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石油化工生产技术毕业论文.doc

石油化工生产技术毕业论文

Aubrey青财
2017-09-17 0人阅读 举报 0 0 暂无简介

简介:本文档为《石油化工生产技术毕业论文doc》,可适用于高等教育领域

石油化工生产技术毕业论文年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计毕业设计题目重油催化裂化反应再生系统工艺设计系(部)化学工程系专业石油化工生产技术指导教师黄明刚官睿学生曾浩时间第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计目录前言第一节设计原则第二节装置状况第三节工艺流程概述反应部分工艺流程再生部分工艺流程第四节设计基础数据原料油物性催化剂的物化性质助剂及相关功用第五节反应再生系统工艺计算再生器物料平衡计算再生器热平衡反应器的热平衡和物料平衡再生器主要附件提升管主要附件两器压力平衡(反应器和再生器)主要设备计算结果汇总第六节主要设备选择第七节反应部分工艺技术方案及特点第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计第八节再生部分工艺技术方案及特点第九节能耗分析和节能措施第十节环境保护及职业安全卫生污染源及治理措施安全措施………总结参考文献……第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计前言催化裂化是一项重要的炼油工艺。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。催化裂化过程是原料在催化剂存在时在~度和~mpa的条件下发生裂解等一系列的化学反应转化为气体汽油柴油等轻质产品和焦炭的工艺过程。其原料一般是重质馏分油如减压馏分油和焦化馏分油等随着催化裂化技术和催化剂的不断发展进一步扩大原料来源部分或全部渣油也可以作为催化裂化的原料。近年来我国汽车工业飞速发展年全国生产汽车万辆截止底全国汽车保有量达到辆。专家预测年汽车保有量将超过亿辆(此外还有亿辆摩托车)。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万吨、柴油需求量将超过亿吨。我过约的商品汽油和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世纪可持续发展的重大战略措施。第一节设计原则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。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。“”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。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DCS采用集散型控制系统()提高自动控制水平。HSEhealth,safety,environment采用()管理体系以便减少可能引起的人员伤害、财产损失和环境污染。第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计原料油设计采用的原料油为胜利减压流出油。催化剂及助剂LBCOSO采用催化剂同时采用助燃剂、辛烷值助剂、钒捕获剂、转移助剂、金属钝化剂。X设计内容和范围本装置为反应再生部分包括反应器、再生器、沉降器、旋风分离器等部分。第三节工艺流程概述反应部分工艺流程以往设计采用新鲜原料与回炼油混合进料本设计采用分段进料将新鲜原料用途回炼油分开。提升管底部设有预提升蒸汽和提升蒸汽(或干气)。从再吸收塔来的部分脱前干气经流控阀和提升管底部的莲蓬式分布器进入提升管与预提升蒸汽等作提升介质将从再生器来的约的再生催化剂提升到进料位置。提升管反应器进料有下而上依次是新鲜原料、回炼油、回炼油浆、急冷水(含硫污水或除盐水)、和急冷油(可以是粗汽油、轻柴油)进料喷嘴。新鲜原料和回炼油分为几路每路设有流量控制阀每路在分两支每支路又加流量指示以保证各路进料流量均匀然后经过相应的进料喷嘴进入提升管反应器。从油浆泵来的约的部分油浆经流控阀和油浆进料喷嘴进入提升管其雾化蒸汽上设有限流孔板。除盐水或分馏含硫污水泵来的部分含硫污水经流控阀雾化进入提升管。从分馏部分来的急冷油经流控阀和急冷油喷嘴、经雾化蒸汽后进入提升管。根据原料性质和产品质量、产品分布要求用再生单动滑阀自动控制提升管(或聚气室)出口温度约,从沉降器顶旋风分离器和提升管出口快速分离器分离下来的催化剂进入提升管与汽提蒸汽逆流接触置换出的催化剂颗粒间孔隙内油气汇合进入沉降器顶旋风分离器。沉降器汽提段料位由待生单动滑阀自动控制。根据生产要求用流控阀控制汽提蒸汽流量。重油催化裂化装置多使用金属钝化剂。金属钝化剂用量由计量泵从储罐中抽出根据原料性质和平衡催化剂污染情况按一定比例与新鲜原料混合后进入提升管反应器。采用非水溶性金属钝化剂还需打入一定量的柴油以提高注入管线的线速度防止管线堵塞。再生部分工艺流程第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计来自沉降器汽提段的待生催化剂经待生催化剂分布器进入再生器床层与贫氧主风逆流接触烧掉催化剂上的大部分氢和碳然后与从主风分布管来的主风接触烧焦后的再生催化剂经再生器底部的淹流管排出再生器。夹带催化剂的再生烟气上升穿过催化剂床层进入设在稀相段两级多组旋风分离器绝大部分催化剂分离下来返回催化剂床层。分离后的烟气经聚气室排进再生烟道经蒸汽过热器温度降到以下在经第三级旋风分离器(三旋)将烟气含尘量mgm以下大部分烟气进入烟气轮机(烟机)发电或带动主风机运转。烟机出口烟气与其旁路烟气汇合经过余热锅炉温度降到后排入大气第四节设计基础数据原料油物性(见表)表原料油物性相对密度(d)相对分子质量馏程,特征因数K凝点运动黏度残炭(质量)<S含量(质量)饱和烃N含量(质量)<芳香烃组成Femgkg胶质Nimgkg<重金属含量Vmgkg<占原油(质量)Cumgkg催化剂物化性质(见表)表LB催化剂物化性质化学组成新鲜剂平衡剂筛分组成新鲜剂平衡剂AlO,<μm,NaO,,μm,FeO,>μmSO平均密度μmREO,微反活性(MA)物理性质,HO,h比表面积mg,,HO,,第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计h孔体积mlg,金属含量μgg堆密度gml,Ni磨损指数,V助剂及相关功用表助剂及功用助剂名称组成特点作用降低再生剂的喊炭量提高促进CO转化成COCO助燃剂Pt(Pd)AlO催化剂活性减少催化剂循环量和消耗提高轻质油收率进行二次反应如二次裂化、异构化等以提高催辛烷值助剂ZSM分子筛化裂化汽油的辛烷值Sb(Sn)有机化合使催化剂上的有害金属(Ni)减活以减少其毒害金属钝化剂物作用改善裂化产物的选择性。使再生催化剂上的钒转化为五价钒酸再与钒捕获钒捕获剂固钒剂R和ZSM剂中的碱性金属氧化物化合生成稳定的钒酸盐转化为金属硫酸盐减少SO将再生过程中的SOxXSO转移剂MgO等金属氧化物x排放量。第五节反应再生系统的工艺计算催化裂化反应再生系统的工艺简图如图一催化裂化反应再生系统的工艺设计计算主要包括以下几个方面:再生器物料平衡和热平衡计算反应器的热平衡和物料平衡计算再生器主要附件工艺设计计算包括壳体、旋风分离器、分布管(板)、淹流管、辅助燃烧室滑阀、稀相喷水等提升管及主要附件工艺设计计算两器压力平衡。包括催化剂输送管路催化剂储管及抽空器其他细节如喷嘴、松动点的布置限流孔板的设计等第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计图烧焦罐式FCC工艺反再部分流程图再生器物料平衡再生器主要操作数据入下表再生气主要操作数据再生器顶部压力(表)MPa烟气组成(体积分数)再生温度COCO体积比主风入再生器温度O待生剂温度焦炭组成(HC质量比)大气温度再生剂含碳量(质量分数)大气压力MPa烧焦炭量th空气相对湿度烧焦量及烧氢量烧碳量=××=×kgh=kmolh烧氢量=××=×kgh=kmolh因烟气中COCO(体)=所以生成CO的量为:,kmolh,kgh生成的CO中C为,=kmolh=kgh理论干空气量碳烧成CO需O量=×=kmolh碳烧成CO需O量=×=kmolh氢烧成HO需O量=×=kmolh则理论需O量==kmolh=kgh理论带入N量=×=kmolh=kgh所以理论干空气量==kmolh=kgh实际干空气量烟气中过剩O的体积分数为。则由第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计O(过),COCONNO(理)(过)(过)O(过),OO(过)(过)解上述方程便可求得过剩O量O=kmolh(过)所以实际干空气量==kmolh=kgh要湿空气的量需大气的温度为相对湿度为查空气的湿焓图得空气的湿焓量为kgkg水干空气()()所以空气中的水汽量=×=kgh=kmolh湿空气量==kmolh=m(N)h=m(N)min,此即正常操作下的主风量主风单耗湿空气量主风单耗,,,m(N)kg(焦)烧焦量总干烟气量由以上计算可知干烟气中的个组分的量将其相加即得总干烟气量总干烟气量=COCOON==kmolh=kgh湿烟气量及烟气组成(见表)表湿烟气量及烟气组成流量组成(摩尔分数)相对分子组分量kmolhkgh干烟气湿烟气CO第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计COON总干烟气,生成水气,主风带入水汽,,待生剂带入水汽,,吹扫、松动蒸汽,,总湿烟气,合计合计按每吨催化剂带入kg水气及设催化剂循环量为th。粗估算值。烟风比湿空气量主风量(体)==再生器热平衡烧焦放热生成CO放热=×=×kJh生成CO放热=×=×kJh生成HO放热=×=×kJh合计放热=×kJh焦炭吸附热(脱附热)按目前工业上采用的计算方法有:焦炭吸附热=××=×kJh主风由升至需热干空气升温需热=××()=×kJh水汽升温需热=××()=×kJh焦碳升温需热第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计假定焦炭的比热与催化剂的相同也取kJkg,则焦炭升温需热=××()=×kJh待生剂带入水汽升温需热××()=×kJh吹扫、松动蒸汽升温需热×()=×kJh散热损失×烧炭量(以kgh计)=××=×kJh给催化剂的净热量=焦炭燃烧热,第项至项之和=××=×kJh计算催化剂循环量G×=G×××()则G=×th再生器热平衡汇总(见表)表再生器热平衡汇总入方×kJh出方×kJh焦炭脱附热主风升温焦炭升温焦炭燃烧热带入水气升温散热损失加热循环催化剂合计合计表再生器物料平衡第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计入方kgh出方kgh干空气干烟气主风带入生成水气水水待生剂带入带取水气汽吹扫、松动蒸合计汽汽合计焦炭循环催化剂×循环催化剂×合计×合计×反应器的热平衡和物料平衡再生器物料平衡(见表)反应条件(见表)表反应条件沉降器顶部压力(表)kPa提升管出口温度原料预热温度新鲜原料流量th催化剂循环量th待生剂入口温度提升管停留时间s,产品产率(见表六)表产品产率干气液化气稳定汽油轻柴油重柴油焦炭损失原料及产品性质表原料及产品性质性质原料油稳定汽油轻柴油重柴油回炼油密度(ρ)gcm初馏点恩氏蒸第页共页馏年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计终馏点平均相对分子量反应器物料平衡由已知条件就可以直接进行物料平衡其结果列于表表表入方物料项目kgh相对平均分子量Kmolh新鲜原料×回炼油×催化剂×再生剂带入烟气水蒸汽总量进料雾化其水预提升蒸膨胀节吹扫汽中事故蒸汽吹扫合计油气合计按每吨催化剂带kg烟气计算。按总进料的计算。表出方物料项目Kgh相对平均分子量Kmolh裂化油×汽油×轻柴油×重柴油×回炼油×烟气水蒸气催化剂焦炭×损失合计油气合计损失按裂化气计算。第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计反应器热量衡算反应热计算由《催化裂化工艺学》知反应热=千卡kg催化反应炭且有:催化反应炭=焦炭中总炭,附加炭,气提炭=新鲜原料量×新鲜原料残炭值×附加炭气提炭=催化剂循环量×则附加炭=×××=kgh气提炭=××=kgh催化反应炭=×,,=×kgh总反应热=×催化反应炭×反应热=××××=×kJh水蒸汽升温吸热Q=×(,)×=×kgh反应器散热损失对于大型装置采用经验公式计算散热损失(kJh)=×烧炭量(kg),则散热损失=××=×kJh原料油由升至时吸收的热量将原料油、回炼油混合进料进行处理因原料油的密度,=gcm查《石油炼制工程》的石油馏分焓图可知当T=时石油馏分油焓为kcalkgT=时石油馏分油焓为kcalkg则原料油升温需热=()×××(,)=×kJh催化剂吸附热催化剂吸附热=焦炭脱附热=×kJh反应器出方总热量总热量=()×=×kJh循环催化剂供热量供给热量=总热量,吸附热=(,)×第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计kJh=×核算催化剂在反应器中的循环量Q循环量,,,kghc,t(,),其误差为:此误差在设计的允许范围内。,表反应器热平衡汇总供热×kJh吸热×kJh反应热循环催化剂水气升温热散热损失吸收热原料升温热合计合计再生器主要附件再生器的主要部件如图所示其主要部件有烧焦罐、稀相输送管、再生器稀相段、再生器第二密相床、再生器内旋风分离器它们的工艺设计计算如下:烧焦罐设计由经验知在采用高温CO完全燃烧时烧焦罐内线速度为ms左右设烧焦罐的温度为进风出压力为MPa则可由PV,nRT求出主风进口的体积流率V,,mh,ms假设此烧焦罐的内径为m则烧焦面积DS,=,m此时烧焦罐内的线速度Vms故u,,,msS第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计此假设不合理假设假设此烧焦罐的内径为m则烧焦面积DS,,,m此时烧焦罐内的线速度Vu,,,msS可见取D=m合理,则此烧焦罐的内径为D=m。图,上图,再生器结构简图WH,烧焦罐高度可以由计算其中表WA,示催化剂在烧焦罐内的藏量表示催化剂在烧焦罐,内的密度由经验知催化剂在烧焦罐内的停留时间为s则W,,t,kgA又=m,设=kgm(经验数据),WH,,,m则A,稀相输送管设计设C、H在烧焦罐燃烧了(经验数据)而完全燃烧后的烟气为kmolh,又设稀相输送管中的压力为Mpa温度为则稀相输送管内气体体积流率为:V,,mh,msD又设稀相输送管的内径=m则D,S,,,mV则稀相输送管内气速u,,,msS据UOP公司提出的设计准则:稀相输送管内气速一般在,ms范围内。故D取稀相输送管的内径=m合理。第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计WH,计算稀相输送管的高度由《催化裂化工艺与程》同理可以利用公式A,知催化剂在稀相输送管内的停留时间为s左右。取=,=kgm(经验值),tsA又因=m所以WH,,,mA,又因稀相输送管的经验高度为,m故此值H=m合理。再生器稀相段T再生器稀相段的温度一般较第二密相床低左右取=设压力为MPa根据再生烟气量为kmolh利用可以计算此时的体积流率为:PV,nRTV=××,mh,msD假设稀相段内径=m则V稀相段线速度u,,,msS由《催化裂化工艺设计》知稀相段线速度一般为ms最大不超过ms故此处取稀相段内径D=m合理。(TDH)对于再生器稀相段高度可以利用输送分离高度来求查《石油炼制工程》有:TDH,,,(,)exp(u)式中为床径DfTDTuu为气体线速又因=m=ms则DffTTDH,,,(,)exp()解以上方程有TDH,mTDH此计算的值与实际生产中的值相差甚远只有满足下式时才能较好的符合TDH,TDH理实则TDH,m实第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计又考虑到由一级旋风分离器到再生器的顶部的距离一般为m则整个稀相段的高度为H,TDH,m实再生器第二密相床主风量约有进入第二密相床带走催化剂再生后的烟气同样可以利用来计算此PV,nRT时的体积流率此时第二密相床内的温度为压力为MPa则体积流率V,,mh,ms因第二密相床内的线速度在,ms故设=ms则u烟气通过的面积为D,S,,,m又因稀相输送管所占的面积为,DS,,m稀则第二密相床内径为()SS()稀,,,mD,WH,同样对于第二密相床的高度也可以利用计算催化剂在第二密相A,床内的停留时间为s则催化剂藏量为W,,kg取,=kgm则WH,,,mA,再生器第二密相床与稀相输送管的过渡段由于小密度催化剂的休止角小于大密度的催化剂的休止角前者第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计一般为后者一般为,故取催化剂的平均休止角为又因在工程设计中再生器锥底与水平面的夹角要大于休止角故取休止角为则h,tan,,解之有=mh再生器内旋风分离器表型旋风分离器尺寸PV项目一级二级入口面积m料腿直径mmφ×φ×料腿内截面积m再生器的旋风分离器采用多组两级串联方式又因PV型旋风分离器的结构简单衬里易于施工检修方便其长径比大且长径比可通过优化设计灵活调整。因此本设计采用PV型旋风分离器两级串联。其工艺尺寸见表。再生器内的旋风分离器的工艺简图如图三一级料腿伸入到第二密相床以下m二级料腿伸入m一、二级料腿均采用全覆盖阀。计算旋风分离器组数选用两组旋风分离器则一级入口面积为SS,,mVu,,,ms一级入口线速度S由《催化裂化工艺设计》知一级入口线度一般在,ms且最大不超过过ms因此取组旋风分离器是合理的。对于再生器内旋风分离器的二级入口流率当采用CO高效完全燃烧时,C已完全燃烧故可以不再在二级旋风分离器处设间接蒸汽因此一级、二级气体流率均为ms一级、二级的入口面积均为m则二级入口气仍为ms由《催化裂化工艺设计》知二级入第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计口线速度一般在,ms因此该值也是合图旋风分离器的工艺简图理的。再生器内旋风分离器压降旋风分离器内的压力平衡图如图:一级旋风分离器压降,Pu,P=(K,,)平气gu,msK,,u,,kgm气T由于烧焦罐稀相管出口设有型快速分离器其效率为则稀相管中图旋风分离器压力平衡图催化剂循环量为:G,,kgh(,),,,kgm则固,,,kgm平,P,(),kgm,kpa二级旋风分离器压降,Pu,,,P气g,,kgm,kpa料腿长度第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计一级料腿长度应H,,(PP)HH,P,阀H,,P,P,,P,kgm对于稀相管密度的确定取床面m的平均密度=×一级旋风分离器入口催化剂浓度查《石油加工工艺学》有当kgm,则u,时,,,,,,kgm取床面m以上至旋风分离器入口的平均密度=×一级旋风分离器浓度则,,,,kgmH,,(,),,kgmH,,,kgm,P阀一级料腿密度取kgm(经验值)取kgm(因为用的是全覆盖翼,阀)则H,,m一级料腿最小长度为=m一级旋风分离器入口中心线至灰斗底端的距离为m则一级料腿实际长度为=m故完全可以满足一级料腿压力平衡的需要。二级料腿长度应H,,(P,P)HH,P阀H,,P,P,,P,P,,kgmH,,kgmH,,,kgm二级料腿密度取kgm(经验值)则,H,,m二级料腿最小长度应为=m其实际长度远超过m故可以满足二级料腿压力平衡要求。第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计核算料腿负荷一级料腿负荷T型旋风分离器效率计随烟气带走的催化剂全部进入旋风分离器且完全在一级内回收下来按则通过一级料腿的固体流量G,,kgs一级料腿截面积为S,,m则一级料腿质量流率,,kgm,s二级料腿负荷按一级旋风分离器的回收率为计则通过二级料腿的固体的流量G,,kgs二级料腿截面积为S,,m二级料腿质量流率,,kgms提升管及主要附件提升管反应器部分的简图如图五该部分的工艺设计计算包括提升管进料处的压力和温度、提升管内径、提升管长度、提升管总压降、预提升段的内径和高度、提升管沉降器、反应旋风分离器等。其计算的详细过程如下:提升管进料处的压力和温度压力沉降器顶的压力为kPa(表)设进油处至沉降器顶部的压降为kpa提升管内的压力为:=kpa。图提升管反应器第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计温度加热炉出口温度为压力为Mpa的再生催化剂接触立即完全汽化而原料有与催此时原料油处于液相状态。经雾化进入提升管与化剂接触后的温度可由图六的热量平衡计算。油、蒸汽升温和催化剂吸热的热量计算见表表油和蒸汽的热量计算进出物流流量温度焓kgkJ热量kJh温度焓kgkJ热量kJh原料油×(l)×T(g)I×I水蒸气×ITI油和水蒸气共吸热量=(I,)(I,)而催化剂和烟气由降至T所放热量为:放热量式中和,(,T)(,T)分别是催化剂的密度和烟气的密度。设T=查《石油炼制工程》有原料油在的焓值为kJkg,水蒸气的焓值为kJkg将它们带入以上的两热量式有左边=右边=两边的误差为故取T=是可行的。提升管内径D提升管内径为=m则提升管截面积为D,S,,m图提升管进料处的温度第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计则提升管下部气速可以求出由前面的物料平衡可知油和蒸汽的总流率为kmolh,所以下部的体积流率为:V,下,ms,msV下D则又因提升管入口线速度一般在,ms故取=m可行。u,,,ms下S出口油气的总流率为kmolh则出口油气的体积流率为:V,上,ms,ms出口线速度为:V上u,,,ms上SD计算结果表明:提升管出入口的线速度在一般的设计值范围内所以取=m是可行的。提升管长度提升管内的平均气速为:(,)uu下上,,msuln()取提升管内的停留时间为s则提升管的长度为:L,u,,m提升管总压降,P提升管总压降包括静压摩擦压降及出口、转向等损失各项的计算分别如下:,P,Pfha,Ph取提升管内的密度(经验值)则,,kgm,P,,,h,,kgm,kpah,Pf第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计L,,,,P,,ufD,kpa,Pa,u,,,P,N,a,kPa则提升管总压降为:,P,,P,P,P,,kpahfa损此值以前面所设的比较的接近故前面的假设是合理的就不必在从新设定了。预提升段的内径和高度预提升段的烟气和预提升蒸汽的流率为:,kmolh则体积流率V,,ms取预提升段的线速度为ms则u,VD,,,m,m,u考虑到进料喷嘴以下设有事故蒸汽进口管入孔再生剂斜管入口等预提升高度取m提升管工艺计算结果汇总见表表提升管工艺计算预提升段反应段长度m长度m内径m内径m提升管总长m提升管沉降器第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计沉降器内径沉降器应满足:线速度不能过高以避免催化剂带出过多且还要能够容纳内旋风分离器。经验值知反应器和沉降器的线速度ms。由由前面的计算知提升管出口的油气的体积流率V=ms,设沉降器的内径D=m则上D,S,,,m沉降器内的线速度为:V上ms所以其沉降器的内径D=m可行。u,,,msS沉降器床层面到到沉降器顶部高度HTDH对于的求法可以利用输送分离高度()查《石油炼制工程》有:HTDH,,,(D,)exp(uD)TfTDT式中D为床径为气体线速又因D=m=ms则uuTTffTDH,,,(,)exp()解以上方程有TDH,m此计算的TDH值与实际生产中的值相差甚远只有满足下式时才能较好的符合TDH,TDH理实,TDH实,m又考虑到一级旋风分离器到沉降器顶的距离一般为m故H,,m汽提段内径本设计中催化剂循环量为×th而汽提段的直径一般以催化剂的流率确定一般为,tmh则汽提段内径与直提升管反应器的内径形成的环形面积为SS,,m又已知提升管反应器的面积为S第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计D,S,,,m汽提段内径为SS(),,,mD,汽提段高度,,取此处的催化剂停留时间为minkgm(经验值)则催化剂藏量W为:W,,kgWH,,,mA,对于汽提段内的盘环式盘板可按一般的设计要求气提段安装,层挡板板间距为,mm因此此处设计中取层挡板板间距为mm汽提段与沉降器过渡段的距离H由于小密度催化剂的休止角小于大密度的催化剂的休止角前者一般为后者一般为,故取催化剂的平均休止角为又因在工程设计中为了使催化剂顺利滑落应使壳壁与水平线的夹角大于休止角故取,,则Htg:,,解此方程有,H,m反应沉降器总高H,HHH,,m反应旋风分离器旋风分离器的选型PV反应器内的旋风分离器任选用型采用一级便可其主要的工艺尺寸见表。旋风分离器的组数此处选用组则入口截面积为第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计S,,m一级入口线速度为V在经验值范围内故选组可以满足要求。u,,,msuS一级料腿负荷假定进入旋风分离器内的固体颗粒全部回收下来取旋风分离器内固体的颗粒密度为kgm则一级料腿的固体流量为:G,,kgs一级料腿质量流量=,,kgms两器压力平衡催化裂化装置反应再生系统之间的压力平衡是维持催化剂正常循环、保证装置安全生产的关键。本设计反应再生压力平衡以再生剂循环路线为计算依据。各段的密度和高度等参数见图两器部分工艺数据见表图图两器立面图表两器部分工艺数据提升管预提升蒸带入提升催化剂循再生器顶压沉降器顶提升管内总进料汽量管烟气量环量力压力径量thkghkghthMpaMpam提升管出再生斜提升管入提升管出预提升管提升管入口预提升段口油气流管内径口线速口线速线速油气流率气体流率率mmsmsmsmmm第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计hhh再生器顶部压力P再P,MPa(表),(绝),kgcm再再生器稀相段静压,P,P,,,h,,,kgm,kgcm淹流管以上密相床压降,P,P,,,h,,,kgm,kgcm下滑阀以上淹流管及斜管静压,P,P,,,h,,,kgm,kgcm下滑阀以下斜管静压,P,P,,,h,,,kgm,kgcm沉降器顶部压力P沉P,MPa(表),(绝),kgcm沉沉降器稀相段静压,P,P,,,h,(,),kgm,kgcm提升管进料口以上静压,P提升管内的平均油气体积流量为:,,,mhln()(),kgm所以平均视密度=,,,ms提升管内平均油气流率=ln()查的滑落系数为则第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计实际密度=×=kgm所以,P,,,h,(,),kgcm提升段静压,P,kgm预提升段视密度=取滑落系数为则实际密度=×=kgm所以,P,,,h,,,kgcm再生斜管摩擦阻力,Pf在计算再生斜管静压和时采用的密度是视密度因此在和中实际已包含了再生斜管的,P,P,P,P摩擦阻力。或者说前面计算的和应当是再生斜管的蓄压。因此在这里不必再单独计算再生斜,P,P管的摩擦阻力。提升管直管段摩擦阻力,Pf(,)L,,,,,P,ufD,kgcm由于加速催化剂出口伞帽处转向及出口损失引起的压降,Pa,Nu出,,,Pag,,(),kgcm,P预提升段摩擦压降f第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计L,,,P,ufD,,,,kgcm再生剂循环路线压力平衡计算结果汇总(见表)表再生剂循环路线压力平衡计算结果汇总推动力kgcm阻力kgcm再生器顶部压力沉降器顶部压力PP再沉再生器稀相段静压沉降器稀相段静压,P,P提升管进料口以上静压再生器密相段静压,P,P下滑阀以上斜管蓄压预提升段静压,P,P下滑阀以下斜管蓄压预提升段摩擦压降,P,Pf提升管,Pa预提升段摩擦压降,Pf合计再生滑阀压降,P,P阀阀合计,P阀从上表可知再生滑阀压降kgcm一般要求滑阀的压降在,,P,,,阀kgcm因此计算结果是合适的。再生滑阀直径的计算根据两器压力平衡求得滑阀压降后利用公式G,A,,,PA可以计算滑阀流通面积式中G催化剂循环量th,斜管密度kgm第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计滑阀压降kgm,则,PG,,A,,,m,P,在实际中为了操作平衡又有一定的弹性滑阀开度不应过大或过小一般开度保持在,为宜。此时滑阀的直径计算公式为:AD,开度此处取滑阀开度为则滑阀直径为:D,,m主要设备计算结果汇总为了方便查阅将计算的结果列表汇总如下表设备计算结果汇总项目内径m高度,m烧焦罐稀相输送管再生器稀相段再生器第二密相床预提升段提升管汽提段沉降器稀相第六节主要设备选择提升管反应器采用折叠式提升管分为两段:上段为进料及反应段下段为预提升段。反应段上部直径为m内衬mm隔热耐磨衬里反应段下部直径为m内衬mm隔热耐磨衬里。预提升段直径为m内衬mm隔热耐磨衬里。提升管反应器进料设台BWJ型高效雾化原料喷嘴台BWJ型高效雾第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计化油浆喷嘴提升管上部设组终止剂喷嘴。提升管出口设两组粗旋风分离器。沉降器及汽提段沉降器置于再生器之上直径为m内衬mm隔热耐磨衬里采用两组单级PV型旋风分离器并设内集气室。汽提段直径m设层环形挡板整个汽提段插入再生器中外衬隔热耐磨衬里。再生器采用大小筒结构稀密相直径(外径)分别为m采用mm厚隔热耐磨衬里主要内构件包括组两级PV型旋风分离器、主风分布管、待生催化剂分配器、待生塞阀及待生套筒、外取热器返回管等。外取热再生器设一台气控外循环式翅片管外取热器其直径为m内衬mm隔热耐磨衬里汽水循环系统采用自然循环方式取热能力为kW三级旋风分离器设一台立式PV型三级旋风分离器。主风机及烟气轮机装置设二台主风机一开一备。为离心风机主风机组配置为烟气轮机主风机电动三机组主风机设计风量mnmin(湿)最大风量mnmin(湿)。出口压力MPa(绝)烟气轮机的设计烟气量为mnmin电动机额定功率为kW。备用主风机组设计风量为mnmin(湿)出口压力为MPa(绝)驱动机为电机电机额定功率kW。增压机组增压机的作用是提供外取热器和待生塞阀套筒流化用风以及外取热器返回管提升用风。选用离心式增压机设计风量为mnmin出口压力MPa(绝)由电机驱动电机额定功率kw。设两台增压机其中一台操作一台备用。第七节反应部分工艺技术方案及特点吸收国内外同类生产装置积累的经验并结合本装置具体特点为进一步改善产品分布提高轻油产率、降低干气及焦炭产率在提升管反应系统设计中采用以下一系列措施。设置预提升段提升介质为自产干气和蒸汽。预提升段的目的在于催化剂整流使催化剂和油气保持均匀接触。采用高效雾化喷嘴BWJ改善雾化效果提高轻质油收率减少干气及焦炭产率。第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计提升管中上部设有注反应终止剂措施。为了抑制氢转移等二次反应及减少热裂化反应在提升管中上部设置反应终止剂注入点以增加操作的灵活性及适应性。提升管出口快分技术。提升管出口采用粗旋加单旋并采用近似直联技术使催化剂与反应油气迅速分离力求减少油气在高温区的停留时间从而减少干气的产生。采用两段汽提提高汽提效果对降低再生器的烧焦负荷和减轻催化剂水热失活有很大好处本次设计采用两段汽提以改善汽提蒸汽与待生催化剂的接触提高汽提效果。同时设计采用较长的催化剂停留时间和较高的汽提温度均有助于提高汽提效果。采取上述措施使得催化剂在从进入提升管至离开沉降器汽提段的整个过程中均处于良好状态。通过预提升段尽可能地使催化剂流动均匀。采用高效雾化喷嘴使催化剂与良好雾化并均匀分布的原料油雾滴接触达到瞬间汽化、反应的目的。使用终止剂技术及减少二次反应的措施可以减少裂化反应及热裂化反应使反应油气在高温区的停留时间尽可能缩短。加之完善的汽提措施从而达到提高轻质油收率降低干气、焦炭产率的目的。第八节再生部分工艺技术方案及特点再生方案的选择原则应能满足降低再生催化剂定碳以使催化剂性能得以充分发挥同时应避免采用过于苛刻的再生条件以利于恢复并保护催化剂活性。本装置采用的是快速床再生为了达到在合理的再生条件下尽量降低再生剂的含碳量本设计采取了多项提高烧焦效果的措施各项措施综述如下:()采取加CO助燃剂的完全再生方案完全再生由于平均氧浓度的提高可使再生剂含碳明显降低。完全再生有高温完全再生和加助燃剂的完全再生。本设计采用加助燃剂的完全再生。()采用较高的再生温度再生温度是影响再生效果的重要因素再生温度的提高可大大提高焦炭燃烧速度因此本装置在避免水热失活的前提下尽量提高再生温度设计再生密相温度为。()采用逆流再生通过加高待生套筒使待生催化剂进入密相床上部催化剂向下流动与主风形成气固逆流接触烧焦。由于高含氧的气体和低含碳的催化剂相遇低含氧的气体和高含碳的催化剂接触因此整个烧焦过程化学动力学速度比较均一有利于提高总的烧焦强度降低总藏量。()采用高床层再生及较高的密相线速本装置采用m的密相床高较高的再生密相床高度不仅可提高气固的单程接触时间而且有利于第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计CO在密相床中燃烧并提高输送推动力,提高密相床层线速是提高烧焦强度的一种有效手段。本装置采用ms密相床层线速以提高烧焦的氧传递速度从而达到提高烧焦强度的目的。采用改进的主风分布管()主风的分布好坏将直接影响再生器的流化质量从而影响烧焦效果。本次设计采用改进的主风分布管改善流化质量并降低主风分布管的磨损。()采用多项新技术为提高装置总体技术水平设计中采用多项国内新近开发的新技术、新设备、新材料等。原料及油浆雾化采用BWJ型喷嘴高效喷嘴该喷嘴具有压降低、雾化效果好、干气及焦炭产率低、轻质油收率高、操作平稳及油、汽互不干扰等特点可以满足工艺过程的要求且可在一定程度上降低能耗。采用气控外循环取热器气控外循环取热器是洛阳石化工程公司的专利技术。该型式外取热器具有结构简单、操作方便、调节灵活、运行可靠等特点。外取热器取热管采用肋片管具有传热系数高、设备结构紧凑、抗事故能力强等优点。外取热水系统采用自然循环方式节省动力运行可靠。采用高效PV型旋风分离器从维持反再系统平稳操作减少催化剂自然跑损的角度出发本装置反再系统中旋风分离器均采用分离效率高、结构简单、操作弹性大的PV型旋风分离器。采用两段汽提技术改善汽提效果是降低焦炭产率的一个重要手段为此本装置采用两段汽提的技术。机泵选用高效率的流程泵部分机泵配置变频电机。单、双动滑阀塞阀均采用电液执行机构和冷壁式阀体结构。采用低毒无味的LMP型金属钝化剂。为保护烟机并减少烟气中粉尘对大气的污染本装置采用操作弹性大、分离效率高、立式PV型三级旋风分离器且采用大流量单管,mm。第九节能耗分析及节能措施重油催化裂化装置中能耗的大小主要取决于生焦率的高低及剩余热量的利用程度设计中首先考虑采取措施降低生焦率及提高能量的利用率采取适当的工艺技术尽量降低装置能耗。降低生焦采用LB催化剂、快速终止剂及反应油气快速导出系统以降低催化焦的产率。第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计采用高效汽提技术降低可汽提焦。采用高效雾化喷嘴等措施降低原料焦。采用干气预提升及金属钝化剂技术降低污染焦。设置烟机回收烟气压力能设置余热锅炉回收烟气热能。尽量采用消耗低的设备如在合适的部位采用空冷器降低循环水用量采用新型进料雾化喷嘴降低蒸汽耗量采用变频调速技术降低油泵的用电量。外输量外取热器发生低压蒸汽并过热气压机的驱动用汽。装置自产Mpa蒸汽绝大部分在装置内消耗,很少。环境保护及职业安全卫生第十节污染源及治理措施设计中优先考虑采用不产生或少产生污染的工艺方案及流程对过程中出现的不可避免的污染物首先考虑综合利用化废为利。针对各种污染物采取必要措施加以处理使之符合有关环保要求。本装置污染源及采取的治理措施为:再生烟气装置正常生产时产生大量烟气其中含有SOx、NOx、粉尘等有害物质。该烟气经三级旋风分离器可将绝大部分催化剂粉尘回收最后经m高烟囱放空烟气中有害物质排放量均符合有关环保要求。废催化剂装置正常生产时根据原料变化情况除催化剂自然损失外为维持平衡催化剂上重金属含量在一定的水平需根据情况从再生器内卸出一部分平衡催化剂。目前国内正在开发利用废催化剂的有关技术因此在废催化剂回收利用的工程问题尚未合理解决之前废催化剂可有两个去处一是作为生产水泥掺合料二是用汽车运出厂外地下掩埋此类废催化剂在国外经滤水试验证明对环境是无害的。噪声本装置的主要噪声源包括机组、油泵空冷器风机、调节阀及放空口等。针对以上噪声源设计中具体采取措施如下:()主风机组进出口均设消声器控制其噪声不大于dBA主风机操作间采取隔声措施。控制其噪声不大于dBA。()各油泵的电机均选用低噪声的YB系列防爆电机将其噪声控制在dBA以下。()部分油泵采用变频调速技术正常操作时可避免调节阀产生的噪声。第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计()空冷器风机均选用低噪声型叶片使其噪声小于dBA。()合理选择调节阀及变频调速电机避免因压降过大而产生的高频噪声。各放空均设有消声器以尽可能降低噪声。()()大型特阀均采用电液执行机构可避免风动执行机构所产生的噪声。安全措施反应,再生部分是装置核心部分该部分平稳操作对整个装置极其重要为此设计中在自动控制、仪表设计方面采用了一系列的声光报警系统和自动保护系统以保证装置的安全生产。对各类高温设备如反应器、再生器选用合适的材质及可靠的衬里材料以确保设备在正常操作温度下甚至短时超温时不至于损坏。为防止设备超压造成事故在有关塔、容器、炉、压缩机出口设置必要的安全阀并将泄放的油气或有害气体密闭排至火炬系统。在可能有易燃、易爆气体的危险区域均设有可燃气体报警仪以便在险情到来之前及时报警并排除险情。气压机故障或开工初期富气经气压机入口放火炬线直接排至火炬系统确保装置安全生产。装置内部各设备之间的间距建筑物与构筑物的防火防爆距离等均符合有关现行标准。选用不含硫、磷的低毒无味新型金属钝化剂降低了使用钝化剂时对人体的危害性同时将钝化剂加注系统设计为密闭型式操作时无需与钝化剂直接接触。催化裂化反应过程中会产生剧毒的硫化氢气体。在生产中硫化氢气体始终处于密封系统为确保人身在操作及检修过程中免受其危害装置设有硫化氢气体报警仪并配备一定数量的防毒面具。总结由于自己对催化裂化这个课题的界面了解有限对催化裂化技术只是有一个初步的了解但是我们还是不难看出催化裂化这项技术是我国非常需要的并且非常迫切的需要或许是因为对客体不够了解所以觉得这项技术很复杂。在不读拿的作这个设计的时候不断地查阅资料了解。更充分的知道了催化裂化的使用性。通过这次毕业设计也学到很多的东西不仅对催化裂化工艺技术有了更衬层次的了解更重要的是学会了做工艺设计的方法也提高了处理和解决实际问题的能力以及查阅相关资料的能力同时充实了自己让自己的脑海里又多了一份属于我们自己专业该有的知识。总的来说这次的毕业设计让我受益非浅。参考文献梁凤印(流化催化裂化M(北京:中国石化出版社,林世雄(石油炼制工程M(北京:石油工业出版社,第页共页年加工×重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计李春年(渣油加工工艺M(北京:中国石化出版社,侯祥麟(中国炼油技术新进展M(北京:中国石化出版社,李再婷蒋福康等(催化裂解技术的工业应用J(石油加工学报,()张建芳(炼油工艺基础知识M(北京:中国石化出版社,李叔培(催化裂化工艺设计M(北京:中国石化出版社,徐先盛(催化工艺学M(北京:烃加工出版社,洛阳石化工程公司炼油技术与工程J((、、)陈俊武(催化裂化工艺与工程M(北京:中国石化出版社,刘春生(中国石油化工M(北京:中国石化出版社,李庆萍(催化裂化装置培训教程M(北京:化学工业出版社,谢朝钢(施文元大庆蜡油掺渣油催化裂解技术的工业应用J(中国石化出版社刘春生(中国石油化工M(北京:中国石化出版社,马伯文(催化裂化装置技术问答M(北京:中国石化出版社,第页共页

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石油化工生产技术毕业论文

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