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 / 207
4.3 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 1711
5.15
.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）
2
22
22222O 21
79
O 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 99.810
8.361.341803
3
=?==
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=1.13
5.2 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/h
5.2.2 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/h
5.2.3 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/h
5.2.4 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/h
5.2.5 待生剂带入水汽升温需热
440×2.16×（650-470）=17.11×104 kJ/h
5.2.6 吹扫、松动蒸汽升温需热
166.86×（3816-2780）=17.29×104 kJ/h
5.2.7 散热损失
582×烧炭量（以kg/h计）=582×3.42×103
=199.04×104 kJ/h
5.2.8 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/h
5.2.9 计算催化剂循环量G
8525.64×104=G×103×1.097×(650-470)
则G=431.77×103t/h
5.2.10 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）
⑶
5.3.2 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。
①损失按裂化气计算。
5.3.3 反应器热量衡算
①反应热计算
由《催化裂化工艺学》知，反应热=2180千卡/kg催化反应炭，且有：催化反应炭=焦炭中总炭－附加炭－气提炭
附加炭=新鲜原料量×新鲜原料残炭值×0.6
气提炭=催化剂循环量×0.02%，则
附加炭=63×103×4%×0.6=1512kg/h 气提炭=437×103×0.02%=87.4 kg/h 催化反应炭=3.42×103－1512－87.4 =1.82×103 kg/h 总反应热=4.2×催化反应炭×反应热 =4.2×1.82×103×2180×1000 =1666.39×104kJ/h ② 水蒸汽升温吸热
Q=2.08×(500－350)×2011=62.74×104 kg/h ③ 反应器散热损失
对于大型装置采用经验公式计算，散热损失(kJ/h)=465.6×烧炭量(kg/),则 散热损失=465.6×3.8×104=176.93×104 kJ/h ④ 原料油由350℃升至500℃时吸收的热量
将原料油、回炼油混合进料进行处理，因原料油的密度ρ=0.88g/cm 3，查 《石油炼制工程》的石油馏分焓图可知，当
T=350℃时，石油馏分油焓为265kcal/kg T=500℃时，石油馏分油焓为380kcal/kg ，则
原料油升温需热=(63+63)×103×4.2×(380－265)
=6085.8×104 kJ/h ⑤ 催化剂吸附热
催化剂吸附热=焦炭脱附热=1484.63×104 kJ/h ⑥ 反应器出方总热量
总热量=(1666.39+62.74+176.93+6085.5)×104 =7991.86×104 kJ/h ⑦ 循环催化剂供热量
供给热量=总热量－吸附热 =(7991.86－1484.63)×104 =6507.23×104 kJ/h ⑧ 核算催化剂在反应器中的循环量
kg/h 10424)
550640(097.11023.650734
?=-??=??=
t c Q 循环量
其误差为：
%6.1%100431
424
431=?-，此误差在设计的允许范围内。 供热，×104kJ/h 吸热，×104kJ/h
循环催化剂 6507.23
反应热 1666.39
水气升温热 62.74 吸收热 1484.63
散热损失 176.93
原料升温热 6085.8
合计 7991.86 合计 7991.86
5.4 再生器主要附件
再生器的主要部件如图2所示，其主要部件有烧焦罐、稀相输送管、再生器 稀相段、再生器第二密相床、再生器内旋风分离器，它们的工艺设计计算如下： 5.4.1 烧焦罐设计
由经验知，在采用高温CO 完全燃烧时，烧焦罐内线速度为1.5m/s 左右， 设烧焦罐的温度为680℃，进风出压力为 0.318MPa ，则可由nRT PV =求出主 风进口的体积流率
/s
m 56.10/h m 10480.318.3013
.127327368022.41525.9233=?=?+?
?=V
假设此烧焦罐的内径为2.5m ，则 烧焦面积
22m 91.44
2.52
3.14 =41
4.3=??=D S
此时烧焦罐内的线速度 m/s 15.291
.456.10===S V u ﹥1.5m/s ，故
此假设不合理，
假设假设此烧焦罐的内径为3.0m ，则 烧焦面积
222m 07.74
314.3414.3=?=?=D S
此时烧焦罐内的线速度
m/s 49.107
.756.10===S V u
可见取D =3.0m 合理,则此烧焦罐的内径为D =3.0m 。 图2 （上图） 再生器结构简图 烧焦罐高度可以由ρ
?=
A W
H 计算，其中，W 表 示催化剂在烧焦罐内的藏量，ρ表示催化剂在烧焦罐 内的密度，由经验知催化剂在烧焦罐内的停留时间为40s ，则
kg 108.4t 80.440360077
.4313?==?=W
又A =7.07m 2,设ρ=113kg/m 3（经验数据）
则 m 0.6113
07.7108.43
=??=?=
ρA W H 5.4.2 稀相输送管设计
设C 、H 在烧焦罐燃烧了90%（经验数据），而完全燃烧后的烟气为1487.86kmol/h,又设稀相输送管中的压力为0.30Mpa ，温度为720℃，则稀相输送管内气体体积流率为：
/s
10.17m /h m 1066.3%
900
.3013
.12737202734.2296.1478334=?=??+?
?=V 又设稀相输送管的内径D =1.5m ，则
222
m 77.14
5.114.34=?==D S π 则稀相输送管内气速m/s 75.577
.117
.10===
S V u 据UOP 公司提出的设计准则：稀相输送管内气速一般在3.0～7.5m/s 范围内。故 取稀相输送管的内径D =1.5m 合理。 同理，可以利用公式ρ
?=
A W
H 计算稀相输送管的高度，由《催化裂化工艺与程》 知催化剂在稀相输送管内的停留时间为3.0s 左右。取t =3.0s ,ρ=25kg/m 3（经验值）， 又因A =1.77m 2，所以，
m 13.825
77.10
.336001077.4313
=???=?=
ρA W H 又因稀相输送管的经验高度为8.0～10.0m ，故此值H =8.13m 合理。 5.4.3 再生器稀相段
再生器稀相段的温度一般较第二密相床低20℃左右，取T =700℃，设压力为0.258MPa 根据再生烟气量为1478.86kmol/h ，利用nRT PV =可以计算此时的体积流率为：
/s
m 66.11/h m 10420.485.2013
.1273273700×
22.4×1478.86=V 33=?=?+
假设稀相段内径D =4.5m ，则
稀相段线速度 m/s 73.090
.1566
.11===S V u
由《催化裂化工艺设计》知稀相段线速度一般为0.6m/s ，最大不超过0.8m/s ，故此处取稀相段内径
D =4.5m 合理。
对于再生器稀相段高度，可以利用输送分离高度)(TDH 来求，查《石油炼制工程》有：
)5.473.07.0ex p()7.05.47.2(23.036.0--???-?=f T
u D TDH
，式中，T D 为床径 f u 为气体线速，又因T D =4.5m ，f u =0.73m/s ，则
)5.473.073.07.0exp()7.05.47.2(5
.423.036.0--????-?=TDH
解以上方程有
5.63m =TDH
此计算的TDH 值与实际生产中的值相差甚远，只有满足下式时，才能较好的符合
4
.26.1+=理实TDH TDH ，则
11.41m =实TDH
又考虑到由一级旋风分离器到再生器的顶部的距离一般为3.0m ，则 整个稀相段的高度为m 41.140.3=+=实TDH H 5.4.5 再生器第二密相床
主风量约有10%进入第二密相床，带走催化剂再生后的烟气，同样 ，可以利用nRT PV =来计算此时的体积流率，此时第二密相床内的温度为720℃，压力为0.295MPa ，则体积流率
1.15m3/s
103m3/h 4.14%
1095
.2013
.12732737204.2286.1478=?=??+??=V
因第二密相床内的线速度在0.15～0.25m/s ，故设u =0.15m/s ，则 烟气通过的面积为
2
2
2
m 67.74
5.114.34=?=
=D S π 又因稀相输送管所占的面积为 22
m 77.14
==D S π稀
则第二密相床内径为 m 50.314
.377.167.744=+?=+?=
）
（）（稀πS S D
同样，对于第二密相床的高度，也可以利用ρ
?=A W
H 计算，催化剂在第二密相 床内的停留时间为45s ，则催化剂藏量为
5397.13kg 453600
1077.4313
=??=
W 取ρ=220kg/m 3，则 m 20.3220
67.713
.5397=?=?=
ρA W H 5.4.6 再生器第二密相床与稀相输送管的过渡段
由于小密度催化剂的休止角小于大密度的催化剂的休止角，前者一般为32°，后者一般为34～36°，故取催化剂的平均休止角为34°，又因在工程设计中再生器锥底与水平
面的夹角要大于休止角，故取休止角为40°则
5
.35.4240tan -=h
解之有 h =0.42m 5.4.7 再生器内旋风分离器
表14 PV 型旋风分离器尺寸 项目
一级 二级 入口面积，m 2 0.269 0.269 料腿直径，mm φ426×12 φ168×10 料腿内截面积，m 2
0.127
0.0172
再生器的旋风分离器采用多组两级串联方式，又因PV 型旋风分离器的结 构简单，衬里易于施工，检修方便，其长径比大，且长径比可通过优化设计灵活
调整。因此本设计采用PV 型旋风分离器，两级串联。其工艺尺寸见表14。再生器内的旋风分离器的工艺简图如图三，一级料腿伸入到第二密相床以下1.5m ，二级料腿伸入1.0m ，一、二级料腿均采用全覆盖阀。 ① 计算旋风分离器组数
选用两组旋风分离器，则一级入口面积1S 为 210.538m 20.269=?=S
一级入口线速度21.67m/s 538
.066
.1111===
S V u 由《催化裂化工艺设计》知，一级入口线 度一般在20～23m/s ，且最大不超过过25m/s ，因 此，取2组旋风分离器是合理的。
对于再生器内旋风分离器的二级入口流率 当采用CO 高效完全燃烧时,C 已完全燃烧，故可 以不再在二级旋风分离器处设间接蒸汽，因此， 一级、二级气体流率均为11.66m 3/s ，一级、二级 的入口面积 均为0.538m 2，则二级入口气仍为 21.67m/s ，由《催化裂化工艺设计》知，二级入
口线速度一般在23～25m/s ，因此，该值也是合 图3 旋风分离器的工艺简图 理的。
② 再生器内旋风分离器压降
旋风分离器内的压力平衡图如图4： 一级旋风分离器压降1P ?
)4.3(2=2
1气平ρρ+?K g u
P
m /s 67.211=u 1048.07.2u K -= 3kg/m 1.1=气ρ
由于烧焦罐稀相管出口设有T 型快速分离器，其效率为80%，则稀相管中 图 4 旋风分离器压力平衡图
催化剂循环量为：
kg/h
101092.55.110437104373
33?=??+?=G
则 33kg/m 21.566
.113600)
8.01(105.1092=?-??=
固ρ
3kg/m 31.621.51.1=+=平ρ
3.34kpa
kg/m 10.340)
1.14.331.666.1(81.9267.2122
1==?+???=?P
二级旋风分离器压降2P ?
kpa
0.3kg/m 40.3051.16.1181
.9267.216.112222
22==???=?=?气
ρg
u
P ③ 料腿长度
Ⅰ 一级料腿长度应﹥13+H 3
2211213)(ρρρ阀
P H H P P H ?+++=
-
石油化工重油催化裂化工艺技术 石油化工行业的稳定发展，对于各类化工产品的稳定出产，以及社会经济的稳定发展产生了较大的影响。因此在实际发展中关于石油化工行业发展中的各类工艺技术发展现状，也引起了研究人员的重视。其中石油化工重油催化裂化工艺技术，则为主要的关注点之一。文章针对当前石油化工重油催化裂化工艺技术，进行简要的分析研究。 标签：重油催化裂化；催化剂；生产装置；工艺技术 重油催化裂化在石油化工行业的发展中，占据了较大的比重。良好的重油催化裂化对于液化石油气，汽油，柴油的生产质量提升，发挥了重要的作用。因此在实际发展中如何有效的提升重油的催化裂化质量，并且提升各类生产产品的生产稳定性，成为当前石油化工行业发展中主要面临的问题。笔者针对当前石油化工重油催化裂化工艺技术，进行简要的剖析研究，以盼能为我国石油化工行业发展中重油催化裂化技术的发展提供参考。 1 重油催化裂化工艺技术 重油催化裂化为石油化工行业发展中，重要的工艺技术之一。其工艺技术在实际应用中，通过催化裂化重油生产了高辛烷值汽油馏分，轻质柴油等其他化工行业发展中的气体需求材料。具体在工艺技术应用的过程中，其在工艺操作中对重油加入一定量的催化剂，使得其在高温高压的状态下产生裂化反应，最终生产了相应的产物。该类反应在持续中反应深度较高，但生焦率及原料损失较大，并且后期的产物需进行深冷分离。因此关于重油催化裂化工艺技术的创新和提升，也为行业研究人员长期研究的课题。 2 当前重油催化裂化工艺技术的发展现状 分析当前我国石油化工行业在发展中，关于重油催化裂化工艺技术，宏观分析整体的发展态势较为稳定。但从具体实施的过程分析，我国重油催化裂化工艺技术的发展现状，还存在较大的提升空间。分析当前重油催化裂化工艺技术的发展现状，实际发展中主要存在的问题为：工艺催化剂生产质量低、工艺运行装置综合效率低、工艺自动化水平低。 2.1 工艺催化剂生产质量低 当前我国重油催化裂化工艺技术在发展中，工艺应用催化剂的生产质量低，为主要存在的问题之一。工艺应用催化剂的生产质量较低，造成工艺技术的发展存在先天不足。分析当前在关于催化剂的生产发展现状，主要存在的问题为：催化剂生产成本高、催化剂保存技术不完善，催化剂精细程度较低等现象。 2.2 工艺运行装置综合效率低
对重油催化裂化分馏塔结盐原因分析及对策 王春海 内容摘要 分析了重油催化裂化装置发生分馏塔结盐现象的原因,并提出了相应的对策。分馏塔结盐是由于催化原料中的有机、无机氯化物和氮化物在提升管反应器中发生反应生成HCl和NH3 ,二者溶于水形成NH4Cl溶液所致。可采取尽可能降低催化原料中的含盐量、对分馏塔进行在线水洗、利用塔顶循环油脱水技术等措施,预防和应对分馏塔结盐现象的发生。 关键词: 重油催化裂化分馏塔结盐氯化铵水洗循环油脱水
目前,催化裂化装置( FCCU)普遍通过掺炼渣油及焦化蜡油进行挖潜增效,但由于渣油中的氯含量和焦化蜡油中的氮含量均较高,势必导致FCCU 分馏塔发生严重的结盐现象。另外,近年来国内市场柴油消费量迅速增长,尽管其生产量增长也很快,但仍不能满足市场的需求。因此许多FCCU 采用降低分馏塔塔顶温度(以下简称顶温)的操作来增产柴油,但顶温低致使分馏塔顶部水蒸气凝结成水,水与氨(NH3)和盐酸(HCl)一起形成氯化铵(NH4Cl)溶液,从而加速分馏塔结盐。随着分馏塔内盐层的加厚,沉积在塔盘上的盐层会影响传质传热效果,致使顶温失控而造成冲塔;沉积在降液管底部的盐层致使降液管底部高度缩短,塔内阻力增加,最终导致淹塔.。可见,如何避免和应对分馏塔结盐现象的发生,是FCCU 急需解决的生产难题。 一、分馏塔结盐原因及现象分析 （一）原因 随着FCCU所用原料的重质化,其中的氯和氮含量增高。在高温临氢催化裂化的反应条件下,有机、无机氯化物和氮化物在提升管反应器中发生反应生成HCl和NH3 ,其反应机理可用下式表示： : 催化裂化反应生成的气体产物将HCl和NH3从提升管反应器中带入分馏塔,在分馏塔内NH3 和HCl与混有少量蒸汽的油气在上升过程中温度逐渐降低,当温度达到此环境下水蒸气的露点时,就会有冷凝水产生,这时NH3和HCl溶于水形成NH4Cl溶液。NH4Cl溶液沸点远高于水的沸点,其随塔内回流液体在下流过程中逐渐提浓,当盐的浓度超过其在此温度下的饱和浓度时,就会结盐析出,沉积在塔盘及降液管底部。 （二）现象 1．由于塔顶部冷凝水的存在,形成塔内水相内回流 ,致使塔顶温度难以控制 ,顶部循环泵易抽空,顶部循环回流携带水。 2．由于沉积在塔盘上的盐层影响传热效果,在中段回流量、顶部循环回流量发生变化时,塔内中部、顶部温度变化缓慢且严重偏离正常值。 3．由于沉积在塔盘上的盐层影响传质效果,导致汽油、轻柴油馏程发生重叠,轻柴油凝
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。
重油催化裂化基础知识 广州石化总厂炼油厂重油催化裂化车间编 一九八八年十二月
第一章概述 第一节催化裂化在炼油工业生产中的作用 催化裂化是炼油工业中使重质原料变成有价值产品的重要加工方法之一。它不仅能将廉价的重质原料变成高价、优质、市场需要的产品，而且现代化的催化裂化装置具有结构简单，原料广泛（从瓦斯油到常压重油），运转周期长、操作灵活（可按多产汽油、多产柴油，多产气体等多种生产方法操作），催化剂多种多样，（可按原料性质和产品需要选择合适的催化剂），操作简便和操作费用低等优点，因此，它在炼油工业中得到广泛的应用。 第二节催化裂化生产发展概况 早在1936年美国纽约美孚真空油公司（、）正式建立了工业规模的固定床催化裂化装置。由于所产汽油的产率与辛烷值均比热裂化高得多，因而一开始就受到人们的重视，并促进了汽车工业发展。如图所示，片状催化剂放在反应器内不动，反应和再生过程交替地在同一设备中进行、属于间歇式操作，为了使整个装置能连续生产，就需要用几个反应器轮流地进行反应和再生，而且再生时放出大量热量还要有复杂的取热设施。由于固定床催化裂化的设备结构复杂，钢材用量多、生产连续性差、产品收率与性质不稳定，后为移动床和流化床催化裂化所代替。 第一套移动床催化裂化装置和第一套流化床催化裂化（简称装置都是1942年在美国投产的。
固定床反应器 移动床催化裂化的优点是使反应连续化。它们的反应和再生过程分别在不同的两个设备中进行，催化裂化在反应器和再生器之间循环流动，实现了生产连续化。它使用直径约为3毫米的小球型催化剂。起初是用机械提升的方法在两器间运送催化剂，后来改为空气提升， 生产能力较固定床大为提高、 空气
重油催化裂化装置安全基本常识 1.应急电话：火警：119；急救：120。 2.集团公司安全生产方针：安全第一、预防为主、全员动手、 综合治理。 3.三级安全教育：厂级安全教育、车间级安全教育、班组安 全教育。 4.三违：违章作业、违章指挥、违反劳动纪律。 5.三不伤害：不伤害自己、不伤害他人、不被他人伤害。 6.三不用火：没有经批准的用火作业许可证不用火、用火监 护人不在现场不用火、防火措施不落实不用火。 7.四不放过：事故原因分析不清不放过、事故责任者不受处 理不放过、事故责任者和群众没有受到教育不放过、防范措施不落实不放过。 8.三同时：一切新建、改建、扩建的工程项目，必须做到主 体工程与安全、环保、卫生技术措施和设施同时设计、同时施工、同时投用。
9.消防三懂、三会：懂火灾危险性、懂预防措施、懂扑救方 法；会报警、会使用灭火器材、会扑救初起火灾。 10.四全监督管理原则：全员、全过程、全方位、全天侯。 11.安全气分析： 1)可燃气体浓度：当爆炸下限大于4.0%时，指标为小于 0.5%；当爆炸下限小于4.0%时，指标为小于0.2%。 2)氧含量：19.5%～23.5%。 3)有毒有害物质不超过国家规定的“空气中有毒物质最 高容许浓度”的指标。 注：进入设备作业应保证以上三项同时合格，取样要有代表性、全面性。 12.生产装置、罐区的防火间距： 1)液态烃储罐、可燃气体储罐，防火间距为22.5米。（设 备边缘起）。 2)其它各类可燃气体储罐，防火间距为15米。 3)含可燃液体的敞口设备，如水池、隔油池等，防火间 距为22.5米。
13.石化集团公司HSE目标是：追求最大限度地不发生事故、 不损害人身健康、不破坏环境，创国际一流的HSE业绩。 14.济南分公司HSE方针：安全第一，预防为主；全员动手， 综合治理。 济南分公司HSE目标：层层落实HSE责任制，加大隐患治理力度，狠抓“三基”工作，严格事故责任追究，杜绝重大事故，减少人员伤亡和一般事故，争创HSE新业绩。15.每个职工应具备的HSE素质和能力： 1)对本职工作认真、负责，遵章守纪，有高度的责任感 和事业心； 2)在异常情况下，处置果断，有较强的生产处理和事故 应变能力； 3)业务精通、操作熟练，能正确分析解决生产操作和工 艺设备问题； 4)有较强的安全、环境与健康意识，能自觉做好HSE工 作； 5)能正确使用消防气防、救护器材，有较强的自救互救
150万吨/年渣油催化裂化反应再生系统工艺设计 摘要 在本设计中，使用大庆常压渣油作为原料，采纳汽油生产方案，进行渣油催化裂化反再系统的工艺设计。 催化裂化装置由反应再生系统，分馏系统，汲取稳定系统和能量回收系统组成。本设计要紧针对反应再生系统进行设计计算。由于渣油催化裂化的焦炭产率高，对再生器的烧焦能力要求较高，故本设计选用烧焦罐式再生器以实现高效完全再生。 在本设计中，基于设计的原料性质，参考国内同类装置的数据采纳高低并列式再生系统，提升过反应器和烧焦罐高温完全再生系统。反应部分：反应器为原料油和催化剂充分接触提供必要的空间，本设计采纳提升管、汽提段、沉降器同轴布置，以减少生焦，提高轻质油收率。再生部分：再生器的作用是烧焦，烧掉催化剂上的积炭，使催化剂上的活性得以恢复。本设计采纳带有预混合管的高效烧焦罐式再生器，可使催化剂含碳量降到0.1%以下，充分发挥了催化剂的选择性，延长了催化剂的寿命。 关键词：催化裂化，提升管，再生器，催化剂 1 / 139
TECHNOLOGCIAL DESIGN FOR REACTION AND REGENERATION SYSTEM OF 150wt/a RFCC Abstract Reaction and regeneration system technology of a 270wt/a RFCC processing DAQING atmospheric residue feedstock has been designed and calculated in this layout. The catalytic cracking unit is made up from reaction and regeneration system fractionation system， absorption and stabilization system and energy recover system. This layout is derected against reaction and regeneration system to compute.A high efficient and complete coke burning regenerator having high burning capacity was adopted because much coke was produced during RFCC process. In the design， Referring to the dates of feed and the same type reactors，I design a high-low parallel FCC reactor-regenerator system-riser reactor and coke container high temperature complete reactor-regenerator system. The 2 / 139
炼油生产安全技术一催化裂化的装置简介类型及工艺流程 催化裂化技术的发展密切依赖于催化剂的发展。有了微球催化剂，才出现了流化床催化裂化装置；分子筛催化剂的出现，才发展了提升管催化裂化。选用适宜的催化剂对于催化裂化过程的产品产率、产品质量以及经济效益具有重大影响。 催化裂化装置通常由三大部分组成，即反应？再生系统、分馏系统和吸收稳定系统。其中反应--再生系统是全装置的核心，现以高低并列式提升管催化裂化为例，对几大系统分述如下： ㈠反应--再生系统 新鲜原料（减压馏分油）经过一系列换热后与回炼油混合，进入加热炉预热到370 C左右，由原料油喷嘴以雾化状态喷入提升管反应器下部，油浆不经加热直接进入提升管，与来自再生器的高温（约650 C ~700C ）催化剂接触并立即汽化，油气与雾化蒸汽及预提升蒸汽一起携带着催化剂以7米/秒~8米/秒的高线速通过提升管，经快速分离器分离后，大部分催化 剂被分出落入沉降器下部，油气携带少量催化剂经两级旋风分离器分出夹带的催化剂后进入分馏系统。 积有焦炭的待生催化剂由沉降器进入其下面的汽提段，用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催 化剂表面上的少量油气。待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器，与来自再生器底部的空气（由主风机提供）接触形成流化床层，进行再生反应，同时放出大量燃烧热，以维持再生器足够高的床层温度（密相段温度约650 C ~68 0 C ）。再生器维持0.15MPa~0?25MPa （表）的顶部压力，床层线速约0.7米/秒~1.0米/秒。再生后的催化剂经 淹流管，再生斜管及再生单动滑阀返回提升管反应器循环使用。 烧焦产生的再生烟气，经再生器稀相段进入旋风分离器，经两级旋风分离器分出携带的大部 分催化剂，烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱。再生烟气温度很高而且含有约5%~10%CO 为了利用其热量，不少装置设有Co锅炉，利用再生烟气产生水蒸汽。对于操作压力较高的 装置，常设有烟气能量回收系统，利用再生烟气的热能和压力作功，驱动主风机以节约电 能。 ㈡分馏系统 分馏系统的作用是将反应？再生系统的产物进行分离，得到部分产品和半成品。 由反应？再生系统来的高温油气进入催化分馏塔下部，经装有挡板的脱过热段脱热后进入分 馏段，经分馏后得到富气、粗汽油、轻柴油、重柴油、回炼油和油浆。富气和粗汽油去吸收稳定系统；轻、重柴油经汽提、换热或冷却后出装置，回炼油返回反应--再生系统进 行回炼。油浆的一部分送反应再生系统回炼，另一部分经换热后循环回分馏塔。为了取走 分馏塔的过剩热量以使塔内气、液相负荷分布均匀，在塔的不同位置分别设有4个循环回流：顶循环回流，一中段回流、二中段回流和油浆循环回流。 催化裂化分馏塔底部的脱过热段装有约十块人字形挡板。由于进料是460 C以上的带有催化 剂粉末的过热油气，因此必须先把油气冷却到饱和状态并洗下夹带的粉尘以便进行分馏和避免堵塞塔盘。因此由塔底抽出的油浆经冷却后返回人字形挡板的上方与由塔底上来的油 气逆流接触，一方面使油气冷却至饱和状态，另一方面也洗下油气夹带的粉尘。 ㈢吸收--稳定系统： 从分馏塔顶油气分离器出来的富气中带有汽油组分，而粗汽油中则溶解有C3 C4甚至C2 组分。吸收--稳定系统的作用就是利用吸收和精馏的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。 一、装置简介 （一）装置发展及其类型
1再生动力学 1.1催化剂上的焦炭 1）焦炭的化学组成 催化剂上的焦炭来源于四个方面： ⑴在酸性中心上由催化裂化反应生成的焦炭； ⑵由原料中高沸点、高碱性化合物在催化剂表面吸附，经过缩合反应生成的焦炭； ⑶因汽提段汽提不完全而残留在催化剂上的重质烃类，是一种富氢焦炭； ⑷由于镍、钒等重金属沉积在催化剂表面上造成催化剂中毒，促使脱氢和缩合反应的加剧，而产生的次生焦炭；或者是由于催化剂的活性中心被堵塞和中和，所导致的过度热裂化反应所生成的焦炭。 上述四种来源的焦炭通常被分别称为催化焦、附加焦（也称为原料焦）、剂油比焦（也称为可汽提焦）和污染焦。实际上，这四种来源的焦炭在催化剂上是无法辩认的。 所谓“焦炭”并不是具有严格的固定组成和结构的物质。它不是纯碳，一般主要由碳和氢组成，是高度缩合的碳氢化合物，但碳和氢的比例受多种因素的影响，有相当大的变化范围。影响H/C的因素主要有：催化剂、原料、反应温度、反应时间及汽提条件等。对一定的催化剂和原料，影响焦炭H/C的主要因素是反应温度和反应时间（或结焦量）。普遍认为，反应温度越高，焦炭的H/C越小，即焦炭中氢含量越低。反应时间加长也有同样的影响。 在硅酸铝催化剂上用多种单体烃和轻瓦斯油进行催化裂化反应试验，结果表明所得焦炭的H/C不相同，而在0.4～0.9之间变化。 除碳和氢外，焦炭中还可能含有硫、氮、氧等杂原子，这主要决定于原料的杂原子化合物的含量。 应该指出，焦炭的化学组成，是焦炭的一个重要性质，尤其是C/H，对再生器的操作，特别是对装置的热平衡具有重要意义。但很遗憾，焦炭的C/H很难测定准确，主要是氢含量很难测准，因为一般用燃烧法测定生成的水量，而水量难以测准，而且在燃烧过程中催化剂结构本身也可能放出一部分水，因而造成实验 误差。在生产装置上，一般还是以测定烟气中CO、CO 2和O 2 的组成，利用焦炭在 空气中燃烧时的元素平衡等计算焦炭中的C/H比。 2）焦炭的结构 前面谈到焦炭的化学组成是不均匀的，而焦炭的结构与其组成密切相关，可以想象，焦炭的结构也是不均匀的，实际研究结果也证明了这一点，而且结构问题比组成更为复杂。焦炭的结构决定于结焦的反应机理及焦炭所处的环境和经历。结焦过程是脱氢和碳浓缩的过程，而形成的焦炭还要承受反应条件下的高温的影响而继续发生某些变化，所以焦炭的形成是经历了一个连续过程而不是一步决定的，这就决定了焦炭的结构不可能是单一的，而是有一定宽度的范围。 焦炭的结构一般可分为两部分，一部分为有序结构，这部分具有伪石墨的结构；另一部分则为无序结构。两部分的比例则与原料、催化剂及反应条件有关，
1.0催化裂化 催化裂化是原料油在酸性催化剂存在下，在500℃左右、1×105～3×105Pa 下发生裂解，生成轻质油、气体和焦炭的过程。催化裂化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重要手段。 催化裂化的石油炼制工艺目的： 1）提高原油加工深度，得到更多数量的轻质油产品； 2）增加品种，提高产品质量。 催化裂化是炼油工业中最重要的一种二次加工工艺，是重油轻质化和改质的重要手段之一，已成为当今石油炼制的核心工艺之一。 1.1催化裂化的发展概况 催化裂化的发展经历了四个阶段：固定床、移动床、流化床和提升管。见下图： 固定床移动床 流化床提升管（并列式）在全世界催化裂化装置的总加工能力中，提升管催化裂化已占绝大多数。
1.2催化裂化的原料和产品 1.2.0原料 催化裂化的原料范围广泛，可分为馏分油和渣油两大类。 馏分油主要是直馏减压馏分油（VGO），馏程350-500℃，也包括少量的二次加工重馏分油如焦化蜡油等，以此种原料进行催化裂化称为馏分油催化裂化。 渣油主要是减压渣油、脱沥青的减压渣油、加氢处理重油等。渣油都是以一定的比例掺入到减压馏分油中进行加工，其掺入的比例主要受制于原料的金属含量和残炭值。对于一些金属含量低的石蜡基原有也可以直接用常压重油为原料。当减压馏分油中掺入渣油使通称为RFCC。以此种原料进行催化裂化称为重油催化裂化。 1.2.1产品 催化裂化的产品包括气体、液体和焦炭。 1、气体 在一般工业条件下，气体产率约为10%-20%，其中含干气和液化气。 2、液体产物 1）汽油，汽油产率约为30%-60%；这类汽油安定性较好。 2）柴油，柴油产率约为0-40%；因含较多芳烃，所有十六烷值较低，由重油催化裂化得到的柴油的十六烷值更低，这类柴油需经加氢处理。 3）重柴油（回炼油），可以返回到反应器内，已提高轻质油收率，不回炼时就以重柴油产品出装置，也可作为商品燃料油的调和组分。 4）油浆，油浆产率约为5%-10%，从催化裂化分馏塔底得到的渣油，含少量催化剂细粉，可以送回反应器回炼以回收催化剂。油浆经沉降出去催化剂粉末后称为澄清油，因多环芳烃的含量较大，所以是制造针焦的好原料，或作为商品燃料油的调和组分，也可作加氢裂化的原料。 3、焦炭 焦炭产率约为5%-7%，重油催化裂化的焦炭产率可达8%-10%。焦炭是缩合产物，它沉积在催化剂的表面上，使催化剂丧失活性，所以用空气将其烧去使催化剂恢复活性，因而焦炭不能作为产品分离出来。 1.3催化裂化工业装置的组成部分
催化裂化装置反应器和再生器的技术改造 摘要：延长石油集团公司某炼油厂使用洛阳石油化工公司生产的催化裂化反应再生装置。针对目前装置存在的生产和安全问题，对系统装置做了进一步的改造，主要是对反应器和再生器的改造。通过技改生产能力由原来80万t/a扩大到120万t/a。 关键词：催化裂化装置反应再生改造 概述目前催化裂化是石油加工的主要手段之一，它在炼油工业生产中占有重要的地位。一般原油经常减压蒸馏生产的汽油、煤油、柴油等轻质油品仅有10～40%，如果要得到更多轻质产品，须对重油馏分及渣油进行二次加工，使之生成汽油、柴油、气体等轻质产品。国内外常用的二次加工手段主要有热裂化、焦化、催化裂化和加氢裂化等。在我国车用汽油的组成最主要是催化裂化汽油，要提高汽油的产量，就要有良好的催化裂化反应和再生装置。 一、催化裂化反应再生的原理 催化裂化反应是在催化剂表面上进行的，分解反应生成的气体、汽油、柴油等分子较小的产物离开催化剂进入产品回收系统，而缩合反应生成的焦炭，则沉积在催化剂的表面上，使其活性降低，为了使反应不断进行，就必需烧去催化剂表面上的沉积炭使之恢复活性，这一过程称之为“再生”，可见催化裂化包括“反应”和“再生”两个过程。 二、反应器的改造 1. 反应器改造目的 针对提升管、汽提段、沉降器的改造，使催化裂化装置能适应各种原料，例如，蜡油、脱沥青、各种馏分油和渣油的范围；提高目的产物“汽油和柴油”产率而降低副产品“气体和焦炭”的产率。 2.反应器改造的过程 2.1提升管底部结构更新，增设了两个粗汽油回炼喷嘴。这样可使粗汽油进提升管回炼，因粗汽油中芳烃含量高，难以裂化，为使它和新鲜原料在不同反应操作条件下进行反应，达到多产液化石油气的目的。 2.2提升管设两层原料喷嘴，以适应不同原料加工量，并根据市场需要调整产品分布，增加了装置操作的灵活性。 2.3提升管出口粗旋风分离器改为挡板汽提式粗旋风分离器，将反应油气和催化剂快速分离，同时尽可能地汽提掉催化剂上携带的油气，减少了二次反应，增加了轻质油收率。 2.4粗旋风分离器与顶旋风分离器采取直联形式，缩短了反应油气和催化剂在沉降器中的停留时间，减少二次反应，同时减少沉降器内部的焦块形成，保证了装置长周期运行。 2.5汽提段的环形挡板改为新型高效汽提挡板，减少了大量油气。因为在颗粒间充满了油气和一些水蒸气，颗粒空隙内部也吸附有油气，油气的总量相当于催化剂重量的0.7%，约为进料的2～4%，其中夹在颗粒间隙的约70～80%，吸附在微孔内部的约为20～30%。如果带人再生器烧掉会损失大量油气，所以这样增加了汽提效果，降低了焦炭中氢含量，提高了目的产品的收率。 2.6沉降器中部增设格栅，防止沉降器顶部的焦块脱落后顺着待生立管掉到
编号：SY-AQ-03170 ( 安全管理) 单位：_____________________ 审批：_____________________ 日期：_____________________ WORD文档/ A4打印/ 可编辑 重油催化裂化装置长周期安全 运行几点考虑 Considerations on long term safe operation of RFCC unit
重油催化裂化装置长周期安全运行 几点考虑 导语：进行安全管理的目的是预防、消灭事故，防止或消除事故伤害，保护劳动者的安全与健康。在安全管理的四项主要内容中，虽然都是为了达到安全管理的目的，但是对生产因素状态的控制，与安全管理目的关系更直接，显得更为突出。 2002年10月，为了提高原油深度加工能力，提高轻油收率，第二催化裂化装置历时56天进行了由蜡油催化改为重油催化的技术改造，改造后的装置掺炼重油加氢渣油比例由原来20％提高到了50％以上。现在装置原料以减压馏份油、VRDS常压渣油、VRDS 减压渣油、焦化蜡油为主。装置改造后，装置操作相应发生比较大的变化，装置设备增多，设备管理难度加大，如何保证重油催化裂化装置长周期安全运行，成为生产管理中的难点和重点。 一、要确保关键转动设备的运行平稳度 催化裂化装置大机组较多，技术含量高，有主风机、烟机、气压机、增压机等，只有保证了大机组的连续高效运行，催化裂化装置才能长周期运行，所以我们首先要在检修中提高大机组的检修深
度和检修质量，确保大机组的机械部分、仪表部分、电气部分、自控部分和附属系统设备的可靠好用。在日常生产维护中加强对大机组的检查力度，组织安装投用了s8000大型旋转机械在线状态监测与分析系统，为机组的安全运行提供了有力保障。 二、要确保关键静设备——反再系统的运行平稳度 要保证公用系统的可靠性，尽量避免公用系统故障造成装置大面积操作波动，严格按照工艺指标平稳操作，不超温不超压，操作的平稳对催化裂化设备安全运行尤为关键。另外组织技术人员加强对反再系统壁温的检测和检查，及时发现避免衬里损坏超温、低温露点腐蚀等设备隐患。 三、要确保能量回收系统的运行平稳度 催化裂化装置最大的节能点在于能量回收系统，对于关键设备烟机、锅炉给水泵、外取热器、油浆蒸汽发生器等必须要管理好。从设备选型、设备制造、现场安装、日常运行等各个环节把握好，否则烟机振动问题、锅炉给水泵频繁串轴问题、余热锅炉炉管泄漏问题、油浆蒸汽发生器管束泄漏等问题将不可避免。能量回收系统
催化裂化装置工艺条件一览表 一、催化裂化装置主要工艺指标 1、反应再生单元 序号工艺指标名称单位仪表位号控制范围 1 重油提升管出 口温度℃TRCA22101 A 500～530 2 芳烃提升管出 口温度 芳烃提升管出 口温度 ℃ ℃ TRCA22101 B TRCA22101 B 440～480 （低硫） 480～530 （高硫） 3 反应压力MPa PR22102 0.13～0.19 4 再生压力MPa PRCA22101 0.16～0.22 5 两器压差MPa PdRCA2210 4A 0.03～0.05 6 再生器温度℃TRCA22102 660～710 7 再生器稀相温 度 ℃TIA22123 ≤730 8 沉降器藏量t WRCA22101 35～48 9 再生器藏量t WR22105 90～130 10 原料油预热温 度 ℃TRCA22103 180～225 11 主风流量Nm3/h FRCA22604 140000～
160000 12 待生套管流化 Nm3/h FRCA22110 3000～6000 风量 Nm3/h FRCA22109 3500～8000 13 外取热流化风 量 14 烟气氧含量v％AR22101 ≤3 15 过热蒸气温度℃TIC22461 380～410 MPa PRA22421 3.5～4.1 16 外取热汽包压 力 ℃TI22468 ＞122 17 省煤器上水温 度 18 外取热汽包液 ％LRC22421 50±20 位 2、分馏单元 序号工艺指标名称单位仪表位号控制范围 1 重油分馏塔塔顶℃TRCA2220120～150 2 芳烃分馏塔塔顶℃TRCA2222125～150 3 重油分馏塔16层℃TI22209 220～240 4 芳烃分馏塔16层℃TI22238 210～230 5 重油分馏塔塔底℃TRC22217 ≤350 6 芳烃分馏塔塔底℃TRC2223 7 ≤340 7 油浆外甩温度℃TR22250 ≤95 8 油浆固体含量g/l ≤6 9 V22201液位％LIK22209 50±20 10 T22201A液位％LC22201 50±20
催化裂化装置再生器跑剂分析与对策 发表时间：2017-10-16T10:48:41.970Z 来源：《基层建设》2017年第18期作者：汪红波 [导读] 摘要：文章结合某公司再生器跑剂事件，对再生器旋风分离器差压、主风分布板压力降和大小分布环压力降等重要参数加强跟踪分析。 吉林省松原石油化工股份有限公司 138000 摘要：文章结合某公司再生器跑剂事件，对再生器旋风分离器差压、主风分布板压力降和大小分布环压力降等重要参数加强跟踪分析。通过对旋风分离器焊缝断裂部位重新焊接以及对11组旋风分离器的相同位置全部贴板采取加强的有效措施，彻底解决了再生器旋风分离器焊缝断裂这一影响装置长周期运行的难题。 关键词：催化裂化；再生器；跑剂；对策 一、催化裂化装置简介 原料油自提升管反应器下部进入，与来自再生器的热催化剂进行接触，在高温和适中压力下随即汽化并进行分解、异构化、氢转移、芳构化等一系列反应，在反应过程中将原料油中的重馏分转化为较轻的、更有经济价值的烃产物。反应油气与催化剂由提升管出口快分和旋风分离器分离后，催化剂落到汽提段。汽提段内装有多层环形挡板并在底部通入过热水蒸气，将待生催化剂上吸附的油气和颗粒间的油气带出返回上部。反应后油汽经沉降器顶部进入分馏塔底部，与自上流下的循环油在塔底填料上逆向接触，脱除油气中夹带的催化剂粉尘并使反应油气冷却，以避免上部塔盘结焦。上升的油气在分馏塔内温度逐渐降低，依次被分离出回炼油、重柴油、轻柴油、汽油和由液化气、瓦斯组成的富气等。 待生催化剂经汽提段进入待生斜管，靠重力流入再生器，催化剂与来自主风机组的空气混合，在再生器内用空气烧去沉积在催化剂上的焦炭，使催化剂的活性得以再生。在烧焦过程中产生大量的烟气和热量，这些热量大部分被催化剂吸收以满足催化裂化反应所需的能量要求，多余的热量经由内外取热器导出。再生器烟气由再生器顶引出经三级旋风分离器、四级旋风分离器进一步回收催化剂微粒，一部分烟气至烟机通过膨胀，带动主风机组做功，以降低电机的负荷，然后到废热锅炉利用其温度产生蒸汽进一步回收余热，再经脱硫脱硝后排至大气;另一部分烟气经双动滑阀控制再生器压力，然后至一氧化碳锅炉。 分馏塔顶富气经过压缩机组压缩后进入吸收稳定系统，分离出液化气和催化干气并产出合格的稳定汽油。液化气和催化干气再进入脱硫系统，使用N－甲基二乙醇胺水溶液进行吸收脱硫后脱去其中的H2S和CO2，精制后的液态烃和催化干气送出装置。 二、再生器跑剂事故与分析 （一）再生器跑剂事故描述 2014年6月以来，催化裂化装置再生器催化剂跑损量呈现持续上升趋势，进入10月份装置催化剂跑损量达到20t/d以上。随着催化剂跑损量增加，三旋卸剂频率由2014年6月前正常生产时约半月一次逐步缩短为一天一次。 （1）再生器旋分差压变化情况 再生器跑剂前后旋分差压的波动趋势变化非常明显。正常生产时维持在7.5kPa左右，波动在0.2kPa以内，明显跑剂后波动范围达到0.6kPa以上，波动频次也明显增加。 （2）主风分布板压力降变化情况 再生器跑剂前后主风分布板压力降波动情况有所变化，由正常工作时波动范围在9～11kPa变为跑剂后的8～11kPa。 （3）大、小分布环压力降变化情况 随着再生器跑剂状况的逐渐恶化，大、小分布环压力降波动范围逐渐增大，大分布环由正常生产时的2.0～3.5kPa变化为0～4.0kPa，小分布环由正常生产时的2.5～4.0kPa变为1.0～4.0kPa。 （二）原因分析 （1）新鲜催化剂性质对比 2014年进公司各批次新鲜催化剂灼烧减量、孔体积、磨损指数、比表面积、表观松密度、微活指数和粒度分布等重要参数显示，其理化性质基本一致，排除了不同批次催化剂之间理化性质差异大这一影响因素。 （2）外购平衡剂加注情况 由于系统藏量下降，装置因平衡剂存量有限，再生器分多次补充外购平衡剂。由于外购平衡剂的加入是在系统明显跑剂之后，且外购平衡剂样品经检验合格，因此外购平衡剂的加入不是催化剂跑损的主要原因。 （3）水汽平衡情况 对装置蒸汽用量进行核算，提升管反应器用汽、斜管松动蒸汽、分馏塔底搅拌蒸汽和柴油汽提塔汽提蒸汽经温度和压力校正后的流量和装置污水外送量与跑剂前相等，说明反应器和再生器不存在未知蒸汽串入的情况。 （4）外取热器换热管束泄漏检查 外取热器换热管束曾发生管束泄漏现象，泄漏管束当时均已切出。本次检查，未发现新的泄漏管束，排除了换热管束水汽泄漏这一因素。 （5）再生剂分析 从显微照片发现，新鲜剂球形度很好，待生剂与再生剂破碎严重，且催化剂颗粒破裂表面有显著的尖锐棱角。从粒度分析数据看，待生剂与再生剂中40μm以下的催化剂颗粒比例远高于新鲜剂，再生剂中40μm以下催化剂颗粒占比超过了30%，较装置正常生产时占比9%～11%明显偏高。再生器出口烟气在间隔10d的两次采样分析中，催化剂浓度(工况下湿基)最高值达到1290mg/m3，最低值为480mg/m3，说明再生器旋分工作状况存在显著异常。 （三）问题及分析 检查发现，再生器7号和8号二级旋分两段料腿之间锥体连接件上焊缝断裂，两处断裂位置完全相同，断口形貌一致。再生器二级旋分两段料腿之间锥体连接件上焊缝断裂。焊缝断裂位置周围压力显然高于该处料腿和灰斗内部压力，周围催化剂浓度较高，该区域气体流动状态发生较大改变，造成周围烟气夹带着催化剂颗粒向属于低压区的料腿内部高速流动，旋分正常工作状态随即被破坏，二级旋分收集的
FDFCC－Ⅲ重油催化裂化工艺 FDFCC-Ⅲ工艺特有的技术特点： （1）开发了实现“低温接触、大剂油比”高效催化技术（HECT）。即利用汽油提升管待生剂相对较低的温度和较高的剩余活性，将汽油提升管待生剂引入重油提升管底部与再生剂混合，降低干气和焦炭产率，提高丙烯收率，改善产品分布。 （2）采用双提升管、双沉降器和双分馏塔工艺流程，即分别设置重油提升管和汽油
提升管，两根提升管后均设有沉降器和分馏塔，从而充分利用汽油提升管的改质效果，使催化汽油的烯烃含量直接满足欧Ⅲ标准。 4. 采用了带预混合管的烧焦罐高效再生技术，具有较高的烧焦强度和较低的再生剂含炭。为降低再生系统压降2007年FDFCC技术改造取消了预混合管和大孔分布板。 5. 采用了可调性强的下流式外取热器，取出两器热平衡多余的热量。 6. 能量回收机组采用了烟气轮机-轴流式主风机-汽轮机-电动／发电机四机组同轴新设备，回收了能量，降低了装置能耗。烟气轮机轮盘和叶片使用的是国研制的新型高温合金和喷涂材料。 7. 设有余热锅炉回收系统，回收热量，降低能耗，为防止省煤器炉管低温腐蚀，在烟气低温位置采用了20G钢炉管，过热器高温段采用12CrMo材质。 8. 选用了高效旋风器和电液冷壁滑阀等设备。 生产原理 1. 反应—再生部分 重油催化裂化提升管和汽油提升管用的催化剂为分子筛催化剂。原料油与高温催化剂在提升管接触，在一定的压力和温度下发生一系列化学反应，主要有裂化、异构化、氢转移、芳构化、缩合等反应，生成包括干气、液化气、汽油、柴油、回炼油、油浆馏份的高温油气和焦炭，生成的焦炭附着在催化剂上。在沉降器反应油气和催化剂分离，反应油气到主、副分馏塔进行分离，重油反应器附有焦炭的催化剂经汽提段汽提直接回到再生器，汽油反应器附有焦炭的催化剂经汽提后一路直接回到再生器烧焦一路返回重油提升管底部与重反再生剂混合。再生器催化剂在一定的温度、压力及通入主风的条件下，烧去催化剂上的积炭(即催化剂的再生过程)。催化剂活性、选择性恢复后回提升管循环使用。焦炭燃烧放出的热量除满足工艺需要外，多余的热量由外取热器取出，焦炭燃烧后生成的高温烟气经烟气轮机和余热炉后排入大气。 2. 分馏部分 重油催化分馏部分的作用是把从反应器来的高温油气混合物按沸点围分割成为富气、汽油、轻柴油、回炼油及油浆馏分，并保证各个馏分的质量符合产品要求。此外分馏系统还完成原料预热及热量回收的任务。催化分馏塔与常减压装置的常压塔原理基本相同。不同之处在于： (1).催化分馏塔的进料是过热气相进料。 (2).催化分馏塔气相进料中携带了一部分催化剂颗粒。 因此，催化分馏塔除了按分馏原理完成一般的产品分割外，还设有油浆循环以完成脱过热(将高温过热油气冷却到饱和状态)并和回炼油返塔一起洗涤反应油气中的催化剂。 3. 吸收稳定部分 吸收稳定部分由吸收塔、解吸塔、再吸收塔、稳定塔、容器、冷换及机泵等组成。吸收稳定部分的任务是加工来自分馏塔顶油气分离器的粗汽油和富气(富气经气压机压缩)，从中分离出干气(C3≯3％(V))，液化气(C2≯3％(V)，C5≯1.0％(V))和稳定汽油，并要求稳定汽油的蒸汽压合格(冬季≯88kpa，夏季≯74kpa)。吸收、解吸、再吸收塔主要解决C2与C3馏份的分离，是吸收和解吸过程；其原理是利用气体混合物中各组分在液体中溶解度的不同来分离气体混合物。 稳定塔完成C3、C4馏份与汽油馏份的分离，是精馏过程；其原理是利用液体混合物各组分的挥发度不同进行分离。 4. 柴油碱洗 碱洗就是利用碱溶液（非加氢精制剂DF-01）和油品中的酸性非烃化合物起反
重油催化裂化装置工艺流程简述 重油催化裂化装置：包括反应—再生部分、分馏部分、吸收稳定部分、主风机部分、气压机部分、余热回收部分。 1.1 反应-再生部分 自装置外来的常压渣油进入原料油缓冲罐（V1201）,由原料油泵（P1201AB）升压后经循环油浆—原料油换热器（E1215AB ）加热至280C左右，与自分馏部分来的回炼油混合后进入提升管中部，分4路经原料油进料喷嘴进入提升管反应器（R1101A）下部，与通过预提升段整理成活塞流的高温催化剂进行接触完成原料的升温、汽化及反应，反应油气与待生催化剂在提升管出口经粗旋风分离器得到迅速分离后经升气管进入沉降器单级旋风分离器，在进一步除去携带的催化剂细粉后，反应油气离开沉降器，进入分馏塔。 待生催化剂经粗旋及沉降器单级旋风分离器料腿进入位于沉降器下部的汽提段，在此与蒸汽逆流接触以置换催化剂所携带的油气。汽提后的催化剂沿待生立管下流，经待生塞阀并通过待生塞阀套筒进入再生器（R1102）的密相床，在 700r左右的再生温度、富氧（3%）及CO助燃剂的条件下进行逆流完全再生。再生后的再生催化剂通过各自的再生立管及再生单动滑阀，进入两根提升管反应器底部，以蒸汽和干气作提升介质，完成催化剂加速、分散过程，然后与雾化原料接触。来自蜡油再生斜管的再生催化剂与来自汽油待生循环管的汽油待生催化剂通过特殊设计的预提升段整理成活塞流。 轻重汽油分离塔顶回流油泵出口来的轻汽油，分两路进入汽油提升管反应器（R1104A）。R1104A 的反应油气在提升管出口经粗旋迅速分离，油气经单级旋风分离器进一步除去携带的催化剂细粉，最后离开汽油沉降器，进入分馏塔。 来自R1104 粗旋以及汽油沉降器单级旋风分离器回收的催化剂进入汽油汽提
重油催化裂化装置主要工艺流程说明 一. 反再系统 1.反应部分 混合蜡油和常(减)压渣油分别由罐区原料罐送入装置内的静态混合器(D-214)混合均匀后，进入原料缓冲罐(D-203/1)，然后用原料泵(P-201/1.2)抽出，经流量控制阀（8FIC-230）后与一中回流换热(E-212/1.2)，再与油浆(E-201/1.2)换热至170～220℃，与回炼油一起进入静态混合器（D-213）混合均匀。在注入钝化剂后分三路(三路设有流量控制)与雾化蒸汽一起经六个进料喷嘴进入提升管，与从二再来的高温再生催化剂接触并立即汽化，裂化成轻质产品(液化气、汽油、柴油)并生成油浆、干气及焦炭。 新增焦化蜡油流程：焦化蜡油进装后先进焦化蜡油缓冲罐（D-203/2），然后经焦化蜡油泵（P-201/3.4）提压至1.3MPa 后分为两路：一路经焦化蜡油进提升管控制阀（8FIC242）进入提升管反应器的回炼油喷嘴或油浆喷嘴，剩余的焦化蜡油经另一路通过D-203/2的液位控制阀（8LIC216）与进装蜡油混合后进入原料油缓冲罐（D-203/1）。 新增常压热渣油流程：为实现装置间的热联合，降低装置能耗，由南常减压装置分出一路热常渣（约350℃），经8FIQC530直接进入D-213（原料油与回炼油混合器）前，与原料混合均匀后进入提升管原料喷嘴。
反应油气、水蒸汽、催化剂经提升管出口快分器分离出大部分催化剂，反应油气经过沉降器稀相沉降，再经沉降器(C-101)内四组单级旋风分离器分离出绝大部分催化剂，反应油气、蒸汽、连同微量的催化剂细粉经大油气管线至分馏塔人档下部。分馏塔底油浆固体含量控制<6g/L。 旋分器分出的催化剂通过料腿返回到汽提段，料腿装有翼阀并浸没在汽提段床层中，保证具有正压密封，防止气体短路，汽提蒸汽经环形分布器进入汽提段的上中下三个部位使催化剂不仅处于流化状态，并汽提掉催化剂夹带的烃油气，汽提后的催化剂通过待生滑阀进入一再催化剂分布器。 2.再生部分 第一再生器在比较缓和的条件下进行部分燃烧，操作压力为0.15～0.25MPa(表)，温度660～690℃，在床层中烧掉焦炭中绝大部分氢和部分碳。由于有水蒸汽存在，一再温度要控制低一些，以减轻催化剂的水热失活。烧焦用风分别由一再主风及过剩氧较高的二再烟气提供。 从一再出来的半再生催化剂通过半再生滑阀进入二再下部，并均匀分布。二再压力在0.27MPa(表)，720～760℃温度下操作，催化剂上剩余碳用过量的氧全部生成CO2。由于一再烧掉绝大部分氢，从而有效降低了二再水蒸汽分压，使二再可在较高的温度下操作。二再烟气由顶部进入一再，热再生催化剂从二再流出，通过再生滑阀进入提升管底部，实