渣油催化裂化反应再生系统工艺设计
最新万吨年催化裂化反应—再生系统计算
万吨年催化裂化反应—再生系统计算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-recovery system. The most important and core part of the unit is reaction-regeneration system. The DaQing Crude wax oil and vacuumdistillation 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 in both reactor and reproducer. There is trickle vavle on the dipleg of the latter, whilethe T-rapid separation unit is fitted in the exit of riser and dilute phase riser. From the date, the unit can substantially reach the required yield. Keywords: Catalystic cracking, Reactor, Reproducer, Riser, Coke-burning drum毕业设计（论文）原创性声明和使用授权说明原创性声明本人郑重承诺：所呈交的毕业设计（论文），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。
石油炼化常用的七种工艺设计流程
石油炼化七种工艺流程从原油到石油要经过多种工艺流程，不同的工艺流程会将同样的原料生产出不同的产品。
从原油到石油的基本途径一般为：①将原油先按不同产品的沸点要求，分割成不同的直馏馏分油，然后按照产品的质量标准要求，除去这些馏分油中的非理想组分；②通过化学反应转化，生成所需要的组分，进而得到一系列合格的石油产品。
石油炼化常用的工艺流程为常减压蒸馏、催化裂化、延迟焦化、加氢裂化、溶剂脱沥青、加氢精制、催化重整。
（一）常减压蒸馏1.原料：原油等。
2.产品：2.石脑油、粗柴油（瓦斯油）、渣油、沥青、减一线。
3.基本概念：常减压蒸馏是常压蒸馏和减压蒸馏的合称，基本属物理过程：原料油在蒸馏塔里按蒸发能力分成沸点范围不同的油品（称为馏分），这些油有的经调合、加添加剂后以产品形式出厂，相当大的部分是后续加工装置的原料。
常减压蒸馏是炼油厂石油加工的第一道工序，称为原油的一次加工，包括三个工序：a.原油的脱盐、脱水；b.常压蒸馏；c.减压蒸馏。
4.生产工艺：原油一般是带有盐份和水，能导致设备的腐蚀，因此原油在进入常减压之前首先进行脱盐脱水预处理，通常是加入破乳剂和水。
原油经过流量计、换热部分、沏馏塔形成两部分，一部分形成塔顶油，经过冷却器、流量计，最后进入罐区，这一部分是化工轻油（即所谓的石脑油）；一部分形成塔底油，再经过换热部分，进入常压炉、常压塔，形成三部分，一部分柴油，一部分蜡油，一部分塔底油；剩余的塔底油在经过减压炉，减压塔，进一步加工，生成减一线、蜡油、渣油和沥青。
各自的收率：石脑油（轻汽油或化工轻油）占1%左右，柴油占20%左右，蜡油占30%左右，渣油和沥青约占42%左右，减一线约占5%左右。
常减压工序是不生产汽油产品的，其中蜡油和渣油进入催化裂化环节，生产汽油、柴油、煤油等成品油；石脑油直接出售由其他小企业生产溶剂油或者进入下一步的深加工，一般是催化重整生产溶剂油或提取萃类化合物；减一线可以直接进行调剂润滑油。
催化裂化的装置简介及工艺流程
催化裂化的装置简介及工艺流程概述催化裂化技术的发展密切依赖于催化剂的发展.有了微球催化剂，才出现了流化床催化裂化装置；分子筛催化剂的出现，才发展了提升管催化裂化。
选用适宜的催化剂对于催化裂化过程的产品产率、产品质量以及经济效益具有重大影响。
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。
其中反应––再生系统是全装置的核心，现以高低并列式提升管催化裂化为例，对几大系统分述如下:(一）反应––再生系统新鲜原料(减压馏分油）经过一系列换热后与回炼油混合，进入加热炉预热到370℃左右，由原料油喷嘴以雾化状态喷入提升管反应器下部，油浆不经加热直接进入提升管，与来自再生器的高温（约650℃～700℃）催化剂接触并立即汽化，油气与雾化蒸汽及预提升蒸汽一起携带着催化剂以7米/秒～8米/秒的高线速通过提升管，经快速分离器分离后,大部分催化剂被分出落入沉降器下部，油气携带少量催化剂经两级旋风分离器分出夹带的催化剂后进入分馏系统.积有焦炭的待生催化剂由沉降器进入其下面的汽提段,用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催化剂表面上的少量油气.待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器,与来自再生器底部的空气（由主风机提供)接触形成流化床层,进行再生反应，同时放出大量燃烧热，以维持再生器足够高的床层温度(密相段温度约650℃～680℃）。
再生器维持0。
15MPa～0。
25MPa(表)的顶部压力，床层线速约0.7米/秒~1。
0米/秒。
再生后的催化剂经淹流管，再生斜管及再生单动滑阀返回提升管反应器循环使用。
烧焦产生的再生烟气，经再生器稀相段进入旋风分离器，经两级旋风分离器分出携带的大部分催化剂，烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱.再生烟气温度很高而且含有约5%～10%CO,为了利用其热量，不少装置设有CO锅炉，利用再生烟气产生水蒸汽.对于操作压力较高的装置，常设有烟气能量回收系统，利用再生烟气的热能和压力作功,驱动主风机以节约电能。
渣油加氢处理-催化裂化双向组合(RICP)技术
渣油加氢处理-催化裂化双向组合（RICP）技术中国石化石油化工科学硏究院开发的渣油加氢-催化裂化双向组合（RICP）技术是将催化裂化装置中回炼的重循环油（HCO）掺入渣油加氢原料中，作为渣油加氢原料的稀释油，和渣油一起加氢后作为催化裂化原料。
RICP技术对渣油加氢和催化裂化两套装置均有改善效果：对渣油加氢装置，高芳香性的HCO促进了渣油加氢反应；对催化裂化装置，因HCO加氢后再作为催化裂化原料，轻油收率可提高1~3百分点，焦炭收率下降。
本技术已获授权专利13件。
♦RICP技术将传统工艺中RFCC装置原本自身回炼的HCO改为输送到渣油加氢装置,和渣油一起加氢后再作为RFCC原料。
高芳香性的HCO掺入到渣油加氢原料中，促进了渣油加氢反应并抑制了渣油加氢催化剂结焦；加氢后的HCO再回催化裂化装置作为原料，提高了催化裂化处理量和轻油收率。
♦通过改变HCO抽出位置并增设精密过滤器除去HCO中催化剂颗粒，避免了HCO中催化剂颗粒对渣油加氢装置的影响。
♦装置改造费用低，工业上易实施。
氢气减压渣油固定床渣油加氢>350°C加氢渣油渣油催化裂化―干气―液化气―汽油―柴油HCO▲RICP技术工艺流程示意4气体»石脑油»柴油4油浆主要技术指标：♦渣油加氢装置进料中可掺入5%〜30%的HCO作为稀释油，相应可顶替同样比例的直馏蜡油。
♦RICP技术与常规渣油加氢-重油催化裂化组合工艺相比，催化裂化装置处理能力可提高4%〜5%,轻质油收率增加1〜3百分点，油浆产率下降1〜3百分点，焦炭产率降低0.1〜0.5百分点。
▲中国石化齐鲁分公司1.5Mt/a年渣油加氢和0.8Mt/a催化裂化装置与传统的渣油加氢-催化裂化单向组合技术（现有技术）相比,RICP技术的轻油收率高1〜3百分点，催化裂化处理量和掺渣量也有所提高，因此具有更高的经济和社会效益。
RICP技术于2006年5月在中国石化齐鲁分公司1.5Mt/a渣油加氢装置和0.8Mt/a催化裂化装置进行了工业应用试验。
催化裂化装置工艺流程及设备简图
“催化裂化”装置简单工艺流程“催化裂化”装置由原料预热、反应、再生、产品分馏等三部分组成，其工艺流程见下图，主要设备有：反应器、再生器、分馏塔等。
1、反应器（又称沉降器）的总进料由新鲜原料和回炼油两部分组成，新鲜原料先经换热器换热，再与回炼油一起分为两路进入加热炉加热，然后进入反应器底部原料集合管，分六个喷嘴喷入反映器提升管，并用蒸汽雾化，在提升管中与560～600℃的再生催化剂相遇，立即汽化，约有25～30%的原料在此进行反应。
汽油和蒸汽携带着催化剂进入反应器。
通过反应器，分布板到达密相段，反应器直径变大，流速降低，最后带着3～4㎏/㎡的催化剂进入旋风分离器,使其99%以上的催化剂分离,经料腿返回床层,油汽经集气室出沉降器,进入分馏塔。
2、油气进入分馏塔是处于过热状态,同时仍带有一些催化剂粉末,为了回收热量,并洗去油汽中的催化剂,分馏塔入口上部设有挡板,用泵将塔底油浆抽出经换热及冷却到200～3000C,通过三通阀,自上层挡板打回分馏塔。
挡板以上为分馏段,将反应物根据生产要求分出气体、汽油、轻柴油、重柴油及渣油。
气体及汽油再进行稳定吸收,重柴油可作为产品,也可回炼,渣油从分馏塔底直接抽出。
3、反应生焦后的待生催化剂沿密相段四壁向下流入汽提段。
此处用过热蒸汽提出催化剂,颗粒间及表面吸附着的可汽提烃类,沿再生管道通过单动滑阀到再生器提升管,最后随增压风进入再生器。
在再生器下部的辅助燃烧室吹入烧焦用的空气,以保证床层处于流化状态。
再生过程中,生成的烟通过汽密相段进入稀相段。
再生催化剂不断从再生器进入溢流管,沿再生管经另一单动滑阀到沉降器提升管与原料油汽汇合。
4、由分馏塔顶油气分离出来的富气,经气压机增压,冷却后用凝缩油泵打入吸收脱吸塔,用汽油进行吸收,塔顶的贫气进入二级吸收塔用轻柴油再次吸收,二级吸收塔顶干气到管网,塔底吸收油压回分馏塔。
5、吸收脱吸塔底的油用稳定进料泵压入稳定塔,塔顶液态烃一部分作吸收剂,另一部分作稳定汽油产品。
催化裂化工艺介绍
1.0催化裂化催化裂化是原料油在酸性催化剂存在下，500℃左右、1× 105～3× 105Pa 在下发生裂解，生成轻质油、气体和焦炭的过程。
催化裂化是现代化炼油厂用来改质重质瓦斯油和渣油的核心技术，是炼厂获取经济效益的重要手段。
催化裂化的石油炼制工艺目的：1）提高原油加工深度，得到更多数量的轻质油产品；2）增加品种，提高产品质量。
催化裂化是炼油工业中最重要的一种二次加工工艺，是重油轻质化和改质的重要手段之一，已成为当今石油炼制的核心工艺之一。
1.1催化裂化的发展概况催化裂化的发展经历了四个阶段：固定床、移动床、流化床和提升管。
见下图：流化床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多数。
移动床提升管（并列式）1.2催化裂化的原料和产品1.2.1原料催化裂化的原料围广泛，可分为馏分油和渣油两大类。
馏分油主要是直馏减压馏分油（VGO），馏程350-500℃，也包括少量的二次加工重馏分油如焦化蜡油等，以此种原料进行催化裂化称为馏分油催化裂化。
渣油主要是减压渣油、脱沥青的减压渣油、加氢处理重油等。
渣油都是以一定的比例掺入到减压馏分油中进行加工，其掺入的比例主要受制于原料的金属含量和残炭值。
对于一些金属含量低的石蜡基原有也可以直接用常压重油为原料。
当减压馏分油中掺入渣油使通称为RFCC。
以此种原料进行催化裂化称为重油催化裂化。
1.2.2产品催化裂化的产品包括气体、液体和焦炭。
1、气体在一般工业条件下，气体产率约为10%-20%，其中含干气和液化气。
2、液体产物1）汽油，汽油产率约为30%-60%；这类汽油安定性较好。
2）柴油，柴油产率约为0-40%；因含较多芳烃，所有十六烷值较低，由重油催化裂化得到的柴油的十六烷值更低，这类柴油需经加氢处理。
3）重柴油（回炼油），可以返回到反应器，已提高轻质油收率，不回炼时就以重柴油产品出装置，也可作为商品燃料油的调和组分。
4）油浆，油浆产率约为5%-10%，从催化裂化分馏塔底得到的渣油，含少量催化剂细粉，可以送回反应器回炼以回收催化剂。
渣油催化裂化反应再生系统工艺设计
150万吨/年渣油催化裂化反应再生系统工艺设计摘要在本设计中，使用大庆常压渣油作为原料，采纳汽油生产方案，进行渣油催化裂化反再系统的工艺设计。
催化裂化装置由反应再生系统，分馏系统，汲取稳定系统和能量回收系统组成。
本设计要紧针对反应再生系统进行设计计算。
由于渣油催化裂化的焦炭产率高，对再生器的烧焦能力要求较高，故本设计选用烧焦罐式再生器以实现高效完全再生。
在本设计中，基于设计的原料性质，参考国内同类装置的数据采纳高低并列式再生系统，提升过反应器和烧焦罐高温完全再生系统。
反应部分：反应器为原料油和催化剂充分接触提供必要的空间，本设计采纳提升管、汽提段、沉降器同轴布置，以减少生焦，提高轻质油收率。
再生部分：再生器的作用是烧焦，烧掉催化剂上的积炭，使催化剂上的活性得以恢复。
本设计采纳带有预混合管的高效烧焦罐式再生器，可使催化剂含碳量降到0.1%以下，充分发挥了催化剂的选择性，延长了催化剂的寿命。
关键词：催化裂化，提升管，再生器，催化剂1 / 1TECHNOLOGCIAL DESIGN FOR REACTION AND REGENERATION SYSTEMOF 150wt/a RFCCAbstractReaction and regeneration system technology of a 270wt/a RFCC processing DAQING atmospheric residue feedstock has been designed and calculated in this layout.The catalytic cracking unit is made up from reaction and regeneration system fractionation system， absorption and stabilization system and energy recover system. This layout is derected against reaction and regeneration system to compute.A high efficient and complete coke burning regenerator having high burning capacity was adopted because much coke was produced during RFCC process.In the design， Referring to the dates of feed and the same type reactors，I design a high-low parallel FCC reactor-regenerator system-riser reactor and coke container high temperature complete reactor-regenerator system. The1 / 1part of reaction: the reactor develops sufficient room for feed oil and catalytic contacting completely. This kind of design is to reduce coke promote recall ratio of light oil. The part of regenerator system: the regenerator can burn up remaining carbon about catalytic to recover activity of CAT. General speaking， my design can reduce the ratio of carbon in CAT to 0.1%，so it makes full use of choice of CAT， extends the life of the catalyst.Keywords:catalytic cracking，riser，regenerator，catalyst目录1 文献综述 (1)1.1催化裂化工艺产生的背景及意义 (1)1.1.1国外催化裂化 (1)1.1.2国内催化裂化 (2)1.2催化裂化技术的现状及进展 (2)1.2.1国外催化裂化技术的现状及进展 (3)1.2.2我国催化裂化技术的现状及进展 (5)1.3重油催化裂化 (7)1.3.1重油催化裂化的原料 (8)1 / 11.3.2重油催化裂化的产品 (8)1.3.3重油催化裂化装置特点 (8)1.4催化裂化装置研究进展 (11)1.4.1催化裂化再生装置形式 (11)1.4.2催化裂化反应装置形式 (15)1.4.3催化裂化反应—再生两器排布方式 (19)1.4.4提升管末端快速分离器 (21)1.4.5进料雾化喷嘴 (24)1.4.6空气分布器 (26)1.4.7结语 (29)2 设计讲明 (30)2.1 加工方案的确定及装置形式的选择 (30)2.1.1 加工方案 (30)2.1.2 装置形式的选择 (30)2.2 流程讲明 (30)2.2.1 反应再生系统 (30)2.2.2 分馏系统 (32)2.2.3 汲取稳定系统 (34)2.3 要紧操作条件 (35)2.3.1 再生温度 (35)1 / 12.3.2 再生压力 (36)2.3.3 再生烟气中过剩氧含量 (36)2.3.4 反应温度 (36)2.3.5 反应压力 (37)2.3.6 焦中氢碳比（H/C） (37)2.3.7 反应时刻 (38)2.3.8 烟气中CO与CO2比值（CO/CO2） (38)2.3.9 原料的预热温度 (38)2.3.10 再生剂含碳量（定碳） (39)2.4 装置设备的特点 (39)2.5 能量回收 (40)2.6 环境爱护 (40)3 设计计算 (42)3.1 基础数据 (42)3.2 再生部分计算 (43)3.2.1 燃烧计算 (43)3.2.2 反应系统热平衡计算 (48)3.2.3 再生系统热平衡计算 (53)3.2.4 取热器的设计 (56)3.2.5 催化剂外循环管设计计算 (58)1 / 13.2.6 再生器结构尺寸计算 (59)3.2.7 催化剂输送管线 (64)3.2.8 旋风分离器的设计计算 (67)3.2.9 主风分布板的设计计算 (72)3.2.10 辅助燃烧室的设计计算 (73)3.2.11 能量回收的计算 (75)3.3 反应器部分计算 (78)3.3.1 提升管反应器的设计计算 (78)3.3.2 预提升管尺寸计算 (85)3.3.3 沉降器和汽提段尺寸计算 (86)3.3.4 旋风分离器的选型与核算 (91)3.4两器压力平衡计算 (93)4 工艺设计计算结果汇总 (98)4.1 反再系统要紧操作参数计算结果汇总 (98)4.2 反应系统物料平衡 (103)4.3 反应系统水平衡 (105)4.4再生器物料平衡 (106)4.5 再生器水平衡 (106)4.7 再生系统热平衡 (107)4.8 再生器外取热器设计结果汇总 (108)1 / 14.9 再生催化剂线路 (109)4.10 待生催化剂路线 (109)4.11 反再系统要紧操作条件 (110)致谢 (111)参考文献 (112)1 / 1130万吨/年渣油催化裂化反再系统工艺设计1 文献综述1.1催化裂化工艺产生的背景及意义一般原油经常减压蒸馏后可得到10～40％的汽油，煤油及柴油等轻质油品，其余的是重质馏分和残渣油。
重油催化裂化装置主要工艺流程说明
重油催化裂化装置主要工艺流程说明一. 反再系统1.反应部分混合蜡油和常(减)压渣油分别由罐区原料罐送入装置内的静态混合器(D-214)混合均匀后，进入原料缓冲罐(D-203/1)，然后用原料泵(P-201/1.2)抽出，经流量控制阀（8FIC-230）后与一中回流换热(E-212/1.2)，再与油浆(E-201/1.2)换热至170～220℃，与回炼油一起进入静态混合器（D-213）混合均匀。
在注入钝化剂后分三路(三路设有流量控制)与雾化蒸汽一起经六个进料喷嘴进入提升管，与从二再来的高温再生催化剂接触并立即汽化，裂化成轻质产品(液化气、汽油、柴油)并生成油浆、干气及焦炭。
新增焦化蜡油流程：焦化蜡油进装后先进焦化蜡油缓冲罐（D-203/2），然后经焦化蜡油泵（P-201/3.4）提压至1.3MPa 后分为两路：一路经焦化蜡油进提升管控制阀（8FIC242）进入提升管反应器的回炼油喷嘴或油浆喷嘴，剩余的焦化蜡油经另一路通过D-203/2的液位控制阀（8LIC216）与进装蜡油混合后进入原料油缓冲罐（D-203/1）。
新增常压热渣油流程：为实现装置间的热联合，降低装置能耗，由南常减压装置分出一路热常渣（约350℃），经8FIQC530直接进入D-213（原料油与回炼油混合器）前，与原料混合均匀后进入提升管原料喷嘴。
反应油气、水蒸汽、催化剂经提升管出口快分器分离出大部分催化剂，反应油气经过沉降器稀相沉降，再经沉降器(C-101)内四组单级旋风分离器分离出绝大部分催化剂，反应油气、蒸汽、连同微量的催化剂细粉经大油气管线至分馏塔人档下部。
分馏塔底油浆固体含量控制<6g/L。
旋分器分出的催化剂通过料腿返回到汽提段，料腿装有翼阀并浸没在汽提段床层中，保证具有正压密封，防止气体短路，汽提蒸汽经环形分布器进入汽提段的上中下三个部位使催化剂不仅处于流化状态，并汽提掉催化剂夹带的烃油气，汽提后的催化剂通过待生滑阀进入一再催化剂分布器。
年加工50万吨重油催化裂化反应再生系统工艺设计_毕业设计
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。
1.1Mt每年独山子炼厂催化裂化装置工艺设计.
1.1Mt/a独山子炼厂催化裂化装置工艺设计摘要：根据独山子石化常压渣油催化裂化反应性质数据及相关数据对催化裂化装置进行了工艺设计，本设计主要内容是反应—再生系统。
首先确定独山子石化1.1Mt/a 常压渣油催化裂化装置的加工方案为多产汽油方案，反应—再生系统的烧焦形式为烧焦罐完全燃烧形式，并对反应系统和再生系统分别进行了物料衡算和热量衡算，根据计算的结果设计了反应—再生系统的主要主要设备（反应器，再生器，沉降器，旋风分离器等）的工艺尺寸，其次还对反应—再生系统进行了压力平衡计算，并计算滑阀直径。
关键词：催化裂化；反应—再生；催化剂目录1 绪论 (1)1.1 设计依据 (1)1.2 设计原则 (1)1.3 装置的特点 (1)1.4 催化裂化的国内外发展概况和趋势 (1)1.5 工艺流程说明 (2)2 反应系统的计算 (4)2.1 原料及产品性质计算 (4)2.1.1 基础数据 (4)2.1.2 原料及产品性质 (4)2.2 提升管工艺计算 (5)2.2.1 基础数据 (5)2.2.2 提升管直径和长度的计算 (5)2.2.3 预提升段尺寸的确定 (12)2.3 沉降器的工艺设计计算 (13)2.3.1 沉降器的结构 (13)2.3.2 旋风分离器的设计计算 (14)2.4 反应沉降器的工艺计算结果汇总 (17)3 再生系统的计算 (18)3.1 再生器的燃烧计算 (18)3.1.1焦炭中的碳与氢的量 (18)3.1.2 燃烧产物量和空气用量 (18)3.1.3 烧焦耗风指标 (20)3.1.4 烟风比 (20)3.1.5 燃烧结果汇总 (20)3.2 再生器的热平衡计算 (21)3.2.1 再生器各处吹扫及松动蒸汽 (21)3.2.2 供热——烧焦放出的热量 (21)3.2.3 出再生器热 (21)3.2.4 外取热器取出热量 (22)3.2.5 再生器热平衡汇总 (23)3.3 再生器的物料平衡 (23)3.4 再生器藏量及烧焦强度计算 (23)3.4.1 再生器藏量的计算 (23)3.4.2 再生器烧焦强度计算 (25)3.5 再生器的工艺尺寸设计 (25)3.5.1 主要部件直径的计算 (25)3.5.2 高度的计算 (26)3.5.3 内部附件设备的设计计算 (27)3.5.4 旋风分离器的设计计算 (28)3.6 主风机选型 (31)3.7 再生器计算结果汇总 (32)4 两器压力平衡 (34)4.1 再生线路压力平衡 (35)4.1.1 推动力 (35)4.1.2 阻力 (35)4.2 待生线路压力平衡 (35)4.2.1 推动力 (35)4.2.2 阻力 (35)4.3 滑阀的设计计算 (36)4.3.1 再生滑阀 (36)4.3.2 待生滑阀 (36)5 毕业设计总结 (37)参考文献 (38)致谢 (39)1 绪论1.1 设计依据（1）西安石油大学职业技术学院下发的毕业设计任务书。
石油化工催化裂化装置工艺流程图
炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工艺流程催化裂化技术的发展密切依赖于催化剂的发展。
有了微球催化剂，才出现了流化床催化裂化装置；分子筛催化剂的出现，才发展了提升管催化裂化。
选用适宜的催化剂对于催化裂化过程的产品产率、产品质量以及经济效益具有重大影响。
催化裂化装置通常由三大部分组成，即反应¾再生系统、分馏系统和吸收稳定系统。
其中反应––再生系统是全装置的核心，现以高低并列式提升管催化裂化为例，对几大系统分述如下：㈠反应––再生系统新鲜原料(减压馏分油)经过一系列换热后与回炼油混合，进入加热炉预热到370℃左右，由原料油喷嘴以雾化状态喷入提升管反应器下部，油浆不经加热直接进入提升管，与来自再生器的高温(约650℃~700℃)催化剂接触并立即汽化，油气与雾化蒸汽及预提升蒸汽一起携带着催化剂以7米/秒~8米/秒的高线速通过提升管，经快速分离器分离后，大部分催化剂被分出落入沉降器下部，油气携带少量催化剂经两级旋风分离器分出夹带的催化剂后进入分馏系统。
积有焦炭的待生催化剂由沉降器进入其下面的汽提段，用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催化剂表面上的少量油气。
待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器，与来自再生器底部的空气(由主风机提供)接触形成流化床层，进行再生反应，同时放出大量燃烧热，以维持再生器足够高的床层温度(密相段温度约650℃~68 0℃)。
再生器维持0.15MPa~0.25MPa (表)的顶部压力，床层线速约0.7米/秒~1.0米/秒。
再生后的催化剂经淹流管，再生斜管及再生单动滑阀返回提升管反应器循环使用。
烧焦产生的再生烟气，经再生器稀相段进入旋风分离器，经两级旋风分离器分出携带的大部分催化剂，烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱。
再生烟气温度很高而且含有约5%~10% CO，为了利用其热量，不少装置设有CO 锅炉，利用再生烟气产生水蒸汽。
对于操作压力较高的装置，常设有烟气能量回收系统，利用再生烟气的热能和压力作功，驱动主风机以节约电能。
225万吨年新疆渣油催化裂化反-再系统工艺设计
本科生毕业论文（设计）225万吨/年新疆渣油催化裂化反-再系统工艺设计姓名：XXX指导教师：许XX院系：化学化工学院专业：应用化学提交日期：2012年5月1号目录中文摘要 (3)英文摘要 (4)引言 (5)1总论 (5)1.1概述 (5)1.2新疆渣油的特点及催化裂化所需要解决的问题 (5)1.3催化裂化的发展现状以及发展趋势 (6)1.4设计地区的选择 (6)1.5 设计任务书 (6)2生产方案的确定以及生产流程说明 (7)2.1方案的确定依据 (7)2.2装置形式及特点 (7)2.3装置设计特点 (8)3生产流程简述 (9)3.1流程说明 (9)3.1.1反应-再生系统 (9)3.1.2分馏部分 (9)3.1.3吸收稳定部分 (10)3.2主要操作条件的选择依据 (10)3.2.1反应温度 (10)3.2.2反应压力 (11)3.2.3再生温度 (11)3.2.4再生压力 (11)3.2.5再生烟气氧含量 (11)3.2.6再剂碳含量 (12)3.2.7原料预热温度 (12)3.2.8反应时间 (12)3.2.9焦中H/C比 (13)3.2.10 CO/CO2 比 (13)3.2.11剂油比 (13)4工艺计算 (13)4.1基础数据 (13)4.2物料衡算 (15)4.2.1再生器物料衡算 (15)4.2.2反应器物料衡算 (17)4.3热量衡算 (20)4.3.1反应器热量衡算 (20)4.3.2再生器热量衡算 (23)5主要设备工艺计算和设备选型 (25)5.1提升管反应器 (25)5.1.1几个参数的确定 (25)5.1.2原料预热温度 (26)5.1.3提升管尺寸的计算 (26)5.2提升管长度的确定 (29)6环境保护与安全措施 (30)6.1污水处理 (30)6.2废气排放 (31)6.3废渣排放 (32)6.4安全措施防护 (32)7设计体会及收获 (33)参考文献 (35)致谢 (36)225万吨/年新疆渣油催化裂化反-再系统工艺设计江亚峰指导老师：许修强（黄山学院化工学院，黄山，安徽245041）摘要：本设计主要针对根据新疆渣油的性质特点确定选用同轴式催化裂化装置进行工艺设计，本设计采用两段再生过程，在提升管下段增加预提升段及下流式外取热器，该过程可以提高原料、催化剂、水以及能量的可循环利用率，提高效率。
11-1催化裂化反应再生系统设计
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
重油催化裂化装置工艺流程简述
重油催化裂化装置工艺流程简述重油催化裂化装置：包括反应—再生部分、分馏部分、吸收稳定部分、主风机部分、气压机部分、余热回收部分。
1.1反应-再生部分自装置外来的常压渣油进入原料油缓冲罐（V1201），由原料油泵（P1201AB）升压后经循环油浆－原料油换热器（E1215AB）加热至280℃左右，与自分馏部分来的回炼油混合后进入提升管中部，分4路经原料油进料喷嘴进入提升管反应器（R1101A）下部，与通过预提升段整理成活塞流的高温催化剂进行接触完成原料的升温、汽化及反应，反应油气与待生催化剂在提升管出口经粗旋风分离器得到迅速分离后经升气管进入沉降器单级旋风分离器，在进一步除去携带的催化剂细粉后，反应油气离开沉降器，进入分馏塔。
待生催化剂经粗旋及沉降器单级旋风分离器料腿进入位于沉降器下部的汽提段，在此与蒸汽逆流接触以置换催化剂所携带的油气。
汽提后的催化剂沿待生立管下流，经待生塞阀并通过待生塞阀套筒进入再生器(R1102)的密相床，在700℃左右的再生温度、富氧(3%)及CO助燃剂的条件下进行逆流完全再生。
再生后的再生催化剂通过各自的再生立管及再生单动滑阀，进入两根提升管反应器底部，以蒸汽和干气作提升介质，完成催化剂加速、分散过程，然后与雾化原料接触。
来自蜡油再生斜管的再生催化剂与来自汽油待生循环管的汽油待生催化剂通过特殊设计的预提升段整理成活塞流。
轻重汽油分离塔顶回流油泵出口来的轻汽油，分两路进入汽油提升管反应器（R1104A）。
R1104A的反应油气在提升管出口经粗旋迅速分离，油气经单级旋风分离器进一步除去携带的催化剂细粉，最后离开汽油沉降器，进入分馏塔。
来自R1104粗旋以及汽油沉降器单级旋风分离器回收的催化剂进入汽油汽提段，在此与蒸汽逆流接触以汽提催化剂所携带的油气，汽提后的一部分催化剂经汽油待生斜管、汽油待生滑阀进入蜡油提升管反应器（R1101A）底部预提升段，与再生催化剂混合。
再生后的催化剂通过各自的再生立管及再生单动滑阀，进入提升管反应器（R1101A）和汽油提升管反应器（R1104A）底部。
100万吨年渣油催化裂化反再系统工艺设计
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。
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150万吨/年渣油催化裂化反应再生系统工艺设计摘要在本设计中，使用大庆常压渣油作为原料，采纳汽油生产方案，进行渣油催化裂化反再系统的工艺设计。
催化裂化装置由反应再生系统，分馏系统，汲取稳定系统和能量回收系统组成。
本设计要紧针对反应再生系统进行设计计算。
由于渣油催化裂化的焦炭产率高，对再生器的烧焦能力要求较高，故本设计选用烧焦罐式再生器以实现高效完全再生。
在本设计中，基于设计的原料性质，参考国内同类装置的数据采纳高低并列式再生系统，提升过反应器和烧焦罐高温完全再生系统。
反应部分：反应器为原料油和催化剂充分接触提供必要的空间，本设计采纳提升管、汽提段、沉降器同轴布置，以减少生焦，提高轻质油收率。
再生部分：再生器的作用是烧焦，烧掉催化剂上的积炭，使催化剂上的活性得以恢复。
本设计采纳带有预混合管的高效烧焦罐式再生器，可使催化剂含碳量降到0.1%以下，充分发挥了催化剂的选择性，延长了催化剂的寿命。
关键词：催化裂化，提升管，再生器，催化剂1 / 139TECHNOLOGCIAL DESIGN FOR REACTION AND REGENERATION SYSTEMOF 150wt/a RFCCAbstractReaction and regeneration system technology of a 270wt/a RFCC processing DAQING atmospheric residue feedstock has been designed and calculated in this layout.The catalytic cracking unit is made up from reaction and regeneration system fractionation system， absorption and stabilization system and energy recover system. This layout is derected against reaction and regeneration system to compute.A high efficient and complete coke burning regenerator having high burning capacity was adopted because much coke was produced during RFCC process.In the design， Referring to the dates of feed and the same type reactors，I design a high-low parallel FCC reactor-regenerator system-riser reactor and coke container high temperature complete reactor-regenerator system. The2 / 139part of reaction: the reactor develops sufficient room for feed oil and catalytic contacting completely. This kind of design is to reduce coke promote recall ratio of light oil. The part of regenerator system: the regenerator can burn up remaining carbon about catalytic to recover activity of CAT. General speaking， my design can reduce the ratio of carbon in CAT to 0.1%，so it makes full use of choice of CAT， extends the life of the catalyst.Keywords:catalytic cracking，riser，regenerator，catalyst目录1 文献综述 (1)1.1催化裂化工艺产生的背景及意义 (1)1.1.1国外催化裂化 (1)1.1.2国内催化裂化 (2)1.2催化裂化技术的现状及进展 (3)1.2.1国外催化裂化技术的现状及进展 (3)1.2.2我国催化裂化技术的现状及进展 (5)1.3重油催化裂化 (9)1.3.1重油催化裂化的原料 (9)3 / 1391.3.2重油催化裂化的产品 (10)1.3.3重油催化裂化装置特点 (10)1.4催化裂化装置研究进展 (14)1.4.1催化裂化再生装置形式 (14)1.4.2催化裂化反应装置形式 (19)1.4.3催化裂化反应—再生两器排布方式 (24)1.4.4提升管末端快速分离器 (26)1.4.5进料雾化喷嘴 (29)1.4.6空气分布器 (32)1.4.7结语 (35)2 设计讲明 (36)2.1 加工方案的确定及装置形式的选择 (37)2.1.1 加工方案 (37)2.1.2 装置形式的选择 (37)2.2 流程讲明 (37)2.2.1 反应再生系统 (38)2.2.2 分馏系统 (40)2.2.3 汲取稳定系统 (41)2.3 要紧操作条件 (43)2.3.1 再生温度 (43)4 / 1392.3.2 再生压力 (44)2.3.3 再生烟气中过剩氧含量 (44)2.3.4 反应温度 (45)2.3.5 反应压力 (46)2.3.6 焦中氢碳比（H/C） (46)2.3.7 反应时刻 (47)2.3.8 烟气中CO与CO2比值（CO/CO2） (47)2.3.9 原料的预热温度 (47)2.3.10 再生剂含碳量（定碳） (48)2.4 装置设备的特点 (48)2.5 能量回收 (49)2.6 环境爱护 (50)3 设计计算 (51)3.1 基础数据 (51)3.2 再生部分计算 (53)3.2.1 燃烧计算 (53)3.2.2 反应系统热平衡计算 (58)3.2.3 再生系统热平衡计算 (64)3.2.4 取热器的设计 (68)3.2.5 催化剂外循环管设计计算 (70)5 / 1393.2.6 再生器结构尺寸计算 (71)3.2.7 催化剂输送管线 (77)3.2.8 旋风分离器的设计计算 (80)3.2.9 主风分布板的设计计算 (86)3.2.10 辅助燃烧室的设计计算 (87)3.2.11 能量回收的计算 (91)3.3 反应器部分计算 (94)3.3.1 提升管反应器的设计计算 (94)3.3.2 预提升管尺寸计算 (102)3.3.3 沉降器和汽提段尺寸计算 (103)3.3.4 旋风分离器的选型与核算 (109)3.4两器压力平衡计算 (111)4 工艺设计计算结果汇总 (116)4.1 反再系统要紧操作参数计算结果汇总 (117)4.2 反应系统物料平衡 (122)4.3 反应系统水平衡 (123)4.4再生器物料平衡 (124)4.5 再生器水平衡 (125)4.7 再生系统热平衡 (126)4.8 再生器外取热器设计结果汇总 (126)6 / 1394.9 再生催化剂线路 (127)4.10 待生催化剂路线 (128)4.11 反再系统要紧操作条件 (128)致谢 (129)参考文献 (130)7 / 139130万吨/年渣油催化裂化反再系统工艺设计1 文献综述1.1催化裂化工艺产生的背景及意义一般原油经常减压蒸馏后可得到10～40％的汽油，煤油及柴油等轻质油品，其余的是重质馏分和残渣油。
假如不通过二次加工它们只能作为润滑油原料或重质燃料油。
然而国民经济和国防上需要的轻质油量是专门大的，由于内燃机的进展对汽油的质量提出更高的要求．而馏汽油（辛烷值较低40）则一般难以满足这些要求。
原油经简单加工所能提供的轻质油品的数量和质量同生产进展所需要的轻质油品的数量和质量之间的矛盾促使了二次加工过程的产生和进展。
催化裂化是重质油轻质的要紧手段。
在目前我们国家的汽油中，80%来自于催化裂化。
可见催化裂化在我国石化工业中占有极其重要的地位。
我国FCC加工能力占原油加工能力的26%．约有70%的汽油来自FCC装置。
最近几年，我国在渣油裂化、催化剂再生、工程设计、研究和开发等方面进展专门快。
渣油FCC成为渣油转化有效而经济的方法[1]。
1.1.1国外催化裂化催化裂化的研究开始于19世纪90年代，随着固体酸性催化剂的问世，于1936年在美国诞生了世界上第一套固定床催化裂化1 / 139工业装置。
固定床催化裂化存在设备结构复杂、操作繁琐，操纵困难的缺点。
为了克服固定床的缺点，需要两项革新，即催化剂在反应和再生操作之间循环和减小催化剂粒径。
第一项革新结果出现了移动床，两项革新的结合得到了流化床。
最初移动床催化裂化定名为ThermoforCatalyticCarcking（TCC），1943年，Maguolia石油公司投产了一套0.5Mt/a的TCC装置。
1944年开发成功的小球合成硅酸铝催化剂是催化裂化过程的重大改进。
HPC 公司开发的第一套Houdriflow移动床催化裂化工业化装置于1950年在美国投产。
第一套流化催化裂化装置于1942年在美国建成投产，而1946年硅铝微球催化剂的问世，更促进了催化裂化技术的进展。
至20世纪50年代前后采纳密相床反应的流化催化裂化技术趋向成熟。
60年代中期，随着分子筛催化剂的推出，全提升管流化催化裂化工艺的地位得到了确立并连续进展至今。
[2]1.1.2国内催化裂化自我国第一套流化催化裂化(FCC)装置1965年5月在抚顺投产以来，我国催化裂化技术，特不是重油催化裂化技术取得了重大进展显著成绩，催化裂化已成为我国重油加工最基的手段和各炼油企业经济效益最重要的支柱．催化裂化技术在我国炼油工业中占有的地位，首先是和我国原油性质紧密相关的．与中东地区古硫原油相比，我国绝大多数原油均属重质原油，大于350℃的2 / 139重油产率一般占原油的70％～75％，因此，必须有足够的二次加工能力，才能有效利用原油，最大限度获得轻质油品．另一方面，我国绝大多数原油都属于氢含量较高的低硫低金属的石蜡基原油，最适合于采纳重油催化裂化进行加工．针对我国原油的特点，采纳催化裂化的加工方法，投资少，效益高，并能为化工综合利用提供多种原料．这正是催化裂化在我国炼油技术中占有极其重要的位置并在30年来取得迅速进展的全然缘故[3]。