150萬(wàn)噸年渣油催化裂化反應(yīng)再生系統(tǒng)工藝的設(shè)計(jì)說明

/120繼續(xù)研究開發(fā)能滿足市場(chǎng)產(chǎn)品需求的催化裂化工藝和催化劑。為清潔生產(chǎn)，研究開發(fā)減少排放的工藝、催化劑、助劑，以與排放物的無(wú)害處理工藝。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、脫瀝青工藝與它們的組合；下游的汽油柴油再加工工藝、各種低碳烯烴的利用工藝等。劣質(zhì)渣油焦化或脫瀝青與催化裂化組合；對(duì)焦炭或?yàn)r青作氣化聯(lián)合循環(huán)發(fā)電(IGCC)的原料以與費(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?？缭叫缘陌l(fā)展。在一段時(shí)間之將以沿革性發(fā)展為主，同時(shí)為跨越性發(fā)展準(zhǔn)備。顧名思義，跨越性的發(fā)展是指有全新的工藝技術(shù)出現(xiàn)，或在某個(gè)環(huán)節(jié)上有別于現(xiàn)有工藝技術(shù)．能較好地解決現(xiàn)有技術(shù)不盡人意之處，使催化裂化技術(shù)再跨上一個(gè)新的臺(tái)階歷史上曾有不少這樣的跨越性發(fā)展，例如分子篩催化劑的出現(xiàn)。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。催化裂化不但不是“夕陽(yáng)”工藝，而且還處于“成長(zhǎng)”狀態(tài)。我國(guó)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(guó)煉油的骨干工藝。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。[5]1.3重油催化裂化1.3.1重油催化裂化的原料所謂重油是指常壓渣油、減壓渣油的脫瀝青油以與減壓渣油、加氫脫金屬或脫硫渣油所組成的混合油。典型的重油是餾程大于350°C的常壓渣油或加氫脫硫常壓渣油。與減壓餾分相比，重油催化裂化原料油存在如下特點(diǎn)：①粘度大，沸點(diǎn)高；②多環(huán)芳香性物質(zhì)含量高；③重金屬含量高；④含硫、氮化合物較多。因此，用重油為原料進(jìn)行催化裂化時(shí)會(huì)出現(xiàn)焦炭產(chǎn)率高，催化劑重金屬污染嚴(yán)重以與產(chǎn)物硫、氮含量較高等問題［7］重油催化裂化的產(chǎn)品重油催化裂化的產(chǎn)品是市場(chǎng)極需的高辛烷值汽油餾分，輕柴油餾分和石油化學(xué)工業(yè)需要的氣體原料。重油催化裂化裝置特點(diǎn)重油催化裂化工藝與一般催化裂化工藝的異同點(diǎn)兩工藝既有一樣的部分，亦有不同之處，完全是由于原料不同造成的。不同之處主要表現(xiàn)在，重油催化裂化在進(jìn)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(shè)施，產(chǎn)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。但在催化劑的流化，輸送和回收方面，在兩器壓力平衡的計(jì)算方面，兩者完全一樣。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)備上兩者基本一樣［8］。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。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(shù)中的兩種不同工藝。在加工高硫高金屬原油時(shí)，通過ARDS或VRDS工藝對(duì)常壓渣油或減壓渣油進(jìn)行加氫脫硫、脫氮、脫金屬、脫殘?zhí)康?，使加氫后的重質(zhì)餾分可在催化裂化等裝置中進(jìn)一步輕質(zhì)化，并滿足一定的產(chǎn)品質(zhì)量和環(huán)保要求。我國(guó)今后進(jìn)口含硫原油的數(shù)量將不斷增加，為了解決含硫原油深度加工的問題，國(guó)目前正在進(jìn)行固定床渣油加氫催化劑和工藝的研究與開發(fā)，國(guó)煉油廠也將越來越多地考慮采用固定床渣油加氫的技術(shù)。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。因此盡量增加重質(zhì)油的延遲焦化處理量可多產(chǎn)汽柴油，且柴汽比高，增加產(chǎn)品的靈活性和市場(chǎng)適應(yīng)性。尤其是焦化干氣產(chǎn)量大，干氣CH、CH含量高，可提供豐富的廉價(jià)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(zhì)來滿足市場(chǎng)競(jìng)爭(zhēng)的要求。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。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。加氫精制的石腦油又是優(yōu)良的催化重整的進(jìn)料，增加高辛烷值低烯烴汽油產(chǎn)量，并且苯、甲苯、二甲苯又是化工原料，自產(chǎn)氫氣又可平衡煉廠系統(tǒng)的氫氣。石油焦既可外賣，又可經(jīng)煅燒處理，經(jīng)煅燒生產(chǎn)優(yōu)質(zhì)的煅燒焦。增加產(chǎn)品的附加值。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。澄清油中的稠環(huán)芳烴進(jìn)入到瀝青中可改善瀝青的質(zhì)量。脫瀝青油既可作為催化裂化進(jìn)料，又可作為加氫裂化的原料。脫油瀝青可作為延遲焦化進(jìn)料或鍋爐燃料。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％。可見將少量的脫油瀝青與減渣混合作為焦化的原料，不但擴(kuò)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(jīng)濟(jì)效益。用脫油瀝青作為焦化原料的缺點(diǎn)是隨著瀝青的摻人量增加焦炭產(chǎn)量也增加，焦炭的質(zhì)量也越來越差，另外是使加熱爐管結(jié)焦傾向增大，因此應(yīng)設(shè)法改善渣油與瀝青的互溶性，以增強(qiáng)瀝青質(zhì)在渣油體系中的穩(wěn)定性。[9]我國(guó)自主開發(fā)的重油催化裂化后反應(yīng)系統(tǒng)關(guān)鍵裝備技術(shù)同時(shí)實(shí)現(xiàn)“三快”和“兩高”，解決了重油催化裂化工藝后反應(yīng)系統(tǒng)易結(jié)焦等世界性難題，使我國(guó)在這一領(lǐng)域走在了世界前列。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。由中國(guó)石油大學(xué)()經(jīng)過十余年努力研發(fā)成功的后反應(yīng)系統(tǒng)技術(shù)在多項(xiàng)核心技術(shù)上獲得突破，達(dá)到了同時(shí)實(shí)現(xiàn)“三快”和“兩高”的攻關(guān)目標(biāo)，即油劑的快速脫離、分離催化劑的快速預(yù)汽提、油氣的快速引出，以與催化劑的高效分離、高油氣包容率。該技術(shù)目前已成功應(yīng)用于國(guó)50套不同構(gòu)型和規(guī)模的催化裂化裝置。結(jié)果表明，反應(yīng)后油氣在沉降器平均停留時(shí)間由常規(guī)的10?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，超過國(guó)外同類技術(shù)的最高水平。該技術(shù)還可有效抑制沉降器的結(jié)焦，延長(zhǎng)了開工周期。和國(guó)外同類先進(jìn)技術(shù)相比，該技術(shù)具有更高的氣固分離效率、更好的預(yù)汽提效果以與更高的操作彈性和穩(wěn)定性。該技術(shù)和裝備的投資僅為國(guó)外同類技術(shù)的1/20?1/10，具有顯著的競(jìng)爭(zhēng)優(yōu)勢(shì)?？蒲腥藛T在系統(tǒng)實(shí)驗(yàn)研究的基礎(chǔ)上，成功開發(fā)出了高效氣固旋流分離、高效預(yù)汽提、提高油氣包容率3項(xiàng)創(chuàng)新技術(shù)，并通過集成創(chuàng)新形成了4種新型快分系統(tǒng)，適用于目前所有構(gòu)型的催化裂化裝置，并創(chuàng)建了后反應(yīng)系統(tǒng)關(guān)鍵裝備的優(yōu)化設(shè)計(jì)理論和方法。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］。1.4催化裂化裝置研究進(jìn)展1.4.1催化裂化再生裝置形式單段再生的再生器的基本形式如圖1所示［11］。

圖1兩段再生是把待生劑依次通過兩個(gè)流化床進(jìn)行燒焦，它是為適應(yīng)重油催化裂化工藝發(fā)展起來的。兩段再生是把燒碳過程分為兩個(gè)階段進(jìn)行：第一段，約80%—85%的總燒碳量被燒去；第二段，再用空氣與在更高的溫度下繼續(xù)燒去余下的碳。兩段再生可在一個(gè)再生器筒體分隔為兩段來實(shí)現(xiàn)，也可以在兩個(gè)獨(dú)立的再生

器實(shí)現(xiàn)特生刑圖2管式再生采用提升管進(jìn)行催化劑的燒焦再生，提升管的表觀線速為3?10m/s。為了保持提升管催化劑呈活塞流，管上部線速較高，下部線速較低。燃燒用空氣從提升管的不同高度分為3-4股送入提升管中，以控制催化劑密度和氧濃度。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/(t.h)。燒焦用提升管長(zhǎng)度為22m,管燒焦量可占總燒焦量的80%左右。剩余焦炭和CO的燃燒在提升管上部的湍流床中進(jìn)行。環(huán)環(huán)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SE冊(cè)"仝FSE冊(cè)"仝FtSElSJ-35循環(huán)4!ft化床秤生悄闔圖41.4.2催化裂化反應(yīng)裝置形式單段提升管反應(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

反應(yīng)浦氣圖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)過程中不斷有焦炭沉積在催化劑表面，使催化劑活性與選擇性急速下降,對(duì)改善產(chǎn)品分步非常不利。針對(duì)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。20世紀(jì)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(yù)處理的作用，在第2段反應(yīng)器中，再對(duì)改質(zhì)后的原料進(jìn)行常規(guī)裂化。最

近，MaredlinEspeillac和PlebeCrespin取得了利用兩個(gè)反應(yīng)區(qū)進(jìn)行烴類裂化反應(yīng)的專利J。另外，石油大學(xué)正在進(jìn)一步地研究?jī)啥翁嵘艽呋鸦夹g(shù)，目前,已提出提升管兩段催化裂化工藝(TSRFCC)_3-,其工藝原則流程。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。石油大學(xué)(華東)勝華煉油廠0.1Mt/a工業(yè)試驗(yàn)結(jié)果表明，TSRFCC工藝可以極大的提高原油的轉(zhuǎn)換深度，同時(shí)加工能力可增加30%?50%;可以顯著改善產(chǎn)品分布，輕質(zhì)油收率可提高3—4個(gè)百分點(diǎn)，干氣和焦炭產(chǎn)率降低2個(gè)百分點(diǎn)；汽油的烯烴含量降低，柴油的十六烷值增加。□lur訊薯年應(yīng)IkErrLffiO由□lur訊薯年應(yīng)IkErrLffiO由兩段提升管反應(yīng)器的作用原理催化劑接力原理所謂催化劑接力是指當(dāng)原料進(jìn)行短反應(yīng)時(shí)間后、由于積炭而使催化劑活性下降到一定程度時(shí)，與時(shí)將其與油氣分開并返回再生器再生，需要繼續(xù)進(jìn)行反應(yīng)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)。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。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(chǎng)所和條件下進(jìn)行反應(yīng)，排除相互干擾。第一段提升管只進(jìn)新鮮原料，目的產(chǎn)物從段間抽出作為最終產(chǎn)品以保證收率和質(zhì)量，難以裂化的油漿和回?zé)捰停ㄑh(huán)油）單獨(dú)進(jìn)入第二段提升管，從而提高原料轉(zhuǎn)化深度、改善產(chǎn)品分布。短反應(yīng)時(shí)間兩段提升管重油催化裂化工藝技術(shù)采用分段反應(yīng)，總反應(yīng)時(shí)間一般為2S左右。大劑油比

兩段提升管技術(shù)米用兩段反應(yīng)，第一段反只達(dá)到較小的轉(zhuǎn)化程度，進(jìn)入分餾塔將柴油分出，使進(jìn)第二段提升管循環(huán)油的量明顯增加，故使循環(huán)催化劑對(duì)新鮮進(jìn)料的劑油比得到大幅度提高，反應(yīng)過程的催化作用得到顯著強(qiáng)化［12。冊(cè)氣舌加倔碼二段提生管Tm_^i二段提生管Tm_^i-段提生管錚生催化沐7預(yù)提升介質(zhì)待生催化劑料噴嘴［圖7循環(huán)油或汽油錚生催化沐7預(yù)提升介質(zhì)待生催化劑料噴嘴［圖7循環(huán)油或汽油瀆槌升介質(zhì)丸轄環(huán)油或汽油1.4.3催化裂化反應(yīng)一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)器和再生器分開布置的并列式；②反應(yīng)器和再生器架疊在一起的同軸式。并列式又由于反應(yīng)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。同高并列式主要特點(diǎn)是:①催化劑由U型管密相輸送;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調(diào)節(jié)；③由反應(yīng)器輸送到再生器的催化劑，不通過再生器的分布板，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。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。同軸式裝置形式特點(diǎn)是:①反應(yīng)器和再生器之間的催化劑輸送采用塞閥控制;

②采用垂直提升管和90°耐磨蝕的彎頭;③原料用多個(gè)噴嘴噴入提升管。圖91.4.4提升管末端快速分離器提升管末端采用快速分離技術(shù)可以縮短反應(yīng)生成物在反應(yīng)提升管的停留時(shí)間，防止過度裂化.本世紀(jì)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，其優(yōu)良的性能使反應(yīng)需要的時(shí)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(yīng)器和提升管末端快速分離技術(shù)。國(guó)外提升管末端快速分離技術(shù)的發(fā)展UOP的提升管末端快速分離技術(shù)S&W公司的提升管末端快分技術(shù)國(guó)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。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%。近期設(shè)計(jì)的裝置多采用三葉槽、彈射或粗旋風(fēng)分離器快速分離裝置。彈射快速分離裝置用于并列式裝置，80年代曾在工業(yè)裝置上試用，由于開工階段發(fā)生催化劑跑損而未得到廣泛應(yīng)用。[13]第一類第一類快速分離器特點(diǎn)是：快速分離器壓力略高于沉降器壓力，設(shè)置料封，使油氣按指定的方向流動(dòng)。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)。該快速分離器是一種密閉快速分離器。該快速分離器分三種形式可分別與國(guó)的T形、倒I形和粗旋風(fēng)分離器快速分離器配匹。圖10

第二類快分器特點(diǎn)：沉降器壓力略高于快分器壓力，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)。是一種半封閉快速分離器。圖11近期出現(xiàn)了一些新技術(shù)(如敞口式、多種直聯(lián)或緊接式、高效封閉偶合式提升管旋風(fēng)分離器)，已把提升管終端油劑快速分離結(jié)構(gòu)發(fā)展到了第3代產(chǎn)品。近年來UOP公司又開發(fā)了帶有預(yù)氣提的分離器，油氣在沉降管的停留時(shí)問已由lrain降到10?5S。VDS和VSS兩種快分技術(shù)也對(duì)提升管末端快速分離做了改進(jìn)，即在粗旋下部加了一個(gè)預(yù)氣提器，形成兩級(jí)氣提和在提升管出口端加有彎成一定角度的彎臂，使油劑混合物以旋流形式導(dǎo)出7J°S&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(diǎn)是氣體分離更快，壓降更小，提升管頂端可活動(dòng)，可避免催化劑帶入主分餾塔，同時(shí)操作方便。s&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。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。我國(guó)自行開發(fā)的PV型旋風(fēng)分離器結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，配以完整的優(yōu)化設(shè)計(jì)方法可將總分離效率達(dá)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］。1.4.5進(jìn)料霧化噴嘴進(jìn)料霧化是重油催化裂化工藝的關(guān)鍵技術(shù)之一，近年來不少研究單位致力于高效霧化噴嘴的開發(fā)研究，應(yīng)用比較廣泛的有Total公司的靶式噴嘴、U0P公司的Optimix噴嘴、Kellogg公司的Atomax噴嘴、中國(guó)科學(xué)院的KH噴嘴、工程建設(shè)公司(SEI)的BWJ噴嘴與集團(tuán)石油化工工程公司(LPEC)的LPC噴嘴等。工業(yè)應(yīng)用結(jié)果表明，性能良好的進(jìn)料霧化噴嘴可提高輕質(zhì)油收率，降低焦炭和干氣產(chǎn)率，改善產(chǎn)品分布，防止反應(yīng)系統(tǒng)結(jié)焦，是保證裝置長(zhǎng)周期運(yùn)行的關(guān)鍵設(shè)備。因此，國(guó)外對(duì)進(jìn)料噴嘴的改進(jìn)都非常重視。LPH°1型重油進(jìn)料霧化噴嘴是LPEC在LPC噴嘴基礎(chǔ)上開發(fā)出的新一代高效進(jìn)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。LPH一1重油進(jìn)料霧化噴嘴有以下優(yōu)點(diǎn)：霧化蒸汽用量小(只有3%)，可以降低裝置能耗；壓力降低(只有0.25MPa)，可以降低進(jìn)料機(jī)泵的電能消耗；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)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］。新型催化裂化進(jìn)料霧化噴嘴開發(fā)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20mX6m的大型進(jìn)料噴嘴霧化試實(shí)驗(yàn)室，配備了先進(jìn)的粒度測(cè)試分析儀器一一美國(guó)TSI公司的激光相位多普勒粒子分析儀(PDPA),以與噴嘴霧化試驗(yàn)臺(tái)和壓力、流量的測(cè)試、計(jì)量和控制設(shè)備，可實(shí)時(shí)測(cè)量霧化顆粒的粒度、速度、壓力和流量等參數(shù)，還可進(jìn)行噴嘴部流體流動(dòng)顯示°LPEC從20世紀(jì)80年代開始研發(fā)工作，經(jīng)過反復(fù)的實(shí)驗(yàn)室冷試、中試、半工業(yè)試驗(yàn)、工業(yè)試驗(yàn)和優(yōu)化篩選等過程，研制出了LPC型噴嘴，并應(yīng)用于生產(chǎn)裝置上，取得了良好效果和經(jīng)濟(jì)效益。[16]CS-II型重油催化裂化進(jìn)料噴嘴的特點(diǎn)CS-II型重油催化裂化進(jìn)料噴嘴(簡(jiǎn)稱cs—II噴嘴)采用矢量控制技術(shù)等最新研究成果，使進(jìn)料的霧化效果更貼近催化裂解裝置實(shí)際。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。采用了低速射流技術(shù)，不破壞催化劑，減輕了射流對(duì)噴嘴的沖蝕，在保持設(shè)計(jì)工況條件下，能穩(wěn)定使用3a。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(jìn)氣，多級(jí)霧化的設(shè)計(jì)理念，在突出節(jié)能的同時(shí)，實(shí)現(xiàn)了對(duì)劣質(zhì)油的高效霧化。操作彈性大，可在設(shè)計(jì)值±30%圍自如操作，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。在噴頭球面上方設(shè)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(jié)焦。CS-II型重油催化裂化進(jìn)料噴嘴應(yīng)用效果cs-ll噴嘴設(shè)計(jì)合理，除霧化蒸汽用量比設(shè)計(jì)略高外，其它運(yùn)行參數(shù)均在設(shè)計(jì)值圍之。操作彈性達(dá)到±30％，投用后運(yùn)行平穩(wěn)，未產(chǎn)生任何異常現(xiàn)象。CS-II噴嘴降低焦炭與干氣產(chǎn)率效果明顯，在原料性質(zhì)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(gè)百分點(diǎn)，生焦率降低了0．93個(gè)百分點(diǎn)，干氣產(chǎn)率降低了0．47個(gè)百分點(diǎn)。由于CS-II生焦率低，在裝置原料變重、再生器熱量過剩、主風(fēng)機(jī)滿負(fù)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(jì)與改造前相比，加工能力至少提高6t/h。同時(shí)由于生焦率降低，裝置能耗降低。由于CS-II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(zhǎng)周期穩(wěn)定運(yùn)行。投用CS-II噴嘴后，不包括提高加工能力與降低加工能耗所增加效益，只因產(chǎn)品分布改善就增加效益，顯著地提高了公司的經(jīng)濟(jì)效益［17。］1.4.6空氣分布器空氣分布器是FCCU再生器系統(tǒng)的關(guān)鍵設(shè)備，空氣分布器設(shè)計(jì)的好壞將直接影響催化劑的跑損和再生效果，直接影響裝置的經(jīng)濟(jì)效益和生產(chǎn)周期。國(guó)外空氣分布器的情況：國(guó)外早期設(shè)計(jì)的FCCU再生器多采用分布板，后來的設(shè)計(jì)多采用管形分布器。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。國(guó)早期設(shè)計(jì)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(yán)重而影響生產(chǎn)，80年代以后陸續(xù)更換為管型

分布器。近期設(shè)計(jì)的裝置也多采用管形分布器。國(guó)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，見圖。圖1—a為分布板，現(xiàn)國(guó)很少采用。圖12l—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(duì)較大，因此這種分布器現(xiàn)在也少采用。圖1—c為樹枝分布管，這是目前應(yīng)用較多的一種型式，各支管均為能自由伸縮直管，且容易加工制造，圖1—c用于并列式裝置，圖1—d用于同軸式器兩段再生，圖1—e用于中小型同軸式裝置，圖1—f和圖1—g用于大型同軸式裝置?？諝夥植计鞯脑O(shè)計(jì)空氣分布器的設(shè)計(jì)應(yīng)滿足下列要求：將主風(fēng)在流化床分布均勻；操作彈性大不因高溫?zé)崤蛎浐痛呋瘎┠p而損壞分布器；設(shè)備簡(jiǎn)單21分布器形狀和類型空氣分布器的形狀應(yīng)結(jié)合再生器的型式確定，力求盡量簡(jiǎn)單，便于制造加工，目前，國(guó)分布板的熱膨脹變形問題尚未解決，尤其是大型流化床。因此，應(yīng)首先考慮樹枝狀管形分布器。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(shù)較多，且長(zhǎng)短不等，在計(jì)算管徑時(shí)一般總根數(shù)用平均速度計(jì)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(zhǎng)的分支管上布嘴較多，使長(zhǎng)分支管中氣體速度高于平均速度。如過高則可能導(dǎo)致催化劑被吸人（在分支管的根部）而磨壞分布管。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，如超過噴嘴氣速的三分之一，則需加大分支管直徑。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?。分布管的壓力降分布管噴嘴的壓力降最小應(yīng)不小于床層靜壓的30％，使空氣進(jìn)人每個(gè)噴嘴的空氣量一樣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。注意以下兩種情況，一是在快速流化床中盡管快速床對(duì)分布器壓力降的要求比床層低，但從避免分布器磨損角度來看，其壓力降也不宜過低。二是應(yīng)該強(qiáng)調(diào)分布器起作用的是噴嘴的壓力降，還應(yīng)注意該壓力降與工業(yè)裝置儀表指示數(shù)據(jù)的差別如某廠FCCU再生器流化不理想，催化劑跑損大，而儀表指示為0.005?0.007MPa,似乎也正常，然而扣除側(cè)壓管問庫(kù)層的靜壓等，噴嘴的壓力降只有0.003MPa。堵孔后。催化劑跑損大為減少［⑻。1.4.7結(jié)語(yǔ)對(duì)我國(guó)來說，催化裂化發(fā)展仍應(yīng)結(jié)合我國(guó)煉油工業(yè)面臨的實(shí)際情況，努力提高催化裂化技術(shù)水平，盡快形成具有我國(guó)特色的催化裂化工藝技術(shù)。目前我國(guó)原油不足，劣質(zhì)油增加很快，再加上國(guó)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)的開發(fā)和建設(shè)，以提高煉油廠整體經(jīng)濟(jì)效益。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(zhǎng)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)性的適用圍廣泛的FCC裝置通用優(yōu)化軟件。催化裂化裝置除了采取措施達(dá)到清潔燃料的新標(biāo)準(zhǔn)外，可因地制宜，多生產(chǎn)乙烯、丙烯，向石油化工方面延伸，更好地實(shí)現(xiàn)煉油化工一體化，這是企業(yè)抗擊市場(chǎng)風(fēng)險(xiǎn)能力的重要措施，也是未來煉油廠發(fā)展的一個(gè)重要趨勢(shì)。增加摻渣比同時(shí)生產(chǎn)清潔燃料的新催化裂化工藝以與煉油與石油化工一體化的新催化裂化工藝將是近期技術(shù)開發(fā)的熱點(diǎn)。設(shè)計(jì)說明加工方案的確定與裝置形式的選擇2.1.1加工方案首先，從催化裂化產(chǎn)品產(chǎn)率和產(chǎn)品質(zhì)量情況可以看出，催化裂化過程的主要目的是生產(chǎn)汽油，汽油產(chǎn)率為30%~50%。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)。其次，由催化裂化主要反應(yīng)可見，在烴類的催化裂化反應(yīng)過程中，裂化反應(yīng)的進(jìn)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(zhì)油輕質(zhì)化重要手段的根本依據(jù)；而氫轉(zhuǎn)移使催化汽油飽和度提高、安定性好；異構(gòu)化、芳構(gòu)化反應(yīng)是催化汽油辛烷值高的重要原因。鑒于催化裂化的目的是生產(chǎn)高辛烷值，低烯烴汽油。所以選用催化裂化生產(chǎn)汽油。2.1.2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)。反應(yīng)器采用直提升管式反應(yīng)器，由于分子篩催化劑的含碳要求比較嚴(yán)格，必須采用高效完全再生，燒焦罐式再生器可以實(shí)現(xiàn)高效完全再生，使再劑含碳量降低到0.1%以下，故再生器選用燒焦罐式再生器。流程說明2.2.1反應(yīng)再生系統(tǒng)提升管反應(yīng)器的進(jìn)料由兩部分組成，一部分為常壓渣油，另一部分為從分餾塔下過來的回?zé)捰秃突責(zé)捰蜐{。常壓渣油由渣油罐流入裝置，通過渣油泵（P201/A.B）加壓，然后依次通過頂循環(huán)回流油渣油換熱器（E202/A.B）,—中段回流油渣油換熱器（E202A.B），油和漿渣油換熱器（E203/A.B）換熱，使渣油預(yù)熱至300°C左右，送至提升管反應(yīng)器（R101/1）的上部進(jìn)料噴嘴?；?zé)捰蛷姆逐s塔第二層塔板上抽出，并用回?zé)捰捅茫≒202/A.B）加壓后送至提升管反應(yīng)器的下部回?zé)捰瓦M(jìn)料噴嘴。油漿從分餾塔底抽出，用油漿泵（P203/A.B）加壓后送至提升管反應(yīng)器下部的回?zé)捰瓦M(jìn)料噴嘴在開工和非正常操作的情況下，渣油進(jìn)料靠加熱爐（F201）預(yù)熱后再進(jìn)反應(yīng)器。當(dāng)發(fā)生事故時(shí)，要緊切斷反應(yīng)器進(jìn)料，同時(shí)把進(jìn)料轉(zhuǎn)送至分餾塔的第二層塔板上，并立即打開提升管反應(yīng)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)。提升管反應(yīng)器（R101/1）進(jìn)料與來自再生器（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）的二組一級(jí)旋風(fēng)分離器。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。燒焦用的空氣是由能量回收機(jī)組（M101）的主風(fēng)機(jī)加壓至0.36MPa（絕），再經(jīng)輔助燃燒進(jìn)入預(yù)混合管，與催化劑一起進(jìn)入一密相燒焦。催化劑上的積碳很快燃燒放出大量的熱，使一密相的溫度高達(dá)700*之多，然后催化劑和煙氣經(jīng)稀相管進(jìn)入再生器的沉降段.催化劑進(jìn)入再生器二密相并與主風(fēng)機(jī)來的二段主風(fēng)家畜接觸松動(dòng)后，經(jīng)再生斜管送至提升管反應(yīng)器，還有一部分進(jìn)入外取熱器與冷水進(jìn)行換熱。進(jìn)入稀相段的煙氣，經(jīng)九組旋風(fēng)分離器和三級(jí)旋風(fēng)分離除去攜帶的催化劑之后，送至能量回收機(jī)組的煙氣透平進(jìn)行膨脹作功。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。在三旋出口至余熱鍋爐的煙氣管線上裝有雙動(dòng)滑閥，正常操作時(shí)，雙動(dòng)滑閥僅作為煙機(jī)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(dāng)煙氣透平出現(xiàn)故障或開停工時(shí)，雙動(dòng)滑閥自動(dòng)切入，控制再生器壓力，煙氣全部通過雙動(dòng)滑閥進(jìn)入余熱鍋爐。2.2.2分餾系統(tǒng)在自沉降器（R101/2）的反應(yīng)油氣進(jìn)入分憎塔（T201）底部，底部設(shè)有人字行擋板，反應(yīng)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(jìn)入第一層塔板開始分餾.分憎塔頂油氣約150*，經(jīng)分憎塔頂油氣一熱水換熱器（E204/ABCD）以與分憎塔頂油氣在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(jī)（C301）加壓至1.4MPa（絕）。從分憎塔頂油氣分離器（V203）冷凝下來的水由富氣水洗泵后作為壓縮富氣的洗滌水。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)輕柴油一富吸收換熱器（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°C作為產(chǎn)品出裝置。另一部分輕柴油經(jīng)貧吸收油冷卻器（E209）冷卻至40C，送至再吸收塔（T303）作為吸收劑。吸收后的富吸收油經(jīng)（E206）換熱至150C返回分餾塔第24層，分餾塔還設(shè)有四個(gè)循環(huán)回流進(jìn)行取熱：頂循環(huán)，一中循環(huán)，二中循環(huán)以與油漿循環(huán)。頂循環(huán)由頂循環(huán)油漿（P206/AB）從28層抽出，溫度為165C左右，頂循環(huán)油先經(jīng)頂循環(huán)回流油一熱水換熱器（E220/AB）與循環(huán)水換熱，使頂循環(huán)回流油冷卻至90C返回31層。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270C，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245C，然后經(jīng)一中循環(huán)油一渣油換熱器（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190C返回分餾塔第19層。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280C返回分餾塔第5層。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(yīng)器，一路經(jīng)油漿一渣油換熱器（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。油漿被冷卻至290C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。2.2.3吸收穩(wěn)定系統(tǒng)經(jīng)氣體壓縮機(jī)(C301)壓縮至(絕)1.4MPa的壓縮富氣匯合富氣水洗泵(P209/AB)加壓后的洗滌水，以與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°C，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。吸收過程中放出的熱量，由兩個(gè)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(jìn)入再吸收塔(T303)K底部與吸收輕柴油進(jìn)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(chǎn)品送出裝置，還有少部分送到提升管反應(yīng)器的預(yù)提升段。氣壓機(jī)出口油氣分離器(V302)中，氣液分離得到的凝縮油解吸塔進(jìn)料泵(P301/AB)抽出經(jīng)解吸塔進(jìn)料換熱器(E302)加熱至80C，進(jìn)入解吸塔下部。解吸塔底由重沸器(E303)提供熱量，以脫出富氣吸收油重C組分，解吸塔底脫乙烷汽油由2穩(wěn)定塔進(jìn)料泵(P302/AB)從解吸塔抽出，經(jīng)穩(wěn)定塔進(jìn)料換熱器底與穩(wěn)定汽油換熱，使脫乙烷汽油達(dá)160C進(jìn)入穩(wěn)定塔中部。穩(wěn)定塔(T304)底由穩(wěn)定塔底重沸器(E305)提供熱源，C以下的輕組分從穩(wěn)定塔4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)定汽油一熱水換熱器(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。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。主要操作條件反應(yīng)——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(jì)效益。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)系與相互影響的規(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。由于催化裂化反應(yīng)的復(fù)雜性，尤其在工業(yè)裝置上，許多操作參數(shù)是相互聯(lián)系的，又是相互制約的，常常在改變某個(gè)參數(shù)時(shí)會(huì)引起其他條件的變化。因此，我們必須在了解每個(gè)條件單獨(dú)影響的基礎(chǔ)上，在操作中作綜合分析，從而選擇合適的操作條件。2.3.1再生溫度再生溫度是影響燒焦速率的最重要因素之一。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。在600*左右時(shí)每提高10*，燒焦速度可以提高約20%。但是，提高再生溫度受到催化劑水熱穩(wěn)定性和設(shè)備結(jié)構(gòu)以與材料限制。對(duì)于常規(guī)再生來說，若使用硅酸鋁催化劑再生溫度一般在580-600*。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。對(duì)于完全再生，可在680-700*下操作。對(duì)于再生器為兩器兩段的再生裝置，可提高再生溫度到更高的溫度。取再生溫度T再=710*2.3.2再生壓力再生壓力是指再生器的頂壓，因?yàn)樵偕骱头磻?yīng)器是相通的，兩器的壓力是相互關(guān)聯(lián)的。因此還要考慮反應(yīng)器與再生器的兩器平衡。因?yàn)橹挥蟹磻?yīng)、再生兩器達(dá)到壓力平衡，才能保證催化裂化穩(wěn)定的進(jìn)行。再生壓力對(duì)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，再生壓力取值為0.27-0.31MPa（表壓）取再生壓力P再=0.29MPa再生煙氣中過剩氧含量再生煙氣中過剩氧含量標(biāo)志著再生器中的氧分壓，過剩氧含量越大，燒焦速度越大，過剩氧含量增加，導(dǎo)致空氣量增加。氮?dú)夂吭黾?，所以?dòng)力消耗大，對(duì)經(jīng)濟(jì)效益不利。煙氣中的過剩氧含量是一個(gè)操作變數(shù)，它主要受二次燃燒的限制，常規(guī)再生控制0.5到2%。完全再生裝置由于消除了二次燃燒的可能性，一般控制在3-5%。大大強(qiáng)化了再生過程。取過剩氧含量0（過）=3.0%2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。溫度高則反應(yīng)速度加快，能提高轉(zhuǎn)化率，但溫度對(duì)裂化反應(yīng)速度影響比催化裂化影響大得多。當(dāng)溫度提高到500*以上時(shí)。熱裂化的比重逐漸增大，只是氣體中C,1C增多，產(chǎn)品不飽和度增大。不過，即使這樣，仍以催化裂化反應(yīng)為主。2由于催化裂化為平行順序反應(yīng)，而反應(yīng)溫度有對(duì)各類反應(yīng)的反應(yīng)速度有不同影響。因此改變溫度就會(huì)影響產(chǎn)品分布和產(chǎn)品質(zhì)量。如轉(zhuǎn)化率不變，提高反應(yīng)溫度，汽油與焦炭降低，因此，氣體產(chǎn)率增加，而且由于提高溫度對(duì)促進(jìn)分解反應(yīng)和芳構(gòu)化反應(yīng)速度提高的程度高于氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)，因此使汽油中的烯烴和芳烴含量有所增加，故汽油辛烷值提高，一般工業(yè)生產(chǎn)的反應(yīng)溫度常根據(jù)生產(chǎn)不同方案采用460-520°C—般用510°C取反應(yīng)溫度T=510C反2.3.5反應(yīng)壓力反應(yīng)壓力是指反應(yīng)沉降器的頂壓，反應(yīng)壓力主要根據(jù)再生壓力和催化裂化反應(yīng)要求來確定。提高反應(yīng)壓力就是提高反應(yīng)器的油氣分壓，油氣分壓的提高以為著反應(yīng)濃度的增加。因此反應(yīng)速度加快，從而提高了轉(zhuǎn)化率。壓力的變化對(duì)產(chǎn)品的分布也有很大的影響:提高反應(yīng)壓力，生焦率上升明顯，干氣產(chǎn)率也會(huì)增加，汽油產(chǎn)率有所降低。在生產(chǎn)中，希望最大限度的降低焦炭產(chǎn)率。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。實(shí)際操作中，反應(yīng)——再生器之間須保持一定的壓差。一般取值為0.25-0.29MPa（表壓）取反應(yīng)壓力P反=0.28MPa（表壓）2.3.6焦中氫碳比（H/C）焦中氫碳比可以影響燒焦的放熱情況。焦中氫碳比越大，反應(yīng)深度大，縮合多，脫氫多。計(jì)算式如下：H/C=[8093-0.425（CO+O）-0.257CO]/[CO+CO]222其中：CO--co在干煙氣中的體積分?jǐn)?shù)22CO--CO在干煙氣中的體積分?jǐn)?shù)O--O在干煙氣中的體積分?jǐn)?shù)222.3.7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。工業(yè)上一般取1-4S，加工渣油是采取更低的反應(yīng)時(shí)間，以降低生焦率。取反應(yīng)時(shí)間T反=3S2.3.8煙氣中CO與CO比值（CO/CO）22這個(gè)比值與再生器的形式有關(guān)系。標(biāo)志著不完全燃燒和完全燃燒。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。則取CO/CO=022.3.9原料的預(yù)熱溫度不同的原料和不同結(jié)構(gòu)的原料噴嘴對(duì)預(yù)熱溫度有不同的要求。預(yù)熱溫度對(duì)進(jìn)料霧化效果有很大影響，對(duì)產(chǎn)品質(zhì)量和收率有不同程度的影響。同時(shí)，渣油的催化裂化不同于餾分油的催化裂化，餾分油的催化裂化過程是氣固兩相反應(yīng)而渣油催化裂化是氣固液三相反應(yīng)，隊(duì)伍話要求更高。霧化效果好則一樣轉(zhuǎn)化率條件下焦炭和氣體產(chǎn)率下降，輕質(zhì)油收率上升。霧化效果差，則焦炭產(chǎn)率上升。一般情況下預(yù)熱溫度高，霧化效果好。渣油（重質(zhì)油）預(yù)熱溫度一般比餾分油低一些，因?yàn)樯勾螅偕到y(tǒng)生產(chǎn)的熱量可以與新鮮原料換熱。取原料的預(yù)熱溫度T預(yù)=260*2.3.10再生劑含碳量（定碳）分子篩催化劑對(duì)再生劑的含碳量十分敏感。再生劑含碳量過高，分子篩催化劑活性和選擇性都會(huì)下降，因而大大降低了轉(zhuǎn)化率，汽油產(chǎn)率，溴價(jià)上升，誘導(dǎo)期下降。汽油方案再生催化劑含碳量應(yīng)該低于0.2%，有些裝置要求低于0.05%。取再生劑含碳量為0.05%。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。設(shè)計(jì)采用了下流式可調(diào)外取熱器。（2）采用帶有預(yù)混合管的高效燒焦罐再生器，進(jìn)一步強(qiáng)化催化劑再生，使催化劑碳含量降至0.05%以下，充分發(fā)揮催化劑的選擇性。（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)。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。提高分離效率。（4）為加強(qiáng)原料霧化效果，采用喉管式高效進(jìn)料霧化噴嘴，控制出口線速度達(dá)70-90%m/s可使油滴分離為平均直徑小于100微米的霧滴，同時(shí)，改善油劑接觸，適當(dāng)加大進(jìn)料的霧化蒸汽量，改善原料的霧化條件。（5）采用再生催化劑金屬鈍化技術(shù)，抑制重金屬的污染，同時(shí)對(duì)降低氫氣和焦碳的生成是有效的。設(shè)計(jì)采用Y-15催化劑，使用鈍化劑液收效果提高，氣體與焦碳產(chǎn)率下降。（6）采用一氧化碳助劑燃燒完全再生，避免二次燃燒。（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(jié)構(gòu)。（8）反應(yīng)器和再生器頂出口設(shè)計(jì)為外集氣室。外集氣室結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，耐高溫，可以避免原來集氣型結(jié)構(gòu)復(fù)雜，高溫下受壓力影響大，容易變形斷裂等缺陷。這渣油催化裂化高反應(yīng)溫度高再生溫度十分有利。2.5能量回收根據(jù)設(shè)計(jì)條件，煙氣從再生頂部出來的溫度在700*左右，壓力在0.29MPa（表）左右。因此要回收煙氣似的壓力能和熱能。延期通過二級(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)。采用煙氣透平、主風(fēng)機(jī)、變速箱、電動(dòng)發(fā)電機(jī)同軸串聯(lián)的形式。通過透平回收煙氣的勢(shì)能作功之后煙氣的勢(shì)能還很高，故還需進(jìn)一步設(shè)置余熱鍋爐以吸收煙氣的顯熱。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。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)。主風(fēng)機(jī)選用MCL1003型四臺(tái)。該機(jī)的性能入口流速：1550m3/min；入口壓力：0.0987MPa出口壓力：0.34MPa;軸功率：5603KW2.6環(huán)境保護(hù)渣油催化裂化的環(huán)保問題是由其原料的特殊性決定的。治理難度遠(yuǎn)遠(yuǎn)超過餾分油催化裂化、渣油催化裂化的原料中污染物質(zhì)含量的增加，在反應(yīng)的過程中油品精制過程中又需要將其儲(chǔ)存，所以其污染物的排放也隨之增加。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。渣油中含有大量的硫氮化合物，在反應(yīng)過程中，它們一部分進(jìn)入焦炭中，燒焦時(shí)轉(zhuǎn)化為SO和NO化合物，如果直接排入大氣會(huì)嚴(yán)重污染環(huán)境，另一部分進(jìn)入汽XX油、液化氣中，在使用過程中也會(huì)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。（1）廢氣與粉塵防治使用CO助燃劑，降低CO在煙氣中的含量，使用SOX轉(zhuǎn)移催化劑回收煙氣中的硫，減少環(huán)境污染。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。（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，以與穩(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)出口油氣分離器以與穩(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。（3）噪聲的防治噪聲主要來源為壓縮機(jī)、主風(fēng)機(jī)、電機(jī)以與蒸汽放空裝置，為降低噪聲，在壓縮機(jī)、風(fēng)機(jī)、電動(dòng)機(jī)等設(shè)備處加上消聲器。設(shè)計(jì)計(jì)算

基礎(chǔ)數(shù)據(jù)處理量：130萬(wàn)噸/年，年開工按8000小時(shí)計(jì)，其它數(shù)據(jù)見表12、3、4、5表1基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表處理量t/a1300000焦碳產(chǎn)率％11.2煙氣中氧氣量%3.0焦中氫碳比（重）7/93空氣相對(duì)濕度%56大氣溫度。C15大氣壓力KPa101再生劑含碳量％0.06表2原料和產(chǎn)品性質(zhì)項(xiàng)目原料油汽油柴油回?zé)捰捅戎豥2040.89570.74770.85410.902710%93236403恩30%112255419氏50%132286433蒸70%152317450餾90%173349489殘?zhí)縲%4.34u（厘斯）10027.50回?zé)挶龋?.5苯胺點(diǎn)121.00表3產(chǎn)品收率

產(chǎn)品總氣體汽油柴油焦炭合計(jì)產(chǎn)率w%12.040.136.711.2100表4氣體組成組分H2HS2C01C02C=2C03w%5.040.295.134.754.095.23組分C=IC0NC0C=IC=TC=C=3444-144-24-2w%22.1412.173.7120.259.67.6表5催化劑組成孔體骨架充氣篩分組成wt%積密度密度ml/gg/mlg/ml<2020?40?80?〉40801101100.1462.860.857.120.260.511.21.0再生部分計(jì)算3.2.1燃燒計(jì)算(1)焦中碳量、氫量與硫量燒焦量=1300000X11.2%=18200kg/h先計(jì)算干氣平均分子量M=34X0.29+2X5.04+16X5.13+30X4.75+28X4.09+44X5.23+42X22.14+58X12.17+56X9.6+56X7.6+56X20.25+58X3.71=45.06kg/kmol焦中硫含量=原料中硫含量-干氣中硫含量即1300000X0.13%—1300000X12.0%XO.29%X32一45.06=171.566kg/h=5.36kmol/h則燒碳量=(18200-171.57)X93%=16766.44kg/h=1397.2kmol/h燒氫量=(18200-171.57)X7%=1262kg/h=631kmol/h(2)燒焦需空氣量和燃燒產(chǎn)物量理論耗0量2碳生成二氧化碳耗氧量=1397.2X1=1397.2kmol/h氫生成水耗氧量=631X0.5=315.5kmol/h硫生成二氧化硫耗氧量=5.36X1=5.36kmol/h理論耗氧量=1397.2+315.5+5.36=1718.06kmol/h=54977.92kg/h燃燒產(chǎn)物量碳生成CO量=1397.2kmol/h=61476.8kg/h2氫生成HO量=631kmol/h=11358kg/h2硫生成SO量=5.36mol/h=343.04kg/h2理論干空氣量理論氮?dú)饬?1718.06X79/21=6463.18kmol/h=180969kg/h理論干空氣量=1718.06X32+6463.18X28=235947kg/h空氣相對(duì)分子量=235947一8181.24=28.84kg/kmol實(shí)際干空氣量煙氣中過剩氧體積3%則：3%=O過/(理論干煙氣量+O過+N過)222=O過/(CO+N理+SO+O過+N過)222222=O過/(1397.2+6463.18+5.36+O過+O過X79/21)222故：O過=275.3kmol/h2N過=275.3X79/21二1035.7kmol/h2過剩干空氣量=275.3+1035.7=1311kmol/h實(shí)際干空氣量=8181.24+1311=9492.25kmol/h=273756.45kg/h濕空氣量(主風(fēng)量)大氣溫度15^,相對(duì)濕度56%,查《石油加工工藝學(xué)》中冊(cè)圖6—29,得絕對(duì)濕度為0.009kg水汽/kg干空氣空氣帶入水量=273756.45X0.009二2463.81kg/h=136.88kmol/h濕空氣量=9492.25+136.88=9629.13kmol/h=215692.5[m3(N)/h]=3594.87[m3(N)/min]此即正常主風(fēng)量依此量X110%,可作為選主風(fēng)機(jī)的依據(jù)：3594.87X110%=3954.4[m3(N)/min]故選D800-33型主風(fēng)機(jī)6臺(tái)并聯(lián)?？偢蔁煔饬靠偢蔁煔饬?CO+SO+O+N理+N過22222=1397.2+5.36+275.3+6463.2+1035.7=9176.76kmol/h則總干煙氣的質(zhì)量流率=1397.2X44+5.36X64+275.3X32+6463.2X28+1035.7X28=224178.36kg/h總濕煙氣量總濕煙氣量二CO+SO+O+N理+N過+空氣帶入水量+生成水量22222=1397.2+5.36+275.3+6463.2+1035.7+136.88+631=9944.64kmol/h則總濕煙氣的質(zhì)量流率=1397.2X44+5.36X64+275.3X32+6463.2X28+1035.7X28+136.88X18+631X18=294420.48kg/h濕煙氣組成

表6煙氣量與組成數(shù)據(jù)組分流Kmol/h量組成干煙氣(mol)%濕煙氣Kg/h相對(duì)分子量CO21397.261476.84415.2314.05SO25.36343.04640.060.05O2275.38809.6323.002.77N27498.9209969.22881.775.41280598.6總干煙氣9176.76430.6100.0生成水汽63111358187.72主風(fēng)帶入水汽136.882463.818294420.4總濕煙氣9944.64829.6100.0⑶物料平衡核算總干空氣量+焦碳量=273756.45+18200=291956.45kg/h總干煙氣量+生成水汽量=280598.64+11358=291956.64kg/h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(jì)算顯然正確燒焦耗風(fēng)指標(biāo)=總濕空氣量/燒焦量=215692.5/18200=11.83[m3/kg焦]

煙風(fēng)比=總濕煙氣量/總濕空氣量=9944.64/9629.13=1.033注：公式里的濕煙氣不包括各項(xiàng)吹入水蒸汽量3.2.2反應(yīng)系統(tǒng)熱平衡計(jì)算表7進(jìn)入反應(yīng)系統(tǒng)的水汽表項(xiàng)目性質(zhì)溫度°CKg/hKmol/h依據(jù)新鮮原料霧化過熱4008125451.4進(jìn)料5%蒸汽蒸汽回?zé)捰挽F化蒸4062.225.7回?zé)?%汽5預(yù)提升蒸汽0.04Gs0.8KgH2O/tCAT汽提蒸汽0.8G0.14Gs2.5KgH2O/tCAT汽提段錐底松s12.22經(jīng)驗(yàn)動(dòng)蒸汽2.5G再生滑閥松動(dòng)s13.89經(jīng)驗(yàn)蒸汽220再生滑閥吹掃飽和18010.796Kg汽/閥蒸汽蒸汽250膨脹節(jié)吹掃蒸10經(jīng)驗(yàn)

提升管上段采2.6724Kg汽/樣口樣口吹掃180提升管下段采2.6724Kg汽/樣口樣口吹掃48上進(jìn)料事故蒸2.6724Kg汽/樣口汽嘴吹掃48下進(jìn)料事故蒸2.6724Kg汽/樣口汽嘴吹掃48防焦蒸汽8.33煉油廠安全閥吹掃蒸4850.0煉油廠汽再生催化劑帶過熱72015005KgH2O/tCAT入蒸汽蒸汽900再生催化劑帶7201kg煙氣/tCAT入煙氣0.05G汽192s1Gs注：以Gs(t/h)來表示催化劑循環(huán)量，通過計(jì)算來確定催化劑循環(huán)量和劑油比。(1)供熱方再生催化劑帶入熱Q1再生后的高溫催化劑來自二密相取720*,催化劑比熱取1.1kJ/kg.KQ=催化劑循環(huán)量x催化劑比熱x(t-t)再反=Gsx103x1.1x(720-510)=231x103GsKJ/h焦碳吸附熱Q2根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，每千克焦碳吸附放出2.22X103KJ熱量Q=18200x2.22x103=40404x103KJ/h2再生催化劑帶入煙氣與水蒸汽帶入熱Q3根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，每噸催化劑帶入1kg煙氣，0.05kg水蒸汽，根據(jù)經(jīng)驗(yàn)煙氣比熱取1.09KJ/kg.K，水汽取2.1KJ/kg.K。Q=GsX煙氣比熱X(720-510)+GsX水蒸汽比熱X(720-510)3=Gsx10-3x1x1.09x(720-510)+Gsx10-3x0.05x2.1x(720-510)=0.25095x103GsKJ/hQ=Q+Q+Q=231x103Gs+40404x103+0.25095x103Gs供123=(231250.95Gs+40404x103)KJ/h(2)耗熱方：①反應(yīng)熱Q4由于目前國(guó)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=16766.44kg/h（再生燒去焦碳總的量）附加碳二新鮮原料量X殘?zhí)浚ィㄖ兀0.6=1300000X103一8000X0.05%X0.6=4875kg/h可汽提碳二循環(huán)催化劑X0.02%=0.2Gskg/h所以催化碳=19348.3-0.2Gs-4875二(11891.44-0.2Gs)kg/h所以：Q=2180X4.1868X(11891.44-0.2Gs)4=(108535836.6-1825.4Gs)kJ/h水蒸汽升溫?zé)酫5Q=(霧化+預(yù)提升+汽提+松動(dòng))蒸汽X比熱容X(t-t)+5反過熱各處吹掃蒸汽X比熱容X(t-t)反飽和=(8125+4062.5+0.8Gs+2.5Gs+470)X2.09X(510-400)+(192+180+48X4+150+900)X2.09X(510-180)=(1.113X106+2.91X106+758.67Gs)kJ/h散熱熱損失Q6Q=F(提升管與沉降器的總表面積)X2.26假設(shè)提升管徑=1.4米，長(zhǎng)度=41米，沉降器徑=7.4米，高=14.1米，汽提段徑=3.8米，長(zhǎng)度=7.7米則Q二nX(1.4X41+7.4X14.1+3.8X7.7)X2.2X36006=4750X103KJ/h原料升溫汽化熱Q7Q=(新鮮原料+回?zé)捰?X(q-q)7t反汽t液預(yù)m新=162500kg/h,m回=162500X0.5二81250kg/hd20新=0.8957，4d20回=0.9027。4V新=162500/0.8957/(162500/0.8957+81250/0.9027)=0.67V回=1-0.66=0.33所以d=0.67X0.8957+0.33XO.9027=0.898混W=162500/(162500+81250)=0.67新W=1-0.667=0.33回由原料比重查《煉油工藝圖表集》上冊(cè)1—3—3，得比重指數(shù)(APIo)=25.7,又有粘度Y100厘沱=27.5,查《煉油工藝圖表集》上冊(cè)1—6—8,得K=12.42，回?zé)捰蚫20=0.9027，查《煉油工藝圖表集》4回上冊(cè)1—3—3,得比重指數(shù)(APIo)=27.6，立方平均沸點(diǎn)T=S(yiT立i1/3)3=(0.1X6761/3+0.2X6921/3+0.2X7061/3+0.2X7231/3+0.2X7621/3)3=(0.878+1.769+1.791+1.795+1.826)3=521.46K，因?yàn)門立=521.46K,即248.46°C,查《煉油工藝圖表集》上冊(cè)1一6—3,得K=10.98,則K混=0.67X12.42+0.33X10.98=11.94,根據(jù)d=0.89,混K=11.94，查《石油加工工藝學(xué)》上冊(cè)焓圖，得q510=375kcal/kg,混汽K值的校正值為（-2）,壓力的矯正值為（+1）,則q、510=375-（-2）汽-（+1）=376kcal/kg=1574.2KJ/kg設(shè)預(yù)熱溫度為260*查《石油加工工藝學(xué)》上冊(cè)焓圖，得q、260=150液kcal/kg,K值的校正值為（+1.008）,則q、260=150X1.008=151.2液kcal/kg=633KJ/kg則有則有Q=（16250+81250）X（1574.2-633）=229417.5X10aKJ/h7Q=108535836.6-1825.4Gs+4.023X103+758.67Gs耗+4750X103+229417.5X103=（346726.34X103-2584.07Gs）KJ/h根據(jù)Q=Q,則供耗231250.95Gs+40404X103=346726.34X103-2584.07GsGs=1310X103kg/h=1310t/h⑶劑油比劑油比=循環(huán)催化劑量/（新鮮原料+回?zé)捰停?1310X103/（162500+81250）=5.373.2.3再生系統(tǒng)熱平衡計(jì)算⑴燒放熱（完全再生可認(rèn)為沒有CO）生成CO放熱=16766.44X33913二56860X104KJ/h2生成HO放熱=1262X119742=15111.4X104KJ/h2生成SO放熱=171.57X8X9270二1272.4X104KJ/h2總放熱=(56860+15111.4+1272.4)X104=73243.8X104KJ/h焦碳吸附熱與焦碳脫附熱相等即4040.4X104K