【正文】 一次風直接進入內(nèi)燃燒室，使燃料燃燒；二次風進入環(huán)型夾套，燃燒室出口與煙氣混合后進行燒焦。燃燒氫量=13247。那么熱負荷=（550170 ）= KJ/h。本設計取 ΔP= kg/cm2=104=Q1=103834247。則有 H3=（ΔP 1+ H1ν1＋H 2ν2＋ΔP 閥 ）/ν 3=（＋＋900＋35）247。247。ρa= kg/m3。根據(jù)埃索公司數(shù)據(jù)：二級料腿質(zhì)量流率不大于 366 kg/（m 210= m/s ≯25 m/s；符合要求。溫度取稀相管出口溫度 T=273+720=993 K。核算催化劑質(zhì)量流速= 2=2181 T/m2h，在 2100—2400 T/m2h 范圍內(nèi)。淹流管截面積=。 ） 2+12（12－2H/ tg60186。=247。一般，從一級旋分器入口中心線至再生器約有 3 m 空間過渡段計算○ 3由上述計算結(jié)果知稀相段與燒焦罐；燒焦罐與稀相管并徑。⑵稀相段尺寸計算稀相段直徑○ 1稀相段線速本設計取 。密度 90～10010 6kg/cm3，取 100106kg/cm3稀相管長度 68m，取 6 米。KJ/h⑵耗熱方：①焦碳脫附熱 Q3=104KJ/h②外取熱催化劑升溫 Q4=2220103（700570）=3174610 4KJ/h③待劑升溫熱 Q5=103（700500）=104 KJ/h④干空氣升溫熱Q6=（700190）=10 4 KJ/h⑤空氣帶入水汽升溫熱Q7=（700190）=10 4 KJ/h⑥焦碳升溫熱Q8=22500（700510）=49510 4 KJ/h⑦待劑帶入水升溫熱Q9=1（700－510）=10 4 KJ/h⑧吹掃松動Q10=731（700180）=10 4 KJ/h⑨熱損失Q11=2455104 =104 KJ/h⑶供熱=耗熱 Q1+Q2=Q3+Q4+Q5+Q6+Q7+Q8+Q9+Q10+Q1150即104+22Gs180。取熱器直徑 D=（） 1/2=；圓整后取 3m。表 20 再生器各處吹掃及松動蒸汽項 目 性質(zhì) 溫度 ㎏ /h 依據(jù)待生滑閥前松動蒸汽 飽和 180 100 參考經(jīng)驗稀相噴水嘴吹掃蒸汽 飽和 180 160 參考經(jīng)驗主風事故蒸汽嘴蒸汽 飽和 180 60 參考經(jīng)驗燃料油噴嘴蒸汽 飽和 180 118 59㎏汽/噸膨脹節(jié)吹掃蒸汽 飽和 180 180 90㎏汽/波組待生斜管吹掃蒸汽 飽和 180 150 參考經(jīng)驗Q5=731(－) =10 4 KJ/h查《化工原理書》上冊，得—700℃水汽焓值 KJ/kg㎏；—180℃水汽焓值 KJ/kg㎏⑥再生器熱損失 Q647Q6=582燒碳量 = 58225200=104KJ/h再生器散熱損失可按燃燒 1kg 炭散熱 582KJ 計算故出再生器的總熱量Q 再出 =（+++++）10 4 =104 KJ/h⑦剩余熱 Q 剩Q 剩 =Q 可利用 Q 反耗 Q 再出=（ － －）10 4=104 KJ/h 取熱器的設計基礎數(shù)據(jù)：過剩熱量 104 KJ/h軟化水性質(zhì)：給水溫度 25℃發(fā)生蒸汽性質(zhì)：10kg/cm 2取熱器的任務是取出再生器燒焦放出的過熱量，本設計取熱負荷為：104KJ/h。= kg則燒碳量=2520090%=22680kg/h=1890kmol/h燒氫量=2520010%=2520kg/h =1260kmol/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=18901=1890kmol/h氫生成水耗氧量=1260=630kmol/h硫生成二氧化硫耗氧量=1=理論耗氧量=1890+630+=2520kmol/h=80640kg/h②燃燒產(chǎn)物量碳生成 CO2 量=1890kmol/h=22680kg/h氫生成 H2O 量=1260 kmol/h=34020 kg/h硫生成 SO2 量=39③理論干空氣量理論氮氣量=252079/21=9480kmol/h=265440kg/h理論干空氣量=2520+9480=12022kmol/h=346080kg/h④實際干空氣量煙氣中過剩氧體積 3% 則：3% = O2 過/（理論干煙氣量+ O2 過+ N 2 過） = O2 過/（CO 2+N2 理+SO 2+ O2 過+ N 2 過）= O2 過/(+++ O2 過+ O2 過79/21)故：O 2 過= N2 過=79/21=實際干空氣量=+12022+=⑤濕空氣量（主風量）大氣溫度 15℃，相對濕度 56%，查《石油加工工藝學》中冊圖 6—29，得絕對濕度為 水汽/kg 干空氣空氣帶入水量==濕空氣量=+=此即正常主風量 依此量110%，可作為選主風機的依據(jù): 110%= m3/h=5770 [m3（N）/min]故選 D1800–⑥總干煙氣量40總干煙氣量=CO 2+SO2+O2+N2 理 +N2 過=1890++14980++=則總干煙氣的質(zhì)量流率=189044+64+32+1498028+28 =⑦總濕煙氣量=總干煙氣量+ 空氣帶入水量+生成水量= kg/h= kmol/h⑧濕煙氣組成表 18 煙氣量及組成數(shù)據(jù)流 量 組成（mol）﹪組 分Kmol/h Kg/h相對分子量干煙氣 濕煙氣CO2 1890 83160 44 SO2O22520806406432N2 9480 265440 28 總干煙氣 生成水汽 630 11340 18主風帶入水汽 18總濕煙氣 41 物料平衡核算總干空氣量+焦碳量=+25200=總干煙氣量+生成水汽量=+11340=則總干空氣量+焦碳量= 總干煙氣量 +生成水汽量，即物料平衡，上述計算顯然正確燒焦耗風指標=總濕空氣量/燒焦量= /25200=[m3/kg 焦]煙風比=總濕煙氣量 /總濕空氣量 = 反應系統(tǒng)熱平衡計算表 19 進入反應系統(tǒng)的水汽表項 目 性 質(zhì) 溫度℃ Kg/h Kmol/h 依 據(jù)新鮮原料霧化蒸汽回煉油霧化蒸汽預提升蒸汽汽提蒸汽汽提段錐底松動蒸汽再生滑閥松動蒸汽再生滑閥吹掃蒸汽膨脹節(jié)吹掃蒸汽提升管上段采樣口吹掃提升管下段采樣口吹掃上進料事故蒸汽嘴吹掃過熱蒸汽飽和蒸汽40020016875562522025019218048484835110進料 5%回煉 5%經(jīng)驗經(jīng)驗96Kg 汽/閥經(jīng)驗24Kg 汽/樣口24Kg 汽/樣口24Kg 汽/樣口42下進料事故蒸汽嘴吹掃安全閥吹掃蒸汽再生催化劑帶入蒸汽再生催化劑帶入煙氣過熱蒸汽 7204890024Kg 汽/樣口武漢煉油廠1kg 煙氣/t CAT注：以 Gs（t/h）來表示催化劑循環(huán)量，通過計算來確定催化劑循環(huán)量和劑油比。 20～40181。（8） 反應器和再生器頂出口設計為外集氣室。（3） 采用高溫短接觸時間和氣固接觸良好的提升管反應。渣油中含有大量的硫氮化合物，在反應過程中，它們一部分進入焦炭中，燒焦時轉(zhuǎn)化為SO X和NO X化合物，如果直接排入大氣會嚴重污染環(huán)境，另一部分進入汽油、液化氣中，在使用過程中也會產(chǎn)生污染，另外煉油廠中的工藝廢水、煙塵和噪聲也是重要的污染源。該機的性能 入口流速：1880m 3/min ； 入口壓力： 出口壓力：； 軸功率：5450KW 環(huán)境保護及節(jié)能減排目前，國際社會所面臨的重大挑戰(zhàn)是如何使經(jīng)濟發(fā)展與環(huán)境保護有機地結(jié)合起來，從而建立一個可持續(xù)發(fā)展的社會。總之，外取熱器的作用一方面要保證反應一再生系統(tǒng)的熱平衡；另一方面要對催化劑進行冷卻，保證催化劑不產(chǎn)生水熱失活。（1）余熱鍋爐催化裂化余熱鍋爐除回收再生煙氣顯熱、保護環(huán)境外．還承擔著裝置所產(chǎn)全部中壓飽和蒸汽的過熱任務。同時，難于裂解的組分縮合成焦炭，焦炭沉積在催化劑表面致使催化劑失去活性。本設計再生器采用高效完全再燒的燒焦罐，并利用助燃劑，實現(xiàn)完全再燒。在完全再生的情況下過剩氧含量控制在 3％，過高將增大主風機消耗理、14煙氣的熱能損失。汽油方案的氫碳比較低，而柴油方案的氫碳比較高。裂化和芳構(gòu)化反應是吸熱反應，裂化反應生成烯烴，芳構(gòu)化反應消耗烯烴；氫轉(zhuǎn)移和異構(gòu)化反應是放熱反應，消耗烯烴。 反應壓力反應壓力是指反應沉降器的頂壓。無論是要增加燒焦強度，還是要降低再生劑含碳量，均須提高再生溫度，再生溫度最好不低于670度。 主要操作條件及選擇依據(jù)反應——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10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)效果和最高的經(jīng)濟效益。油漿由分餾塔底抽出由泵（P203/AB）加壓打出后分成兩路，一路送提升管反應器，一路經(jīng)油漿—渣油換熱器（E203/AB）與原料渣油換熱后，經(jīng)油漿蒸汽發(fā)生器（E214）發(fā)生裝置所需的蒸汽。分餾塔頂油氣約150℃，經(jīng)分餾塔頂油氣—熱水換熱器（E204/ABCD）以及分餾塔頂油氣在V203中氣液平衡得到的粗油氣，由粗油氣泵（P204/AB）加壓后送至吸收塔（T301）作為吸收劑，氣液平衡得到的富氣引至壓縮機（C301）加壓至(絕)。提升管反應器（R101/1）進料與來自再生器（R103/3）的高溫催化劑接觸，迅速汽化并進行反應，反應生成的油氣與催化劑一起經(jīng)提升管頂部的T型快速分離器分離后，90%以上的催化劑落入氣提段，少量催化劑隨油氣一起進入沉降器（R101/2）的三組一級旋風分離器。反應器采用直提升管式反應器，反 應 時 間 短 ， 減 少 了 二 次 反 應 ； 催 化 劑 循 環(huán) 采 用 滑 閥 控 制 ,比 較 靈 活 。是較好的渣油催化裂化原料，是世界上位數(shù)很少的質(zhì)量最好的渣油之一，屬于石蠟基大慶原油有密度小、重金屬含量低、硫含量低、氫含量高、飽和烴含量高等特有性質(zhì)，無論是餾分油，還是常壓或減壓重油都是優(yōu)質(zhì)的催化裂化原料油。從催化裂化的原料和產(chǎn)品可以看出，催化裂化過程在煉油工業(yè)以至國民經(jīng)濟中占有重要地位。隨著國內(nèi)外重油開采的比例日益加重，如何將重油加工成符合國際標準的清潔燃料，成為當今世界關注的熱門話題。大慶常壓渣油氫碳比高，硫含量低，重金屬含量低，主要組成部分是飽和分、芳香分、膠質(zhì)、瀝青質(zhì)。提高催化裂化裝置的柴油產(chǎn)率或柴氣比，對緩解市場柴油供需矛盾至關重要。6油漿從分餾塔底抽出，用油漿泵（P203/）加壓后送至提升管反應器下部的回煉油進料噴嘴。從透平出來的376℃左右的煙氣,經(jīng)7余熱鍋爐進一部吸收只有排入煙囪放入大氣。頂循環(huán)由頂循環(huán)油漿（P206/AB）從28層抽出，溫度為165℃左右，頂循環(huán)油先經(jīng)頂循環(huán)回流油—熱水換熱器（E220/AB）與循環(huán)水換熱，使頂循環(huán)回流油冷卻至90℃返回31層。解吸塔底由重沸器(E303)提供熱量，以脫出富氣吸收油重C2組分，解吸塔底脫乙烷汽油由穩(wěn)定塔進料泵(P302/AB)從解吸塔抽出，經(jīng)穩(wěn)定塔進料換熱器底與穩(wěn)定汽油換熱，使脫乙烷汽油達160℃進入穩(wěn)定塔中部。我們必須在了解每個條件單獨影響的基礎上，在操作中作綜合分析，從而選擇合適的操作條件。但是從反面看,于壓力的提高，增加了主風機的動力消耗，加能量的損失。提高反應壓力有利于縮合反應，焦炭產(chǎn)率明顯提高，氣體中烯烴相對產(chǎn)率下降，汽油產(chǎn)率略有下降，但安定性提高。當反應溫度提高時，分解反應（產(chǎn)生烯烴）和芳烴化反應比氫轉(zhuǎn)移反應增加得快，于是汽油中的烯烴和芳烴含量有所增加，汽油的辛烷值有所提高。 過剩氧含量根據(jù)再生器的型式、燒焦的要求，一般過剩氧含量控制在 1－2％，使用分子篩催化劑后，再生溫度提高，為防止二次燃燒，一般煙氣的氧含量控制的很低約為 ％左右。加工大慶油時，控制在180~220度，摻煉劣質(zhì)油時，控制在200~240度. 取原料的預熱溫度T 預 =230℃。為了利用高溫煙氣中的壓力能和熱能，驅(qū)動軸流風機為再生系統(tǒng)提供燒焦用的壓力空氣。有些工藝流程的再生煙氣含有CO，加輔助燃料使CO燃燒后的煙溫可達90O～1200 oC。過剩的熱量必須轉(zhuǎn)移出去，否則將會引起催化劑水熱失活 水熱失活將對催化劑產(chǎn)生破壞作用。出余熱鍋爐的煙氣溫度控制在200℃左右，壓力接近于大氣壓，通過煙囪排入大氣中。渣油催化裂化的環(huán)保問題是由其原料的特殊性決定的。 設計計算匯總 反再系統(tǒng)主要操作參數(shù)計算結(jié)果匯20表 1 反再系統(tǒng)主要操作參數(shù)計算結(jié)果匯總項 目 單 位 數(shù) 據(jù)提升管出口溫度 ℃ 510提升管直徑 m 提升管長度 m 27提升管線速度 入口/出口 m/s 提升管內(nèi)油氣停留時間 s 提升管密度 kg/m3 提升管壓降 Pa 20228原料油預熱溫度 ℃ 230催化劑循環(huán)量 T/h 劑油比 預提升段直徑 m 預提升段高度 m 5預提升管線速 m/s 提升管反應器及預提升段提升管入口溫度 ℃ 561沉 沉降器頂壓 MPa 降 沉降段直徑 m 段 沉降段高度 m 10沉降段旋風分離器組數(shù)