年产150万吨催化裂化装置设计反应再生系统毕业作品.docx
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年产150万吨催化裂化装置设计反应再生系统毕业作品
年产150万吨催化裂化装置设计——反应再生系统
摘要
随着世界经济的快速发展和环境问题的日益突出,世界各国对汽油等轻质油特别是高质量的清洁燃料的需求量急剧增加。
将重质油更多的转化为轻质油品和清洁能源是以后催化裂化领域的的重要课题。
催化裂化是重质油烃类在催化剂的作用下反应生产液化气、汽油和柴油等轻质油品的过程,在汽油和柴油等轻质油品的生产中占有很重要的地位。
本设计题目是150万吨/年催化裂化装置的工艺设计,此工艺对重油加工程度较深且产品收率较高,同时具有较好的经济效益和环保效益。
以任丘常压重油为原料并且以生产高质量的汽油为目的,同时对装置的参数进行经验性假设。
通过对汽油的方案以及反应--再生系统工艺的计算,达到了设计的目的。
【关键词】重油;催化裂化;装置;设计
Abstract
Astherapideconomicdevelopmentoftheworldandenvironmentalproblemshavebecomeincreasinglyserious.Thedemandoflightoil,suchasgasoline,especiallyofhigh-qualitycleanfuels,increasedramaticly.HowtotransformmoreheavyoilintolightoilandcleanenergyistheimportanttopicsoffutureFCC.FCCisprocesswhichtransformheavyoilofhydrocarbonsinthecatalystreactionintolightoil,suchasgasolineanddiesel,playsanimportantroleintheproductionoflightoil,especiallyintheproductionofgasolineanddiesel.
Thetopicofthisdesignis1.5milliontons/yearofFCCprocessdesign.Thisprocesshasdeeperontheprocessingofheavyoilandhigheryield,alsogoodeconomicandenvironmentalbenifits..ThisprogressusesRenqiuatmosphericresidueasrawmaterialstoproducegasoline,aimedatproducinghigh-qualitygasoline,andmakesexperientialassumptionsofinstallmentparameters.ThedesignpurposeisachievedbyGasolineprogramandthecalculationofthereactionandregenerationprocesssystem.
【Keyword】Heavyoil;catalyticcrackin;installment;design
目录
1.前言
1.1催化裂化的目的及意义
1.1.1渣油催化裂化的重要性
我国本身拥有的石油资源稀缺,属于石油进口国。
随着我国经济的迅速发展和对环境保护所提出的要求,我国对轻质油品的需求量日益增多,并且对油品质量的要求也越来越高。
为了提高对石油资源利用效率和提高炼油行业的经济效益就要对原油进行深加工,这在原油价格飞涨和环境问题日益突出的今天尤为重要。
据统计,我国原油350℃以上的馏出量小于30%,其中减压渣油占原油的三分之一以上,常压渣油占原油的50%以上。
由于一般的常减压蒸馏无法达到轻质油收率的要求,因此就要对原油进行二次加工。
将渣油轻质化的方法主要有:
(1)延迟焦化
(2)加氢裂化(3)催化裂化。
对上述的三种方法进行比较,延迟焦化的收益不如催化裂化,而且延迟焦化的产品必须再进行加氢精制,所以不能直接作为产品。
加氢裂化的产品质量非常好,但是在重油加工过程中,较高的重金属含量会造成催化剂中毒,导致催化剂的消耗量很大。
催化裂化生产的产品包括高辛烷值汽油馏分、轻柴油馏分和石油化工工业需要的气体原料,这些产品都是是市场急需的[1]。
近年来,催化裂化的装置不断改进、催化剂的性能不断提高,产品的分布也越来越好。
因此,催化裂化工艺的发展对我国原油加工具有重要的现实意义。
1.1.2渣油催化裂化面临的主要问题和解决方案
渣油催化裂化的主要问题主要如下:
(1)原油中胶质、沥青质、芳烃、稠环芳烃含量高
(2)金属含量高
(3)硫、氮得含量高
上述问题的解决方案:
(1)在再生器中安装取热装置就能吸收焦碳收率高而导致的过多热量,从而使整个装置保持热平衡。
(2)新型催化剂具有较好活性和选择性,而且水热稳定以及抗重金属性能良好,这样就会减少催化剂的水热失活和重金属中毒,从而节省了催化剂的使用量。
(3)采用新型的脱硫、脱氮工艺;采用降硫助剂,从而降低催化裂化汽油的硫含量。
渣油催化裂化面临的难题在很大程度上得到解决意味着渣油催化裂化工艺的工业化具备了很大的可行性。
1.1.3我国重油催化裂化的发展概况与展望
在我国,大约80%的汽油和1/3的柴油都来自该工艺。
2007年,我国催化裂化加工能力达到1.23
t/a,占原油加工量的37.0%,且掺炼渣油的比例高达30%,居世界之首。
它将3000多万吨低价值的减压渣油转化成为了社会急需的轻质燃料和化工产品,是我国主要的重油轻质化手段[2]。
由于我国原油资源的特点和催化裂化在二次加工能力中所占绝对比重的现状,未来催化裂化仍然是我国重油轻质化的最主要加工技术。
在重视对现有装置的改造以及对现有工艺、催化剂和生产技术改进的同时,也必须加强技术创新。
催化裂化装置将会更高要求的条件下下运行,实现炼油工业尽可能以最低的投资来把原油转变成符合环保要求的轻质油产品。
努力提高催化裂化的技术水平,缩小同世界先进水平的差距,达到可以与国外大炼油公司竞争的能力。
目前,我国应该以市场和环保为导向,进一步完善和开发重油催化裂化和其相关家族技术的工艺。
切实提高催化裂化工艺加工重油的能力,研发出具有更高性能的催化裂化催化剂。
通过对装置的改造以及工艺、催化剂的改进,更大程度的降低催化裂化所生产的汽油中烯烃的含量[3]。
从而实现催化裂化工艺在投资少,见效快的前提下,生产更多符合市场需求和环保标准的汽油以及清洁能源等产品。
逐步调整原油加工工艺的结构,降低催化裂化产品的生产成本,使炼油企业获取更大经济效益,以满足我国实现经济可持续发展的要求。
2.工艺流程说明和设计原始数据
2.1工艺流程说明
该装置工艺流程分三个系统如图2-1
2.1.1反应-再生系统
原料经过加热汽化后进入提升管反应器,与来自再生器的高温(600-750℃)催化剂短时间接触,随即气化并进行反应。
产物和催化剂进入沉降器,产物经旋风分离器分离出夹带着得催化剂后进入分馏系统,积有焦炭的催化剂沉降到再生器,经汽提段用过热水蒸气汽提,催化剂表面夹带的油气被水蒸气置换出来返回升降器上部,留下的催化通过待生斜管进入再生器。
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。
2.1.2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。
2.1.3吸收-稳定系统
该系统主要包括吸收塔,再吸收塔,解吸塔以及稳定塔。
从分馏塔顶油气分离器出来的富气中带有汽油部分,而粗汽油中则溶有C3、C4组分。
此系统的作用是利用吸收和精馏方法,将粗汽油和富气分离成液化气(C3、C4)、干气(C2)以及蒸汽压合格的稳定汽油[2]。
2.2操作条件的选择依据
2.2.1反应温度
温度对裂化反应有非常大的影响,温度对反应的速度影响随着反应活化能的增加而增加;温度是调节产品分布与转化率的最主要的变量因素。
本设计通过对温度的调节能可以反应朝着多产汽油方向进行。
反应温度越高,汽油辛烷值的也越大,但也会相应的提高气体的产率。
一般反应温度在500-510℃左右,通过综合考虑,本设计选取反应温度为510℃。
2.2.2反应压力
增加反应压力不利于脱附,相反会有利于吸附,这样会使转化率、焦炭和气体收率增加而汽油收率稍微得下降,汽油的辛烷值降低,产品中烯烃的含量减少[4]。
所以在以多产汽油为生产目的的方案中,应该采取低压操作。
又由于两器压力平衡的要求,反应-再生器之间必须保持一定的压差,而且不能随意变动,反应压力又根据再生压力来确定。
再生压力要根据整个装置的情况综合考虑来决定。
在实际操作中压力是固定的,不能把压力做为调节变量。
因此确定本设计反应压力为0.14MPa。
2.2.3再生温度
提高再生温度可以很大程度的提高炭燃烧的速度。
这样,对于烧掉相同数量的焦炭,加快烧焦速度就可以减小再生器体积。
对于分子筛催化剂而言,常规再生温度大约在650--680℃;因为催化剂在高温条件下会发生水热失活,因此在完全再生条件下,最高温度不超过700--760℃[5]。
综合考虑设备和催化剂的最大允许限度,选取本设计再生温度为710℃。
2.2.4再生压力
碳燃烧速度与氧分压成正比,氧分压为氧的对数平均浓度和再生压力的乘积,所以提高再生压力就可以对应的提高炭燃烧的速度;在选取再生压力时,所取压力不仅要有利于催化剂的烧焦,并且要有利于提高烟气能量回收的效率。
最后还要考虑两器的压力平衡。
本设计选取再生压力为0.142MPa。
2.2.5再剂碳含量
再剂碳含量对转化率有很大影响,在再剂碳含量0.1—0.6%(质)范围内,再剂碳含量每降低0.1%(质),则转化率大约提高4%。
表2.1再剂碳含量对催化剂选择性和转化率的影响
再剂碳含量%(质)
重量空速为5h-1下的转化率,%(体)
转化率为75%(体)时的空速,h-1
转化率为75%(体)时产品分布(对新鲜原料)
C3以下气体%(体)
C4馏分%(体)
汽油%(质)
焦炭%(质)
0.1
78.5
6.1
8.0
15.9
58.8
5.5
0.2
75.2
5.0
8.5
16.5
57.8
6.0
0.4
67.8
3.6
8.8
17.5
54.9
6.7
分子筛催化剂对再生碳含量很敏感。
若再剂碳含量过高,分子筛催化剂的选择性和活性都会下降,因而转化率会很大程度的降低,汽油收率下降。
采取高温再生可降低再剂碳含量,一般降低碳含量0.1%,催化剂活性大约提高2-3个单位[6]。
在多产汽油的方案中,此值应该低于0.2%,甚至有些装置要求在0.05%以下。
本装置选取再剂碳含量为0.04%。
2.2.6再生烟气氧含量
再生烟气氧含量是一个操作变量,由于分子筛催化剂是不完全燃烧的再生方式,因此烟气出口氧浓度一般控制在3%左右。
如果烟气出口氧含量过高,则容易在稀相区发生二次燃烧;如果过低,则容易发生炭堆积事故。
再生烟气氧含量一般在2.5—3.5%,本设计选取为3.0%。
2.2.7反应时间
反应时间和温度、原料性质、再剂碳含量等共同作用来决定原料的产品分布和转化率。
对于多产汽油方案来说,采用很短的反应接触时间,有利于提高汽油收率和和汽油质量。
并且还能够降低焦炭收率。
渣油裂化的反应时间一般在2-3s左右,本设计选取为3s.
2.2.8原料预热温度
原料预热温度指原料油进入反应器前的温度。
它可以补充再生器烧焦提供给反应所需热量的不足,进而来保证反应温度达到规定的指标。
在同样的转化率下,提高原油预热温度就能够使轻质油收率略有增加,而焦炭收率下降。
一般来说,预热温度对进料的雾化效果有一定的影响,对产品收率和质量有不同程度的影响。
雾化效果好,则同样转化率条件下焦炭和气体收率就会下降,轻质油收率上升;反之,雾化效果差,则焦炭收率就会上升。
一般而言,预热温度高则雾化的效果好。
但采用高预热温度会使剂油比降得很低,反应器中活性中心太少,转化率就很低。
本设计以渣油为原料,在渣油进行催化裂化时,预热温度不高,因此可采用油浆进行热交换。
综合分析选取本设计原料预热温度为230℃[6]。
2.2.9CO/CO2比
CO/CO2对再生器热效率有影响,CO2/CO的值越大,烧焦放热就越大。
烧焦罐完全再生装置,或采用CO助燃剂,或采用完全再生都能够使焦炭几乎完全转化为CO2。
所以烟气中几乎不含CO。
假如CO的含量过高,在稀相区中,在含氧的高温条件下容易发生二次燃烧,其放出的热量会使旋风分离器等设备烧坏。
因此本设计选用CO/CO2比为0。
2.2.10焦中H/C比
汽提效果的好坏和原料反应深度会影响焦中的H/C比。
多产汽油的方案中,反应温度较高,深度较大,因此焦中的H/C比相对也较小。
待剂中所含油气直接体现了汽提效果的好坏,如果待剂中油气含量低则汽提效果好,焦中H/C比就相对较小[6]。
反之,H/C比就较大。
本设计所选用的H/C比为6/94。
2.3设计原始数据
2.3.1设计题目
150万吨/年催化裂化装置设计(反应-再生系统)
2.3.2基础数据
(1)开工时:
8000小时每年处理量为:
187500kg/h
(2)原料:
任丘减压蜡油:
常压重油=20:
80
(3)原料以及产品性质
表2.2原料以及产品性质
混合原料
柴油
汽油
回炼油
相对密度d420
0.8942
0.8605
0.7104
t10
410
199
53
410
t50
450
243
97
450
t90
500
301
156
500
残炭重%
V100厘斯
14.0
分子量
400
回炼比=回炼油/新鲜原料=0.43
3.反应-再生系统工艺计算
设定反应参数:
反应温度(℃)510
反应压力(表压MPa)0.14
再生温度(℃)710
再生压力(表压MPa)0.142
焦中碳氢比(H/C)6/94
CO/CO20
反应时间(s)3
原料预热温度(℃)230
再生催化剂含碳量0.04%
过剩氧含量3%
3.1再生系统
3.1.1燃烧计算
3.1.1.1烧碳量和烧氢量
烧焦碳量=150×11.48%×104/8000=21.53t/h
烧碳量=21.53×103×0.94=20233.5kg/h=1618.1kmol/h
烧氢量=21.53×103×0.06=1291.8kg/h=645.9kmol/h
由于烟气中过剩氧含量为3%,即(焦炭完全燃烧,不生成任何CO)。
所以生成CO2的C为1618.1kmol/h,也即是烧碳量。
3.1.1.2理论干空气量
碳烧成CO2所需要的O2量=1618.1×1=1618.1kmol/h
氢烧成H2O所需要的O2量=645.9/2=323.0kmol/h
所以理论需要O2量=1618.1+323.0=2009.1kmol/h=64289.6kg/h
理论带入的N2量=2009.1×79/21=7558.04kmol/h=211625.2kg/h
所以理论干空气量=2009.1+7558.04=9567.14kmol/h
=271706.77kg/h
3.1.1.3实际干空气量
烟气中过剩氧的为3%(体积分数),所以
3%=O2(过)/(CO2+N2(理)+N2(过)+O2(过))
=O2(过)/(1686.1+7558.04+O2(过)×79/21+O2(过))
解此方程,得:
过剩氧量O2(过)=323.54kmol/h=10353.44kg/h
过剩氮量N2(过)=323.54×79/21=1217.15kg/h
所以实际干空气量=323.54+1217.15+9567.14=11107.83kmol/h
=315462.37kg/h
3.1.1.4湿空气量(主风量)
大气温度25℃,相对湿度50%,查空气湿焓图,得空气的湿焓量为0.010kg水汽/kg干气。
所以:
空气中水汽量=315462.37×0.010=3154.62kg/h=175.3kmol/h
湿空气量=1107.83+175.3=11283.13kmol/h
=252742.11(m3/h)=4212.37(m3/min)
此即正常操作时的主风量
3.1.1.5主风单耗
湿空气量/烧焦量=252742.11/21.53×103
=11.74(m3/kg)
3.1.1.6干烟气量
由以上计算已知干烟气气中各组分的量,将其相加,得总干烟气量
总干烟气量=CO2+N2+O2
=1686.1+323.0+7558.04+1217.15=10784.29kmol/h
按各组分的相对分子质量计算它们的质量流量,然后相加,可得
总干烟气的质量流率=74188.4+10353.44+245705.32
=330247.16kg/h
3.1.1.7湿烟气量及组成(见表3.1)
表3.1湿烟气量及组成
组分,%
流量
kmol/hkg/h
相对分子质量
组成(摩尔分数)
干烟气湿烟气
CO2
1686.1
74188.4
44
15.6
14.3
O2
323.0
10336
32
3.0
2.7
N2
8775.19
245705.32
28
81.4
74.6
总干烟气
10784.29
321371.84
29.8
生成水汽
645.9
11626.2
18
主风带入水汽
175.2
3154.48
18
待剂带入水汽
123.6
2225
18
吹扫松动蒸汽
48.6
875
18
总湿烟气
11777.59
339919.28
18
合计100
100
3.1.1.8烟风比
烟气量/主风量=11777.59/10784.29=1.09
3.1.1.9再生器物料平衡(见表3.2)
表3.2再生器物料平衡
入方,kg/h
出方,kg/h
干空气
321371.84
干烟气
330247.16
水
汽
主风带入
3154.48
水汽
生成水汽
11623.5
待剂带入
1229
生成水汽
5258.23
松动吹扫
875
合计
16881.725
合计
5258.23
焦炭
21525
循环催化剂
1229000
合计
1577500
合计
1576250
3.1.2再生器热平衡计算
3.1.2.1烧焦放出的热量
由于完全燃烧,不存在CO
因为之前求得Q总放热=84021.3×104kJ/h
已知焦炭的脱附热为总放热量的11.5%
所以可求得,Q可利用=84021.3×104×88.5%=74358.8×104kJ/h
3.1.2.2出再生器热
(1)干空气升温需热Q1
Q1=空气平均比热容×干空气量×(T出再生器-T主风入再生器)×4.184
式中,空气平均比热容为1.1kJ/kg.K
T出再生器可按稀相管温度710℃
T主风入再生器可根据主风机出口温度确定,T主风机出口出可按下式计算:
T出=T入(P出/P入)k-1/Kη
式中T入——主风机入口温度(K)
P出,P入——分别为主风机出,入口压力(Pa)
y——多变效应(0.6—0.8)
K——绝热指数(K=1.4)
由此前计算得,主风量=4212.37(m3/min)
根据风量乘110%可以作为选主风机的依据,选EF-1950-3.2型两台
故T出=298×(3.4/1)(1.4-1)/(1.4×0.7)=491K
考虑温降,取主风入再生器温度为170℃
则Q1=321371.84×0.26×(710-170)×4.184=18878.5×104kJ/h
(2)空气带入水升温需热Q2
Q2=带入水量×水蒸气比热容×(T再生器温度-T空气入再生器温度)×4.184
其中,水蒸气平均比热容为2.1kJ/kg.k
可得,Q2=3152.48×0.5×(710-170)×4.184=356.4×104kJ/h
(3)焦炭升温需热Q3
Q3=焦炭量×焦炭比热容×(T再生器温度-T反应器温度)×4.184
焦炭比热容取和催化剂相同值,取1.1kJ/kg.k
可得,Q3=21525×0.262×(710-510)×4.184=472.5×104kJ/h
(4)待生催化剂带入水升温需热Q4
设定每吨待生催化剂带入1kg的水汽
Q4=1229×2.16×(710-510)=53×104kJ/h
式中,2.16是水汽的平均比热,单位为kJ/kg℃
(5)各处吹扫及松动蒸汽升温需热Q5
Q5=875×(3950-2780)=102.49×104kJ/h
(6)再生器的热损失Q6
Q6=139×烧碳量×4.184=139×20233.5×4.184=1176.3×104kJ/h
再生器耗热Q耗=(18878.5+356.4+472.5+53+102.4+1176.3)×104=21039.1×104kJ/h
过剩热量Q过剩=可利用热-再生器耗热-反应器热
=(74358.8-21039.1-36547.5)×104=16772.2×104kJ/h
3.1.2.3计算再生器一段床温
用下式来求取再生器的一段床温,
Q 一段放热/Q总放=(t一段-t反)/(t二段-t反)
Q 一段放热=(68537.5×0.8+15483.8×0.96)×104=69694.45×104kJ/h
即,69694.45×104/84021.25×104=(t一段-510)/(710-510)
解上式,求得t一段=676℃
3.1.2.4再生器热平衡汇总(见表3.3)
表3.3再生器热平衡汇总
入方,×104kJ/h
出方,×104kJ/h
可利用热
74358.8
干空气升温需热
18878.5
空气带入水升温需热
356.4
焦炭生温需热
472.5
待剂带入水升温需热
53
各吹扫松动蒸汽升温需热
102.4
再生器的热损失
1176.3
反应器耗热
36547.5
过剩热
16772.2
合计
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