150万吨年渣油催化裂化反应再生系统工艺的设计说明

/120继续研究开发能满足市场产品需求的催化裂化工艺和催化剂。为清洁生产，研究开发减少排放的工艺、催化剂、助剂，以与排放物的无害处理工艺。催化裂化不要“单打”，需和其它工艺密切配合，同步发展，包括上游的预处理和下游的二次加工工艺，例如上游的加氢、焦化、脱沥青工艺与它们的组合；下游的汽油柴油再加工工艺、各种低碳烯烃的利用工艺等。劣质渣油焦化或脱沥青与催化裂化组合；对焦炭或沥青作气化联合循环发电(IGCC)的原料以与费托合成关键技术开展研究，为炼油厂达到清洁生产和生产清洁燃料开辟途径。跨越性的发展。在一段时间之将以沿革性发展为主，同时为跨越性发展准备。顾名思义，跨越性的发展是指有全新的工艺技术出现，或在某个环节上有别于现有工艺技术．能较好地解决现有技术不尽人意之处，使催化裂化技术再跨上一个新的台阶历史上曾有不少这样的跨越性发展，例如分子筛催化剂的出现。从美国油气杂志2001年的统计材料看，全世界现有催化裂化能力已达693Mt/a。催化裂化不但不是“夕阳”工艺，而且还处于“成长”状态。我国原油大多属石蜡基或中间石蜡基，较重、较干净，比较适合催化裂化，因此催化裂化将仍然是我国炼油的骨干工艺。但由于现有规模已经较大，今后可能是以改造为主，以更先进的工艺技术来代替；同时发展配套的催化裂化产品后加工工艺，以满足环保对产品质量的要求。[5]1.3重油催化裂化1.3.1重油催化裂化的原料所谓重油是指常压渣油、减压渣油的脱沥青油以与减压渣油、加氢脱金属或脱硫渣油所组成的混合油。典型的重油是馏程大于350°C的常压渣油或加氢脱硫常压渣油。与减压馏分相比，重油催化裂化原料油存在如下特点：①粘度大，沸点高；②多环芳香性物质含量高；③重金属含量高；④含硫、氮化合物较多。因此，用重油为原料进行催化裂化时会出现焦炭产率高，催化剂重金属污染严重以与产物硫、氮含量较高等问题［7］重油催化裂化的产品重油催化裂化的产品是市场极需的高辛烷值汽油馏分，轻柴油馏分和石油化学工业需要的气体原料。重油催化裂化装置特点重油催化裂化工艺与一般催化裂化工艺的异同点两工艺既有一样的部分，亦有不同之处，完全是由于原料不同造成的。不同之处主要表现在，重油催化裂化在进料方式、再生系统型式、催化剂选用和SOX排放量的控制方面均不同于一般的催化裂化工艺；在取走过剩热量的设施，产品处理、污水处理和金属钝化等方面，则是一般催化裂化工艺所没有的。但在催化剂的流化，输送和回收方面，在两器压力平衡的计算方面，两者完全一样。在分馏系统的流程和设备方面，在反应机理、再生机理、热平衡的计算方法和反应—再生系统的设备上两者基本一样［8］。重油催化裂化工艺加氢脱硫一渣油裂化和减压渣油加氢脱硫一渣油催化裂化常压渣油加氢脱硫一渣油裂化(ARMS)和减压渣油加氢脱硫一渣油催化裂化(VRDS)此两种工艺适合于含硫量较大的重油炼制。常压渣油加氢脱硫(ARDS)与减压渣油加氢脱硫(VRDS)是固定床渣油加氢技术中的两种不同工艺。在加工高硫高金属原油时，通过ARDS或VRDS工艺对常压渣油或减压渣油进行加氢脱硫、脱氮、脱金属、脱残炭等，使加氢后的重质馏分可在催化裂化等装置中进一步轻质化，并满足一定的产品质量和环保要求。我国今后进口含硫原油的数量将不断增加，为了解决含硫原油深度加工的问题，国目前正在进行固定床渣油加氢催化剂和工艺的研究与开发，国炼油厂也将越来越多地考虑采用固定床渣油加氢的技术。延迟焦化-加氢精制-催化裂化组合工艺我国不少渣油氮含量很高，经延迟焦化后的焦化蜡油硫、氮含量(尤其是碱氮含量)很高，这种焦化蜡油如果直接进入催化裂化装置会严重影响催化裂化产品的分布和质量，并使催化剂降低活性。因此尽量增加重质油的延迟焦化处理量可多产汽柴油，且柴汽比高，增加产品的灵活性和市场适应性。尤其是焦化干气产量大，干气CH、CH含量高，可提供丰富的廉价的制氢原料，以获得便宜充足的氢源，发展加氢精制以提高焦化气柴油的品质来满足市场竞争的要求。焦化蜡油不安排(或尽可能少地作为掺炼油催化裂化处理，视加氢裂化处理量而定)，是由于其碱氮含量高，极易造成催化裂化催化剂失活，造成结焦严重，干气产量上升，汽柴油收率降低。而安排焦化蜡油与焦化汽柴油或催化柴油混掺加氢裂化，不但可得到优质汽柴油，而且尾油又是优良的裂化原料制乙烯和催化裂化原料，并且此过程氢耗量小于单独的重质油加氢裂化。加氢精制的石脑油又是优良的催化重整的进料，增加高辛烷值低烯烃汽油产量，并且苯、甲苯、二甲苯又是化工原料，自产氢气又可平衡炼厂系统的氢气。石油焦既可外卖，又可经煅烧处理，经煅烧生产优质的煅烧焦。增加产品的附加值。炼油企业减压瓦斯油和焦化瓦斯油应重点考虑作加氢裂化原料，这一方面可以缓解喷气燃料和优质低凝点柴油市场供应不足的矛盾，另一方面可以提供相当数量的芳烃原料（高芳烃潜含量石脑油）和优质乙烯装置原料（加氢未转化油）溶剂油脱沥青-延迟焦化-催化裂化组合在炼油厂获得的总经济效益中，60％的效益来自催化裂化装置，利用这一工艺将催化裂化澄清油与减渣混合，回收澄清油中可裂化的组分进入脱沥青油，然后再返回到重油催化装置中，为催化裂化装置提供大量的原料。澄清油中的稠环芳烃进入到沥青中可改善沥青的质量。脱沥青油既可作为催化裂化进料，又可作为加氢裂化的原料。脱油沥青可作为延迟焦化进料或锅炉燃料。为了给催化裂化装置提供更多的原料，同时也为增加延迟焦化装置的原料品种，石科院与中石化石化总厂合作，以脱油沥青掺人减渣（掺人质量分数20％一30％）进行焦化，可转化为轻质产品的收率约为60．5％。可见将少量的脱油沥青与减渣混合作为焦化的原料，不但扩大焦化的原料的品种，也解决了一部分硬沥青的出路，也有经济效益。用脱油沥青作为焦化原料的缺点是随着沥青的掺人量增加焦炭产量也增加，焦炭的质量也越来越差，另外是使加热炉管结焦倾向增大，因此应设法改善渣油与沥青的互溶性，以增强沥青质在渣油体系中的稳定性。[9]我国自主开发的重油催化裂化后反应系统关键装备技术同时实现“三快”和“两高”，解决了重油催化裂化工艺后反应系统易结焦等世界性难题，使我国在这一领域走在了世界前列。截至目前的最新统计，该技术已推广应用于中石油、中石化50套催化裂化装置，经济效益显著。由中国石油大学()经过十余年努力研发成功的后反应系统技术在多项核心技术上获得突破，达到了同时实现“三快”和“两高”的攻关目标，即油剂的快速脱离、分离催化剂的快速预汽提、油气的快速引出，以与催化剂的高效分离、高油气包容率。该技术目前已成功应用于国50套不同构型和规模的催化裂化装置。结果表明，反应后油气在沉降器平均停留时间由常规的10〜20秒缩短到5秒以下，气固分离效率高达98.5%以上，从而可使轻油收率提高1．0个百分点以上，超过国外同类技术的最高水平。该技术还可有效抑制沉降器的结焦，延长了开工周期。和国外同类先进技术相比，该技术具有更高的气固分离效率、更好的预汽提效果以与更高的操作弹性和稳定性。该技术和装备的投资仅为国外同类技术的1/20〜1/10，具有显著的竞争优势。科研人员在系统实验研究的基础上，成功开发出了高效气固旋流分离、高效预汽提、提高油气包容率3项创新技术，并通过集成创新形成了4种新型快分系统，适用于目前所有构型的催化裂化装置，并创建了后反应系统关键装备的优化设计理论和方法。目前该项目已取得国家发明专利7项、实用新型专利2项［10］。1.4催化裂化装置研究进展1.4.1催化裂化再生装置形式单段再生的再生器的基本形式如图1所示［11］。

图1两段再生是把待生剂依次通过两个流化床进行烧焦，它是为适应重油催化裂化工艺发展起来的。两段再生是把烧碳过程分为两个阶段进行：第一段，约80%—85%的总烧碳量被烧去；第二段，再用空气与在更高的温度下继续烧去余下的碳。两段再生可在一个再生器筒体分隔为两段来实现，也可以在两个独立的再生

器实现特生刑图2管式再生采用提升管进行催化剂的烧焦再生，提升管的表观线速为3〜10m/s。为了保持提升管催化剂呈活塞流，管上部线速较高，下部线速较低。燃烧用空气从提升管的不同高度分为3-4股送入提升管中，以控制催化剂密度和氧浓度。氧

的传质阻力和催化剂返混程度均较低，烧焦强度可达1000kg/(t.h)。烧焦用提升管长度为22m,管烧焦量可占总烧焦量的80%左右。剩余焦炭和CO的燃烧在提升管上部的湍流床中进行。环环快速床(循环流化床)再生催化裂化装置的烧焦罐再生就是属于循环流化床的一种再生方式SE册"仝FSE册"仝FtSElSJ-35循环4!ft化床秤生悄阖图41.4.2催化裂化反应装置形式单段提升管反应器提升管反应器主要有提升管、沉降器、汽提段、旋分器、待生斜管等部分组成

反应浦气图5两段提升管催化裂化技术在常规提升管反应系统中，预热的原料油经喷嘴进入反应器，与来自再生器的高温催化剂接触、气化并进行反应；油气和催化剂沿提升管上行，边流动边反应，反应过程中不断有焦炭沉积在催化剂表面，使催化剂活性与选择性急速下降,对改善产品分步非常不利。针对提升管反应器的这些弊端，一些研究机构和石油公司提出了两段催化裂化的概念。20世纪70年代末，Engelhard公司开发了两段催化裂化ART—FCC工艺，其第1段主要用来脱除原料中的残炭和大部分金属，起到原料预处理的作用，在第2段反应器中，再对改质后的原料进行常规裂化。最

近，MaredlinEspeillac和PlebeCrespin取得了利用两个反应区进行烃类裂化反应的专利J。另外，石油大学正在进一步地研究两段提升管催化裂化技术，目前,已提出提升管两段催化裂化工艺(TSRFCC)_3-,其工艺原则流程。该工艺的核心是:针对现行催化裂化提升管反应器的弊端，将传统提升管反应器分为两段串联，在段间将半再生催化剂更换为再生催化剂，实现催化剂双路循环、分段反应，从而提高提升管催化剂的平均活性和选择性，强化和改善催化裂化反应过程。石油大学(华东)胜华炼油厂0.1Mt/a工业试验结果表明，TSRFCC工艺可以极大的提高原油的转换深度，同时加工能力可增加30%〜50%;可以显著改善产品分布，轻质油收率可提高3—4个百分点，干气和焦炭产率降低2个百分点；汽油的烯烃含量降低，柴油的十六烷值增加。□lur讯薯年应IkErrLffiO由□lur讯薯年应IkErrLffiO由两段提升管反应器的作用原理催化剂接力原理所谓催化剂接力是指当原料进行短反应时间后、由于积炭而使催化剂活性下降到一定程度时，与时将其与油气分开并返回再生器再生，需要继续进行反应的中间物料在第二段提升管与来自再生器的另一路催化剂接触，形成两路催化剂循环。两段提升管重油催化裂化技术在提高中间目的产物产率的同时可以提高目的产品的选择性，从而显著改善产品分布。分段反应原理所谓分段反应就是让不同的馏分在不同的场所和条件下进行反应，排除相互干扰。第一段提升管只进新鲜原料，目的产物从段间抽出作为最终产品以保证收率和质量，难以裂化的油浆和回炼油（循环油）单独进入第二段提升管，从而提高原料转化深度、改善产品分布。短反应时间两段提升管重油催化裂化工艺技术采用分段反应，总反应时间一般为2S左右。大剂油比

两段提升管技术米用两段反应，第一段反只达到较小的转化程度，进入分馏塔将柴油分出，使进第二段提升管循环油的量明显增加，故使循环催化剂对新鲜进料的剂油比得到大幅度提高，反应过程的催化作用得到显著强化［12。冊气舌加倔碼二段提生管Tm_^i二段提生管Tm_^i-段提生管铮生催化沐7预提升介质待生催化剂料喷嘴［图7循环油或汽油铮生催化沐7预提升介质待生催化剂料喷嘴［图7循环油或汽油瀆槌升介质丸轄环油或汽油1.4.3催化裂化反应一再生两器排布方式按反应器（或沉降器）和再生器布置的相对位置的不同可分为两大类：①反应器和再生器分开布置的并列式；②反应器和再生器架叠在一起的同轴式。并列式又由于反应器（或沉降器）和再生器位置高低的不同而分为同高并列式和高低并列式两类。同高并列式主要特点是:①催化剂由U型管密相输送;②反应器和再生器间的催化剂循环主要靠改变U型管两端的催化剂密度来调节；③由反应器输送到再生器的催化剂，不通过再生器的分布板，直接由密相提升管送入分布板上的流化床可以减少分布板的磨蚀。高低并列式特点是反应时间短，减少了二次反应；催化剂循环采用滑阀控制,比较灵活。同轴式装置形式特点是:①反应器和再生器之间的催化剂输送采用塞阀控制;

②采用垂直提升管和90°耐磨蚀的弯头;③原料用多个喷嘴喷入提升管。图91.4.4提升管末端快速分离器提升管末端采用快速分离技术可以缩短反应生成物在反应提升管的停留时间，防止过度裂化.本世纪60年代中期出现了沸石催化剂，沸石催化剂的出现是催化裂化发展史上的里程碑，其优良的性能使反应需要的时间从使用硅铝催化剂的几分钟缩短2〜3秒钟，于是发展了提升管反应器和提升管末端快速分离技术。国外提升管末端快速分离技术的发展UOP的提升管末端快速分离技术S&W公司的提升管末端快分技术国提升管末端快速分离技术现状国惠最早设计的提升管FCCU采用伞帽提升管末端快速分离装置，其特点是压力降小，分离效率低。该提升管末端快速分离装置后来很少采用中期设计的装置多采用T形和倒L形快速分离装置，前者多用于并列式，后者多用于同式装置，两种快速分离装置均靠惯性进行分离，其效率为70%〜80%。近期设计的装置多采用三叶槽、弹射或粗旋风分离器快速分离装置。弹射快速分离装置用于并列式装置，80年代曾在工业装置上试用，由于开工阶段发生催化剂跑损而未得到广泛应用。[13]第一类第一类快速分离器特点是：快速分离器压力略高于沉降器压力，设置料封，使油气按指定的方向流动。单独设计开口让汽提蒸汽进入旋风公离器系统。该快速分离器是一种密闭快速分离器。该快速分离器分三种形式可分别与国的T形、倒I形和粗旋风分离器快速分离器配匹。图10

第二类快分器特点：沉降器压力略高于快分器压力，汽提蒸汽经快分器与反应油气一进入旋风分离器系统。是一种半封闭快速分离器。图11近期出现了一些新技术(如敞口式、多种直联或紧接式、高效封闭偶合式提升管旋风分离器)，已把提升管终端油剂快速分离结构发展到了第3代产品。近年来UOP公司又开发了带有预气提的分离器，油气在沉降管的停留时问已由lrain降到10〜5S。VDS和VSS两种快分技术也对提升管末端快速分离做了改进，即在粗旋下部加了一个预气提器，形成两级气提和在提升管出口端加有弯成一定角度的弯臂，使油剂混合物以旋流形式导出7J°S&W公司最新型式的提升管末端装置(RTD)为Ramshom分离器或轴向分离器，这种RTD的特点是气体分离更快，压降更小，提升管顶端可活动，可避免催化剂带入主分馏塔，同时操作方便。s&w公司提升管后冷技术L9J是在粗旋油气出口处注入一股急冷剂，以降低提升管反应器后沉降器稀相的温度，从而降低油气温度，同样可以使油气2次反应与热裂化反应减少，使轻质油收率提高约2%,于气和焦炭产率下降。AXIAL型旋风分离器在设计中加入了小的缓冲空间以保持所需压力。我国自行开发的PV型旋风分离器结构简单，配以完整的优化设计方法可将总分离效率达到99．99%，总压降9．3kPa，平均催化剂单耗从原来的0．81kg／t降至0．4kg／t［14］。1.4.5进料雾化喷嘴进料雾化是重油催化裂化工艺的关键技术之一，近年来不少研究单位致力于高效雾化喷嘴的开发研究，应用比较广泛的有Total公司的靶式喷嘴、U0P公司的Optimix喷嘴、Kellogg公司的Atomax喷嘴、中国科学院的KH喷嘴、工程建设公司(SEI)的BWJ喷嘴与集团石油化工工程公司(LPEC)的LPC喷嘴等。工业应用结果表明，性能良好的进料雾化喷嘴可提高轻质油收率，降低焦炭和干气产率，改善产品分布，防止反应系统结焦，是保证装置长周期运行的关键设备。因此，国外对进料喷嘴的改进都非常重视。LPH°1型重油进料雾化喷嘴是LPEC在LPC喷嘴基础上开发出的新一代高效进料雾化喷嘴，该喷嘴操作弹性大、压力降低、喷射速度适中，雾化效果好。LPH一1重油进料雾化喷嘴有以下优点：雾化蒸汽用量小(只有3%)，可以降低装置能耗；压力降低(只有0.25MPa)，可以降低进料机泵的电能消耗；该喷嘴为低速喷嘴，可减少催化剂的冲击破碎，催化剂消耗降低了1.83%。(4)雾化效果好，催化剂与油气接触充分，减弱了热裂化反应强度，焦炭、干气产率降低了0.51个百分点，轻液体收率增加1.93个百分点［15］。新型催化裂化进料雾化喷嘴开发石油化工工程公司(LPEC)工程研究院投人大量资金，建立了占地面积为20mX6m的大型进料喷嘴雾化试实验室，配备了先进的粒度测试分析仪器一一美国TSI公司的激光相位多普勒粒子分析仪(PDPA),以与喷嘴雾化试验台和压力、流量的测试、计量和控制设备，可实时测量雾化颗粒的粒度、速度、压力和流量等参数，还可进行喷嘴部流体流动显示°LPEC从20世纪80年代开始研发工作，经过反复的实验室冷试、中试、半工业试验、工业试验和优化筛选等过程，研制出了LPC型喷嘴，并应用于生产装置上，取得了良好效果和经济效益。[16]CS-II型重油催化裂化进料喷嘴的特点CS-II型重油催化裂化进料喷嘴(简称cs—II喷嘴)采用矢量控制技术等最新研究成果，使进料的雾化效果更贴近催化裂解装置实际。在降低干气、生焦率、提高总液体收率方面表现出优良性能的同时，抗结焦性能突出，可以提高装置的处理量和渣油掺炼量。采用了低速射流技术，不破坏催化剂，减轻了射流对喷嘴的冲蚀，在保持设计工况条件下，能稳定使用3a。采用了低汽耗(雾化蒸汽量5%)、低压力降(喷嘴压力降〈0.4MPa)二次进气，多级雾化的设计理念，在突出节能的同时，实现了对劣质油的高效雾化。操作弹性大，可在设计值±30%围自如操作，不出现“油汽抢量”、振动和啸喘等现象，始终保持喷嘴的平稳运行。在喷头球面上方设置了若干汽幕孔，用来屏蔽射流形成的低压液雾区，以防提升管结焦。CS-II型重油催化裂化进料喷嘴应用效果cs-ll喷嘴设计合理，除雾化蒸汽用量比设计略高外，其它运行参数均在设计值围之。操作弹性达到±30％，投用后运行平稳，未产生任何异常现象。CS-II喷嘴降低焦炭与干气产率效果明显，在原料性质变差，其它操作条件不变的情况下，总液体收率比改造前提高了1．47个百分点，生焦率降低了0．93个百分点，干气产率降低了0．47个百分点。由于CS-II生焦率低，在装置原料变重、再生器热量过剩、主风机满负荷情况下，有利于提高装置渣油掺炼率或提高装置加工能力，初步估计与改造前相比，加工能力至少提高6t/h。同时由于生焦率降低，装置能耗降低。由于CS-II喷嘴属于低压力降、低流速喷嘴，不仅有利于避免催化剂破碎，保持催化剂活性，降低催化剂单耗，而且还有利于减轻喷嘴磨损，保证喷嘴长周期稳定运行。投用CS-II喷嘴后，不包括提高加工能力与降低加工能耗所增加效益，只因产品分布改善就增加效益，显著地提高了公司的经济效益［17。］1.4.6空气分布器空气分布器是FCCU再生器系统的关键设备，空气分布器设计的好坏将直接影响催化剂的跑损和再生效果，直接影响装置的经济效益和生产周期。国外空气分布器的情况：国外早期设计的FCCU再生器多采用分布板，后来的设计多采用管形分布器。从引进的几套装置来看，单环(或双环)分布器效果不甚理想，且大直径的不锈钢环管质量要求较高，加工制造较困难。国早期设计的同高并列式装置采用分布板，由于大型流化床分布在高温下变形严重而影响生产，80年代以后陆续更换为管型

分布器。近期设计的装置也多采用管形分布器。国设计的管形分布器也因装置再生器的型式不同有多种形式，见图。图1—a为分布板，现国很少采用。图12l—b为圆环型分布管，用于并列式装置，与树枝状分布管相比制造难度相对较大，因此这种分布器现在也少采用。图1—c为树枝分布管，这是目前应用较多的一种型式，各支管均为能自由伸缩直管，且容易加工制造，图1—c用于并列式装置，图1—d用于同轴式器两段再生，图1—e用于中小型同轴式装置，图1—f和图1—g用于大型同轴式装置。空气分布器的设计空气分布器的设计应满足下列要求：将主风在流化床分布均匀；操作弹性大不因高温热膨胀和催化剂磨损而损坏分布器；设备简单21分布器形状和类型空气分布器的形状应结合再生器的型式确定，力求尽量简单，便于制造加工，目前，国分布板的热膨胀变形问题尚未解决，尤其是大型流化床。因此，应首先考虑树枝状管形分布器。分布器尺寸的确定一般主管、支管、分支管的气体速度为20m/s左右，值得注意的是：分支管根数较多，且长短不等，在计算管径时一般总根数用平均速度计算来确定管径然而，短的分支管上布嘴较少，使短分支管中气速低于平均速度，而长的分支管上布嘴较多，使长分支管中气体速度高于平均速度。如过高则可能导致催化剂被吸人（在分支管的根部）而磨坏分布管。因此在分支管喷嘴排定后．需根据实际喷嘴数核算长分支管气速，如超过喷嘴气速的三分之一，则需加大分支管直径。分支管间的间隙前认为分支管间的间隙的气速控制在1.5m/s左右.目的是起到空气再分配作用，而现在认为1．5m/s左右的气逮造成的压力降很小．起不到空气再分配的作用。分布管的压力降分布管喷嘴的压力降最小应不小于床层静压的30％，使空气进人每个喷嘴的空气量一样和使喷出的气泡具有一定的能量在床层中分布均匀，避免沟流和腾涌。注意以下两种情况，一是在快速流化床中尽管快速床对分布器压力降的要求比床层低，但从避免分布器磨损角度来看，其压力降也不宜过低。二是应该强调分布器起作用的是喷嘴的压力降，还应注意该压力降与工业装置仪表指示数据的差别如某厂FCCU再生器流化不理想，催化剂跑损大，而仪表指示为0.005〜0.007MPa,似乎也正常，然而扣除侧压管问库层的静压等，喷嘴的压力降只有0.003MPa。堵孔后。催化剂跑损大为减少［⑻。1.4.7结语对我国来说，催化裂化发展仍应结合我国炼油工业面临的实际情况，努力提高催化裂化技术水平，尽快形成具有我国特色的催化裂化工艺技术。目前我国原油不足，劣质油增加很快，再加上国对油品的需求不断增长，特别是轻质油品的需求增长更快，因此，从整体上考虑，我国催化裂化的发展方向仍是继续加快渣油FCC新技术的开发和建设，以提高炼油厂整体经济效益。发展加氢处理——催化裂化组合工艺，降低有害物质排放，实现清洁生产，优化设计和操作，提高目的产品收率，实现长周期运转，实现大型化，提高控制和管理水平，扩大功能向化工领域延伸，提高FCC装置加工量和重油掺炼比，继续开发和推广应用新技术,积极采用FCC过程控制技术，要开发具有先进性的适用围广泛的FCC装置通用优化软件。催化裂化装置除了采取措施达到清洁燃料的新标准外，可因地制宜，多生产乙烯、丙烯，向石油化工方面延伸，更好地实现炼油化工一体化，这是企业抗击市场风险能力的重要措施，也是未来炼油厂发展的一个重要趋势。增加掺渣比同时生产清洁燃料的新催化裂化工艺以与炼油与石油化工一体化的新催化裂化工艺将是近期技术开发的热点。设计说明加工方案的确定与装置形式的选择2.1.1加工方案首先，从催化裂化产品产率和产品质量情况可以看出，催化裂化过程的主要目的是生产汽油，汽油产率为30%~50%。根据我国国情，交通运输和农业的发展，对柴油的需求量很大，通过调整操作条件或采用新的工艺技术，可在生产汽油的同时，尽可能提高柴油的产率，这也是我国催化裂化技术的一大特点。其次，由催化裂化主要反应可见，在烃类的催化裂化反应过程中，裂化反应的进行，使大分子分为小分子的烃类，这是催化裂化工艺成为重质油轻质化重要手段的根本依据；而氢转移使催化汽油饱和度提高、安定性好；异构化、芳构化反应是催化汽油辛烷值高的重要原因。鉴于催化裂化的目的是生产高辛烷值，低烯烃汽油。所以选用催化裂化生产汽油。2.1.2装置形式的选择本设计装置形式采用烧焦罐式反应再生系统。反应器采用直提升管式反应器，由于分子筛催化剂的含碳要求比较严格，必须采用高效完全再生，烧焦罐式再生器可以实现高效完全再生，使再剂含碳量降低到0.1%以下，故再生器选用烧焦罐式再生器。流程说明2.2.1反应再生系统提升管反应器的进料由两部分组成，一部分为常压渣油，另一部分为从分馏塔下过来的回炼油和回炼油浆。常压渣油由渣油罐流入装置，通过渣油泵（P201/A.B）加压，然后依次通过顶循环回流油渣油换热器（E202/A.B）,—中段回流油渣油换热器（E202A.B），油和浆渣油换热器（E203/A.B）换热，使渣油预热至300°C左右，送至提升管反应器（R101/1）的上部进料喷嘴。回炼油从分馏塔第二层塔板上抽出，并用回炼油泵（P202/A.B）加压后送至提升管反应器的下部回炼油进料喷嘴。油浆从分馏塔底抽出，用油浆泵（P203/A.B）加压后送至提升管反应器下部的回炼油进料喷嘴在开工和非正常操作的情况下，渣油进料靠加热炉（F201）预热后再进反应器。当发生事故时，要紧切断反应器进料，同时把进料转送至分馏塔的第二层塔板上，并立即打开提升管反应器的事故蒸汽，以保证两器的压力平衡催化剂的正常循环。提升管反应器（R101/1）进料与来自再生器（R103/3）的高温催化剂接触，迅速汽化并进行反应，反应生成的油气与催化剂一起经提升管顶部的T型快速分离器分离后，90%以上的催化剂落入气提段，少量催化剂随油气一起进入沉降器（R101/2）的二组一级旋风分离器。经过旋风分离除去夹带的催化剂之后，油气由顶部出来进入分馏塔（T201）落入气提段的催化剂上沉积了一定量的焦碳并吸附了一定量的油气，这些待生催化剂经气提蒸汽气提后，经待生斜管进入再生器底部预混合管，在预混合管中，与从外取热器下来的再生催化剂进行均匀混合之后，在主风的作用下，进入再生器的一密相进行烧焦再生。烧焦用的空气是由能量回收机组（M101）的主风机加压至0.36MPa（绝），再经辅助燃烧进入预混合管，与催化剂一起进入一密相烧焦。催化剂上的积碳很快燃烧放出大量的热，使一密相的温度高达700*之多，然后催化剂和烟气经稀相管进入再生器的沉降段.催化剂进入再生器二密相并与主风机来的二段主风家畜接触松动后，经再生斜管送至提升管反应器，还有一部分进入外取热器与冷水进行换热。进入稀相段的烟气，经九组旋风分离器和三级旋风分离除去携带的催化剂之后，送至能量回收机组的烟气透平进行膨胀作功。从透平出来的376*左右的烟气，经余热锅炉进一部吸收只有排入烟囱放入大气。在三旋出口至余热锅炉的烟气管线上装有双动滑阀，正常操作时，双动滑阀仅作为烟机入口蝶阀的旁路阀和烟气入口蝶阀分程控制再生器压力，当烟气透平出现故障或开停工时，双动滑阀自动切入，控制再生器压力，烟气全部通过双动滑阀进入余热锅炉。2.2.2分馏系统在自沉降器（R101/2）的反应油气进入分憎塔（T201）底部，底部设有人字行挡板，反应油气在挡板上与油浆逆流接触，一方面洗去油气中携带的催化剂，另一方面使油气脱过热，饱和油气进入第一层塔板开始分馏.分憎塔顶油气约150*，经分憎塔顶油气一热水换热器（E204/ABCD）以与分憎塔顶油气在V203中气液平衡得到的粗油气，由粗油气泵（P204/AB）加压后送至吸收塔（T301）作为吸收剂，气液平衡得到的富气引至压缩机（C301）加压至1.4MPa（绝）。从分憎塔顶油气分离器（V203）冷凝下来的水由富气水洗泵后作为压缩富气的洗涤水。从分离20,22层上来的轻柴油自流入轻柴油气提塔（T202）经蒸汽气提后的轻柴油约为225*，轻柴油由轻柴油泵（P205/AB）加压，先经轻柴油一富吸收换热器（E206）与来自再吸收器的富吸收油换器，再经轻柴油热水换热器（E207）与锅炉给水进行换热之后，一部分轻柴油经柴油冷却器（E208）冷却至60°C作为产品出装置。另一部分轻柴油经贫吸收油冷却器（E209）冷却至40C，送至再吸收塔（T303）作为吸收剂。吸收后的富吸收油经（E206）换热至150C返回分馏塔第24层，分馏塔还设有四个循环回流进行取热：顶循环，一中循环，二中循环以与油浆循环。顶循环由顶循环油浆（P206/AB）从28层抽出，温度为165C左右，顶循环油先经顶循环回流油一热水换热器（E220/AB）与循环水换热，使顶循环回流油冷却至90C返回31层。中段回流油由一中回流油泵（P207/AB）从15层下的集油箱中抽出，温度是270C，先送至稳定塔重沸器（E308）与稳定塔（T304）底油换热，换热后的温度约为245C，然后经一中循环油一渣油换热器（E202）与渣油进料进行换热，再经一中循环油蒸汽发生器（E211）发生低压饱和蒸汽与热水换热器（E212）换热，一中段回流油被冷却至190C返回分馏塔第19层。二中循环从分馏塔第三层抽出，由二中循环油泵（P208/AB）加压二中段回流油蒸汽分离器（E213）发生装置所需的蒸汽，二中回流汽油被冷却至280C返回分馏塔第5层。油浆由分馏塔底抽出由泵（P203/AB）加压打出后分成两路，一路送提升管反应器，一路经油浆一渣油换热器（E203/AB）与原料渣油换热后，经油浆蒸汽发生器（E214）发生装置所需的蒸汽。油浆被冷却至290C返回分馏塔第一层塔板下的溢流盘上，也油一部分返回分馏塔顶，用以控制分馏塔底的温度。2.2.3吸收稳定系统经气体压缩机(C301)压缩至(绝)1.4MPa的压缩富气汇合富气水洗泵(P209/AB)加压后的洗涤水，以与来自吸收塔底的吸收油和来自解吸塔(T302)顶的解吸气，再压缩富气冷凝冷却器(E301/ABCD)冷却至40°C，进入气压机出口油气分离器(V302)压缩富气再油气分离器中进行气液分离，所得到的油气吸收塔底部进入吸收塔，与塔顶下来的吸收剂进行逆流接触。吸收过程中放出的热量，由两个中段回流取走，一中段是由25层抽出取热后返回24层，二中段是从9层抽出，取热后返回8层，从吸收塔抽出的贫气进入再吸收塔(T303)K底部与吸收轻柴油进行逆流接触，吸收气体中携带的油气组分，被吸收的气体从再吸收塔顶出口作为产品送出装置，还有少部分送到提升管反应器的预提升段。气压机出口油气分离器(V302)中，气液分离得到的凝缩油解吸塔进料泵(P301/AB)抽出经解吸塔进料换热器(E302)加热至80C，进入解吸塔下部。解吸塔底由重沸器(E303)提供热量，以脱出富气吸收油重C组分，解吸塔底脱乙烷汽油由2稳定塔进料泵(P302/AB)从解吸塔抽出，经稳定塔进料换热器底与稳定汽油换热，使脱乙烷汽油达160C进入稳定塔中部。稳定塔(T304)底由稳定塔底重沸器(E305)提供热源，C以下的轻组分从稳定塔4出来，能干稳定塔冷凝器(E306)冷却后进入稳定塔回流油罐(V303)进行气液分离，气液平衡后得到的液化石油气由稳定塔回流油泵(P303/AB)从回流油罐重抽出，一部分作为稳定塔顶回流送至稳定塔顶部；另一部分作为产品送产品精致加工工序，稳定汽油至稳定塔底重沸器出来，经稳定进料换热器(E307)，解吸塔进料换热器(E302)，稳定汽油一热水换热器(E308)，稳定汽油冷却器(E309)分别与脱乙烷汽油，凝缩油，循环水换热，然后被冷却至40*，大部分作为产品送出装置。小部分用稳定汽油泵(P304/AB)加压后，作为吸收塔的吸收剂送至吸收塔顶部。主要操作条件反应——再生系统操作参数，在催化裂化装置的生产中，我们总希望装置有较大的处理量、较高的目的产品产率、较好的产品质量和较低的消耗，已收到最好的生产效果和最高的经济效益。为了达到这个目的，我们必须掌握各种操作参数之间的关系与相互影响的规律，实现理想的平衡操作和最有化生产。对于产品产率和产品质量来说，这些条件都有其特殊的影响。由于催化裂化反应的复杂性，尤其在工业装置上，许多操作参数是相互联系的，又是相互制约的，常常在改变某个参数时会引起其他条件的变化。因此，我们必须在了解每个条件单独影响的基础上，在操作中作综合分析，从而选择合适的操作条件。2.3.1再生温度再生温度是影响烧焦速率的最重要因素之一。烧焦速度与再生温度成正比，提高再生温度可以大大提高烧焦速度。在600*左右时每提高10*，烧焦速度可以提高约20%。但是，提高再生温度受到催化剂水热稳定性和设备结构以与材料限制。对于常规再生来说，若使用硅酸铝催化剂再生温度一般在580-600*。若使用分子筛催化剂可在650*左右操作，但要考虑二次燃烧的限制。对于完全再生，可在680-700*下操作。对于再生器为两器两段的再生装置，可提高再生温度到更高的温度。取再生温度T再=710*2.3.2再生压力再生压力是指再生器的顶压，因为再生器和反应器是相通的，两器的压力是相互关联的。因此还要考虑反应器与再生器的两器平衡。因为只有反应、再生两器达到压力平衡，才能保证催化裂化稳定的进行。再生压力对烧炭速度也有一定的影响，可参照烧炭速度方程（CBR公式）。但是值得考虑的是，再生压力高，要求主风机出口压力提高，同时再剂携带烟气增多，烟气的压降随之增大，烟气中催化剂夹带量增大，这是提高压力的不利因素一般情况下，再生压力取值为0.27-0.31MPa（表压）取再生压力P再=0.29MPa再生烟气中过剩氧含量再生烟气中过剩氧含量标志着再生器中的氧分压，过剩氧含量越大，烧焦速度越大，过剩氧含量增加，导致空气量增加。氮气含量增加，所以动力消耗大，对经济效益不利。烟气中的过剩氧含量是一个操作变数，它主要受二次燃烧的限制，常规再生控制0.5到2%。完全再生装置由于消除了二次燃烧的可能性，一般控制在3-5%。大大强化了再生过程。取过剩氧含量0（过）=3.0%2反应温度反应温度是指提升管反应器的出口温度，反应温度是催化裂化反应的最主要的影响因素之一，反应温度对反应速度，产品分布，产品质量都有很大影响。温度高则反应速度加快，能提高转化率，但温度对裂化反应速度影响比催化裂化影响大得多。当温度提高到500*以上时。热裂化的比重逐渐增大，只是气体中C,1C增多，产品不饱和度增大。不过，即使这样，仍以催化裂化反应为主。2由于催化裂化为平行顺序反应，而反应温度有对各类反应的反应速度有不同影响。因此改变温度就会影响产品分布和产品质量。如转化率不变，提高反应温度，汽油与焦炭降低，因此，气体产率增加，而且由于提高温度对促进分解反应和芳构化反应速度提高的程度高于氢转移反应，因此使汽油中的烯烃和芳烃含量有所增加，故汽油辛烷值提高，一般工业生产的反应温度常根据生产不同方案采用460-520°C—般用510°C取反应温度T=510C反2.3.5反应压力反应压力是指反应沉降器的顶压，反应压力主要根据再生压力和催化裂化反应要求来确定。提高反应压力就是提高反应器的油气分压，油气分压的提高以为着反应浓度的增加。因此反应速度加快，从而提高了转化率。压力的变化对产品的分布也有很大的影响:提高反应压力，生焦率上升明显，干气产率也会增加，汽油产率有所降低。在生产中，希望最大限度的降低焦炭产率。另外，为了保证分馏塔等设备的正常压力操作，反应压力的选择也不能太小。实际操作中，反应——再生器之间须保持一定的压差。一般取值为0.25-0.29MPa（表压）取反应压力P反=0.28MPa（表压）2.3.6焦中氢碳比（H/C）焦中氢碳比可以影响烧焦的放热情况。焦中氢碳比越大，反应深度大，缩合多，脱氢多。计算式如下：H/C=[8093-0.425（CO+O）-0.257CO]/[CO+CO]222其中：CO--co在干烟气中的体积分数22CO--CO在干烟气中的体积分数O--O在干烟气中的体积分数222.3.7反应时间反应时间是指催化剂与油气的接触时间，对提升管反应器就是油气在提升管中的停留时间，催化裂化反应是一个平行顺序反应，反应时间对反应深度和产品分布都有很大的影响。工业上一般取1-4S，加工渣油是采取更低的反应时间，以降低生焦率。取反应时间T反=3S2.3.8烟气中CO与CO比值（CO/CO）22这个比值与再生器的形式有关系。标志着不完全燃烧和完全燃烧。本设计再生器采用高效完全再烧的烧焦罐，并利用助燃剂，实现完全再烧。则取CO/CO=022.3.9原料的预热温度不同的原料和不同结构的原料喷嘴对预热温度有不同的要求。预热温度对进料雾化效果有很大影响，对产品质量和收率有不同程度的影响。同时，渣油的催化裂化不同于馏分油的催化裂化，馏分油的催化裂化过程是气固两相反应而渣油催化裂化是气固液三相反应，队伍话要求更高。雾化效果好则一样转化率条件下焦炭和气体产率下降，轻质油收率上升。雾化效果差，则焦炭产率上升。一般情况下预热温度高，雾化效果好。渣油（重质油）预热温度一般比馏分油低一些，因为生焦大，再生系统生产的热量可以与新鲜原料换热。取原料的预热温度T预=260*2.3.10再生剂含碳量（定碳）分子筛催化剂对再生剂的含碳量十分敏感。再生剂含碳量过高，分子筛催化剂活性和选择性都会下降，因而大大降低了转化率，汽油产率，溴价上升，诱导期下降。汽油方案再生催化剂含碳量应该低于0.2%，有些装置要求低于0.05%。取再生剂含碳量为0.05%。装置设备的特点（1）由于原料的性质，决定了装置属于热过剩类型，为了取走过剩热量。设计采用了下流式可调外取热器。（2）采用带有预混合管的高效烧焦罐再生器，进一步强化催化剂再生，使催化剂碳含量降至0.05%以下，充分发挥催化剂的选择性。（3）采用高温短接触时间和气固接触良好的提升管反应。提升管采用上下回径，出口安装T型快速分离器，以终止避免裂化二次反应，缩短剂油接触时间。提高分离效率。（4）为加强原料雾化效果，采用喉管式高效进料雾化喷嘴，控制出口线速度达70-90%m/s可使油滴分离为平均直径小于100微米的雾滴，同时，改善油剂接触，适当加大进料的雾化蒸汽量，改善原料的雾化条件。（5）采用再生催化剂金属钝化技术，抑制重金属的污染，同时对降低氢气和焦碳的生成是有效的。设计采用Y-15催化剂，使用钝化剂液收效果提高，气体与焦碳产率下降。（6）采用一氧化碳助剂燃烧完全再生，避免二次燃烧。（7）气提段挡扳式选择十层环型挡扳，空气分布器采用分布管结构。（8）反应器和再生器顶出口设计为外集气室。外集气室结构简单，耐高温，可以避免原来集气型结构复杂，高温下受压力影响大，容易变形断裂等缺陷。这渣油催化裂化高反应温度高再生温度十分有利。2.5能量回收根据设计条件，烟气从再生顶部出来的温度在700*左右，压力在0.29MPa（表）左右。因此要回收烟气似的压力能和热能。延期通过二级旋风分离器进一步除去催化剂粉尘之后，送入主风系统。采用烟气透平、主风机、变速箱、电动发电机同轴串联的形式。通过透平回收烟气的势能作功之后烟气的势能还很高，故还需进一步设置余热锅炉以吸收烟气的显热。出余热锅炉的烟气温度控制在200*左右，压力接近于大气压，通过烟囱排入大气中。开工时采用电启动主风机，正常生产时靠透平作功带动主风机和发电机。主风机选用MCL1003型四台。该机的性能入口流速：1550m3/min；入口压力：0.0987MPa出口压力：0.34MPa;轴功率：5603KW2.6环境保护渣油催化裂化的环保问题是由其原料的特殊性决定的。治理难度远远超过馏分油催化裂化、渣油催化裂化的原料中污染物质含量的增加，在反应的过程中油品精制过程中又需要将其储存，所以其污染物的排放也随之增加。渣油催化裂化的环保治理技术是渣油催化裂化技术一个不可分割的主要组成部分。渣油中含有大量的硫氮化合物，在反应过程中，它们一部分进入焦炭中，烧焦时转化为SO和NO化合物，如果直接排入大气会严重污染环境，另一部分进入汽XX油、液化气中，在使用过程中也会产生污染，另外炼油厂中的工艺废水、烟尘和噪声也是重要的污染源。（1）废气与粉尘防治使用CO助燃剂，降低CO在烟气中的含量，使用SOX转移催化剂回收烟气中的硫，减少环境污染。装置采用耐磨性能较好的催化剂，并使用三旋分尘，降低了烟气中粉尘含量。（2）酸性水处理装置分馏塔顶油气分离器，气压机出口油气分离器，以与稳定塔顶油水分离器均产生酸性水，在工艺流程上考虑分馏塔顶油气分离器分出的酸性水作为富气水洗用，不足部分由污水汽提装置处理后的净化水补充，气压机出口油气分离器以与稳定塔顶油气分离器的酸性水自压送污水汽提装置进行处理。（3）噪声的防治噪声主要来源为压缩机、主风机、电机以与蒸汽放空装置，为降低噪声，在压缩机、风机、电动机等设备处加上消声器。设计计算

基础数据处理量：130万吨/年，年开工按8000小时计，其它数据见表12、3、4、5表1基础数据表处理量t/a1300000焦碳产率％11.2烟气中氧气量%3.0焦中氢碳比（重）7/93空气相对湿度%56大气温度。C15大气压力KPa101再生剂含碳量％0.06表2原料和产品性质项目原料油汽油柴油回炼油比重d2040.89570.74770.85410.902710%93236403恩30%112255419氏50%132286433蒸70%152317450馏90%173349489残炭w%4.34u（厘斯）10027.50回炼比：0.5苯胺点121.00表3产品收率

产品总气体汽油柴油焦炭合计产率w%12.040.136.711.2100表4气体组成组分H2HS2C01C02C=2C03w%5.040.295.134.754.095.23组分C=IC0NC0C=IC=TC=C=3444-144-24-2w%22.1412.173.7120.259.67.6表5催化剂组成孔体骨架充气筛分组成wt%积密度密度ml/gg/mlg/ml<2020〜40〜80〜〉40801101100.1462.860.857.120.260.511.21.0再生部分计算3.2.1燃烧计算(1)焦中碳量、氢量与硫量烧焦量=1300000X11.2%=18200kg/h先计算干气平均分子量M=34X0.29+2X5.04+16X5.13+30X4.75+28X4.09+44X5.23+42X22.14+58X12.17+56X9.6+56X7.6+56X20.25+58X3.71=45.06kg/kmol焦中硫含量=原料中硫含量-干气中硫含量即1300000X0.13%—1300000X12.0%XO.29%X32一45.06=171.566kg/h=5.36kmol/h则烧碳量=(18200-171.57)X93%=16766.44kg/h=1397.2kmol/h烧氢量=(18200-171.57)X7%=1262kg/h=631kmol/h(2)烧焦需空气量和燃烧产物量理论耗0量2碳生成二氧化碳耗氧量=1397.2X1=1397.2kmol/h氢生成水耗氧量=631X0.5=315.5kmol/h硫生成二氧化硫耗氧量=5.36X1=5.36kmol/h理论耗氧量=1397.2+315.5+5.36=1718.06kmol/h=54977.92kg/h燃烧产物量碳生成CO量=1397.2kmol/h=61476.8kg/h2氢生成HO量=631kmol/h=11358kg/h2硫生成SO量=5.36mol/h=343.04kg/h2理论干空气量理论氮气量=1718.06X79/21=6463.18kmol/h=180969kg/h理论干空气量=1718.06X32+6463.18X28=235947kg/h空气相对分子量=235947一8181.24=28.84kg/kmol实际干空气量烟气中过剩氧体积3%则：3%=O过/(理论干烟气量+O过+N过)222=O过/(CO+N理+SO+O过+N过)222222=O过/(1397.2+6463.18+5.36+O过+O过X79/21)222故：O过=275.3kmol/h2N过=275.3X79/21二1035.7kmol/h2过剩干空气量=275.3+1035.7=1311kmol/h实际干空气量=8181.24+1311=9492.25kmol/h=273756.45kg/h湿空气量(主风量)大气温度15^,相对湿度56%,查《石油加工工艺学》中册图6—29,得绝对湿度为0.009kg水汽/kg干空气空气带入水量=273756.45X0.009二2463.81kg/h=136.88kmol/h湿空气量=9492.25+136.88=9629.13kmol/h=215692.5[m3(N)/h]=3594.87[m3(N)/min]此即正常主风量依此量X110%,可作为选主风机的依据：3594.87X110%=3954.4[m3(N)/min]故选D800-33型主风机6台并联。总干烟气量总干烟气量=CO+SO+O+N理+N过22222=1397.2+5.36+275.3+6463.2+1035.7=9176.76kmol/h则总干烟气的质量流率=1397.2X44+5.36X64+275.3X32+6463.2X28+1035.7X28=224178.36kg/h总湿烟气量总湿烟气量二CO+SO+O+N理+N过+空气带入水量+生成水量22222=1397.2+5.36+275.3+6463.2+1035.7+136.88+631=9944.64kmol/h则总湿烟气的质量流率=1397.2X44+5.36X64+275.3X32+6463.2X28+1035.7X28+136.88X18+631X18=294420.48kg/h湿烟气组成

表6烟气量与组成数据组分流Kmol/h量组成干烟气(mol)%湿烟气Kg/h相对分子量CO21397.261476.84415.2314.05SO25.36343.04640.060.05O2275.38809.6323.002.77N27498.9209969.22881.775.41280598.6总干烟气9176.76430.6100.0生成水汽63111358187.72主风带入水汽136.882463.818294420.4总湿烟气9944.64829.6100.0⑶物料平衡核算总干空气量+焦碳量=273756.45+18200=291956.45kg/h总干烟气量+生成水汽量=280598.64+11358=291956.64kg/h则总干空气量+焦碳量=总干烟气量+生成水汽量，即物料平衡，上述计算显然正确烧焦耗风指标=总湿空气量/烧焦量=215692.5/18200=11.83[m3/kg焦]

烟风比=总湿烟气量/总湿空气量=9944.64/9629.13=1.033注：公式里的湿烟气不包括各项吹入水蒸汽量3.2.2反应系统热平衡计算表7进入反应系统的水汽表项目性质温度°CKg/hKmol/h依据新鲜原料雾化过热4008125451.4进料5%蒸汽蒸汽回炼油雾化蒸4062.225.7回炼5%汽5预提升蒸汽0.04Gs0.8KgH2O/tCAT汽提蒸汽0.8G0.14Gs2.5KgH2O/tCAT汽提段锥底松s12.22经验动蒸汽2.5G再生滑阀松动s13.89经验蒸汽220再生滑阀吹扫饱和18010.796Kg汽/阀蒸汽蒸汽250膨胀节吹扫蒸10经验

提升管上段采2.6724Kg汽/样口样口吹扫180提升管下段采2.6724Kg汽/样口样口吹扫48上进料事故蒸2.6724Kg汽/样口汽嘴吹扫48下进料事故蒸2.6724Kg汽/样口汽嘴吹扫48防焦蒸汽8.33炼油厂安全阀吹扫蒸4850.0炼油厂汽再生催化剂带过热72015005KgH2O/tCAT入蒸汽蒸汽900再生催化剂带7201kg烟气/tCAT入烟气0.05G汽192s1Gs注：以Gs(t/h)来表示催化剂循环量，通过计算来确定催化剂循环量和剂油比。(1)供热方再生催化剂带入热Q1再生后的高温催化剂来自二密相取720*,催化剂比热取1.1kJ/kg.KQ=催化剂循环量x催化剂比热x(t-t)再反=Gsx103x1.1x(720-510)=231x103GsKJ/h焦碳吸附热Q2根据经验，每千克焦碳吸附放出2.22X103KJ热量Q=18200x2.22x103=40404x103KJ/h2再生催化剂带入烟气与水蒸汽带入热Q3根据经验，每吨催化剂带入1kg烟气，0.05kg水蒸汽，根据经验烟气比热取1.09KJ/kg.K，水汽取2.1KJ/kg.K。Q=GsX烟气比热X(720-510)+GsX水蒸汽比热X(720-510)3=Gsx10-3x1x1.09x(720-510)+Gsx10-3x0.05x2.1x(720-510)=0.25095x103GsKJ/hQ=Q+Q+Q=231x103Gs+40404x103+0.25095x103Gs供123=(231250.95Gs+40404x103)KJ/h(2)耗热方：①反应热Q4由于目前国的设计多采用催化碳的方法，故本设计也采用催化碳的方法催化碳=总碳－附加碳－可汽提碳总碳=16766.44kg/h（再生烧去焦碳总的量）附加碳二新鲜原料量X残炭％（重）X0.6=1300000X103一8000X0.05%X0.6=4875kg/h可汽提碳二循环催化剂X0.02%=0.2Gskg/h所以催化碳=19348.3-0.2Gs-4875二(11891.44-0.2Gs)kg/h所以：Q=2180X4.1868X(11891.44-0.2Gs)4=(108535836.6-1825.4Gs)kJ/h水蒸汽升温热Q5Q=(雾化+预提升+汽提+松动)蒸汽X比热容X(t-t)+5反过热各处吹扫蒸汽X比热容X(t-t)反饱和=(8125+4062.5+0.8Gs+2.5Gs+470)X2.09X(510-400)+(192+180+48X4+150+900)X2.09X(510-180)=(1.113X106+2.91X106+758.67Gs)kJ/h散热热损失Q6Q=F(提升管与沉降器的总表面积)X2.26假设提升管径=1.4米，长度=41米，沉降器径=7.4米，高=14.1米，汽提段径=3.8米，长度=7.7米则Q二nX(1.4X41+7.4X14.1+3.8X7.7)X2.2X36006=4750X103KJ/h原料升温汽化热Q7Q=(新鲜原料+回炼油)X(q-q)7t反汽t液预m新=162500kg/h,m回=162500X0.5二81250kg/hd20新=0.8957，4d20回=0.9027。4V新=162500/0.8957/(162500/0.8957+81250/0.9027)=0.67V回=1-0.66=0.33所以d=0.67X0.8957+0.33XO.9027=0.898混W=162500/(162500+81250)=0.67新W=1-0.667=0.33回由原料比重查《炼油工艺图表集》上册1—3—3，得比重指数(APIo)=25.7,又有粘度Y100厘沱=27.5,查《炼油工艺图表集》上册1—6—8,得K=12.42，回炼油d20=0.9027，查《炼油工艺图表集》4回上册1—3—3,得比重指数(APIo)=27.6，立方平均沸点T=S(yiT立i1/3)3=(0.1X6761/3+0.2X6921/3+0.2X7061/3+0.2X7231/3+0.2X7621/3)3=(0.878+1.769+1.791+1.795+1.826)3=521.46K，因为T立=521.46K,即248.46°C,查《炼油工艺图表集》上册1一6—3,得K=10.98,则K混=0.67X12.42+0.33X10.98=11.94,根据d=0.89,混K=11.94，查《石油加工工艺学》上册焓图，得q510=375kcal/kg,混汽K值的校正值为（-2）,压力的矫正值为（+1）,则q、510=375-（-2）汽-（+1）=376kcal/kg=1574.2KJ/kg设预热温度为260*查《石油加工工艺学》上册焓图，得q、260=150液kcal/kg,K值的校正值为（+1.008）,则q、260=150X1.008=151.2液kcal/kg=633KJ/kg则有则有Q=（16250+81250）X（1574.2-633）=229417.5X10aKJ/h7Q=108535836.6-1825.4Gs+4.023X103+758.67Gs耗+4750X103+229417.5X103=（346726.34X103-2584.07Gs）KJ/h根据Q=Q,则供耗231250.95Gs+40404X103=346726.34X103-2584.07GsGs=1310X103kg/h=1310t/h⑶剂油比剂油比=循环催化剂量/（新鲜原料+回炼油）=1310X103/（162500+81250）=5.373.2.3再生系统热平衡计算⑴烧放热（完全再生可认为没有CO）生成CO放热=16766.44X33913二56860X104KJ/h2生成HO放热=1262X119742=15111.4X104KJ/h2生成SO放热=171.57X8X9270二1272.4X104KJ/h2总放热=(56860+15111.4+1272.4)X104=73243.8X104KJ/h焦碳吸附热与焦碳脱附热相等即4040.4X104K