萬(wàn)噸年渣油催化裂化反應(yīng)再生系統(tǒng)工藝設(shè)計(jì)畢業(yè)設(shè)計(jì)

萬(wàn)噸年渣油催化裂化反應(yīng)再生系統(tǒng)工藝設(shè)計(jì)畢業(yè)設(shè)計(jì)33150 萬(wàn)噸/年渣油催化裂化反應(yīng)再Th系統(tǒng)工藝設(shè)計(jì)摘 要、段、沉降軸布減少輕是掉上積上活得恢復(fù)帶有預(yù)混合可含碳01下發(fā)揮了擇延長(zhǎng)了壽命。關(guān)鍵詞：TECHNOLOGCIALDESIGNFORREACTIONREGENERATIONSYSTEMOF150wt/aRFCCAbstractReactionandregenerationsystemtechnologyofa270wt/aRFCCprocessingDAQINGatmosphericresiduefeedstockhasbeendesignedandcalculatedinthislayout.Thecatalyticcrackingunitismadeupfromreactionandregenerationsystemfractionationsystem，absorptionandsystemandenergyrecoversystem.Thislayoutisderectedagainstreactionandregenerationsystemtocompute.AhighefficientandcompletecokeburningregeneratorhavinghighburningcapacitywasadoptedbecausemuchcokewasproducedduringRFCCprocess.Inthedesign，Referringtothedatesoffeedandthesametypereactors，Idesignahigh-lowparallelFCCreactor-regeneratorsystem-riserreactorandcokecontainerhightemperaturecompletereactor-regeneratorsystem.Thepartofreaction:thereactordevelopssufficientroomforfeedoilandcatalyticcontactingcompletely.Thiskindofdesignistoreducecokepromoterecallratiooflightoil.Thepartofregeneratorsystem:theregeneratorcanburnupremainingcarbonaboutcatalytictorecoveractivityofCAT.Generalspeaking，mydesignreducetheratioofcarboninCATto0.1otslefefT，extendsthelifeofthecatalyst.: c g r ，錄11235 . .8111115—兩器排布方19提升管末端快速分離器 214 .61.4.7.............................................................................................................23030 .02.2................................................................................................................00436HC O與O2值CO/CO2 38原預(yù)熱 .82.3.10 392.4 .92.5 ................................................................................................................02.6 ................................................................................................................03 .....................................................................................423.1 423.2 .............................................................................3.....................3.2.1 433.2.2 .........................................................................3.2.3 .........................................................................3.2.4 ...................................................................6..................3.2.5 .............................................................3.2.6 .........................................................................3.2.7 643.2.8 673.2.9 主布板 723.2.10 輔助................................................................3.2.11 75.3 783.3.1 提升.............................................................3.3.2 預(yù)提升...........................................................5................3.3.3 .............................................................3.3.4 與核.............................................................3.4 兩壓力平衡.......................................................................9.....................4 工藝設(shè)................................................................98.1 反再系統(tǒng)主要操作參數(shù)結(jié)果匯總 984.2 反應(yīng)系統(tǒng)物料平衡 1034.3 反應(yīng)系統(tǒng)水平衡 .054.4再生物料平衡 .064.5 再生水平衡 .064.7 再生系統(tǒng)熱平衡 .074.8 再生外取熱設(shè)結(jié)果匯總 1084.9 再生催化劑線路 .094.10 待生催化劑路線 .09411 反再系統(tǒng)主要操作條件 110致 謝 111參考文獻(xiàn) 112130萬(wàn)噸/年渣油催化裂化反再系統(tǒng)工藝設(shè)計(jì)1 文獻(xiàn)綜述催化裂化工藝產(chǎn)Th的背景及意義一般原油經(jīng)常減壓蒸餾后可得到 10～40％的汽油，煤油及柴油等輕質(zhì)油品，其余的是重質(zhì)餾分和殘?jiān)?。如果不?jīng)過(guò)二次加工它們只能作為潤(rùn)滑油原料或重質(zhì)燃料油。但是國(guó)民經(jīng)濟(jì)和國(guó)防上需要的輕質(zhì)油量是很大的，由于內(nèi)燃機(jī)的發(fā)展對(duì)汽油的質(zhì)量提出更高的要求．而餾汽油（辛烷值較低 ）則一般難以滿足這些要求。原油經(jīng)簡(jiǎn)單加工所能提供的輕質(zhì)油品的數(shù)量和質(zhì)量同生產(chǎn)發(fā)展所需要的輕質(zhì)油品的數(shù)量和質(zhì)量之間的矛盾促使了二次加工過(guò)程的產(chǎn)生和發(fā)展。催化裂化是重質(zhì)油輕質(zhì)的主要手段。在目前我們國(guó)家的汽油中，80%來(lái)自于催化裂化?？梢姶呋鸦谖覈?guó)石化工業(yè)中占有其重要的。我國(guó) FCC加工能占原油加工能的 26%．有 70%的汽油來(lái)自 FCC。，我國(guó)在渣油裂化、催化生、工程、和發(fā)等發(fā)展很。渣油 FCC為渣油化有而經(jīng)濟(jì)的1。國(guó)外催化裂化于1990，固體酸性催化的問(wèn)，于1936設(shè)、現(xiàn)了移動(dòng)床，兩項(xiàng)革新的結(jié)合得到了流化床。初移動(dòng)床催化裂化定名為g（TC），1943年，a石油公司投產(chǎn)了一套0.5Mt/a的TCC裝置。19441942194620世紀(jì)5060年代中期，隨著分子篩催化[2]催化裂化(FCC)裝置1965年5在我國(guó)煉油工業(yè)中的地位，是和我國(guó)油密相的中地區(qū)油相，我國(guó)大油重油，大于 35℃的重油產(chǎn)一油的 77，，的二次加工能力，才能效利用油，最大限度獲得輕油品另一方面，我國(guó)大油都于氫含量較高的低低金的石蠟基油，最適合于采用重油催化裂化進(jìn)行加工針對(duì)我國(guó)油的特點(diǎn)，采用催化裂化的加工方法，投資少，效益高，并能為化工綜合利用提供種料這正是催化裂化在我國(guó)煉油技術(shù)中極其重要的位置并在 30年來(lái)取得迅速發(fā)展的根本。催化裂化技術(shù)的現(xiàn)狀及發(fā)展催化裂化技術(shù)的現(xiàn)狀及發(fā)展渣油催化裂化(RFCC)工藝主要有UOP公司的C技術(shù)毫秒催化裂化技術(shù)，在c過(guò)程中，催化劑向下流動(dòng)形成催化劑簾，原料油水平注入與催化劑垂直接觸，實(shí)現(xiàn)毫秒催化反應(yīng)。反應(yīng)產(chǎn)物和待生催化劑水平移動(dòng)，依靠重力作用實(shí)現(xiàn)油氣與催化劑的快速分離。這種毫秒反應(yīng)以及快速分離，減少了非理想的二次反應(yīng)，提高了目的產(chǎn)物的選擇性，汽油和烯烴產(chǎn)率增加、焦炭產(chǎn)率減少，能更好地加工重質(zhì)原料，且投資費(fèi)用較低同。多產(chǎn)烯烴的 FCC工藝技術(shù)該技術(shù)的主要特點(diǎn)：設(shè)立第二提升管進(jìn)行汽油二次裂化；使用高ZSM-5含量的助劑；采用密閉式旋風(fēng)分離器。中試結(jié)，以 Minas油原料以18.3的烯產(chǎn)率。LCO質(zhì)——MAKMAK油質(zhì)工藝Mobil、和 Kellogg3公司的油。MAK后34—40。烴預(yù)提升技術(shù)U0P烴UOP(是二者并用)對(duì)再生催化劑進(jìn)行預(yù)加速、使催化劑的密度降低，這樣從進(jìn)料噴嘴噴出的油滴就能穿透催化劑覆蓋整個(gè)提升管截面，達(dá)到良好的劑油混合效果，使油滴得到良好的汽化，從而獲得較好的產(chǎn)品分布。對(duì)于加工渣油的裝置來(lái)說(shuō)用輕烴代替蒸汽作為預(yù)提升介質(zhì)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(yīng)選擇性的作用。目前國(guó)內(nèi)已有洛陽(yáng)石化總廠、天津石化公司煉油廠、濟(jì)南煉油廠和錦西煉化總廠等廠家的催化裂化裝置應(yīng)用了輕烴預(yù)提升技術(shù)。提升管反應(yīng)苛刻度控技術(shù)國(guó)石油(IFP)的 R裝置應(yīng)用了混合度控(~frC)技術(shù)。用混合度控技術(shù)改進(jìn)料油的汽化，并應(yīng)的產(chǎn)?；旌隙瓤亟覭ellogg技劑油混合的度。工裝置應(yīng)用的提升管出度，用油技術(shù)提升管油混合的度提了 77。催化劑循環(huán)增強(qiáng)技術(shù) CCETShell石油公司開了自己的 CCET技術(shù)。該技術(shù)的核心是顯著提立管的穩(wěn)定立附近優(yōu)增蓄壓滑閥維壓差高循環(huán)量處理量必輸送線滑閥昂貴的改動(dòng)。用 CCET技術(shù)，滑閥壓差增，催化劑循環(huán)量提了 50％。催化裂化技術(shù)的現(xiàn)狀及發(fā)展(RFCC)VRFCC、北京設(shè)計(jì)和北京燕ft合作開發(fā)的一項(xiàng)加大慶減壓濁的新。多產(chǎn)柴和液MGD股份有限(RIPP)開發(fā)的以重質(zhì)為原料．多產(chǎn)柴的MDPRIPP在傳統(tǒng)增產(chǎn)柴的基礎(chǔ)上開發(fā)了增產(chǎn)柴的新MDP。多產(chǎn)烯烴和高辛烷值汽DCC開發(fā)系列劑產(chǎn)品；另一個(gè)改進(jìn)以進(jìn)一步提高輕烯烴、特別丙烯的產(chǎn)率。在劑開發(fā)方面盡量使品種多樣以滿足不同用戶的需要，而新開發(fā)的解劑已經(jīng)在全常壓解裝上使用。在改進(jìn)方面也已經(jīng)的，以大慶為原料以8的丙烯產(chǎn)率，同丙烯產(chǎn)率6個(gè)MIP汽烯烴量高45，高用汽烯烴不大3海橋分洛陽(yáng)程公合的多產(chǎn)烷烴的(MIP)，有主產(chǎn)，是、又改善催汽質(zhì)量以滿足燃料清潔需求的技術(shù)。MIP2002年在高橋分公司煉140t／aFCC裝置上成功應(yīng)用。運(yùn)用該技術(shù)后，汽烯烴含量(熒光法)30以下，辛烷值有所提高。該工藝突破了現(xiàn)有催裂工藝對(duì)二次反應(yīng)的限制，實(shí)現(xiàn)了控性和選擇性地行裂移反應(yīng)和異構(gòu)明顯降低汽烯烴含量并增加異丁烷產(chǎn)率，提出了一種生產(chǎn)清潔汽組分的新概念。兩段提升管催裂新工藝技術(shù)該項(xiàng)工藝技術(shù)30％--40％，輕3個(gè)百分點(diǎn)以上，產(chǎn)2--3個(gè)百分，和產(chǎn)率明顯降低，汽烯烴含量降低20個(gè)百分裂新技術(shù)突出的，以改善產(chǎn)構(gòu)，提高料的，顯提高輕質(zhì)汽裝置的汽。該技術(shù)有的性和性，此派生出多種適應(yīng)不同生產(chǎn)要求的專用技術(shù)。催裂20對(duì)煉工的所的，2l的和，催裂了新的。后的，能有兩種：沿革性的發(fā)展續(xù)改工藝、設(shè)備、催，能一，提高輕質(zhì)產(chǎn)收率。對(duì)我國(guó)而言，特別要在保證長(zhǎng)周期運(yùn)上下功夫。續(xù)產(chǎn)低工和清潔燃料組分生產(chǎn)提供料。其它密切配合同步展包括上游的預(yù)下游二次加例如上游加氫焦脫瀝青它們組合；下游汽油柴油再加各種低碳烯烴利用等。劣質(zhì)渣油焦或脫瀝青與聯(lián)合循環(huán)發(fā)電(IGCC)原料費(fèi)托合成關(guān)鍵技術(shù)展煉油廠達(dá)到燃料辟途徑?？缭叫哉?。在一段時(shí)間之性展同時(shí)跨越性展跨越性展技術(shù)或在環(huán)上技術(shù)技術(shù)之使技術(shù)再跨上一臺(tái)階上跨越性展例如油氣2001年統(tǒng)計(jì)材料看世界力已／但“”“成”原油或間石蠟基重干凈比適合因此仍然我國(guó)煉油骨干但由規(guī)模已經(jīng)大今后可改造技術(shù)；同時(shí)展配加環(huán)對(duì)質(zhì)[5]催化裂化350℃與分相比，催化裂化原料存在如下特點(diǎn)：①粘度，沸點(diǎn)高；②多環(huán)芳香性物質(zhì)含量高；③含量高；④含氮化物較多因此，用為原料進(jìn)行催化裂化時(shí)會(huì)出現(xiàn)焦炭產(chǎn)率高，催化劑污染嚴(yán)產(chǎn)物氮含量較高等問(wèn)題]產(chǎn)品催化裂化產(chǎn)品市場(chǎng)極需高辛烷值汽分，輕柴分和石化學(xué)工業(yè)需要?dú)怏w原料。裝置特點(diǎn)催化裂化工藝與一般催化裂化工藝異同點(diǎn)兩工藝既有相同部分，亦有不同之處，完全由原料不同不同之處要現(xiàn)在，催化裂化在進(jìn)料催化劑SOX量不同一般催化裂化工藝；在量，產(chǎn)品處污處和化等，一般催化裂化工藝有在催化劑化，和，在兩，兩完全相同在分和，在和—備上兩者基本相同。催化裂化工藝(ARMS)(VRDS)(ARDS)與(VRDS)ARDSVRDS、氮、、殘?zhí)康仁购筚|(zhì)餾分可等裝置步輕質(zhì)并滿足產(chǎn)品質(zhì)環(huán)保要求我國(guó)今后口數(shù)將斷增為了解決深度問(wèn)題國(guó)內(nèi)目前正劑研究開發(fā)國(guó)內(nèi)廠也將越來(lái)越多地考慮采用延遲焦精-組我國(guó)少氮很經(jīng)延遲焦后焦蠟尤其堿氮很這焦蠟如果裝置產(chǎn)品的分質(zhì)并使劑增質(zhì)延遲焦可多產(chǎn)增產(chǎn)品尤其焦產(chǎn)CHCH料以獲得便宜充源發(fā)展精以焦品質(zhì)來(lái)滿足競(jìng)爭(zhēng)要求焦蠟安排可能少地作為摻視而)由于其堿氮?jiǎng)┙巩a(chǎn)，收率而安排焦蠟焦混摻但可得到優(yōu)質(zhì)而尾又優(yōu)良料乙烯料并且此過(guò)程氫耗量小于單獨(dú)的重質(zhì)油加氫裂化。加氫精制的石腦油又是優(yōu)良的催化重整的進(jìn)料，增加高辛烷值低烯烴汽油產(chǎn)量，并且苯、甲苯、二甲苯又是化工原料，自產(chǎn)氫氣又可平衡煉廠系統(tǒng)的氫氣。石油焦既可外賣，又可經(jīng)煅燒處理，經(jīng)煅燒生產(chǎn)優(yōu)質(zhì)的煅燒焦。增加產(chǎn)品的附加值。煉油企業(yè)減壓瓦斯油和焦化瓦斯油應(yīng)重點(diǎn)考慮作加氫裂化原料，這一方面可以緩解噴氣燃料和優(yōu)質(zhì)低凝點(diǎn)柴油市場(chǎng)供應(yīng)不足的矛盾，另一方面可以提供相當(dāng)數(shù)量的芳烴原料(高芳烴潛含量石腦油)和優(yōu)質(zhì)乙烯裝置原料加氫未轉(zhuǎn)化油)溶劑油脫瀝青-延遲焦化-催化裂化組合在煉油廠獲得的總經(jīng)濟(jì)效，6的效自催化裂化裝置，這一工催然石化總廠合作，以脫油瀝青減質(zhì)量數(shù)2一3進(jìn)焦化，可轉(zhuǎn)化質(zhì)產(chǎn)品的6。可量的脫油瀝青減合作為也增加，焦的質(zhì)量，另外是加焦增，此應(yīng)油瀝青的溶，以增瀝青質(zhì)在油系的。9]自的重油催化裂化應(yīng)系統(tǒng)裝“三快”50套催化裂化裝置，經(jīng)濟(jì)效益顯著。由中國(guó)石油大學(xué)北京經(jīng)過(guò)十余年努力研發(fā)成功的后反應(yīng)系統(tǒng)技術(shù)在多項(xiàng)核心技術(shù)上獲得突破，達(dá)到了同時(shí)實(shí)現(xiàn)“三快”“兩高”的攻關(guān)目標(biāo)，即油劑的快速脫離、分離催化劑的快速預(yù)汽提、油氣的快速引出，以及催化劑的高效分離、高油氣包容率。該技術(shù)目前已成功應(yīng)用于國(guó)內(nèi)50套不同構(gòu)型內(nèi)時(shí)由0205以，氣9以上使油0分過(guò)國(guó)內(nèi)同技術(shù)的最高。該技術(shù)有效抑制內(nèi)的結(jié)焦，延長(zhǎng)了開工周期。國(guó)同先進(jìn)技術(shù)相，該技術(shù)高的氣分離效率、的預(yù)汽提效果以及高的性和穩(wěn)定性。該技術(shù)裝備的投資僅為國(guó)同／2／，具有顯著的競(jìng)。研在系統(tǒng)實(shí)研的上，成功發(fā)出了高效氣分離、3項(xiàng)新技術(shù)，過(guò)成新4新型快分系統(tǒng)，用于目前構(gòu)型的催化裂化裝置，了后反應(yīng)系統(tǒng)關(guān)裝的化設(shè)計(jì)。目前該項(xiàng)目已取得國(guó)發(fā)專利7項(xiàng)、實(shí)用新型專利2項(xiàng)[10]。催化裂化裝置研究進(jìn)展催化裂化裝置單段再生的再生的基本形式如圖 1所示。1。碳程分階第一80%－85%總碳量被去;第二用空氣及在更高溫度下繼續(xù)去余下碳?？稍谝黄魍搀w內(nèi)分隔實(shí)現(xiàn)也可以在獨(dú)立2。了保持呈活塞流上部較高下部較低。燃空3-4。傳質(zhì)阻力返混程均較低燒焦強(qiáng)長(zhǎng)22m,內(nèi)燒焦量可占總燒焦量80%左右。剩余焦炭CO燃燒在上部湍流床進(jìn)行。圖3快速床(循環(huán)流床)再生4142催化裂化反應(yīng)裝置形式、沉降、汽、旋分、待斜等部分組成52070EngelhadT—C1主要用脫除殘大部金屬，起到處理作用第2質(zhì)后最近，MaredlinEspeillac和 PlebeCrespin取得了利用兩個(gè)反應(yīng)區(qū)進(jìn)行烴類裂化反應(yīng)的專利 。另外，石油大學(xué)正在進(jìn)一步地研究?jī)啥翁嵘艽呋鸦夹g(shù)，目前，已提出提升管兩段催化裂化工藝(TSRFCC)_3-，其工藝原則流程。該工藝的核心是：針對(duì)現(xiàn)行催化裂化提升管反應(yīng)器的弊端，將傳統(tǒng)提升管反應(yīng)器分為兩段串聯(lián)，在段間將半再生催化劑更換為再生催化劑，實(shí)現(xiàn)催化劑雙路循環(huán)、分段反應(yīng)，從而提高提升管內(nèi)催化劑的平均活性和選擇性，強(qiáng)化和改善催化裂化反應(yīng)過(guò)程。石油大學(xué)華東勝華煉油廠 0．／a工業(yè)試驗(yàn)結(jié)果表明，C工藝可以極大的提高原油的轉(zhuǎn)換深度，同時(shí)加工能力可增加 0％～5％；可以改善分，油可提高 3—4個(gè)百分點(diǎn)，干氣和焦炭降低2個(gè)百分點(diǎn)；汽油的烯烴含量降低，柴油的十六烷值增加。圖6、由于積炭而使活性將其與油氣分開并返回再生中物在第二與來(lái)自再生另一路觸，形成路催循環(huán) 重油裂技術(shù)在高中目產(chǎn)物產(chǎn)率同可以高目產(chǎn)品選擇性，從而顯著改善產(chǎn)品分布。分分就讓不同餾分在不同場(chǎng)和條件下干擾。第一只新鮮產(chǎn)物從抽出為最終產(chǎn)品以保證油漿和回?zé)捰脱h(huán)油單獨(dú)入第二高轉(zhuǎn)重油裂工藝技術(shù)采分，總一般為2S 左右。大油比。7—再Th兩器排布方式①反開并列式；②架疊在起軸式并列式又由于低而并列式并列式:①催化劑由U型管密相輸送;②反應(yīng)器和再生器間的催化劑循環(huán)U圖8比較靈活。軸裝置形;耐磨蝕的彎頭③原料用多個(gè)噴嘴噴入提升管。圖9分離器提升管末端采用快速分離技術(shù)可以縮短反應(yīng)生成物在反應(yīng)提升管內(nèi)的停留時(shí)602～3秒鐘，于是發(fā)展了提升管反應(yīng)器和提升管末端快速分離技術(shù)。國(guó)外提升管末端快速分離技術(shù)的發(fā)展UOP的提升管末端快速分離技術(shù)S&W公司的提升管末端快分技術(shù)國(guó)內(nèi)提升管末端快速分離技術(shù)現(xiàn)狀國(guó)惠最早設(shè)計(jì)的提升管FCCUTL08風(fēng)器彈射80年代曾在工業(yè)裝上試由開工階段發(fā)生催化劑跑損而未得到廣泛應(yīng)]第一類第一類器：器內(nèi)略高沉器內(nèi)料封使油氣按指定方向流動(dòng)單獨(dú)開口讓汽蒸汽入旋風(fēng)公器系統(tǒng)。器一密閉器器可別與國(guó)內(nèi)T、I粗旋風(fēng)器器配匹。圖10(直聯(lián)或緊接效偶合升管已把升管終端劑結(jié)構(gòu)發(fā)展到3代產(chǎn)品年來(lái)UOP公司又開發(fā)帶有預(yù)的在管的停留時(shí)問(wèn)已由1rain到10～5SVDS和VSS兩也對(duì)升管末端做改即在粗下部加個(gè)預(yù)形成兩級(jí)和在升管端加有彎成定角度的彎臂使劑混合物以流形導(dǎo)S&W公司最型的升管末端裝置為或軸向這的體更更小升管頂端可活動(dòng)可避免催化劑帶主餾塔同時(shí)操作方便s&w公司升管后冷L9J在粗處注股急冷劑以低升管反應(yīng)器后沉降器稀相的溫度，從而降低油氣溫度，同樣可以使油氣2次反應(yīng)與熱裂化反應(yīng)減少，使輕質(zhì)油收率提高約％，于氣和焦炭產(chǎn)率下降。L型旋風(fēng)分離器在設(shè)計(jì)中加入了小的緩沖空間以保持所需壓力。我國(guó)自行開發(fā)的PV型旋風(fēng)分離器結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，配以完整的優(yōu)化設(shè)計(jì)方法可將總分離效率達(dá)到9．9％，總壓降9．3kPa，平均催化劑單耗從原來(lái)的0．81kg／t降至0．4kg／t[14]?；瘒娮爝M(jìn)料霧化是重油催化裂化工藝的關(guān)鍵技術(shù)之一，近年來(lái)不少研究單位致力于高效霧化噴嘴的開發(fā)研究，應(yīng)用比較廣泛的有 公司的噴嘴、UOP公司的 Optimix噴嘴Kellogg公司的 Atomax噴嘴中國(guó)的 KH噴嘴中國(guó)化工設(shè)公司(SEI)的BWJ噴嘴中國(guó)化油化工工公司(LPEC)的 LPC噴嘴。工應(yīng)用結(jié)，的進(jìn)料霧化噴嘴可提高輕質(zhì)油收率，降低焦炭和氣產(chǎn)率，產(chǎn)分，反應(yīng)結(jié)焦，是保證裝置長(zhǎng)周期運(yùn)行的關(guān)鍵設(shè)備。因此，國(guó)內(nèi)外對(duì)進(jìn)料噴嘴的進(jìn)都非常重視。LPH。1型重油進(jìn)料霧化噴嘴是 LPEC在 LPC噴嘴基礎(chǔ)上開發(fā)出的新一代高效進(jìn)料霧化噴嘴，該噴嘴操作彈大、壓力降低、噴射速度適中，霧化效。LPH一1重油進(jìn)料霧化噴嘴有以下優(yōu)點(diǎn)：霧化蒸汽用量小只有 3％，可以降低裝置耗；壓力降低(只有 0．25MPa)，可以降低進(jìn)料機(jī)泵的電消耗；該噴嘴為低速噴嘴，可減少催化劑的沖擊破碎，催化劑消耗降低了 1．83％。(4)霧化效，催化劑與油氣接觸充分，減弱了熱裂化反應(yīng)強(qiáng)度，焦炭、氣產(chǎn)率降低了 0．51個(gè)百分點(diǎn)，輕液體收率增加 1．93個(gè)百分點(diǎn)[15]。新型催化裂化進(jìn)料霧化噴嘴開發(fā)洛陽(yáng)石油化工工程公司(LPEC)工程研究院投人大量資金，建立了占地面積為20m×6m的大型進(jìn)料噴嘴霧化試實(shí)驗(yàn)室，配備了先進(jìn)的粒度測(cè)試分析儀器——美國(guó) TSI公司的激光相位多普勒粒子分析儀，以及噴嘴霧化試驗(yàn)臺(tái)和壓力、流量的測(cè)試、計(jì)量和控制設(shè)備，可實(shí)時(shí)測(cè)量霧化顆粒的粒度、速度、壓力和流量等參數(shù)，還可進(jìn)行噴嘴內(nèi)部流體流動(dòng)顯示。LPEC從 20世紀(jì) 80年代開始研發(fā)工作，經(jīng)過(guò)反復(fù)的實(shí)驗(yàn)室冷試、中試、半工業(yè)試驗(yàn)、工業(yè)試驗(yàn)和優(yōu)化篩選等過(guò)程，研制出了 LPC型噴嘴，并應(yīng)用于生產(chǎn)裝置上，取得了良好效果和經(jīng)濟(jì)效。[16]CS型油催化裂化進(jìn)料噴嘴的型油催化裂化進(jìn)料噴嘴噴嘴用量控制等最、油量。用了速流，催化，了流噴嘴的，設(shè)計(jì)工，用 3a。用了霧化量 、壓力噴嘴壓力<進(jìn)，多霧化的設(shè)計(jì)，出的時(shí)，實(shí)了油的效霧化。作大，可設(shè)計(jì)±3范圍內(nèi)自如作，出“油搶量、振動(dòng)和嘯喘等象，始終噴嘴的平運(yùn)行。噴頭球面上設(shè)置了若幕孔，用來(lái)屏蔽流形的壓霧區(qū)，以防升管。CS±3％投后平穩(wěn)未產(chǎn)生任何異?，F(xiàn)象。降低焦炭及干氣產(chǎn)率明顯原質(zhì)變差條件不變的情況下總液體收率改造前提147個(gè)百分點(diǎn)93個(gè)百分點(diǎn)0．47個(gè)百分點(diǎn)。CS生焦率低裝置原變、再生器熱過(guò)剩、主風(fēng)機(jī)滿負(fù)荷情況下有利于提裝置渣摻煉率或提裝置加工能力初步估改造前相加工能力提6由于生焦率降低裝置能降低。由于CS于低力降、低不有利于降低有利于期穩(wěn)定投CS后不包括提加工能力及降低加工能所增加益只產(chǎn)分改加顯提了的[17]。分布器空氣分布器是 FCCU再生器系統(tǒng)的關(guān)鍵備空氣分布器的好壞將直接影響的跑和再生直接影響裝置的經(jīng)濟(jì)益和生產(chǎn)期國(guó)空氣分布器的情況：國(guó)早期FCCU再生器多采分布板后來(lái)的多采管形分布器的裝置環(huán)(或)分器不的不質(zhì)加工造的裝置用0abcc1d1e1fg①將主風(fēng)勻；②操作彈性大不因高溫?zé)崤蛎浐痛呋瘎┠p而損壞分布器；③設(shè)備簡(jiǎn)單21分布器形狀和類型分布器尺寸的確定左右，值得注意的是：分支管根數(shù)較多，且長(zhǎng)短不等，在計(jì)算管徑時(shí)一般總根數(shù)用平均速度計(jì)算來(lái)確定管徑然而，短的分支管上布嘴較少，使短分支管中氣速低于平均速度，而長(zhǎng)的分支管上布嘴較多，使長(zhǎng)分支管中氣體速度高于平均速度。如過(guò)高催化劑被(在分支管的根)而磨壞分布管。因此在分支管嘴定根嘴數(shù)算長(zhǎng)分支管氣速，如過(guò)嘴氣速的分一，加大分支管徑。分支管的前為分支管的的氣速5／左右目的是空氣再分作用，而在5／左右的氣造的壓力降很小不空氣再分的作用。分布管的力分布管嘴的力應(yīng)不于床30每個(gè)嘴的空氣量和使的氣一定的量在床中分布均勻，避免溝流和騰涌。注意，一是在速流化床中盡管速床分布器力的求床低，分布器磨損度來(lái)，其力不過(guò)低。是應(yīng)作用的是嘴的壓力降，還應(yīng)注意該壓力降與工業(yè)裝置儀表指示數(shù)的差別如某廠 FCCU再生器流化不理想，催化劑跑損大，而儀表指示為 0.005～0.007MPa，似乎也正常，然而扣除側(cè)壓管問(wèn)庫(kù)層的靜壓等，噴嘴的壓力降只有0．003MPa。堵孔后。催化劑跑損大為減少[18]。結(jié)語(yǔ)渣油FCC——催化裂化合工藝，降有質(zhì)，實(shí)生，化和，提高目的品，實(shí)長(zhǎng)，實(shí)大化，提高和管理水平，擴(kuò)大功能向化工領(lǐng)域延伸，提高 FCC裝置加工量和重油摻煉比，繼續(xù)開發(fā)和推廣應(yīng)用新技術(shù)，積極采用 FCC過(guò)程技術(shù)，要開發(fā)具有先進(jìn)性的適用范圍廣泛的 裝置通用化軟件。催化裂化裝置除了采取措施達(dá)到燃料的新標(biāo)準(zhǔn)外，可因地宜，多生乙烯、丙烯，向石油化工方面延伸，更好地實(shí)煉油化工一體化，這是企業(yè)抗擊市場(chǎng)風(fēng)險(xiǎn)能力的重要措施，也是未來(lái)煉油廠發(fā)展的一個(gè)重要趨勢(shì)。增加摻渣比同時(shí)生燃料的新催化裂化工藝及煉油與石油化工一體化的新催化裂化工藝將是近技術(shù)開發(fā)的熱點(diǎn)。2 明30%~50%、安定性好異構(gòu)、芳構(gòu)化辛烷值原因。鑒于辛烷值低烯所選設(shè)計(jì)裝置形式燒焦罐式再系統(tǒng)器直升管式器，于篩劑含碳比較嚴(yán)格必須效完全再燒焦罐式再生器實(shí)現(xiàn)效完全再再劑含碳0.1%下故再器選燒焦罐式再器。再Th系統(tǒng)BE202/A.E202A.E203/A.30℃左右，送1上噴嘴第二層板上抽B。底抽出用B送噴嘴在開工非正操作情況靠爐再當(dāng)發(fā)生事故時(shí)要緊切斷同時(shí)把轉(zhuǎn)送第二層塔板上并立即打開事故蒸汽以保證力平衡催化劑正R101/與自再生R103/高溫催化劑接觸，迅速汽化并行生氣與催化劑起經(jīng)型快速離離%以上催化劑氣催化劑氣起器R101/離經(jīng)離催化劑氣出201氣催化劑上并吸氣生催化劑經(jīng)氣蒸汽氣經(jīng)生再生器底在與再生催化劑行在主作用再生密相行燒再生。700℃之多然后和煙稀生器沉降段生器二并來(lái)二段家畜接觸松動(dòng)后生斜送提升反應(yīng)器還有部分外取器冷水行換稀段煙九旋分離器和三級(jí)旋分離除去攜帶之后送煙透平行膨脹作功從透平來(lái)376℃左右煙余鍋爐部吸只有排煙囪。在三旋口余鍋爐煙線裝有雙動(dòng)滑閥正常操作雙動(dòng)滑閥作煙口閥閥和煙口閥分生器煙透平雙動(dòng)滑閥動(dòng)生器煙部雙動(dòng)滑閥余鍋爐。分餾系統(tǒng)在沉降器(R101/2)反應(yīng)分(T201)部部有行擋反應(yīng)在漿逆流接觸方面洗去中攜帶另一方面脫飽和第層始分.分頂約15℃分頂—水換（）以及分頂在V203平（P204/AB）后送吸（T301）吸平（C301）)從分分離器（V203）來(lái)水水后作為22T2022℃由泵B加壓先—富吸收換熱器E20與再吸收器富吸收換器再熱水換熱器E20）與鍋爐給水進(jìn)行換熱之一部冷卻器E20冷卻至6℃作為產(chǎn)品出裝置。另一部貧吸收冷卻器E20冷卻至4℃送至再吸收T30作吸收劑。吸收富吸收E20換熱至15℃返回餾第餾還設(shè)有四個(gè)循環(huán)回進(jìn)行取熱：頂循環(huán)一中循環(huán)二中循環(huán)以及漿循環(huán)。頂循環(huán)由頂循環(huán)漿B2抽出溫度16℃左右頂循環(huán)油先頂循環(huán)回—熱水換熱器B與循環(huán)水換熱使頂循環(huán)回冷卻至90℃返回。中段回由一中回泵B1下集箱中抽出溫度是27℃先送至穩(wěn)定重沸器E308與穩(wěn)定T30底換熱換熱溫度24E20再一中循環(huán)E21發(fā)生低壓飽和E212，一中段回被冷卻至190℃返回餾第。二中循環(huán)餾第三抽出由二中循環(huán)B加壓二中段回流E21被冷卻至0℃返回分餾第5。漿由餾B加壓打出成兩路一路送升管反應(yīng)器一路漿—渣換熱器B與原料渣換熱漿發(fā)E21429℃返回分餾塔第一層塔板下溢流盤上，也一部分返回分餾塔頂，用以控制分餾塔底溫度。吸收穩(wěn)定系統(tǒng)經(jīng)氣體壓縮機(jī)C30壓縮絕壓縮富氣匯合富氣水洗泵(P209/AB)加壓后洗滌水，以及來(lái)自吸收塔底吸收和來(lái)自解吸塔(T302)頂?shù)慕馕鼩?，再壓縮富氣凝(E301/ABCD)40℃，進(jìn)入氣壓機(jī)出口氣分離(V302)壓縮富氣再氣分離中進(jìn)行氣液分離，得到氣吸收塔底部進(jìn)入吸收塔，與塔頂下來(lái)吸收劑進(jìn)行逆流接觸吸收過(guò)程中放出熱量，由兩個(gè)中段回流取走，一中段是由25層抽出取熱后返回249熱后返回層，從吸收塔抽出貧氣進(jìn)入再吸收塔(T303)K底部與吸收輕柴進(jìn)行逆流接觸，吸收氣體中攜帶氣組分，吸收氣體從再吸收塔頂出口作為產(chǎn)品送出，還有少部分送到提升管反應(yīng)預(yù)提升段。氣壓機(jī)出口氣分離(V302)中，氣液分離得到凝縮解吸塔進(jìn)料泵(P301/AB)抽出經(jīng)解吸塔進(jìn)料換熱(E302)加熱80℃，進(jìn)入解吸塔下部解吸塔底由重沸(E303)提供熱量，以脫出富氣吸收重C2組分，解吸塔底脫乙烷由穩(wěn)定塔進(jìn)料泵(P302/AB)從解吸塔抽出，經(jīng)穩(wěn)定塔進(jìn)料換熱底與穩(wěn)定換熱，使脫乙烷達(dá)160℃進(jìn)入穩(wěn)定塔中部。穩(wěn)定塔(T304底由穩(wěn)定塔底重沸(E305以下輕組分從穩(wěn)定塔出來(lái)，能干穩(wěn)定塔凝(E306)后進(jìn)入穩(wěn)定塔回流罐(V303)進(jìn)行氣液分離，氣液平衡后得到液化石氣由穩(wěn)定塔回流泵(P303/AB)部分作為穩(wěn)定塔頂回流送(E307(E302(E308(E3094℃大部作為產(chǎn)品送裝置。小部用泵加壓作為收的收劑送收頂部。主要操作條件反應(yīng)再生系統(tǒng)操作參數(shù)在催化裂化裝置的生產(chǎn)中我們總希望裝置有較大的處理量、較高的目的產(chǎn)品產(chǎn)率、較好的產(chǎn)品質(zhì)量和較低的消耗已收到最好的生產(chǎn)效果和最高的濟(jì)效益。為了達(dá)到這個(gè)目的我們必須掌握各種操作參數(shù)之間的關(guān)系及相互影響的規(guī)律實(shí)現(xiàn)理想的平衡操作和最有化生產(chǎn)。對(duì)于產(chǎn)品產(chǎn)率和產(chǎn)品質(zhì)量說(shuō)這些條件有的影響。于催化裂化反應(yīng)的在裝置操作參數(shù)相互系的相互的在個(gè)參數(shù)條件的化。我們必須在了個(gè)條件影響的在操作中作的操作條件。再Th溫度再生影響率的最之。再生，提溫度可以提燒焦速度。在℃左右提高1燒焦速度可以高20%。高再生到催化劑和及限。對(duì)于規(guī)再生說(shuō)用催化劑再生在580-600℃。用催化劑在650℃左右操作但要考慮二次燃燒的。對(duì)于完全再生可在680-700℃操作。對(duì)于再生為的再生裝置高再生到高=710℃壓力是指器頂壓，因?yàn)槠骱头磻?yīng)器是相通，兩器壓力是相互關(guān)聯(lián)因此還要考慮反應(yīng)器與器兩器平衡因?yàn)橹挥蟹磻?yīng)、兩器達(dá)到壓力平衡，才能保證催化裂化穩(wěn)定進(jìn)行壓力對(duì)燒炭速也有一定影響，可參照燒炭速方程（CBR公式）但是值得考慮是，壓力高，要求主風(fēng)機(jī)出口壓力提高，同時(shí)劑攜帶煙氣增多，煙氣壓降隨之增大，煙氣中催化劑夾帶量增大，這是提高壓力不利因素一般情況下，壓力值為表壓）壓力=0.29MPa中過(guò)剩氧含量煙氣中過(guò)剩氧含量標(biāo)志著器中氧分壓，過(guò)剩氧含量越大，燒焦速越大，過(guò)剩氧含量增加，導(dǎo)致空氣量增加氮?dú)夂吭黾?，所以?dòng)力消耗大，對(duì)經(jīng)濟(jì)效益不利。煙氣中過(guò)剩氧含量是一個(gè)操作變數(shù)，它主要受二次燃燒限制，常規(guī)控制0.5到2%完全裝置由于消除了二次燃燒可能性，一般控制在3-5%。大大強(qiáng)化了過(guò)程。過(guò)剩氧含量O2（過(guò)）=3.0%反應(yīng)溫度反應(yīng)是指提升管反應(yīng)器出口，反應(yīng)是催化裂化反應(yīng)最主要50℃以上時(shí)熱重逐漸增只是氣體中1，C2增不飽和增不過(guò)即使這樣仍以為主。由于為平行順序而各類不同此改變就會(huì)和如不變汽油及焦炭降低此氣體增而且由于促進(jìn)解和芳構(gòu)程于氫移此使汽油中烯烴和芳烴含量所增故汽油辛烷值般工業(yè)生常根據(jù)生不同方案采用460-520℃般用510℃取T=510℃反壓力是指沉降器頂壓壓力主要根據(jù)再生壓力和要求壓力就是器油氣壓油氣壓以為增此而壓力變:壓力生焦上氣會(huì)增汽油所降低生中降低焦炭為常壓力壓力不太小。實(shí)際中再生器間須持壓差般取值為（表壓）取P表壓)C）。多，脫多。計(jì)算式如下：H/C=8093-0.42（OO2）O2]其：CO2--CO2在干煙氣體積分?jǐn)?shù)CO--CO在干煙氣體積分?jǐn)?shù)O2O2在干煙氣體積分?jǐn)?shù)反應(yīng)時(shí)間是指催化劑與油氣接觸時(shí)間，對(duì)提升管反應(yīng)器就是油氣在提升停留時(shí)間，催化裂化反應(yīng)是一個(gè)平行順序反應(yīng)，反應(yīng)時(shí)間對(duì)反應(yīng)深度和產(chǎn)品分布都有很大。1-4S，加工渣油是采取更低反應(yīng)時(shí)間，降低生率。T反=3SOO2值CO/C2）這個(gè)值與再生器形式有關(guān)系。標(biāo)志著不完全燃和完全燃。本設(shè)計(jì)再生器采用高效完全再罐，并利用助燃劑，實(shí)現(xiàn)完全再。則取CO/CO2=0原料的預(yù)熱溫度不同原料和不同結(jié)構(gòu)原料噴嘴對(duì)預(yù)溫度有不同要求。預(yù)溫度對(duì)進(jìn)料霧化效果有很大，對(duì)產(chǎn)品質(zhì)量和收率有不同程度。同時(shí)，渣油催化裂化不同于餾分油催化裂化，餾分油催化裂化過(guò)程是氣固兩相反應(yīng)而渣油T=260℃再Th劑含碳量（定碳）子篩劑對(duì)劑含碳十敏感劑含碳過(guò)子篩劑活性選擇性都會(huì)而了汽溴價(jià)誘導(dǎo)期汽方案劑含碳該于%有裝置于%。劑含碳0.05%。裝置設(shè)備的特點(diǎn)由于性決定了裝置屬于過(guò)剩類型了走過(guò)剩設(shè)計(jì)采用了流式調(diào)外器。采用有器劑劑碳含0.05%劑選擇性。采用采用T型器免二次縮劑。加采用喉式噴嘴控制線速度達(dá) 70-90%m/s可使油滴分離為平均直徑小于 100微米的霧滴，同時(shí)，改善油劑接觸，適當(dāng)加大進(jìn)料的霧化蒸汽量，改善原料的霧化條件。（5） 采用再生催化劑金屬鈍化技術(shù)，抑制重金屬的污染，同時(shí)對(duì)降低氫氣和焦碳的生成是有效的。設(shè)計(jì)采用 催化劑，使用鈍化劑液收效果提高，氣體及焦碳產(chǎn)率下降。（6） 采用一氧化碳助劑燃燒完全再生，避免二次燃燒。（7） 氣提段擋扳式選擇十層環(huán)型擋扳，空氣分布器采用分布管結(jié)構(gòu)。（8） 。油催化。回收設(shè)計(jì)條件，氣再生頂出來(lái)的溫度70℃，壓（）回?zé)?00℃，壓接近于大氣壓，通過(guò)煙囪排入大氣中。開工時(shí)采用電啟動(dòng)主風(fēng)機(jī)，正常生產(chǎn)時(shí)靠透平作功帶動(dòng)主風(fēng)機(jī)和發(fā)電機(jī)。主風(fēng)機(jī)選用MCL1003型四臺(tái)。該機(jī)的性入口流速：1550m3/min； 入口壓：0.0987MPa保護(hù)

4a 、中污染物質(zhì)含量增加，在反應(yīng)程中油品精制程中又需要將儲(chǔ)存，所以污染物排放也隨之增加技術(shù)技術(shù)一個(gè)不可割主要組成部中含有大量硫氮合物，在反應(yīng)程中，它們一部進(jìn)入焦炭中，燒焦時(shí)轉(zhuǎn)為和NOX進(jìn)入汽、液氣中，在使用程中也會(huì)產(chǎn)生污染，另外煉廠中工藝廢水、煙塵和噪聲也重要污染源。廢氣及塵治CO，CO在煙氣中SOX轉(zhuǎn)煙氣中硫，境污染用，使用塵，煙氣中塵含量。水理氣，氣氣，以及水產(chǎn)生水，在工藝程氣水為氣水洗用，不足部污水汽提后凈水補(bǔ)充，氣氣以及氣水自送污水汽提進(jìn)行噪聲治噪聲主要來(lái)源為縮、主風(fēng)、電以及蒸汽放空，為噪聲，在基礎(chǔ)數(shù)據(jù)

3 算130/80001、23451表t/a 1300000 % % 3.0 7/93% 56 ℃ 15力KPa 101 再生劑含% 0.062 原料和品性質(zhì)項(xiàng)目油原 料汽油柴油油回 煉d2040.89570.74770.85410.902710﹪93236403恩 30﹪112255419氏 50﹪132286433蒸 70﹪152317450餾 90﹪173349489殘?zhí)?w﹪4.34υ10027.50 0.5點(diǎn) 121.003 率品 油 炭 計(jì)w12.0 40.1 36.7 11.2 1004 成H2H2SC01C02C=2C03w﹪5.040.295.134.754.095.23分C=3 IC04 NC04 C=4-1IC=4 TC=4-2 C=4-2w22.14 12.17 3.71 20.25 9.6 7.65 成氣

wt﹪度ml/g g/ml g/ml 20μ 2040μ 4080μ 80110μ 110μ0.146 2.86 0.85 7.1 20.2 60.5 11.2 1.0再Th部分計(jì)算燃燒計(jì)算、氫及硫燒=1300000×11.2%=18200kg/h量M=34×0.29+2×5.04+16×5.13+30×4.75+28×4.09+44×5.23+42×22.14+58×12.17+56×9.6+56×7.6+56×20.25+58 ×3.71=45.06kg/kmol焦中硫含=原料中硫含-中硫含量1300000×0.13%―130000012.0%0.29%3245.06=171.566kg/h=5.36kmol/h則燒碳=(18200-171.5793%=16766.44kg/h=1397.2kmol/h燒氫=(18200-171.57)×7%=1262kg/h=631kmol/h燒焦需空和燃燒產(chǎn)物量①理論耗O2量碳生成二氧化碳耗氧=1397.21=1397.2kmol/h氫生成水耗氧=6310.5=315.5kmol/h硫生成二氧化硫耗氧=5.361=5.36kmol/h理論耗氧=1397.2+315.5+5.36=1718.06kmol/h=54977.92kg/h②燃燒產(chǎn)物量碳生成CO2=1397.2kmol/h=61476.8kg/h氫生成H2O=631kmol/h=11358kg/h硫生成SO2=5.36mol/h=343.04kg/h空量=1718.0679/21=6463.18kmol/h=180969kg/h=1718.0632+6463.18×28=235947kg/h=235947÷8181.24=28.84kg/kmol3%3%=O2/+O2+N2）=O2/CO2+N2+SO2+O2+N2）=O2/(1397.2+6463.18+5.36+O2+O2×79/21)O2=275.3kmol/hN2=275.3×79/21=1035.7kmol/h=275.3+1035.7=1311kmol/h=8181.24+1311=9492.25kmol/h=273756.45kg/h）1556，查《石油加工工藝學(xué)》冊(cè)圖6—29，得絕0.009kg水汽/kg氣帶入水=273756.450.009=2463.81kg/h=136.88kmol/h=9492.25+136.88=9629.13kmol/h=215692.5[mN/h]=3594.87[mN）/min]此即正常量依此110，可作為選機(jī)的依據(jù):3594.87110%=3954.4[m3N/min]D800–336。⑥總干煙氣量總干煙氣量=CO2+SO2+O2+N2理+N2過(guò)=1397.2+5.36+275.3+6463.2+1035.7=9176.76kmol/h則 總 干 煙 氣 的 質(zhì) 量 流 率=1397.2×44+5.3664+275.3×32+6463.2×28+1035.7×28=224178.36kg/h⑦總濕煙氣量總濕煙氣量=CO2+SO2+O2+N2理+N2過(guò)+空氣帶入水量+生成水量=1397.2+5.36+275.3+6463.2+1035.7+136.88+631=9944.64kmol/h則總濕煙氣的質(zhì)量流率=1397.2×44+5.3664+275.3×32+6463.2×28+1035.7×28+136.8818+631×18=294420.48kg/h⑧濕煙氣組成6 據(jù)量 ml﹪分 量Kml/h Kg/h 氣CO2 1397.261476.84415.2314.05SO2 5.36343.04640.060.05O2 275.38809.6323.002.77N2 7498.9209969.22881.775.419176.76280598.6430.6100.0汽 631136.88113582463.818187.729944.64294420.4829.6100.0⑶ 物料平衡核算空+焦碳=273756.45+18200=291956.45kg/h+=280598.64+11358=291956.64kg/h，即物料平衡，上述確=/=215692.5/18200=11.83[m3/kg]=/=9944.64/9629.13=1.033量反應(yīng)系統(tǒng)熱平衡計(jì)算7目Kg/h Kmol/h 依 據(jù)℃新鮮原料霧化 過(guò)熱

400

8125

451.4

5%汽 汽蒸汽4062.5225.7回?zé)?%預(yù)提升提汽動(dòng)汽再生滑閥松動(dòng)0.8Gs2.5Gs2200.04Gs0.14Gs12.2213.890.8KgH2O/tCAT2.5KgH2O/tCAT經(jīng)驗(yàn)經(jīng)驗(yàn)汽再生滑閥掃 飽和18025010.796Kg/閥汽 汽蒸19210驗(yàn)汽采1802.6724Kg/口掃采482.6724Kg/口掃蒸482.6724Kg/口掃蒸482.6724Kg/口掃汽488.33廠蒸汽15050.0廠72090005KgH2O/tCAT汽 汽氣

720

0.05Gs1Gs

1kg/tCATsh方Q17201.1kJ/kg.KQ1= 循環(huán)量×比×（t

-t ）反=Gs×103×1.1×（720-510）=231×103GsKJ/h②焦碳吸附Q2根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，每千克焦碳吸附放出2.22×10 3KJQ2=18200×2.22×103=40404×103KJ/h③煙氣及水蒸汽Q3根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，每噸1kg煙氣，0.05kg水蒸汽，根據(jù)經(jīng)驗(yàn)煙氣比1.09KJ/kg.K，水汽2.1KJ/kg.K。Q3=Gs×煙氣比(720-510)+Gs×水蒸汽比(720-510)=Gs×10-3×1× 1.09×(720-510)+Gs×10-3×0.05×2.1×(720-510)=0.25095×103GsKJ/h供Q =Q1+Q2+Q3=231×103Gs+40404×103+0.25095×103Gs供=（231250.95Gs+40404×103）KJ/h耗：反應(yīng)Q4由于目前國(guó)內(nèi)設(shè)計(jì)多采用碳法，故本設(shè)計(jì)也采用化碳法=碳=16766.44kg/h）=×%×0.6=1300000×103÷8000×0.05%×0.6=4875kg/h=×0.02%=0.2Gskg/h=19348.3-0.2Gs-4875=11891.44-0.2Gskg/hQ4=2180×4.1868×11891.44-0.2Gs）=108535836.6-1825.4GskJ/h升溫?zé)酫55Q =霧+預(yù)升++松動(dòng)蒸×比熱容×t -t +各5反 過(guò)熱處吹掃蒸×比熱容×t -t ）反 飽和=8125+4062.5+0.8Gs+2.5Gs+470×2.09×510-400）+192+180+48×4+150+900×2.09×510-180）=1.113×106+2.91×106+758.67GskJ/h③散熱熱損失Q6Q6=F升管與沉降器表面積×2.2假設(shè)升管內(nèi)徑=1.4米，長(zhǎng)度=41米，沉降器內(nèi)徑=7.4=14.1段內(nèi)徑=3.8米，長(zhǎng)度=7.7米Q6=π×1.4×417.4×14.13.8×7.7×2.2×3600=4750×103KJ/hQ7t7 Q =+×q -q t7 預(yù)m=162500kg/h m=162500×0.5=81250kg/hd420=0.8957 d420=0.9027。V=162500/0.8957/162500/0.8957+81250/0.9027=0.67V=1-0.66=0.33

=0.67×0.8957+0.33×0.9027=0.898混W =162500/162500+81250=0.67新W =1-0.667=0.33回1—3—3數(shù)(APIo)=25.7γ100=27.5冊(cè)1—68K=12.42d420

=0.9027》回1—3—3(APIo)=27.6T

=Σ(γiTi1/3)立3=(0.1×6761/3+0.2×6921/3+0.2×7061/3+0.2×7231/3+0.2× 7621/3)3=0.878+1.769+1.791+1.795+1.8263=521.46KT

=521.46K，立248.461—6—3K=10.98則K=0.6712.42+0.3310.98=11.94d

=0.89K混

=11.94石混加學(xué)焓

510=375kcal/kgK值的校正值為汽-2+1=1574.2KJ/kg

510=375-2+1=376kcal/kg汽260℃查《石油加工工藝學(xué)》上冊(cè)焓圖得q 260=150液kcal/kgK校+1.008q 260=150×1.008=151.2kcal/kg液=633KJ/kg有Q7=16250+81250×1574.2-633=229417.5×103KJ/hQ =108535836.6-1825.4Gs+4.023×103+758.67Gs耗+4750×103+229417.5×103=346726.34×103-2584.07GsKJ/h根據(jù)Q =Q 則供 耗231250.95Gs+40404×103=346726.34×103-2584.07GsGs=1310×103kg/h=1310t/h⑶劑油比劑油比=循環(huán)催化劑量/新鮮原料+回?zé)捰停?1310×103/162500+81250=5.37再Th系統(tǒng)熱平衡計(jì)算⑴燒放完全再生可認(rèn)沒(méi)有CO）生成CO2放=16766.44×33913=56860×104KJ/hH2O放=1262119742=15111.4104KJ/hSO2放=171.5789270=1272.4104KJ/h=56860+15111.4+1272.404=73243.8×104KJ/h4040.4104KJ/h=73243.8104-4040.4104=69203.4×104KJ/h）Q1Q1=××-）溫T：T =T P /P (k-1)/(k×η)出入 出入P

T —K出 入P —kg/cm2出 入K—K=1.4 ；η—0.6—0.8η=0.7

=288×0.34/0.09871.4-1/(1.4×0.7)=477K=204℃出考慮降1901.1KJ/kgQ1=273756.45×1.1×720-190=15960×104KJ/h② 帶水Q2Q2=帶水水蒸汽-）CpH2O2.09KJ/kg.K算所以Q2=2463.8×2.09×720-190=273×104KJ/h。Q3Q3=×。1.1KJ/kg.KQ3=18200×1.1×720-510=420.4×104KJ/h。Q41kg1310t/h帶1310kg。Q4=1310×949.1-837.8×4.1868=61×104KJ/h949.1—720kcal/kg837.8—510kcal/kg⑤各處吹掃松動(dòng)蒸氣Q5720頂壓0.29MPa絕。表8 各處吹掃及松動(dòng)蒸汽項(xiàng)目 性質(zhì) Kg/ 依據(jù)h滑閥前松動(dòng)蒸汽飽和180100參考驗(yàn)稀相噴汽飽和180160參考驗(yàn)主風(fēng)事故蒸汽飽和18060參考驗(yàn)燃料油噴嘴蒸汽飽和18011859kg/噴膨脹節(jié)吹掃蒸汽飽和18018090kg /波組斜管吹掃蒸汽 飽和 180 150 參考驗(yàn)Q5=768×)××04949.1kcal/kg—700℃水汽焓值kcal/kg664.7kcal/kg—180℃水汽焓值kcal/kg⑥再生器熱損失Q6Q6=582×燒碳量=582×16766.44=975.8×104KJ/h再生器散熱損失可按燃燒1kg582KJ計(jì)算對(duì)高溫完全再生此值可能偏低。同時(shí)散熱損失除與燒炭量有關(guān)外還與生產(chǎn)規(guī)模有關(guān)。故出再生器的總熱量Q再出Q =（15960+273+420.4+61+91.4+975.8）×4再出=17781.6×104KJ/h⑦剩余熱Q剩Q =Q -Q -Q剩 可利用 反耗 再出=（69203.4-34334.1-17781.6）×4=17087.7×104KJ/h⑧待劑含碳量CoCoGs=G +CrGs焦Co×1310×103=18200+0.06%×1310×103即Co=1.45%取熱器的設(shè)計(jì)17087.7×104KJ/h發(fā)生蒸汽2取器的任務(wù)是取出再生器燒焦放出的，本設(shè)計(jì)取負(fù)荷為：18834.4h很多參需要通系，經(jīng)參考國(guó)內(nèi)同類裝置認(rèn)為傳系（2h為10kg/cm2，25℃的。根所選取的值計(jì)算傳面積。而實(shí)際傳面積往往大于此值，以保證一定的裕。經(jīng)換后催劑二密床層與取催劑150℃。F=Q /KΔt取式中Q =17087.714KJ/h取K0/（2h℃）總傳系數(shù)Δt，差對(duì)平均值Δt=[（720-400）-（570－25）]/ln（720-400）/（570－25）=423℃故F=17087.7×104/（423×320×4.1868）=301.52m2如果實(shí)際傳系取0 /（2h℃，則有×04/（4.1868×423×200）=482.43m2 安全裕0.625倍。取催劑循環(huán)=?。ù邉┎?40.2—ss10150T2·h2·h=/=1035.62/130=8m2。=523.2。=1035/0.785/3.42=125.8T2·10—150T2·hπ2××2××3/h。aT=57×05×n=301.52π××51755538催化劑外循環(huán)管設(shè)計(jì)計(jì)算放Q1×4××04放熱Q2××0h。Q3=4040.4104KJ/h4=1035.6×13×1.1×0×045×03××）=28820×104KJ/h④干空氣升溫?zé)酫6=273756.45×1.1××04⑤空氣帶入水汽升溫?zé)酫7=2463.8×2.1××04⑥焦碳升溫?zé)酫8=18200×1.1××04⑦待劑帶入水升溫?zé)酫9=1310×1×2.1×70－50=55.02×14KJ/h⑧吹掃松動(dòng)Q0××0×04⑨損失Q11=1126.1×104×0.9=1013.5×104KJ/h⑶供=Q1+Q2=Q3+Q4+Q5+Q6+Q7+Q8+Q9+Q10+Q11×04=(4040.4+14809.1+28820+15357.7+263.87+400.4+55.02+83.9+1013.5)×1040.—1.5再Th器結(jié)構(gòu)尺寸計(jì)算⑴燒焦罐直徑0.～ss由“燃燒算”知濕煙氣量h內(nèi)催化劑帶入水汽h取熱催化劑帶入水汽1035.6kg/h。燒焦罐中氣體總摩爾流率9944.64×0.85＋（1175.75＋1035.6＋1310＋768）/18=8691.24Kmol/h燒焦罐中部溫度T=273＋700=973K燒焦罐中部壓力P=P 再頂

ν稀相段

＋H 稀相段 過(guò)

＋H 過(guò) 管

+1/2H管

+ΔP罐 旋推薦值3～5016kg/c32016kg/c39～1001631001633～5016330163250×10-6kg/cm3ΔP旋=50016kg/c2P再P罐中3V=8691.24×103×8.314×973/300000=234.36×103m3/h=u5×03÷05。圓整后取7.5m核uV/(0.785D2)=234.36×103/82/3600/0.785=1.47m/s燒焦罐高度H/D=1.5；H=1.5×8=12.0m12.0m稀相管直徑：稀相管線速一般為6—7m/s。本設(shè)7m/s。稀相管內(nèi)總摩爾率與燒焦罐近似相等。稀相管中點(diǎn)溫度T=273+710=983K。稀相管中部P=P ＋H ν ＋1/2H ν +ΔP再頂 稀相段 稀相段 管 管 旋經(jīng)驗(yàn)可取0.3MPa。PV=NRT量V=8691.241038.314983/300000=236.77103m3/h稀相管直徑 D=V/0.785u0.5=236.77×103÷0.785÷7÷36000.5=3.46m。圓整后稀相管直徑3.5m。=6.84m/s×1.5）7×1.5=10.5m算直徑不大于0.82m/s，本設(shè)0.7m/s。氣體總摩爾流率n=8691.24kmol/h。T=273+720=993KP =P中

+ΔP再

+0.5旋

ν段據(jù)經(jīng)驗(yàn)可

=0.29MPa根據(jù)PV=NRT來(lái)氣體體積流量V=8691.24×103×8.314×993/290000=247.4×103m3/h故直徑D=V/0.785u0.5=247.4×103÷0.785÷0.7÷36000.5=11.184m。圓整后D=11.2m=0.70m/s高度由于出口安裝了快分，高不受TDH限高主要考慮旋分器的安裝。一般，從一級(jí)旋分器入口中心至再生器約有3m空完成旋風(fēng)分離器后確定高，。算時(shí)化60o。：H=(D －罐

)/2=7.5－3.5÷2×tg60o=3.64m管圓整后取3.7m：H=D

－D /2=12－8÷2×tg60o=3.46m稀 罐圓整后取3.5m則斜邊分別L=H/sin60o=3.5÷sin60o=4.04m圓整后取4.0m藏量算藏量=量/=18200/500=36.4T內(nèi)停留間q=藏量/=36.4÷1310×60=1.667min算①二密藏量。=×15%/=18200×15%/500=5.46T=/=5.46/1310×60=0.25min不30。體積ρ=540kg/m3 ，所以體積=6.3×103/540=11.7m3床高度V=πH[82+（8+2H/tg60o）2+8×（8+2H/ tg60o）]/12－πH[82+（82H/tg60o）2+8（82H/tg60o）]/12V=8πH2/tg60；H=（Vtg60o÷8÷π）05=(10.11×tg60o÷8÷π)05=0.835m流風(fēng)量H=W/Aρ得截面積的中截面積A=W

/Hρ=5.46×103/0.835×540=12.11m2密線速一般在0.22m/s附近0.2m/s則流風(fēng)=12.11×0.2=2.422m3/s=8719.2m3/hP =P ＋密 再頂

ν

＋1/2H

ν密據(jù)經(jīng)驗(yàn)可取0.295MPaT=273720=993K流風(fēng)摩爾流=295000×8719.2/(8.314993）=311.56kmol/h催化劑輸送管線⑴淹流管的計(jì)算淹流管截面積=催化劑循環(huán)量/截面強(qiáng)度；淹流管截面強(qiáng)度：7—10T/m2min10T/m2min。淹流管截面積=1310/10/60=2.18m2淹流管直徑=（A/0.785）0.5=（2.18/0.785）05=1.67m。圓整后淹流管直徑為1.7m核算淹流管截面強(qiáng)度：截面強(qiáng)度=1310/（60×0.785×1.72）=9.62T/m2min。7—10T/m2min范圍內(nèi)。⑵催化劑輸送管線計(jì)算 ：本設(shè)計(jì)催化劑采用斜管輸送，待生斜管與垂直夾角為 34o，質(zhì)流速取2400T/m2h。管截面積A=催化劑循環(huán)量/質(zhì)量流速=1310/2400=0.55m2。D=（A/0.785）05=(0.55/0.785)05=0.8370.84m。核算催化劑質(zhì)量流速=1310/0.785×0.837=2365.06 T/m2h，在2100—2400T/m2h范圍內(nèi)。再生斜管與待生斜管同徑。⑶預(yù)混合管：根據(jù)熱平衡求預(yù)混合管出口溫度t預(yù)供熱方：①外取熱循環(huán)催化劑放熱Q11Q=1035.6×103×1.1×（570－t ）=649321200-1139160t1預(yù) 預(yù)②外取熱循環(huán)催化劑帶入煙氣放熱Q22Q=1035.6×1.09×(570－ t )=643418.28-1128.8t2預(yù) 預(yù)③內(nèi)循環(huán)催化劑放熱Q33Q=1175.75×103×1.1×（720－t ）=931194000-1293325t3預(yù) 預(yù)④內(nèi)循環(huán)催化劑帶入煙氣熱Q44Q=1175.75×1.09×(720－t )=922728.6-1281.57t4預(yù) 預(yù)耗熱方：⑤干空氣升溫?zé)酫5Q5=273756.45×1.1×（t190）=301132.095t57215098.05⑥空氣帶入水汽升溫?zé)酫6Q6=2463.8×2.1×（t190）=5173.98t983056.2⑦焦碳升溫?zé)酫7Q7=18200×1.1×（t500）=20020t10010000⑧待劑升溫?zé)酫8Q8=1310×1031.1×（t500）=1441000t720500000⑨待劑帶入水汽升溫?zé)酫9Q9=1310×2.1×（t500）=2751t1375500Q10Q10=768×2.1×=熱

180=1612.8t預(yù)

290304預(yù)

=564℃預(yù)進(jìn)入混合管總氣體量：主風(fēng)量=273756.45+2463.8=276220.25kg/h=9577.68kmol/h待劑帶入水=1310kg/h=72.78kmol/h。內(nèi)循環(huán)管與外取催化劑帶入煙氣量1175.75＋1035.6=2211.35kg/h=72.27kmol/h。n =9577.6872.7872.27=9722.73kmol/h?？俶 =276220.25+1310+1175.75+1035.6=279741.6kg/h總V=NRT/P=9722.73×103×8.4×564＋273/340000=199×103m3/h氣體線速u≥1.5m/s2.5—10m/s6m/s?；旌瞎苤睆紻=V/0.785u0.5=199×103÷0.785÷6÷36000.5=3.43m，圓整后取3.5m。核算氣速=V/0.785D2=199×103÷0.785÷3.52÷3600=5.75m/s2.5—10m/s范圍內(nèi)?；旌瞎芘c燒焦罐過(guò)渡段高度H=tg60°×D -D /2=tg60°×7.5-3.5÷2=3.464m管分離器的設(shè)計(jì)計(jì)算T80%。⑴級(jí)旋風(fēng)器入濃度外取熱流吹掃、松動(dòng)蒸汽；二密外取熱器流待帶入水汽等。濕量=9944.64kmol/h。二密+外取熱流=408.76+311.56=720.32kmol/h入再生器吹掃、松動(dòng)蒸汽量42.7kmol/h。流待帶入水汽量72.8kmol/h。n =9944.64+720.3242.7+72.8=10780.46kmol/h。總溫度取溫度T=273+720=993K。壓力取沉降器頂壓0.28MPa絕)所以有V=10780.46×103×8.314×993/(2.8×105×3600)=88.29m3/s則級(jí)旋風(fēng)濃度Gs 1η/V=1310×103+1175.75×103×1-80%）÷3600÷88.29=1.56kg/m3寸10級(jí)2023m/s25m/s；2325m/s25m/s；如風(fēng)30m/s催化劑單耗明顯增加。催化劑速取u1=24m/s；則總面積=氣體體積流量/=88.29/24=3.68m2。每個(gè)=3.68/10=0.368m2查《催化裂化工藝》P2489-9可知400號(hào)風(fēng)；其面積0.3716m2速u1=88.3÷.3716÷10=23.76m/s25m/s；符合要求。由于采全再生般不會(huì)發(fā)生次燃燒故在此中未考慮了到壓降對(duì)濕煙氣體積的影響認(rèn)風(fēng)u1=u2=23.76m/s。參考《催化裂化工藝》P248表9-9取料腿。表9 、主要參數(shù)級(jí) 級(jí)筒體外徑mm1879.62032中心至灰斗距mm4406.94902.2面積m20.37160.4645料腿直徑mmΦ254×3.4Φ100×4.0m2 0.048 0.007：進(jìn)入旋分器的固體顆粒假設(shè)在一級(jí)旋分器全部回收下來(lái)，則通過(guò)一級(jí)的固體流量：G=煙氣量×一級(jí)旋分器入口濃度=88.03×1.56=137.75kg/s一級(jí)=0.048×10=0.48m2一級(jí)質(zhì)量流率=137.75/0.48=287kg/（m2·s）根據(jù)埃索公司數(shù)據(jù)一級(jí)質(zhì)量流率為244～366kg/（m2·s，不大于488kg/（m2·s；因此本設(shè)計(jì)在要求范圍。荷假定一級(jí)旋分器回收率為90，則通過(guò)二級(jí)的固體流量為