原料预热温度 - 11 -2.4.7 反应时间个剂油比 - 11 -2.4.8 提升管各点的蒸汽喷入量 - 12 -2.4.9 H/C - 12 -2.5 设计特点 - 13 -2.5.1 采用倒L型快速分离器 - 13 -2.5.2 预提生段 - 14 -2.5.3 进料喷嘴 - 14 -2.5.4 采用耐磨弯头 - 14 -2.5.5 旋风分离器 - 14 -2.5.6 气提段挡板 - 15 -2.5.7 空气分布管 - 15 -2.5.8 辅助燃烧室 - 15 -2.5.9 折叠式提升管 - 15 -2.5.10 用外集气管 - 15 -2.5.11 塞阀 - 16 -2.5
4、.12 催化剂和助剂的选取 - 16 -2.5.13 取热器 - 17 -2.5.14 两段再生 - 18 -第三章 能量回收与环境保护 - 19 -3.1 能量回收 - 19 -3.2 环境保护 - 19 -3.2.1 废水的来源及处理 - 20 -3.2.2 废渣的来源及治理 - 20 -3.2.3 废气的来源及治理 - 21 -3.2.4 清洁生产 - 22 -3.2.5 噪音 - 22 -第四章 催化裂化反-再系统工艺计算 - 24 -4.1 燃烧计算 - 24 -4.1.1 再生器物料平衡 - 24 -4.1.2 再生器热平衡 - 26 -4.2 反应器热平衡 - 28 -4.2.1
5、 反应系统供热方 - 28 -4.2.2 反应系统耗热方 - 29 -4.2.3 剂油比 - 31 -4.2.4 待生剂含碳量 - 31 -4.3 外取热器 - 31 -4.3.1 计算Q取 - 31 -4.3.2 取热分配 - 32 -4.3.3 管根数的确定 - 32 -4.3.4 过热蒸汽管计算 - 33 -4.3.5 外取热器管径 - 33 -4.3.6 外取热器高H - 34 -4.4 再生器结构计算 - 34 -4.4.1 密相段直径D - 34 -4.4.2 密相段高度H - 35 -4.4.3 稀相段直径D - 35 -4.4.4 稀相段高度H - 35 -4.4.5 稀相,密
6、相段过渡段高度h - 35 -4.4.6 再生器总高度H。 - 35 -4.5 催化剂输送 - 36 -4.5.1 待生立管的直径和长度 - 36 -4.5.2 淹流管的直径和长度 - 36 -4.6 旋风分离器 - 36 -4.6.1 选型 - 36 -4.6.2 计算旋风分离器组数 - 36 -4.6.3 核算料腿负荷 - 37 -4.6.4 旋风分离器压力平衡 - 38 -4.6.5 工艺计算结果 - 39 -4.7 再生器空气分布管 - 40 -4.7.1 分布管内气体流量 - 40 -4.7.2 分布压降计算 - 41 -4.7.3 开孔面积计算 - 41 -4.8 辅助燃烧室 -
7、42 -4.8.1 热负荷 - 42 -4.8.2 结构尺寸 - 43 -4.8.3 一、二次空气分配 - 43 -4.8.4 辅助燃烧室环隙面积 - 43 -4.8.5 空气进口管线的直径 - 44 -4.9 反应系统 - 44 -4.9.1 提升管反应器基础数据 - 44 -4.9.2 提升管进料处的工艺计算 - 45 -4.9.3 沉降器 - 49 -4.9.4 气提段工艺计算 - 49 -4.9.5 旋风分离器 - 50 -4.9.6 两器压力平衡数据 - 52 -结 论 - 56 -附 录 - 59 -第一章 前言重油催化裂化的发展最早的工业催化裂化装置出现于1936年。70年代以来
8、，随着原油价格的上涨，原油变重，轻质油品需要量上升，重燃料油需要量下降，重油深度加工的任务日益繁重。不仅北美原油加工深度较深的国家在进一步提高加工深度，而且西欧日本等一向采取浅度加工的国家也在逐步提高加工深度。随着经济发展、市场需求的变化以及催化裂化原料的变化，催化裂化作用也发生了变化，转向为加工重油。催化裂化工艺最初发展时采用的是固定床反应器和移动床反应器，现已全部采用流化床反应器，故催化裂化又称为流化催化裂化。FCC 最重要的技术进步是开发了RFCC 工艺， 1998 年我国FCC 加工能力是4200 万吨，为世界第二；1999 年掺渣量占FCC 总进料的33%居世界第一；2000 年底加
9、工能力达到9210 万吨，加工渣油三分之一以上，即3000 多万吨；2003加工年能力达到1亿吨，掺渣34% 以上，FCC成为我国加工渣油最主要的装置(与焦化可比)。国外FCC 原料掺渣量一般为15%到20% (较低，大多经加氢处理) 。目的是尽量提高柴汽比，缓解柴油市场供需矛盾。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，满足环保要求。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，并获得工业的应用。如我国GOR系列(烯烃含量降低8 10% )、D
10、avison Co. 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。重油的深度加工，即把原油中的重质部分（一般指常压渣油或减压渣油）转化为汽油一直是炼油工作者的一项重要任务。采取优化操作、降低结焦、采用清洁燃料技术、提高产品质量、调整产品结构、降低能耗和开发重油新催化剂等措施，可进一步促进我国催化裂化整体技术水平的提高。大庆常压重油直接催化裂化的可行性常压渣油直接进行催化裂化的问题主要有两个。一是由于重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，焦碳产率高，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
11、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，能否实现重油直接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。我国原油一般较重，常压渣油占原油的60%75%，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，残碳值低（4.3%），密度小（密度为0.896），平均分子量大（分子量563）的特点，是比较理想的重油催化裂化原料，可直接进行催化裂化。装置形式的
12、选择从技术成熟角度看，新HOC工艺装置优于其他各种装置。从投资、经济效益等技术经济指标看，新HOC 同轴式装置和同规模并列式HOC装置对比有：a.投资少（少21.6%）；b.钢材省（省47.8%）；c.占地面积小（省44%）。同时采用两段再生工艺，较一段再生可提高烧焦强度30%左右。采用助燃剂完全再生，轻油收率为83.7%，转化率为77.4%。综上所述，本设计采用新HOC同轴式两段再生重油催化裂化装置。重油催化裂化装置形式很多，各种形式装置差别主要在反再系统，主要有：老HOC装置、新HOC装置、RCC装置、Stone&Webster装置、Art装置。我国目前炼制渣油设备有新HOC装置和改进St
13、one&Webster装置。新HOC装置有新HOC并列式装置和新HOC同轴式装置两种类型，都是由中国石化总公司开发的。重油流化催化裂化工艺流化催化裂化的反应器和再生器的操作情况。催化剂在两器间的循环输送及催化剂的损耗率都与气-固流化问题有关。但由于此问题的复杂性，至今有不少问题有待进一步研究。在重油催化裂化过程中，损失催化剂选择性，降低催化剂活性，增加焦碳收率，破坏装置的热平衡操作和污染环境等，都在一般流化催化裂化中为数甚小，甚至没有。为了消除或减少上述不良作用，在重油流化催化裂化工艺中不得不采取下列措施：(1) 发展适宜重油催化裂化的超稳分子筛催化剂以及有超稳作用的纯白土型催化剂，可以使汽油
14、辛烷值高，生焦少，轻油收率高及抗金属污染强等优点。(2) 加强对催化剂抗金属污染的研究。加强钝化技术，或采用在高温氧化状态下通入蒸汽等介质达到金属顿化作用。尽力加强脱盐，减少原料中钠盐的含量，普遍采用二级或三级脱盐。(3) 再生工艺的发展。RCC和RFCC工艺设计了重油催化裂化逆流和并流混合式两段再生。新HOC再生器也由并流改为逆流，改进后，可以减少催化剂高温失活。(4) 内外取热技术成熟。重油催化裂化工艺生成的焦碳所放出的热量超出反再系统需热。为了维持反再系统热平衡，通过在再生器密相段设置取热盘管也可以在再生器外设置外取热器的方式取走过剩热量。近些年来，已经研究开发一些新的设计和装置形式，其
15、中不乏一些优秀的设计和装置，渣油催化裂化内外取热技术，后置烧焦罐的装置改造，同高并列式装置，同轴式采用快速床再生和两段催化裂化等，这都预示着流化催化裂化技术发展的美好前景。催化裂化发展趋势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主要方面继续发展： (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价格的提高，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碳产率高、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
16、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碳产率。充分利用再生烟气中的CO的燃烧热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，结合我国国情多产柴油，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。重油催化裂化面临的问题我国原油变重，质量变
17、差，渣油量的逐年提高是重油催化裂化面临的重要问题。在占我国原油产量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10年每年进口2000万吨高硫高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、脱金属率、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34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，脱金属率是
18、较低的，采用加氢处理仍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。由于催化裂化的本能是转化重油为轻油，因此催化裂化工艺仍然是炼油的骨干工艺，克服装置结焦问题是开好重油裂化的当务之急，重油裂化多产轻烯烃以及适应油品市场变化发挥其应变能力也是催化裂化的一种本能，但为满足柴油和清洁燃料的需要，尚需其它后加工工艺的配合。 催化裂化生产装置设备参数生产方案的确定本设计采用汽油方案。首先，随着我国经济的快速发展，交通发展，以汽油为首的轻质油需求量急剧增加，同时由于石油化工的发展，就需要有更多、更有效、多产的轻质油。
19、其次，大庆常压渣油产率高，焦碳产率低。各种数据如下表：表2.1 大庆常压渣油性质实沸点收率密度运动粘度35071.5%0.8902g/m348.8（80）碳氢比凝点残碳1001.80444.328.9表2.2 大庆常压渣油产品产率裂化气m%汽油m%轻柴油m%焦碳m%13.8250.0826.209.9表2.3 大庆常压渣油裂化汽油性质马达法辛烷值馏 程79t1052t5096t90161密度20（g/m3）0.7082表2.4 大庆常压渣油裂化柴油性质十六烷值馏 程34t10216t50255t90319凝点13.0密度20（g/m3）0.8754表2.5 大庆常压渣油重油裂化产品气体组成H2
20、C1C2C2C3iCo4nCo4C=4iCo5H2S21.579.875.266.846.2711.103.2018.200.030.09由以上个表可知，对大庆常压渣油的催化裂化采用汽油方案可行，汽油+柴油收率可达76%以上，而焦碳收率只有9.9%。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。虽然柴油质量不是很好并且十六烷值偏低，但综和平衡，采用汽油方案效益还是可以的。装置形式的确定催化硫化装置由反应再生、分馏和吸收稳定三部分组成，各种催化裂化装置的分馏、吸收稳定系统基本上相近，不同的催化裂化装置的差别主要在于反再系统。反再系统的装置主要有三种：第一种是两器同高并列式，
21、这种装置是为无定型催化剂而设计的，现在使用分子筛催化剂，在设计时早已不用。第二种是高低并列式。它是为了适应分子筛催化剂而设计的，反应器位于上方，位置较高，再生器位于下方，位置较低。同时两器不在同一条轴线上，这样提高了再生器的压力，满足了提升管长度要求，但这种形式结构庞大，消耗钢材，占地面积也比较大。第三种是同轴式。省掉了反应器的框架，布置紧凑，占地面积小，投资和钢材耗费有较大节省。下面列表是炼油实验厂同轴式和高低并列式催化裂化的对比，由表对比可知，各方面的节省是显而易见的。因此，本设计采用同轴式催化裂化装置。表2.6 同轴式和高低并列式催化裂化的对比项目并列式同轴式钢材（吨）设备74.9463
22、.83土建8715.7合计161.9484.53投资（万元）设备32.6528.2土建6.2 2.25合计38.8530.45占地面积（平方米）5028由于把反应器和再生器重叠在一起，因此对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，以便于施工和操作维修。此次设计采用以下措施，以便降低总高度：a. 用卧式辅助燃烧室:实验厂高低并列式催化裂化装置采用立式辅助燃烧室，再生器框架标高8米，而同轴式采用卧式辅助燃烧室，再生器框架高4米。同时由于同轴式催化裂化装置再生器底部有塞阀等各种部件，辅助燃烧室不宜直接放在框架下面。b. 采用两段再生：在其他条件大体相同的情况下，两段再生和一段再生相比
23、，催化剂藏量可以减少60%，使再生器高度可以降低。c. 强化气提过程，缩短气提段，设计中采用圆环式挡板。d. 取消两器集气室，采用外集气管分别汇集再生烟气和反应油气。采用外集气管不仅可以降低高度，而且还便于待生立管进入再生器和提升管，从反应沉降器顶部进入。e. 在同轴式催化裂化装置中，再生器框架的高度是由提升管底部的标高和再生斜管的高度决定的。为了降低再生斜管高度，在布置时应尽量使提升管靠近再生器，同时适当增大再生斜管与垂直线的夹角。流程简述催化裂化装置一般有三个部分组成，即：反应再生系统，分馏系统，吸收稳定系统。本装置处理的原料大庆常压渣油，由常压蒸馏装置或渣油灌区送入装置内的原料油罐冲罐中
24、，再由原料油泵抽出加压到油泵原料换热器加热到200和200的回炼油混合，经过多路并联喷嘴从下部均匀进入提升管和从再生斜管经预提段处理的再生催化剂充分混合，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，立即进行分离，以防二次反应。原料在进入喷嘴之前，从泵注入锑钝化剂。提升管反应器温度控制在510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，从沉降器引入分馏塔，进行后续操作。反应生成的焦碳沉积在催化剂上，进入气提段。在气体蒸汽气提下，除去催化剂颗粒间，粒内所携带的油气，然后经气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
25、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0.3%，使第一再生器在CO助燃剂存在的条件下，烧掉焦碳中所有氢和大部分的焦碳。一再再生过的催化剂经淹流管进入催化剂提升输送管，用烟风做输送，提升截介质送到第二再生器，第二再生器操作压力为0.16Mpa(绝)。温度控制在710。过剩氧为0.3%。进行高温完全再生，使再生剂含碳量降到0.05%以下，经二再再生的催化剂由再生斜管输送到二再外溢流罐进一步脱气后，经再生单动滑阀流入再生斜管进入提升管反应器底部，经预提升后与原油混合，重复上述循环。由于渣油催化裂化生焦率高在一再放出大量过
26、剩热量，为了维持反再系统热平衡特设上流式外取热器，一再再生的催化剂经输送管送至外取热器，与水和饱和水蒸气换热后回到一再取走过热热量。再生器烧焦需要的空气由主风机供给。主风由主风机引出后经两个辅助燃烧室分别引入两再生器，第一再生器产生的烟气经二级旋风分离器后脱去携带的催化剂后出再生器；第二再生器产生的烟气经单级外旋风分离器脱去携带的催化剂后与第一再生器引出的烟气合并，进入二级旋风分离器，进一步脱去细粉尘，然后进入烟气轮机和余热锅炉，回收烟气中的压力能和部分热能，使烟气压力降到0.12Mpa温度降为423后，再将次烟气引如余热锅炉，使烟气温度降至200以下，然后由烟囱进入大气。烟气轮机组再带动反再
27、系统的主风机，余热锅炉产生的蒸汽驱动汽轮机和发电机组成了同轴式四机组能量挥手系统。所需的催化剂由袋装进，通过加料斗用空气输送到冷催化剂罐，装置正常生产所需的补充新鲜催化剂经小型加料设施加入第一再生器。CO助燃剂是通过小型加料线假如热催化剂罐。操作条件反应压力当装置处理能力低于设计能力时，应当降低反应器和再生器的操作压力，使提升管和反应器内油气速度不致降低过多，避免油气在提升管和反应器内停留时间过长和出现催化剂的不稳流动，同时也可以避免由于速度过低而在提升管内出现催化剂的高密度区。降低压力还可以避免再生器床层线速过低，保持良好的再生效果和避免局部过热的出现。对于催化裂化反应，随着压力的提高，提升
28、管的处理能力提高，烯烃产率下降，焦碳产率上升。虽然压力对反应的影响较大，但在操作中，压力一般是固定不变的，同时催化裂化装置的操作压力主要不是反应系统决定的。由于反再系统压力平衡的要求，反应压力和再生压力之间应保持一定的压差，不能任意改变。再生器压力采用（0.20 MPa）（绝），且同轴式催化裂化反再系统压差在-0.010.07MPa。故本设计反应压力为（0.18 MPa）（绝）。压力提高后焦碳产率增加，为了降低焦碳产率，则可以采用增加蒸汽量的方法降低油气分压。反应温度反应温度对催化裂化的反应速度和产品的产率分布以及产品的质量都有显著的影响。温度和反映速度常数的关系是：提高反应温度，反应速度常数
29、增大，反应速度增大。温度每升高10反应速度约提高1020%。有关资料表明，当温度由460升到500时，若活化能为20000kcal/kg，则转化率将增加一倍以上。反应温度还通过对各类反应的反应速度的影响来约束产品的分布和产品的质量。催化裂化是平行顺序反应。石家庄炼油厂在炼制大庆常压渣油时，将温度由480升至510时，汽油收率增加4.1%，焦碳产率下降1.7%。可见，提高反应温度，产品分布趋于合理，焦碳产率、气体产率下降。但也不可任意提高反应温度，若温度过高所产生的产品会发生热裂化反应，生成更多的气体，从而降低了汽油产率。综合考虑各种因素，以及参考国内外同类装置的操作条件，本次设计装置反应温度确
30、定为510。再生温度再生器烧焦供热和反应需要热量之间热平衡的结果最终反映在再生器温度上。如果烧焦的热量满足不了反应的需要，而又没有采取其他措施及时调整，再生温度将下降，再生烟气带走的热量减少，在较低的再生温度下达到新的热平衡。此时再生器烧焦效果恶化，再生催化剂含碳量上升，有时可能会引起碳堆积事故。如果烧焦热量过剩而又没有采取其他措施及时调整，则再生温度上升，烟气离开再生器，带走的热量增加，在新的较高的再生温度下达到新的热平衡，此时容易发生二次燃烧和再生器超温等事故。对再生温度影响最显著的变量是回炼比，焦碳产率和原料预热温度。回炼比增加，再生温度下降，原料油预热温度升高，再生温度升高。提高再生温
31、度，、不仅可以加快烧焦速度，缩短再生时间，降低再生剂含碳量，提高平衡催化剂活性，而且能加速新沉积在催化剂上的金属顿化作用，降低其脱氢功能，降低生焦率和产气率，改善催化剂的选择性。同时，由于使用CO助燃剂，在温度低于700是会降低助燃剂功能，并且燃烧速度公式k=Aexp（-E/RT）表明：再生温度越高，烧碳速度越迅速。为此，再生温度我们要采用高温，但也不能太高，因为再生温度太高的话会加速催化剂失活，设备老化严重。故一般控制再生器密相温度在670700左右，稀相温度700720左右。本次设计采用两段再生，第一段再生温度为700，第二段再生温度为710。再生压力碳燃烧速度和氧气分压成正比，而氧气分压
32、是再生器操作压力和氧气的对数平均浓度的乘积，提高再生器压力就可以使氧气分压提高，从而加快碳燃烧速度。提高再生器压力，反应器压力也要相应提高，两者的优缺点见前页反应压力的介绍。再生器压力的选定已着眼于如何更有效地回收再生烟气能量。再决定再生器压力时，既要有利于催化剂再生，又要有利于能量回收。本次设计第一段再生压力为0.2MPa，第二段再生压力为0.16MPa。CO2/CO在催化剂再生过程中，要生成大量的CO，一般CO2/C0为100:1，采用分子筛催化剂使焦碳率降低，高温再生促使CO2/C0降低，因而使再生器提供的热量减少，这就需要提高原料预热温度并向再生器喷燃烧油。如果CO在再生器内烧掉，不仅
33、可以降低原料预热温度，停止喷燃烧油，同时又可进一步提高催化剂温度，降低剂油比，使再生催化剂含碳量降低到0.030.05%，因而有利于改善产品分布。采用两段完全再生实际上是一种能控制CO燃烧的过程，防止二次燃烧。如CO在稀相急剧二次燃烧，烟气中催化剂已极少，CO燃烧的热量使烟气温度升高，甚至高达1000，这样容易烧坏设备，因次必须采取一切措施增大CO2/C0之比，避免二次燃烧，采用完全再生就是一种有效方法。对同一种催化剂并在同一燃烧温度时，颗粒大的具有较大的CO2/C0之比。在同一温度下含有Cr203的催化剂也具有较大的CO2/C0之比。这种现象说明CO2/C0随颗粒直径的增加而增加，随扩散系数
34、的增加而减少。使用CO助燃剂，因催化剂中含Cr203，使CO2/C0显著增加。因此采用CO助燃剂的两段完全再生。在第一段烧去80%的碳和全部氢，在第二段高温下烧去剩余20%碳和烟气中的CO，因CO是在密相床烧掉，有大量催化剂作为吸热体，CO燃烧后不会造成高温烧坏设备的情况。本次设计CO2/C0为100:1。原料预热温度对于大庆常压渣油提高原料预热温度有利于降低生焦率。渣油的特点除其残碳和重金属含量较高外，其粘度较大、受温度影响较大，升高温度粘度降低、易于雾化，可充分发挥分子筛的活性，降低生焦率。从热平衡及原料转化率的角度出发，降低原料预热温度常压渣油焦碳产率增加，系统热量增加，再生温度升高，有
35、利于烧焦。大庆常压渣油催化裂化原料预热温度一般在170350左右。本次设计将原料油预热温度选定为200。反应时间个剂油比对分子筛催化剂焦碳产率和温度、剂油比以及催化剂在反应区的停留时间有如下关系:焦碳产率Tc(1+回炼比)（C/O）（tc）0.21 其中，Tc产率的温度因数，Tc反应时间，近似认为催化剂的停留时间和油气的反应时间相等。反应时的温度、催化剂的活性、再生催化剂含碳量、剂油比以及原料的性质等共同决定着原料的转化率和产品分布。汽油方案反映现在的趋势是把反应温度提高到500540范围内。这样，一方面可以得到较高的汽油辛烷值；另一方面，由于高温使气体产率增加，因而烷基化的原料增加，使高辛烷
36、值汽油的总收率增加。故对汽油方案而言，从汽油的收率和质量来看，采用高温短接触时间是有利的，反映时间一般是13秒，本次设计选定为2秒。由于汽油方案的回炼比小，装置的热平衡容易满足，采用高温短接触时间还可以降低焦碳产率，从而节省再生器的投资和操作费用。生产实践中常用催化剂循环量调节反应温度，其实质是通过改变剂油比调节焦碳产率，从而达到调节装置热平衡的目的。剂油比是催化剂循环量与总进料量之比，实际上/反映了单位催化剂上有多少原料进行反应并在其上沉积焦碳。剂油比大时，单位催化剂上沉积碳量就比较少，焦碳产率下降，催化剂活性下降程度相应要小些，而且剂油比大时原料与催化剂可接触机会更充分。本次设计回炼比为0
37、.3，剂油比为8.8。提升管各点的蒸汽喷入量为了减少催化剂的磨损，降低水蒸汽对催化剂的老化，在满足必须的工艺要求的前提下，应尽量减少吹气点和蒸汽的吹入量。(1) 雾化蒸汽催化裂化是气相反应，使进入提升管的原料迅速汽化很重要。良好的雾化可以使油和催化剂混合均匀。同时，雾化蒸汽可以降低油、气分压，避免催化剂迅速结焦。在一旦发生原料中断的事故时，雾化蒸汽还可以避免喷嘴的堵塞。对于大庆常压渣油，雾化蒸汽按进料量的5%7%设计。本次设计采用多喷嘴进料，雾化蒸汽按进料量的5%设计，每一个喷嘴都应有相应的雾化蒸汽。(2) 事故蒸汽当原料中断后，提升管内事故蒸汽的进入量应使提升管内的线速度不低于3m/s，这相
38、当于事故蒸汽占总量的4%左右。正常操作时，事故蒸汽的阀是切断的。为了避免事故蒸汽喷嘴结焦或被催化剂堵塞，应设置旁通孔板，通入一定量的蒸汽进行吹扫，吹扫蒸汽量一般按事故遮盖暖气量的5%10%考虑。本次设计按事故蒸汽占总量的4%计算。(3) 提升蒸汽当原料从侧面进入提升管时，为了避免催化剂沉落，在提升管的底部应设置提升蒸汽。提升蒸汽的量按原料未喷入时能在提升管内保持0.5m/s的线速度。H/C大庆常压重油H/C（原子）为1.74。轻质油与重质油的最重要的差别在于分子量和H/C（氢碳比）不同。下表列出各类油品的大约氢碳比。表2.7 油品的氢碳比油品普通原油重质原油天然气轻质油减压渣油戊烷脱出沥青H/
39、C1.81.53.91.8-21.4-1.71.1-1.2一般说来，从重质油转化为轻质油，除了从大分子分解为小分子外，还从低H/C的组成转化为较高H/C的组成。分子量的变化主要依靠分解反应（热反应或催化反应），而H/C的变化则不外乎通过两个途径：脱碳和脱氢。所谓脱碳，即脱去其中H/C最低的部分，例如溶剂脱沥青等，还有就是经化学转化使一部分产物H/C降得更低，而另一部分产物H/C有所提高。例如催化裂化、焦碳化等。至于加氢，则是借助外来的氢来提高整个产物H/C，例如加氢裂化等。对于重质油的轻质化，则根据原料的特点选择加工方案。大庆常压重油金属含量较低，尤其是Ni，H/C比（1.7）较高，故选用直接
40、催化裂化加工方案是合宜的。设计特点由于渣油原料中残碳值和金属含量均很高，这就增加了渣油催化裂化技术的难度，因此，渣油催化裂化关键要解决的问题是：a. 如何减少生焦和生气量，特别是氢气量，从而获得最大的汽油和柴油收率。b. 如何控制原料中金属对催化剂的污染，使催化剂保持较高活性和选择性。c. 如何控制有效的取走渣油催化裂化过程中放出的过剩热量，使反再系统正常运行。这三者的关系是常压渣油催化裂化工艺能否实现的主要技术，本次设计将围绕上述问题，采取以下措施：采用倒L型快速分离器提升管出口安装倒L型快速分离器，使油气在离开提升管后迅速和催化剂分离，一方面尽快地中止反应，另一方面尽量减少催化剂被油气带出
41、。倒L型弯头出口有两种形式：一种是石油二厂采用的将垂直向下的出口封闭，催化剂和油气从两个水平管引出，分离效率为70%-80%。另一种为底部采用防冲挡板，但并不封死，其效率为85%，本次设计采用第二种形式。预提生段该段主要作用是消除再生催化剂流向的影响并向进料段提供均匀的再生剂流。设计一定高度的预提升段和较大预提升蒸汽量，使其中的再生催化剂处于稀相。本次设计选用水蒸汽作为预提升气体。并且通入预提升蒸汽可降低油气分压，有利于进料汽化、降低焦碳产率、提高C2-C4中烯烃含量和汽油的辛烷值。进料喷嘴设计好和操作好进料段，对于重油流化催化裂化工艺来说，是个相当重要的问题。因为其对产品分布，特别是对焦碳产
42、率，有重要影响。重油即使在有预热设备情况下，进入进料段与热再生催化剂接触之前，也基本上是液相的，但是重油催化裂化反应却是气相反应。进料段必须解决两个问题：其一是保持和改造再生催化剂均匀分布，其二是使原料油彻底雾化且均匀分散在再生催化剂流中。设计好和解决好进料喷嘴是解决这两个问题的关键所在。理想的雾化状态是经雾化的原料油变成60um的小雾滴（与分子筛催化剂直径大致相同）。本次设计采用LPC喷嘴且采用多络并联进料。LPC喷嘴比喉管式喷嘴雾化效果好、压力小、操作弹性大、操作方便，而且装置生焦率降低在0.5%以下，总转化率上升3%-4%，提升管内不结焦，喷嘴无磨损，具有显著的经济效益。采用耐磨弯头对于
43、同轴式催化裂化装置，为了尽可能降低装置总高度以满足提升管的长度要求，一般采用折叠式提升管。由于催化剂和油气处于高速流动状态，转弯处的压降很大，磨损较严重，所以应采用耐磨弯头。凯洛格公司经过多次改进后，成功研制出偏心截锥弯头，此种弯头可连续使用五年以上。故本次设计选用此弯头。旋风分离器目前用于重油流化催化裂化装置的旋风分离器有两种形式：一种是杜康型，另一种是布埃尔型。两者主要区别在于布埃尔型有一个涡流导向部分，使其分离效率更高。此外布埃尔型的操作弹性好，分离效率稳定，布埃尔型的入口面积大，在同样的入口线速时，处理能力比杜康型的高33.6%。所以本次设计选用的布埃尔型旋风分离器。气提段挡板气提段的
44、作用是承受从气体中分离和沉降下来的待生剂和气提掉待生催化剂上吸附油气。目前见到的气提段有三种形式：圆环挡板式，人字挡板式，床层式。本次设计采用圆环挡板式，因为它的结构简单，检修方便，且便于采用环状分布管。空气分布管本次设计采用空气分布管未用分布板是因为分布管在较低压降下即可达到良好的分布效果，还可以消除分布板的变形问题，在金属材料消耗上分布管比较节省，分布管可以布置在再生器下部锥体处，而分布板必须在再生器下部的圆筒部分，使用分布管可以降低再生器总高度。分布板由于气体直接进入床层，一旦主风机发生故障，催化剂很容易倒流，而分布管由于开孔向下，催化剂倒流事容易避免。气体经过分布管进入再生器床层的速度
45、比分布板低得多，而且空气分布管还可以采用双直径结构，进一步降低主风进入床层的线速，还可以减少催化剂的磨损，有利于降低催化剂的损耗。使用分布管，由于再生器锥体部分需要填充催化剂，再生器催化剂藏量增大很多，有的装置将再生器底部用珍珠岩添平，顶上铺上一层钢板，如此即便于停工卸催化剂时清扫，同时缩短开工加催化剂时间。辅助燃烧室选用卧式辅助燃烧室，主要是为了降低同轴反再系统的高度。同时由于同轴式再生器底部有塞阀等各种部件，辅助燃烧室不宜直接放下面。折叠式提升管采用折叠式提升管主要是为了降低同轴式装置高度，同时减少占用同轴装置空间，增大有效空间，满足停留时间的要求。用外集气管在二再生器采用外集气管，这样做
46、不仅节省昂贵的不锈钢材料，同时克服了被收集气和器壁之间较大温差引起的热应力，可以减少事故的产生。外集气室的压降占每组旋风分离器总压降的十分之一，故不会引起各旋风分离器烟气分配不均问题，而且一些设备放在外面，便于检修。塞阀同轴式装置包括两种类型：一种是环球油品公司的烟囱式，一种是凯洛格公司的正流式，前者是单动滑阀控制器控制之间的催化剂循环量，后者则是用塞阀控制催化剂循环量。阀作为一光滑的锥形过度段与塞阀同轴安装，这样催化剂流可以均匀地流经塞阀表面360度范围，塞阀表面所受的磨损比较均匀，杆管和塞阀的垂直行程加长即可补偿磨损增加的空隙，使操作周期延长。在塞阀外面和杆管保护罩的外面加了具有龟网的耐磨材料，可连续使用五年。塞阀作为同轴式催化裂化装置的关键设备，它的主要特点是：将控制催化剂流量的锥形阀直接深入再生器底部，与待生立管和再生立管相接，具有灵敏度高、准确度高、稳定性好的特点，在发生事故时能在30秒内完全关闭并且具有自动吸收膨胀和补偿收缩作用的优点，此外还有塞阀制作、维修、安装方便容易等特点。综上所述，选用凯洛格公司的正流式。催化剂和助剂的选取在当前使用分子筛催化剂时期，重油流
