【正文】 C) 工藝 …………………………………… … ……… …… 8 多產烯烴的 FCC 工藝技術 …………………………………… ……… … …… 9 LCO 改質 ——— MAK 工藝 …………………………… … ……… … ………… 10 輕烴預提升技術 ………………………………… … …… …… … … ………… 10 提升管反應苛刻度控制技術 …………………………………… … ………… 11 催化劑循環(huán)增強技術 CCET……………………………… … …… … ………… 11 我國催化裂化技術的現狀及發(fā)展 ……………… ………………… … ………… 12 渣油催化裂化 (RFCC) 工藝技 術 ………………………………… … ……… 12 多產柴油和液化氣的 MGD 技術 ……………………………… … … … ……… 13 多產柴油的催化裂化 (MDP) 技術 ……………………………… … ………… 13 多產烯烴和高辛烷值汽油的 DCC 工藝技術 …………………… ………… … 14 多產異構烷烴的 MI P 技術 ……………… …… ………… ……… … ……… 14 兩段提升管催化裂化新工藝技術 ………… …………………… …………… 15 國內 FCC 裝置技術改造情況 …………… …………… ………… … …… ……… 16 高效霧化噴嘴 ……………………… … ……………… …………………… 16 新型高效旋風分離器 ………………… … ……… …………………… …… 17 遼寧石油化工大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 4 我國催化裂化存在的差距 …………………… … ………… ………………… … 18 我國 FCC 單套平均能力小。遼寧石油化工大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 1 摘 要 本設計以大慶 蠟油和渣油的混合油為原料，對 150 萬噸 /年 大慶 渣油催化裂化反 再系統(tǒng)工藝進行了設計計算。 …… ………………… …………………… …… 18 裝置能耗高。我國的催化裂化工業(yè)自 6 0 年代開始發(fā)展至今 , 裝 置數量和生產能力不斷提高 , 據不完全統(tǒng)計 , 目前已有催化裂化生產裝置近 1 0 0 套 , 總加工能力超過 5 0 0 0 萬 t / a,僅次于美國 , 居世界第二位。催化裂化 (FCC)是煉油企業(yè)獲取經濟效益的重要手段。這幾種工藝已在世界各地運行多年 [4]。在工藝上采用高溫，大劑油比操作，可將丙烯產率提高至 16%－ 17%；汽油組分回煉可使丙烯產率進一步提高 2%－ 3%；而乙烯和丁烯在一個固定床反應器內易位反應轉化為丙烯，預計可以多生產 9%－ 12%的丙烯。 LCO 質量差，很難直接調合成成品油。 遼寧石油化工大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 11 提升管反應苛刻度控制技術 為了確保提升管進料全部汽化、減少不希望的熱裂化和過度裂化反應的發(fā)生，法國石油研究院 (IFP)在其設計的 R2R 裝置中應用了混合溫度控制 (MTC)技術。 Chevron 公司的提升管分路進料技術的關鍵是上進料和下進料的比例以及上進料噴嘴的位置 [10]。近年來 , 日本和西歐國家的催化裂化加工能力增長幅度較大 , 尤其是日本 , 1980 年加工能力為1686 萬 t/a, 1995 年提高到 3740 萬 t/a,15 年間增加了二倍多。 (3) 液化氣和柴油產率明顯大于常規(guī)的 FCC 技術，高價值產品 (液化氣、汽油和柴油 )與常規(guī) FCC 技術相當。 多產烯烴和高辛烷值汽油的 DCC 工藝技術 RIPP 開發(fā)的 DCCⅠ技術在國內有 6 套裝置， 3套改造， 3 套新建。運用該技術后，汽油烯烴含量 (熒光法 )一直持續(xù)低于 30 V%以下，辛烷值有所提高。加工能力 100 kt/a 催化裝置工業(yè)試驗顯示，該項工藝技術可使裝置處理能力提高 30%－ 40%，輕油收率提高 3 個百分點以上，液體產品收率提高 2－ 3 個百分點，干氣和焦炭產率明顯降低，汽油烯烴含量降低 20 個百分點，催化柴油密度下降，十六烷值提高。目前除個別裝置外 , 重油或摻煉渣油的 FCC 裝置均已采用了高效霧化噴咀 , 主要類型詳見 下 表。靶式引進美國 Tot al 公司技術 , 噴咀出口采用長條型 ( 類似稀相噴水噴頭 ) , 被霧化的進料呈扇面狀噴入提升管內 , 油入口壓力達到 1. 4 MPa。我國在 1988 年就研制開發(fā)出 LBHZ 和 BDY 9 型電動液壓滑閥 , 并在齊魯石化公司煉油廠、石家莊煉油廠、洛陽煉油廠、蘭州煉油化工總廠等多套 FCC 裝置上推廣應用 , 效果良好。 1995 催化裂化能耗國際先進水平為 GJ/ t,中國石油化工總公司平均水平為 GJ/t,距國際先進水平有一定差距。 國外 FCC 裝置一般開工周期可達 2～ 3 年 , 個別的達到 4 年以上。目國內僅有少數裝置采用。流化催化裂化采用兩段再生。 反應油料通過提升管下部的進料噴嘴，霧化后進入提升管反應器，在提升管下部與再生催化劑接觸，進一步汽化并開始反應生成油氣。 主風機自大氣中把空氣吸入，壓縮后分兩路經輔助燃燒室送入再生系統(tǒng)，可調節(jié)兩路風量來分配兩段燒焦量，并部分作提升風。 再生 壓力 燒焦速率與再生煙氣中的氧分壓成正比，氧分壓是再生壓力與再生煙氣中的氧的分子濃度的乘積，因此提高再生壓力可以提高燒焦速率。溫度對分解反應和縮合生焦反應的影響也不同，溫度提高，分解反應的速度比縮合反應的速度大，這樣反應溫度高，產品中的焦碳產率低。因此，渣油催化裂化過程中，采用高溫短接觸技術，以降低焦碳產率，提高汽油辛烷值。對于兩段再生，一再屬于不完全燃燒 ，因此，一再過剩氧含量取%；二再屬于完全再生，過剩氧含量取 %。 本設計采用常規(guī)再生器，主 要是考慮如何保證使流化質量良好，空氣 分布均勻并與催化劑充分接觸，盡量減小返混，避免催化劑走短路。主管支管分支管是用碳鋼管制成。 (8)煙風比 濕煙氣量 /主風量（體） =5509/4805= 遼寧石油化工大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 31 再生部分計算 再生器熱平衡 (1)燒焦放熱 生成 CO2放熱 =7695 33873=26065 104(kj/h) 生成 CO 放熱 =2565 10258=2631 104(kj/h) 生成 H2O 放熱 =1140 19890=13667 104(kj/h) 合成放熱 =42363 104(kj/h) (2)焦炭吸附熱 按目前工業(yè)上仍采用的經驗方法計算，有焦炭托付熱 =42363 104 %=4872 104(kj/h) (3)主風由 1400c 升溫至 7000c 需熱 干空氣升溫需熱 =136380 (700140)=8325 104(kj/h) 式中 是空氣的平均比熱， kj/() 水汽升溫需熱 =1364 (700140)= 104(kj/h) 式中 是水氣的平均比熱， kj/() (4)焦炭升溫需熱 假定焦炭的比熱與催化劑的相同，也取 (kg0c),則 焦炭升溫需熱 = 103 (700140)= 104(kj/h) (5)待生劑帶入水汽需熱 1300 (700480)= 104(kj/h) 式中 是水汽的平均比熱， kj/(kg0c) 遼寧石油化工大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 32 (6)吹掃，松動蒸氣生溫熱 500（ 73565843） = 104（ kj/h） 式中括弧內的數值分別是 10kg/cm2飽和蒸汽和 ， 7000c 過熱蒸氣的熱焓。設進油處至沉降器頂部的總壓降為，則提升管內進油處的壓力為 177+=(kPa)（表） ② 溫度 加熱爐出口溫度為 3500c，壓力約 ，此時原料油處于液相狀態(tài)。 表 7 基礎數據 進入反應器部分水蒸汽 （ kg/h） 霧化蒸汽 18750 反應溫度（℃） 513 吹掃蒸汽 1600 二再（℃） 710 預提升蒸汽 550 焦中 H/C 8/92 松動蒸汽 500 — 汽提蒸汽 6213 — 供熱方 （ 1） 再生催化劑供給的凈熱量 Q1 Q1=2071 103 （ 710513） = 104 kJ/h （ 2） 焦碳吸附熱 Q2 Q2=18750 103 = 104 kJ/h （ 3） 與催化劑一起帶來的煙氣及水蒸氣帶入熱 Q3 Q3=煙氣量煙氣比熱（ t 再 t 反 ） +水蒸汽量水蒸氣比熱（ t 再 t 反 ） 比熱的計算公式： Cp=A+B（ T1+T2）＋ C（ T12+T22+T1T2） 遼寧石油化工大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 42 其中 T1—— 反應器入口溫度 K T2—— 第二再生器出口溫度 K A， B， C 是常數，見 下 表 。 總干煙氣量 =CO2+CO+CO+N2 =641+213++3886 =(kmol/h) 按各組分的相對分子質量計算各組分的質量流量，然后相加 既得總干煙氣量的質量流率為 141930kg/h 遼寧石油化工大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 30 (7)濕煙氣量及煙氣組成（見下表） 表 3 濕煙氣量及煙氣組成 組 分 流量 相對分子質 量 組成（摩爾分數）， % Kmol/h Kg/h 干煙氣 濕煙氣 CO2 641 28204 44 CO 213 5964 28 O2 32 N2 3886 108808 28 總干煙氣 141933 生成水汽 570 10260 18 主風帶入水汽 1364 待生劑帶入水汽 ○1 ， 1300 吹掃 ,松動蒸氣 ○2 500 總濕煙氣 5509 155357 合計 ： 100 ○ 1按每噸催化劑帶入 1kg 水汽及催化劑循環(huán)量為 1300t/h 計算。 遼寧石油化工大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 27 主風分布器的形式 本設計采用同心圓式分布管。提升管反應器采用分子篩催化劑，大大地提高了反應強度，使催化裂化在提升管內以很短的時間內完成。 再生空氣 過剩氧含量 過剩氧含量越高，對燒焦越有利。又因反應壓力 的提高勢必將影響到再生壓力，故遼寧石油化工大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 25 而反應壓力的提高受到限制，現選反應壓力為 203 kpa。反應中氫轉移反應的相對速度大，產品中的烯烴含量多，產品的安定性好。由于本裝置采用兩段再生技術，第一段再生屬常規(guī)再生，溫度在 630690℃之間，若溫度過高，催化劑水熱失活嚴重，若溫度過低，不能完成規(guī)定的燒焦任務，并使二段再生溫度低。富含CO 的煙氣通過兩極旋風器而離開第一再生器。但由于渣油催化裂化生焦量大，生產時不使用遼寧石油化工大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 22 加熱爐。另外從經濟效益上看，汽油的價格也要高于柴油的價格，因此本設計選用生產汽油方案。繼續(xù)開發(fā)和推廣應用新技術進技術 , 開發(fā)并推廣使用新工藝、新技術和新設備 , 如干氣預提升技術、高效霧化噴咀、高效旋風分離器、電液滑閥等一系列新技術、新設備。較先進的超穩(wěn)分子篩催化劑的使用在我國僅占 FCC 催化劑總量的 15% ～ 20% , 與國外差距較大。法國埃爾夫公司煉油廠一套餾份油 FCC 裝置能耗為 ,我國最好水平的獨山子煉油廠 FCC 能耗1994 年為 GJ/t,高出 GJ/t。其特點是推動力大 , 執(zhí)行機構分辨率和負荷靈敏度高 , 又能減少熱損失 , 明顯地克服了風動滑閥的缺點。 HW 1 噴咀前后溫度高達 150℃左右 , 壓力降較低 , 約為 0. 3 MPa。這些新技術的應用推廣 , 對提高催化裂化工藝技術水平 , 提高輕質油收率等發(fā)揮了重要作用。另有多家煉油廠有應用意向 [5]。由中石化石科院和中石化上海高橋分公司、洛陽石化工程公司聯合攻關的多產異構烷烴的催化裂化技術 (MIP)，具有我國自主知識產權，是既可促進重油轉化、又可改善催化汽油質量以滿足燃料清潔化需求的技術。 (3)應用原料組分選擇性裂化技術，將催化裂化原料按餾份的輕重及其可裂化性能區(qū)別處理，在提升管反應器不同位置注入不同原料組分，使性質不同的原料在不同環(huán)境和適宜的裂化苛刻度下進行反應。該技術與常規(guī)催化裂化技術相比，具有以下特點： (1)采用粗汽油控制裂化技術，增加液化氣產率 ，降低汽油烯烴含量，調節(jié)裂化原料的反應環(huán)境以增加柴油餾份的生成和保留。在發(fā)達國家中 , 催化裂化加工量和占原油加工量百分率最高的是美國 , 1995 年分別為 26 420 萬 t 和 %。 Chevron 公司為了得到更多的輕質烯 烴和提高汽油的辛烷值，開發(fā)了提升管分路進料技術 (SFI)，即在提升管上部和下部進入相同的原料。對于加工渣油的裝置來說用輕烴代替蒸汽作為預提升介質除了具有上述作用外還能鈍化催化劑上的重金屬，從而起到了改善反應選擇性的作用。另外，還有 Arco Chemical 公司的