最新万吨年催化裂化反应—再生系统计算

生成H2O放热=生成H2O的H量×生成H2O的发热值 =1190×119890=14266.91×104 KJ/h
合计（36735.3+5093.10+14266.91）×104KJ/h=56096.3×104KJ/h
1.2.2焦炭脱附热
解吸催化剂上的焦炭燃烧总放热量的11.5%, 则焦炭脱附热=56096.3×104×11.5%=6450.96×104KJ/h
Ⅰ段==219.65kg/吨催化剂.h Ⅱ段=523.5 kg焦/吨催化剂.h
1.3第Ⅰ再生器尺寸计算
I再密相段气体（设1吨催化剂带1kg烟气）
项目
分子量
Kmol/h
湿烟气
28.1
6887.33
外再热流化风
29
48.21
催化剂带走烟 气
28.1
36.65
合计
6972.59
Kg/h 193545.21 1398.21 1030
1.2.3外取热器取热量
Ⅰ再 外取热器取热量 11731.34×104KJh（取三催的标定数据） Ⅱ再 内取热器取热量 8.58×104KJ/h （取三催的标定数据） 1.2.4 Ⅰ段主风升温热
Ⅰ段主风由135℃升温到671℃需热 干空气升温需热 =干空气量×空气比热×温差
=174422.8×1.09×（671—135） =10171.47×104KJ/h
4.77
松动吹扫 总湿烟气
27.8 1364.8
500 41034.1
4.77 100
1.1.8烟风比
Ⅰ段==1.097 Ⅱ段==1.075 1.1.9主风机选型
根据所需主风量及外取热器吹入总流化风选 轴流式主风机一台型号AV56—12 主要性能参数 入口压力 0.098MPa

两段FCC技术的基本思想： 两段FCC技术的基本思想： FCC技术的基本思想 ★提高催化裂化催化剂的有效活性和选择性，从而改 提高催化裂化催化剂的有效活性和选择性， 提高催化裂化催化剂的有效活性和选择性 善目的产品分布； 善目的产品分布； ★分段反应，提高调整生产方案的灵活性 分段反应， 分段反应 因此，两段提升管FCC技术打破原来的提升管反应器型 因此，两段提升管FCC技术打破原来的提升管反应器型 FCC 式和反-再系统流程： 式和反-再系统流程： ★两段提升管反应器取代单一反应器 两段提升管反应器取代单一反应器 ★构成拥有两路循环的反应-再生系统 构成拥有两路循环的反应构成拥有两路循环的反应
2010-112010-11-7
石油加工工程
4
提升管下部进料段的油剂接触状况对重油催化裂化的反应 提升管下部进料段的油剂接触状况对重油催化裂化的反应 油剂接触状况 有重要影响。减小原料油的雾化粒径，可增大传热面积， 有重要影响。减小原料油的雾化粒径，可增大传热面积， 从而提高了原料的气化率， 从而提高了原料的气化率，且可以改善产品产率的分布 汽提汽用量一般为 沉降器下面的汽提段的作用是用水蒸气脱出催化剂上吸附 沉降器下面的汽提段的作用是用水蒸气脱出催化剂上吸附 2～3kg/1000kgCat 的油气及置换催化剂颗粒之间的油气。汽提段的效率与水 的油气及置换催化剂颗粒之间的油气。汽提段的效率与水 蒸气用量、催化剂在汽提段的停留时间、 蒸气用量、催化剂在汽提段的停留时间、汽提段的温度及 压力、 压力、以及催化剂的表面结构有关 重油催化裂化则用4 重油催化裂化则用4～ 5kgH2O/1000kgCat
2010-112010-11-7 石油加工工程 10
短反应时间
两段技术，采用分段反应， 两段技术，采用分段反应，两段反应时间之和比常规 催化反应时间还短（ 秒以内） 催化反应时间还短（2秒以内）

概述500k t/a催化裂化反应-再生系统过程计算程序开发1概述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的生产中占有很重要的地位。

催化裂化过程投资少、操作费较低、原料适应性强，轻质产品收率高，技术成熟，是目前炼油厂利润的主要来源。

因此，催化裂化工艺在石油加工的总流程重占有十分重要的地位，成为当今石油炼制的核心工艺之一，并将继续发挥举足轻重的作用。

1.1设计背景催化裂化是炼油工业中最重要的一种二次加工工艺，在炼油工业中产生占有十分重要的地位。

石油炼制工艺的根本目的，一是提高原油加工深度，得到更多的轻质油产品；二是增加品种，提高产品质量。

然而，原油经过一次加工所能得到的轻质油品只占原油的40％。

随着国民经济和国防工业的发展，对轻质油品的需求量不断增加，对油品的质量要求也日趋严格。

这种供求矛盾促进了炼油工艺，特别是重质油轻质化的发展。

传统的催化裂化原料是重质馏分油，主要是直馏减压馏分油，也包括馏分油。

由于对轻质油品的需求不断增长及技术进步，近20年来，更重的油料也作为催化裂化的原料，例如减压渣油、脱沥青的减压渣油、加氢处理重油等。

原料油在500℃、3s及与裂化催化剂接触的条件下，经裂化反应生成气体、汽油、柴油、重质油及焦炭。

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，除此之外，许多装置还配备有烟气能量回收系统和产品精制系统。

其中，反应—再生系统是全装置的核心部分。

反应—再生系统主要包括新鲜进料预热系统、反应部分、再生部分、催化剂储存和输送部分、主风和再生烟气部分及其他辅助部分[01]。

原料油在催化剂上进行催化裂化时，一方面通过分解等反应生成气体、汽油等较小分子的产物，另一方面同时发生缩合生成焦炭，这些焦炭沉积在催化剂的表面500kt/a催化裂化装置反应-再生系统的设计-编程计算上，使催化剂的活性下降。

因此，经过一段时间的反应后，必须烧去催化剂上的焦炭以恢复催化剂的活性。

一、全装置物料平衡1、物料平衡本设计的处理量为95万吨/年，反应阶段为其末期，每年开工时数按8000小时计算。

入方：①原料油=8000%10010109534⨯⨯⨯=118750公斤/小时=248000%10010954⨯⨯⨯=2850吨/天 ②重整氢=8000%70.210109534⨯⨯⨯=3206公斤/小时=248000%70.210954⨯⨯⨯=77吨/天 出方：①精制柴油=118750×96.95%=115128公斤/小时=2850×96.95%=2763吨/天②粗汽油=118750×1.52%=1805公斤/小时=2850×1.52%=43吨/天③高分排放气=118750×1.78%=2114公斤/小时=2850×1.78%=51吨/天④低分排放气=118750×0.31%=368公斤/小时=2850×0.31%=8.8吨/天⑤回流罐排放气=118750×2.084%=2475公斤/小时=2850×2.084%=59吨/天⑥溶于水中的硫化氢=118750×0.022%=26公斤/小时=2850×0.022%=0.6吨/天⑦溶于水中的氨气=118750×0.024%=28.5公斤/小时=2850×0.024%=0.7吨/天⑧设备漏损=118750×0.01%=12公斤/小时=2850×0.01%=0.3吨/天 2、化学耗氢量计算①计算杂质脱除率a)硫脱除率=18001801800-×100%=90%b)氮脱除率=26158261-×100%=77.8%c)硫醇硫脱除率=15115-×100%=93.3%d)氧脱除率（以酸度计算） 原料油含氧率=8642.01001656/108.53⨯⨯⨯-×100%=0.00192%精制油含氧率=8595.01001656/1014.03⨯⨯⨯-×100%=0.0000463%氧脱除率=00192.00000465.000192.0-×100%=97.58%e)烯烃饱和率（以溴价计算）烯烃饱和率=5.201.45.20-×100%=80%②化学耗氢量计算a) 每脱掉1%的硫消耗12.5Nm 3H 2/m 3原料油加氢脱硫耗氢量=8642.0100%901018005.126⨯⨯⨯⨯-=2.34Nm 3/T2.34×118750/22.4×10002=25kg/hr b) 每脱掉1%的氮消耗53.7Nm 3H 2/m 3原料油加氢脱氮耗氢量=8642.0100%8.77102617.536⨯⨯⨯⨯-=1.26Nm 3/T1.26×118750/22.4×10002=13kg/hr c) 每脱掉1%的氧消耗44.6Nm 3H 2/m 3原料油加氢脱氧耗氢量=8642.0100%6.971092.16.445⨯⨯⨯⨯-=0.0967Nm 3/T0.0967×118750/22.4×10002=1kg/hr d) 烯烃饱和耗氢量烯烃饱和耗氢量=（20.5-4.1）×10×22.4/160=22.96Nm 3/T22.96×118750/22.4×10002=243kg/hre) 饱和1%的芳烃消耗5.0Nm 3H 2/m 3原料油芳烃饱和耗氢量=8642.0568.05.411.43⨯⨯-）（=6.29Nm 3/T6.29×118750/22.4×10002=67kg/hrf) 每脱掉1%的硫醇硫消耗12.5Nm 3H 2/m 3原料油硫醇硫耗氢量=8642.0100%3.9310155.126⨯⨯⨯⨯-=0.02Nm 3/T0.0202×118750/22.4×10002=0.2kg/hr g) 加氢裂解耗氢量原料油裂解程度为3%，每裂解1分子原料，消耗3分子氢加氢裂解耗氢量=34.197%31000⨯×3×22.4=10Nm 3/T10.22×118750/22.4×10002=108kg/hr总化学耗氢量=2.34+1.26+0.0967+22.96+6.29+0.0202+10.22=43Nm 3/T =24.81+13.36+1.025+243.44+66.69+0.214+108.36=458kg/hr重量分数：加氢脱硫：899.45781.24×100%=5.42%加氢脱氮：899.45736.13×100%=2.92%加氢脱氧：899.457025.1×100%=0.22%烯烃饱和：899.45744.243×100%=53.16%芳烃饱和：899.45769.66×100%=14.56%硫醇脱硫：899.457214.0×100%=0.05%加氢裂解：899.45736.108×100%=23.66%3、化学反应放热量a)．加氢脱硫反应放热量=600kcal/Nm 3×2.34Nm 3/T=1404kcal/T 1404kcal/T×118.75T/hr=166725kcal/hrb)．加氢脱氮反应放热量=600kcal/Nm 3×1.26Nm 3/T=756kcal/T 756kcal/T×118.75T/hr=89775kcal/hrc)．加氢脱氧反应放热量=600kcal/Nm 3×0.0967Nm 3/T=58.02kcal/T58.02kcal/T×118.75T/hr=6890kcal/hrd)．加氢烯烃饱和反应放热量=1260kcal/Nm 3×22.96Nm 3/T=28929.6kcal/T28930kcal/T×118.75T/hr=3435438kcal/hre)．加氢芳烃饱和反应放热量=540kcal/Nm 3×6.29Nm 3/T=3396.6kcal/T3397kcal/T×118.75T/hr=403394kcal/hrf).加氢裂解反应放热量=450kcal/Nm 3×10.22Nm 3/T=4599kcal/T4599kcal/T×118.75T/hr=546131kcal/hr总的反应放热量∑=1404+756+58.02+28930+3397+4599=39144kcal/T=166725+89775+6889.875+3435437.5+403393.75+546131.25=4648352.375kcal/hr重量分数：加氢脱硫：%59.3%100391441404=⨯加氢脱氮：%93.1%10039144756=⨯加氢脱氧：%15.0%1003914402.58=⨯烯烃饱和：%95.73%100391446.28929=⨯芳烃饱和：%68.8%100391446.3396=⨯加氢裂解：%76.11%100391444599=⨯4、纯氢平衡表入方：新氢=5.51095%7.27⨯⨯×2×87.68%/8000=1022kg/hr10002427.1022⨯=25T/d出方：化学耗氢量=458kg/hr 100024899.457⨯=10.99T/d排放耗氢量=5.675.2113×2×80.86%=525.9kg/hr1000249.525⨯=13T/d溶解耗氢（包括低分排放和回流罐排放）：低分罐=11.18125.368×43.10%×2=18kg/hr回流罐=46.4475.2474×2.03%×2=2.kg/hr溶解耗氢总量∑=17.52+2.26=20kg/hr10002478.19⨯=0.47472T/d机械漏损：入方-出方=1022.27-(457.899+525.9+19.78)=18.691kg/hr100024691.18⨯=0.449T/d重量分数：化学耗氢：27.1022899.457×100%=44.79%排放耗氢：27.10229.525×100%=51.44%溶解耗氢：27.102278.19×100%=1.93%机械漏损：27.1022691.18×100%=1.83%5、硫化氢的物料平衡产生H 2S ：3432%901018001187506⨯⨯⨯⨯-=204kg/hr 10002440.204⨯=5T/d排放H 2S ：①高分排放：34%6.05.675.2113⨯⨯=66kg/hr ②低分排放：34%55.211.18125.368⨯⨯=18kg/hr③回流罐排放：34%85.446.4475.2474⨯⨯=92kg/hr④水中溶解：26kg/hr （在装置总物料平衡中已计算）⑤粗汽油中溶解：204.40-（66.34+17.62+91.79+26.125）=2.5kg/hr重量分数：高分排放：%10040.20466⨯=32.46%低分排放：10040.20418⨯%=8.62%回流罐排放：10040.20492⨯%=44.90%水中溶解：10040.20426⨯%=12.78%粗汽油中溶解：10040.2045.2⨯%=1.24%二、反应器的工艺设计入口温度为320℃，入口压力为4.0Mpa ，取塔径为3.4m ，出口压力为3.9Mpa ，选用固定床轴向冷壁式反应器，已知数据如下：表一在压力为4.0Mpa 时，温度与气化率和热焓的对应关系如下：加氢反应器入口注：物料包括原料油，新氢和循环氢表二在不同压力下，气化率与温度和热焓之间的对应关系如下：注：物料包括加氢生成油，反应生成气和循环氢图一3.90Mpa 下焓值与温度对应关系 图二3.90Mpa 下气化率与温度对应关系表三不同气化率下的油气平均分子量图三不同气化率的油气平均分子量1.催化剂装填体积（选空速=2.5h -1）空速=催化剂的体积时的体积油在C 20︒=催V 8000/2.86410957⨯=2.5催V ∴=54.96m 3假设D=3.4m ，则L=2V 4D π催⨯=24.314.396.544⨯⨯=5.06m 2.催化剂的当量直径（所选催化剂为mm 62.1⨯Φ）D p =6×F V =6×3323323106102.12)102.1(4/106)102.1(4/-----⨯⨯⨯⨯+⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯πππ=1.64×310-m 3.循环氢（选氢油比=300） 氢油比=油混合氢V V =2.864/8000/1095V 7⨯混合氢=300混合氢V ∴=41223.1Nm 3 混合氢w =混合氢V /22.4×M =18.64.221.41223⨯=11373.16kg/hr循环氢w =混合氢w -新氢w =11373.16-3206.25=8166.91kg/hr4.D E =0.335.反应器入口温度下物料的气化率和氢分压作4.0Mpa 下的H m ～t 、e w %～t 图，查得t=320℃时，e w =21%，H m =262.0Kcal/kg 由图可得：当e w =21%时，油气M =160.5g/mol入口2p H =总p ×油气纯氢纯氢m m m +=4.0×油气M e w⨯+⨯11875018.6/16.11373%08.83)18.6/(11373.16=3.06Mpa6.反应器出口温度及气化率根据热量衡算得：（原料油混合氢w w +）入口m H +Q×95%=（原料油混合氢w w +）出口m H(11373.16+118750)×262.0+39144×118750×310-×95%=（11373.16+118750）出口m H出口m H =295.94Kcal/kg作t ～H m 、e w %～H m 图，查得出口w e =36.0%，出口t =356℃ 7.出口氢分压反应生成气m =循环氢m +[1-(96.95%+1.52%)]×原料油m=1187500153.091.8166⨯+=9983.785kg/hr 由图可得：当e w =36.0%时，油气M =168g/mol出口2p H =总p ×油气原料油反应生成气反应生成气（M e w /%)52.1%95.96m 95.7/m %60.7795.7/m ⨯+⨯+⨯=3.9×168%0.369847.011875095.7/785.9983%60.77)95.7/(9983.785⨯⨯+⨯=2.52Mpa8..气体密度v ρt =(进口t +出口t )/2=(320+356)/2=338℃w e =(进w e +出w e )/2=(21%+36%)/2=28.5%气w =混合氢w +原料油w ×w e =11373.16+118750×28.5%=45216.91kg/hr 气V =[混合氢混合氢M w +油气原料油M e w w⨯]×22.4×869.995.31⨯×273273t +=[18.611373.16+25.164%5.28187501⨯]×22.4×869.995.31⨯×273273338+ =2631.72m 3/hr v ρ=气气V w =72.263191.45216=17.18kg/m 39.空塔线速u假设D=3.4m ，则S==(π/4)D 2=9.075m 2 u=S气V =3600075.972.2631⨯=0.081m/sec10.混合物粘度查分子量为164.25、温度为338℃下，石油馏分蒸汽粘度为i z =0.0082厘泊Tr=）（）（K c K T T =40.182.33273338=+Pr=05.3297.195.3Pc P == 根据Tr 与Pr 氢的粘度图得2iH z =0.013厘泊[2]=193.052H 粘度：iy 总p p 2H =25.164%5.2811875018.616.11373%08.8318.616.11373⨯+⨯=0.747 混z =∑∑0.5iii0.5ii my z m y =5.05.05.05.005.193747.012747.00082.005.193747.01013.02747.0⨯-+⨯⨯⨯-+⨯⨯）（）（=9.31×310-厘泊 11.求hv G =w e m m ⨯+原料油混合氢=11373.16+118750×28.5%=45216.91kg/hrL G =）（原料油w e 1m -=118750×(1-28.5%)=84906.25kg/hrL G /v G =84906.25/45216.91=1.878 v G =45216.91kg/hr=24.34/2048.091.45216⨯⨯π=1020.5磅/2尺·hr 根据v G 与L G /v G 关系图查得：h=0.18=1.133239.19.05])3.2/18.01(1064.1318.067.0[18.033.01000/1021.907.018.17103.6+⨯⨯⨯+⨯-⨯⨯⨯⨯⨯---）（）（ =0.1034Pa/m12.检验①=LpΔ0.1034Pa/m ，在0.023～0.115Pa/m 范围内 ②15.14.306.5D L >== ③=⨯=L Lp p ΔΔ0.1034×5.06=0.523 kg/cm 2<0.84kg/cm 完全符合要求。

械造 故问
了 分 析， 并 建 立 了 催 化 裂 化 故 障 树 分 析 模 型 （ FTA），本文针对催化裂化反应-再生系统建立了 FMECA 方法，为催化裂化装置的可靠性分析和长 周期安全运行提供理论指导。该方法可以推广应用
于同类炼油厂催化裂化装置的可靠性分析及风险性 评价，具有显著的经济效益和工程应用价值。
应 反 焦 壁 正常 环
质量含量；
应
上
裂解
量 （4）选择合格的反应条件和温度。
产
器 生 膨 露 液 体 液 （l）更换材料，选超低碳钢或双向不锈钢；
油 胀 点 漏 出 体 （2）制造成型后应进行稳定化热处理；
节
影响
气 裂 腐 反 应 漏 （3）保证反应温度在露点以上；
开 蚀 进 行 出 （4）避免液相设计时防止膨胀节受剪力。
事件
编号 x13 x14 x15 x16 x17 x18 x19 x20 x21 x22 x23
相对概率重要度 IC
1. 902505 > 10 - 2 3. 261519 > 10 - 2 2. 717905 > 10 - 2 6. 802927 > 10 - 1 6. 522725 > 10 - 3 3. 261519 > 10 - 2 3. 261519 > 10 - 2 6. 522725 > 10 - 3 6. 522725 > 10 - 3 5. 436083 > 10 - 2 5. 435593 > 10 - 3
利用 FMECA 很容易分析各层次之间的因果关 系，而 FTA 很容易考虑人为因素、环境因素或多 种因素相互组合对顶事件的影响。在可靠性分析 时，FMECA 可以与 FTA 分析方法结合使用，综合 使用的基本原理是根据系统的功能要求和故障定 义，首先选择一个或多个系统中不希望发生的事件

190912.2 8522.866
67.642 8455.224 1775.597 6679.627
79.02 8453.084 673.711 1004.226
95.520 6679.627 673.711 8084.530 336.855 1004.226 12050.717 1004.226
95.520 338.995 1355.982
19890.5 19890.5
6.930 6.93
1700 5000 2100 2700 3400
0 0 14900
34790.5
3216 192960
990 1358 550 168 150
0 3216 192960
21 0.008
0.9
0 0 0
39000
外取热器2产汽FI-1041,kg/h 小计，kg/h 给水温度TI-1063,TI-1055, oC
进料合计
236800
233000
处理量，万吨/年（8400h) 处理量，万吨/年（8400h）
198.912 189.44
195.72 186.4
提升管进料和蒸汽： 预提升蒸汽FIC-1010, kg/h 预提升干气 FIC-1011, kg/h
进料 FIC-1002A, kg/h 进料 FIC-1002B, kg/h 进料 FIC-1002C, kg/h 进料 FIC-1002D, kg/h 小计 蒸汽 FIC-1001A, kg/h 蒸汽 FIC-1001B, kg/h 蒸汽 FIC-1001C, kg/h 蒸汽 FIC-1001D, kg/h 小计 雾化蒸汽/进料，%
宁夏石化260万吨/年重油催化裂化装置反应再生部分工艺计算
蓝色为可取值；黄色区域为计算结果

催化裂化装置再生系统设备壁温及散热计算张荣克中国石化集团北京设计院　100011 摘　要　催化裂化装置再生系统设备(包括再生器、三级旋风分离器和烟道等)连续出现应力腐蚀开裂问题,引起有关部门的普遍关注。

论文从传热的基本准则出发,结合多年的设计和使用经验,给出了设备器壁温度与隔热衬里参数、环境温度之间的关联式和计算图表,以供工程设计参考。

关键词　催化裂化　再生系统设备　壁温　散热计算 随着重油催化裂化工艺的发展,催化裂化原料中N,S ,Cl 化合物的含量比过去的馏份油催化裂化原料高得多。

这些化合物在裂化反应过程中大部分都沉积于焦炭里,随着待生催化剂进入再生系统。

在催化剂烧焦过程中,一部分转化为N,S 的氧化物及盐类。

因再生烟气中含有一定量的水分,当再生设备的壁温低于烟气的酸露点时,器壁内面会出现冷凝液。

N,S,Cl 的盐类大都是可溶性的,因此冷凝液中含有N O -2,NO -3,SO =3,SO =4,Cl -等离子,这种介质将会引起设备的腐蚀,尤其应力腐蚀开裂对设备的危害极大。

近几年来,我国有多套重油催化裂化装置的再生设备出现了应力腐蚀开裂事故。

重油催化裂化装置再生设备产生应力腐蚀开裂的原因较复杂,其中器壁温度过低,出现结露是直接原因。

但如果器壁温度过高,装置热损失会加大。

因此,正确地选择器壁温度,是重油催化裂化装置一项重要的设计内容。

本文从传热的基本准则出发,结合多年来设计和使用经验,导出了器壁温度与设备隔热衬里参数、环境温度之间的关联式,以解决目前工程设计的需要。

1　传热计算的基本关联式高温烟气的热量由再生器内部通过隔热衬里和器壁传到大气中,图1表示了这种热传导过程。

根据热量平衡,烟气传给衬里的热量Q 1=衬里排放到大气中的热量Q 2。

总传热方程可用式(1)表示:q = t /R (1)式中:q ——单位时间内,单位面积上所传出的热量或称热流密度,W/m 2; t ——传热推动力, t =t 1-t 0,℃;R ——传热热阻,R =R 1+R i +R b +R 0,m2・℃/W ;其中:t 1——再生烟气温度,℃;t 0——大气温度,℃;R 1——烟气对衬里壁的传热热阻,m 2・℃/W ;R i ——衬里热阻,m 2・℃/W;R b ——器壁的传热热阻,m 2・℃/W ;R 0——器壁对大气的放热热阻,m 2・℃/W 。

摘要催化裂化装置主要由反应—再生系统、分馏系统、吸收稳定系统和能量回收系统构成，其中反应—再生系统是其重要组成部分，是装置的核心。

设计中以大庆原油的混合蜡油与减压渣油作为原料，采用汽油方案，对装置处理量为250万吨/年（年开工8000小时）的催化裂化反应—再生系统进行了一系列计算。

根据所用原料掺油量低，混合后残炭值较低，其硫含量和金属含量都较小且由产品分布和回炼比较小，抗金属污染能力强，催化剂的烧焦和流化性能较好及在此催化剂作用下，汽油辛烷值较高这些特点，故采用汽油方案。

设计中，采用了高低并列式且带有外循环管的烧焦罐技术，并对烧焦罐式再生器和提升管反应器进行了工艺计算，其中再生器的烧焦量达32500㎏/h，烧焦罐温度为680℃，稀相管温度为720℃，由于烟气中CO含量为0，则采用高效完全再生。

在烧焦罐中，烧焦时间为 1.8s，罐中平均密度为100㎏/m3，烧焦效果良好。

在提升管反应器设计中，反应温度为505℃，直径为 1.62 m，管长为29 m，反应时间为3s，沉降器直径为2 m，催化剂在两器中循环，以减少催化剂的损失，提高气—固的分离效果，在反应器和再生器中分别装有旋风分离器，旋风分离器的料腿上装有翼阀，在提升管和稀相管出口处采用T型快分器。

由设计计算部分可知，所需产品产率基本可以实现。

关键词：催化裂化，反应器，再生器，提升管，烧焦罐，完全再生AbstractThe catalytic cracker constitutes reaction-regeneration system、fraction system、absorption-stabilization system and power-recoverysystem. The most important and core part of the unit is reaction-regeneration system. The DaQing Crude wax oil and vacuum distillation residue are taken as feedstock. This paper is a series of processing calculation mainly about reaction-regeneration system. With gasoline scheme, capacity is designed to be 150 Mt/a under the condition of 8000 hours’ operating time.After being mixed the contents of blending residuum, sulphur and metal as well as the carbon residue in feedstock are low. As the even distribution of product, superior properties of resisting metal pollution and the catalyst’s coke burning and fluidization as well as the higher octane number of gasoline with the function of this catalyst, the gasoline scheme are taken.In the design, technology of coke-burning drum with outsider-circulation tube is applied. The drum is of high-low parallel style. The processing calculation is about reproducer of coke-burning drum style and riser, coke-burning capacity is 32500㎏/h, the temperatures of coke-burning drum and dilute phase riser are respectively 680℃and 720℃. Accounting that there is no carbon monoxide in off-gase. The high efficient regeneration is applied. In the coke-burning drum, the scorching time is 1.8s and its average density is 100 ㎏/m3, thus the effect of coke-burning is good. The temperature of riser is 505℃. Its diameter is 1.62m and the length is 29m. While its reaction time is 3s and the diameter of settling vessel is 2m. Catalysts circulate in the drum and reactor. In order to reduce the loss of catalyst and improve the effect of gas-solid separation, cyclones are equipped inboth reactor and reproducer. There is trickle vavle on the dipleg of the latter, while the T-rapid separation unit is fitted in the exit of riser and dilute phase riser. From the date, the unit can substant ially reach the required yield.Keywords: Catalystic cracking, Reactor, Reproducer, Riser, Coke-burning drum（）原创性声明和使用授权说明原创性声明本人郑重承诺：所呈交的（），是我个人在指导教师的指导下进行的研究工作及取得的成果。

年加工50×104吨重油催化裂化反应-再生系统工艺设计前言催化裂化是一项重要的炼油工艺。

其加工能力位于各种转化工艺前茅，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，其主要原因和中国原油的性质密切相关，大多书中国原油350℃以前的馏出量只有26%～28%，常压渣油产率70%以上，同时，大多数中国原油都属于石蜡基原油，其常压渣油的沥青质含量低，低硫、低重金属（特别是钒）含量适合于采用催化裂化加工方法，而不需要经加氢处理等费用较高的预处理。

近年来，我过汽车工业飞速发展，2003年全国生产汽车444万辆（其中轿车201万辆），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 装置规模设计公称能力为50 × 104t/a。

422 计算机与应用化学 2013, 30(4 难以通过实验方法获取回归动力学参数所需的所有数据。

基于反应热力学的最小吉布斯自由能法平衡模型，不考虑反应速率，只考察反应发生的可能性、平衡转化率和平衡态组成，最小吉布斯自由能法则只需指定产物，根据数学算法和热力学计算得到产物分布。

葡萄牙米尼奥大学Tavares 和丹麦托普索研究所[11]研究表明一氧化碳和二氧化碳在镍铜 - 二氧化硅催化剂上发生共作用歧化反应，反应过程接近平衡态，本文根据催化裂化再生烟气工艺条件建立析碳反应的最小吉布斯自由能法平衡反应模型。

催化裂化装置再生烟气发生析碳反应是一氧化碳和二氧化碳的可逆歧化反应，如式 (1 和式 (2 所示。

再生烟气在实际工艺流程中的可操作区间为：温度 (300 ～ 800 ℃，压力(0～0.4 MPa。

CO 2(g U C(s +O 2(g (1 化反应，当反应温度低于 700 ℃时有利于歧化反应发生，且 600 ℃时 CO 歧化转化率可达 25 %，由于催化作用，该温度条件下的热力学转化率明显低于 25 %。

宾夕法尼亚州匹兹堡大学 Meghan[14]等拉曼光谱实验研究发现氧化铈在 350 ℃条件下对一氧化碳歧化反应具有明显的催化作用；印度科学院 Govindaraj[15]等在 700 ℃条件下采用 Ni-MgO 催化歧化反应获取碳纳米管。

高温烟气中携带的催化裂化催化剂主要组成为 Al2O3 和分子筛，氧化铈质量含量约为 3 %左右，且在发应过程中容易负载催化原料中广泛存在的镍、铜和镁等金属元素，因此存在一氧化碳催化歧化析碳反应的发生，真实转化率可能高于模型计算得到的转化率。

表 1 催化裂化烟气工艺数据 Table 1 Process data of FCC flue gas. 项目 item 烟气温度/℃ flue gas temperature/℃烟气压力/Mpa flue gas pressure/ MPa 数据 input data 烟机入口烟机出口 inlet of expander outlet of expander 690 0.32 480 0.13 2CO(g U C(s +CO 2(g (2 再生烟气的典型组分为：一氧化碳，二氧化碳，水蒸汽，氮气，二氧化硫和粉尘，实际反应体系中还有多种反应和惰性组分。

再生器系统
高效烧焦罐 稀相再生管 第二密相床 气固分离系统：沉降器、快速分离器 、旋风分离器 主风分布管 辅助燃烧室 主风机（空气压缩机）
取热系统
外取热器
烟气能量回收系统
烟气轮机（烟机） 第三级旋风分离器 废热锅炉
催化剂循环系统
待生斜管及待生滑阀 待生斜管及再生滑阀 双动滑举阀
反应器再生器外型设计
外型设计说明 两器立面图
操作条件确定
反应器再生器压力 反应温度和反应时间 原料预热温度 剂油比 回炼比 外甩油浆 烧焦温度（烧焦罐、第二密相） 烧焦罐出口氧含量 烧焦罐线速度 催化剂的含碳量
ห้องสมุดไป่ตู้
工艺流程图
装置工艺流程草图 装置工艺物料流程图 反应再生系统带控制点工艺流程图
三、设备工艺设计
反应器工艺设计 再生器工艺设计 取热器工艺设计 烟气能量回收系统工艺设计 主要设备装配图
1、渣油金属<10PPM残炭<5%。这类加工难度较少，过剩热 量可用降低进料温度，多取油浆来解决，利用低转化率操作 来减少剂油接触时间。用钝化剂可减少焦炭产率。 2、渣油金属10~30PPM，残炭5~10%。这类加工难度较大，过 剩热量采用在再生器内或再生器外设取热措施除掉。 3、渣油金属>30PPM，残炭>10%。此类难加工，需预处理。
反应器 再生器 取热器 第三级旋风分离器 废热锅炉
四、车间布置设计 车间布置设计概述 车间布置图 五、“三废”处理 六、设计计算结果汇总
化工07-3班37人（7人1组，分5组） 化工07-4班28人（7人1组，分4组） 共65人
• • • 装置工艺流程草图 装置工艺物料流程图 反应再生系统带控制点工艺流程图
三、设备工艺设计

100万吨/年渣油催化裂化反再系统工艺设计1文献综述1.1 前言我国主要油田所产的原油多系中质原油，沸点大于350℃的常压渣油占原油的70～80%，减压渣油含量多数占原油的40～45%。

而近年来我国原油逐渐变重的趋势也日益严重，有的炼油厂对原油比重进行对比，从1994年为0.8767到1997年的0.8957，原油变重的趋势是明显的。

这样对炼油厂的轻质油收率和经济效益造成严重的威胁。

而运输用的燃料油的需要量在逐渐上升，重质燃料油的消耗量却在下降，重质燃料油需求量减少是由于工业上能源节约，工业结构的改变和代用燃料的应用，例如煤、天然气和核动力等，加之，用重质油作为燃料油烧掉，在石油资源有限的情况下，是一种十分浪费且最不经济的做法。

如今，汽车工业发展迅速，需要更多的轻质油品，因此发展渣油催化裂化是一项较重要的措施。

1.2 大庆常压渣油特点大庆常压渣油氢碳比高，硫含量低，重金属含量低（残炭约4%，重金属含量约5µg/g），是较好的渣油催化裂化原料，小于350℃的馏分占20%~30％，大于350~500℃的馏分占30％，大于500℃的减压渣油占40％左右，是世界上位数很少的质量最好的渣油之一。

可直接作重油催化裂化装置的原料。

在催化裂化中，饱和分与芳香分仅生成少量焦炭。

大部分转化为挥发产物，接近三分之一的胶质及半数以上的沥青质生成焦炭。

因为大庆渣油的沥青质含量很少，所以胶质是大庆渣油缩合生焦的主要来源。

渣油中饱和分及芳香分等的存在对缩合生焦反应具有某种抑制作用[1]。

1.3 重油轻质化必要性我国原油特别是几个国家主要油田的原油如大庆原油、胜利原油和华北原油，350摄氏度，以前的馏出量一般都在30%以下，而在世界市场销售量很大的中东等地的原油，350摄氏度以前的馏出量一般都在50%以上。

因此对于我国原油来说，简单的常减压蒸馏是不能满足轻质油收率要求的。

我国大多数原油的含硫量都在0.5%以下，这对进一步加工利用是有利的。

反应——再生系统工艺计算石油大学．卢春喜1998年5月目录一、再生器物料平衡和热平衡计算------------------------------------------21．燃烧计算-------------------------------------------------------------------3 2．再生器热平衡-------------------------------------------------------------6 3．再生器物料平衡----------------------------------------------------------8 4．附注------------------------------------------------------------------------10二、提升管反应器的设计-----------------------------------------------------121、基础数据--------------------------------------------------------------------122、提升管直径和长度计算--------------------------------------------------13三、再生器的工艺计算--------------------------------------------------------20四、旋风分离器系统的压力平衡--------------------------------------------24五、旋风分离器工艺计算-----------------------------------------------------26六、两器压力平衡------------------------------------------------------------33七、催化剂循环量的几种计算方法-----------------------------------------38第二章反应——再生系统工艺计算第一章介绍了催化裂化过程的基本原理和一些有关的生产、科研的数据和经验，催化裂化的工艺设计计算就是综合运用这些基本原理和经验。

武汉炼油厂提升管流化催化裂化装置反应-再生系统工艺计算书(汽油方案)茂名学院化工与环境工程学院石油化工系2007年4月1日(今天是愚人节)目录一、物料平衡表 2二、原料放产品的设计基础数据 2三、再生器系统 3四、提升管反应器系统14五、反应-再生器系统压力平衡25六、几种特殊情况下的反-再系统操作参数29七、催化剂储罐31八、各种吹气及有关参数的计算和选取33一、物料平衡表本装置年开工按8000小时计算。

物料平衡见表1。

转化率76.1%(质)，轻质油收率71.4%(质)。

二、原料放产品的设计基础数据1、原料及产品性质原料及产品性质见表2。

2、反应-再生操作条件反应-再生操作条件见表3。

表3 反应-再生操作条件三、再生器系统1、空气流率、烟气流率及组成。

（1）燃烧的碳和氢焦炭产量=4875kg/h，焦炭中氢碳比，C/H=8/92，焦炭=C+H则：碳产量=4875×0.92=44855kg/h=374kmol/h氢产量=4785-4485=390kg/h=195kmol/h（2）生成CO和CO2的CCO2/CO=1.0则：生成CO的C=4485×0.5=2242.5kg/h=187kmol/h生成CO2的C=4485×0.5=2242.5kg/h=187kmol/h（3）理论O2生成CO2的O2=1×187 kmol/h=6000 kg/h（5984kg/h）生成CO的O2=0.5×187=93.5 kmol/h=2992kg/h生成H2O的O2=0.5×195=97.5 kmol/h=3120kg/h小计=187+93.5+97.5=387 kmol/h=12112kg/h（4）燃烧产物CO=187 kmol/h=5236kg/h CO 2=187 kmol/h=8228kg/h H 2O=195 kmol/h=3510kg/h小计=187+187+195=569 kmol/h=5236+8228+3510=16974kg/h（5）干空气量再生器干烟气中过剩O 2取0.5% 过剩空气量0.5/21=0.0238(mol 分数) 则：0.00238=过剩空气量/（理论干空气量+过剩空气量）过剩空气量理论干烟气量过剩空气量+=0238.0 )(220238.010238.0CO CO N ++=-过剩空气量h kmol /8.43)1796()187187378(9762.00238.021799762.00238.0==++⨯=其中：O 2=43.8×0.21=9.2kmol/h=294kg/h N 2=43.8-9.2=34.6kmol/h=968.8kg/h干空气量=理论空气量+过剩空气量=理论N 2+理论O 2+过剩空气量=378×79/21+378+43.8=1843.8kmol/h=1843.8×28.85=53200kg/h=41300 Nm 3/h=689 Nm 3/min（6）求空气中水气干球温度=32℃=89.6 o F 相对湿度=71%查《乙烯回收手册》图2-5得： H 2O/干空气=0。

物料计量是做好物料平衡的基础。

本文所采用的基本方法是：1、油品1.1 油罐检尺/输油体积计量国家标准GB/ T 1884 石油和液体石油产品密度测定法（密度计法）；国家标准GB/ T 1885—1998 石油计量表；等效采用国际标准ISO 91—2：19911.2流量计计量2 液化石油气球罐计量中华人民共和国石油化工行业标准 SH/T 0221—92 液化石油气密度或相对密度测定法（压力密度计法）。

本标准等效采用国际标准 ISO 3993—1984。

中华人民共和国石油化工行业标准 SH/T 0230—92 液化石油气组成测定法（色谱法）。

用混合油品密度公式求液化石油气20℃密度。

3焦碳计量用主风实际条件校正主风流量计表。

用奥氏分析仪、气相色谱仪或在线分析仪测再生烟气中的CO2、CO、及 O2。

公式计算。

4干气/富气用实际条件校正干气/富气流量计表。

公式计算。

干气/富气组成测定法（色谱法）。

用石油化工科学研究院分析方法。

热平衡1、方法一：不考虑焦碳吸附热、脱附热。

2、方法二：反应、再生过程中存在焦碳吸附热和脱附热。

第一节 计 量1.油品计量油品计量一般有二种方法：油罐检尺/输油体积法和在线流量计测定法。

1.1 油罐检尺/输油体积法：油罐检尺法是炼厂中应用最广泛，计量也较为准确的方法之一。

在通过油罐检尺/输油体积而对油量进行计量时，应根据国家标准GB/T 1885—1998计算。

该标准等效采用国际标准ISO 91—2：1991《石油计量表——第二部分：以20℃为准标温度的表》的技术内容，代替GB/T 1885—83（91），计算结果与ISO 91—2：1991—致。

该标准与GB/T 1885—83（91）相比，基础数据取样广泛，石油计量表按原油、产品和润滑油分类建立。

现已为世界大多数国家采用，在石油贸易中更具通用性。

催化裂化所用原料（除原油外）及产品均应使用石油计量表——产品部分。

石油计量所采用的密度计为玻璃密度计。