【正文】 l/h理論耗氧量=++= kmol/h= kg/h②燃燒產物量碳生成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氣量=79/21=理論干空氣量=32+28=235947 kg/h空氣相對分子量=235947247。Q3=18200（720510）=104 KJ/h。h℃）比較合適。取熱催化劑循環(huán)量=取熱量/（催化劑溫差）=104/.—；；催化劑質量流速為100—150T/（m2（絕）；溫度T=570＋273=843K 流化風摩爾流速=PV/TR=105取熱管Φ1148則所需取熱管根數(shù)：n=（π5）=考慮裕度，取175根。⑵耗熱方：①焦碳脫附熱Q3=104KJ/h②外取熱催化劑升溫Q4=103（700570）=104KJ/h③待劑升溫熱Q5=1310103（700500）=28820104 KJ/h④干空氣升溫熱Q6=（700190）=104 KJ/h⑤空氣帶入水汽升溫熱Q7=（700190）=104 KJ/h⑥焦碳升溫熱Q8=18200（700500）=104 KJ/h⑦待劑帶入水升溫熱Q9=13101（700－500）=104 KJ/h⑧吹掃松動Q10=768（700180）=104 KJ/h⑨熱損失Q11=104 =104 KJ/h⑶供熱=耗熱 Q1+Q2=Q3+Q4+Q5+Q6+Q7+Q8+Q9+Q10+Q11104+22Gs180。h）范圍之內。h℃）總傳熱系數(shù)Δt，溫差對數(shù)平均值Δt=[（720400）（570－25）]/ln（720400）/（570－25）=423℃故F=104/（423320）=如果實際傳熱系數(shù)取K=200 Kcal/（m2故出再生器的總熱量Q再出Q再出=（15960+273++61++）104 =104 KJ/h ⑦剩余熱Q剩Q剩=Q可利用Q反耗 Q再出=（）104=104 KJ/h ⑧待劑含碳量CoCo Gs=G焦+CrGs Co1310103=18200+%1310103 即Co =% 取熱器的設計基礎數(shù)據：104 KJ/h軟化水性質：給水溫度25℃發(fā)生蒸汽性質：10kg/cm2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。V新=162500/（162500/+81250/）=V回==所以d混=+=W新=162500/（162500+81250）=W回==由原料比重查《煉油工藝圖表集》上冊1—3—3，得比重指數(shù)(APIo)=，又有粘度γ100厘沱=，查《煉油工藝圖表集》上冊1—6—8，得K=，回煉油d420回=，查《煉油工藝圖表集》上冊1—3—3，得比重指數(shù)(APIo)=，立方平均沸點T立=Σ(γiT i1/3) 3=(6761/3+6921/3+7061/3+7231/3+7621/3)3=（++++）3=，因為T立=，℃，查《煉油工藝圖表集》上冊1—6—3，得K=，則K混=+=，根據d混=，K混=，查《石油加工工藝學》上冊焓圖，得q汽510=375 kcal/kg， K值的校正值為（2），壓力的矯正值為（+1），則q汽510=375（2）（+1）=376 kcal/kg = KJ/kg設預熱溫度為260℃查《石油加工工藝學》上冊焓圖，得q液260=150 kcal/kg，K值的校正值為（+），則q液260=150= kcal/kg =633 KJ/kg則有則有Q7 =（16250+81250）（）=103 KJ/hQ耗= +103++4750103+103=（）KJ/h根據Q供=Q耗，則 +40404103= Gs=1310103kg/h=1310t/h⑶劑油比劑油比=循環(huán)催化劑量/（新鮮原料+回煉油）=1310103/（162500+81250）= 再生系統(tǒng)熱平衡計算⑴燒放熱（完全再生可認為沒有CO）生成CO2放熱=33913=56860104 KJ/h生成H2O放熱=1262119742=104 KJ/h生成SO2放熱=89270=104 KJ/h總放熱=（56860++）104=104 KJ/h104 KJ/h則可利用熱=104=104 KJ/h⑵出再生器（再生器耗熱）①干空氣升溫熱Q1Q1=干空氣空氣比熱（出再生器溫度主風入再生器溫度）主風入再生器溫度根據主風主風入再生器溫度來確定：主風機出口溫度T出按如下計算 ：T出=T入（P出/P入）(k1)/(kη)式中：T出，T入—主風機出口，進口溫度，KP出，P入—主風機出口，進口壓力，kg/cm2K—絕熱系數(shù)，取K= ；η—多變效率，—，取η=則有：T出=288（）（）/()=477K=204℃考慮溫降取190℃， KJ/kg則有Q1=（720190）=15960104 KJ/h② 空氣中帶入水升溫熱Q2Q2=空氣帶入水水蒸汽比熱（出再生器溫度入再生器溫度） KJ/所以Q2=（720190）=273104 KJ/h。＞110181。（1）廢氣及粉塵防治使用CO助燃劑，降低CO在煙氣中的含量，使用SOX轉移催化劑回收煙氣中的硫，減少環(huán)境污染。通過透平回收煙氣的勢能作功之后煙氣的勢能還很高，故還需進一步設置余熱鍋爐以吸收煙氣的顯熱。（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構。（2） 采用帶有預混合管的高效燒焦罐再生器，進一步強化催化劑再生，%以下，充分發(fā)揮催化劑的選擇性。一般情況下預熱溫度高，霧化效果好。取反應時間T反=3S 煙氣中CO與CO2比值（CO/CO2）這個比值與再生器的形式有關系。壓力的變化對產品的分布也有很大的影響:提高反應壓力，生焦率上升明顯，干氣產率也會增加，汽油產率有所降低。當溫度提高到500℃以上時。再生壓力對燒炭速度也有一定的影響，可參照燒炭速度方程（CBR公式）。但是，提高再生溫度受到催化劑水熱穩(wěn)定性和設備結構以及材料限制。 主要操作條件反應——再生系統(tǒng)操作參數(shù)，在催化裂化裝置的生產中，我們總希望裝置有較大的處理量、較高的目的產品產率、較好的產品質量和較低的消耗，已收到最好的生產效果和最高的經濟效益。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，一路經油漿—渣油換熱器（E203/AB）與原料渣油換熱后，經油漿蒸汽發(fā)生器（E214）發(fā)生裝置所需的蒸汽。 分餾系統(tǒng)在自沉降器(R101/2)的反應油氣進入分餾塔(T201)底部，底部設有人字行擋板，反應油氣在擋板上與油漿逆流接觸，一方面洗去油氣中攜帶的催化劑，另一方面使油氣脫過熱，飽和油氣進入第一層塔板開始分餾.分餾塔頂油氣約150℃，經分餾塔頂油氣—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）(絕)。當發(fā)生事故時，要緊切斷反應器進料，同時把進料轉送至分餾塔的第二層塔板上，并立即打開提升管反應器的事故蒸汽，以保證兩器的壓力平衡催化劑的正常循環(huán)。鑒于催化裂化的目的是生產高辛烷值，低烯烴汽油。對我國來說，催化裂化發(fā)展仍應結合我國煉油工業(yè)面臨的實際情況，努力提高催化裂化技術水平，盡快形成具有我國特色的催化裂化工藝技術。如過高則可能導致催化劑被吸人(在分支管的根部)而磨壞分布管。近期設計的裝置也多采用管形分布器。(3)由于CSⅡ生焦率低，在裝置原料變重、再生器熱量過剩、主風機滿負荷情況下，有利于提高裝置渣油摻煉率或提高裝置加工能力，初步估計與改造前相比，加工能力至少提高6t／h。(3)采用了低汽耗(霧化蒸汽量5％)、低壓力降(噴嘴壓力降0．4MPa)二次進氣，多級霧化的設計理念，在突出節(jié)能的同時，實現(xiàn)了對劣質油的高效霧化。1型重油進料霧化噴嘴是LPEC在LPC噴嘴基礎上開發(fā)出的新一代高效進料霧化噴嘴，該噴嘴操作彈性大、壓力降低、噴射速度適中，霧化效果好。samp。該快速分離器分三種形式可分別與國內的T形、倒I形和粗旋風分離器快速分離器配匹。國外提升管末端快速分離技術的發(fā)展UOP的提升管末端快速分離技術Samp。同高并列式主要特點是:①催化劑由U型管密相輸送。 圖6兩段提升管反應器的作用原理 催化劑接力原理 所謂催化劑接力是指當原料進行短反應時 間后、 由于積炭而使催化劑活性下降到一定程度 時，及時將其與油氣分開并返回再生器再生， 需 要繼續(xù)進行反應的中間物料在第二段提升管與 來自再生器的另一路催化劑接觸， 形成兩路催化劑循環(huán) 。剩余焦炭和CO的燃燒在提升管上部的湍流床中進行。圖1兩段再生是把待生劑依次通過兩個流化床進行燒焦，它是為適應重油催化裂化工藝發(fā)展起來的。該技術目前已成功應用于國內50套不同構型和規(guī)模的催化裂化裝置。脫瀝青油既可作為催化裂化進料，又可作為加氫裂化的原料。尤其是焦化干氣產量大，干氣CH、CH含量高，可提供豐富的廉價的制氫原料，以獲得便宜充足的氫源，發(fā)展加氫精制以提高焦化氣柴油的品質來滿足市場競爭的要求。但在催化劑的流化，輸送和回收方面，在兩器壓力平衡的計算方面，兩者完全相同。我國原油大多屬石蠟基或中間石蠟基，較重、較干凈，比較適合催化裂化，因此催化裂化將仍然是我國煉油的骨干工藝。(4)為清潔生產，研究開發(fā)減少排放的工藝、催化劑、助劑，以及排放物的無害處理工藝。兩段提升管催化裂化新工藝技術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23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。在催化劑開發(fā)方面盡量使品種多樣化以滿足不同用戶的需要，而新開發(fā)的渣油催化裂解催化劑已經在全常壓渣油催化裂解裝置上使用。Kellogg公司設計的提升管急冷技術是在進料噴嘴以后通過專有的急冷油噴嘴打入部分急冷油來控制提升管劑油混合區(qū)的溫度。生成柴油餾份的十六烷值達到34—40。[2]自我國第一套流化催化裂化(FCC)裝置1965年5月在撫順投產以來，我國催化裂化技術，特別是重油催化裂化技術取得了重大進展顯著成績，催化裂化已成為我國重油加工最基的手段和各煉油企業(yè)經濟效益最重要的支柱．催化裂化技術在我國煉油工業(yè)中占有的地位，首先是和我國原油性質密切相關的．與中東地區(qū)古硫原油相比，我國絕大多數(shù)原油均屬重質原油，大于350℃的重油產率一般占原油的70％～75％，因此，必須有足夠的二次加工能力，才能有效利用原油，最大限度獲得輕質油品．另一方面，我國絕大多數(shù)原油都屬于氫含量較高的低硫低金屬的石蠟基原油，最適合于采用重油催化裂化進行加工．針對我國原油的特點，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多種原料．這正是催化裂化在我國煉油技術中占有極其重要的位置并在30年來取得迅速發(fā)展的根本原因[3]。為了克服固定床的缺點，需要兩項革新，即催化劑在反應和再生操作之間循環(huán)和減小催化劑粒徑。催化裂化是重質油輕質的主要手段。在本設計中，基于設計的原料性質，參考國內同類裝置的數(shù)據采用高低并列式再生系統(tǒng)，提升過反應器和燒焦罐高溫完全再生系統(tǒng)。由于渣油催化裂化的焦炭產率高，對再生器的燒焦能力要求較高，故本設計選用燒焦罐式再生器以實現(xiàn)高效完全再生。原油經簡單加工所能提供的輕質油品的數(shù)量和質量同生產發(fā)展所需要的輕質油品的數(shù)量和質量之間的矛盾促使了二次加工過程的產生和發(fā)展。固定床催化裂化存在設備結構復雜、操作繁瑣，控制困難的缺點。60年代中期，隨著分子篩催化劑的推出，全提升管流化催化裂化工藝的地位得到了確立并延續(xù)發(fā)展至今。經MAK工藝改質后可明顯提高其質量?；旌蠝囟瓤刂萍夹g將提升管分成了兩個反應區(qū)，其中上游區(qū)混合溫度高、劑油比大、劑油接觸時問短；下游區(qū)在常規(guī)催化裂化反應條件下進行。多產烯烴和高辛烷值汽油的DCC工藝技術近年來，DCC技術還在不斷發(fā)展和完善，這些新進展主要有兩個方面：一個是開發(fā)系列催化劑產品；另一個是改進工藝以進一步提高輕烯烴、特別是丙烯的產率?？擅黠@降低汽油烯烴含量并增加異丁烷產率，提出了一種生產清潔汽油組分的新概念。(3)繼續(xù)研究開發(fā)能滿足市場產品需求的催化裂化工藝和催化劑。催化裂化不但不是“夕陽”工藝，而且還處于“成長”狀態(tài)。不同之處主要表現(xiàn)在，重油催化裂化在進料方式、再生系統(tǒng)型式、催化劑選用和SOX排放量的控制方面均不同于一般的催化裂化工藝；在取走過剩熱量的設施，產品處理、污水處理和金屬鈍化等方面，則是一般催化裂化工藝所沒有的。因此盡量增加重質油的延遲焦化處理量可多產汽柴油，且柴汽比高，增加產品的靈活性和市場適應性。澄清油中的稠環(huán)芳烴進入到瀝青中可改善瀝青的質量。由中國石油大學(北京)經過十余年努力研發(fā)成功的后反應系統(tǒng)技術在多項核心技術上獲得突破，達到了同時實現(xiàn)“三快”和“兩高”的攻關目標，即油劑的快速脫離、分離催化劑的快速預汽提、油氣的快速引出，以及催化劑的高效分離、高油氣包容率。單段再生的再生器的基本形式如圖1所示[11]。燒焦用提升管長度為22m,管內燒焦量可占總燒焦量的80%左右。石油大學(華東)勝華煉油廠0．1Mt／a工業(yè)試驗結果表明，TSRFCC工藝可以極大的提高原油的轉換深度，同時加工能力可增加30％～50％；可以顯著改善產品分布，輕質油收率可提高3—4個百分點，干氣和焦炭產率降低2個百分點；汽油的烯烴含量降低，柴油的十六烷值增加。并列式又由于反應器（或沉降器）和再生器位置高低的不同而分為同高并列式和高低并列式兩類。 圖9提升管末端采用快速分離技術可以縮短反應生成物在反應提升管內的停留時間，防止過度裂化．本世紀60年代中期出現(xiàn)了沸石催化劑，沸石催化劑的出現(xiàn)是催化裂化發(fā)展史上的里程碑，其