【正文】 優(yōu)良的性能使反應需要的時間從使用硅鋁催化劑的幾分鐘縮短2～3秒鐘，于是發(fā)展了提升管反應器和提升管末端快速分離技術。該快速分離器是一種密閉快速分離器。W公司最新型式的提升管末端裝置(RTD)為Ramshom分離器或軸向分離器，這種RTD的特點是氣體分離更快，壓降更小，提升管頂端可活動，可避免催化劑帶入主分餾塔，同時操作方便。LPH。(2)采用了低速射流技術，不破壞催化劑，減輕了射流對噴嘴的沖蝕，在保持設計工況條件下，能穩(wěn)定使用3a。(2) CSⅡ噴嘴降低焦炭及干氣產率效果明顯，在原料性質變差，其它操作條件不變的情況下，總液體收率比改造前提高了1．47個百分點，生焦率降低了0．93個百分點，干氣產率降低了0．47個百分點。國內早期設計的同高并列式裝置采用分布板，由于大型流化床分布在高溫下變形嚴重而影響生產，80年代以后陸續(xù)更換為管型分布器。分布器尺寸的確定一般主管、支管、分支管的氣體速度為20m／s左右，值得注意的是：分支管根數較多，且長短不等，在計算管徑時一般總根數用平均速度計算來確定管徑然而，短的分支管上布嘴較少，使短分支管中氣速低于平均速度，而長的分支管上布嘴較多，使長分支管中氣體速度高于平均速度。催化劑跑損大為減少[18] 。其次，由催化裂化主要反應可見，在烴類的催化裂化反應過程中，裂化反應的進行，使大分子分為小分子的烴類，這是催化裂化工藝成為重質油輕質化重要手段的根本依據；而氫轉移使催化汽油飽和度提高、安定性好；異構化、芳構化反應是催化汽油辛烷值高的重要原因。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在開工和非正常操作的情況下，渣油進料靠加熱爐（F201）預熱后再進反應器。在三旋出口至余熱鍋爐的煙氣管線上裝有雙動滑閥，正常操作時，雙動滑閥僅作為煙機入口蝶閥的旁路閥和煙氣入口蝶閥分程控制再生器壓力，當煙氣透平出現故障或開停工時，雙動滑閥自動切入，控制再生器壓力，煙氣全部通過雙動滑閥進入余熱鍋爐。二中循環(huán)從分餾塔第三層抽出，由二中循環(huán)油泵（P208/AB）加壓二中段回流油蒸汽分離器（E213）發(fā)生裝置所需的蒸汽，二中回流汽油被冷卻至280℃返回分餾塔第5層。小部分用穩(wěn)定汽油泵(P304/AB)加壓后，作為吸收塔的吸收劑送至吸收塔頂部。在600℃左右時每提高10℃，燒焦速度可以提高約20%。因為只有反應、再生兩器達到壓力平衡，才能保證催化裂化穩(wěn)定的進行。溫度高則反應速度加快，能提高轉化率，但溫度對裂化反應速度影響比催化裂化影響大得多。因此反應速度加快，從而提高了轉化率。工業(yè)上一般取14S，加工渣油是采取更低的反應時間，以降低生焦率。霧化效果差，則焦炭產率上升。設計采用了下流式可調外取熱器。 （6） 采用一氧化碳助劑燃燒完全再生，避免二次燃燒。采用煙氣透平、主風機、變速箱、電動發(fā)電機同軸串聯的形式。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，燒焦時轉化為SOX和NOX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。80～110181。8000%=4875kg/h可汽提碳=循環(huán)催化劑%= kg/h所以催化碳==（） kg/h所以：Q4 =2180（）=（）kJ/h②水蒸汽升溫熱Q5Q5 =（霧化+預提升+汽提+松動）蒸汽比熱容（t反t過熱）+各處吹掃蒸汽 比熱容（t反t飽和）=（8125+++ +470）（510400）+（192+180+484+150+900）（510180）=（ 106+106+）kJ/h③散熱熱損失Q6Q6 = F（提升管與沉降器的總表面積）假設提升管內徑=，長度=41米，沉降器內徑=，高=，汽提段內徑=，長度=則Q6 =π（41＋＋）3600=4750103 KJ/h④原料升溫汽化熱Q7 Q7 =（新鮮原料+回煉油）（qt反汽qt液預）m新=162500kg/h ， m回=162500=81250 kg/hd420新= ， d420回=。同時散熱損失除與燒炭量有關外，還與生產規(guī)模有關。F=Q取/KΔt式中：Q取=104KJ/hK =320 Kcal/（m2h）；在100—150 T/（m2KJ/h。注：5為管長，取密相區(qū)高度5米，稀相區(qū)高度3米。h）；取130T/（m2管內介質為10kg/cm2，25℃的水。④待劑帶入水汽升溫熱Q4根據經驗每噸催化劑帶入1kg水。= kg/kmol④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+ N2過） = O2過/（CO2+N2理+SO2+ O2過+ N2過）= O2過/(+++ O2過+ O2過79/21)故：O2過= kmol/h N2過=79/21= kmol/h過剩干空氣量=+=1311 kmol/h實際干空氣量=+1311=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，空氣帶入水量==濕空氣量=+=[m3（N）/h]= [m3（N）/min]此即正常主風量 依此量110%，可作為選主風機的依據:110%=[m3（N）/min]故選D800–33型主風機6臺并聯。（3）噪聲的防治噪聲主要來源為壓縮機、主風機、電機以及蒸汽放空裝置，為降低噪聲，在壓縮機、風機、電動機等設備處加上消聲器。主風機選用MCL1003型四臺。這渣油催化裂化高反應溫度高再生溫度十分有利。提高分離效率。再生劑含碳量過高，分子篩催化劑活性和選擇性都會下降，因而大大降低了轉化率，汽油產率，溴價上升，誘導期下降。則取CO/CO2=0 原料的預熱溫度不同的原料和不同結構的原料噴嘴對預熱溫度有不同的要求。實際操作中，反應——再生器之間須保持一定的壓差。由于催化裂化為平行順序反應，而反應溫度有對各類反應的反應速度有不同影響。煙氣中的過剩氧含量是一個操作變數，它主要受二次燃燒的限制，%。對于完全再生，可在680700℃下操作。由于催化裂化反應的復雜性，尤其在工業(yè)裝置上，許多操作參數是相互聯系的，又是相互制約的，常常在改變某個參數時會引起其他條件的變化。吸收過程中放出的熱量，由兩個中段回流取走，一中段是由25層抽出取熱后返回24層，二中段是從9層抽出，取熱后返回8層，從吸收塔抽出的貧氣進入再吸收塔(T303)K底部與吸收輕柴油進行逆流接觸，吸收氣體中攜帶的油氣組分，被吸收的氣體從再吸收塔頂出口作為產品送出裝置，還有少部分送到提升管反應器的預提升段。另一部分輕柴油經貧吸收油冷卻器（E209）冷卻至40℃，送至再吸收塔（T303）作為吸收劑。燒焦用的空氣是由能量回收機組(M101)(絕)，再經輔助燃燒進入預混合管，與催化劑一起進入一密相燒焦。反應器采用直提升管式反應器，由于分子篩催化劑的含碳要求比較嚴格，必須采用高效完全再生，燒焦罐式再生器可以實現高效完全再生，%以下，故再生器選用燒焦罐式再生器。催化裂化裝置除了采取措施達到清潔燃料的新標準外，可因地制宜，多生產乙烯、丙烯，向石油化工方面延伸，更好地實現煉油化工一體化，這是企業(yè)抗擊市場風險能力的重要措施，也是未來煉油廠發(fā)展的一個重要趨勢。分布管的壓力降分布管噴嘴的壓力降最小應不小于床層靜壓的30％，使空氣進人每個噴嘴的空氣量相同和使噴出的氣泡具有一定的能量在床層中分布均勻，避免溝流和騰涌。 圖12１－b為圓環(huán)型分布管，用于并列式裝置，與樹枝狀分布管相比制造難度相對較大，因此這種分布器現在也少采用。(5)投用CSⅡ噴嘴后，不包括提高加工能力及降低加工能耗所增加效益，只因產品分布改善就增加效益，顯著地提高了公司的經濟效益[17]。(5)在噴頭球面上方設置了若干汽幕孔，用來屏蔽射流形成的低壓液霧區(qū)，以防提升管結焦。新型催化裂化進料霧化噴嘴開發(fā)洛陽石油化工工程公司(LPEC)工程研究院投人大量資金，建立了占地面積為20m6m的大型進料噴嘴霧化試實驗室，配備了先進的粒度測試分析儀器——美國TSI公司的激光相位多普勒粒子分析儀(PDPA)，以及噴嘴霧化試驗臺和壓力、流量的測試、計量和控制設備，可實時測量霧化顆粒的粒度、速度、壓力和流量等參數，還可進行噴嘴內部流體流動顯示。我國自行開發(fā)的PV型旋風分離器結構簡單，配以完整的優(yōu)化設計方法可將總分離效率達到99．99％，總壓降9．3kPa，平均催化劑單耗從原來的0．81kg／t降至0．4kg／t[14]。 圖11近期出現了一些新技術(如敞口式、多種直聯或緊接式、高效封閉偶合式提升管旋風分離器)，已把提升管終端油劑快速分離結構發(fā)展到了第3代產品。近期設計的裝置多采用三葉槽、彈射或粗旋風分離器快速分離裝置。同軸式裝置形式特點是：①反應器和再生器之間的催化劑輸送采用塞閥控制。第一段 提升管只進新鮮原料， 目的產物從段間抽出作為最終產品以保證收率和質量， 難以裂化的油漿和回煉油( 循環(huán)油) 單獨進入第二段提升管， 從而提高原料轉化深度、 改善產品分布。20世紀70年代末，Engelhard公司開發(fā)了兩段催化裂化ART—FCC工藝，其第1段主要用來脫除原料中的殘?zhí)亢痛蟛糠纸饘?，起到原料預處理的作用，在第2段反應器中，再對改質后的原料進行常規(guī)裂化。兩段再生可在一個再生器筒體內分隔為兩段來實現，也可以在兩個獨立的再生器內實現圖2管式再生采用提升管進行催化劑的燒焦再生，提升管的表觀線速為3～10m/s。和國外同類先進技術相比，該技術具有更高的氣固分離效率、更好的預汽提效果以及更高的操作彈性和穩(wěn)定性?？梢妼⑸倭康拿撚蜑r青與減渣混合作為焦化的原料，不但擴大焦化的原料的品種，也解決了一部分硬瀝青的出路，也有經濟效益。加氫精制的石腦油又是優(yōu)良的催化重整的進料，增加高辛烷值低烯烴汽油產量，并且苯、甲苯、二甲苯又是化工原料，自產氫氣又可平衡煉廠系統(tǒng)的氫氣。常壓渣油加氫脫硫(ARDS)與減壓渣油加氫脫硫(VRDS)是固定床渣油加氫技術中的兩種不同工藝。典型的重油是餾程大于350℃的常壓渣油或加氫脫硫常壓渣油?？缭叫缘陌l(fā)展。[4]催化裂化在20世紀里對煉油工業(yè)的貢獻是人所共頌的，面對2l世紀的形勢和任務，催化裂化迎來了新的挑戰(zhàn)。由中石化石科院和中石化上海高橋分公司、洛陽石化工程公司聯合攻關的多產異構烷烴的催化裂化技術(MIP)，具有我國自主知識產權，是既可促進重油轉化、又可改善催化汽油質量以滿足燃料清潔化需求的技術。該技術的核心是顯著提高立管的穩(wěn)定性，在立管入口附近優(yōu)化催化劑條件以增加蓄壓，使滑閥維持高壓差來提高催化劑循環(huán)量這樣就能提高裝置處理量，而不必對催化劑輸送管線和滑閥進行昂貴的改動。對于加工渣油的裝置來說用輕烴代替蒸汽作為預提升介質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選擇性的作用。這種毫秒反應以及快速分離，減少了非理想的二次反應，提高了目的產物的選擇性，汽油和烯烴產率增加、焦炭產率減少，能更好地加工重質原料，且投資費用較低同。1944年開發(fā)成功的小球合成硅酸鋁催化劑是催化裂化過程的重大改進。我國FCC加工能力占原油加工能力的26%．約有70%的汽油來自FCC裝置。本設計采用帶有預混合管的高效燒焦罐式再生器，%以下，充分發(fā)揮了催化劑的選擇性，延長了催化劑的壽命。150萬噸/年渣油催化裂化反應再生系統(tǒng)工藝設計摘 要在本設計中，使用大慶常壓渣油作為原料，采用汽油生產方案，進行渣油催化裂化反再系統(tǒng)的工藝設計。關鍵詞：催化裂化，提升管，再生器，催化劑TECHNOLOGCIAL DESIGN FOR REACTION AND REGENERATION SYSTEM OF 150wt/a RFCCAbstractReaction and regeneration system technology of a 270wt/a RFCC processing DAQING atmospheric residue feedstock has been designed and calculated in this layout.The catalytic cracking unit is made up from reaction and regeneration system fractionation system， absorption and stabilization system and energy recover system. This layout is derected against reaction and regeneration system to high efficient and plete coke burning regenerator having high burning capacity was adopted because much coke was produced during RFCC process.In the design， Referring to the dates of feed and the same type reactors， I design a highlow parallel FCC reactorregenerator systemriser reactor and coke container high temperature plete reactorregenerator system. The part of reaction: the reactor develops sufficient room for feed oil and catalytic contacting pletely. This kind of design is to reduce coke promote recall ratio of light oil. The part of