年加工36萬噸重質原料油的工藝設計

年加工36萬噸重質原料油的工藝設計設計說明書學生學號：學生姓名：專業(yè)班級：指導老師：

目錄TOC\o"1-5"\h\z\u第一節(jié)總論 31.1設計依據(jù) 41.2設計范圍 41.3規(guī)模與產(chǎn)品方案 41.4主要原材料及產(chǎn)品性質 41.5生產(chǎn)方法概論 41.5.1生產(chǎn)工藝及過程 41.5.1.1催化裂化工藝 51.5.1.2脫硫工藝選擇 51.5.2生產(chǎn)過程 61.5.2.1催化裂化過程 61.5.2.2脫硫過程 7第二節(jié)生產(chǎn)工藝及流程設計 72.1.生產(chǎn)方法及工藝流程 72.1.1反應--再生系統(tǒng) 72.1.2分餾系統(tǒng) 72.1.3吸收--穩(wěn)定系統(tǒng) 72.2生產(chǎn)工藝參數(shù) 72.3反應--再生系統(tǒng)工藝計算 92.3.1再生器物料及熱平衡計算 92.3.2提升管反應器的工藝計算 12第三節(jié)主要設備選型 15第四節(jié)平面布置設計 164.1平面布置執(zhí)行的規(guī)范 164.2平面布置設計時考慮的具體問題 164.2.1裝置地址選擇應避免以下地區(qū): 164.3廠區(qū)總平面布置的思考 174.4平面布置圖 17第五節(jié)壞境保護及職業(yè)安全衛(wèi)生 175.1污染源及治理措施 175.2安全措施 18結論 19第一節(jié)總論1.1設計依據(jù)《常壓渣油多產(chǎn)液化氣和汽油(ARGG)工藝技術及催化劑》--中國石油化工股份有限公司石油化工科學研究院、中國石油化工集團揚州石油化工廠、中國石油化工股份有限公司催化劑齊魯分公司編，以下簡稱《ARGG技術》1.2設計范圍化工廠初步設計，進行物料衡算和熱量衡算，主要設備的計算和選型，畫出工藝流程圖。1.3規(guī)模與產(chǎn)品方案項目建設內(nèi)容及生產(chǎn)規(guī)模：在110*90m2的空地上新建年加工36萬噸重質原料油（實開工7500小時）的廠區(qū)，產(chǎn)品方案：以多產(chǎn)汽油為主，兼碩生產(chǎn)液化石油氣。1.4主要原材料及產(chǎn)品性質原料為蘇北常壓渣油，相關數(shù)據(jù)見表1,表2密度(20℃),g/cm30.866粘度(100℃)mm2/s10.10凝點,℃49殘?zhí)?4.0折射率,nD201.4963表1:蘇北常壓渣油物理性質族組成,m%飽和烴64.6芳烴18.5膠質15.7瀝青質1.2元素組成,m%碳85.42氫13.43硫0.19氮0.13重金屬含量,ppm,鎳12.0鐵6.5鈣,7.0鈉0.9釩0.1餾程,℃,初餾25210%35030%40150%455表2:蘇北常壓渣油化學組成及餾程產(chǎn)品為汽油和液化石油氣汽油物性數(shù)據(jù)1.性狀：無色透明液體，有特殊的氣味。2.溶解性：不溶于水，溶于無水乙醇、*、氯仿和苯等。3.閃點:-50℃;4.熔點<-60℃;5.沸點40～200℃;6.密度:相對密度(水=1)0.70～0.79;7.相對密度(空氣=1)3.5;8.穩(wěn)定性:穩(wěn)定;1.5生產(chǎn)方法概論1.5.1生產(chǎn)工藝及過程本生產(chǎn)工藝分為兩個環(huán)節(jié)進行，1、催化裂化生產(chǎn)。2、產(chǎn)出油氣的凈化。催化裂化過程主要采用以分子篩作為催化劑的提升管催化裂化裝置進行催化裂化生產(chǎn)。油氣凈化主要考慮到脫硫過程，所以需要連接脫硫設備。1.5.1.1催化裂化工藝催化裂化的流程主要包括三個部分：①原料油催化裂化；②催化劑再生；③產(chǎn)物分離。原料噴入提升管反應器下部，在此處與高溫催化劑混合、氣化并發(fā)生反應。反應溫度480～530℃,壓力0.14~0.2MPa（表壓）。反應油氣與催化劑在沉降器和旋風分離器(簡稱旋分器)，分離后，進入分餾塔分出汽油、柴油和重質回煉油。裂化氣經(jīng)壓縮后去氣體分離系統(tǒng)。結焦的催化劑在再生器用空氣燒去焦炭后循環(huán)使用，再生溫度為600～730℃。1.5.1.2脫硫工藝選擇通過對國內(nèi)外脫硫技術以及國內(nèi)電力行業(yè)引進脫硫工藝試點廠情況的分析研究，目前脫硫方法一般可劃分為燃燒前脫硫、燃燒中脫硫和燃燒后脫硫等3類。其中燃燒后脫硫，又稱煙氣脫硫（Fluegasdesulfurization，簡稱FGD）,在FGD技術中,按脫硫劑的種類劃分,可分為以下五種方法：以CaCO3（石灰石）為基礎的鈣法，以MgO為基礎的鎂法，以Na2SO3為基礎的鈉法，以NH3為基礎的氨法，以有機堿為基礎的有機堿法。世界上普遍使用的商業(yè)化技術是鈣法目前煙氣脫硫技術種類達200多種，能真正運行起來的國內(nèi)屈指可數(shù)，沒有幾套。目前使用較廣泛的有以下幾種：1．雙堿法硫脫：雙堿法的步驟是采用鈉基脫硫劑進行塔內(nèi)脫硫，由于鈉基脫硫劑堿性強，吸收二氧化硫速度快，效率高。另一方面脫硫產(chǎn)物被排入再生池內(nèi)用氫氧化鈣進行還原再生，再生出的鈉基脫硫劑再被打回脫硫塔循環(huán)使用?？偟膩碚f：1.整個系統(tǒng)涉及的池子比較多，對各池子的液位保持自動平衡比較困難。2.雙堿法要加兩種堿，必須進行調試以找到SO2排放要求時的最合適PH，并根據(jù)此PH實現(xiàn)自動加藥。3.NaSO3的氧化副反應產(chǎn)生物Na2SO4較難再生，需不斷的補充NaOH或Na2CO3而曾加消耗量，一般雙堿法中鈉堿消耗的設計值為5%，但實際中，有的超過設計值的十倍多，也就是說鈉堿法的置換率比較低，脫硫效果提不上去，4.Na2SO4的存在也將降低石膏的質量，石膏脫水困難。5.雙堿法由于鈉鈣沒有足夠的置換時間，為了達到脫硫效果，不得以轉變?yōu)榧儔A運行，純堿用量的增加，導致嚴重結垢問題。用NaOH脫硫，進入農(nóng)田可破壞土壤結構，造成土地板結，使農(nóng)作物減產(chǎn)，燃燒1萬噸含硫量1.5%的煤如果采用NaOH脫硫率在80%，需消耗NaOH150噸，產(chǎn)生的無機鹽按硫酸鈉計將有266噸。運行費用極高。缺點：占地面積大，置換率低，運行費用極高，腐蝕嚴重。2．半干法脫硫：目前半干法應用最多的還是循環(huán)流化床半干法煙氣脫硫技術，循環(huán)流化床半干法煙氣脫硫技術的合理脫硫效率在80-85%，現(xiàn)在CFB-FGD確實可以達到95%，甚至99%的脫硫效率，但是以加大鈣硫比，降低脫硫塔出口溫度為代價的，是短時間的行為，長期穩(wěn)定運行是絕對不可能的。噴水量增加，出口溫度降低，脫硫效率提高，但提高了脫硫系統(tǒng)的運行風險：包括結垢和堵塞。此外對后續(xù)電除塵也有一定的影響。要達到99%的脫硫效率，鈣硫比需要達到近2.0了，同時如果脫硫塔出口沒有再熱措施的話，出口溫度要降低到60度，甚至要達到絕熱飽和溫度了。缺點：脫硫率較低，設備磨損嚴重，運行成本高，副產(chǎn)物廢渣無法回收利用，會照成二次污染，只能填埋處理。3．氨法脫硫：氨法脫硫工藝皆是根據(jù)氨與SO2、水反應生成的亞硫酸銨被氧化成硫酸銨后進入硫銨系統(tǒng)制成商品硫銨。氨法脫硫的首要難題，首先是氣溶膠和氨損問題。氣溶膠是指固體或液體微粒穩(wěn)定地懸浮于氣體介質中形成的分散體系。在氨法脫硫過程中，亞硫酸銨和亞硫酸氫銨氣溶膠隨凈煙氣排出，造成氨的損耗，成為困擾氨法脫硫技術發(fā)展的瓶頸。為降低氨損，人們發(fā)明了多級洗滌、濕式電除塵器收集等方法，但基本都是從氨霧形成后的補救上做文章，從而使運行的成本和投資大幅度上升。其次是亞硫酸銨氧化和硫酸銨結晶這道工序，投資運行成本高，系統(tǒng)占地非常大，相當一座小型化工廠。生產(chǎn)過程中硫酸銨的品質沒有辦法保證，副產(chǎn)物銷售渠道相對小。缺點：流程復雜，設備投資成本昂貴；能耗大；設備腐蝕嚴重，裝置運行率低，目前國內(nèi)成功案例較少。4．石灰石/石灰石膏濕法石灰石/石灰石膏濕法在國內(nèi)外應用最廣泛，使用比例占80--90%，脫硫率高≥95%、工藝成熟、操作穩(wěn)定、操作彈性好、脫硫劑易得、運行成本低、副產(chǎn)物石膏有較好的商業(yè)價值，不會形成二次污染；缺點：碳鋼材質塔體容易腐蝕穿孔。舊式噴淋法，其塔內(nèi)的噴嘴容易堵塞，更換極其麻煩。值得一提的是前航空動力學專家舒梅男先生運用所學的知識結合空氣動力學原理，研究出一項無需噴嘴，且高脫硫率，高運行率的新技術是氣動乳化脫硫技術。目前在株冶集團的運用上已穩(wěn)定順行13年。1.5.2生產(chǎn)過程1.5.2.1催化裂化過程（1）、反應部分原料經(jīng)換熱后與回煉油混合經(jīng)對稱分布物料噴嘴進入提升管，并噴入燃油加熱，上升過程中開始在高溫和催化劑的作用下反應分解，進入沉降器下段的氣提段，經(jīng)汽提蒸汽提升進入沉降器上段反應分解后反應油氣和催化劑的混合物進入沉降器頂部的旋風分離器（一般為多組），經(jīng)兩級分離后，油氣進入集氣室，并經(jīng)油氣管道輸送至分餾塔底部進行分餾，分離出的催化劑則從旋分底部的翼閥排出，到達沉降器底部經(jīng)待生斜管進入再生器底部的燒焦罐。（2）、再生部分再生器階段，催化劑因在反應過程中表面會附著油焦而活性降低，所以必須進行再生處理，首先主風機將壓縮空氣送入輔助燃燒室進行高溫加熱，經(jīng)輔助煙道通過主風分布管進入再生器燒焦罐底部，從反應器過來的催化劑在高溫大流量主風的作用下被加熱上升，同時通過器壁分布的燃油噴嘴噴入燃油調節(jié)反應溫度，這樣催化劑表面附著的油焦在高溫下燃燒分解為煙氣，煙氣和催化劑的混合物繼續(xù)上升進入再生器繼續(xù)反應，油焦未能充分反應的催化劑經(jīng)循環(huán)斜管會重新進入燒焦罐再次處理。最后煙氣及處理后的催化劑進入再生器頂部的旋風分離器進行氣固分離，煙氣進入集氣室匯合后排入煙道，催化劑進入再生斜管送至提升管。（3）、煙氣利用再生器排除的煙氣一般還要經(jīng)三級旋風分離器再次分離回收催化劑，高溫高速的煙氣主要有兩種路徑，一、進入煙機，推動煙機旋轉帶動發(fā)電機或鼓風機；二、進入余熱鍋爐進行余熱回收，最后廢氣經(jīng)工業(yè)煙囪排放。1.5.2.2脫硫過程將經(jīng)過催化裂化生成的氣體通過脫硫塔進行脫硫處理，然后輸出。第二節(jié)生產(chǎn)工藝及流程設計2.1.生產(chǎn)方法及工藝流程2.1.1反應--再生系統(tǒng)原料油經(jīng)換熱后與回煉油混合，經(jīng)加熱爐加熱后至提升管反應器下部的噴嘴，原料油由蒸汽霧化噴入提升管中，與催化劑接觸進行反應。反應產(chǎn)物經(jīng)旋風分離器分離出夾帶催化劑后離開沉降器去分離塔。2.1.2分餾系統(tǒng) 由反應器來的反應產(chǎn)物從底部進入分餾塔，經(jīng)底部的脫過熱段后在分餾段分割成幾個中間產(chǎn)品：塔頂為富氣及汽油，側線有輕柴油、重柴油和回煉油，塔底產(chǎn)品是油漿。輕柴油和重柴油分別經(jīng) 汽提后，再經(jīng)換熱器、冷卻后出裝置。2.1.3吸收--穩(wěn)定系統(tǒng)吸收穩(wěn)定系統(tǒng)主要由吸收塔、在吸收塔、解吸塔及穩(wěn)定塔組成。從分餾塔頂油氣分離器出來的富氣中帶有汽油組分，而粗氣油中則溶解有C3、C4組分。吸收穩(wěn)定系統(tǒng)作用就是利用吸收和精餾方式將富氣和粗汽油分離成干氣（≤C2）、液化氣（C3、C4）和蒸汽壓合格的穩(wěn)定汽油。最后出來的油和氣分別進入脫硫塔進行脫硫，輸出得到成品。2.2生產(chǎn)工藝參數(shù)根據(jù)《ARGG技術》，選取其中（標一）數(shù)據(jù)作為工廠生產(chǎn)數(shù)據(jù)進行設計。（見表3，表4），表5反應了催化劑的性質。主要操作條件處理量,t/a*1000036反應溫度oC528再生溫度oC704反應壓力Mpa0.109催化劑活性,(MA)66催化劑含鎳,m%0.82再生劑含炭,m%0.08產(chǎn)品分布,m%（對原料）干氣3.75液化氣26.02汽油47.55柴油14.35焦炭7.86損失0.47合計100.0轉化率,m%85.65烯烴產(chǎn)率,m%（對原料）C3=80.51∑C4=9.76C3=+C4=18.27iC4=2.90iC5=4.17液化氣+汽油m%73.57液化氣+汽油+柴油,m%87.92表3：工廠設計數(shù)據(jù)組成標-1丙烷6.24丙烯36.82異丁烷11.23正丁烷3.16丁烯30.17其中異丁烯9.38C3=/總C3(v)85.5C4=/總C4(v)67.8表4：液化氣中主要組分（%）微反活性66化學組成,m%Al2O340.6Na2O0.41SO42＋0.22表觀密度,g/cm30.77比表面積,m2/g107孔體積,ml/g0.27磨損強度/灼燒減量,m%/篩分組成,m%0～19μm0.719～39μm11.639～84μm64.384～113μm14.9113～60μm6.1重金屬含量,m%Ni0.82Fe0.51V0.07Cu0.02Na0.37Ca0.90再生劑定炭,m%0.08表5：催化劑性質2.3反應--再生系統(tǒng)工藝計算2.3.1再生器物料及熱平衡計算根據(jù)整個工藝的性質選定的再生器性質如表6項目數(shù)據(jù)項目數(shù)據(jù)再生器頂部壓力，MPa（表）0.142空氣相對密度，%50再生溫度，oC650CO2、CO（體積比）1.5主鳳入再生器溫度，oC140O2（體積分數(shù)），%0.5待生催化劑溫度，oC470焦炭組成H/C（質量比）10/90大氣溫度，oC25再生催化劑含碳量（質量分數(shù)），%0.3大氣壓力MPa0.1013燒焦碳量，t/h4.8表6燃燒計算（1）、燒炭量及燒氫量燒炭量=4.8*103*0.9=4.32*103（kg/h）=360(kmol/h)燒氫量=4.8*103*0.1=0.48*103（kg/h）=480(kmol/h)因為煙道CO2/CO(體積比)=1.5，所以生成CO2的C為：360*1.5/（1.5+1）=216(kmol/h)=2592(kg/h)生成CO的C為：360-216=144(kmol/h)=1728(kg/h)(2)、理論干空氣量碳燒成CO2需要的O2量=216*1=216(kmol/h)碳燒成CO需要的O2量=144*1/2=72(kmol/h)氫燒成H2O需要的O2量=480*1/2=240(kmol/h)理論需要O2量=216+72+240=528(kmol/h)=16896(kg/h)理論帶入N2量=528*79/21=1986.29(kmol/h)=55616(kg/h)理論干空氣量=528+1986.29=2514.29(kmol/h)=16896+55616=72512(kg/h)(3)實際干空氣量0.5%=O解此方程，得：過剩氧量O2（過）=23.0（kmol/h）=736(kg/h)過剩氮量=23.0*79/21=87(kmol/h)=2436(kg/h)∴實際干空氣量=4614+23.0+87=4724（kmol/h）=136240(kg/h)(4)濕空氣量（主風量）大氣溫度25oC，相對濕度50%，查看空氣濕焓圖，得空氣的濕含量為0.010kg水汽、kg干空氣。所以：空氣中的水汽量=136240*0.010=1362(kg/h)=76.0(kmol/h)濕空氣量=4724+760=4800（kmol/h）=4800*22.4=107.5*103(m3/h)=1792(m3/min)此為正常操作的主風量。（5）主風單耗濕空氣量燒焦碳量=(107.5*103)/(11.4*103)=9.43(m3(6)干煙氣量總干煙氣量=CO2+CO+O2+N2=513+342+23.0+(3645+87)=4610(kmol/h)=137380kg/h(7)濕煙氣量及煙氣組成組分流量相對分子量組成（摩爾分數(shù)），%Kmol/hKg/h干煙氣濕煙氣CO221625924411.19.58CO1441728287.46.39O252816896320.50.43N21986.29556162881.069.68總干煙氣461013738029.8100.0-生成水汽5701026018-13.92主風帶入水汽761362--待催化劑帶入水汽72.21300--吹掃、松動蒸汽27.8500--總濕煙氣5353150802--100表7按每噸催化劑帶入1kg水汽及舍催化劑循環(huán)量為1300t/h..②粗估算值（8）煙風比濕煙風量主風量（體積比）再生器熱平衡（1燒焦放熱生成CO2放熱73=20852*104（kJ/h）生成CO放熱=4104*10258=4210*104（kJ/h）生成H2O放熱=1140*119890=13667*104（kJ/h）合計放熱=38729*104（kJ/h）(2)焦炭脫附熱經(jīng)驗公式：焦炭脫附熱=38729*104*11.5%=4454*104(kJ/h)(3)主風由14oC升溫至650oC需熱公式H=cmΔt干空氣升溫需熱=136240*1.09①*（650-140）=7574*104(4)焦炭升溫需熱焦炭升溫需熱=11.4*103*1.097eq\o\ac(○,2)*(650-470)=225*104(kJ/h)(5)待生催化劑帶入的水汽需熱1300*2.16*（650-470）=51*104（kJ/h）式中2.16是水期平均比熱容。(6)吹掃、松動蒸汽升溫需熱500*(3816-2780)=52*104(kJ/h)eq\o\ac(○,3)(7)散熱損失582*燒炭量（以Kg/h計）=582*10260=597*104(kJ/h)(8)給催化劑凈熱量燒焦放熱-[第(2)項至第(7)項之和]=38729*104-（4454+7574+144+225+51+52+597）*104=25632(kJ/h)(9)計算催化劑循環(huán)量G25632104*104=G*103*1.097*(650-470)G=1298(J/h)(10)再生器熱平衡匯總入方104(kJ/h)出方104(kJ/h)燒焦放熱38729焦炭脫附熱4454主風升溫7718焦炭升溫225帶入水汽升溫103散熱損失597加熱循環(huán)催化25632合計38729合計38729表8再生器物料平衡入方，kg/h出方，kg/h干空氣136240干煙氣137380水汽主風帶入2362水汽生成水汽10260待生催化劑帶入1300帶入水汽3162松動、吹掃500合計13422合計3162循環(huán)催化劑1298*103焦炭11400循環(huán)催化劑1298*103合計1448.802103合計1448.802*103表92.3.2提升管反應器的工藝計算(1)基本數(shù)據(jù)產(chǎn)品分布,m%（對原料）干氣3.75液化氣26.02汽油47.55柴油14.35焦炭7.86損失0.47合計100.0轉化率,m%85.65表10產(chǎn)率分布沉降器頂部壓力Mpa177回煉油流量t/h41.10提升管溫度oC470催化劑循環(huán)量t/h（劑油比選8）328.8原料預熱溫度oC350再生催化劑入口溫度oC640新鮮原料流量t/h41.10提升管停留時間s2.8表11反應條件項目質量流量，kg/h平均分子質量摩爾流量，kmol/h新鮮原料41.10*103288142.36回煉油41.10*103288142.36催化劑1310*103再生催化劑帶入煙氣13102945.2水蒸氣水蒸氣總量307018170.56kmol/h進料霧化820預提升蒸汽2000膨脹節(jié)吹掃蒸汽100事故吹掃蒸汽150合計1396.58*103620．72表12入方物料流量根據(jù)表3計算得：項目質量流量，kg/h平均相對分子質量摩爾流量，kmol/h干氣1.541*1033051.37液化氣10.69*103356.3汽油19.54*103100195.4柴油5.897*10325023.59回煉油41.10*103288142.7煙氣13102945.2水蒸氣307018170.56催化劑+焦炭1313.23*103--損失(按液化氣計算)202306.73合計--（油+氣）合計--991.85表13出方物料流量(2)提升管進料處熱量衡算物料名稱反應條件下溫度（K）反應條件下熱性能參數(shù)原料蘇北渣油600Cp=1.33745kJ/(kg·K)產(chǎn)物液化石油氣773Cp=1.534kJ/(kg·K)輕柴油773Cp=1.709kJ/(kg·K焦炭983Cp=1.502kJ/(kg·K)汽油773Cp=2.22kJ/(kg·K干氣773Cp=1.2kJ/(kg·K)表14各物料在反應條件下的熱性能參數(shù)由此工段進入的能量Q1

Q1=1.33745×41100=54969.195(kJ/h)

由此工段輸出的能量Q2Q2=1.534×773×10.69*103+1.709×773×5.897*103+1.502×983×3230+2.22×773×19.54*103

=5876.7080*104(kJ/h)

所以在此工段中需要向外界傳熱5876.7080*104KJ/h燒焦放熱生成CO2放熱=144*33873=488*10^4(kJ/h)生成CO放熱=96*10258=98.5*10^4(kJ/h)生成H2O放熱=26.67*119890=320*10^4(kJ/h)合計放熱=906.5*10^4(kJ/h)（2）焦炭脫附熱經(jīng)驗方法計算：焦炭脫附熱=906.5*10^4*11.5%=104*10^4(kJ/h)（3）主風由140℃升溫至650℃需熱：干空氣升溫需熱=3202.47*1.09*（650-140）=178*10^4(kJ/h)式中1.09是空氣的平均比熱容，單位為kJ/kg·℃水汽升溫需熱=32*2.07*（650-140）=3.4*10^4(kJ/h)式中2.07是水汽的平均比熱容，單位為kJ/kg·℃（4）焦炭升溫需熱假定焦炭的比熱容與催化劑相同，也取1.079kJ/kg·℃焦炭升溫需熱=266.67*1.079*（650-470）=5.27*10^4(kJ/h)（5）待生催化劑帶入水汽需熱：30.44*2.16*（650-470）=1.18*10^4(kJ/h)式中2.16是水汽的平均比熱容，單位為kJ/kg·℃吹掃、松動蒸汽升溫需熱11.72*（3816-2780）=1.2*10^4(kJ/h)散熱損失582*燒炭量=582*240=14*10^4(kJ/h)給催化劑的凈熱量燒焦放熱-[第（2）項至第（7）項的和]=906.5*10^4-（104+178+3.4+5.27+118+1.2+14）*10^4=602.85*10^4(kJ/h)計算催化劑循環(huán)量G602.85*10^4=G*1000*1.097*(650-470)G=30.4(t/h)第三節(jié)主要設備選型（1）兩器采用高低并列式結構

兩器型式采用沉降器在上，再生器在下的高低并列式結構。這種布置型式允許的兩器壓差大，很好地兼顧了反應和再生對操作壓力的不同要求。另外，高低布置還具有結構簡單，操作控制靈活方便，壓力平衡適用范圍大，抗事故干擾，尤其是抗催化劑倒流能力強，占地面積小等優(yōu)點。（2）提升管反應系統(tǒng)采用兩段汽提提高汽提效果對降低再生器的燒焦負荷和減輕催化劑水熱失活有很大好處，本次設計采用兩段汽提，以改善汽提蒸氣與待生催化劑的接觸，提高汽提效果。同時設計采用較長的催化劑停留時間和較高的汽提溫度，有助于提高汽提效果。采取上述措施使得催化劑在從進入提升管至離開沉降器氣體段的整個過程中均處于良好狀態(tài)。通過予提升段盡可能地使催化劑流動均勻。采用高效霧化噴嘴使催化劑與良好霧化并均勻分布的原料油霧滴接觸，達到瞬間汽化、反應的目的。使用終止劑技術及減少二次反應的措施可以減少裂化反應，使反應油氣在高溫區(qū)的停留時間盡可能縮短。加之完善的汽提措施，從而達到提高輕質油收率，降低干氣、焦炭產(chǎn)率的目的。再生裝置部分

再生方案的選擇原則應能滿足降低再生催化劑定碳以使催化劑性能得以充分發(fā)揮，同時應避免采用過于苛刻的再生條件，以利于恢復并保護催化劑活性。本裝置采用的是單段再生，為了達到在合理的再生條件下盡量降低再生劑的含碳量，本設計采取了多項提高燒焦效果的措施，采取加CO助燃劑的完全再生方案，采用較高的再生溫度，采用逆流再生，采用高床層再生及較高的密相線速，釆用改進的主風分布管。采用氣控外循環(huán)式外取熱器

由于裝置設計生焦率高達90%，再生器熱量過剩，因此，設計中設置了一臺洛陽石化工程公司開發(fā)的氣控式外取熱器，可靈活調節(jié)取熱負荷，以滿足兩器熱平衡需要。合理、可靠的主風及煙氣系統(tǒng)

本裝置再生器采用單段完全再生方式，其主風、煙氣流程及機組配置均較簡單設置一臺離心式風機為再生器供風，一臺離心式風機作為備機。煙氣經(jīng)三旋后進入煙氣輪機回收其壓力能后，至佘熱鍋爐回收其顯熱，然后經(jīng)煙囪排入大氣。機組方案及特點

主風機組采用離心式主風機+煙氣輪+電動/發(fā)電機三機組配置。為再生器及增壓機提供主風。備用主風機釆用離心式主風機+電機二機組配置。作為本裝置的備機。增壓機采用增壓機+電機二機組配置，一開一備。該機為外取熱器、外取熱器返回管及待生套筒供風。氣壓機組采用氣壓機+凝汽式透平二機組配置。原料及油漿霧化釆用LPC型高效噴嘴該噴嘴具有壓降低、霧化效果好、干氣及焦炭產(chǎn)率低、輕質油收率高、操作平穩(wěn)及油、汽互不干擾等特點，可以滿足工藝過程的要求，且可在一定程度上降低能耗。（8）采用氣控外循環(huán)取熱器

氣控外循環(huán)取熱器是洛陽石化工程公司的專利技術。該型式外取熱器具有結構簡單、操作方便、調節(jié)靈活、運行可靠等特點。外取熱器取熱管采用肋片管，具有傳熱系數(shù)高、設備結構緊湊、抗事故能力強等優(yōu)點。外取熱水系統(tǒng)釆用自然循環(huán)方式，節(jié)省動力，運行可靠。

（9）釆用高效PV型旋風分離器

從維持反再系統(tǒng)平隱操作，減少催化劑自然跑損的角度出發(fā)，本裝置反再生系統(tǒng)中旋風分離器均釆用分離效率高、結構簡單、操作彈性大的PV型旋風分離器。

（10）有針對性地釆用折流桿式冷凝器

分餾塔頂油氣冷凝系統(tǒng)的壓降大小直接影響氣壓機的功率消耗以及吸收穩(wěn)定系統(tǒng)的操作，因此分餾塔頂油氣水冷系統(tǒng)采用低壓降折流桿式冷凝器。氣壓機二段出口水冷器也釆用折流桿式冷凝冷卻器，以減小系統(tǒng)壓降。

（11）機泵選用高效率的流程泵，部分機泵配置變頻電機。

（12）單、雙動滑閥，塞閥均采用電液執(zhí)行機構和冷壁式閥體結構。

（13）釆用低毒無味的LMP-4型金屬鈍化劑。

（14）為保護煙機并減少煙氣中粉塵對大氣的污染,本裝置釆用操作彈性大、分離效率高、立式PDC型三級旋風分離器，且采用大流量單管ф300m。第四節(jié)平面布置設計4.1平面布置執(zhí)行的規(guī)范裝置內(nèi)工藝設備，建筑物等的平面布置均按下列規(guī)范執(zhí)行：GB50160-92《石油化工企業(yè)設計防火規(guī)范》--工藝裝置有關部分

2.SH3047-93《石油化工企業(yè)職業(yè)安全衛(wèi)生設計規(guī)范》--國家基本建設委員會3.HGJ21-89《化工企業(yè)爆炸和火災危險環(huán)境電力設計規(guī)范》--化工企業(yè)標準4.2平面布置設計時考慮的具體問題綜合考慮工藝流程的需求、安全生產(chǎn)、環(huán)境保護、工廠總體分布、施工、維護、

檢修及節(jié)省用地和減少能耗等情況,具體要求如下:4.2.1裝置地址選擇應避免以下地區(qū):

(1)地震斷層和基本烈度九度以上的地震區(qū)~(2)很嚴重的濕陷性黃土地區(qū)或厚度大的新近堆積黃土、高壓縮性的飽和和黃土等地段

(3)有泥石流：滑坡：床沙：溶洞等嚴重危害地段~

(4)不能確保安全的水庫下游~

(5)地方病流行區(qū)~

(6)放射性本底植高的地區(qū)。

4.2.2廠區(qū)布置應符合下列要求

(1)產(chǎn)生危害較大的有害氣體。煙、霧、粉塵等有害物質的單元：宜布置在廠

區(qū)全年最小頻率風向的上風側~

（2）產(chǎn)生較大噪聲的單元或噪聲源宜布置在遠離有低噪聲要求的地段~

（3）液化烴罐組扣可燃液體罐組宜布置在場地低于工藝裝置、全廠性重要設施

及人員集中場所的地段~

（4）空分站應布置在空氣較潔凈的地段：其吸風口應位于散發(fā)乙炔及其他烴類

氣體場所全年最小頻率風向的下風側~

（5）存貯放射性物質的倉厙：應布置在人員較少接近廠區(qū)邊緣地帶~

（6）消防站的位置應符合《石油化工企業(yè)設計防火規(guī)范》的要求

（7）廠內(nèi)道路的布置應合理組織人流和車流：并滿消防要求~人流和車流集中

的干道應避免與運輸繁忙的鐵路平交~

（8）車輛出入頻繁的單元宜布置在廠區(qū)邊緣地帶~

（9）總平面及單元平面布置應為建筑物創(chuàng)造良好的朝向、采光和自然通風的條

件。4.3廠區(qū)總平面布置的思考（1）汽車裝卸站、液化烴罐裝站、甲類物品倉庫等機動車倆頻繁進出設施、應

布置在廠區(qū)邊緣。應根據(jù)工廠的生產(chǎn)流程及各組成部分的生產(chǎn)特點和入災危險性：結

合地形、風向等條件：按功能憤分區(qū)集中布置。(2)可能散發(fā)可燃氣體的工藝裝置，罐組，裝卸區(qū)或全廠性污水處理場等設施，宜

布置在人員集中場所，及明火或散發(fā)火花地點的全年最小頻率風向的上風側在山區(qū)

或丘陵地區(qū)，并應避免布置在窩風地帶。

(3)液化烴罐組或可燃液體罐組。不應毗鄰布置在高于工藝裝置、全廠性重要

設施或人員集中場所的階梯上。但受條件限制或有工藝要求時，可燃液體原料儲罐可

毗鄰布置在高于工藝裝置的階梯上。

(4)當廠區(qū)采用階梯式布置時，階梯間應有防止泄漏的可燃液體漫流的措施。(5)液化烴罐組或可燃液體罐組，不宜緊靠排洪溝布置。(6)空氣分離裝置，應布置在空氣清潔地段并位于散發(fā)乙炔。其他烴類氣體、

粉塵等場所的全年最小頻率風向的下風側。(7)全廠性的高架火炬，宜位于生產(chǎn)區(qū)全年最廠區(qū)外，并宜設圍墻獨立成區(qū)。

(8)采用架空電力線路進出廠區(qū)總變配電所，應布置在廠區(qū)邊緣。4.4平面布置圖根據(jù)以上規(guī)范及原則，本設計平面布置詳見附圖2。第五節(jié)壞境保護及職業(yè)安全衛(wèi)生5.1污染源及治理措施設計中優(yōu)先考慮采用不產(chǎn)生或少產(chǎn)生污染的工藝方案及流程，對過程中出現(xiàn)的不

可避免的污染物，首先考慮綜合利用，化廢為利。針對各種污染物，釆取必要措施加

以處理,使之符合有關環(huán)保要求。

5.1.1廢液

(1)含油污水

裝置內(nèi)含油污水主要包括機泵排水，油品釆樣冷卻排水、裝置廠房的沖洗排水等,

均排入污水處理場統(tǒng)一處理。

(2)生活污水

裝置內(nèi)生活污水經(jīng)化糞池截污后棑入工廠污水處理場。

(3)含鹽污水

余熱鍋爐及產(chǎn)汽系統(tǒng)的排污水，排至工廠生產(chǎn)廢水系統(tǒng)。

(4)含硫污水

裝置內(nèi)分餾塔頂油氣分離器、氣壓機出口油氣分離器等產(chǎn)生的酸性水均排至裝置

外，送至工廠污水汽提處理，處埋后污水可排至工廠污水處理廠處理，水質滿足污水處理廠進水水質要求。

(5)污油

本裝置污油分輕污油和重污油,主要來源于停工時設備排凈等。輕污油裝置內(nèi)輕污

油罐集中后，用泵送至工廠輕污油罐中，待回煉或作其它適當理。重污油(輕柴油、油

漿等)用蒸汽吹掃經(jīng)管線送至工廠燃料油罐，作燃料用。

5.