【正文】 J/h(2)耗熱方：①反應(yīng)熱Q4由于目前國內(nèi)的設(shè)計(jì)多采用催化碳的方法，故本設(shè)計(jì)也采用催化碳的方法催化碳=總碳－附加碳－可汽提碳總碳=（再生燒去焦碳總的量）附加碳=新鮮原料量殘?zhí)?（重）=1300000103247。= kg/h= kmol/h則燒碳量=() 93%=燒氫量=() 7%=1262kg/h =631 kmol/h(2) 燒焦需空氣量和燃燒產(chǎn)物量①理論耗O2量碳生成二氧化碳耗氧量=1= kmol/h氫生成水耗氧量=631= kmol/h硫生成二氧化硫耗氧量=1= kmol/h理論耗氧量=++= kmol/h= kg/h②燃燒產(chǎn)物量碳生成CO2量= kmol/h= kg/h氫生成H2O量=631 kmol/h=11358 kg/h硫生成SO2量=③理論干空氣量理論氮?dú)饬?79/21=理論干空氣量=32+28=235947 kg/h空氣相對分子量=235947247。40～80181。（2）酸性水處理裝置分餾塔頂油氣分離器，氣壓機(jī)出口油氣分離器，以及穩(wěn)定塔頂油水分離器均產(chǎn)生酸性水，在工藝流程上考慮分餾塔頂油氣分離器分出的酸性水作為富氣水洗用，不足部分由污水汽提裝置處理后的凈化水補(bǔ)充，氣壓機(jī)出口油氣分離器以及穩(wěn)定塔頂油氣分離器的酸性水自壓送污水汽提裝置進(jìn)行處理。渣油催化裂化的環(huán)保治理技術(shù)是渣油催化裂化技術(shù)一個(gè)不可分割的主要組成部分。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)。延期通過二級旋風(fēng)分離器進(jìn)一步除去催化劑粉塵之后，送入主風(fēng)系統(tǒng)。外集氣室結(jié)構(gòu)簡單，耐高溫，可以避免原來內(nèi)集氣型結(jié)構(gòu)復(fù)雜，高溫下受壓力影響大，容易變形斷裂等缺陷。設(shè)計(jì)采用Y15催化劑，使用鈍化劑液收效果提高，氣體及焦碳產(chǎn)率下降。提升管采用上下回徑，出口安裝T型快速分離器，以終止避免裂化二次反應(yīng)，縮短劑油接觸時(shí)間。 裝置設(shè)備的特點(diǎn)（1） 由于原料的性質(zhì)，決定了裝置屬于熱過剩類型，為了取走過剩熱量。取原料的預(yù)熱溫度T預(yù)=260℃ 再生劑含碳量（定碳）分子篩催化劑對再生劑的含碳量十分敏感。霧化效果好則相同轉(zhuǎn)化率條件下焦炭和氣體產(chǎn)率下降，輕質(zhì)油收率上升。本設(shè)計(jì)再生器采用高效完全再燒的燒焦罐，并利用助燃劑，實(shí)現(xiàn)完全再燒。計(jì)算式如下：H/C=[（CO2+O2）]/[CO2+CO]其中：CO2CO2在干煙氣中的體積分?jǐn)?shù) COCO在干煙氣中的體積分?jǐn)?shù) O2 O2在干煙氣中的體積分?jǐn)?shù) 反應(yīng)時(shí)間反應(yīng)時(shí)間是指催化劑與油氣的接觸時(shí)間，對提升管反應(yīng)器就是油氣在提升管中的停留時(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)間對反應(yīng)深度和產(chǎn)品分布都有很大的影響。另外，為了保證分餾塔等設(shè)備的正常壓力操作，反應(yīng)壓力的選擇也不能太小。提高反應(yīng)壓力就是提高反應(yīng)器內(nèi)的油氣分壓，油氣分壓的提高以為著反應(yīng)濃度的增加。不過，即使這樣，仍以催化裂化反應(yīng)為主。取過剩氧含量O2（過）=% 反應(yīng)溫度反應(yīng)溫度是指提升管反應(yīng)器的出口溫度，反應(yīng)溫度是催化裂化反應(yīng)的最主要的影響因素之一，反應(yīng)溫度對反應(yīng)速度，產(chǎn)品分布，產(chǎn)品質(zhì)量都有很大影響。氮?dú)夂吭黾?，所以?dòng)力消耗大，對經(jīng)濟(jì)效益不利。因此還要考慮反應(yīng)器與再生器的兩器平衡。若使用分子篩催化劑可在650℃左右操作，但要考慮二次燃燒的限制。燒焦速度與再生溫度成正比，提高再生溫度可以大大提高燒焦速度。對于產(chǎn)品產(chǎn)率和產(chǎn)品質(zhì)量來說，這些條件都有其特殊的影響。穩(wěn)定塔(T304)底由穩(wěn)定塔底重沸器(E305)提供熱源，C4以下的輕組分從穩(wěn)定塔出來，能干穩(wěn)定塔冷凝器(E306)冷卻后進(jìn)入穩(wěn)定塔回流油罐(V303)進(jìn)行氣液分離，氣液平衡后得到的液化石油氣由穩(wěn)定塔回流油泵(P303/AB)從回流油罐重抽出，一部分作為穩(wěn)定塔頂回流送至穩(wěn)定塔頂部；另一部分作為產(chǎn)品送產(chǎn)品精致加工工序，穩(wěn)定汽油至穩(wěn)定塔底重沸器出來，經(jīng)穩(wěn)定進(jìn)料換熱器(E307)，解吸塔進(jìn)料換熱器(E302)，穩(wěn)定汽油—熱水換熱器(E308)，穩(wěn)定汽油冷卻器(E309)分別與脫乙烷汽油，凝縮油，循環(huán)水換熱，然后被冷卻至40℃，大部分作為產(chǎn)品送出裝置。 吸收穩(wěn)定系統(tǒng) 經(jīng)氣體壓縮機(jī)（C301）壓縮至（絕）(P209/AB)加壓后的洗滌水，以及來自吸收塔底的吸收油和來自解吸塔(T302)頂?shù)慕馕鼩?，再壓縮富氣冷凝冷卻器(E301/ABCD)冷卻至40℃，進(jìn)入氣壓機(jī)出口油氣分離器(V302)壓縮富氣再油氣分離器中進(jìn)行氣液分離，所得到的油氣吸收塔底部進(jìn)入吸收塔，與塔頂下來的吸收劑進(jìn)行逆流接觸。中段回流油由一中回流油泵（P207/AB）從15層下的集油箱中抽出，溫度是270℃，先送至穩(wěn)定塔重沸器（E308）與穩(wěn)定塔（T304）底油換熱，換熱后的溫度約為245℃，然后經(jīng)一中循環(huán)油—渣油換熱器（E202）與渣油進(jìn)料進(jìn)行換熱，再經(jīng)一中循環(huán)油蒸汽發(fā)生器（E211）發(fā)生低壓飽和蒸汽與熱水換熱器（E212）換熱，一中段回流油被冷卻至190℃返回分餾塔第19層。從分離20，22層上來的輕柴油自流入輕柴油氣提塔（T202）經(jīng)蒸汽氣提后的輕柴油約為225℃，輕柴油由輕柴油泵（P205/AB）加壓，先經(jīng)輕柴油—富吸收換熱器（E206）與來自再吸收器的富吸收油換器，再經(jīng)輕柴油熱水換熱器（E207）與鍋爐給水進(jìn)行換熱之后，一部分輕柴油經(jīng)柴油冷卻器（E208）冷卻至60℃作為產(chǎn)品出裝置。從透平出來的376℃左右的煙氣，經(jīng)余熱鍋爐進(jìn)一部吸收只有排入煙囪放入大氣。經(jīng)過旋風(fēng)分離除去夾帶的催化劑之后，油氣由頂部出來進(jìn)入分餾塔（T201）落入氣提段的催化劑上沉積了一定量的焦碳并吸附了一定量的油氣，這些待生催化劑經(jīng)氣提蒸汽氣提后，經(jīng)待生斜管進(jìn)入再生器底部預(yù)混合管，在預(yù)混合管中，與從外取熱器下來的再生催化劑進(jìn)行均勻混合之后，在主風(fēng)的作用下，進(jìn)入再生器的一密相進(jìn)行燒焦再生?；?zé)捰蛷姆逐s塔第二層塔板上抽出，并用回?zé)捰捅茫≒202/）加壓后送至提升管反應(yīng)器的下部回?zé)捰瓦M(jìn)料噴嘴。 裝置形式的選擇本設(shè)計(jì)裝置形式采用燒焦罐式反應(yīng)再生系統(tǒng)。根據(jù)我國國情，交通運(yùn)輸和農(nóng)業(yè)的發(fā)展，對柴油的需求量很大，通過調(diào)整操作條件或采用新的工藝技術(shù)，可在生產(chǎn)汽油的同時(shí)，盡可能提高柴油的產(chǎn)率，這也是我國催化裂化技術(shù)的一大特點(diǎn)。發(fā)展加氫處理——催化裂化組合工藝，降低有害物質(zhì)排放，實(shí)現(xiàn)清潔生產(chǎn)，優(yōu)化設(shè)計(jì)和操作，提高目的產(chǎn)品收率，實(shí)現(xiàn)長周期運(yùn)轉(zhuǎn)，實(shí)現(xiàn)大型化，提高控制和管理水平，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過程控制技術(shù)，要開發(fā)具有先進(jìn)性的適用范圍廣泛的FCC裝置通用優(yōu)化軟件。堵孔后。分支管間的間隙前認(rèn)為分支管間的間隙的氣速控制在1．5m／s左右．目的是起到空氣再分配作用，而現(xiàn)在認(rèn)為1．5m／s左右的氣逮造成的壓力降很?。鸩坏娇諝庠俜峙涞淖饔?。因此，應(yīng)首先考慮樹枝狀管形分布器。圖１－a為分布板，現(xiàn)國內(nèi)很少采用。從引進(jìn)的幾套裝置來看，單環(huán)(或雙環(huán))分布器效果不甚理想，且大直徑的不銹鋼環(huán)管質(zhì)量要求較高，加工制造較困難。 (4)由于CSⅡ噴嘴屬于低壓力降、低流速噴嘴，不僅有利于避免催化劑破碎，保持催化劑活性，降低催化劑單耗，而且還有利于減輕噴嘴磨損，保證噴嘴長周期穩(wěn)定運(yùn)行。30％，投用后運(yùn)行平穩(wěn)，未產(chǎn)生任何異?，F(xiàn)象。30％范圍內(nèi)自如操作，不出現(xiàn)“油汽搶量”、振動(dòng)和嘯喘等現(xiàn)象，始終保持噴嘴的平穩(wěn)運(yùn)行。在降低干氣、生焦率、提高總液體收率方面表現(xiàn)出優(yōu)良性能的同時(shí)，抗結(jié)焦性能突出，可以提高裝置的處理量和渣油摻煉量。(4)霧化效果好，催化劑與油氣接觸充分，減弱了熱裂化反應(yīng)強(qiáng)度，焦炭、干氣產(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]。因此，國內(nèi)外對進(jìn)料噴嘴的改進(jìn)都非常重視。AXIAL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。Samp。是一種半封閉快速分離器。單獨(dú)設(shè)計(jì)開口讓汽提蒸汽進(jìn)入旋風(fēng)公離器系統(tǒng)。該提升管末端快速分離裝置后來很少采用中期設(shè)計(jì)的裝置多采用T形和倒L形快速分離裝置，前者多用于并列式，后者多用于同式裝置，兩種快速分離裝置均靠慣性進(jìn)行分離，其效率為70％～80％。③原料用多個(gè)噴嘴噴入提升管。 圖8高低并列式特點(diǎn)是反應(yīng)時(shí)間短，減少了二次反應(yīng)；催化劑循環(huán)采用滑閥控制,比較靈活。 圖7—再生兩器排布方式按反應(yīng)器（或沉降器）和再生器布置的相對位置的不同可分為兩大類：①反應(yīng)器和再生器分開布置的并列式；②反應(yīng)器和再生器架疊在一起的同軸式。 分段反應(yīng)原理 所謂分段反應(yīng)就是讓不同的餾分在不同的場所和條件下進(jìn)行反應(yīng)， 排除相互干擾。該工藝的核心是：針對現(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)過程。針對提升管反應(yīng)器的這些弊端，一些研究機(jī)構(gòu)和石油公司提出了兩段催化裂化的概念。氧的傳質(zhì)阻力和催化劑返混程度均較低，燒焦強(qiáng)度可達(dá)1000kg/()。第二段，再用空氣及在更高的溫度下繼續(xù)燒去余下的碳。目前該項(xiàng)目已取得國家發(fā)明專利7項(xiàng)、實(shí)用新型專利2項(xiàng)[10]。該技術(shù)還可有效抑制沉降器內(nèi)的結(jié)焦，延長了開工周期。截至目前的最新統(tǒng)計(jì)，該技術(shù)已推廣應(yīng)用于中石油、中石化50套催化裂化裝置，經(jīng)濟(jì)效益顯著。為了給催化裂化裝置提供更多的原料，同時(shí)也為增加延遲焦化裝置的原料品種，石科院與中石化廣州石化總廠合作，以脫油瀝青摻人減渣(摻人質(zhì)量分?jǐn)?shù)20％一30％)進(jìn)行焦化，可轉(zhuǎn)化為輕質(zhì)產(chǎn)品的收率約為60．5％。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)效益中，60％的效益來自催化裂化裝置，利用這一工藝將催化裂化澄清油與減渣混合，回收澄清油中可裂化的組分進(jìn)入脫瀝青油，然后再返回到重油催化裝置中，為催化裂化裝置提供大量的原料。而安排焦化蠟油與焦化汽柴油或催化柴油混摻加氫裂化，不但可得到優(yōu)質(zhì)汽柴油，而且尾油又是優(yōu)良的裂化原料制乙烯和催化裂化原料，并且此過程氫耗量小于單獨(dú)的重質(zhì)油加氫裂化。延遲焦化加氫精制催化裂化組合工藝我國不少渣油氮含量很高，經(jīng)延遲焦化后的焦化蠟油硫、氮含量(尤其是堿氮含量)很高，這種焦化蠟油如果直接進(jìn)入催化裂化裝置會(huì)嚴(yán)重影響催化裂化產(chǎn)品的分布和質(zhì)量，并使催化劑降低活性。重油催化裂化工藝加氫脫硫一渣油裂化和減壓渣油加氫脫硫一渣油催化裂化常壓渣油加氫脫硫一渣油裂化(ARMS)和減壓渣油加氫脫硫一渣油催化裂化(VRDS)此兩種工藝適合于含硫量較大的重油煉制。重油催化裂化工藝與一般催化裂化工藝的異同點(diǎn)兩工藝既有相同的部分，亦有不同之處，完全是由于原料不同造成的。[5]所謂重油是指常壓渣油、減壓渣油的脫瀝青油以及減壓渣油、加氫脫金屬或脫硫渣油所組成的混合油。從美國油氣雜志2001年的統(tǒng)計(jì)材料看，全世界現(xiàn)有催化裂化能力已達(dá)693Mt／a。(6)劣質(zhì)渣油焦化或脫瀝青與催化裂化組合；對焦炭或?yàn)r青作氣化聯(lián)合循環(huán)發(fā)電(IGCC)的原料以及費(fèi)托合成關(guān)鍵技術(shù)開展研究，為煉油廠達(dá)到清潔生產(chǎn)和生產(chǎn)清潔燃料開辟途徑。(2)繼續(xù)研究開發(fā)多產(chǎn)低碳烯烴的工藝，為發(fā)展石油化工和清潔燃料組分生產(chǎn)提供原料。該技術(shù)還具有非凡的靈活性和可調(diào)性，由此可派生出多種適應(yīng)不同生產(chǎn)要求的專用技術(shù)。該工藝突破了現(xiàn)有催化裂化工藝對二次反應(yīng)的限制，實(shí)現(xiàn)了可控性和選擇性地進(jìn)行裂化反應(yīng)、氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)和異構(gòu)化反應(yīng)。多產(chǎn)異構(gòu)烷烴的MIP技術(shù)我國催化裂化汽油中烯烴含量高達(dá)40％65％，遠(yuǎn)遠(yuǎn)高于我國車用汽油烯烴不大于35％的指標(biāo)。多產(chǎn)柴油和液化氣的MGD技術(shù)MGD技術(shù)是中國石油化工股份有限公司石油化工科學(xué)研究院(RIPP)開發(fā)的以重質(zhì)油為原料．多產(chǎn)柴油的催化裂化MDP技術(shù)RIPP在傳統(tǒng)增產(chǎn)柴油工藝技術(shù)的基礎(chǔ)上開發(fā)了催化裂化增產(chǎn)柴油的新工藝MDP。催化劑循環(huán)增強(qiáng)技術(shù)CCETShell石油公司開發(fā)了自己的CCET技術(shù)。采用混合溫度控制技術(shù)可以改進(jìn)原料油的汽化，并相應(yīng)減少焦炭的產(chǎn)率。UOP公司的預(yù)提升技術(shù)是在提升管底部用稀釋劑(干氣或蒸汽或者是二者并用)對再生催化劑進(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。LCO改質(zhì)——MAK工藝MAK輕循環(huán)油改質(zhì)工藝是由Mobil、AKZO和Kellogg3家公司聰合開發(fā)的中壓單段加氫裂化工藝，生產(chǎn)高辛烷值汽油和高質(zhì)量柴油。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。至20世紀(jì)50年代前后采用密相床反應(yīng)的流化催化裂化技術(shù)趨向成熟。最初移動(dòng)床催化裂化定名為ThermoforCatalyticCarcking（TCC），1943年。催化裂化的研究開始于19世紀(jì)90年代，隨著固體酸性催化劑的問世，于1936年在美國誕生了世界上第一套固定床催化裂化工業(yè)裝置?？梢姶呋鸦谖覈I(yè)中占有極其重要的地位。但是國民經(jīng)濟(jì)和國防上需要的輕質(zhì)油量是很大的，由于內(nèi)燃機(jī)的發(fā)展對汽油的質(zhì)量提出更高的要求．而餾汽油（辛烷值較低40）則一般難以滿足這些要求。再生部分：再生器的作用是燒焦，燒掉催化劑上的積炭，使催化劑上的活性得以恢復(fù)。本設(shè)計(jì)主要針對反應(yīng)再生系統(tǒng)進(jìn)行設(shè)計(jì)計(jì)算。催化裂化裝置由反應(yīng)再生系統(tǒng)，分餾系統(tǒng)，吸收穩(wěn)定系統(tǒng)和能量回收系統(tǒng)組成。反應(yīng)部分：反應(yīng)器為原料油和催化劑充分接觸提供必要的空間，本設(shè)計(jì)采用提升管、汽提段、沉降器同軸布置，以減少生焦，提高輕質(zhì)油收率。如果不經(jīng)過二次加工它們只能作為潤滑油原料或重質(zhì)燃料油。在目前我們國家的汽油中，80%來自于催化裂化。渣油FCC成為渣油轉(zhuǎn)化有效而經(jīng)濟(jì)的方法[1]。第一項(xiàng)革新結(jié)果出現(xiàn)了移動(dòng)床，兩項(xiàng)革新的結(jié)合得到了流化床。第一套流化催化裂化裝置于1942年在美國建成投產(chǎn)，而1946年硅鋁