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文本内容:
743.1设计原则4HYPERLINK\l_Toc
259813.2设计总体思路与设计依据5HYPERLINK\l_Toc
285043.3反-再系统的工艺流程的选择5HYPERLINK\l_Toc
206073.4本设计工艺流程概述6HYPERLINK\l_Toc244004反应—再生系统的工艺计算8HYPERLINK\l_Toc
206714.1设计基础数据8HYPERLINK\l_Toc
176024.2反应—再生系统物料与热量平衡10HYPERLINK\l_Toc
271274.3反应器的热平衡和物料平衡计算15HYPERLINK\l_Toc
102534.4再生器主要附件19HYPERLINK\l_Toc
41824.5提升管及主要附件24HYPERLINK\l_Toc___
674.6两器压力平衡30HYPERLINK\l_Toc
247464.7其他细节设计32HYPERLINK\l_Toc199065主要设备的选择34HYPERLINK\l_Toc
161395.1提升管反应器34HYPERLINK\l_Toc
24135.2沉降器及汽提段34HYPERLINK\l_Toc
142755.3再生器34HYPERLINK\l_Toc
30075.4外取热35HYPERLINK\l_Toc
72975.5三级旋风分离器35HYPERLINK\l_Toc
18065.6主风机及烟气轮机35HYPERLINK\l_Toc
266505.7增压机组35HYPERLINK\l_Toc
156925.8反应部分工艺技术35HYPERLINK\l_Toc
1.毕业设计论文题目800Kt/a重油催化裂化反再系统工艺设计
2.毕业设计（论文）时间2013年1月14日～2013年6月16日3．毕业设计论文所需资料及原始数据（指导教师选定部分）期刊资料《石油炼制与化工》《炼油技术与工程》《石油学报》等书籍:《石油炼制工程》；《流化催化裂化》；《荆门石化总厂催化裂化装置操作规程》；《催化裂化工艺设计》《催化裂化装置可行性研究报告》《石油炼制工艺计算图表集》等原料为鲁宁蜡油，掺炼10%减压渣油分子筛催化剂4．毕业设计论文应完成的主要内容
（1）反应再生系统工艺设计计算再生器物料平衡、热平衡、压力平衡；反应再生系统物料平衡、热平衡；主要设备工艺计算
（2）重要设备选型原料油喷嘴、旋风分离器、滑阀等
（3）主要设备规格表
（4）主要设备简图再生沉降器、反应沉降器、提升管反应器、烧焦罐、主风分布管等
（5）工艺及自动控制流程图5．毕业设计论文的目标及具体要求设计是一项创造性较强的工作，通过本课题的锻炼，使学生熟悉工艺设计的程序，掌握催化裂化和计算机绘图的相关知识，为今后走上工作岗位积累经验在设计过程中，学生通过到工厂实习、查阅资料，了解催化裂化工艺过程及最新发展动态，要__思考，在设计中要有所创新、有所进步，提高分析问题和解决问题的能力设计成果对同类装置的工艺设计和生产操作有一定的参考价值
6、完成毕业设计论文所需的条件及上机时数要求计算机上机时间不少于20学时；在条件允许的情况下，鼓励用计算机绘图任务书批准日期2013年1月5日教研室系主任签字任务书下达日期年1月13日指导教师签字完成任务日期年6月16日学生（签名）长江大学毕业设计开题报告题目名称800Kt/a重油催化裂化装置反再系统工艺设计题目类别毕业设计学院（系）化学与环境工程学院专业班级化工10903学生姓名胡波指导教师佘跃慧辅导教师郑延成开题报告日期2013年4月11日800Kt/a重油催化裂化装置反应再生系统工艺设计学 生胡波，化学与环境工程学院指导老师佘跃惠，化学与环境工程学院1题目来源题目来源生产实际题目类别毕业设计2研究的目的和意义催化裂化是主要的重质油轻质化过程之一，在汽油和柴油等轻质油品的生产占有很重要的地位催化裂化过程在炼油工业，以至国民经济中占有重要的地位在我国由于多数原油偏重，而H/C相对较高且金属含量相对较低，催化裂化过程，尤其是重油催化过程的地位优为重要随着工业、农业、交通运输业以及国防工业等部门的迅速发展，对轻质油品的需求量日益增多，对质量的要求也越来也高以汽油为例，据1988年统计，全世界每年总消耗量约为
6.64亿吨以上，我国汽油总量为7500万吨，从质量上看，目前各国普通级汽油一般为91~92（RON），__汽油为96~98（RON）为满足日益严格的市场需求，催化裂化工艺技术也在进一步发展和改进从以上两个方面可见，催化裂化在实际生产中有很重要的意义，研究其工艺很有价值在原油__居高不下，炼化企业的效益日益恶化的背景下，使用劣质原料来获得__产品，是炼厂的必然选择因此，要不断__催化裂化新技术、新工艺，以增加产品收率、提高产品质量，这也是炼化企业在21世纪可持续发展的重大战略措施3阅读的主要文献及资料名称
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4.1国内外现状
4.
1.1国外重油催化裂化工艺技术的现状由于重油中残炭、重金属以及硫、氮等化合物含量均较高，给__带来一定的难度80年代以来流化催化裂化工艺的发展特点是解决实现重油催化裂化的技术关键目前已经工业化的重油催化裂化技术有3种类型即HOC、RCC、RFCC下面分别介绍其技术特点
1.HOC技术该技术是由凯洛格与菲利浦斯公司共同__的第一套工业装置于1961年投产，是世界上最早实现工业化的重油催化裂化装置它设有床层取热板管和上流式外取热器以取走再生的过剩热量其所用原料为经严格脱盐的重油，使钠含量小于1ppm该技术的主要特点是1对不同原料采用不同措施
①对残炭值小于5%，重金属钒含量小于5ppm的重油可以直接进行催化裂化操作中只需采用较高的剂油比和较低原料预热温度，不需增加外取热器
②对钒含量为5~30ppm，残炭为5~10%的重油，需增加外取热设备，并须使用金属钝化剂
③对质量较差的原料即钒含量大于30ppm，残炭超过的10%的高含硫重油，不仅装置需增加取热设施，而且原料必须进行加氢脱硫处理方能进HOC装置2为了降低焦炭产率，操作上应采取如下措施
①采用较大的两器压差，以利于降低反应压力
②减少回炼其回练比一般为
0.09左右
③为改善油剂接触采用上流式斜管，以保证催化剂在到达喷嘴处时可以比较均匀的分布，使油剂接触良好促进汽化另外还采用了雾化效果较好的多喷嘴进料方式，同时加大雾化蒸汽用量，一般相当进料量的5~10%
④采用高温短接触的反应条件，并在提升管出口设置快速分离装置以便尽快终止反应3在待生立管下部有外套筒，以便使待生催化剂在再生器内保持上进下出与空气逆流的烧焦方式，从而避免高含炭量的待生催化剂与新鲜空气接触引起催化剂内外表面温度过高造成高温失活4采用金属钝化剂来减少重金属的污染5HOC的两器结构采用同轴式，占地__小，两器基础钢材用量少，故节省投资
2.RCC技术该技术为UOP公司与阿西兰公司联合__第一套工业装置于投产，年处理量200万吨RCC技术的主要特点是1UOP为了移出过剩热量，RCC再生器内可以装设取热盘管或设置下流式外取热器对残炭量小于7%、金属含量小于35ppm的原料可以直接进RCC装置进行催化裂化而对残炭小于5%的原料可以不设取热装置2为了降低焦炭产率，采用无回炼操作，并改动了进料位置和使用高效雾化喷嘴，采用较低的反应压力，接在进料注入11~13%的液体水或其它稀释剂以改善原料雾化和降低油气分压同时可以减少油气在提升管内的停留时间为了尽快终止反应，还在提升管出口装设结构简单的弹道式快速分离器，其效果与粗旋风分离器相当3为了提高再生效率，采用两段式烧焦的再生器，第一段为逆流式不完全再生，在该段内烧去焦炭中的全部氢和80~90%的碳和硫，在第二段采用高氧分压的完全再生，使再生催化剂的含炭量降到
0.05%以下为充分利用过剩氧使二段再生烟气进入一段与一段烟气一起离开再生器4RCC技术不使用金属钝化剂，而是利用水蒸气进行钝化，其理论根据是沉积在催化剂上的重金属在高温水蒸气的作用下形成氧化物，而催化剂在提升管内停留时间很短，该金属氧化物来不及还原，故可以起到钝化作用实践证明效果是明显的，平衡催化剂上的金属含量达到_____~15000ppm时，操作依然正常，氢气产量只有
0.06~
0.12（重）%
3.RFCC技术该技术是由法国Total石油公司在工业生产装置上逐步摸索，改进发展起来的重油催化裂化RFCC技术的主要特点1从理论和实践的结合上确定了催化原料中的沥青质在裂化时可以断裂为中间馏分的新概念因此它认为重油催化裂化的焦炭产率与原料的残炭值无直接关系2采用高度雾化的特殊材料进料喷嘴使雾化的油滴直径比催化剂的平均直径还小由于微细的油滴与悬浮状的高温催化剂接触仅几毫秒就使沥青质迅速汽化并裂解，从而生成单环、双环三环芳烃产物又由于采用单程裂化方式，致使重油催化裂化的焦炭产率与馏分油裂化很接进，因而可以不设取热器同时为了使油剂迅速分开，在提升管出口装有垂直齿缝式快速分离器3采用两段再生技术，一段再生保持较低的温度670~690℃和较低的空气用量，以便达到
①烧去焦炭中的全部氢最低80%和40~60%的碳及硫；
②通过改变烧焦量以控制第一再生器释放的热量，二段再生器由于焦中氢已不多，且不使用水蒸气故可采用高温800℃和高过剩空气，使再生器含炭量降低到
0.05%以下，而不致出现时催化剂产生水热失活现象为了在高温下不使设备材质受影响，第二再生器采用单级外旋风分离器且涂有耐热耐磨衬里4使用超稳HY分子筛催化剂如D__igon公司生产的OCTACAT这种催化剂氢转移活性低，可增加汽油辛烷值，并使轻柴油收率明显上升，油浆及焦炭产率下降，且有较好的抗污染性能5使用金属钝化剂抑制镍、钒等金属对催化剂的污染并要求加强原油的脱盐以减少渣油中的钠含量，一般至少采用二级脱盐
4.
1.2国外重油催化裂化工艺技术的现状我国自60年代中即开始着手重油催化裂化的研究实验工作下面介绍具有____的重油催化裂化装置其反应－再生系统流程工艺特点1采用了抗金属污染性好、汽油辛烷值高、氢、焦和气体产率低且再生性能好的CRC-1半合成分子筛催化剂弹射式快速分离器3为加强原料雾化，采用了喉管式进料喷嘴__方式多为喷嘴在提升管同一水平截面上均匀排列，与提升管中心线呈30°角，控制喷嘴出口线速达70~90m/s，可使油滴平均直径小于100m的雾滴同时为改善油剂接触加速原料汽化，降低汽油分压以减少焦炭产率，还采用了加大雾化蒸汽量等措施4为进一步降低焦炭产率，采用减少回练比、出部分澄清油的方式采用带预混合管的烧焦罐式再生器以强化再生过程预混合管可以使待生催化剂与从取热器及循环管下来的再生催化剂很好混合，以保证进入烧焦罐催化剂温度及碳含量分布均匀，并与空气接触良好，实现高效再生的目的5为取走再生器的过剩热该装置采用了下流式可调外取热器采用含锑金属钝化剂，抑制重金属污染我国还生产和使用的催化剂有20多个品种，按沸石的类型分为，包括稀土Y型沸石，并__成功了各种催化剂系列其中DASY、SRNY、和REUSY是主要的超稳Y型沸石；Z__、CHZ和LCH系列是以超稳Y型沸石为获活性组分、重油催化裂化适用的催化剂我国的裂化催化剂研究__工作是密切配合掺炼渣油工艺发展进行的.自80年代初期推出了大堆积密度半合成沸石催化剂之后，90年研制成功了REHY型催化剂产品牌号从LCS-7发展到RHZ-
200、RHZ-300，成功地填补REY与REUSY了两大类催化剂中的空白，成为广泛应用的换代产品
4.2发展趋势及研究方向由于原油的日益重质化和劣质化，给重油裂化带来了一系列的难题，催化裂化未来的发展将重点集中在两个反面新型催化剂和催化裂化工艺的研究和改进催化剂反面全世界FCC催化剂约80%的市场为GRA__DaNison，Albe__r__和Engellardg三大跨国公司拥有，随着近年来我国催化裂化催化剂的研究，新品种也不断推出，在应用方面基本上可以做到“量体裁衣”例如在FRCC方面已__出的催化剂有CA-2000，LIP和LCC-2LHO-1RCH系列催化剂，Z__-5/Y复合分子筛和机械混合分子筛催化剂等，在重油的裂解能力，抗重金属污染能力和焦炭选择性方面都有较大的优势今后催化剂的重点发展将围绕提高催化剂的焦炭选择性，降低催化剂能耗，提高汽油质量三方面进行，从而满足化工原料和汽油新标准的要求工艺方面研究者们越来越重视通过数学模拟对催化裂化工业过程进行操作和优化设计以及对复杂反应体系进行动力学研究，其主要方法是通过物理和化学分析手段，将大量化合物按其动力学性质合并成若干个虚拟的单一组分来进行处理，即所谓的集总（Lumping）方法5主要研究内容、需重点研究的关键问题及解决思路
5.1研究内容研究内容主要为各种流程的工艺设计方法和工艺改进方案，以及新型催化剂例如，优化一再生催化剂烧焦效果，一再生密相床增设格栅，一改善气固接触效果，减少床层催化剂返混，降低稀相催化剂携带量
5.2解决思路催化裂化反再系统的设计主要为催化裂化反应—再生系统的工艺设计计算工艺设计内容1反再系统的工艺计算反应器物料平衡、热平衡和压力平衡计算；再生器物料平衡、热平衡和压力平衡计算；再生器和反应器设备工艺设计计算2重要设备选型原料油喷嘴、旋风分离器、滑阀等3主要工艺设备规格表及主要工艺图、流程图
5.3关键问题由于对催化裂化反应、再生过程和流态化等问题还没有完全认识，因此在工艺设计中常常是依靠经验而不是理论计算即使有些设计计算可以依靠某些计算公式或计算方法，但是仍然要十分重视用实际数据来比较、检验计算结果在工艺设计计算之前，首先要根据国家的需要和具体条件选择原料和生产方案，例如主要是生产柴油方案还是生产汽油－气体方案第二步是参考中型试验和工业生产数据制定总物料平衡和选择相应的主要操作条件6完成设计所必须具备的工作条件及解决办法1查阅相关资料了解有关催化裂化的基本理论知识2掌握与本设计有关的当今国内外先进的各种生产方案和工艺设计方法3使用专业的工艺绘图工具绘制工艺流程图、设备图等设计所需的工艺图7工作的主要阶段、进度与时间安排1月10日-4月8日查阅文献资料，完成开题报告4月8日-4月11日准备开题报告答辩46月3日-6月10日指导老师对设计、译文进行修改审查并；6月11日-6月16日完成毕业设计定稿，上交毕业设计，准备答辩月11日-6月3日开展设计，准备毕业设计期中检查；长江大学毕业论文设计指导教师评审意见学生姓名专业班级毕业论文设计题目指导教师职称评审日期评审参考内容毕业论文设计的研究内容、研究方法及研究结果，难度及工作量，质量和水平，存在的主要问题与不足学生的学习态度和__纪律，学生掌握基础和专业知识的情况，解决实际问题的能力，毕业论文设计是否完成规定任务，达到了学士学位论文的水平，是否同意参加答辩评审意见指导教师签名评定成绩（百分制）_______分长江大学毕业论文设计评阅教师评语学生姓名专业班级毕业论文设计题目评阅教师职称评阅日期评阅参考内容毕业论文设计的研究内容、研究方法及研究结果，难度及工作量，质量和水平，存在的主要问题与不足学生掌握基础和专业知识的情况，解决实际问题的能力，毕业论文设计是否完成规定任务，达到了学士学位论文的水平，是否同意参加答辩评语评阅教师签名评定成绩（百分制）_______分长江大学毕业论文设计答辩记录及成绩评定学生姓名专业班级毕业论文设计题目答辩时间年月日～时答辩地点
一、答辩小组组成答辩小组组长成员
二、答辩记录摘要答辩小组提问（分条摘要列举）学生回答情况评判
三、答辩小组对学生答辩成绩的评定（百分制）_______分毕业论文设计最终成绩评定依据指导教师评分、评阅教师评分、答辩小组评分和学校关于毕业论文设计评分的相关规定等级五级制_______答辩小组组长签名秘书签名年月日院系答辩委员会主任签名院系盖章800Kt/a重油催化裂化装置反再系统工艺设计学生胡波，长江大学化学与环境工程学院指导教师佘跃慧，长江大学化学与环境工程学院【摘要】催化裂化装置的核心是反应再生系统，在提升管反应器部分完成强吸热的催化裂化反应，在再生器部分完成强放热烧焦再生反应，恢复催化剂活性，通过催化剂的循环实现反应器和再生器之间的热平衡根据给定的催化裂化的基础数据和催化裂化的相关资料，以掺有10%的江汉减压渣油原料，进行了800Kt/a重油催化裂化装置反再系统工艺设计，主要包括以下几个方面反应再生系统工艺设计计算；再生器物料平衡、热平衡、压力平衡；反应再生系统物料平衡、热平衡；主要设备工艺计算；原料油喷嘴、旋风分离器、滑阀等重要设备的选型；绘制工艺及自动控制流程图；绘制再生沉降器、反应沉降器、提升管反应器、烧焦罐、主风分布管等主要设备简图；本设计采取了多项提高烧焦效果的措施，如采取加CO助燃剂的完全再生方案；采用较高的再生温度，由于再生温度是影响再生效果的重要因素，再生温度的提高可大大提高焦炭燃烧速度；采用改进的主风分布管，改善流化质量并降低主风分布管的磨损；采用原料及油浆雾化采用BWJ—Ⅰ型喷嘴高效喷嘴，该喷嘴具有压降低、雾化效果好、干气及焦炭产率低、轻质油收率高、操作平稳及油、汽互不干扰等特点，可以满足工艺过程的要求，且可在一定程度上降低能耗【关键字】催化裂化催化剂提升管反应器再生器Thepro__ssdesignof800Kt/aFCCReactionregenerationsystemStudent:HuBoSchoolofChemicalandEnviro__entalEngineeringTutor:YuehuiSheSchoolofChemicalandEnviro__entalEngineering【Abstract】ThecoreofthecatalyticcrackingunitisReactionregenerationsystem.Theriserreactorpartiallycompletedstrongabsorptionincatalyticcrackingreactiontheregenerationpartiallycompletedstrongexothermicreactionrecoveringtheactivityofcatalystbyburningcokeonthecatalyst.Throughthecycleofcatalystthether__lequilibriumbetweenthecatalystregenerationreactorreachtorealization.Accordingtothegivendataandtherelevant__terialoftheFCCcatalyticcrackingthereactionregenerationsystemof800Kt/acatalyticcrackingunitisdesigned__inlyincludingthefollowingaspects:thereactionpro__ssdesigncalculation;renewablesystemRenewableenergyand__terialbalan__implementsthepressurebalan__Reactionregenerationsystem__terialbalan__ther__l__inequipmentspro__sscalculationtheimportantequipmentselectionfueloilnozzlecycloneseparatorslideandsoondevelopingapro__ssflowchartandauto__ticcontrolRenderingthe__inequipmentdiagramofregenerationreactionsettlementsettlementriserreactorburningthedistributingtubeandsoon.TheeffectofburnedthisdesignisimprovedbyadoptingseveralmeasuressuchastofullyregenerativeburnerwithCO;toreachhightemperatureduetotheimportantfactoroftheregenerationaleffectofregenerativeisregenerationtemperaturewiththeincreseofwhichthespeedofburningcokeregenerationofcokeburningspeedcanbegreatlyimproved;tointrodu__advan__dthe__inairdistributiontoimprovethequalityofthefluidandredu__theflowofthedistributingtubewear;touseslurryoilspraynozzleⅠtypeBWJtoraw__terial.Theadvantageofthenozzlearehighnozzlespraypressurereductionlowyieldofdrygasandcokeyieldhighlighttooperate__oothlyandnoninterferen__betweenoilandsteametcalsosatisfyingtherequirementsandthepro__sscanina__rtainextentredu__theconsumptiontheenergy.KeyWords:FCCCatalystsRiserReactorRegenerator800Kt/a重油催化裂化装置反再系统工艺设计1前言随着炼油工业的不断发展，催化裂化FCC日益成为石油深度__的重要手段，在炼油工业中占有举足轻重的地位FCC工艺是将重质油轻质化，目的产品是汽油、柴油和液化气由于转化率高，产品质量好，近半个世纪以来，FCC工艺技术和生产规模都有了很大的发展为了满足日益严格的环保要求和市场对烯烃特别是丙烯需求的日益增长，催化裂化工艺技术也在进一步发展和改进催化裂化已经成为我国炼油工业的核心技术和石油化工企业经济效益的主要支柱催化裂化是最重要的重质油轻质化过程之一催化裂化过程投资少、操作费用低、原料适应性强、轻质产品收率高、技术成熟，是目前炼油厂利润的主要来源目前我国催化裂化的年__能力已经超过1亿，商品汽油构成中，催化裂化汽油占80％左右，柴油占30％左右，而且30％以上的丙烯也来自催化裂化过程2003年侯芙生院士和陈俊武院士分别阐述了催化裂化过程在重质油深度__和炼油厂中的重要地位，认为催化裂化作为主要的重质油轻质化过程，仍将继续发挥骨干作用此外，近些年来，随着原油变重以及市场对轻质油需求的大幅度上升，作为重油轻质化的主要乎段之一，重油催化裂化得到广泛的重视日前，重油催化裂化生产能力己占全世界FCC生产能力的25%以上而在我国，近年来所产原油中稠油比例不断增加，目随我国经济的快速发展，市场对轻质油的需求量又上升很快，这就要求我国的炼油工业把更多的重油，特别是渣油进行深度__催化裂化在实际生产中有很重要的意义，研究其工艺很有价值在原油__居高不下，炼化企业的效益日益恶化的背景下，使用劣质原料来获得__产品，是炼厂的必然选择，化解这些问题需要__新的工艺和技术这就需要总结前人的研究成果对传统的催化裂化工艺过程反应化学的认识进行分析和总结发现不足之处进行有目的地设计烃类反应的探索试验以便更深刻地认识催化裂化过程反应化学规律并进行知识创新，不断__催化裂化新技术、新工艺，以增加产品收率、提高产品质量23选题背景随着石油化学工业的快速发展，我国丙烯产量大幅增长丙烯是重要的有机化工原料，随着聚丙烯等衍生物需求的迅速增长，对丙烯的需求也逐年俱增世界丙烯的需求己从20年前的1520万吨增加到2000年5120万吨，年均增长率达
6.3%2001年丙烯需求量达到5020万吨据预测，至2005年，丙烯需求的年增长率为
5.6%，高于乙烯需求的年增长率
3.7%预计丙烯的需求量到2010年将达到8600万吨因此大力发展我国的丙烯生产技术具有很重要的现实意义目前丙烯的生产主要依靠蒸汽裂解和催化裂化的副产，全球丙烯产量中70%来源于蒸汽裂解，28%来源于催化裂化和2%来源于丙烷脱氢等技术在我国，催化裂化生产的丙烯占总产量的比例为39%左右，而蒸汽裂解生产的丙烯占总产量的比例约为61%由于我国原油偏重，轻烃和石脑油资源贫乏，而催化裂化生产丙烯技术具有原料重质化、产品中丙烯／乙烯比值高以及生产成本低的优点，因此发展多产丙烯的催化裂化技术是适合我国国情的一条丙烯生产技术路线20世纪80年代末，石油化工科学研究院成功地__出了以重油为原料、以生产丙烯为主要目的的催化裂解（DeepCatalyticCracking-DCC）新工艺该技术在生产丙烯的同时，兼产异丁烯及高辛烷值汽油组分DCC技术分别获得中国、美国、欧洲和__专利，并于1991年获中国专利金奖，1992年获中国石化科技进步___，1995年获国家发明一等奖属国际首创、拥有自主知识产权的我国____的炼油化工成套技术DCC技术自1990年工业化以来在国内外已有7套工业装置投产，其中向泰国技术转让的生产装置规模已达920kt/a再者，通过这个设计题目，可以检验自己综合运用所学知识的能力，加深对一些炼油过程基本理论的认识同时进行催化裂化装置反再系统工艺设计，还可以掌握工程设计方法，熟悉工程设计内容和工艺计算同时通过工程设计，培养创新意识，积累工作经验，锻炼分析问题和解决问题的能力加深对工艺过程的认识，掌握催化工艺原理，了解流态化原理，旋风分离器、原料油喷嘴等重要设备的工作原理，跟踪催化裂化工艺的发展动向
2.1国外重油催化裂化的工艺技术1HOC技术该技术是由凯洛格与菲利浦斯公司共同__的第一套工业装置于1961年投产，是世界上最早实现工业化的重油催化裂化装置它设有床层取热板管和上流式外取热器以取走再生的过剩热量其所用原料为经严格脱盐的重油，使钠含量小于1ppm2RCC技术该技术为UOP公司与阿西兰公司联合__第一套工业装置于投产，年处理量200万吨3RFCC技术该技术是由法国Total石油公司在工业生产装置上逐步摸索，改进发展起来的重油催化裂化
2.2国内重油催化裂化的工艺技术我国自60年代中即开始着手重油催化裂化的研究实验工作下面介绍具有____的重油催化裂化装置其反应－再生系统流程工艺特点1采用了抗金属污染性好、汽油辛烷值高、氢、焦和气体产率低且再生性能好的CRC-1半合成分子筛催化剂2采用高温短接触时间以减少过度裂化降低焦炭产率，同时在提升管出口__弹射式快速分离器3为加强原料雾化，采用了喉管式进料喷嘴__方式多为喷嘴在提升管同一水平截面上均匀排列，与提升管中心线呈30°角，控制喷嘴出口线速达70~90m/s，可使油滴平均直径小于100m的雾滴同时为改善油剂接触加速原料汽化，降低汽油分压以减少焦炭产率，还采用了加大雾化蒸汽量等措施4为进一步降低焦炭产率，采用减少回练比、出部分澄清油的方式采用带预混合管的烧焦罐式再生器以强化再生过程预混合管可以使待生催化剂与从取热器及循环管下来的再生催化剂很好混合，以保证进入烧焦罐催化剂温度及碳含量分布均匀，并与空气接触良好，实现高效再生的目的5为取走再生器的过剩热该装置采用了下流式可调外取热器采用含锑金属钝化剂，抑制重金属污染我国还生产和使用的催化剂有20多个品种，按沸石的类型分为，包括稀土Y型沸石，并__成功了各种催化剂系列其中DASY、SRNY、和REUSY是主要的超稳Y型沸石；Z__、CHZ和LCH系列是以超稳Y型沸石为获活性组分、重油催化裂化适用的催化剂我国的裂化催化剂研究__工作是密切配合掺炼渣油工艺发展进行的.自80年代初期推出了大堆积密度半合成沸石催化剂之后，90年研制成功了REHY型催化剂产品牌号从LCS-7发展到RHZ-
200、RHZ-300，成功地填补REY与REUSY了两大类催化剂中的空白，成为广泛应用的换代产品.
2.3重油催化裂化的发展动向研究者们越来越重视通过数学模拟对催化裂化工业过程进行操作和优化设计以及对复杂反应体系进行动力学研究，其主要方法是通过物理和化学分析手段，将大量化合物按其动力学性质合并成若干个虚拟的单一组分来进行处理，即所谓的集总（Lumping）方法
2.4催化剂世界FCC催化剂约80%的市场为GRA__DaNison，Albe__r__和Engellardg三大跨国公司拥有，随着近年来我国催化裂化催化剂的研究，新品种也不断推出，在应用方面基本上可以做到“量体裁衣”例如在FRCC方面已__出的催化剂有CA-2000，LIP和LCC-2LHO-1RCH系列催化剂，Z__-5/Y复合分子筛和机械混合分子筛催化剂等，在重油的裂解能力，抗重金属污染能力和焦炭选择性方面都有较大的优势今后催化剂的重点发展将围绕提高催化剂的焦炭选择性，降低催化剂能耗，提高汽油质量三方面进行，从而满足化工原料和汽油新标准的要求4方案论证
4.1设计原则1工程设计采用国内__的先进可靠的工艺技术，成熟可靠的新设备、新材料等，以达到装置技术先进，经济合理2除少量关键仪表及特殊设备需引进外，其它设备及仪表立足国内3尽量采用“清洁工艺”减少环境污染严格遵循环保、安全、卫生有关法规，确保装置的安全生产4充分吸收国内生产装置__实践积累的有利于长周期运转，降低能耗以及简化操作等方面的经验，确保装置投产后高水平，安、稳、长、满、优生产
4.2设计总体思路与设计依据1装置规模设计公称能力为
0.8×10t/a2装置开工时数装置物料平衡按年开工时数8000小时考虑3采用美国霍尼韦尔HONEYWELL公司的集散型控制系统DCS，提高自动控制水平4采用HSEhealth，safety，enviro__ent管理体系，以便减少可能引起的人员伤害、财产损失和环境污染5原料油设计采用的原料油为鲁宁蜡油，掺炼10%江汉减压渣油6催化剂及助剂采用LB-1催化剂，同时采用CO助燃剂、辛烷值助剂、钒捕获剂、SOx转移助剂、金属钝化剂
4.3反-再系统的工艺流程的选择重油催化裂化再生装置典型的是高低并列式提升管，此种类型的再生器分为单器完全再生和两个再生器串联的反在系统流程，其流程见图
174.
3.1单器完全再生
4.
3.2两个再生器串联的反再在系统流程
4.4本设计工艺流程概述
4.
4.1反应部分工艺流程（见附图1）以往设计采用新鲜原料与回炼油混合进料，本设计采用分段进料，将新鲜原料用途回炼油分开提升管底部设有预提升蒸汽和提升蒸汽或干气从再吸收塔来的部分脱前干气经流控阀和提升管底部的莲蓬式分布器进入提升管，与预提升蒸汽等作提升介质，将从再生器来的约640~700℃的再生催化剂提升到进料位置提升管反应器进料有下而上依次是新鲜原料、回炼油、回炼油浆、急冷水（含硫污水或除盐水）、和急冷油可以是粗汽油、轻柴油进料喷嘴新鲜原料和回炼油分为几路，每路设有流量控制阀，每路在分两支，每支路又加流量指示，以保证各路进料流量均匀，然后经过相应的进料喷嘴进入提升管反应器从油浆泵来的约350℃的部分油浆经流控阀和油浆进料喷嘴进入提升管，其雾化蒸汽上设有限流孔板除盐水或分馏含硫污水泵来的部分含硫污水经流控阀雾化进入提升管从分馏部分来的急冷油经流控阀和急冷油喷嘴、经雾化蒸汽后进入提升管根据原料性质和产品质量、产品分布要求，用再生单动滑阀自动控制提升管（或聚气室）出口温度约480～510℃从沉降器顶旋风分离器和提升管出口快速分离器分离下来的催化剂进入提升管，与汽提蒸汽逆流接触，置换出的催化剂颗粒间孔隙内油气汇合进入沉降器顶旋风分离器沉降器汽提段料位由待生单动滑阀自动控制根据生产要求，用流控阀控制汽提蒸汽流量重油催化裂化装置多使用金属钝化剂金属钝化剂用量由计量泵从储罐中抽出，根据原料性质和平衡催化剂污染情况，按一定比例与新鲜原料混合后进入提升管反应器采用非水溶性金属钝化剂，还需打入一定量的柴油，以提高注入管线的线速度，防止管线堵塞
4.
4.2再生部分工艺流程（见附图1）来自沉降器汽提段的待生催化剂经待生催化剂分布器进入再生器床层，与贫氧主风逆流接触，烧掉催化剂上的大部分氢和碳，然后与从主风分布管来的主风接触，烧焦后的再生催化剂经再生器底部的淹流管排出再生器夹带催化剂的再生烟气上升穿过催化剂床层进入设在稀相段两级多组旋风分离器，绝大部分催化剂分离下来返回催化剂床层分离后的烟气经聚气室排进再生烟道，经蒸汽过热器温度降到700℃以下，在经第三级旋风分离器（三旋），将烟气含尘量250mg/m3以下，大部分烟气进入烟气轮机（烟机）发电或带动主风机运转烟机出口烟气与其旁路烟气汇合，经过余热锅炉，温度降到180℃后排入大气5反应—再生系统的工艺计算催化裂化反应再生系统的工艺简图如图1，催化裂化反应再生系统的工艺设计计算主要包括以下几个方面
（1）反应再生系统工艺设计计算再生器物料平衡、热平衡、压力平衡；反应再生系统物料平衡、热平衡；主要设备工艺计算
（2）重要设备选型原料油喷嘴、旋风分离器、滑阀等
（3）主要设备规格表
（4）主要设备简图再生沉降器、反应沉降器、提升管反应器、烧焦罐、主风分布管等
（5）工艺及自动控制流程图图1烧焦罐式FCC工艺反再部分流程
5.1设计基础数据
5.
1.1原料组成（见表1表1混合原料组成序号名称质量分数1江汉减渣102鲁宁蜡油90合计
1005.
1.2原料油物化性质（见表
2、3）表2原料物化数据项目鲁宁蜡油江汉渣油项目鲁宁蜡油江汉渣油密度（20℃），g/cm
30.
9060.946Cu
0.
060.1运动粘度（100℃mm2/s
45.
51262.2Na
0.
120.7残碳m%
0.
311.68四组分（w%）凝固点（℃40750饱和烃
62.
220.85苯胺点//芳烃
31.
336.6320℃折光指数
1.___
1.5胶质
6.
142.25总硫（ppm）
520021291.2沥青质
0.
090.27总氮（ppm）
13005582.3分子量363847碱氮（ppm
5962327.6馏程元素分析HK281C
86.
9786.925%352H
12.
0111.3610%399S
0.
522.1330%425N
0.
130.5650%446金属含量（ppm）70%467Fe
4.
3948.990%494Ni
0.1532350℃馏出
4.
80.1V
0.025500℃馏出
9212.0表3混合原料性质密度（20℃）（g/cm3）
0.__34残碳（m%）
1.337碱氮（ppm）
695.9元素分析C
85.71H
12.67S
0.5N
0.16金属含量（ppm）Fe
7.92Ni
3.39V
0.52Cu
0.05Na
2.23四组分饱和烃
64.87芳烃
25.22胶质
9.7沥青质
0.1分子量
3835.
1.3催化剂物化性质（见表4）表4LB-1催化剂物化性质化学组成/%新鲜剂平衡剂筛分组成/%新鲜剂平衡剂Al2O
346.6～
51.
541.
545.8μm
19.9～
23.
019.4Na2O
0.34～
0.
351.
7045.8～110μm
62.1～
68.
465.5Fe2O
31.10～
1.
301.20110μm/
15.1SO42-/
0.93平均密度/μm//RE2O
32.4～
4.
53.60微反活性（__）/%/66物理性质800℃100%H2O4h//比表__/m2·g-1296～344167800℃100%H2O17h65～68/孔体积/ml·g-
10.228～
0.
3360.192金属含量/μg·g-1堆密度/g·ml
0.85～
0.
90.97Ni/1953磨损指数/%
2.2～
3.9/V/
2075.
1.4助剂及相关功用（见表5）表5助剂及功用助剂名称组成特点作用CO助燃剂Pt（Pd）/Al2O3促进CO转化成CO2，降低再生剂的喊炭量，提高催化剂活性，减少催化剂循环量和消耗，提高轻质油收率辛烷值助剂Z__-5分子筛进行二次反应，如二次裂化、异构化等，以提高催化裂化汽油的辛烷值金属钝化剂__（Sn）有机化合物使催化剂上的有害金属（Ni）减活，以减少其毒害作用，改善裂化产物的选择性钒捕获剂固钒剂R和Z__-7使再生催化剂上的钒转化为五价钒酸，再与钒捕获剂中的碱性金属氧化物化合生成稳定的钒酸盐SOx转移剂MgO等金属氧化物将再生过程中的SOx转化为金属硫酸盐，减少SOX排放量
5.2反应—再生系统物料与热量平衡
5.
2.1氢碳比的计算（H/C）本设计中所需再生烟气数据如表3-1表6再生烟气组成组分N2O2CO2H2OCO组成，体积％
74.
01413.
468.53500ppm或
05.
2.2将表中湿烟气数据转化成干烟气数据（注以上的计算中，因为CO含量很小，故可假设其含量为0）
5.
2.3氢碳比（H/C）对于氢碳比的计算，采用《催化裂化工艺设计》中的公式将以上计算得到的干烟气数据代入上式得
5.
2.4再生器物料平衡和热平衡计算再生器主要操作数据入下表7再生器主要操作条件再生器顶部压力（绝）MPa
0.26666再生温度℃680焦炭组成（质量比）H/C可由再生烟气数据计算
0.05556主风入再生器温度℃200待生剂温度℃500烧焦量t/h（由产品分布和原料、处理量）
7.2再生剂含炭量
0.08％大气温度℃25大气压力MPa
0.101空气相对湿度50％
5.
2.
4.1烧焦量及烧氢量烧碳量=
7.2×10=
6.821×10kg/h=
568.42kmol/h烧氢量=
7.2×10×=
3.788×10kg/h=1__.47kmol/h烟气中CO的含量为500ppm可视为0，所以生成CO2的C为含碳量=
6.821×103kg/h=
568.12kmol/h
5.
2.
4.2理论干空气量C+O2=CO22H2+O2=2H2O由烧氢量、烧碳量及以上化学方程式可知碳烧成CO2需O2量=
568.42×1=
568.42kmol/h氢烧成H2O需O2量=1__.47×1/2kmol/h=
94.74kmol/h则理论需O2量=
568.42+
94.74=
663.16kmol/h=
21221.04kg/h理论带入N2量=
663.16×79/21=
2494.73kmol/h=
69852.57kg/h所以理论干空气量=
663.16+
2494.73＝
3157.__kmol/h=
91073.61kg/h
5.
2.
4.3实际干空气量烟气中过剩O2的体积分数为4%所以4%=代入数据得O2过=
151.36kmol/h=
4843.39kg/hN2过=
569.39kmol/h=
15942.83kg/h则实际干空气量＝理论空气量+O2过+N2过＝
91073.61+
4843.39+
15942.83=
111859.8kg/h
5.
2.
4.4需湿空气量大气的温度为25℃，相对湿度为50%，查空气的湿焓图得空气的湿焓两为
0.010kg水/kg干空气 ，则空气中的水汽量＝
0.010×
111859.8=
1118.60kg/h=
1118.60/18=
62.14kmol/h湿空气量＝干空气量＋水汽=
111859.8+
1118.60=
112978.4kg/h=
3940.78kmo/h将湿空气量转化成标态下的体积为
3940.78×
22.4=
88273.45__3/h则每分钟吹入的体积为
88273.45/3600=
1471.22__3/min此即正常操作下的主风量
5.
2.
4.5主风单耗
5.
2.
4.6总干烟气量由以上计算可知干烟气中的个组分的量，将其相加，即得总干烟气量总干烟气量=CO2＋O2＋N2＋O2（过）＋N2（过）=
3783.90kmol/h=
115649.3kg/h
5.
2.
4.7湿烟气量及烟气组成（见表8）表8湿烟气量及烟气组成组分流量相对分子量组成（mol%kmol/hkg/h干烟气湿烟气CO
2568.
4225010.
5444.
0015.
0113.88O
2115.
364843.
3932.
004.
003.69CO
0.
000.
0028.00//N
23064.
1285795.
428.
0080.
9774.78总干烟气
3783.
90115649.
330.
56100.
0092.35生成水汽1__.
473410.
518.00/
7.65主风带入水汽
①
62.
141118.60带身剂带入水汽50900吹扫、松动蒸汽
②
33.3600总湿烟气
4118.
81121678.4注按每吨催化剂带入1kg水汽及设催化剂循环量为910吨/小时计算粗估计算，经验值为500～600kg/h设计取值500kg/h
5.
2.
4.8烟风比湿空气量/主风量（体）=
4118.81/
3490.79=
1.
0455.
2.5再生器热平衡
①烧焦放热Q1此放热计算根据ESSO计算，即由埃索工程的数据手册查的反应放热生成CO2放热
568.42×33873kJ/kg=23105×104kJ/h生成H2O放热
378.94×119__0kJ/kg=4543×104kJ/hQ1=23105×104+4543×104=
27648.12×104kJ/h
②焦碳脱附热Q2根据经验，焦碳脱附热按烧焦放热的
11.5%计算焦碳脱附热Q2=27648×104×
11.5%=
3179.53×104kJ/h
③主风由200℃升温至680℃需热Q3干空气升温需热CmΔt=
1.09×
111859.8×680-200=
5852.51×104kJ/h式中
1.09是干空气的平均比热，kJ/kg.℃水汽升温需热CmΔt=
2.07×
1118.6×680-200=
111.14×104kJ/h式中
2.07是水汽的比热，kJ/kg.℃
④焦碳升温需热Q4焦碳升温需热=
1.097×
7.2×103×680-500=
142.17×104kJ/h式中
1.097是焦碳比热，且假定其与催化剂的比热相同，kJ/kg.℃
⑤待生剂带入水汽升温需热Q5Q5=
2.16×900×680-500=
34.99×104kJ/h式中
2.16是水汽比热，kJ/kg.℃
⑥吹扫、松动蒸汽升温需热Q6Q6根据不同条件下的焓计算而得Q6=m△H=600×
3883.16-
2777.04=
66.37×104kJ/h式中括号内数值分别为1MPa饱和蒸汽和
0.28MPa及720℃的过热蒸汽焓
⑦散热损失Q7散热损失的计算可用经验计算方法，对于大型装置，可认为每千克焦碳散热损失582KJ散热损失=582×烧炭量（以kg/h计）=582×
7.2×103=
419.04×104kJ/h
⑧给催化剂的净热量Q8给催化剂的净热量Q8=焦碳燃烧-损失热Q8=Q1-Q2+Q3+Q4+Q5+Q6+Q7=27648×104-3180×104+5853×104+142×104+35×104+66×104+419×104=
17877.36×104kJ/h
⑨催化剂的循环量催化剂循环量可由催化剂的载热量与其吸热升温度所得的热量关系进行计算而得，Q8=CmΔt，将已知数据代入此式得17877×104=
1.097×G×680-500解得G=
905.37t/h经过核算后知，其误差在允许设计范围内，故实际循环量合适经过以上热量平衡计算后，对热量平衡进行汇总，如表10表9再生器物料平衡汇总入方流量（kg/h）干空气
111859.8水汽
2771.92其中主风带入
1118.60待生剂带入
905.36吹扫、松动汽600焦炭7200循环催化剂
905.36×103表10热量平衡汇总入方热量（×104kJ/h）出方热量（×104kJ/h）焦炭燃烧热27648焦炭脱附热
3179.53主风升温
5963.65焦炭升温
142.17带入水汽升温
34.99吹扫、松动蒸汽升温
66.37散热损失
419.04加热循环剂
17877.36合计27648合计
276485.3反应器的热平衡和物料平衡计算
5.
3.1反应器基础数据⑴反应条件（见表12）表11反应条件沉降器顶部压力表，kPa250提升管出口温度，℃500原料预热温度，℃250新鲜原料流量，t/h100催化剂循环量，t/h
905.36待生剂入口温度，℃680提升管停留时间，s3⑵产品产率及产量（见表13）表12产品产率及产量序号名称质量分数kg/ht/d万吨/年1干气
4.
866075.
00145.
804.862液化气
32.
9841225.009__.
4032.983稳定汽油
37.
8547312.
501135.
5037.854轻柴油
14.
5318162.
50435.
9014.535油浆
2.
002500.
0060.
002.006焦炭
7.
289100.
00218.
407.287损失
0.
50625.
0015.
000.
505.
3.2反应器物料平衡
①反应热的计算根据《催化工艺学》知，反应热=2180千卡/公斤催化反应碳，且有如下关系催化反应碳=焦碳中总碳-附加碳-汽提碳附加碳=新鲜原料量×新鲜原料残碳值×
0.6汽提碳=催化剂循环量×
0.02%因此，附加碳=100×103×
1.285%×
0.6=771kg/h汽提碳=
905.36×103×
0.02%=
181.07kg/h催化反应碳=
6821.06-771-
181.07=___
8.98kg/h总反应热＝
4.2×催化反应碳×反应热＝
4.2×___
8.98×2180=
5373.64×104kJ/h
②水蒸气升温需热Q=CmΔt=
2.08×28235×（500-250）=
1467.96×104（kJ/h）式中
2.08是水蒸气比热
③反应器散热损失对于大型装置用经验公式可以计算，散热损失（kJ/h）＝
465.6×烧碳量（kg/h）即散热损失＝
456.6×
6821.06=
311.45×104（kJ/h）
④原料油由250℃升至500℃的反应温度需热将原料油、油浆、回炼油混合进料进行处理，因其原料油混合密度为
0.9120g/cmt＝250℃查《石油炼制工程》的石油馏分焓图得焓＝143kcal/kg=598kJ/kg当反应温度为500℃时，查石油馏分焓图得焓＝371kcal/kg=1552kJ/kg则升温需热＝混合油量×△H＝100+20×103×1552-598＝___48×104kJ/h
⑤催化剂吸附热催化剂吸附热＝
3179.5×104kJ/h（注焦碳脱附热的值与其吸附热大小相等）
⑥反应器出方总热量总热量＝
5373.64+
1467.96+
311.45+___48×104＝
11859.5×104（kJ/h）
⑦循环催化剂供给热量供给热量＝总热量－吸附热＝
11859.5-
3179.5×104＝15680×104kJ/h对以上量汇总，如表13表13反应器热平衡总汇供热，×104kJ/hQ吸热，×104kJ/h循环催化剂
15679.96反应热
5373.64吸附热
3179.53水汽升温热
1726.4散热损失
311.45原料升温热___48合计
18859.49合计
18859.
494.
3.4反应器物料平衡由已知条件就可直接进行物料平衡，列表计算如下表14入方物料物质流量，kg/h分子量kmol/h新鲜原料100×
103435.
6229.6回炼油20×
103435.
645.87催化剂
905.37×103再生剂带入烟气
905.
372931.22水蒸气
18200181011.11进料雾化1_____预提升蒸汽23000膨胀节吹扫400事故蒸汽吹扫4800合计
1044471.
371317.8说明
1.进料物化蒸汽量占进料量的10%
2.预提升蒸汽量占进料量的3%表15出方物料物质流量，kg/h分子量kmol/h干气___
019.
87244.6液化气
3298048.
69677.35稳定汽油
37850100378.5轻柴油
1453020072.65油浆
20003835.22水汽
18200181011.11烟气
905.
372931.22催化剂+焦炭912566//损失
5803019.3回炼油20×
103435.
645.9合计
1044471.
372485.
95.4再生器主要附件再生器的主要部件如图2所示，其主要部件有烧焦罐、稀相输送管、再生器稀相段、再生器第二密相床、再生器内旋风分离器，它们的工艺设计计算如下
5.
4.1烧焦罐设计由经验知，当采用高温CO完全燃烧时，烧焦罐线速采用
1.5m/s左右根据本设计要求，此烧焦罐的温度设为680℃，进风处与沉降器顶部的压力为
0.038MPa，则进风处压力为
0.304MPa，主风进口的体积流率的求解，可利用PV=nRT，则体积流率=
3940.78×
22.4××=
10.27×104m3/h=
28.52m3/s假设烧焦罐内径为
4.95m，则烧焦罐截__S=π×
4.952/4=
19.23m2烧焦罐内线速为u=
28.52/
19.23=
1.48（m/s）将以上求得线速u=
1.48m/s与经验数据
1.5m/s相比很接近，故此假设合理由公式知烧焦罐高度，H=，W表示催化剂在烧焦罐中的藏量，A表示烧焦罐__，ρ表示烧焦罐内催化剂密度由经验知催化剂在烧焦罐内停留时间约为40s，则=
10059.6因A=
19.23m，假设ρ=55kg/m3（经验数据）则
9.5m
5.
4.2稀相输送管设计设C、H在烧焦罐内燃烧了90%，因完全燃烧后的烟气为
4118.81mol/h，设稀相输送管中的平均压力为
0.30MPa则稀相输送管内气体体积流率为=
108752.24m3/h=
27.19m3/s式中680℃为稀相输送管内的温度，稀相输送管是未完全燃烧烟气继续燃烧的主要场所设稀相输送管的内径D=
2.5，m稀相输送管内气速（m/s）根据环球油品公司提出的设计准则稀相输送管内气速一般设定在3～
7.5m/s的范围之内故假设稀相输送管的内径D=
2.5m是合适的催化剂在此的停留时间一般为3s左右，在此取t=3s，r=16kg/mH===
9.6m根据经验知稀相输送管高度为8～10m范围，故此计算合理再生器稀相段主要是沉降，分离作用，再生器稀相段的温度一般比二密度温度低20℃左右，则t=660℃，设压力为
0.258MPa，根据再生烟气量
4118.81kmol/h知其体积流率为体积流率V==
123802.24m3/h=
34.39m3/s设稀相段内径D=
8.4m，=π×
8.42/4=
55.39m2稀相段线速u==
0.62m/s根据《催化裂化工艺设计》知，稀相段线速一般为
0.6m/s，最大不超过
0.8m/s，故D=
8.4m是合适的对于再生器稀相段高度，可以利用输送分离高度来求，查《石油炼制工程》有式中，为床径，为气体线速，又因=
8.4m，=
0.62m/s，则，解得TDH=
5.66m此计算的TDH值与实际生产中的值相差甚远，只有满足下式时，才能较好的符合TDH实=
1.6TDH理+
2.4，则TDH实=
1.6×
5.66+
2.4=
11.46又考虑到由一级旋风分离器到再生器的顶部的距离一般为
3.0m，则整个稀相段的高度为H=TDH实+
11.46=
14.46m
5.
4.3再生器第二密相床因为在整个主风量有大约10%的风量在二密床内吹入，带走燃烧后藏于催化剂内的再生烟气，其体积流率为体积流率=
3940.78×104×
22.4××=
10581.51m3/h=
2.94m3/s，式中
3940.78是主风量，680℃二密床温度，
2.95×10Pa是二密床中的压强设二密床直径D=
5.5m，m，因为稀相输送管占掉
4.91m应当扣除.则其环形空间__=
23.75-
4.91=
18.84m则二密床内气速=m/s根据《催化裂化工艺与工程》的设计要求，二密床的气速在
0.15～
0.25m/s之间很明显，气速=
0.156在
0.15～
0.25m/s之间，故D=
5.5m合适对于二密床高度，其中W可由催化剂在二密床内停留时间约45S确定，W=kg，=m，式中250是二密床内催化剂密度
5.
4.4再生器第二密相床与稀相输送管的过渡段由于催化剂的休止角为35，为了防止催化剂堆积在过渡段，而不能很好的滑落于二密床中，则需要过渡段的倾角大于35，今令其倾角为40，过渡段如图所示则tan40=，h=
1.22m
5.
4.5再生器内旋风分离器表16型旋风分离器尺寸项目一级二级入口__，m
20.
510950.51095料腿直径，mmφ426×12φ168×10料腿内截__，m
20.
1270.0172再生器的旋风分离器采用多组两级串联方式，又因PV型旋风分离器的结构简单，衬里易于施工，检修方便，其长径比大，且长径比可通过优化设计灵活调整因此本设计采用PV型旋风分离器，两级串联其工艺尺寸见表17再生器内的旋风分离器的工艺简图如图三，一级料腿伸入到第二密相床以下
1.5m，二级料腿伸入
1.0m，
一、二级料腿均采用全覆盖阀
①计算旋风分离器组数设计选用6组旋风分离器，则一级入口__F1为F1=
0.269×6=
1.614m一级入口线速u1=湿烟气流率v/F1=
34.39/
1.614=
21.31m/s根据《催化裂化工艺设计》要求知，一级入口速率应在20～23m/s的范围内，最多不大于25m/s因此以上计算的气速u1在适宜的范围内，因此选用6组内旋风分离器是适宜的对于再生器内旋风分离器的二级入口流率，我们知道当采用CO高效燃烧再生时，CO已完全燃烧，故可以不再在二级旋风分离器处设级间蒸汽，因此一级、二级的气体入口流率均为
34.39m/s，一级、二级入口__均为
1.345m则二级入口气速为
21.31m/s
②再生器内旋风分离器压降旋风分离器内的压力平衡图如图4入口压力+稀相段静压+密相段静压=料腿顶部压力+料腿+内料静压+催化剂通过滑阀的压降一级旋风分离器压降=
0.04646kg/cm=
464.6kg/m其中k=
2.7-
0.048u二级旋风分离器压降=
0.02005kg/cm=
200.50kg/m一级料腿长度式中=
11.46×
40.71=
466.49，H2=
2.4-
0.6=
1.8m，r稀=
139.9*
0.
622.59=
40.71=250kg/m，=280kg/m，=0，则所以，一级料腿长度应Z1+H2+1=
3.1+
1.8+1=
5.9（m）因为一级入口中心线至灰斗底的距离为
3.9，所以净空高应Z1+1+
3.9=8m原设计净空高度为
11.5m，故能满足压力平衡二级料腿长度根据经验，H=1m，=320kg/m，=35mm水柱则所以，二级料腿长度应Z2+H3+1=
3.4+1+1=
5.4m因为二级入口中心线至灰斗底的距离为
3.5，所以净空高应Z2+1+
3.5=
7.9m，原设计净空高度为
11.5m，故能满足二级旋风分离器的压力平衡要求总之，选用杜康型旋风分离器能够满足设计要求
③料腿长度图4旋风分离器压力平衡
④核算料腿负荷由再生器设计知再生器稀相段的截__为
55.39m稀相段气速为
0.62m/s则催化剂表面颗粒的平均直径dp为:=54µm催化剂颗粒密度kg/m查《催化裂化工艺设计》图7—4得是反应油密度，=
0.75kg/m则气象饱和携带能力=13×
0.75=
9.75kg/m假定进入一级旋风分离器的固体颗粒全部回收下来，则通过一级料腿的固体流量为G＝
34.39×
9.75＝
335.30kg/s又因为料腿截__＝6×
0.127＝
0.762m则一级质量流量＝
335.30/
0.762＝
440.02kg/m·s根据设计要求一级料腿的质量流速为244-366kg/m·s最多不大于488kg/m·s因此，一级料腿的负荷是可行的关于二级料腿负荷，假定一级旋风分离器的分离回收率为90%，则二级料腿的固定流量＝
335.30×（1－90%）＝
33.53kg/s则二级料腿质量流率＝
33.53/（
0.0172×6）＝
324.90kg/m·s根据设计要求，二级料腿的质量流率不大于366kg/m·s因此二级料腿的负荷是可行的
5.5提升管及主要附件提升管反应器部分的简图如图5，该部分的工艺设计计算包括提升管进料处的压力和温度、提升管内径、提升管长度、提升管总压降、预提升段的内径和高度、提升管沉降器、反应旋风分离器等其计算的详细过程如下
5.
5.1提升管进料处的压力和温度
5.
5.
1.1压力沉降器顶部的压力为
0.25MPa，设进料处至沉降器顶部的总压降为
0.016MPa，则提升管内进油处的压力为
0.25+
0.016=
0.266MPa（绝）
5.
5.
1.2温度加热炉出口原料温度为250℃，压力为
0.4MPa，此时原油处于液相状态经雾化进入提升管与680℃的再生催化剂接触，立即完全汽化原料油高温催化剂接触温度可由下表17进行热平衡计算表17油和蒸汽热量计算物质流量，Kg/h进方出方温度焓，kJ/kg热量温度焓kJ/kg热量裂化油120×102505987176×10tI1120×10I1蒸汽
18.2×
102502790.
15078.0×10tI
218.2×10I2油和蒸汽共吸收热量Q=（120×103I1-7176×10）+（
18.2×10I2-
5078.0×10）催化剂和烟气由680℃降至t℃放出热量Q=
905.37×10×
1.097×（680-t）+
905.37×
1.09×（680-t）根据热平衡原理有放热=吸热设t=530℃，查得I1=1672kJ/kg，I2=3550kJ/kg左边=
14271.0×，右边=
14912.6×两者相对误差为
4.49%，所以t=530℃可认为是反应温度
5.
5.
1.3提升管内径根据经验取提升管内径D=
1.5m，则提升管截__Sm核算提升管下部气速，由物料平衡得油气与蒸汽、烟气的总流率为
1317.8kmol/h，所以下部气体体积流率为V下=
3.31×104m/h=
9.18m/s下部线速u=V下/F=
9.18/
1.77=
5.2m/s因为提升管的入口线速为4～7m/s，故D=
1.5m是合适的核算提升管出口线速，由物料平衡得出口处油气流率为
2485.9kmol/h，所以提升管出口处的油气体积流率为V上=
6.39×104m/h=
17.75m/s所以出口线速u上=V上/F=
17.75/
1.77=
10.05m/s核算结果表明，提升管出口线速在一般的设计范围内，故所选内径D=
1.5m是合适可行的
5.
5.
1.4提升管长度提升管内气体线速的对数平均值m/s取反应时间t=3s，则提升管长度L=
7.36×3=
22.08m
5.
5.
1.5提升管总压降提升管总压降包括静压，摩擦压降及出口、转向等损失，各项的计算分别如下△Ph=r×△h×10=50×
22.08×10=
0.11kg/cm2=
10.80kPa（r取值为50kg/m）△Pf==
0.2kPa△Pa==2××10-4=
1.73kPa△Pa由于速度变化（包括改变方向）引起的压降，式中的N是一系数（加速催化剂，N=1；出口损失，N=1；每次转向，N=
1.25）上式的△Pa中的N=2，包括加速催化剂和出口损失提升管总压降△P=△Ph+△Pf+△Pa=
10.80+
0.2+
1.73=
12.76kPa
5.
5.2预提升段的内径和高度直径，预提升段的烟气与预提升蒸汽的流率=
27.19+3000/18=
193.85kmol/h体积流率=＝
1.6m/s为了不出现噎噻，预提升段气速一般不小于
1.5m/s，取预提升段气速=
1.5m/s，则预提升段直径m，取预提升段内径为
1.2m按经验，考虑到进料嘴以下没有事故蒸汽进口管，人孔，再生剂斜管入口等，取预提升段高度取4m综合以上计算结果，提升管的尺寸如下取预提升段长4m，内径
1.2m，反应段长22m，内径
1.5m，提升管全长26m
5.
5.
2.1提升管工艺计算结果汇总表18提升管工艺计算预提升段反应段长度，m
4.0长度，m22内径，m
1.2内径，m
1.5提升管总长，m
265.
5.3提升管沉降器沉降器内径沉降器应满足线速度不能过高，以避免催化剂带出过多，且还要能够容纳内旋风分离器由经验值知，反应器和沉降器的线速度﹤
5.0m/s提升管出口体积流率
17.75m/s，且设沉降器直径D＝
7.0mm则沉降器稀相线速为m/s
0.5m/s因此，沉降器的直径D=
7.0m是合适的沉降器床层面到到沉降器顶部高度H1对于的求法，可以利用输送分离高度（），查《石油炼制工程》有由设直径D＝
7.0m稀相线速
0.46m/s查《催化裂化工艺设计》图7-3，得解得TDH=
5.2mTDH实=6×TDH+
2.4=
1.6×
5.2+
2.4=
10.7m又因为从一级旋风分离器的入口的上部至反应沉降器的顶部距离一般设计为3m所以，整个沉降器由床层料面至沉降器顶部距离为
13.7m已知催化剂循环量为
905.37t/h汽提段直径一般以催化剂在汽提的质量流速确定，一般为176~234t/m
2.h，参照是石油二厂16/8-1975的类似操作数据后，设此汽提段的质量流速为
139.84t/m
2.h，则汽提段内径与直提升管反应器内径的环行__，因为，解得D=
2.9m汽提段高度藏量=停留时间×催化剂循环量=3×60×
905.37×10/3600=
45268.31kg（停留时间为3分钟）则＝
14.0m汽提段采用盘环式盘板，可按一般设计要求汽提段8～10层档板，档板间距700～800mm设计取10层档板，板间距为800mm因为催化剂的休止角为35，为了使催化剂顺畅滑落，应使壳壁与与水平线的夹角大于35，取θ=40，则汽提段过渡段m总高＝
13.70＋
14.0＋
1.65＝
29.3m
5.
5.4反应旋风分离器
5.
5.
4.1旋风分离器的选型反应器内的旋风分离器任选用型，采用一级便可，其主要的工艺尺寸见表19表19杜康型旋风分离器项目入口__料腿直径料腿截__一级
0.209Ф426×
120.
1275.
5.
4.2旋风分离器的组数设选用4组，则一级入口截__F1为F1=4×
0.209=
0.836m一级入口线速m/su1在经验范围20～23m/s之内，故选用4组是合适的催化剂颗粒密度kg/m查《催化裂化工艺设计》图7—4得是反应油密度，=4kg/m则气象饱和携带能力=
0.21×4=
0.84kg/m
5.
4.3核算一级料腿负荷假定进入一级旋风分离器的固体颗粒全部回收下来，则通过一级料腿的固体流量为G＝
17.75×
0.84＝
14.91（kg/s）又因为料腿截__=4×
0.127=
0.508m则一级质量流量=
14.91/
0.508=
29.34kg/m·s
5.
4.4旋风分离器压力平衡一级旋风分离器压降=
0.0385kg/cm一级料腿长度m式中kg/m，床层料面以上3m处密度=250kg/m，=280kg/m，=0k=
2.7-
0.048u=
2.7-
0.048×
17.75=
1.85所以，一级料腿长度应Z1+H2+1=
0.81+
7.2+1=
9.01（m）因为一级入口中心线至灰斗底的距离为
3.9，所以净空高应Z1+1+
3.9=
5.71m原设计净空高度为
10.2m，大于
5.71m，故能满足压力平衡
4.6两器压力平衡催化裂化装置反应—再生系统之间的压力平衡是维持催化剂正常循环，保证装置安全生产的关键
5.
5.5两器部分工艺数据见表
235.
5.
5.1再生器顶部压力
5.
5.
5.2再生器稀相段静压=15×（
32.8-
21.3）×
9.81=
1686.339（Pa）
5.
5.
5.3淹流管以上密相床压降=250×（
17.2-
15.2）×
9.81=4905Pa
5.
5.
5.4下滑阀以上淹流管及斜管静压=
13.5×
0.8×300×
9.81=
31784.4（Pa）
5.
5.
5.5下滑阀以下斜管静压=250×
9.81×
13.5×
0.2=
6621.75Pa
5.
5.
5.6沉降器顶部压力
5.
5.
5.7沉降器稀相段静压pa
5.
5.
5.8口以上静压pa
4.
5.
5.9提升段静压=500×6-2×
9.81=19620Pa
5.
5.
5.9再生斜管摩擦阻力在计算再生斜管静压和时采用的密度是视密度，因此在和中实际已包含了再生斜管的摩擦阻力或者说，前面计算的和应当是再生斜管的蓄压因此，在这里不必再单独计算再生斜管的摩擦阻力
5.
5.
5.10提升管直管段摩擦阻力提升管摩擦压降=200+1730+
29.45=
1459.45Pa式中200是提升管直管段摩擦压降1730是加速催化剂及出口损失引起的压降，
29.45是预提升段摩擦压降
4.
5.6再生剂循环路线压力平衡计算结果汇总表20再生剂循环路线压力平衡计算结果汇总推动力，kg/cm2阻力，kg/cm2再生器顶部压力
3.__沉降器顶部压力
3.58再生器稀相段静压
0.02235沉降器稀相段静压
0.0138再生器密相段静压
0.1477提升管进料口以上静压
0.087下滑阀以上斜管蓄压
0.405预提升段静压
0.31下滑阀以下斜管蓄压
0.024预提升段摩擦压降
0.00826合计
4.4__提升管
0.149预提升段摩擦压降
0.000145再生滑阀压降合计
4.272+当再生线压力平衡时，滑阀压降=
310997.5-
284835.4=
27581.__a=
0.2812kg/cm2根据《石油炼制工程》（下）对再生器滑阀的要求，一般的的压降为
0.2～
0.4kg/cm2之间，因此，=
0.2812kg/cm2合适
5.
5.6再生滑阀直径的计算计算滑阀流通__A，，A=
8.746×10-4=
0.0862m2根据国内生产的单动滑阀型号，与斜管直径比较接近的是Ф460的滑阀该滑阀流通__为所以滑阀开度为通常要求调节滑阀的开度在50%左右比较容易调节，因此Ф460的流通__合适
5.6其他细节设计
5.
6.1提升管进料喷嘴的设计重油催化裂化原料经预热后，由喷嘴喷入提升管反应器中，与催化剂接触反应因而，原料的雾化效果和在提升管混合区内的分布情况，回直接影响到原料的转化和产品的分布一般而言，液体原料在雾化蒸汽和喷嘴的作用下应被快速雾化成与催化剂颗粒相当的微液滴，并在提升管混合区横截面上均匀分布，以便于原料和催化剂的充分接触，进行传质、传热和反应因此，原料无华效果好，可以提高催化反应，削弱了热裂化反应，从而提高了转化率和反应的选择性重油催化裂化对催化剂的要求有1雾化粒径细小而均匀，最好接近催化剂的平均粒径（60μm），以提高原料油雾的气化速度和反应速度，抑制焦碳的生成；2能使已雾化的原料油均匀、迅速、充分的与催化剂接触，为此要求雾滴应具有良好的统计分布与空间分布特征，雾化流股的喷射角度大，覆盖提升管截面，无死区；3雾滴速度适当，有利于催化剂的正常工作和使用寿命，雾化流股速度合理，既能穿透上升的催化剂流，有不至于器壁上引起结焦；4喷嘴压降要小，在满足雾化粒径尽可能小的饿前提下，降低进料压力和雾化蒸汽耗量，以利于节能；5操作弹性大，性能可靠，结构简单，耐冲蚀，能长周期运行且检修更方便；基于以上的要求，本设计采用BWJ–1喷嘴此装置的设计采用BWJ-1型喷嘴，BWJ-1型喷嘴是一种新型的催化裂化进料喷嘴最近开始应用于催化裂化装置它节能、高效采用较低的油压和使用较少的雾化蒸汽就能使原料油得到理想的雾化效果新型进料雾化喷嘴是双流体的液体离心式喷嘴其核心部分是气液两相旋流器气液两相旋流器的工作过程如下:在喷嘴混合腔内形成的气液两相流体在一定压力作用下进入涡流器的螺旋通道被迫进行回旋流动由于气液两相的激烈混合粘度降低在离心力作用下液体被展成薄膜在气流的冲击下破碎雾化在雾化室后面有一个加速段提高气液两相雾化流的轴向速度再经过一个稳定段形成一个气液两相稳定的雾化流为第二次雾化提供优越条件第二次雾化是气液两相流在半球形喷头内进一步加速并经扁槽形外喷口以扇形喷出实现原料的第二次雾化此装置的设计要求原料不从底部进入，原料从提升管两侧进入，其喷嘴安排如下
5.
6.
1.1喷嘴位置喷嘴在提升管侧面，如原料油、降温汽油和提蒸汽等喷嘴，一律和提升管的中心线成30夹角事故蒸汽进入提升管后，其喷嘴应和提升管的中心线重合对于原料油喷嘴的具体布置可在此前提下进行在提升管下部温度变化最激烈中部以后，温度基本没有的变化这表明了在提升管下部除原料汽化外，裂化反应也进行得很激烈由于存在中下部的这种差异，因此采用多点进料方案，实现选择性裂化对于原料喷嘴的具体布置，则应总结提升管温度变化图，按以上原则布点，因此设计缺乏温度变化图，故不能具体布点
5.
6.
1.2进料喷嘴数量当侧面进料时，为避免油气和催化剂倒流，使油和催化剂混合均匀，以提高效率，减少二次反应，采用沿周围多个喷嘴进料效果比单个效果好采沿周围多喷嘴布置时，喷嘴应成偶数，沿周围等距离布置，两两对应，以使分布均匀，减少喷嘴磨损
5.
6.2提升管各点的蒸汽为了减少催化剂的磨损，减少水蒸汽对催化剂的老化作用，在满足工艺条件下，应尽量减少吹气点和蒸汽的吹入量如雾化蒸汽的喷入可按馏分油，雾化蒸汽量占总进料量的
0.5～1%设计对于油浆，雾化蒸汽按2～4%设计对于重质油，雾化蒸汽按进料量的5～7%设计对于事故蒸汽，当原料中断后，提升管事故蒸汽的进入量应使提升管内的线速不低于3m/s，这相当于事故蒸汽量占总进料量的4%左右对于吹扫蒸汽，在事故蒸汽喷嘴设置旁通孔板，通入约占事故蒸汽量的5～10%进行吹扫对于提升蒸汽，为了避免催化剂脱落，提升蒸汽饿量按原料未喷入时能在提升管内保持
0.5m/s的线速考虑6主要设备的选择
6.1提升管反应器采用折叠式提升管，分为两段上段为进料及反应段，下段为预提升段反应段上部直径为
1.2m，内衬100mm隔热耐磨衬里；反应段下部直径为
1.2m，内衬100mm隔热耐磨衬里预提升段直径为
0.65m，内衬150mm隔热耐磨衬里提升管反应器进料设4台BWJ-1型高效雾化原料喷嘴，2台BWJ-1型高效雾化油浆喷嘴，提升管上部设2组终止剂喷嘴提升管出口设两组粗旋风分离器
6.2沉降器及汽提段沉降器置于再生器之上，直径为
5.0m，内衬100mm隔热耐磨衬里，采用两组单级PV型旋风分离器并设内集气室汽提段直径
2.75m，设10层环形挡板，整个汽提段插入再生器中，外衬隔热耐磨衬里
6.3再生器采用大小筒结构，稀密相直径外径分别为
9.0/
7.0m，采用150mm厚隔热耐磨衬里，主要内构件包括4组两级PV型旋风分离器、主风分布管、待生催化剂分配器、待生塞阀及待生套筒、外取热器返回管等
6.4外取热再生器设一台气控外循环式翅片管外取热器，其直径为
1.3m，内衬100mm隔热耐磨衬里，汽水循环系统采用自然循环方式，取热能力为8721kW.
6.5三级旋风分离器设一台立式PV型三级旋风分离器
6.6主风机及烟气轮机装置设二台主风机，一开一备为离心风机，主风机组配置为烟气轮机—主风机—电动三机组，主风机设计风量1860m3n/min湿，最大风量2000m3n/min湿出口压力
0.32MPa绝，烟气轮机的设计烟气量为1850m3n/min，电动机额定功率为3200kW备用主风机组，设计风量为1860m3n/min湿，出口压力为
0.32MPa绝，驱动机为电机，电机额定功率3200kW
6.7增压机组增压机的作用是提供外取热器和待生塞阀套筒流化用风以及外取热器返回管提升用风选用离心式增压机，设计风量为1860m3n/min，出口压力
0.39MPa绝，由电机驱动，电机额定功率155kw设两台增压机，其中一台操作，一台备用
6.8反应部分工艺技术吸收国内外同类生产装置积累的经验，并结合本装置具体特点，为进一步改善产品分布，提高轻油产率、降低干气及焦炭产率，在提升管反应系统设计中采用以下一系列措施1设置预提升段，提升介质为自产干气和蒸汽预提升段的目的在于催化剂整流，使催化剂和油气保持均匀接触2采用高效雾化喷嘴BWJ，改善雾化效果，提高轻质油收率，减少干气及焦炭产率3提升管中上部设有注反应终止剂措施为了抑制氢转移等二次反应及减少热裂化反应，在提升管中上部设置反应终止剂注入点，以增加操作的灵活性及适应性4提升管出口快分技术提升管出口采用粗旋加单旋并采用近似直联技术，使催化剂与反应油气迅速分离，力求减少油气在高温区的停留时间，从而减少干气的产生5采用两段汽提提高汽提效果对降低再生器的烧焦负荷和减轻催化剂水热失活有很大好处，本次设计采用两段汽提，以改善汽提蒸汽与待生催化剂的接触，提高汽提效果同时设计采用较长的催化剂停留时间和较高的汽提温度，均有助于提高汽提效果采取上述措施使得催化剂在从进入提升管至离开沉降器汽提段的整个过程中均处于良好状态通过预提升段尽可能地使催化剂流动均匀采用高效雾化喷嘴使催化剂与良好雾化并均匀分布的原料油雾滴接触，达到瞬间汽化、反应的目的使用终止剂技术及减少二次反应的措施可以减少裂化反应及热裂化反应，使反应油气在高温区的停留时间尽可能缩短加之完善的汽提措施，从而达到提高轻质油收率，降低干气、焦炭产率的目的
6.9再生部分工艺技术再生方案的选择原则应能满足降低再生催化剂定碳以使催化剂性能得以充分发挥，同时应避免采用过于苛刻的再生条件，以利于恢复并保护催化剂活性本装置采用的是快速床再生，为了达到在合理的再生条件下尽量降低再生剂的含碳量，本设计采取了多项提高烧焦效果的措施，各项措施综述如下:1采取加CO助燃剂的完全再生方案完全再生，由于平均氧浓度的提高可使再生剂含碳明显降低完全再生有高温完全再生和加助燃剂的完全再生本设计采用加助燃剂的完全再生2采用较高的再生温度再生温度是影响再生效果的重要因素，再生温度的提高可大大提高焦炭燃烧速度，因此本装置在避免水热失活的前提下，尽量提高再生温度，设计再生密相温度为720℃3采用逆流再生通过加高待生套筒使待生催化剂进入密相床上部，催化剂向下流动与主风形成气固逆流接触烧焦由于高含氧的气体和低含碳的催化剂相遇，低含氧的气体和高含碳的催化剂接触，因此，整个烧焦过程化学动力学速度比较均一，有利于提高总的烧焦强度，降低总藏量4采用高床层再生及较高的密相线速本装置采用
8.5m的密相床高，较高的再生密相床高度不仅可提高气固的单程接触时间，而且有利于CO在密相床中燃烧，并提高输送推动力提高密相床层线速是提高烧焦强度的一种有效手段本装置采用
0.84-
1.0m/s密相床层线速，以提高烧焦的氧传递速度从而达到提高烧焦强度的目的5采用改进的主风分布管主风的分布好坏将直接影响再生器的流化质量，从而影响烧焦效果本次设计采用改进的主风分布管，改善流化质量并降低主风分布管的磨损6采用多项新技术为提高装置总体技术水平，设计中采用多项国内新近__的新技术、新设备、新材料等
①原料及油浆雾化采用BWJ—Ⅰ型喷嘴高效喷嘴该喷嘴具有压降低、雾化效果好、干气及焦炭产率低、轻质油收率高、操作平稳及油、汽互不干扰等特点，可以满足工艺过程的要求，且可在一定程度上降低能耗
②采用气控外循环取热器气控外循环取热器是洛阳石化工程公司的专利技术该型式外取热器具有结构简单、操作方便、调节灵活、运行可靠等特点外取热器取热管采用肋片管，具有传热系数高、设备结构紧凑、抗事故能力强等优点外取热水系统采用自然循环方式，节省动力，运行可靠
③采用高效PV型旋风分离器从维持反再系统平稳操作，减少催化剂自然跑损的角度出发，本装置反再系统中旋风分离器均采用分离效率高、结构简单、操作弹性大的PV型旋风分离器
④采用两段汽提技术改善汽提效果是降低焦炭产率的一个重要手段，为此，本装置采用两段汽提的技术
⑤机泵选用高效率的流程泵，部分机泵配置变频电机
⑥单、双动滑阀，塞阀均采用电液执行机构和冷壁式阀体结构
⑦采用低毒无味的LMP-4型金属钝化剂
⑧为保护烟机并减少烟气中粉尘对大气的污染，本装置采用操作弹性大、分离效率高、立式PV型三级旋风分离器，且采用大流量单管=300mm7能耗分析及节能措施重油催化裂化装置中能耗的大小主要取决于生焦率的高低及剩余热量的利用程度，设计中首先考虑采取措施降低生焦率及提高能量的利用率，采取适当的工艺技术，尽量降低装置能耗1降低生焦1采用LB-1催化剂、快速终止剂及反应油气快速导出系统以降低催化焦的产率2采用高效汽提技术，降低可汽提焦3采用高效雾化喷嘴等措施，降低原料焦4采用干气预提升及金属钝化剂技术，降低污染焦2设置烟机，回收烟气压力能；设置余热锅炉，回收烟气热能3尽量采用消耗低的设备，如在合适的部位采用空冷器，降低循环水用量；采用新型进料雾化喷嘴降低蒸汽耗量；采用变频调速技术降低油泵的用电量4外取热器发生低压蒸汽并过热气压机的驱动用汽装置自产
1.0Mpa蒸汽绝大部分在装置内消耗外输量很少8环境保护设计中优先考虑采用不产生或少产生污染的工艺方案及流程，对过程中出现的不可避免的污染物，首先考虑综合利用，化废为利针对各种污染物，采取必要措施加以处理，使之符合有关环保要求本装置污染源及采取的治理措施为1再生烟气装置正常生产时，产生大量烟气，其中含有SOx、NOx、粉尘等有害物质该烟气经三级旋风分离器可将绝大部分催化剂粉尘回收，最后经80m高烟囱放空，烟气中有害物质排放量均符合有关环保要求2废催化剂装置正常生产时，根据原料变化情况，除催化剂自然损失外，为维持平衡催化剂上重金属含量在一定的水平，需根据情况从再生器内卸出一部分平衡催化剂目前国内正在__利用废催化剂的有关技术，因此，在废催化剂回收利用的工程问题尚未合理解决之前，废催化剂可有两个去处，一是作为生产水泥掺合料，二是用汽车运出厂外，地下掩埋，此类废催化剂在国外经滤水试验证明对环境是无害的3噪声本装置的主要噪声源包括机组、油泵，空冷器风机、调节阀及放空口等针对以上噪声源，设计中具体采取措施如下1主风机组进出口均设消声器，控制其噪声不大于90dBA，主风机操作间采取隔声措施控制其噪声不大于65dBA2各油泵的电机均选用低噪声的YB系列防爆电机，将其噪声控制在90dBA以下3部分油泵采用变频调速技术，正常操作时可避免调节阀产生的噪声4空冷器风机均选用低噪声型叶片，使其噪声小于90dBA5合理选择调节阀及变频调速电机，避免因压降过大而产生的高频噪声6各放空均设有消声器以尽可能降低噪声7大型特阀均采用电液执行机构，可避免风动执行机构所产生的噪声9安全措施1反应－再生部分是装置核心部分，该部分平稳操作对整个装置极其重要，为此设计中在自动控制、仪表设计方面采用了一系列的声光__系统和自动保护系统，以保证装置的安全生产2对各类高温设备，如反应器、再生器，选用合适的材质及可靠的衬里材料，以确保设备在正常操作温度下甚至短时超温时不至于损坏3为防止设备超压造成事故，在有关塔、容器、炉、压缩机出口设置必要的安全阀，并将泄放的油气或有害气体密闭排至火炬系统4在可能有易燃、易爆气体的危险区域，均设有可燃气体__仪，以便在险情到来之前及时__并排除险情5气压机故障或开工初期，富气经气压机入口放火炬线直接排至火炬系统，确保装置安全生产6装置内部各设备之间的间距，建筑物与构筑物的防火防爆距离等均符合有关现行标准7选用不含硫、磷的低毒无味新型金属钝化剂，降低了使用钝化剂时对人体的危害性，同时将钝化剂加注系统设计为密闭型式，操作时无需与钝化剂直接接触8催化裂化反应过程中会产生剧毒的硫化氢气体在生产中，硫化氢气体始终处于密封系统，为确保人身在操作及检修过程中免受其危害，装置设有硫化氢气体__仪并配备一定数量的防毒面具10结论通过这次做毕业设计，我了解了催化裂化的工作原理，熟悉了催化裂化反再系统的工艺及其主要设备的设计步骤，锻炼了工艺设计实践能力，培养了自己__设计能力，从最初的选题，开题到计算、绘图直到完成设计其间，查找资料，老师指导，与同学交流，反复修改CAD图，这每一个过程都是对自己能力的一次充实和检验，且学会了查找相关资料相关标准，分析数据，提高了自己的绘图能力，懂得了许多经验公式的获得是前人不懈努力的结果同时我的这次设计只是一些基础，使我懂得了怎样去设计去发现问题而解决问题与此同时，在做着毕业设计的过程中也暴露出许多专业基础不足之处，比如缺乏综合应用专业知识的能力，对设备相关知识的不了解等等对我们来说，催化裂化发展仍应结合我国炼油工业面临的实际情况，努力提高催化裂化技术水平，尽快形成具有我国特色的催化裂化工艺技术因此，在自己以后的人生中更应不断地学习，为中国石油炼制工艺添上自己的微薄之力____
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[20]催化裂化工艺与工程[M]．北京中国石化出版社，1995，__～105致谢在本次毕业设计中，郑延成老师提供了大量的文献资料，及时解决了我所遇到的各种难题，并对毕业设计进行了悉心的批阅，指正了设计中的错误和不足他们那种治学严谨、工作上兢兢业业和乐于助人的作风是我学习的好榜样他们具有丰富的理论知识和实践经验并且能够把理论知识和实践经验有机地结合起来同时也得到了许多老师和同学的支持和帮助，在此向他们表示衷心的感谢！最后要感谢我的母校—长江大学为我提供了丰富的学习资源和优良的学习环境附录催化裂化带反应再生控制点工艺流程图及主要设备图图5提升管反应器ⅠⅠ。
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