催化裂化装置反应
1.1催化裂化的目的及意义
我国原油偏重，轻质油品含量低，为增加汽油、柴油、乙烯用裂解原料等轻质油品产量。我过炼油工业走深度加工的道路，形成了以催化裂化（FCC）为主体，延迟焦化、加氢裂化等配套的工艺路线。2001年底全国有147套催化裂化装置，总加工能力超过100.0Mt/a ，比1991年增加 58.4 Mt/a，增长137.16%，可以说是世界上催化裂化能力增长最迅速的国家。
催化裂化是重要的重质油轻质化过程之一，在汽油和柴油等轻质油品的生产占有很重要的地位。催化裂化过程在炼油工业，以至国民经济中只有重要的地位。在我国，由于多数原油偏重，而H/C相对较高且金属含量相对较低，催化裂化过程，尤其是重油催化过程的地位显得更为重要。
随着工业、农业、交通运输业以及国防工业等部门的迅速发展，对轻质油品的需求量日益增多，对质量的要求也越来越高。以汽油为例，据1988年统计，全世界每年汽油总消费量约为6.64亿吨以上，我国汽油总量为1750万吨，从质量上看，目前各国普通级汽油一般为91～92（RON），优质汽油为96～98（RON）。为了满足日益严格的市场需求,催化裂化工艺技术也在进一步发展和改进.本设计是对催化裂化反应-再生及分馏系统进行工艺上的设计与分析。
1.2催化裂化技术发展状况
80年代以来，催化裂化技术的进展主要体现在两个方面：①开发成功掺炼渣油（常压渣油或减压渣油）的渣油催化裂化技术（称为渣油FCC，简写为RFCC）；②催化裂化家族技术，包括多产低碳烯烃的DCC技术，多产异构烯烃的MIO技术和最大量生产汽油、液化气的MGG技术。
目前国外新开发的重油催化裂化技术有：渣油加氢处理(VRDS)一催化裂化(FCC)组合工艺”、毫秒催化裂化工艺（MSCC）双台组合循环裂化床工艺、剂油短接触工艺（SCT）、双提升管工艺、两段渣油改质技术等等。
国内灵活双效催化裂化工艺（FDFCC）、VRFCC技术、催化裂化（MIP）新技术等等。下面以两个技术说明一下：
（1）渣油加氢处理一催化裂化组合工艺基础研究的应用——它是在对加氢处理和催化裂化两种工艺过程的特点、原料产品性质及加工方案进行深入研究的基础上，经过理论分析，实验室及工业试验后开发出的一种新的石油加工工艺——“渣油加氢处理(VRDS)一催化裂化(FCC)组合工艺”。流化催化裂化（FCC）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一种重要方法。据统计，截止到1999年1月1日，全球原油加工能力为4 015.48 Mt/a，其中催化裂化装置的加工能力为668.37 Mt/a，约占一次加工能力的16.6%，居二次加工能力的首位。美国原油加工能力为821.13 Mt/a，催化裂化能力为271 Mt/a，居界第一，催化裂化占一次加工能力的比例为33.0%。我国催化裂化能力达66.08 Mt/a，约占一次加工能力的38.1%，居世界第二位。世界RFCC装置原料中渣油的平均量为15%～20%。从国外各大公司对原料的要求来看，残炭与金属两个指标已分别达到8%和20 μg/g。而国内渣油催化裂化原料的残炭一般达到6%，金属15 μg/g，与国外水平相比，尚有潜力。中国石化集团公司FCC装置中约80%都掺炼不同比例的渣油，平均掺渣比约为26%，1989-1997年，掺炼重质油的比例从18.52%增至43.64%。我国大庆石蜡基原油具有残炭低、金属含
量低的特点，其减压渣油的残炭为8.95%，金属为7 μg/g，所以大庆减压渣油可以直接进行催化裂化。前郭炼油厂已进行了大庆全减压渣油催化裂化的尝试，但未见国外全减压渣油催化裂化的报道（2）两段提升管催化裂化（TSRFCC）新技术——TSRFCC可大幅度提高原料的转化深度，同比加工能力增加20~30%；显著改善产品分布，轻油收率提高2~3个百分点，液收率提高3~4个百分点，干气和焦炭产率大大降低；产品质量得到明显改善，汽油烯烃含量下降20个百分点以上，柴油密度减小、十六烷值提高，汽油和柴油的硫含量都明显降低。采用两段提升管催化裂化技术可使企业获得巨大的经济效益。
1.3设计的主要内容
1.设计专题的经济、技术背景分析
2.工艺流程的选择
3.主要设备物料、能量衡算
4.主要设备工艺尺寸计算
5.装置工艺流程、再生器、反应器提升管工艺流程图的绘制
6.再生器、反应器提升管、分馏塔能量衡算
原料油经过加热汽化后进入提升管反应器进行裂化。提升管中催化剂处于稀相流化输送状态，反应产物和催化剂进入沉降器，并经汽提段用过热水蒸气汽提，再经旋风分离器分离后，反应产物从反应系统进入分馏系统，催化剂沉降到再生器。在再生器中用空气使催化剂流化，并且烧去催化剂表面的焦炭。烟气经旋风分离器和催化剂分离后离开装置，使催化剂在装置中循环使用。
反应系统主要由反应器和再生器组成。原料油在装有催化剂的反应器中裂化，催化剂表面有焦炭沉积。沉积的焦炭的催化剂在再生器中烧焦进行再生，再生后的催化剂返回反应器重新使用。反应器主要为提升管，再生器为流化床。
再生器的主要作用是：烧去催化剂上因反应而生成的积炭，使催化剂的活性得以恢复。再生用空气由主风机供给，空气通过再生器下面的辅助燃烧室及分布管进入。
在反应系统中加入水蒸汽其作用为：
（1）雾化——从提升管底部进入使油气雾化，分散，与催化剂充分接触；
（2）预提升——在提升管中输送油气；
（3）汽提——从沉降器底部汽提段进入，使催化剂颗粒间和颗粒内的油气汽提，减少油气损失和焦炭生成量，从而减少再生器负荷。汽提水蒸气占总水蒸气量的大部分。
（4）吹扫、松动——反应器、再生器某些部位加入少量水蒸气防止催化剂堆积、堵塞。
2. 2分馏系统
由反应器来的反应产物油气从底部进入分馏塔，经塔底部的脱过热段后在分馏段分割成几个中间产品：塔顶为富气，汽油，侧线有轻柴油，重柴油和回炼油，塔底产品为油浆。轻、重柴油分别经汽提后，再经换热，冷却后出装置。
分馏系统主要设备是分馏塔，裂化产物在分馏塔中分馏成各种馏分的油品。塔顶汽在粗汽油分离罐中分成粗汽油和富气。
分馏塔具有的特点有:
(1)分馏塔底部设有脱过热段,用经过冷却的油浆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。
（2）设有多个循环回流：塔顶循环回流、一至两个中段回流、油浆回流。
（3）塔顶回流采用循环回流而不用冷回流。
2. 3吸收—稳定系统
该系统主要由吸收塔，再吸收塔，解吸塔及稳定塔组成。从分馏塔顶油气分离器出来的富气中带有汽油部分，而粗汽油中则溶解有C3，C4 组分。
吸收—稳定系统的作用就是利用吸收和精馏方法，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。
第四章反应-再生系统工艺计算
4.1 再生系统
4.1.1 燃烧计算
再生器物料平衡是计算待再生催化剂进入再生器后焦炭燃的产物，焦炭量按新鲜原料油的8%计算：焦炭产量=130000 × 8% = 10400 Kg/h=866.67kmol /h
H/C = [8.93 – 0.425 ×（CO2 + O2 ）- 0.257C0]/（CO2 + CO）
=1.1436 / 14.4
= 0.0794
烧碳量=10400 × 92.66% = 9634.98 kg/h
烧氢量=10400 – 9634.98=765.02 kg/h
已知烟气组成（体）：CO2 : CO = 14.2 : 0.2 = 71 : 1
根据: C + O2= CO2 2C + O2= 2CO 2H2 + O2= 2H2O
生成CO2 的碳为9634.98×71/（71+ 1)= 9501.80kg/h=791.76kmol/h
生成CO 的碳为：9634.98– 9501.16 = 133.82kg/g=11.15kmol/h
生成CO2 的耗氧量为：791.76× 1 = 791.76 kmol/h
生成CO 的耗氧量为：11.15 × 1/2 = 5.575kmol/h
生成H2O 的耗氧量为：765.02× 1/2 ×1/2 = 191.26kmol/h
则理论的耗氧量为:791.76+5.575+191.26=988.59kmol/h
理论氮为：988.59× 79/21 = 3718.98 kmol/h
所以，可知燃料产物为 791.76kmol/h CO2， 11.15kmol/h CO，
191.26× 2 = 382.52kmol/h H2O。
理论干烟气包括燃烧生成 CO2 和CO和理论氮则总量:
791.76 + 11.15+ 3718.98 = 4521.89kmol/h
已知烟气中过剩氧为 4% 所以过剩空气摩尔百分数：
(4×100/21)×100% = 19%
过剩空气：（过剩空气百分数/ 1- 过剩空气百分数）×理论干烟气气量= 0.19/（1 – 0.19）×4521.89 = 1060.69kmol/h
过剩氧气： 1060.69×0.21 = 222.74kmol/h
过剩空气含氮:1060.69 – 222.89= 837.95kmol/h
实际干烟气为理论生成干烟气和过剩空气组成：
4521.69+ 1060.69 = 5582.67kmol/h
理论干空气用量: 988.59+3718.98+ 1060.69=5768.26kmol/h
已知空气的相对湿度为 70% ，温度为 25 oC，根据
《石油加工工艺》中册图6-29查得：水蒸气/干空气 = 0.016 （摩尔）空气中含水蒸气为 :0.016 × 5768.26 = 92.29kmol/h
湿空气： 5768.26+ 92.29= 5860.55 kmol/h
已知回炼比 0.5，剂油比为 6.0
回炼油浆：130000 × 0.5 =65000kg/h
剂/油 = 剂 /（130000 + 26000）= 6.0
所以催化剂循环量为:6.0×（130000+26000）=1170000kg/h
依据每吨催化剂带入1kg 水汽,则催化剂循环量为1170t/h则带入1170 kg/h=65 kmol /h
吹扫松动水蒸气量：500kg/h=27.78kmol /h
水蒸气为湿度与生成水及本身带入和吹扫的水蒸气之和
烟气中水蒸气为：92.29+27.78+65+382.52=567.59kmol/h
综上所述可以得出再生器烟气流量及组成如表4-1。
表4-1再生器烟气流量及组成
组分分子量流量（kmo/h）摩尔百分数
湿烟气干烟气
O2 32 222.74 3.62 3.99
CO 28 11.15 0.18 0.20
CO2 44 791.76 12.88 14.18
N2 28 4556.93 74.13 81.23
干烟气30 5582.67 100
总水蒸气18 567.59 9.19
湿烟气29 6150.16 100
4.1.2热量平衡
根据Qi = Ni CPi t
式中：Qi ：热流量 KJ/h Ni ：物流Ni的流量 kmol/h CPi：物流i的热容kJ/（kmol·oC） t: 温度oC
4.1.2.1 热流量入方
(1)干空气 t = 162 oC CP = 44.6814 kJ/kmol·oC
Q1 = 5768.26×44.681 × 162 = 41.75× 106 kJ/h
(2)湿空气中水蒸气 C水=34.542 kJ/kmol·oC
Q2 = 92.29 × 34.542 × 162 =0.52× 106 kJ/h
(3)催化剂带入水蒸气 Q3=65×35.6 ×505 = 1.17× 106 kJ/h
(4)吹扫、松动水蒸气 Q4= 27.78×34.6×280 =0.27×106kJ/h
(5)烧焦炭 Q5 =866.67× 15.6 × 505 =6.83×106 kJ/h
(6)催化剂 Q6
(7)燃烧热 Q7，j = NjΔH 查石油馏分焓图得
CO2 Q7，1 = 791.76×407.0× 103 =322× 106kJ/h
CO Q7，2 =11.15× 122.7× 103 =1.37×106 kJ/h
H2O Q7，3 = 382.52 ×239.4×103 =91.58× 106 kJ/h ∑Q7 =（322 +1.37+91.58）×106= 414.98×106kJ/h
共计 Q = ∑Qi = (41.75+0.52+1.17+0.27+6.83+414.95)×106 + Q6 =465.49× 106 + Q6
4.1.2.3 热流量出方
干烟气Q，1 = 5582.67× 32.58 ×700 = 127.32× 106 kJ/h
(1)水蒸气 Q，2 =564.81× 39.877 ×700 = 15.77× 106kJ/h
(2)催化剂带出水蒸气 Q，3 = 65× 39.877 × 700= 1.81× 106 kJ/h
(3)脱附热，脱附热为燃烧热的 11.5%
Q，4 = 414.98× 106 × 0.115 =47.72× 106 kJ/h
(4)热损失 = 582 ×烧碳量
Q，5 = 582 ×9634.98 = 5.6× 106kJ/h
(5)催化剂 Q，6
出方的能量:∑Q， = (15.77+47.72+5.6+127.32)×106 + Q，6 =196.41×106 + Q，6
根据热量平衡式： 465.46× 106 + Q6 = 196.41 × 106 + Q，6
催化剂升温所需的热量：Q=Q6ˊ-Q6=269.05×106kJ/h
4.1.3催化剂循环量
催化剂平均比热为1.086kJ/（kg·oC）。设催化剂循环量为W㎏/h
1.086W×（700-505）=269.05×106 W=1.27×106kg/h
因为回炼比0.5，所以剂油比为:1.27×106/ [130000×（1+0.5）]=6.5 综上所述可得再生器物料平衡、热平衡。
4.1.4.1密相床层
进入密相床层的气相流量为：
干烟气：5582.67kmol/h 、水蒸气：567.59-4.4=563.19kmol/h
（从水蒸气中563.19kmol/h扣除稀相床层中吹入的吹扫蒸汽 4.4kmol/h），所以气相流量为5582.67+563.19=6145.86 kmol/h
已知床层温度为700 oC ，压力为200+2=202kpa所以体积流量：
6145.86×22.4×（273+700）×101.3×103/（273×202×103×3600）=68.34m3/s
4.1.4.2 稀相床层
有4.4kmol/h水蒸气吹入，因此流量为6129.48+4.4=6133.88Kmol/h
体积流量：6133.88×22.4×（273+710）×101.3×103/（273×200×103×3600）=69.79m3/s
4.2.1 物料衡算
新鲜原油：130000kg/h 回炼油：回炼油浆=1：0.25
回炼比=（回炼油流量+回炼油浆流量）/新鲜原油=0.5
回炼油流量+回炼油浆流量=0.5×130000=65000kg/h
回炼油浆流量：65000×0.25/(1+0.25)=13000kg/h
则回炼油流量:65000-13000=52000 kg/h
催化剂循环量：W=1.27×106kg/h
S=（90%馏出温度-10%馏出温度）÷（90-10）
tv=（t10+t30+t50+t70+t90）÷5
lnΔme=-2.21181-0.012800tv0.6667+3.6478s0.3333
Δme=e lnΔme tme=tv-Δme
由因为K=11.8,由tme和k查表（《石油炼制工程》）P76可得
相对分子分子质量见表4-4 。
表4-4 物料相对分子质量
物料稳定汽油轻柴油回炼油回炼油浆原料油
平均相对分子量106 214 342 392 445
反应器水蒸气包括：
新鲜原料雾化的水蒸汽： 1～2.5%·油 1300kg/h
回炼油雾化的水蒸气： 4% ·油 2080 kg/h
预提升所需水蒸气： 1kg/t·剂 1270kg/h
汽提所需水蒸气； 2kg/t·剂 2540kg/h
催化剂带入水蒸气： 1.4kg/t·剂 1778kg/h
反应器总吹扫松动水蒸气： 4kg/t·剂 5080kg/h
共计 14048
kg/h
催化剂带入烟气： 1kg/t剂 1270kg/h
综上所述列见入方水蒸汽流量表4-5、反应器物料平衡见表4-6。
表4-5入方水蒸汽
水
蒸
气
项目质量流量/Kg/h 分子量kmol/h
进料雾化2080 18 115.56
预提升蒸汽1270 70.56
吹扫、松动水蒸汽5080 282.22
气提蒸汽2540 141.11
回炼油雾化的水蒸汽2080 115.56
再生剂带入水蒸气1778 98.78
总量14828 780.44
4.2.2热量衡算
4.2.2.1热量入方 . 各进料温度
催化剂为700oC . 回炼油浆：350oC . 由催化剂带入的水蒸气和烟气700oC
需汽提： 4kg/t·剂=4×1270=5080kg/h
预汽提： 1kg/t·剂=1×1270=1270kg/h
吹扫等水蒸气： 4.4×18=79.2kg/h
共计： 6429.2kg/h
当250oC时查焓表可知所需的水蒸气所需热量: H（t）=2790kJ/Kg
比热=4.844 kJ/（kg·oC）。
则可知水蒸气的量为576Kg=32 kmol
设原料油和回炼油温度为t
催化剂平均比热为1.086kJ/（kg·oC）。
a.催化剂： Q1=1270×1.086×700×103=0.97×109 KJ /h
b.催化剂带入烟气查表CP = 32.57kJ/kmol·oC Q2=43.79×32.57×700=1.0×106kJ/h
c.催化剂带入水蒸气CP = 38.877kJ/kmol·oC Q3=99×38.877×700=2.69×106kJ/h 300oC水蒸气 Q4 =357.18×1.92×300=0.21×106kJ/h
d.250oC水蒸气Q5=32×1.91×250=0.016×106k J/h
e.原料油和回炼油温度为t此焓为H（t）Q6=（130000+65000）Ht= 195000H（t）
回炼油浆温度为350oC . 查焓在（《石油炼制工程》）P99
H=198.0kcal/kg=198.0×4.184=828.432kJ/kg
Q7=13000×828.43=10.77×106kJ/h
h.焦碳吸附的吸附热等于脱附热
Q8=47.72×106kJ/kg
共计Q=1.064×109+165000 H（t）
4.2.2.2 热量出方
各出料温度为505oC
a.催化剂：Qˊ1=1270×103×1.086×505=0.70×109kJ/h
b.催化剂带出的烟气：Qˊ2=1270×30.1×505=1.93×107kJ/h
c.催化剂带出的水蒸气（由再生器热量流出方知）：
Qˊ3=1.17×106kJ/h
d.水蒸气：Qˊ4=（357.18+32）×1.98×505=0.032×106kJ/h
e.原料油和回炼油在505oC时汽化为油气。油气的焓为由505 oC查到油的密度。
由（《石油炼制工程》）P99）查得
H（t）=340×4.184=1443.5kJ/kg
Qˊ5=（130000+65000）×1443.5=281.48×106kJ/h
f.在505oC时油浆汽化为油气.此焓为1443.5kJ/kg
Qˊ6=13000×1443.5=18.77×106kJ/h
d.催化碳带出热量
催化碳=总碳-可汽提碳-附加碳
可汽提催化碳=W×0.02% =1270×103×0.02%=254kg/h
附加碳=新鲜原料×5.38%×0.6=130000×5.38%×0.6=4196.4 kg/h
焦化碳量=9634.98-254-4196.4=5184.58查焓图得
Qˊ7=5184.58×2180×4.1868=47.32×106 kJ/h
共计： Qˊ=1.062×109kJ/h
热量平衡 1.064×109+165000H（t）=1.062×109 kJ/H令混合原料油的预热温度为283oC 混合原料的相对密度d混
d混=v新d新+v回d回+v浆d浆
v新=130000/0.8995÷（130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985）=0.62 m3/h
v回=65000/0.8800÷（130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985）=0.32 m3/h浆=13000/0.9985÷（130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985）=0.056 m3/h
则 d混=0.62×0.8995+0.32×0.8800+0.056×0.9985
=0.56+0.28+0.056 =0.9m3/h
t=283oC d混=0.9 k=11.8 查焓湿图
H（283oC）=162×4.184=677.81kJ/kg
入方=132×106+196000×677.8=1106×106kJ/h
出方=1274.8×106 kJ/h
故反应器部分应取热；Q取=1274.8×106-1106×106=168.8×106kJ/h
原料入口流速、提升管进料流量和温度如下表4-7、4-8所示。
表4-7 提升管入口进料热量
名称流量温度/oC Q×106/kJ/h
kg/h kmol/h
新鲜原料油130000 292.79 235 0.195 H（t）
回炼油52000 196.23 265
回炼油浆13000 53.57 350
催化剂带入的烟气1270 67.27 700 1.0
催化剂带入的水蒸气1782 99 700 2.69
水蒸气6429.3 357.19 300 0.21
水蒸气576 32 250 0.16
催化剂1270×103 700 970
共计1475057 1106
表4-8 提升管出口物料505oC的热量
项目kg/h 相对分子质量kmol/h Q×106/kJ/h
干气6500 30 216.67
1226.48
液化气14300 30 476.67
汽油62400 106 588.68
轻柴油27560 214 128.79
油浆7800 282 27.66
回炼油52000 340 152.94
回炼油浆13000 392 33.16
烟气1270 30 42.33 0.67
水蒸气14048 18 780.44 8.29
催化剂1270×103 700 700
损失1040 30 18.57 4.1
油+气合计199950 2465.91 1274.8
4.2.3 提升管工艺计算
4.2.3.1提升管进料处的压力和温度
(1)压力
沉降器顶部压力为200kPa设进油处至沉降器顶部的总压降为19.5 kPa,则提升管内进油处的压力为200+19.5=219.5 kPa
(2)温度
加热炉出口温度为235oC,此时原料油处于液相状态.经雾化进入提升管与
700oC的再生剂接触,立即气化.原料油与高温催化剂接触后的温度可由热平衡来计算。
催化剂和烟气由700oC降至ToC放出的热
=1270×103×1.097×(700-T)+1270×1.09×(700-T)
= 139.46×104×(700-T)
综上所述可得出油和蒸汽的热量如表4-9。
表4-9 油和蒸汽的热量计算
物流流量进出
kg/h 温度/oC 焓kJ/kg 热量KJ/h 温度kJ/kg 热量/kJ/h
原料130000 235 577 75010000 T A 13×104 A
回炼油、52000 265 659 34268000 T B 5.2×104 B
油浆13000 350 849 11037000 T C 1.3×104 C
水蒸气6429.2 300 552 3548918 T D 064×104 D
其中1.097和1.09分别为催化剂和烟气的比热查焓表可知
根据热平衡原理:
139.46×(700-T) =13A+5.2B+1.3C+6.4D
设T =480oC则查焓图可得A=1335kJ/kg B=1322kJ/kg C=1255kJkg D=920kJ/kg
左边=139.46×190=26497.4
右边=17355+6874+1632+589=26450相对误差为0.17%,所以T =480oC
4.2.3.2提升管直径
1) 选取提升管内径D＝1.2m，则提升管截面积F＝3.14×D2/4＝1.1m2
2) 提升管进料处的压力
沉降器顶部的压力为200kPa（表）,设进油处至沉降器顶部的总压降为24 kPa，则提升管内进油处的压力为200+24＝224 kPa（表）。
3) 核算提升管下部气速由物料平衡得油气、蒸汽和烟气的总流率为1302.2kmol/h,所以下部气体体积流率为：
V下＝1302.2×22.4×（480+273）×101.3/[（224+101.3）×273]
＝24695 m3/h＝6.86m3/s
下部气速为u下＝V下/F＝6.86/1.1＝6.24m/s
4）核算提升管出口气速
提升管出口处油气的总流率为2501.65 kmol/h，所以，出口处油气体积流率为：
V上＝2653.83×22.4×（480+273）×101.3/[（200+101.3）×273]
＝55127(m3/h)＝15.31m3/s
所以出口线速为u上＝V上/F＝15.31/1.1＝13.92m/s
核算结果表明：提升管出、入口线速在一般设计范围内，故所选内径D＝1.2 m 是可行的。
5) 提升管长度
提升管平均气速 u=(u上-u下)/ln(u上/u下)
=(15.13-6.24)/ln(15.13/6.24)=10.04m/s
反应时间为3秒，则提升管的有效长度L＝u×3＝10.04×3＝30.11m
6) 核算提升管总压降
设计的提升管由沉降器的中部进入，根据沉降器的直径何提升管拐弯的要求，提升管直立管部分长25m，水平管部分6m，提升管出口向下以便催化剂与油气快速分离。提升管出口至沉降器内一级旋风分离器入口高度取7m，其间密度根据经验取8kg/m3.
提升管总压降包括静压ph、摩擦压降pf及转向、出口损失等压降pa。各项分别计算如下：提升管内密度计算见表4-10。
1）△ph
表4-10 提升管内密度计
项目上部下部对数平均值
催化剂流率/kg/h 1270 1270
油气流率/m3/s 15.31 6.86
视密度/kg/m3 21.33 48.8 33.19
气速/m/s 13.92 6.24 11.23
滑落系数 1.1 2.0
实际密度/kg/m3 23.46 97.6 52
△ph＝r△h×10-4=52×25×10-4=12.4 kPa
2) △pf(直管摩擦压降)
△pf=7.9×10-8L/D×ρu2g=7.9×10-8×30/1.2×33.19×102×9.81
=0.61(kPa)
3）△pa
△pa＝Nρu2×10-4/2=3.5×10.042×33.19×10-4/2=5.81KPa
(N=3.5，包括两次转向及出口损失)
4）提升管总压降△p提△p提＝△ph+△pf+△pa
＝12.4+0.67+5.81＝18.89KPa
5）校核原料油进口处压力
提升管出口至沉降器顶部压降：8×7×10-4＝0.56KPa
提升管内原料入口处压力：
沉降器顶部压力+0.56+△p提＝200+0.56+18.89＝219.45KPa（表）
此值与前面假设的219.5 KPa（表）基本相同，故前面计算时假设的压力不用重算。
4.2.3.3 预提升段的直径和高度
1）直径
预提升段的烟气及预提升蒸汽的流率
43.79+1270/18＝114.35kmol/h
体积流率＝114.35×22.4×（700+273）×101.3/[273×（219.45+101.3）×3600]＝0.8m3/s
取预提升段气速为1.5 m/s，则预提升段直径D预＝[0.8×4/（1.5×3.14）]1/2=0.82m
取预提升段直径0.82m.
2) 高度
考虑到进料喷嘴以下设有事故蒸汽进口管、人孔、再生剂斜管入口等，预提升段的高度取4m。
由上面的计算可知预提升段长度4m，内径0.82m；反应段长30.11m，内径1.2m，其中25m是直立管、6m是水平管；提升管全长35m，直立管29m，见图4-3所示。
4.2.4 旋风分离器工工艺计算选用我国自主开发的PV型旋风分离器，采用二级串联，按PV旋风分离器的设计方法和规格进行工艺计算。
4.2.4.1 筒体直径
湿烟气流率： 6147.39×22.4×（700+273）×101.3/273×（101.3+200）×3600=45.83m2/s
旋风分离器的压力如表4-11。
表4-11旋风分离器压力
再生器顶部压力200KPa
再生温度700℃
密相床密度300Kg/m3
湿烟气流率15.83m3/s
湿烟气密度 1.25Kg/m3
按筒体的内气速为4m/s结算，则
总筒体截面积=湿烟气流率/4=45.83/4=11.46m2，选用10组旋风分离器，则每个旋风分离器筒体截面积为1.146m2
筒体直径=（1.14×4/π）1/2=1.21m
选用直径1300㎜的旋风分离器。一级和二级用此直径的筒体。
4.2.2.2一级入口截面积
按入口线速为18m /s考虑则
一级入口截面积为A1/筒体截面积A=4/18
A1=1.146×4/18=0.25m2
旋风分离器入口为矩形，其高度为a是宽度b的2.5倍，由此得b=0.32m，a=0.79m 。
4.2.2.3 二级入口截面积
按二级入口线速为22m/s考虑则二级入口截面积A2/筒体截面积A=4/22
A2=1.146×4/22=.0.21m2
入口高度a=0.72m，宽度b=0.28m
4.2.2.4核算旋风分离器组数
一级入口线速 = 湿烟气流率 / 一级入口截面积
= 45.82/(10×0..25) = 18.11m/s
二级入口线速 = 湿烟气流率 / 二级入口截面积
=45.83/(10×0.21) =21.82m/s
由计算结果得：一级、二级入口线速符合
一级线速最高不大于25m/s；
二级线速最高不大于35m/s；
最小线速不小于 15m/s 。
因此，选用10组旋风分离器符合要求。
4.2.2.5一级料腿负荷及管径
Pv型一级旋风分离器料腿的适宜固体质量速度为300~500（kg/m2·s）设一级旋风分离器的入口气体的固体浓度为10Kg/m3
则对每一个旋风分离器的进入固体流量为
45.83×10×1/10=45.83Kg/s
选用直径为350m管子作一级料腿
45.83/（0.352×3.14/4）=476.59kg/m2·s
所选管径合适。
对直径1300mm的旋风分离器，二级料腿选用直径350mm的管子。
旋风分离器的压降
PV型旋风分离的压降计算公式：
P=（ρg+Ci/1000）vi/2+ε（ci0/ci）0.045×(ρgvi2/2)
ε=8.54KA-0.833dr-1.745D-0.161Re0.036-1
Re=ρg viD/μ
式中ρg-——气体密度 kg/m3；
μ——气体黏度，Pa.s;
Ci0——基准入口浓度，10kg/m3；
KA——筒体与入口截面积之比；
dr——出口管与筒体的直径之比；
ε——系数；
Ci——入口气体中固体浓度，kg/m3；
D——筒体直径，m；
Vi——入口气体线速 m/s；
Re——雷诺数。
1)计算一级旋风分离器压降△P1
Re=0.88×18×1.21/0.000035=543085.71
ε=8.54(1.146/0.25)-0.833(0.44)-1.7451.21-0.161543085.710.036-1=15.8
P1=（ρg+Ci/1000）vi/2+ε（ci0/ci）0.045×(ρgvi2/2)
=(0.88+10/1000) ×(182/2)+15.8×(10/10)0.045×(0.88×182/2)
=2.4KPa
2) 计算二级旋风分离器压降△P2
Re=0.88×22×1.21/0.000035=669303
ε=8.54(1.146/0.21)-0.833(0.44)-1.7451.4-0.1616693030.036-1
=20.1
P2=（ρg+Ci/1000）vi/2+ε（ci0/ci）0.045×(ρgvi2/2)
=(0.88+1/1000) ×(222/2)+20.1×(10/1)0.045×(0.88×222/2)=4.9KPa
第五章分馏塔能量平衡计算
分馏塔能量平衡计算
分馏系统主要设备是分馏塔，裂化产物由分馏塔分馏成各种馏分的油品，塔顶产品为粗汽油油汽和富气；塔底产品为回炼油浆；侧线采出有轻柴油，重柴油和回炼油。全塔物料和热量平衡如表5-1。表5-1 分馏塔物料和热量平衡
名称进料出料
温度
0。C 状态流量
103kg/h 焓流量
106kg/h 温度
。C 状态流量103kg/h 焓流量106kg/h
烟气500 气 1.27 0.72 125 气 1.27 0.17
干气500 气 6.5 11.14 125 气0.65 4.03
液化气500 气14.3 23.03 125 气14.3 8.56
稳定
汽油500 气62.4 91.40 125 气62.4 39.44
轻柴油500 气27.56 42.96 220 液27.56 14.50
油浆500 气7.8 12.13 350 液7.8 6.89
回炼油500 气 5.2 8.12 265 液 5.2 3.68
回炼油浆500 气13 20.18 350 液13 11.94
水蒸汽500 气14.048 49.90 125 气14.048 38.11
汽提
蒸汽250 气 1.336 3.7 125 气 1.336 3.62
再吸
收油120 液16.8 5.3 125 气16.8 10.55
共计170.2 268.59 170.2 141.49
焓的基准态：油品为-17.8OC饱和液体；水蒸气为0OC饱和水；其它气体为0OC，0.1013MPa裂化产物进料流量：233.51×103kg/h
由各回流取走热量：(268.59-141.49)×106
=127.1×106kg/h
各回流取热分配
顶回流取15% 127.1×106×0.15=19.065×106kJ/h
一中回流取15% 127.1×106×0.15=19.065×106kJ/h
二中回流取20% 127.1×106×0.20=25.42×106kJ/h
油浆循环回流：（127.1-19.065-19.065-25.42）×106
=63.55×106kJ/h
各回流量FR按下式计算，计算结果列于表5-2
FR=Q/(H2-H1)
其中：Q-----回流取热热流量
H2----在抽出温度下回流液的比焓 /kJ/Kg
H1----在返塔温度下回流液的比焓 /kJ/Kg
以塔顶回流为例计算
FR=19.065×106/(401.856-251.16)=126.5×103kg/h
同理可得其它回流流量，列表5-2。
表5-2 分馏塔各回流量，温度和焓
回流抽出返塔流量
温度OC 比焓kJ/kg 温度OC 比焓kJ/kg ×103kg/h
顶回流160 401.856 100 251.16 126.5
一中回流275 686.72 160 371.24 60.43
二中回流265 656.7 210 520.41 139.89
油浆循环350 922.04 270 662.018 244.42
第六章计算结果汇总
根据上面所算计的结果汇总催化裂化反应-再生及分馏系统的工艺设计数据如表6-1。
表6-1 催化裂化反应-再生及分馏系统的工艺设计数据
项目数据项目数据
新鲜原料130000kg/h 油浆13000kg/h
回炼油52000kg/h 回炼油8400kg/h
H/C 0.0794 水蒸气14048kg/h
焦炭量10400kg/h 原料油温度210 oC
干烟气5768.26kmol/h 提升管出口温度528 oC
湿烟气6150.17kmol/h 停留时间3s
再生剂带入烟气1270kg/h 提升管内径1200 mm
预提升蒸汽1270kg/h 提升管有效长度30.11 m
新鲜原料雾化的水1300kg/h 预提升段高度 1.03 m
回炼油雾化的水蒸汽2080kg/h 旋风分离器筒体1300 mm
气提所需水蒸气2540kg/h 旋风分离器组数10
催化剂带入水蒸气1778kg/h 旋风分离器一级入口截面积0.25 m2
反应吹扫水蒸气流量5080kg/h 旋风分离器二级入口截面积0.21 m2
循环剂携带水蒸气流量1170kg/h 一级入口线速18.11 35m/s
烟气中水蒸气567.59kmol/h 二级入口线速21.89 35m/s
液化气14300kg/h 焦炭燃烧热239.4×106kJ/h
汽油62400kg/h 催化剂升温268.44×106kJ/h
轻柴油27560kg/h
结束语
通过计算得出了年处理量为104万吨的催化裂化装置可知再生器的直径为8.2m和10.26，提升管内径为1200mm，提升管长有效长度30.11m, 预提升段高度1.03 m旋风分离器筒体1300 mm 旋风分
离器组数10旋风分离器一级入口截面积0.25 m2旋风分离器二级入口截面积0.21 m2。。对这个装置的流程与设计有了进一步的深入了解。
通过课程设计，还培养了我们严谨、严密的思维能力，不仅运用专业知识进行设计，还结合设计的经济、技术背景等进行经济分析与项目评价，优化设计。
总之这次的设计教会了我如何想、做，也使我对知识进一步了解和巩固，懂得了理论与实践相结合，达到我们学有所用的特别是程度
致谢
化装置反应—再生及分馏系统有了更为深刻的了解,感觉到自己学有所用。虽然这个过程是漫长和枯
识的综合运用的检查，也是理论走向实践的第一步，为我们以后走向工作岗位奠定了基础。
心指导，在这期间给我解答疑难问题,对此我在为这里表示衷心的感谢！
最后非常感谢在这期间同学们的互相帮忙与讨论,使我从中学到了很多新的知识。
鉴干本人的水平有限，难免存在一些错误和漏洞，望各位老师不吝赐教，在此向大家表示衷心的感
谢！
第一章 再生系统工艺计算 1. 1再生空气量及烟气量计算 烧碳量及烧氢量 烧焦量=8000 10101603 4??×%=1700kg/h H/C=7/93(已知) 烧碳量=17000×=15810kg/h=131705kmol/h 烧氢量=17000×=1190kg/h=595kmol/h 设两段烧碳比为85∶15且全部氢Ⅰ再生器中燃烧掉，又已知在I 段烟气中 CO 2% (O)= CO%(O)= Ⅱ段不存在CO 则Ⅰ段生成CO 2的C 为： ×× 5 .78.128 .12+=h=h Ⅰ段生成CO 的C 为××5 .78.125 .7+=h=h Ⅰ段烧焦量=++595=h=h Ⅱ生成CO 2的C 即为Ⅱ段烧焦量=×=h=h 理论干空气量的计算 Ⅰ段碳燃烧生成二氧化碳需O 2量×1=h Ⅰ段碳燃烧生成一氧化碳需O 2量×=h
Ⅰ段氢燃烧生成水需O 2量595×=h 理论需O 2量=++=h=38736kg/h 理论需N 2量=×79/21=h=h Ⅰ段理论干空气量=O 2+N 2 =h=h Ⅱ段碳燃烧生成CO 2需O 2量=h=h Ⅱ段碳燃烧生成CO 2需N 2=×79/21=h=h Ⅱ段碳燃烧生成CO 2需N 2== O 2+ N 2=941kmol/h=h 实际干空气量 Ⅰ段再生烟气中过剩量为%, 则%= 8.455321 79 7.4131.70622(2+?O +O ++O （过剩） （过剩）过剩） 过剩02量=h=h 过剩N 2量=× 21 79 =224kmol/h=h Ⅰ段实际干空气量=理论干空气量+过剩的干空气量 =h=h Ⅱ段烟气中过剩02为%=（过剩） （过剩） ）（2221 79 14.7436.197O +++O 过剩O 2量= kmol/h=h 过剩N 2量=× 21 79 =h=h Ⅱ段实际干空气量=1300 kmol/h=h
催化裂化的装置简介及工艺流程 概述 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： （一）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℃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℃~700℃)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℃~680℃)。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。 （二）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
催化裂化装置的主要设备 百克网：2008-5-30 14:50:14 文章来源：本站 催化裂化装置设备较多，本节只介绍几个主要设备。 一、提升管反应器及沉降器 (一)提升管反应嚣 提升管反应器是进行催化裂化化学反应的场所，是本装置的关键设备。随装置类型不同 提升管反应器类型不同，常见的提升管反应器类型有两种： (1)直管式：多用于高低并列式提升管催化裂化装置。 (2)折叠式：多用于同轴式和由床层反应器改为提升管的装置。 图5—8是直管式提升管反应器及沉降器示意图 提升管反应器是一根长径比很大的管子，长度一般为30～36米，直径根据装置处理量决 定，通常以油气在提升管内的平均停留时间1～4秒为限确定提升管内径。由于提升管内自下而上油气线速不断增大，为了不使提升管上部气速过高，提升管可作成上下异径形式。 在提升管的侧面开有上下两个(组)进料口，其作用是根据生产要求使新鲜原料、回炼 油和回炼油浆从不同位置进入提升管，进行选择性裂化。
进料口以下的一段称预提升段(见图5—9)，其作用是：由提升管底部吹入水蒸气(称预 提升蒸汽)，使由再生斜管来的再生催化剂加速，以保证催化剂与原料油相遇时均匀接触。 这种作用叫预提升。 为使油气在离开提升管后立即终止反应， 提升管出口均设有快速分离装置，其作用是使 油气与大部分催化剂迅速分开。快速分离器的 类型很多，常用的有：伞帽型，倒L型、T型、 粗旋风分离器、弹射快速分离器和垂直齿缝式 快速分离器(分州如图5—10中a、b、c、d、e、f所示)。 为进行参数测量和取样，沿提升管高度还 装有热电偶管、测压管、采样口等。除此之外，提升管反应器的设计还要考虑耐热，耐磨 以及热膨胀等问题。 (二)沉降器 沉降器是用碳钢焊制成的圆筒形设备，上段为沉降段，下段是汽提段。沉降段内装有数 组旋风分离器，顶部是集气室并开有油气出口。沉降器的作用是使来自提升管的油气和催化剂分离，油气经旋风分离器分出所夹带的催 化荆后经集气室去分馏系统；由提升管快速分 离器出来的催化剂靠重力在沉降器中向下沉 降，落入汽提段。汽提段内设有数层人字挡板 和蒸汽吹入口，其作用是将催化剂夹带的油气用过热水蒸气吹出(汽提)，并返回沉降段，以便减少油气损失和减小再生器的负荷。 沉降器多采用直筒形，直径大小根据气体(油气、水蒸气)流率及线速度决定，沉降段线速一般不超过0.5～0.6米／秒。沉降段高度由旋风分离器科腿压力平衡所需料腿长度和所 需沉降高度确定，通常为9～12米。 汽提段的尺寸一般由催化剂循环量以及催化剂在汽提段的停留时间决定，停留时间一般 是1.5～3分钟。 二、再生器
催化裂化装置简介及工艺流程 概述 催化裂化技术发展密切依赖于催化剂发展。有了微球催化剂，才浮现了流化床催化裂化装置；分子筛催化剂浮现，才发展了提高管催化裂化。选用适当催化剂对于催化裂化过程产品产率、产品质量以及经济效益具备重大影响。 催化裂化装置普通由三大某些构成，即反映/再生系统、分馏系统和吸取稳定系统。其中反映––再生系统是全装置核心，现以高低并列式提高管催化裂化为例，对几大系统分述如下： （一）反映––再生系统 新鲜原料(减压馏分油)通过一系列换热后与回炼油混合，进入加热炉预热到370℃左右，由原料油喷嘴以雾化状态喷入提高管反映器下部，油浆不经加热直接进入提高管，与来自再生器高温(约650℃~700℃)催化剂接触并及时汽化，油气与雾化蒸汽及预提高蒸汽一起携带着催化剂以7米/秒~8米/秒高线速通过提高管，经迅速分离器分离后，大某些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催化剂后进入分馏系统。 积有焦炭待生催化剂由沉降器进入其下面汽提段，用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催化剂表面上少量油气。待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器，与来自再生器底部空气(由主风机提供)接触形成流化床层，进行再生反映，同步放出大量燃烧热，以维持再生器足够高床层温度(密相段温度约650℃~680℃)。再生器维持0.15MPa~0.25MPa(表)顶部压力，床层线速约0.7米/秒~1.0米/秒。再生后催化剂经淹流管，再生斜管及再生单动滑阀返回提高管反映器循环使用。 烧焦产生再生烟气，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大某些催化剂，烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱。再生烟气温度很高并且具有约5%~10%CO，为了运用其热量，不少装置设有CO锅炉，运用再生烟气产
目录 第1章绘制控制工艺流程图 (1) 1.1 石油催化裂化工艺生产过程简介 (1) 1.2 催化裂化的工艺特点 (2) 1.3 CAD流程图 (3) 第2章节流装置的设计计算 (4) 2.1节流装置程序设计流程 (4) 2.3数据计算 (5) 第3章调节阀口径计算 (8) 3.1调节阀的选型 (8) 3.2调节阀口径计算 (8) 3.3 计算数据 (9) 第4章程序设计心得 (10) 参考文献 (11)
第1章 绘制控制工艺流程图 1.1 石油催化裂化工艺生产过程简介 该装置工艺流程分四个系统如图 提升管反应器 沉降器 再生器 回炼油浆 催化剂罐 主风机 加热炉 水蒸汽 新原料油 油浆 重柴油轻柴油 粗汽油 富气 气提塔 塔 馏分 回炼油罐 水蒸气 1 反应-再生系统：原料油经过加热汽化后进入提升管反应器进行裂化。提升管中 催化剂处于稀相流化输送状态，反应产物和催化剂进入沉降器，并经汽提段用过热水蒸气汽提，再经旋风分离器分离后，反应产物从反应系统进入分馏系统，催化剂沉降到再生器。在再生器中用空气使催化剂流化，并且烧去催化剂表面的焦炭。烟气经旋风分离器和催化剂分离后离开装置，使催化剂在装置中循环使用。 反应系统主要由反应器和再生器组成。原料油在装有催化剂的反应器中裂化，催化剂表面有焦炭沉积。沉积的焦炭的催化剂在再生器中烧焦进行再生，再生后的催化剂返回反应器重新使用。反应器主要为提升管，再生器为流化床。 再生器的主要作用是：烧去催化剂上因反应而生成的积炭，使催化剂的活性得以恢复。再生用空气由主风机供给，空气通过再生器下面的辅助燃烧室及分布管进入。 在反应系统中加入水蒸汽其作用为： （1）雾化——从提升管底部进入使油气雾化，分散，与催化剂充分接触； （2）预提升——在提升管中输送油气； （3）汽提——从沉降器底部汽提段进入，使催化剂颗粒间和颗粒内的油气汽提， 减少油气损失和焦炭生成量，从而减少再生器负荷。汽提水蒸气占总水蒸气量的大部分。
编订：__________________ 单位：__________________ 时间：__________________ 炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工 艺流程 Standardize The Management Mechanism To Make The Personnel In The Organization Operate According To The Established Standards And Reach The Expected Level. Word格式 / 完整 / 可编辑
文件编号：KG-AO-8978-61 炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工艺流程 使用备注：本文档可用在日常工作场景，通过对管理机制、管理原则、管理方法以及管理机构进行设置固定的规范，从而使得组织内人员按照既定标准、规范的要求进行操作，使日常工作或活动达到预期的水平。下载后就可自由编辑。 一、装置简介 (一)装置发展及其类型 1．装置发展 催化裂化工艺产生于20世纪40年代，是炼油厂提高原油加工深度的一种重油轻质化的工艺。 20世纪50年代初由ESSO公司(美国)推出了Ⅳ型流出催化装置，使用微球催化剂(平均粒径为60—70tan)，从而使催化裂化工艺得到极大发展。 1958年我国第一套移动床催化裂化装置在兰州炼油厂投产。1965年我国自己设计制造施工的Ⅳ型催化装置在抚顺石油二厂投产。经过近40年的发展，催化裂化已成为炼油厂最重要的加工装置。截止1999年底，我国催化裂化加工能力达8809。5×104t／a，占
一次原油加工能力的33．5％，是加工比例最高的一种装置，装置规模由(34—60)×104t／a发展到国内最大300×104t／a，国外为675×104t／a。 随着催化剂和催化裂化工艺的发展，其加工原料由重质化、劣质化发展至目前全减压渣油催化裂化。根据目的产品的不同，有追求最大气体收率的催化裂解装置(DCC)，有追求最大液化气收率的最大量高辛烷值汽油的MGG工艺等，为了适应以上的发展，相应推出了二段再生、富氧再生等工艺，从而使催化裂化装置向着工艺技术先进、经济效益更好的方向发展。 2．装置的主要类型 催化裂化装置的核心部分为反应—再生单元。反应部分有床层反应和提升管反应两种，随着催化剂的发展，目前提升管反应已取代了床层反应。 再生部分可分为完全再生和不完全再生，一段再生和二段再生(完全再生即指再生烟气中CO含量为10—6级)。从反应与再生设备的平面布置来讲又可分为高低并列式和同轴式，典型的反应—再生单元见图
催化裂化装置工艺流程及设备简图 “催化裂化”装置简单工艺流程 “催化裂化”装置由原料预热、反应、再生、产品分馏等三部分组成～其工艺流程见下图～主要设备有:反应器、再生器、分馏塔等。 1、反应器,又称沉降器,的总进料由新鲜原料和回炼油两部分组成～新鲜原料先经换热器换热～再与回炼油一起分为两路进入加热炉加热～然后进入反应器底部原料集合管～分六个喷嘴喷入反映器提升管～并用蒸汽雾化～在提升管中与560，600?的再生催化剂相遇～立即汽化～约有25，30%的原料在此进行反应。汽油和蒸汽携带着催化剂进入反应器。通过反应器～分布板到达密相段～反应器直径变大～流速降低～最后带着3，4?/?的催化剂进入旋风分离器,使其99%以上的催化剂分离,经料腿返回床层,油汽经集气室出沉降器,进入分馏塔。 2、油气进入分馏塔是处于过热状态,同时仍带有一些催 化剂粉末,为了回收热量,并洗去油汽中的催化剂,分馏塔入口上部设有挡板,用泵将塔底油浆抽出经换热及冷却到 0200，300C,通过三通阀,自上层挡板打回分馏塔。挡板以上为分馏段,将反应 物根据生产要求分出气体、汽油、轻柴油、重柴油及渣油。气体及汽油再进行稳定吸收,重柴油可作为产品,也可回炼,渣油从分馏塔底直接抽出。
3、反应生焦后的待生催化剂沿密相段四壁向下流入汽提段。此处用过热蒸汽提出催化剂,颗粒间及表面吸附着的可汽提烃类,沿再生管道通过单动滑阀到再生器提升管,最后随增压风进入再生器。在再生器下部的辅助燃烧室吹入烧焦用的空气,以保证床层处于流化状态。再生过程中,生成的烟通过汽密相段进入稀相段。再生催化剂不断从再生器进入溢流管,沿再生管经另一单动滑阀到沉降器提升管与原料油汽汇合。 4、由分馏塔顶油气分离出来的富气,经气压机增压,冷却后用凝缩油泵打入吸收脱吸塔,用汽油进行吸收,塔顶的贫气进入二级吸收塔用轻柴油再次吸收,二级吸收塔顶干气到管网,塔底吸收油压回分馏塔。 5、吸收脱吸塔底的油用稳定进料泵压入稳定塔,塔顶液态烃一部分作吸收剂,另一部分作稳定汽油产品。 设备简图 反应器、再生器和分馏塔高、重、大。具体如:分馏塔高41.856m,再生器塔高31m,反应器安装后塔顶标高达57m。再生器总重为390t,反应器总重为177t,分馏塔总重为175t。 3再生器最大直径9.6m,体积为2518m。 1(两器一塔的主要外型尺寸及参数 再生器的外型尺寸参数见下图。
第三章产品生产系统 一．系统 系统论是人类辩证思想的成果。 系统是由两个或两个以上相互独立又相互制约、执行特定功能的元素或称子系统组成的有机整体。每个系统可包括若干个更小的子系统。每个系统也可以是一个比它更大的系统的子系统。 １．系统分类 按系统的成因，可分为：自然系统——存在于自然界，不受人类活动的干预。人工系统——由人工建造，执行某一特定功能。复合系统——介于自然系统与人工系统之间。按系统状态的时间过程特征，可分为：动态系统——状态随时间过程变化。稳定系统——状态不随时间过程变化。按系统和周围环境关系，可分为：开放系统和封闭系统。同是一个系统可归属于不同的类型，如污染控制系统是复合系统，又是动态系统，也是开放系统。 ２．系统特征 （1）集合性 系统由两个或两个以上相互联系并相互区别的要素（或元素）组成。如，最简单的制造系统中包括工作机器、操作者、工具、材料、图纸和工艺卡等这些彼此关联又相互区别的要素。这个特征又称为系统的层次性，意指大系统由子系统有机结合而成，子系统又由二级子系统构成，形成层次结构，体现系统元素在系统结构中的位置和隶属关系。并且，系统中存在物质的，能量的和信息的交换。 （2）目的性 系统均具有目的性，为达到特定目的，系统都具有特定功能。系统的目的可
用一个或多个具体的目标表示。当全部目标都满足要求时，系统即实现了既定的目的。 （3）相关性 系统内各要素之间是相互作用，有机联系的。系统中任何一个要素的变化都会对其他要素产生影响。 （4）整体性 系统由独立的要素组成，但以一个统一的整体存在。系统的构成要素和它的机能及要素间相互联系服从系统整体目的和整体功能的要求。当系统中要素功能不很完善时，也可能综合，统一成功能良好的系统。反之，要素功能良好也不一定能构成一个功能良好的整体系统。 （5）适应性 一般地，系统是存在于环境之中。所谓环境，是指系统外部（相对于系统内部）并与系统有关各部分。系统要适应环境变化，并与外部环境进行物质的，能量的和信息的交流。环境往往具有对系统或其组成要素的约束。 二．生产系统 人类从事的经济活动是在基本经济单位中进行。在商品经济条件下，基本经济单位是企业。企业是以满足社会需要，以获得盈利为目的，享有一定的经济权利并履行一定的经济义务，实行独立会计核算的商品生产者和商品经营者。企业的组织形式有独资企业、合伙企业、公司、工厂等。工厂是以机器或机器体系或设备为主要生产手段，不同工种的劳动者分工和协作，直接从事产品生产的基本经济组织。工厂内，一般按产品和工艺要求，由若干车间、工段、班组和职能机构组成。 企业、工厂、车间等都可被视为一个系统。本章着重讨论对自然环境影响大，
催化裂化装置的主要设备 催化裂化装置的主要设备 百克网：2008-5-30 14:50:14 文章来源：本站 催化裂化装置设备较多，本节只介绍几个主要设备。 一、提升管反应器及沉降器 (一)提升管反应嚣 提升管反应器是进行催化裂化化学反应的场所，是本装置的关键设备。随装置类型不同提升管反应器类型不同，常见的提升管反应器类型有两种： (1)直管式：多用于高低并列式提升管催化裂化装置。 (2)折叠式：多用于同轴式和由床层反应器改为提升管的装置。 图5—8是直管式提升管反应器及沉降器示意图 提升管反应器是一根长径比很大的管子，长度一般为30～36米，直径根据装置处理量决定，通常以油气在提升管内的平均停留时间1～4秒为限确定提升管内径。由于提升管内自下而上油气线速不断增大，为了不使提升管上部气速过高，提升管可作成上下异径形式。 在提升管的侧面开有上下两个(组)进料口，其作用是根据生产要求使新鲜原料、回炼油和回炼油浆从不同位置进入提升管，进行选择性裂化。
进料口以下的一段称预提升段(见图5—9)，其作用是：由提升管底部吹入水蒸气(称预提升蒸汽)，使由再生斜管来的再生催化剂加速，以保证催化剂与原料油相遇时均匀接触。这种作用叫预提升。 为使油气在离开提升管后立即终止反应，提升管出口均设有快速分离装置，其作用是使油气与大部分催化剂迅速分开。快速分离器的类型很多，常用的有：伞帽型，倒L型、T型、粗旋风分离器、弹射快速分离器和垂直齿缝式快速分离器(分州如图5—10中a、b、c、d、e、f所示)。 为进行参数测量和取样，沿提升管高度还装有热电偶管、测压管、采样口等。除此之外，提升管反应器的设计还要考虑耐热，耐磨以及热膨胀等问题。 (二)沉降器 沉降器是用碳钢焊制成的圆筒形设备，上段为沉降段，下段是汽提段。沉降段内装有数组旋风分离器，顶部是集气室并开有油气出口。沉降器的作用是使来自提升管的油气和催化剂分离，油气经旋风分离器分出所夹带的催化荆后经集气室去分馏系统；由提升管快速分离器出来的催化剂靠重力在沉降器中向下沉降，落入汽提段。汽提段内设有数层人字挡板和蒸汽吹入口，其作用是将催化剂夹带的油气用过热水蒸气吹出(汽提)，并返回沉降段，以便减少油气损失和减小再生器的负荷。 沉降器多采用直筒形，直径大小根据气体(油气、水蒸气)流率及线速度决定，沉降段线速一般不超过0.5～0.6米／秒。沉降段高度由旋风分离器科腿压力平衡所需料腿长度和所需沉降高度确定，通常为9～12米。汽提段的尺寸一般由催化剂循环量以及催化剂在汽提段的停留时间决定，停留时间一般是1.5～3分钟。 二、再生器
催化裂化装置工艺流程 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: 一反应––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?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?~700?)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?~68 0?)。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。 二分馏系统
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
※反应岗位试题 1.反应岗位的三大平衡？ 答：物料平衡、热平衡、压力平衡 2.什么是催化剂？ 答：催化剂是指在反应过程中某物质参加化学反应，而且有选择性的促进某些反应，但在反应终了时，最终产品中不含有这种物质组分，同时物质本身也没有起变化，那么该物质即为催化剂。3.炉水的控制指标有哪些？ 答：⑴碱度mgu/l≦14 ⑵氯根mg/l≦620 ⑶PH值≧7 ⑷总溶固﹤3000 4.辅助燃烧室一次风和二次风的作用？ 答：一次风进入炉膛，提供燃料燃烧所需要的氧； 二次风进入筒体夹层，起冷却作用，防止钢板超温。 5.本装置反再系统的联锁自保有几个？ 答：有三个：主风自保、两器差压自保、进料自保。 6.临界喷嘴的作用？ 答：用来控制三旋料腿的下流烟气流量,以保证三旋的分离效率。 7.什么是催化剂的热崩？和什么因素有关？ 答：水碰到高温催化剂迅速汽化，而使催化剂颗粒崩裂的现象叫催化剂的热崩。它主要和再生温度，补入再生器中的新鲜剂含水量，反再系统蒸汽含水量等有关。 8.原料雾化蒸汽的作用是什么？
答：⑴使油气和催化剂混合均匀； ⑵降低油气分压，避免催化剂迅速结焦； ⑶一旦原料中断，可防止喷嘴堵塞。 9.沉降器汽提段汽提蒸汽的作用是什么？ 答：将催化剂颗粒之间和颗粒的空隙内充满的油气置换出来，以减少焦炭产率，提高油品产率。 10.再生器内旋风分离器作用？翼阀及料腿的作用？ 答：（1）旋风分离器的作用是回收烟气中催化剂细粉； （2）翼阀是为了保证料腿内有一定的料柱高度，防催化剂倒窜； （3）料腿是输送旋分器分离下来的催化剂粉尘，并起密封作用。 11.余锅切除后，蒸汽带水对反应岗位有何影响？ 答：影响：⑴蒸汽温度下降⑵雾化蒸汽量、汽提蒸汽量和压力波动⑶反应压力上升温度波动⑷影响斜管流化质量。 处理：⑴加强蒸汽排凝并适当降低反应蒸汽用量⑵控制好反应压力和温度⑶提高中压蒸汽系统压力减少带水 （4）带水严重可降量处理。 12.本装置设立轻待生接力管作用是什么？ 答：利用轻油沉降器待生剂相对较低的温度和较高剩余活性，将其返回重油提升管底部与再生剂混合，降低油剂瞬间接触温度，提高剂油比以降低干气与焦炭的产率，提高总液收，改善产品分
第1章绪论 1.1 概述 1.1.1 催化裂化工业的意义与作用 石油工业是国民经济中最重要的支柱产业之一，是提供能源，尤其是提供交通运输燃料和有机化工原料的最重要的工业。据统计，全世界总能源需求的40%依赖于石油产品[1]。然而作为一种不可再生资源，石油的产量在不断的下降，而社会生产，人民生活却需要大量的汽油，柴油等轻质油品，但是石油不能直接作为产品使用,必须经过各种加工过程,炼制成多种符合使用要求的各种石油产品。而原油经过第一步加工只能得到少部分轻质油，大部分仍为渣油，因此需要对重质油进一步加工，催化裂化是对重质油加工的主要手段。 以我国目前的需要情况为例，对轻质燃料油，重质燃料油和润滑油三者需要的比例是20：6：1。另一方面，由于内燃机的发展对汽油的质量提出更高的要求，而直馏汽油一般难以满足这些要求。同时由于石油价格上涨和石油资源逐渐枯竭，许多国家都在努力寻找能替代石油的新能源。寻找新能源的工作近年来虽然取得很大的进展，但是至少在几十年内，由石油生产的轻质液体燃料仍然是不可能被替代的，而且对它的需求量还不断增大。所有的这一切都促使了石油的催化裂化工业的产生和发展。 1.1.2 催化裂化技术国内外发展现状 催化裂化是最重要的重质油轻质化过程之一,在汽油和柴油等轻质油品的生产中占有重要的地位。在一些原油加工深度较大的国家,例如德国和美国,催化裂化的处理能力达原油加工能力的30%以上。在我国,由于多数原油偏重,氢碳比（H/C）相对较高而金属含量相对较低,因此催化裂化过程,尤其是重油催化裂化过程的地位就显得更为重要。 在我国国内最早的工业催化裂化装置出现于1936年。几十年来,无论
催化裂化装置 一、催化裂化在炼油工业中的作用 催化裂化是重要的石油二次加工手段之一，催化裂化是现代化炼油厂用来改质重质馏分和渣油的核心技术。 一般原油经过一次加工（即常减压蒸馏）后可得到10～40％的汽油，煤油及柴油等轻质油品，其余的是重质馏分和残渣油。如果不经过二次加工它们只能作为润滑油原料或重质燃料油。但是国民经济和国防上需要的轻质油量是很大的，但市场对轻质油的需求量是很大的，以我国目前为例，对轻质燃料油、重质燃料油和润滑油的需求比例大约是20:6:1；另一方面，由于内燃机的发展，对汽油的质量提出了更高的要求，而一般直馏汽油则难以满足这些要求。如目前我国车用汽油标准里面所有汽油的研究法辛烷值都在90以上，随着我国高标号汽油（指研究法辛烷值为93及以上汽油）的消费量不断增长，高标号汽油产量所占的比例已由2003年的28．5％上升到2006年的56．5％。而直馏汽油的辛烷值一般只有40～60，不能满足上述要求。 催化裂化是目前石油炼制工业中最重要的二次加工过程，也是重油轻质化(生产汽、柴油)的核心工艺。催化裂化以各种重质油（VGO、CGO、AR、VR等）为原料，在500℃左右、0.2～0.4MPa及催化剂的作用下，通过催化裂化反应得到气体(干气和LPG)、高辛烷值汽油、催化柴油（LCO）、重质油及焦炭。因此，催化裂化是提高原油加工深度、增加轻质油收率的重要手段。就加工能力来说，我国的催化裂化位居其它二次加工过程之首，催化裂化几乎是所有石化企业最重要的二次加工手段。 催化裂化过程有以下几个特点： 轻质油收率高，可达70%~80%； 催化裂化汽油的辛烷值较高，安定性好； 催化裂化汽柴油十六烷值较低，常与直馏柴油调合才能使用； 催化裂化气体产品中，80%是C3和C4烃类（称为液化石油气LPG），其中丙烯和丁烯占一半以上，因此这部分产品是优良的石油化工和生产高辛烷值汽油组分的原料。 二、工艺原理概述
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
文件编号：GD/FS-9840 The Daily Operation Mode, It Includes All The Implementation Items, And Acts To Regulate Individual Actions, Regulate Or Limit All Their Behaviors, And Finally Simplify Management Process. 编辑：_________________ 单位：_________________ 日期：_________________ （操作规程范本系列） 炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工艺流程详细版
炼油生产安全技术—催化裂化的装 置简介类型及工艺流程详细版 提示语：本操作规程文件适合使用于日常的规则或运作模式中，包含所有的执行事项，并作用于规范个体行动，规范或限制其所有行为，最终实现简化管理过程，提高管理效率。，文档所展示内容即为所得，可在下载完成后直接进行编辑。 一、装置简介 (一)装置发展及其类型 1．装置发展 催化裂化工艺产生于20世纪40年代，是炼油厂提高原油加工深度的一种重油轻质化的工艺。 20世纪50年代初由ESSO公司(美国)推出了Ⅳ型流出催化装置，使用微球催化剂(平均粒径为60—70tan)，从而使催化裂化工艺得到极大发展。 1958年我国第一套移动床催化裂化装置在兰州炼油厂投产。1965年我国自己设计制造施工的Ⅳ型
催化装置在抚顺石油二厂投产。经过近40年的发展，催化裂化已成为炼油厂最重要的加工装置。截止1999年底，我国催化裂化加工能力达8809。5×104t／a，占一次原油加工能力的33．5％，是加工比例最高的一种装置，装置规模由(34—60)×104t／a发展到国内最大300×104t／a，国外为675×104t／a。 随着催化剂和催化裂化工艺的发展，其加工原料由重质化、劣质化发展至目前全减压渣油催化裂化。根据目的产品的不同，有追求最大气体收率的催化裂解装置(DCC)，有追求最大液化气收率的最大量高辛烷值汽油的MGG工艺等，为了适应以上的发展，相应推出了二段再生、富氧再生等工艺，从而使催化裂化装置向着工艺技术先进、经济效益更好的方向发展。
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
兰州理工大学 毕业设计 设计题目：100万吨催化裂化装置反应-再生 系统工艺设计 院系：石油化工学院 专业班级：化学工程与工艺 学生姓名：王晶 指导教师：赵秋萍 2010年1 月14 日
毕业设计任务书 一、设计题目： 100万吨催化裂化装置反应-再生系统工艺设计 二、设计内容 以某炼油厂的直馏馏分油为原料，建一个年产100万吨的催化裂化装置。主要生产稳定汽油、轻柴油。年开工按330天计算。 三、基本数据 1、处理量：100万吨/年 2、开工时：8000 小时/年 3、原始数据及再生-反应及分馏操作条件 原料油及产品性质分别见表1、表2 产品的收率及性质见表3 再生器操作及反应条件见表4、 提升管反应器操作条件表5 催化裂化分馏塔回流取热分配见表6 分馏塔板形式及层数见表7 分馏塔操作条件表见8 表1 原料油及产品性质 物料，性质稳定汽油轻柴油回炼油回炼油浆原料油密度0.7423 0.8707 0.8800 0.9985 0.8995 恩氏蒸馏℃初馏点54 199 288 224 10% 78 221 347 380 377 30% 106 257 360 425 438 50% 123 268 399 450 510 70% 137 300 431 470 550 90% 163 324 440 490 700 终馏点183 339 465 平均相对分子量 表2 原料油的主要性质 项目数据项目数据 密度0.8995 族组成分析/W% 馏程℃饱和烃62.27 初馏点224 芳烃25 10% 377 胶质11.88 30% 438 沥青质0.85 350℃馏出率/v% 7.5 重金属含量/μg×g-1 500℃馏出率/v% 49 Ni 5.99 元素组成/w% V 4.77
石油化工催化裂化装置工艺流程
炼油生产安全技术—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℃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℃~700℃)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℃~68 0℃)。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℃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