1、第三章 催化裂化知識目標：了解催化裂化工藝的發展，工藝流程及主要設備；了解渣油催化裂化反應存在的困難及其加工特點；熟悉烴類催化裂化反應機理及其反應動力學影響因素和反應特點；熟悉反應再生系統操作技術。第一節 催化裂化化學反應原理主要內容:第二節 催化裂化催化劑第三節 催化裂化工藝流程及主要設備第四節 催化裂化工藝主要操作條件分析第五節 催化裂化反應再生系統主要操作技術及典型故障分析第六節 反應再生系統主要工藝計算簡介本章小結第一節 催化裂化化學反應原理一、單體烴催化裂化的化學反應 （一）烷烴 烷烴主要發生分解反應，分解成較小分子的烷烴和烯烴，烷烴分解時多從中間的CC鍵處斷裂，分子越大越容易斷裂

2、（二）烯烴 烯烴的主要反應也是分解反應，但還有一些其它重要反應，主要反應有：(1)分解反應：分解為兩個較小分子的烯烴，烯烴的分解速度比烷烴高得多，且大分子烯烴分解反應速度比小分子快，異構烯烴的分解速度比正構烯烴快。 （2）異構化反應：該反應包括二種，其一是分子骨架異構，另一種雙鍵異構（分子中雙鍵向中間位置轉移）。（3）氫轉移反應：二個烯烴分子之間發生氫轉移反應，一個獲得氫變成烷烴，另一個失去氫轉化為多烯烴及芳烴或縮合程度更高的分子，直到縮合至焦炭。氫轉移反應是烯烴的重要反應，是催化裂化汽油飽和度較高的主要原因，但反應速度較慢，需要較高活性催化劑。 （4）芳構化反應：烯烴環化并脫氫生成芳香烴。

3、（三）環烷烴 環烷烴的環可斷裂生成烯烴，烯烴再繼續進行上述各項反應；環烷烴帶有長側鏈，則側鏈本身會發生斷裂生成環烷烴和烯烴；環烷烴可以通過氫轉移反應轉化為芳烴；帶側鏈的五員環烷烴可以異構化成六員環烷烴，并進一步脫氫生成芳烴。 （四）芳香烴 芳香烴核在催化裂化條件下十分穩定，連在苯核上的烷基側鏈容易斷裂成較小分子烯烴，側鏈越長，反應速度越快。多環芳烴的裂化反應速度很低，它們的主要反應是縮合成稠環芳烴，進而轉化為焦炭，同時放出氫使烯烴飽和。在催化裂化條件下，烴類進行的反應除了有大分子分解為小分子的反應，而且還有小分子縮合成大分子的反應（甚至縮合至焦炭）。與此同時，還進行異構化、氫轉移、芳構化等反應

4、。在這些反應中，分解反應是最主要的反應，催化裂化這一名稱就是因此而得。 二、烴類催化裂化反應機理 正碳離子學說是被公認為解釋催化裂化反應機理的較成熟的學說。正碳離子的主要來源是由一個烯烴分子獲得一個氫離子（質子）而生成的。下面用正十六烯的催化裂化反應為例來說明正碳離子的生成和轉化的一般規律。1十六烯從催化劑表面上或與已生成的正碳離子獲得一個質子（H+）而生成正碳離子；2大的正碳離子不穩定，容易在位上斷裂；3生成的正碳離子是伯碳離子，不夠穩定，易于變成仲碳離子，然后又在位上斷裂，直到C3H7+、C4H9+為止；4正碳離子的穩定程度依次是：叔正碳離子仲正碳離子伯正碳離子，因此生成的正碳離子趨向于異

5、構成叔正碳離子。5正碳離子將H+ 還給催化劑，本身變成烯烴，反應中止。 三、石油餾分的催化裂化反應特點（一）各烴類之間的競爭吸附和反應的阻滯作用任何一種烴類的反應都將受到同時存在的其它烴類的影響，更重要的是，石油餾分的催化裂化反應是在固體催化劑表面上進行的，某烴類的反應速度，不僅與本身的化學反應速度有關，而且還與它們的吸附和脫附性能有關，某烴類的催化裂化反應的總速度是由吸附速度和反應速度共同決定的。對于碳原子數相同的各族烴，吸附能力的大小順序為：稠環芳烴稠環環烷烴烯烴單烷基單環芳烴單環環烷烴烷烴同族烴分子，分子量越大越容易被吸附。如果按化學反應速度的高低進行排列，則大致情況如下；烯烴大分子單烷

6、基側鏈的單環芳烴異構烷烴和環烷烴小分子單烷基側鏈的單環芳烴正構烷烴稠環芳烴綜合上述兩個排列順序可知，芳烴雖然吸附能力強，但反應能力弱，使整個石油餾分的反應速度變慢 ；對于烷烴，雖然反應速度快，但吸附能力弱，從而對原料反應的總效應不利。富含環烷烴的石油餾分應是催化裂化的理想原料 （二）石油餾分的催化裂化反應是復雜的平行順序反應石油餾分進行催化裂化反應時，原料向幾個方向進行反應，中間產物又可繼續反應，從反應工程觀點來看，這種反應屬于平行順序反應。原料油可直接裂化為汽油或氣體，屬于一次反應，汽油又可進一步裂化生成氣體，這就是二次反應。平行順序反應的一個重要特點是反應深度對產品產率分布有重大影響。 第

7、二節 催化裂化催化劑 一、裂化催化劑的種類、組成和結構 （一）無定型硅酸鋁催化劑 硅酸鋁的主要成分是氧化硅和氧化鋁，合成硅酸鋁依鋁含量的不同又分為低鋁（含Al2O310%13%）和高鋁（含Al2O3約25%）二種。其催化劑按顆粒大小又分為小球狀（直徑在36mm）和微球狀（直徑在4080）。 Al2O3、Si2O3及少量水分是必要的活性組分，而其它組分是在催化劑的制備過程中殘留下來的極少量的雜質。合成硅酸鋁是由Na2SiO3和Al2(SO4)3溶液按一定的比例配合而成凝膠，再經水洗、過濾、成型、干燥、活化而制成的。硅酸鋁催化劑的表面具有酸性，并形成許多酸性中心，催化劑的活性就來源于這些酸性中心，

8、即催化劑的活性中心。（二）結晶型硅酸鋁鹽（分子篩）催化劑 分子篩又稱為泡沸石，按其組成及晶體結構不同分為A型、X型、Y型及絲光沸石等幾種，目前工業裂化催化劑中常用的是X型和Y型沸石，其中用得最多的是Y型沸石。X型和Y型沸石具有相同的晶體結構，每個單元晶胞由八個削角八面體組成，如圖所示。由于削角八面體的連接方式不同，可形成不同的分子篩。 二、催化劑的使用性能 （一）活性 活性是指催化劑促進化學反應進行的能力。對無定形硅酸鋁催化劑，采用D+L法，它是以待定催化劑和標準原料在標準裂化條件下進行化學反應，以反應所得干點小于204的汽油加上蒸餾損失占原料油的重量百分數，即（D+L）%來表示。工業上經常采

9、用更為簡便的間接測定方法KOH指數法。 （二）選擇性 將進料轉化為目的產品的能力稱為選擇性，一般采用目的產物產率與轉化率之比，或以目的產物與非目的產物產率之比來表示。 （三）穩定性 催化劑在使用過程中保持其活性和選擇性的性能稱為穩定性。常情況下，分子篩催化劑的穩定性比無定型硅酸鋁催化劑好，無定型硅酸鋁催化劑中高鋁的穩定性比低鋁好，分子篩催化劑中Y型比X型的穩定性好。 （四）抗重金屬污染性能重金屬對催化劑的污染程度用污染指數表示：污染指數=0.1（e + Cu + 14Ni + 4V）式中：e 、 Cu 、 Ni 、 V 分別為催化劑上鐵、銅、鎳、釩的含量，以表示。 （五）流化性能和抗磨性能 為

10、保證催化劑在流化床中有良好的流化狀態，要求催化劑有適宜的粒徑或篩分組成。工業用微球催化劑顆粒直徑一般在2080之間。 我國用磨損指數來評價微球催化劑的機械強度 （六）密度 1真實密度：顆粒的質量與骨架實體所占體積之比 2顆粒密度：把微孔體積計算在內的單個顆粒的密度 3堆積密度 ：催化劑堆積時包括微孔體積和顆粒間的孔隙體積的密度 三、裂化催化劑的失活與再生 （一）裂化催化劑失活的原因 在反應再生過程中，裂化催化劑的活性和選擇性不斷下降，此現象稱為催化劑的失活。裂化催化劑的失活原因主要有三：高溫或與高溫水蒸氣的作用；裂化反應生焦；毒物的毒害。 1水熱失活 ：在高溫，特別是有水蒸氣存在的條件下，裂化

11、催化劑的表面結構發生變化，比表面積減小、孔容減小，分子篩的晶體結構破壞，導致催化劑的活性和選擇性下降。 2結焦失活：催化裂化反應生成的焦炭沉積在催化劑的表面上，覆蓋催化劑上的活性中心，使催化劑的活性和選擇性下降。 3毒物引起的失活 ：裂化催化劑的毒物主要是某些金屬（鐵、鎳、銅、釩等重金屬及鈉）和堿性氮化合物。 （二）裂化催化劑的再生催化劑失活后，可以通過再生而恢復由于結焦而喪失的活性，但不能恢復由于結構變化及金屬污染引起的失活。催化劑再生反應就是用空氣中的氧燒去沉積的焦炭。再生反應的產物是CO2、CO和H2O。 四、分子篩催化劑與無定形硅酸鋁催化劑比較 分子篩催化劑與無定形硅酸鋁催化劑的性能比

12、較性能 催化劑分子篩催化劑無定形硅酸鋁活性所需反應時間選擇性對熱穩定性再生溫度氫轉移反應活性抗重金屬穩定性對再生催化劑含炭量的要求裂解和異構活性高短（約14秒）好（焦炭產率低）好高（約700）很高較強不大于0.2%低長差（焦炭產率高）較差 較低（約600）較低較弱可在0.5%左右第三節 催化裂化工藝流程及主要設備 一、反應再生系統 反應再生和分餾系統的工藝流程二、分餾系統 與一般分餾塔相比，催化分餾塔有以下特點：過熱油氣進料。 由于全塔剩余熱量多（由高溫油氣帶入），催化裂化產品的分餾精確度要求也不高，因此設置4個循環回流分段取熱。 塔頂采用循環回流，而不用冷回流。 三、吸收穩定系統 四、催化裂

13、化裝置主要設備（一）三器三器包括提升管反應器、沉降器及再生器。1提升管反應器提升管反應器是催化裂化反應進行的場所 2沉降器沉降器的作用是使來自提升管的油氣和催化劑分離，油氣經旋風分離器分出所夾帶的催化劑后經集氣室去分餾系統；由提升管快速分離器出來的催化劑靠重力在沉降器中向下沉降落入汽提段。 3再生器再生器是催化裂化裝置的重要工藝設備，其作用是為催化劑再生提供場所和條件。它的結構形式和操作狀況直接影響燒焦能力和催化劑損耗。再生器是決定整個裝置處理能力的關鍵設備。 （二）三閥 1單動滑閥單動滑閥用于床層反應器催化裂化和高低并列式提升管催化裂化裝置。其作用是：正常操作時用來調節催化劑在兩器間的循環量

14、，出現重大事故時用以切斷再生器與反應沉降器之間的聯系，以防造成更大事故。 2雙動滑閥雙動滑閥是一種兩塊閥板雙向動作的超靈敏調節閥，安裝在再生器出口管線上（煙囪），其作用是調節再生器的壓力，使之與反應沉降器保持一定的壓差。 3塞閥塞閥比滑閥具有以下優點：（1）磨損均勻而且較少；（2）高溫下承受強烈磨損的部件少；（3）安裝位置較低，操作維修方便。在同軸式催化裂化裝置中塞閥有待生管塞閥和再生管塞閥兩種，它們的閥體結構和自動控制部分完全相同，但閥體部分連接部位及尺寸略有不同。結構主要由閥體部分、傳動部分、定位及閥位變送部分和補償彈簧箱組成。 （三）三機三機包括主風機、氣壓機和增壓機。五、渣油的催化裂化

15、反應特征1渣油催化裂化時會有較高的焦炭產率和相應較低的輕質油產率。 2渣油催化裂化是一個氣液固三相反應。 3采用不同孔徑的分子篩催化劑進行渣油催化裂化反應。常用作裂化催化劑的Y型分子篩的孔徑一般為0.991.3nm。因此，在渣油催化裂化時，大分子先在具有較大孔徑的催化劑基質上進行反應，生成的較小分子的反應產物再擴散至分子篩微孔內進一步發生化學反應。六、催化裂化新工藝簡介（一）兩段提升管催化裂化工藝技術1常規提升管與兩段提升管反應器的區別兩段提升管反應器能及時且有選擇性地用新再生催化劑更換已結焦的催化劑，使催化劑的平均活性及選擇性大幅度提高，不利的二次反應和熱裂化反應得到抑制，產品質量獲得改善，

16、轉化深度和輕油收率提高。2提升管系統可改善產品結構，大幅度提高原料的轉化深度，顯著提高輕質油品收率，提高催化汽油質量，改善柴油質量，提高催化裝置的柴汽比。 （二）靈活多效催化裂化工藝技術采用該項工藝技術與常規催化裂化工藝相比，催化汽油烯烴含量降低20%30%（體）、硫含量可降低1525 ,研究法和馬達法辛烷值可分別提高12個單位 第四節 催化裂化工藝主要操作條件分析一、催化裂化反應操作的影響因素（一）反應溫度一方面，反應溫度高則反應速度增大。當反應溫度升高時，熱裂化反應的速度提高比較快，當溫度高于500時，熱裂化趨于重要，產品中出現熱裂化產品的特征（氣體中C1、C2多，產品的不飽和度上升）。但

17、是，即使這樣高的溫度，催化裂化的反應仍占主導地位。另一方面，反應溫度可以通過對各類反應速率大小來影響產品的分布和質量。溫度升高汽油的辛烷值上升，但汽油產率下降，氣體產率上升，產品的產量和質量對溫度的要求產生矛盾，必須適當選取溫度。 在我國要求多產柴油時，可采用較低的反應溫度（460470），在低轉化率下進行大回煉操作；當要求多產汽油時，可采用較高的反應溫度（500510），在高轉化率下進行小回煉操作或單程操作；多產氣體時，反應溫度則更高。 （二）反應壓力反應壓力是指反應器內的油氣分壓，油氣分壓提高意味著反應物濃度提高，因而反應速度加快，同時生焦的反應速度也相應提高。雖然壓力對反應速度影響較大，

18、但是在操作中壓力一般是固定不變的，因而壓力不作為調節操作的變量，工業裝置中一般采用不太高的壓力（約0.10.3Mpa）。應當指出，催化裂化裝置的操作壓力主要不是由反應系統決定的，而是由反應器與再生器之間的壓力平衡決定的。 （三）劑油比（C/O）劑油比是單位時間內進入反應器的催化劑量（即催化劑循環量）與總進料量之比。 提高劑油比，則催化劑上積炭少，催化劑活性下降小，轉化率增加。但催化劑循環量過高將降低再生效果。 改變劑油比最靈敏的方法是調節再生催化劑的溫度和調節原料預熱溫度。 （四）原料的性質在同樣轉化率時，石蠟基原料的汽油及焦炭產率較低，氣體產率較高；環烷基原料的汽油產率高，氣體產率低；芳香基

19、原料汽油產率居中，焦炭產率高。（五）空速和反應時間每小時進入反應器的原料油量與反應器藏量之比稱為空速 ，空速的大小反映了反應時間的長短，其倒數為反應時間。反應時間短，轉化率低；反應時間長，轉化率提高。過長的反應時間會使轉化率過高，汽、柴油收率反而下降，液態烴中烯烴飽和。（六）再生催化劑含碳量再生催化劑含碳量是指經再生后的催化劑上殘留的焦炭含量。對分子篩催化劑來說，裂化反應生成的焦炭主要沉積在分子篩催化劑的活性中心上，再生催化劑含碳過高，相當于減少了催化劑中分子篩的含量，催化劑的活性和選擇性都會下降，因而轉化率大大下降，汽油產率下降，溴價上升，誘導期下降。（七）回煉比在操作條件和原料性質大體相同

20、情況下，增加回煉比則轉化率上升，汽油、氣體和焦炭產率上升，但處理能力下降，在轉化率大體相同的情況下，若增加回煉比，則單程轉化率下降，輕柴油產率有所增加，反應深度變淺。反之，回煉比太低，雖處理能力較高，但輕質油總產率仍不高。因此，增加回煉比，降低單程轉化率是增產柴油的一項措施。但是，增加回煉比后，反應所需的熱量大大增加，原料預熱爐的負荷、反應器和分餾塔的負荷會隨之增加，能耗也會增加。因此，回煉比的選取要根據生產實際綜合選定。二、催化裂化反應再生系統的三大平衡（一）壓力平衡壓力平衡也包括兩器壓力平衡、氣體產量和氣體壓縮能力的平衡，以兩器壓力平衡最為關鍵。在兩器壓差調節中，一般是用氣壓機轉速和氣體循

21、量來控制反應器的壓力，而再生器的壓力又是隨反應器的壓力改變而改變的。通常通過兩器差壓調節器控制雙動滑閥開度來調節，使兩器壓力大致保持相等。（二）熱平衡操作中主要是通過調節兩器間催化劑的循環量來控制兩器間的熱量平衡，以保持要求的反應溫度。 （三）物料平衡物料平衡包括催化劑和原料在數量上的平衡、單程轉化率和回煉比的平衡及催化劑的損失和補充的平衡 催化劑和原料在數量上的平衡是通過選擇合適的劑油比控制的 第五節 催化裂化反應再生系統主要操作技術及典型故障分析一、反應再生系統主要操作技術（一）反應溫度的控制 反應溫度的影響因素及調節方法影響因素調節方法進料預熱溫度的影響。催化劑循環量的變化，循環量增加，

22、反應溫度上升；反之下降。在循環推動力不變的情況下，再生滑閥開度增加，催化劑循環量增加；反之下降。提升管總進料量的變化，進料量下降，反應溫度上升；反之下降。再生溫度的變化，再生溫度上升，反應溫度上升。進料帶水，反應溫度發生大幅度的波動。再生斜管推動力的變化。啟用急冷油噴嘴，反應溫度下降。儀表失靈，再生單動滑閥故障。調節再生滑閥的開度，增加或減少催化劑的循環量，控制反應溫度。滑閥開度增大，反應溫度提高。調節摻渣量及取熱器取熱量，通過再生溫度變化，控制好兩器的熱平衡，保持再生床溫平穩。原料帶水，及時聯系調度和罐區，切水換罐，按原料帶水的處理方法處理。控制好急冷油量。原料預熱溫度提高，反應溫度提高；反

23、之下降。控制好進料量和合適的摻煉比。再生單動滑閥故障，改手動控制，馬上聯系鉗工和儀表處理。儀表故障及時聯系處理，此時應參考提升管中下部溫度及反應壓力判斷反應溫度的變化。調節再生斜管推動力，主要通過調節再生器料位和松動點，提高推動力。后一種方法要在車間指導下進行。（二）提升管總進料量的控制提升管總進料量的影響因素及調節方法影響因素調節方法原料油（減蠟、減渣、焦蠟）泵及回煉油泵故障。反應深度變化，回煉油量變化 （MTC方案）。原料帶水。油漿泵的故障。原料、回煉油調節閥控制失靈或儀表故障。原料進裝置量減少。根據原料性質，控制反應深度，保證容107的液位，控制回煉油量的相對穩定。泵發生故障，及時處理，

24、或者切換泵。原料泵出口閥開大，用控制閥調節介質流量。渣油泵循環線開大，渣油進料量減少，蠟油增加。焦蠟與原料混合進料，焦蠟增加，原料減少。事故旁通副線關小，進料量增加。噴嘴預熱線關小，進料量增加。原料帶水，聯系調度罐區和有關單位進行處理。油漿回煉量不可大幅度調節，應保持穩定，回煉量大小視情況確定或由車間決定。（三）反應深度的控制反應深度的影響因素及調節方法影響因素調節方法反應溫度變化。原料油預熱溫度變化。劑油比變化。再生溫度及再生催化劑定碳高低的影響。催化劑活性變化。催化劑上重金屬的污染程度。污染嚴重，深度下降。提升管各路進料的比例。反應壓力。在催化劑循環量不變的情況下，提高原料預熱溫度，反應溫

25、度提高，深度增大。在反應溫度不變的情況下，提高劑油比，反應深度提高。提高反應溫度，反應深度大。再生催化劑定碳高于0.1w%時，反應深度會發生明顯下降，此時需降低再生催化劑的定碳。提高催化劑活性，反應深度增加。催化劑重金屬污染，反應深度低，控制好金屬鈍化劑的加注量。提高中、上部噴嘴流量，提升管底部溫度提高，反應深度加大；反之下降。粗汽油回煉量增加，反應深度下降；反之上升。（四）催化劑循環量的控制催化劑循環量的影響因素及調節方法影響因素調節方法再生和待生滑閥的開度。兩器壓力變化。進料霧化蒸汽量。預提升蒸汽（干氣或粗汽油）量的變化。各松動流化點壓力、流量的變化及再生斜管流化推動力的變化。總進料量的變

26、化。反應溫度的變化。再生溫度的影響。原料預熱溫度的變化調節再生和待生滑閥的開度，開大再生滑閥，循環量上升，同時待生滑閥也將相應開大。保持平穩的兩器壓力在控制指標內。兩器差壓的變化對循環量有不同的影響，根據不同工況可能有不同結果。進料量增加，若反應溫度不變，循環量將上升；反之下降。保持進料、霧化蒸汽、預提升蒸汽的相對穩定。調節各松動流化點的風量和蒸汽量，可以增加流化推動力，在再生滑閥開度不變的情況下，流化推動力上升，循環量上升。但此項調節一定要在車間指導下進行。檢查斜管松動蒸汽和錐體松動蒸汽，穩定汽提蒸汽量。滑閥故障，改手動控制，聯系儀表，鉗工處理。提高反應溫度，循環量上升；反之下降。在反應溫度

27、不變的情況下，再生溫度下降，循環量上升；反之下降。在反應溫度不變的情況下，原料預熱溫度下降，循環量上升；反之下降。二、典型故障分析（一）反應溫度大幅度波動原因處理方法提升管總進料量大幅度變化，原料油泵(蠟油或渣油)或回煉油泵抽空、故障，以及焦蠟進料變化。急冷油量大幅度波動。再生滑閥故障，控制失靈。兩器壓力大幅度波動。原料的預熱溫度大幅度變化。再生器溫度大幅度波動。催化劑循環量大幅度變化。原料油帶水。提升管進料量波動，查找原因。若儀表故障可改手動或付線手閥控制。若機泵故障，迅速換泵，以穩定其流量。若滑閥故障，將其改為現場手搖，聯系儀表、鉗工處理。控制油漿循環流量，調整預熱溫度。若三通閥失靈，改手

28、動，由儀表處理。控制穩兩器壓力，穩定催化劑循環量。并查找造成壓力波動的原因。調整外取熱器取熱量控制好再生器密相溫度。原料油帶水按原料油帶水的非正常情況處理。嚴禁反應溫度 550，或者 480。以上處理過程中，首先穩定反應器壓力，用催化劑循環量控制反應溫度不過高，可增大反應終止劑用量。若反應溫度過低，必須提高催化劑循環量或降處理量處理。注意沉降器旋分器線速，若過低按相應規程處理。提高原料預熱溫度。（二）原料帶水原因處理方法原料預熱溫度突然下降，然后迅速增加，并波動不止。提升管反應溫度下降，后迅速上升，并波動不止。沉降器壓力上升，后下降，并波動不止。原料換熱器憋壓，氣阻。原料油進料流量控制先迅速上

29、升，后迅速下降，且大幅度波動。根據原料換罐情況確定哪一種原料帶水，并與調度聯系要求切除。關小重質原料預熱三通閥或開大焦化蠟油預熱三通閥。打開事故旁通副線25扣，提高進料量，將水排至容器。若帶水嚴重，且來自焦化蠟油或渣油，可降低其處理量甚至切除，提高其余原料量。在處理過程中，要注意再生器密相溫度，并注意主風機、氣壓機運行工況。防止發生二次燃燒。及時向系統補入助燃劑。注意沉降器旋分器線速，若過低按相應規程處理。處理中要防止沉降器藏量波動，控制好反應壓力，嚴重時可放火炬。（三）進料量大幅度波動原因處理方法原料帶水。原料油泵（直蠟或減渣）、回煉油泵不上量或發生機械、電氣故障。原料油、回煉油等流控系統失

30、靈，或噴嘴進料流量控制失靈。迅速判斷原因，采取相應措施。原料帶水時，按原料帶水處理。泵抽不上量時，油罐抽空，迅速聯系罐區處理，若機泵故障，立即啟用備用泵。控制閥失靈后，迅速改手動或控制閥付線手閥控制，聯系儀表處理。原料油短時間中斷后，可適當提其它回煉油及油漿量，降低壓力，保證旋分離器線速。若蠟油中輕組分過多或溫度過高也會表現出相同特征，但明顯體現在機泵上，迅速和調度聯系要求換罐。第六節 反應再生系統主要工藝計算簡介 催化裂化反應一再生系統的工藝設計計算主要包括以下幾部分：1再生器物料平衡，決定空氣流率和煙氣流率，即決定主風量，為選擇主風機提供原始數據。2再生器燒焦計算，決定藏量。3再生器熱平衡

31、，決定催化劑循環量，為反應器熱平衡計算、原料油預熱溫度以及原料加熱爐熱負荷計算提供原始數據。 4反應器物料平衡、熱平衡，決定原料預熱溫度。結合再生器熱平衡決定燃燒油量或取熱設施。5再生器設備工藝設計計算，包括殼體、旋風分離器、分布器（板）、淹流管、輔助燃燒室、滑閥、稀相噴水等。6應器設備工藝設計計算，包括氣提段和進料噴嘴的設計計算。7器壓力平衡計算，用以計算催化劑輸送管路。8催化劑儲罐及抽空器。9其他細節，如松動點的布置、限流孔板的設計等。例31 再生器物料平衡和熱平衡計算某提升管催化裂化裝置的再生器(單段再生)主要操作條件如表37。表37 再生器主要操作條件再生器頂部壓力（表），Mpa0.1

32、42煙氣組成（體積分數），%：CO2/CO體積比O21.50.5再生器溫度，650主風入再生器溫度，140待生劑溫度，470焦炭組成（H/C質量比）10/90大氣溫度，25再生劑含碳量（質量分數），%0.3大氣壓力，Mpa0.1013燒焦炭量Q1，t/h11.4空氣相對濕度，%50再生器的物料平衡和熱平衡計算如下：（一）燃燒計算1燒碳量及燒氫量燒碳量Q1C%11.41030.910.26103（kg/h）855（kmol/h）燒氫量Q1H%11.41030.11.14103（kg/h）570（kmol/h）又因為煙氣中CO2/CO（體）1.5； 所以生成CO2的C為：8551.5（1.5+1）

33、513（kmo1/h）6156（kg/h）； 生成CO的C為：855513342（kmol/h）4104（kg/h）2理論干空氣量 碳燒成CO2需要O2量5131513（kmol/h） 碳燒成CO需要O2量34212171（kmol/h） 氫燒成H20需要O2量5701/2285（kmol/h） 則理論需要O2量：513171285969（kmol/h）31008（kg/h） 理論帶入N2量96979213645（kmol/h）102060（kg/h）所以理論干空氣量96936454614（kmol/h）133200（kg/h）3實際干空氣量煙氣中過剩氧的體積分數為0.5，所以解此方程，得過剩

34、氧量O2(過)=23.1（kmol/h）=740（kg/h）過剩氮量23.1 792l87（kmol/h）2436（kg/h）所以實際干空氣量4619+23.1874729.1（kmol/h）136380（kg/h）4需濕空氣量(主風量) 大氣溫度25，相對濕度50，查空氣濕度圖，得空氣的濕度量為0.010kg（水氣）kg（干空氣）。所以，空氣中的水汽量1363800.0101364（kg/h）75.9（kmol/h） 濕空氣量4729.175.94805（kmol/h）107.6103m3(N) / h1795m3(N)min此即正常操作時的主風量。5主風單耗6干煙氣量、濕煙氣量及煙氣組成匯

35、總（見表38） 由以上計算已知干煙氣中的各組分的量，將其相加，即得總干煙氣量。按各組分的相對分子質量計算各組分的質量流率，然后相加即得總干煙氣的質量流率。計算結果列表如下：濕煙氣量及煙氣組成組分流量相對分子質量組成（摩爾分率）%Kmol / hKg / h干煙氣濕煙氣CO2513225724411.19.62CO3429576287.46.45O223.1739.2320.50.43N237371046362881.069.57總干煙氣4615.1137523.229.813.93生成水氣5701026018主風帶入水汽75.91364待生劑帶入水汽72.21300吹掃、松動蒸氣27.8500

36、總濕煙氣5361150947100100按每噸催化劑帶入1kg水汽及設催化劑循環量為1300t/h計算；初估算值。7煙風比濕煙氣量主風量(體)536148051.12（二）再生器熱平衡1燒焦放熱 生成CO2放熱61563387320852104（kJ/ h） 生成CO放熱4l04102584210104（kJ/ h） 生成H20放熱114011989013667104（kJ/ h） 合計放熱38729104（kJ/ h）2焦炭吸附熱 按目前工業上仍采用的經驗方法計算，有 焦炭脫附熱=38729l04ll.54454104（kJ/ h）3主風由140升溫至650需熱 干空氣升溫需熱1363801.09（650140）7581104（kJ/ h）式中1.09是空氣的平均比熱，kJ(kg)。 水汽升溫需熱=13642.07(650式中2.07是水汽的平均比熱，kJ(kg)4焦炭升溫需熱假定焦炭的比熱與催化劑的相同，也取1.097kJ(kg)，則焦炭升溫需熱11.4103 1.097(