【正文】 散熱582KJ計(jì)算，對(duì)高溫完全再生，此值可能偏低。Q3 = Gs煙氣比熱(720510)+Gs水蒸汽比熱(720510)= Gs1031(720510)+ Gs103(720510)= 103Gs KJ/hQ供= Q1+Q2+Q3=231103Gs+40404103+103Gs=（ +40404103）KJ/h(2)耗熱方：①反應(yīng)熱Q4由于目前國(guó)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。40～80181。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。延期通過(guò)二級(jí)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)。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。 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(guò)剩類型，為了取走過(guò)剩熱量。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。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(duì)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(duì)反應(yīng)深度和產(chǎn)品分布都有很大的影響。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。取過(guò)剩氧含量O2（過(guò)）=% 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(duì)反應(yīng)速度，產(chǎn)品分布，產(chǎn)品質(zhì)量都有很大影響。因此還要考慮反應(yīng)器與再生器的兩器平衡。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。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(lái)，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(lái)，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。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。從透平出來(lái)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?；?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。根據(jù)我國(guó)國(guó)情，交通運(yùn)輸和農(nóng)業(yè)的發(fā)展，對(duì)柴油的需求量很大，通過(guò)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(guó)催化裂化技術(shù)的一大特點(diǎn)。堵孔后。因此，應(yīng)首先考慮樹(shù)枝狀管形分布器。從引進(jìn)的幾套裝置來(lái)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。30％，投用后運(yùn)行平穩(wěn)，未產(chǎn)生任何異常現(xiàn)象。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。因此，國(guó)內(nèi)外對(duì)進(jìn)料噴嘴的改進(jìn)都非常重視。Samp。單獨(dú)設(shè)計(jì)開(kāi)口讓汽提蒸汽進(jìn)入旋風(fēng)公離器系統(tǒng)。③原料用多個(gè)噴嘴噴入提升管。 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(duì)位置的不同可分為兩大類：①反應(yīng)器和再生器分開(kāi)布置的并列式；②反應(yīng)器和再生器架疊在一起的同軸式。該工藝的核心是：針對(duì)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(guò)程。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/()。目前該項(xiàng)目已取得國(guó)家發(fā)明專利7項(xiàng)、實(shí)用新型專利2項(xiàng)[10]。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。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(chǎng)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(lái)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。延遲焦化加氫精制催化裂化組合工藝我國(guó)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。從美國(guó)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。(2)繼續(xù)研究開(kāi)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。該工藝突破了現(xiàn)有催化裂化工藝對(duì)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)柴油和液化氣的MGD技術(shù)MGD技術(shù)是中國(guó)石油化工股份有限公司石油化工科學(xué)研究院(RIPP)開(kāi)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(kāi)發(fā)了催化裂化增產(chǎn)柴油的新工藝MDP。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。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(kāi)發(fā)的中壓?jiǎn)味渭託淞鸦に?，生產(chǎn)高辛烷值汽油和高質(zhì)量柴油。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。催化裂化的研究開(kāi)始于19世紀(jì)90年代，隨著固體酸性催化劑的問(wèn)世，于1936年在美國(guó)誕生了世界上第一套固定床催化裂化工業(yè)裝置。但是國(guó)民經(jīng)濟(jì)和國(guó)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(duì)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。本設(shè)計(jì)主要針對(duì)反應(yīng)再生系統(tǒng)進(jìn)行設(shè)計(jì)計(jì)算。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。在目前我們國(guó)家的汽油中，80%來(lái)自于催化裂化。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。渣油催化裂化(RFCC)工藝主要有UOP公司的MSCC技術(shù)(毫秒催化裂化技術(shù))，在Mscc過(guò)程中，催化劑向下流動(dòng)形成催化劑簾，原料油水平注入與催化劑垂直接觸，實(shí)現(xiàn)毫秒催化反應(yīng)。輕烴預(yù)提升技術(shù)U0P公司和Ashland石油公司的干氣預(yù)提升技術(shù)是目前應(yīng)用效果較好的輕烴預(yù)提升技術(shù)。工業(yè)裝置應(yīng)用表明在保持相同的提升管出口溫度時(shí)，采用急冷油技術(shù)后提升管精油混合段的溫度提高了27．841．7℃。在工藝改進(jìn)方面也已經(jīng)取得很好的實(shí)驗(yàn)室結(jié)果，以大慶蠟油摻渣油為原料可以得到28％的丙烯產(chǎn)率，同現(xiàn)有Dcc技術(shù)相比丙烯產(chǎn)率可以提高6個(gè)單位以上。兩段提升管催化裂化新技術(shù)最突出的效果，是可以改善產(chǎn)品結(jié)構(gòu)，大幅度提高原料的轉(zhuǎn)化深度，顯著提高輕質(zhì)油品的收率，提高催化汽油質(zhì)量，改善柴油質(zhì)量，提高催化裝置的柴汽比。(5)催化裂化不要“單打”，需和其它工藝密切配合，同步發(fā)展，包括上游的預(yù)處理和下游的二次加工工藝，例如上游的加氫、焦化、脫瀝青工藝及它們的組合；下游的汽油柴油再加工工藝、各種低碳烯烴的利用工藝等。但由于現(xiàn)有規(guī)模已經(jīng)較大，今后可能是以改造為主，以更先進(jìn)的工藝技術(shù)來(lái)代替；同時(shí)發(fā)展配套的催化裂化產(chǎn)品后加工工藝，以滿足環(huán)保對(duì)產(chǎn)品質(zhì)量的要求。在分餾系統(tǒng)的流程和設(shè)備方面，在反應(yīng)機(jī)理、再生機(jī)理、熱平衡的計(jì)算方法和反應(yīng)—再生系統(tǒng)的設(shè)備上兩者基本相同[8]。焦化蠟油不安排(或盡可能少地作為摻煉油催化裂化處理，視加氫裂化處理量而定)，是由于其堿氮含量高，極易造成催化裂化催化劑失活，造成結(jié)焦嚴(yán)重，干氣產(chǎn)量上升，汽柴油收率降低。脫油瀝青可作為延遲焦化進(jìn)料或鍋爐燃料。結(jié)果表明，反應(yīng)后油氣在沉降器內(nèi)平均停留時(shí)間由常規(guī)的l0～20秒縮短到5秒以下，氣固分離效率高達(dá)98．5％以上，從而可使輕油收率提高1．0個(gè)百分點(diǎn)以上，超過(guò)國(guó)內(nèi)外同類技術(shù)的最高水平。兩段再生是把燒碳過(guò)程分為兩個(gè)階段進(jìn)行：第一段，約80%－85%的總燒碳量被燒去。 圖3快速床(循環(huán)流化床)再生催化裂化裝置的燒焦罐再生就是屬于循環(huán)流化床的一種再生方式圖4單段提升管反應(yīng)器提升管反應(yīng)器主要有提升管、沉降器、汽提段、旋分器、待生斜管等部分組成 圖5兩段提升管催化裂化技術(shù)在常規(guī)提升管反應(yīng)系統(tǒng)中，預(yù)熱的原料油經(jīng)噴嘴進(jìn)入反應(yīng)器，與來(lái)自再生器的高溫催化劑接觸、氣化并進(jìn)行反應(yīng)；油氣和催化劑沿提升管上行，邊流動(dòng)邊反應(yīng)，反應(yīng)過(guò)程中不斷有焦炭沉積在催化劑表面，使催化劑活性及選擇性急速下降，對(duì)改善產(chǎn)品分步非常不利。兩段提升管重油催化裂化技術(shù)在提高 中間目的產(chǎn)物產(chǎn)率的同時(shí)可以提高 目的產(chǎn)品的 選擇性， 從而顯著改善產(chǎn)品分布。②反應(yīng)器和再生器間的催化劑循環(huán)主要靠改變U型管兩端的催化劑密度來(lái)調(diào)節(jié)；③由反應(yīng)器輸送到再生器的催化劑，不通過(guò)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減少分布板的磨蝕。W公司的提升管末端快分技術(shù)國(guó)內(nèi)提升管末端快速分離技術(shù)現(xiàn)狀國(guó)惠最早設(shè)計(jì)的提升管FCCU采用傘帽提升管末端快速分離裝置，其特點(diǎn)是壓力降小，分離效率低。 圖10第二類快分器特點(diǎn)：沉降器內(nèi)壓力略高于快分器內(nèi)壓力，汽提蒸汽經(jīng)快分器與反應(yīng)油氣一進(jìn)入旋風(fēng)分離器系統(tǒng)。w公司提升管后冷技術(shù)L9J是在粗旋油氣出口處注入一股急冷劑，以降低提升管反應(yīng)器后沉降器稀相的溫度，從而降低油氣溫度，同樣可以使油氣2次反應(yīng)與熱裂化反應(yīng)減少，使輕質(zhì)油收率提高約2％，于氣和焦炭產(chǎn)率下降。LPH一1重油進(jìn)料霧化噴嘴有以下優(yōu)點(diǎn)：(1)霧化蒸汽用量小(只有3％)，可以降低裝置能耗；(2)壓力降低(只有0．25MPa)，可以降低進(jìn)料機(jī)泵的電能消耗；(3)該噴嘴為低速噴嘴，可減少催化劑的沖擊破碎，催化劑消耗降低了1．83％。(4)操作彈性大，可在設(shè)計(jì)值177。同時(shí)由于生焦率降低，裝置能耗降低。國(guó)內(nèi)設(shè)計(jì)的管形分布器也因裝置再生器的型式不同有多種形式，見(jiàn)圖。因此在分支管噴嘴排定后．需根據(jù)實(shí)際噴嘴數(shù)核算長(zhǎng)分支管氣速，如超過(guò)噴嘴氣速的三分之一，則需加大分支管直徑。目前我國(guó)原油不足，劣質(zhì)油增加很快，再加上國(guó)內(nèi)對(duì)油品的需求不斷增長(zhǎng)，特別是輕質(zhì)油品的需求增長(zhǎng)更快，因此，從整體上考慮，我國(guó)催化裂化的發(fā)展方向仍是繼續(xù)加快渣油FCC新技術(shù)的開(kāi)發(fā)和建設(shè)，以提高煉油廠整體經(jīng)濟(jì)效益。所以選用催化裂化生產(chǎn)汽油。提升管反應(yīng)器（R101/1）進(jìn)料與來(lái)自再生器（R103/3）的高溫催化劑接觸，迅速汽化并進(jìn)行反應(yīng)，反應(yīng)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(jìn)入沉降器（R101/2）的三組一級(jí)旋風(fēng)分離器。從分餾塔頂油氣分離器（V203）冷凝下來(lái)的水由富氣水洗泵后作為壓縮富氣的洗滌水。油漿被冷卻至290℃返回分餾塔第一層塔板下的溢流盤上，也油一部分返回分餾塔頂，用以控制分餾塔底的溫度。為了達(dá)到這個(gè)目的，我們必須掌握各種操作參數(shù)之間的關(guān)系及相互影響的規(guī)律，實(shí)現(xiàn)理想的平衡操作和最有化生產(chǎn)。對(duì)于常規(guī)再生來(lái)說(shuō)，若使用硅酸鋁催化劑再生溫度一般在580600℃。但是值得考慮的是，再生壓力高，要求主風(fēng)機(jī)出口壓力提高，同時(shí)再劑攜帶煙氣增多，煙氣的壓降隨之增大，煙氣中催化劑夾帶量增大，這是提高壓力的不利因素一般情況下，（表壓）取再生壓力P再= 再生煙氣中過(guò)剩氧含量再生煙氣中過(guò)剩氧含量標(biāo)志著再生器中的氧分壓，過(guò)剩氧含量越大，燒焦速度越大，過(guò)剩氧含量增加，導(dǎo)致空氣量增加。熱裂化的比重逐漸增大，只是氣體中C1，C2增多，產(chǎn)品不飽和度增大。在生產(chǎn)中，希望最大限度的降低焦炭產(chǎn)率。標(biāo)志著不完全燃燒和完全燃燒。渣油（重質(zhì)油）預(yù)熱溫度一般比餾分油低一些，因?yàn)樯勾?，再生系統(tǒng)生產(chǎn)的熱量可以與新鮮原料換熱。（3） 采用高溫短接觸時(shí)間和氣固接觸良好的提升管反應(yīng)。（8） 反應(yīng)器和再生器頂出口設(shè)計(jì)為外集氣室。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(guò)煙囪排入大氣中。裝置采用耐磨性能較好的催化劑，并使用三旋分塵，降低了煙氣中粉塵含量。 再生部分計(jì)算 燃燒計(jì)算(1) 焦中碳量、氫量及硫量燒焦量=1300000%=18200 kg/h先計(jì)算干氣平均分子量M=34+2+16+30+28+44+42+58+56+56+56+58= kg/kmol焦中硫含量=原料中硫含量干氣中硫含量即1300000%―1300000%%32247。③焦碳升溫?zé)酫3 Q3=焦碳量焦碳比熱（再生器溫度－反應(yīng)器溫度）。傳熱面積的確定主要取決于傳熱系數(shù)，而總傳熱系數(shù)的計(jì)算有很多參數(shù)需要通過(guò)實(shí)驗(yàn)取得，所以，在設(shè)計(jì)的時(shí)候往往是參考經(jīng)驗(yàn)選取傳熱系數(shù)，經(jīng)參考國(guó)內(nèi)同類裝置認(rèn)為傳熱系數(shù)取320Kcal/（m2h℃），則有F=104/（423200）= 。流化風(fēng)體積流量V=πD2u/4=3600=。=