毕业设计(论文)-80万吨年催化裂化装置设计计算书.doc
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1、齐齐哈尔大学毕业设计(论文)用纸第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
2、,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
3、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,无论是规模还是技术均有了巨大发展。现在它已经成为原油二次加工中最重要的一个加工过程。从催化裂化技术角度来说,基本的是反应再生型式和催化剂性能两个方面的发展。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,也包括焦化重馏分油。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,石蜡油,脱沥青的减压渣油,加氢处理重油等。最早在工业上采用的
4、反应器型式是固定床式反应器。反应和再生是轮流间歇地在同一反应器内进行的。为了在反应时供热及在再生时取走热,在反应器内装有取热的管束,用一种融盐循环取热。为了使生产连续化,可以将几个反应器组成一组,轮流地进行反应和再生。固定床催化裂化的设备结构复杂,生产连续性差,因此,在工业上早已被其他型式的反应器所取代。由于生产要求的不断扩大和生产技术的不断进步,在二十世纪九十年代初期,流化床催化裂化技术迅速地发展成熟起来并很好地运用到实际生产中去。1.1.3 催化裂化工艺简介移动床催化裂化的反应和再生是分别在反应器和再生器内进行的。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
5、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20100m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,
6、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
7、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
8、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1.4.1 设计规模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。1.4.2 生产规模全装置采用连续操作方式,年处理量为
9、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)。1.4.3 生产制度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1.5.1 催化剂物化性质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
10、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Al2(so4)3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3-5的小球,流体床用的是1-100m的微球。一种多微孔性物质的平均直径是4-8,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
11、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
12、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
13、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
14、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。1.5.2 催化剂技术指标本设计选择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,
15、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第2章 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
16、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
17、%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
18、生温度,外取热器产生0.3 Mpa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
19、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/h110892.4 本设
20、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。
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