年产80万吨催化裂化装置设计毕业设计计算书可编辑Word文档下载推荐.docx
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原料油与催化剂同时进入反应器的顶部,它们相互接触,在反应的同时并向下移动。
当它们移动至反应器的下部时,催化剂表面上会沉积上一定量的焦炭,于是油气从反应器的中下部导出而催化剂则从底部下来,再由连接到再生器的气升管用空气提升至再生器内向下移动过程中进行烧焦再生。
再生过的催化剂经另一根气升管又返回至反应器中。
就这样,使催化剂在反应器和再生器中循环。
流化床催化裂化的反应过程和再生过程也是分别在两个设备中进行[3],其原理与移动床相似,只是在反应器和再生器内,催化剂与油气或空气形成与沸腾的液体相似的流化状态。
为了便于流化,催化剂制成直径为φ20~100μm的微球。
由于在流化状态时,反应器或再生器内温度分布均匀,而且催化剂的循环量大,可以携带的热量多,减少了反应器和再生器内温度变化的幅度,因而不必再在设备内专设取热设施,从而大大简化了设备的结构。
同固定床相比,流化床催化裂化具有生产过程连续,产品性质稳定及设备简化等优越性,它很快就在各种催化裂化型式中占据了主导地位。
自二十世纪六十年代以来,为配合高活性的分子筛催化剂,流化床反应器又发展为提升管反应器。
目前,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部分。
我国的情况也是大致如此。
1.2设计依据
大庆石化分公司炼油厂100万吨重油催化裂化的操作规程;
化工专业教师下达的设计任务书《80万吨/年重油催化裂化车间再生工段初步设计任务书》。
1.3厂址选择
对于石油化工企业来说,厂址选择的正确与否将对建厂速率、建设投资、对项目建成后的经济效益、社会效益和环境效益的发挥对化工行业的合理布局和地区经济文化的发展具有深远的影响。
厂址应靠近主要原材料的供应地区大庆,并尽可能靠近主要的交通干线,便于产品的外运销售;
节约有地,尽量不占用或少占用农田;
注意厂址的防洪排涝;
注意环境保护。
工厂与居住区要满足卫生防护标准;
建厂要选择水资源能满足的地方。
因为石油炼制工厂用水数量较大,另外化工厂的职工人数亦较多,工厂每天需要一定数量的生活用水,这些水的水源是城市供水部门提供还是自行解决,必须认真研究,确定方案;
化工厂排出污水时,常含有害的化学物质,排放的废水经过处理达到排放标准后排入江河,江河水的最小流量能稀释至符合农业、水产、卫生的要求;
厂址应即厂址应具备完整的地质和水文气象资料,以作为化工设计计算的依据;
厂址建筑物是否需要抗震设防,应根据厂址地震资料参照TJ11-78工业与民用建筑抗震设计规范进行设计.本设计综合以上条件选择厂址在大庆市龙风区。
1.4设计规模与生产制度
反应再生联合装置处理的原料为大庆原产的混合蜡油和减压渣油,设计处理量为80万吨/年。
掺渣比为46%。
设计计算物料时,按年开工8000小时计。
非停工状态下连续再生处理分子筛型催化裂化催化剂。
80万吨/年重油催化裂化再生工段装置为将催化剂再生的工段,包括主要设备有:
再生装置,旋风分离器部分等。
全装置采用连续操作方式,年处理量为80万吨/年重油。
其中本催化剂再生工段处理催化剂的量为1000吨/小时(计算过程在第二章)。
化工生产企业属于高危生产,所以设计生产一线要求连续安全运转,采用五班三倒制,每班8小时工作制,其他部门采用每天每班8小时工作制。
1.5原料与产品规格
催化剂在催化裂化的发展过程中起着十分重要的作用。
工业上广泛应用的催化剂分为两类:
一类是无定型的硅酸铝,包括天然活性白土和合成硅酸铝;
另一类是结晶型硅酸铝盐,又称为分子筛催化剂,在催化裂化的发展初期,主要是利用天然的活性白土作催化剂。
二十世纪四十年代起广泛采用人工合成的硅酸铝催化剂,六十年代出现了分子筛催化剂,由于它具有活性高、选择性和稳定性好等特点。
使用分子筛催化剂可以获得较高的汽油产率、较低气体产率和焦碳产率等优点,因此很快就被广泛采用,几乎取代了硅酸铝催化剂。
1.无定型硅酸铝盐催化剂
工业催化裂化装置目前采用合成硅酸盐为催化剂,由Na2sio3和Al2so43溶液按一定比例配合生产凝胶,经过水洗、过滤、成型、干燥、活化等步骤制成。
主要成分是Sio2和Al2O3。
按其含量的多少分成高、低铝催化剂。
但从外型上看,移动床用催化剂是φ3-5的小球,流体床用的是φ1-100μm的微球。
一种多微孔性物质的平均直径是φ4-8,微孔的总体积约占催化剂球体积的1/3。
正是因为这些微孔,使催化剂有很大的表面积,使其表面积可达到300-700m2/g,催化剂就是靠每个颗粒中微孔内表面上大量的酸性中心而显微酸性。
当油与催化剂在高温下接触而进行反应时这种酸性能给分子提供质子,造成不断的裂化反应条件。
而酸性与结构有关,主要是靠它含有少量的结构水,水是质子的主要来源。
2.结晶型硅酸铝催化剂
结晶型硅酸铝催化剂既分子筛催化剂,60年代初被广泛的应用,目前世界上大多数催化裂化装置已采用这种催化剂,目前工业上应用的分子筛硅酸铝催化剂,一般只是含5%-15%的分子筛,其余的是硅酸铝载体。
载体不仅能降低催化剂的成本,而且能起到分散活性,提高稳定性和耐磨性,传递热量以及大分子预先反应等多种作用载体和分子互相促进,使裂化达到很高的转化率。
分子筛催化剂具有裂化活性和转化活性高、选择性好、稳定性高和抗金属能力强等优点,但缺点是含炭量低,只有0.2%,当催化剂的含炭量每增加0.1%,转化率则降低3%-4%。
分子筛活性来源,目前还进一步研究。
3.分子筛催化剂的特性
分子筛对烷烃和环烷烃有很高的裂化活性,对于目前应用的工业催化剂,大约只需要1-4秒的接触时间,就可使原料中的烷烃和环烷烃全部转化,因此反应时间要求严格控制,以免发生过多的二次反应。
为了使反应器内的停留时间短且减少油气的返混,在工业上采用提升管替代流体床,否则不能发挥分子筛选择性好的特点。
分子筛催化剂中只有10%-20%分子筛,其余的都是载体。
裂化反应主要是在分子筛上进行,因此催化剂的含炭量对其活性和选择性的影响就很大。
所以要求催化剂再生后的含炭量要低于0.1%,最好降低至0.05%或更低。
因此要求再生器有很高的烧焦效率。
提高再生温度可以提高烧焦效率,故一般采用7000C左右的再生温度。
分子筛催化剂对芳烃的裂化活性不高,因此原料油含芳烃多少影响转化率,特别是多环芳烃影响更大。
分子筛催化剂的氢转移性高,所以汽油的饱和度高,其辛烷值一般比使用硅酸铝催化剂时低1-2个单位。
当对汽油的辛烷值有较高要求的时候,应考虑选择适应条件和研制高辛烷值的催化剂。
4.催化剂的中毒和污染
焦炭覆盖了催化剂的表面使活性降低,再生焦炭后,活性恢复。
水蒸气能够破坏催化剂的结构从而降低催化剂的稳定性使活性下降,比表面积显著下降。
重金属污染主要是镍和钒,会使液体产品和液化气产率减低,干气和焦炭率上升,不饱和度增加,特别明显的是氢气的产率增加,甚至会使风机超负荷,还大大降低装置的生产能力。
克服重金属污染主要措施是一方面使用抗污染的能力强的分子筛催化剂,另一方面采用优良的原料油,尽可能降低油料油馏分中的硫和重金属的含量。
本设计选择CODO-1新型催化裂化催化剂,本催化剂的抗重金属中毒能力,耐磨能力和再生能力都比较适合大庆原油的组成,能大大提高轻质油份的产率,催化剂的物化性质见表1-1。
表1-1催化剂性质分析
项目新鲜催化剂待生催化剂
定碳,00.16
原湿度,12.80.76
孔体积,ml/g0.360.30
金属含,03120
金属含,02244
金属含,010
金属含,01508
密度压紧,kg/m3925.91007.5
密度充气,kg/m3817.0853.5
密度自由,kg/m3833.3870.1
密度表观,kg/m324812500
生产方法及其工艺流程选择
2.1催化剂再生及其反应机理
催化剂在参加催化裂化反应后,会有部分的重油中的残碳及其在反应中缩合成的焦碳分布在催化剂表面和孔隙中,除此以外还有少量的氢以及水蒸汽从沉降器的下部通过待生斜管进入烧焦罐的底部等待燃烧再生,反应方程式如下:
在烧焦罐的底部7000C温度下,C与底部吹起主风中的O2反应,生成CO,CO2,H2与O2反应生成H2O,在再生器的上部继续反应,同主风中不参加反应的N2,汇成烟气,经过四组二级旋风分离器将烟气与催化剂颗粒分离,使催化剂完成再生,再生催化剂通过再生斜管进入反应器继续参加催化裂化反应。
2.2催化剂再生的工艺流程
参加催化裂化反应后待生催化剂温度大约为5100C,待生催化剂通过受气动滑阀控制的待生斜管流入烧焦罐[R101/2]下部,在待生催化剂入口(N9)与从密相床层经外循环管从循环催化剂入口(N10)送来的高温催化剂混合,其中循环催化剂入口(N10)同外取热器下斜管入口(N11),然后与由受气动滑阀控制主风口进入的富氧主风接触,烧掉催化剂所携带的约86.5%碳和全部的氢[3],产生再生烟气CO,C2O,H2O,再生烟气夹带催化剂上升达到再生器[R101/2]密相床(二密),催化剂在这里与来自于烟气返回口(N2)的返回烟气反应,反应温度达到,反应压力为0.25Mpa,催化剂含碳量降到0.05%左右,本设计原料为重油的催化裂化装置,所以再生器设有外取热器[R102],循环催化剂出口和外取热器催化剂出口(N4)和(N5)为同一出口,两出口设在再生器密相床底部,如图2-1,催化剂由外取热器催化剂出口经过列管式外取热器换热,换热介质为脱氧水,在列管式外取热器中催化剂温度降低,外取热器内压力为0.22Mpa。
可以通过调节外取热器气动滑阀的开度,控制外取热器取热来调节再生温度,外取热器产生0.3Mpa过热水蒸汽,水蒸汽入主高压蒸汽管线供其他工段使用,取热后的催化剂循环返回到烧焦罐底部。
当第二密相床内催化剂反应不彻底时,可以通过气动滑阀调节循环催化剂出口(N4)开度,加大循环量使催化剂循环燃烧降低其含碳量达到完全再生的目的。
图2-1再生系统原则流程
携带着催化剂颗粒的烟气上升到再生器稀相床上部,此时催化剂再生完成,绝大部分催化剂已经与烟气分离返回密像床层底部,由再生催化剂出口(N3)进入再生斜管,其余部分与烟气一起进入两级四组旋风分离器进行旋风快速分离,分离后的烟气经集气室排进再生烟道,进入能量回收工段。
再生后的催化剂一部分存入热催化剂罐[V101],待与来自冷催化剂罐[V102]的新鲜催化剂混合参加反应,另一部分再生催化剂直接由再生斜管等待进入提升管参加催化反应[4]。
开工用的催化剂由冷催化剂罐[V102]或热催化剂罐[V101]用非净化压缩空气输送至再生器,正常补充的催化剂可由催化剂小型加料斗[V103]输送至再生器。
为保持催化剂的活性,需从再生器内不定期卸出部分催化剂,由非净化压缩空气输送至热催化剂罐[V101]。
2.3再生器主要操作条件一览表
表2-1再生器主要操作条件
项目单位统计数据
再生温度0C700
再生器顶压0.25
烧焦量kg/h9560
主风量m3/min2183
再生器密相藏量190
催化剂循环量t/h1000
烟气过剩量2.4
取热负荷kJ/h11089
2.4本设计方案的选择及其优点
流化催化裂化的反应?
再生系统可分为两大类型:
使用无定形硅酸铝催化剂的床层裂化反应和使用分子筛催化剂的提升管反应。
二十世纪六十年代以来,由于分子筛催化剂并相应地采用提升管裂化技术,而且许多原有的床层裂化装置也改建成分子筛催化剂提升管催化裂化。
提升管裂化反应?
再生系统基本型式为:
并列式和同轴式。
本装置采用并列式,其优点为:
两器框架标高相同,再生器和反应器高度相近,操作压力相近。
装置的总高度较低,一般约36-48米。
用较大的内溢流管保证再生器内催化剂的物料高度,用增压风的流量调节催化剂循环量,待生和再生单动滑阀只是在事故状态时作切断用,正常操作时滑阀全开,滑阀使用寿命长,不易磨损[5]。
本设计采用1998年石油化工科学研究院和北京设计院开发的大庆减压渣油催化裂化技术VRFCC并集成了富氧再生等多项新技术[6]。
2.5物料衡算
该装置由于掺炼减压渣油、蜡油,焦碳率之达9.56%。
烧焦罐使用完全再生技术,在经过再生器反应过的催化剂所含的焦碳已经降低到0.05%,反应放热已超过反应器和再生器热平衡需要,若不从再生器取走热量,必使原料的预热温度太低1500C,这很不利于原料的雾化和产品分布,从而使焦炭产率升高。
故把原料油的预热温度定为2000C,其余需要的热量主要由循环催化剂供给。
正常操作时,可停原料预热炉,因原料油与分馏塔产品换热,即可达到此预热温度。
根据提升管反应器的热平衡就能求出催化剂循环量。
1.由再生器取热计算催化剂循环量[8](2-1)
?
?
再生器取热(剩余有效热量?
外取热器取走热量)
再生器和反应器的温差
经过详细计算同时为满足反应使用催化剂的量,设计最终取催化剂循环量确定为1000t/h[7]。
2.待生催化剂含碳量
循环催化剂碳差烧碳量/(催化剂循环量+烧碳量)(2-2)
待生催化剂含碳量循环催化剂碳差+再生剂含碳量(2-3)
0.95%+0.05%
1.00%
式中:
再生剂含碳量,一般要求分子筛型催化剂再生后含碳降至0.1%以下,这里是要求为0.05%。
烧碳及烧氢量,焦炭氢碳比:
。
烧碳量
烧氢量
1.理论干空气量
碳烧成CO2需要O2量
氢烧成H2O需要O2量
所以理论需O2的量
理论带入N2量
所以理论干空气量
2.实际干空气量
表2-2再生烟气分析数据
项目单位化验数据装置仪表数据
N2%________
CO%0.00020.022
CO2%13.014
O2%2.41.7
H2%0.2____
①由大庆炼油厂标定核算手册,烟气中过剩氧的体积分数为2.4%,所以(2-4)
故过剩O2量
过剩O2
所以所以实际干空气量(2-5)
3.需湿空气量
根据大庆炼油厂标定核算手册:
大气大气湿度62%根据空气的相对温度和气温,查图得水蒸汽和干空气的分子比为。
所以空气中的水汽量实际干空气量×
φ(2-6)
湿空气量
此即正常操作时的主风量,此风量乘110%可作为选主风机的依据。
4.主风单耗(2-7)
5.干烟气量
由以上计算已知干烟气量的各组分的量,将其相加,即总干烟气量。
总干烟气量(2-8)
按各组分相对分子质量计算各组分的质量流率,相加即得总的干烟气的质量流率。
干烟气的质量流率烟气各组分的量×
相应分子量(2-9)
6.烟风比
烟风比(2-10)
(体积比)
7.湿烟气量及烟气组成
表2-3湿烟气量及烟气组成
组分流量相对分子
质量组成(摩尔分数)%
kg/h干烟气湿烟气
CO2653287324412.2511.3
O21284096322.42.2
N245561275682885.479
总干烟气533716039630100____
生成水汽430774018____7.5
主风带入水汽80.81454____________
待生剂带入水汽①55.61000____________
吹扫、松动蒸汽②55.61000____________
总湿烟气595917159028.8____100
按每吨位催化剂带入1公斤水汽计算。
粗略估算值
表2-4再生器物料平衡
入方kg/h出方kg/h
干空气168481干烟气174381
水汽2952水汽10694
主风带入1452生成水汽15480
待生剂带入1000带入水汽2952
松动、吹扫500循环催化剂1000000
焦炭9560________
循环催化剂1000000________
合计1183945合计1203507
2.6再生装置热量平衡
根据大庆炼油厂内部资料,计算:
生成放热每小时烧碳量×
单位放热(2-11)
生成放热每小时烧氢量×
单位放热(2-12)
合计放热:
式中:
33873,119890是再生条件下C,H2燃烧反应单位放热,由以上计算得到再生器烧焦放热
按目前工业上仍采用的经验方法计算有,
焦炭脱附热焦炭吸附热(2-13)
主风由升温至需。
1.干空气升温需热
干空气升温需热干空气的量×
空气平均比热×
空气升温差(2-14)
166061是反应需要的干空气的量,,1.09是空气的平均比热,
2.空气带入水汽升温需热
空气带入水汽升温需热
空气中含有水汽量×
水汽平均比热×
水汽升温差(2-15)
1454是反应需要的空气中含有水汽的量,,2.07是水汽的平均比热
焦炭升温需热,(2-16)
假定焦炭比热和催化剂比热相同1.097,700是催化剂在再生器中的反应温度,,510是催化剂吸附碳进入再生器时的温度,。
待生剂带入水汽热量Q5
催化剂每小时循环量×
水汽的平均比热×
反应温度差(2-17)
2.16是水汽的平均比热,,700是催化剂在再生器中的反应温度,,510是催化剂吸附水汽进入再生器时的温度,。
蒸汽升温需热Q6催化剂每小时循环量×
反应焓差(2-18)
括弧内的数值分别是176.5(表),700过热水蒸汽和981(表)饱和蒸汽的热焓,。
根据公式,
散热损失582×
烧碳量(2-19)
得582×
烧碳量
582×
7839.2
456×
104
循环催化剂带走热量Q8
Q8催化剂每小时循环量×
反应温差×
空气的平均比热(2-20)
1000×
103×
1.097×
700-510
2.065×
108kJ/h
再生器热量:
Q1-(Q2+Q3+Q4+Q5+Q6+Q7+Q8)
表2-5再生器热平衡计算结果汇总
入方出方
焦炭燃烧热47184焦炭脱附热5426
________主风升温9200
________焦炭升温198
________带入水汽温41
________吹扫、松动蒸汽升温115
________散热损失456
________加热循环催化剂20659
________再生器取热11089
合计47184合计47184
从表中可以看出,进入和离开再生器的能量相等,系统达到热量平衡。
设备选型
3.1烧焦罐与再生器内径
根据国内开发成功的快速床串联再生工艺提高了第二密相床的烧碳强度,使整个再生器的综合烧碳强度有较大提高。
其主要的措施是把烧焦罐出口的烟气全部引入第二密相床,使气速在烧焦罐达到,烧焦罐?
再生器变成两个串联的流化床再生器。
此设计采用的是大庆炼油厂所使用的串联的快速循环流化床技术。
图3-1快速循环流化床
进入烧焦再生系统的主风,实际没有一次完全被烧焦罐利用,而是进入烧焦再生系统的主风在烧焦罐中和再生器中各消耗一部分[9]。
湿空气气流量为130988m3/h
设定烧焦罐消耗主风/再生器密相消耗主风
故烧焦罐利用主风烧焦罐气体体积(3-1)
由于采用循环床,烧焦罐内的气体平均流速为,取气速为。
烧焦罐截面积19.6
流体通过烧焦罐的有效内径(3-2)
本设计根据计算和工业设计常规取流体通过烧焦罐的有效内径为,考虑加装衬里总厚200mm,实际内径取。
再生器密相床消耗主风
再生器二密相床气体体积流率
(3-3)
在内径较大的再生器内气体平均流速为0.8~0.9的表观流,流速在此取0.85。
截面积
流体通过再生器密相床有效内径(3-4)
本设计根据计算和工业设计常规取流体通过再生器密相床有效内径为,考虑加装衬里总厚200mm,实际内径取。
3.2烧焦罐与再生器部分高度
[10](3-4)
A?
烧焦罐截面积,;
烧焦罐平均密,,根据经验;
Wx?
烧焦罐或再生器内催化剂的藏量,kg;
190000是以上部分已经计算并得到的反应再生系统催化剂的总藏量,kg,16%烧焦罐内催化剂的藏量占总量的百分率[11]。
根据设计要求和实际建造施工设定烧焦罐罐高取。
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