年处理量110万吨催化裂化装置工艺设计正文.docx
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年处理量110万吨催化裂化装置工艺设计正文
年处理量110万吨催化裂化装置工艺设计
摘要
随着我国经济的快速发展,我国对能源的需求量急剧增加和对环境问题越发关注。
特别是对汽油等轻质油特别是高质量的清洁能源的需求量剧增。
而随着炼油工业的不断发展,催化裂化日益成为石油深度加工的重要手段,在炼油工业中占有举足轻重的地位。
将重质油更多地转化成轻质油品,且转化成清洁能源是催化裂化的重要课题。
催化裂化是原油二次加工中最重要的加工过程,是在热和催化剂的作用下使重质油发生裂化反应,转变为液化石油气、汽油、柴油等过程。
本设计加工弹性大,汽油产率较高,采用多产液化气和汽油工艺技术,进行了技术分析、工艺流程设计、主要设备工艺计算及工艺图表绘制等,并充分考虑了能量的综合利用和环境保护问题。
关键词:
清洁能源;催化裂化;重质油;二次加工;裂化反应
Abstract
Withtherapiddevelopmentofoureconomy,ourcountry'senergydemandofenvironmentalproblemsdramaticallyincreasedandmoreattention.Especiallyforgasoline,etc;especiallyhighqualitydemandforcleanenergytorisingdramatically.Withthecontinuousdevelopmentofoilrefiningindustry,theFCChasincreasinglybecomeanimportantmeansofoildeepprocessing,oilrefiningindustryinplaysaveryimportantrole.Willheavyoilmoreintolightoil,andintocleanenergyisanimportantsubjectofcatalyticcracking.TheFCCisthemostimportantsecondprocessingofcrudeoilintheprocess,isundertheactionofheatandcatalystthatheavyoil,changethecrackingreactionhappenedforliquefiedpetroleumgas,gasoline,dieseloilandotherprocess.
Thisdesignmachiningflexibility,gasolineproductionrateishigher,adoptprolificliquefiedgasandgasolinetechnology,throughtechnicalanalysis,processdesign,themainequipmentprocesscalculationandprocesschartdrawing,etc.,andhasfullyconsideredthecomprehensiveutilizationofenergyandprotectingtheenvironmentproblems.
Keywords:
Cleanenergy;FCC;Heavyoil;Secondprocessing;Crackingreaction
第一章绪论
1.1重油催化裂化的发展
我国原油一般较重,常压渣油占原油的60%~75%,减压渣油占原油的
40%~50%,又因为我国渣油充足,所以发展重油的催化裂化是提高轻质油产
量的有效途径。
重油催化裂化是原油二次加工中最重要的工艺过程,是液化石油气、汽油、煤油和柴油的主要生产手段,在炼油厂中占有举足轻重的地位。
催化裂化一般以减压渣油和焦化蜡油为原料,但随着炼油工业的日趋发展和市场对轻质油品的大量需求,部分炼油厂开始掺炼减压渣油,甚至直接以常压渣油作为裂化原料。
我国掺炼减压渣油的经验较丰富技术熟练,但直接以常压渣油作为原料的催化裂化技术起步较晚,所以常压渣油催化裂化技术有很大的发展空间,大力发展常压渣油催化裂化技术对提高轻质油产品品质和燃料清洁生产仍是十分重要和必要的。
通过多年的技术攻关和生产实践,我国掌握了原料高效雾化、重金属钝化、直连式提升管快速分离、催化剂多段汽提、催化剂预提升以及催化剂多种形式再生、内外取热、高温取热、富氧再生、新型多功能催化剂制备等一整套重油催化裂化技术,同时积累了丰富的操作经验。
1998年,由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)就集成了富氧再生、旋流式快分(VQS)、DVR-1催化剂等多项新技术。
1988年我国催化裂化加工能力是4200万吨,居世界第二;1999年掺炼渣油占FCC总进料的33%居世界第一;2000年底加工能力达9210万吨,价格渣油三分之一以上,即3000多万吨,2003年加工能力达到一亿吨,掺炼渣油34%以上,FCC成为我国加工渣油最主要的装置。
国外FCC原料掺渣一般为15%至20%。
目前是尽量提高柴汽比,缓环节柴油市场供需矛盾。
FCC技术的进步及其作用的变化很大程度上取决于催化剂性能的不断改进。
当前催化裂化催化剂的发展重点是提高汽油质量,满足环保需求。
因此,近年来裂化催化剂的研究主要集中在如何降低汽油硫及烯烃含量方面,并取得了重大进展。
国内外已有一系列的降烯烃催化剂和助剂,并取得工业应用,如我国GOR系列(烯烃含量降低8~10%)、DavisonCO开发的RFG系列(烯烃含量降低25~40%)等催化剂已获得推广应用。
石油现在是不可替代的运输燃料原料,且世界石油资源有限,面对下世纪石油需求的增长,发展重油深度转化增加轻质油仍是下世纪的重要转化技术。
催化裂化对促进我国的炼油工业和国民经济发展所起的作用是难以估量的。
人类进入21世纪以来,保护生态环境、维护可持续发展、使用清洁能源,特别是可再生能源将得到更大的重视和发展。
如何将重质油更多的转化成轻质油品,且转化成清洁能源是以后催化裂化的重要议题。
1.2常压重油催化裂化的可行性
常压渣油直接进行催化裂化主要问题主要有两个。
一个是由于渣油中含有较多的沥青质,加上催化剂重金属污染比较严重,生焦量高,焦炭产率高,使再生器烧焦负荷很大,导致投资和操作费用都很高;另一方面,为了控制催化剂上的重金属量,需要卸出和补充较大量的催化剂,而催化剂的消耗量又和催化剂抗金属污染的性能有关系。
如果催化剂的抗金属污染性能很差,能否实现重油催化裂化则取决于重油的性质和催化剂补充量所引起的经济问题。
我国原油一般比较重,常压渣油占原油的60%~70%,减压渣油占原油的40%~50%,因而我国渣油充足,发展重油催化裂化是提高轻质油收率的一条重要而有效的措施。
轻化率控制适当时,轻质油收率可占原油的60%~70%,甚至更高。
大庆常压渣油具有高H/C(H/C为1.74),金属含量低,残炭值低(4.3%),密度小(密度为0.896),平均分子量大(分子量为563)的特点,是比较理想的重油催化看裂化原料,可直接进行催化裂化。
1.3同轴式催化裂化装置特点
同轴式催化裂化装置是指反应器和再生器布置在同一轴线上。
反应沉降器在上部,再生器在下部。
同轴式的两器除具有并列式两器的一些优点外,还具有以下一些特点:
(1)钢材耗量少,投资省;
(2)省掉了反应器的框架,布置紧凑,占地面积小;
(3)适合于采用分子筛催化剂,可提高轻质油产率;
(4)施工周期短,设备安装方便;
(5)抗事故能力强,操作方便;
(6)采用塞阀调节催化剂循环量。
但同轴式的装置有一个突出的缺点:
装置高度较高。
对于同轴式催化裂化装置来说,必须采用各种措施降低装置总高度,以便施工操作维修。
如采用卧式辅助燃烧室;将汽提段伸入再生器内;采用外部烟气集合管及折叠式外提升管,提升管出口设置快速分离器等办法来降低高度。
1.4重油催化裂化现状以及未来发展趋势
自1960年HOC工艺后,到20世纪80年代初期,重油催化裂化才真正得到了发展,除了HOC工艺发展外,还先后出现了RCC、FCC、ART等工艺。
一系列重油催化裂化技术如原油雾化、内外取热、重金属钝化剂、CO助燃剂、硫转移剂已相继采用和推广。
我国催化裂化催化剂的科研开发和生产是从60年代开始的,1983年我国第一套催化裂化装置投产。
30多年来在科研、设计、生产、应用各方面的密切配合和共同努力下,取得了长足的进步。
90年代,我国先后开发了一系列重油催化裂化入DCC、MGG、MIO、HCC、和ARGG等,这些都是以生产轻质烯烃和高辛烷值汽油的催化裂化化工工艺技术。
基于我国原油资源的特点,决定了必须走深加工的路线,催化剂研究开发的指导思想即为多加工渣油为目的。
开发的催化剂较好地满足了不同的需要,达到了多掺炼重油,多产轻质油的目的。
从近几十年的发展情况来看,在目前和今后一段时间内,催化裂化技术将会围绕以下几个方面继续发展:
(1)加工重质原料。
传统的催化裂化原料主要是减压馏分油。
由于对轻质油的需求不断增长以及原油的价格提高,利用催化裂化技术加工重质原料油,例如常压重油、脱沥青渣油等可以得到较大的经济效益。
如何解决在加工重质原料油时焦炭产率高、重金属污染催化剂严重等问题是催化裂化催化剂和工艺技术发展中的一个重要方向。
(2)降低能耗。
催化裂化装置能耗较大,降低能耗的潜力也较大。
降低能耗的主要方向是降低焦炭产率。
充分利用再生烟气中的CO的燃烧以及发展再生烟气热能利用技术等。
(3)减少环境污染。
催化裂化装置的主要污染源是再生烟气中的粉尘、CO、SO2和NOX。
随着环境保护立法日趋严格,消除污染的问题也日益显得重要。
(4)适应多种生产需要的催化剂和工艺。
例如,结合我国国情多占柴油,又如多产丙烯、丁烯等
(5)过程模拟和计算机应用。
为了正确设计、预测以及应用计算机优化控制,需要有正确模拟催化裂化过程的数学模拟。
由于催化裂化过程的复杂性,在这方面还有很多要研究和开发的技术。
(6)我国原油变重,质量变差,渣油量的逐年提高提高是重油催化裂化面临的重要问题。
在占我国原油70%的三大油田中,胜利和辽河油田上述情况较为严重,而两油田的产量约占全国总产量的35%~40%。
由于原油产量的递增不能满足轻质油品的需求,估计在今后十年每年进口2000万吨高硫沥青质的中东原油将占总量的10%~15%。
预计加工劣质原油的比例在50%左右。
加氢处理劣质渣油的优点是公认的,原料的脱硫率、脱沥青率均在90%左右,能提供优质的重馏分油作为催化裂化原料,从而使催化裂化取得良好的产品分布和性质。
但由于它一次投资昂贵,相当于焦化装置的3~4倍,而且需要氢气来源等原因,因而没有在国内广泛应用。
脱碳工艺的脱硫,脱金属率比较低,采用加氢处理不失为具有吸引力的方法。
催化裂化工艺技术随着社会的进步在不断发展,当前又迎来原油重质化和油品清洁化的挑战,于是又面临着进一步发展的机会。
由于催化裂化是把重质油转化为轻油,因此催化裂化仍然是炼油的骨干工艺,克服装置结焦问题是解决重油裂化的当务之急,尚需其他后加工工艺的配合。
第二章催化裂化生产参数和装置设备的说明
2.1生产方案详述
本设计采用汽油方案。
首先,随着我国经济的快速发展,汽车等交通工具日益发达,以及人们对环境问题的关注,以汽油为首的轻质油特别是对质量更好更清洁的燃料的需求量急剧增加,同时石油化工的发展,又需要更有效多产轻质油。
其次,大庆常压渣油具有高H/C(H/C为1.74),金属含量低,残炭值低(4.3%),密度小(密度为0.896),平均分子量大(分子量为563),产率高等特点,是比较理想的重油催化裂化原料,可直接进行催化裂化。
大庆常压渣油各种数据如下表2-1至2-5:
表2.1大庆常压渣油性质
性质
数值
实沸点
>350℃
收率
71.5%
密度
0.8902g/m3
运动粘度
48.8(80℃)
28.9(100℃)
碳氢比
1.8
凝点
44℃
残炭
4.3
表2.2大庆常压渣油产品产率
种类
产率
裂化气m%
13.82
汽油m%
50.08
轻柴油m%
26.20
焦炭m%
11.45
表2.3大庆常压渣油裂化汽油性质
十六烷值
馏程
34
t10
52
t50
96
t90
161
密度ρ20(g/m3)
0.7082
表2.4大庆常压渣油裂化柴油性质
马达法辛烷值
馏程
79
t10
216
t50
255
t90
319
凝点
13.0
密度ρ20(g/m3)
0.8754
表2.5大庆常压渣油重油裂化产品气体组成(体积%)
H2
C1
C2
C2
C3
C3
iC04
nC04
C04
iC04
H2S
21.57
9.81
5.26
6.84
6.27
18.15
11.10
3.20
18.20
0.03
0.09
综合以上各表数据可知,对大庆常压渣油的催化裂化采用汽油方案是可行的,汽油+柴油收率可达76%以上,而焦炭收率只有909%,从产品的性质来看,汽油的质量很好,与馏分油相近,很容易达到产品要求;虽然柴油质量的辛烷值偏低,质量不是很好,但综合平衡,采用汽油方案效益还是可行的。
2.2装置形式及特点
本设计采用同轴式催化裂化装置。
同轴式催化裂化装置是指反应器(沉降器)和再生器布置在同一轴线上。
设计中使用的同轴式催化裂化装置有以下特点:
(1)两器同轴叠置,反应沉降器在上,再生器在下,汽提段伸入到再生器内,可降低装置总高度和省掉反应器的框架,节省钢材、占地和投资。
(2)采用折叠式提升管,由沉降器室侧壁进入,也可由顶部进入:
既满足了对油料和对催化剂的接触时间的要求,又使其高度比采用直提升管要低得多。
(3)待生立管中的催化剂流量是由塞阀控制的。
用塞阀控制催化剂的循环量,阀头直接进入再生器与催化剂均匀接触,阀头磨蚀清;催化剂立管蓄压大,控制方便,有利于调节催化剂循环量。
(4)按同轴式布置的两器压差较并列式的大,沉降器的压力较再生器的压力低0.5MPa。
反应压力低有利于裂化反应,再生压力高有利于烧焦反应。
(5)可采用常规再生,也可以采用单器两段再生,以提高烧焦的强度和减少催化剂总藏量。
2.3生产流程简述
2.3.1反应—再生系统
本装置处理的原料为大庆常压渣油,由常压蒸馏装置或渣油灌区送入装置内的原料油缓冲罐中,再由原料油泵抽出加压到油浆原料加热到280℃~350℃的回炼油经过多路并联喷嘴从反应器下部均匀混合进入提升管和从再生斜管经预提段处理的催化剂充分混合,上升同时发生裂化反应,在提升管顶端经耐磨弯头到达快速分离器,反应油气和催化剂快速分离,防止二次反应。
原料在进入喷嘴之前,用泵注入DMP—1复合金属钝化剂。
提升管反应器出口温度控制在510℃左右,反应油气进入沉降器后,经两组单级旋风分离器进一步除去携带的催化剂后,从沉降器顶部引入分馏塔,进行后序操作。
反应器生成的焦炭沉积在催化剂上,待生催化剂沉降进入汽提段。
在气体蒸汽汽提下,除去催化剂粒间、粒内所携带的烃蒸汽,然后经汽提段沿待生立管下流,经待生塞阀节流,再经待生立管套筒进入第一再生器的密相床,进行烧焦再生,压力为0.20MPa(绝),再生温度控制在670℃,多余的热量由外取热器取走,通过主风控制烟气中的过剩氧量不超过3%,使第一再生器烧掉焦炭中所有氢和85%~95%的焦炭。
经过第一再生器再生过的催化剂经淹流管进入催化剂提升输送管,用增压风输送介质把催化剂提升到第二再生器,第二再生器操作压力为0.16MPa(绝),温度控制在690℃,过剩氧为3%,进行高温完全再生,使再生催化剂含碳量降到0.05%以下,经第二再生器再生的催化剂由再生斜管输送到外脱罐脱除CO、CO2后经再生单动滑阀控制的再生斜管进入提升管反应器下部,经预提升后与原油混合,重复上述循环。
再生器烧焦需要的空气,由主风机供给。
空气由主风机加压后,经两个辅助燃烧室分别引入两再生器。
第一再生器的烟气经二级旋风分离器脱去携带的催化剂后,与第一再生器引出的烟气汇合,进入烟气能量回收系统。
所需的催化剂,由袋装进,通过加料斗用空气输送到冷催化剂罐,装置正常生产所需的补充新鲜催化剂,经小型加料设施加入第一再生器。
2.3.2分馏系统
分馏系统主要包括分馏塔、轻柴油汽提塔、分馏系统冷换设备和粗汽油罐等。
由反应器来的460~500℃反应油气从底部进入分馏塔,经底部的脱过热段后在分馏段分割成几个中间产品:
塔顶为汽油及富气,侧线为轻柴油、重柴油和回炼油,塔底产品是油浆。
从上到下依次有塔顶回流、一中回流、二中回流(或回炼油循环)和油浆循环等几个回流。
为了避免催化分馏塔底结焦,催化分馏塔底温度应控制不超过380℃.循环油浆用泵从脱过热段底部抽出后分成两路:
一路直接送进提升管反应器回炼,若不回炼可经冷却送去装置;另一路先于原料油换热,再进入油浆蒸汽发生器大部分做循环回流返回脱过热段上部,小部分返回分馏塔底,以便于调节油浆取热量和塔底温度。
2.3.3吸收稳定系统
吸收稳定系统主要包括吸收塔、接吸塔、稳定塔和凝缩油罐、汽油碱洗沉降罐以及冷换设备等。
吸收稳定系统的作用是加工来自分馏塔顶油气分离器的粗汽油和富油。
目的是保证汽油蒸汽压合格的同时,分离出干气(C2及C2以下),并回收液化气。
吸收稳定系统中的吸收、脱吸过程要求同时达到两个目的:
通过吸收塔尽可能将C3C4组分吸收下来;通过脱吸塔尽量将C2组分脱吸出去。
吸收剂一般是分馏部分的石脑油,并根据的要求以稳定汽油作为补偿吸收剂。
2.3.4烟气能量回收系统
从再生器出来的高温烟气首先进入高效三级旋风分离器分离出掺杂的催化剂,使粉尘含量降低到0.2g/m2烟气以下,然后通过调节蝶阀进入烟机膨胀做功,使再生烟气的压力能转化为机械能,驱动主风机转动,供再生所需的空气。
然后烟气进入烟气轮机,余热锅炉,回收烟气中的压力能和部分热能,使烟气压力降为0.12MPa,温度降为450℃后,再将此烟气引入余热锅炉,使烟气温度降至200℃以下。
然后由烟囱进行排空。
另外,烟气还有一辅助通道,经双动滑阀后通过此通道直接进入余热锅炉后进行排空,以防止烟机发生故障后烟气无法处理。
烟气轮机组带动反应—再生系统的主风机;余热锅炉产生的蒸汽,驱动汽轮机、发电机,组成了同轴式四机组能量回收系统。
本装置采用不完全再生技术,余热锅炉用于回收CO的化学能和烟气的显热能。
2.4主要操作条件的选择依据
2.4.1反应温度
反应温度对催化裂化的反应速度和产品的产率分布以及产品的质量都有显著的影响。
温度和反应速度常数的关系是:
提高反应温度,反应速度常数增大,反应速度增大。
催化裂化反应的活化能约为41.8~125.4KJ/mol,温度每升高10%~20%反应速度约提高10%~20%。
当反应温度提高时,热裂化反应的速度提高较快。
反应温度升至很高时,热裂化反应渐趋重要,产品不饱和度增大。
因此,当反应温度升高时,如果转化率不变则汽油产率降低,气体产率增加,而焦炭产率略有下降。
同时,分解反应和芳构化反应比氢转移反应增快的多,于是汽油的烯烃和芳烃含量有所增加,汽油辛烷值有所提高。
根据生产经验,本设计装置反应温度确定为510℃,在生产中,一般通过条件催化剂循环量和反应进料温度来控制反应温度。
本装置催化剂循环量通过再生塞阀来控制。
2.4.2再生温度
提高再生温度可大大提高炭燃烧的速度。
在600℃左右时每提高10℃,烧焦速度可提高约20%,烧焦时间平均减少15%;对烧掉同样数量的焦炭,加快烧焦速度可使再生器体积减小。
对分子筛催化剂来说,常规再生温度一般为650℃~680℃;为避免催化剂在高温下水热失活,在完全再生条件下,最高不超过700℃~760℃;对于两段再生,第二段再生器几乎没有水蒸气存在,再生温度可达800℃以上,可实现无助燃剂高温完全再生,使再生剂含碳量降低0.03%~0.10%。
考虑到设备和催化剂的允许限度,本设计取再生温度为690℃。
再生器烧焦供热和反应需要热量之间,热平衡的结果最终反映在再生器温度上。
如果烧焦的热量满足不了反应的需要,而又没有采取其他措施及时调整,再生温度将下降,再生烟气带走的热量减少,在较低的再生温度下达到新的热平衡。
此时再生器烧焦效果恶化,再生催化剂含碳量上升,有时候可能会引起碳堆积事故。
如果烧焦热量过剩而又没有采取其他措施及时调整,则再生器温度将上升,烟气离开再生器带走的热量增加,在新的较高的再生温度下达到新的热平衡,此时易发生二次燃烧和再生器超温等事故。
对再生温度影响做显著的变量是回炼比、焦碳产率和原料预热温度。
回炼比增加,再生温度下降;原料油预热温度升高,再升温度升高。
2.4.3反应压力
对于催化裂化反应,提高反应压力有利于吸附而不利于脱吸。
随着温度的提高,可提高转化率,但同时也增加了原料中重质组分和产物在催化剂上的吸附量,从而提高生焦的反应速度,使焦炭产率明显提高,气体中烯烃产率下降,汽油产率略有下降,但稳定性提高。
虽然压力对反应的影响较大,但在实际操作中,压力一般是固定不变的。
同时,催化裂化装置的操作压力主要不是由反应系统决定的。
由于反应—再生系统压力平衡的要求,反应压力和再生压力之间必须保持一定的压差,不能随意变动。
再生器压力采用0.20MPa(绝)。
且同轴式催化裂化反应—再生系统压差在-0.01~+0.07MPa,目前采用的反应压力约为0.1MPa~0.4MPa(表),故本设计反应压力为0.18MPa(绝)。
一般来说,提高压力是增加装置处理能力的主要手段,压力提高后焦炭产率增加,为了降低焦炭产率,则可以采用增加蒸汽量的方法降低油气分压。
当装置处理能力低于设计能力时,应当降低反应器和再生器的操作压力,使提升管和反应器内油气速度不致降低过多,避免油气在提升管和反应器内停留时间过长和出现催化剂的不稳流动,同时也可避免由于速度过低而在提升管内出现催化剂的高密度区。
在低处理量下降低压力,还可以避免再生器床层线速过低,保持良好的再生效果和避免局部过热的出现。
2.4.4再生压力
碳燃烧速度和氧气分压成正比,而氧气分压为再生器操作压力和氧的对数平均浓度的乘积,提高再生器压力就可以使氧分压提高,从而加快碳燃烧速度。
提高再生器压力,反应器压力也要相应提高。
再生器压力的选定以着眼于如何更有效的回收再生烟气能量,决定再生器压力时既要有利于催化剂的再生,又有利于提高烟气能量回收的效率。
生产中,再生压力采用再生压力单参数控制或反应再生两器控制。
本设计就是反应再生两器控制。
对于两个再生器串联再生的装置,一般用一再生出口滑阀控制一再生器和二再生器的压差。
2.4.5原料预热温度
原料预热温度是指原料油进入反应器前得温度。
它补充再生器烧焦提供给反应所需热量的不足,以保证反应温度达到生产规定的指标。
对于大庆常压渣油,在进料量和反应温度等相同的情况下,提高原料的预热温度,催化剂循环量降低,再生温度升高转化率和生焦率降低。
渣油的特点除了其残炭和重金属含量均较高外,其粘度较大,受温度影响较大,升高温度粘度降低,易于雾化,充分发挥分子筛的活性,降低生焦率。
从热平衡及原料转化率的角度出发,降低原料预热温度是有利的。
降低原料预热
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