畢業(yè)設計--重油催化裂化反應-再生系統(tǒng)工藝設計

1、<p><b>　　畢業(yè)設計</b></p><p>　　題 目 重油催化裂化反應-再生系統(tǒng)工藝設計</p><p>　　系 （部） 化學工程系 </p><p>　　專 業(yè) 石油化工生產(chǎn)技術 </p><p><b>　　目 錄</b&g

2、t;</p><p><b>　　前 言</b></p><p><b>　　設計原則</b></p><p><b>　　裝置狀況</b></p><p><b>　　工藝流程概述</b></p><p>　　3.1反應部分工藝

3、流程</p><p>　　3.2再生部分工藝流程</p><p>　　第四節(jié) 設計基礎數(shù)據(jù)</p><p><b>　　4.1原料油物性</b></p><p>　　4.2催化劑的物化性質(zhì)</p><p>　　4.3助劑及相關功用</p><p>　　第五節(jié) 反應再生

4、系統(tǒng)工藝計算</p><p>　　5.1再生器物料平衡計算</p><p><b>　　5.2再生器熱平衡</b></p><p>　　5.3反應器的熱平衡和物料平衡</p><p>　　5.4再生器主要附件</p><p>　　5.5提升管主要附件</p><p>　　5

5、.6兩器壓力平衡（反應器和再生器）</p><p>　　5.7主要設備計算結(jié)果匯總</p><p>　　第六節(jié) 主要設備選擇</p><p>　　反應部分工藝技術方案及特點</p><p>　　再生部分工藝技術方案及特點</p><p><b>　　能耗分析和節(jié)能措施</b></p>

6、<p>　　環(huán)境保護及職業(yè)安全衛(wèi)生</p><p>　　10.1污染源及治理措施</p><p><b>　　10.2安全措施</b></p><p><b>　　總 結(jié)………</b></p><p><b>　　參考文獻…….</b></p>&

7、lt;p><b>　　前 言 </b></p><p>　　催化裂化是一項重要的煉油工藝。其技術復雜程度位居各類煉油工藝首位，但因其投資省，效益好，因而在煉油工業(yè)中占有舉足輕重的地位。催化裂化過程是原料在催化劑存在時，在470~530度和0.1~0.3mpa的條件下，發(fā)生裂解等一系列的化學反應，轉(zhuǎn)化為氣體，汽油，柴油等輕質(zhì)產(chǎn)品和焦炭的工藝過程。其原料一般是重質(zhì)餾分油，如減壓餾分油

8、和焦化餾分油等，隨著催化裂化技術和催化劑的不斷發(fā)展，進一步擴大原料來源，部分或全部渣油也可以作為催化裂化的原料。</p><p>　　近年來，我國汽車工業(yè)飛速發(fā)展，2003年全國生產(chǎn)汽車444萬輛，截止2003底.全國汽車保有量達到2420輛。專家預測2020年汽車保有量將超過1億輛（此外還有1億輛摩托車）。在調(diào)整車型結(jié)構(gòu)提高燃油經(jīng)濟性的前提下，汽油需求量超過7400萬噸、柴油需求量將超過1億噸。我過約80%的商

9、品汽油和30%的商品柴油來自催化裂化，使催化裂化成為我國應輸燃料最重要的生產(chǎn)裝置。</p><p>　　從以上兩個方面可見，催化裂化在實際生產(chǎn)中有很重要的意義，研究其工藝很有價值。在原油價格居高不下，煉化企業(yè)的效益日益惡化的背景下，使用劣質(zhì)原料來獲得優(yōu)質(zhì)質(zhì)，是煉廠的必然選擇。因此，要不斷開發(fā)催化裂化新技術、新工藝，以增加產(chǎn)品收率、提高產(chǎn)品質(zhì)量，這也是煉化企業(yè)在21世紀可持續(xù)發(fā)展的重大戰(zhàn)略措施。</p>

10、<p><b>　　第一節(jié) 設計原則</b></p><p>　　1 工程設計采用國內(nèi)開發(fā)的先進可靠的工藝技術，成熟可靠的新設備、新材料等，以達到裝置技術先進，經(jīng)濟合理。</p><p>　　2 除少量關鍵儀表及特殊設備需引進外，其它設備及儀表立足國內(nèi)。</p><p>　　3 盡量采用“清潔工藝”減少環(huán)境污染。嚴格遵循環(huán)保、安全

11、、衛(wèi)生有關法規(guī)，確保裝置的安全生產(chǎn)。</p><p>　　4 充分吸收國內(nèi)生產(chǎn)裝置長期實踐積累的有利于長周期運轉(zhuǎn)，降低能耗以及簡化操作等方面的經(jīng)驗，確保裝置投產(chǎn)后高水平，安、穩(wěn)、長、滿、優(yōu)生產(chǎn)。</p><p><b>　　第二節(jié) 裝置概況</b></p><p>　　1采用集散型控制系統(tǒng)（DCS），提高自動控制水平。</p>&

12、lt;p>　　2采用HSE（health, safety, environment）管理體系，以便減少可能引起的人員傷害、財產(chǎn)損失和環(huán)境污染。</p><p><b>　　3 原料油</b></p><p>　　設計采用的原料油為勝利減壓流出油。</p><p><b>　　4 催化劑及助劑</b></p>

13、;<p>　　采用LB-1催化劑，同時采用CO助燃劑、辛烷值助劑、釩捕獲劑、SOX轉(zhuǎn)移助劑、金屬鈍化劑。</p><p><b>　　5 設計內(nèi)容和范圍</b></p><p>　　本裝置為反應再生部分，包括反應器、再生器、沉降器、旋風分離器等部分。</p><p>　　第三節(jié) 工藝流程概述</p><p>

14、;　　3.1 反應部分工藝流程 </p><p>　　以往設計采用新鮮原料與回煉油混合進料，本設計采用分段進料，將新鮮原料用途回煉油分開。</p><p>　　提升管底部設有預提升蒸汽和提升蒸汽（或干氣）。從再吸收塔來的部分脫前干氣經(jīng)流控閥和提升管底部的蓮蓬式分布器進入提升管，與預提升蒸汽等作提升介質(zhì)，將從再生器來的約640—700℃的再生催化劑提升到進料位置。</p>&

15、lt;p>　　提升管反應器進料有下而上依次是新鮮原料、回煉油、回煉油漿、急冷水（含硫污水或除鹽水）、和急冷油（可以是粗汽油、輕柴油）進料噴嘴。</p><p>　　新鮮原料和回煉油分為幾路，每路設有流量控制閥，每路在分兩支，每支路又加流量指示，以保證各路進料流量均勻，然后經(jīng)過相應的進料噴嘴進入提升管反應器。</p><p>　　從油漿泵來的約350℃的部分油漿經(jīng)流控閥和油漿進料噴嘴進

16、入提升管，其霧化蒸汽上設有限流孔板。除鹽水或分餾含硫污水泵來的部分含硫污水經(jīng)流控閥霧化進入提升管。從分餾部分來的急冷油經(jīng)流控閥和急冷油噴嘴、經(jīng)霧化蒸汽后進入提升管。</p><p>　　根據(jù)原料性質(zhì)和產(chǎn)品質(zhì)量、產(chǎn)品分布要求，用再生單動滑閥自動控制提升管（或聚氣室）出口溫度約480～510℃</p><p>　　從沉降器頂旋風分離器和提升管出口快速分離器分離下來的催化劑進入提升管，與汽提蒸汽

17、逆流接觸，置換出的催化劑顆粒間孔隙內(nèi)油氣匯合進入沉降器頂旋風分離器。</p><p>　　沉降器汽提段料位由待生單動滑閥自動控制。根據(jù)生產(chǎn)要求，用流控閥控制汽提蒸汽流量。</p><p>　　重油催化裂化裝置多使用金屬鈍化劑。金屬鈍化劑用量由計量泵從儲罐中抽出，根據(jù)原料性質(zhì)和平衡催化劑污染情況，按一定比例與新鮮原料混合后進入提升管反應器。采用非水溶性金屬鈍化劑，還需打入一定量的柴油，以提高

18、注入管線的線速度，防止管線堵塞。</p><p>　　3.2 再生部分工藝流程 </p><p>　　來自沉降器汽提段的待生催化劑經(jīng)待生催化劑分布器進入再生器床層，與貧氧主風逆流接觸，燒掉催化劑上的大部分氫和碳，然后與從主風分布管來的主風接觸，燒焦后的再生催化劑經(jīng)再生器底部的淹流管排出再生器。</p><p>　　夾帶催化劑的再生煙氣上升穿過催化劑床層進入設在稀相

19、段兩級多組旋風分離器，絕大部分催化劑分離下來返回催化劑床層。分離后的煙氣經(jīng)聚氣室排進再生煙道，經(jīng)蒸汽過熱器溫度降到700℃以下，在經(jīng)第三級旋風分離器（三旋），將煙氣含塵量250mg/m3以下，大部分煙氣進入煙氣輪機（煙機）發(fā)電或帶動主風機運轉(zhuǎn)。煙機出口煙氣與其旁路煙氣匯合，經(jīng)過余熱鍋爐，溫度降到180℃后排入大氣</p><p>　　第四節(jié) 設計基礎數(shù)據(jù)</p><p>　　4.1 原料油

20、物性（見表1） </p><p><b>　　表1 原料油物性</b></p><p>　　4.2 催化劑物化性質(zhì)（見表2）</p><p>　　表2 LB-1催化劑物化性質(zhì)</p><p>　　4.3 助劑及相關功用</p><p><b>　　表3 助劑及功用</b&g

21、t;</p><p>　　第五節(jié) 反應——再生系統(tǒng)的工藝計算</p><p>　　催化裂化反應再生系統(tǒng)的工藝簡圖如圖一，</p><p>　　催化裂化反應再生系統(tǒng)的工藝設計計算主要包括以下幾個方面：</p><p>　?、僭偕魑锪掀胶夂蜔崞胶庥嬎?lt;/p><p>　?、诜磻鞯臒崞胶夂臀锪掀胶庥嬎?lt;/p>

22、<p>　?、墼偕髦饕郊に囋O計計 算，包 </p><p>　　括殼體、旋風分離器、分布管（板）、</p><p>　　淹流管、輔助燃燒室滑閥、 稀相噴 </p><p><b>　　水等</b></p><p>　?、芴嵘芗爸饕郊に囋O計計算</p><p>　?、輧善?/p>

23、壓力平衡。包括催化劑輸送管路</p><p>　?、薮呋瘎﹥芗俺榭掌?lt;/p><p>　?、咂渌毠?jié)，如噴嘴、松動點的布置， </p><p><b>　　限流孔板的設計等</b></p><p>　　圖 1 燒焦罐式FCC工藝反再部分流程圖</p><p>　　5.1 再生器物料平衡<

24、;/p><p>　　再生器主要操作數(shù)據(jù)入下</p><p>　　表4 再生氣主要操作數(shù)據(jù)</p><p>　　5.1.1燒焦量及燒氫量</p><p>　　燒碳量=3.8×103×0.9=3.42×103kg/h=285kmol/h</p><p>　　燒氫量=3.8×103

25、15;0.1=0.38×103kg/h=190kmol/h</p><p>　　因煙氣中CO2/CO(體)=1.5，所以生成CO2的量為：</p><p>　　生成的CO中C為285－171=114kmol/h=1368kg/h</p><p>　　5.1.2 理論干空氣量</p><p>　　碳燒成CO2需O2量=171×

26、;1=171kmol/h</p><p>　　碳燒成CO需O2量=114×1/2=57kmol/h</p><p>　　氫燒成H2O需O2量=190×1/2=80kmol/h</p><p>　　則理論需O2量=171+57+80=308kmol/h=9856kg/h</p><p>　　理論帶入N2量=308×

27、79/21=1158.67kmol/h=32442.76kg/h</p><p>　　所以理論干空氣量=308+1158.67=1466.67kmol/h=42298.76kg/h</p><p>　　5.1.3 實際干空氣量</p><p>　　煙氣中過剩O2的體積分數(shù)為0.5%。則由</p><p>　　解上述方程便可求得過剩O2量<

28、;/p><p>　　O2（過）=7.39 kmol/h</p><p>　　所以實際干空氣量=1466.67+7.39+27.80=1501.86 kmol/h=43313.64 kg/h</p><p>　　5.1.4 需要濕空氣的量</p><p>　　大氣的溫度為25℃，相對濕度為50%，查空氣的濕焓圖得空氣的濕焓量為</p>

29、<p>　　0.010kg(水)/ kg(干空氣)</p><p><b>　　所以</b></p><p>　　空氣中的水汽量=43313.64×0.010=433.14 kg/h=24.06 kmol/h</p><p>　　濕空氣量=1501.86+24.06=1525.92 kmol/h=34180.61m3(N)

30、/h=569.68m3(N)/min,此即</p><p><b>　　正常操作下的主風量</b></p><p>　　5.1.5 主風單耗</p><p>　　5.1.6 總干煙氣量 </p><p>　　由以上計算可知干煙氣中的個組分的量，將其相加，即得總干煙氣量</p><p>　　總干煙氣

31、量=CO2+CO+O2+N2</p><p>　　=171+114+7.39+27.80+1158.67</p><p>　　=1478.86 kmol/h=44173.64 kg/h</p><p>　　5.1.7 濕煙氣量及煙氣組成（見表5）</p><p>　　表5 濕煙氣量及煙氣組成</p><p>　?、侔?/p>

32、每噸催化劑帶入1kg水氣及設催化劑循環(huán)量為1300t/h。</p><p><b>　　②粗估算值。</b></p><p><b>　　5.1.8 煙風比</b></p><p>　　濕空氣量/主風量（體）=1726.63/1525.92=1.13</p><p>　　5.2 再生器熱平衡<

33、/p><p>　　5.2.1 燒焦放熱</p><p>　　生成CO2放熱=2052×33873=6950.74×104kJ/h</p><p>　　生成CO放熱=1368×10258=1403.29×104 kJ/h</p><p>　　生成H2O放熱=380×119890=4555.82

34、15;104 kJ/h</p><p>　　合計放熱=12909.85×104 kJ/h</p><p>　　5.2.2 焦炭吸附熱（脫附熱）</p><p>　　按目前工業(yè)上采用的計算方法有：</p><p>　　焦炭吸附熱=12909.85×104×11.5%=1484.63×104 kJ/h<

35、;/p><p>　　5.2.3 主風由140℃升至650℃需熱</p><p>　　干空氣升溫需熱=43313.64×1.09×（650-140）=2407.81×104 kJ/h</p><p>　　水汽升溫需熱=433.14×2.07×（650-140）=45.73×104 kJ/h</p>

36、<p>　　5.2.4 焦碳升溫需熱</p><p>　　假定焦炭的比熱與催化劑的相同，也取1.097 kJ/kg·℃,則</p><p>　　焦炭升溫需熱=3.8×103×1.097（650-140）=212.60×104 kJ/h</p><p>　　5.2.5 待生劑帶入水汽升溫需熱</p>&l

37、t;p>　　440×2.16×（650-470）=17.11×104 kJ/h</p><p>　　5.2.6 吹掃、松動蒸汽升溫需熱</p><p>　　166.86×（3816-2780）=17.29×104 kJ/h</p><p>　　5.2.7 散熱損失</p><p>　　5

38、82×燒炭量（以kg/h計）=582×3.42×103</p><p>　　=199.04×104 kJ/h</p><p>　　5.2.8 給催化劑的凈熱量</p><p>　　=焦炭燃燒熱－[第⑵項至⑺項之和]</p><p>　　=12909.85×104-[1484.63+2407.8

39、1+45.73+212.60+17.11+17.29+199.04] ×104</p><p>　　=8525.64×104 kJ/h</p><p>　　5.2.9 計算催化劑循環(huán)量G</p><p>　　8525.64×104=G×103×1.097×(650-470)</p><p

40、>　　則 G=431.77×103t/h</p><p>　　5.2.10 再生器熱平衡匯總（見表6）</p><p>　　表6 再生器熱平衡匯總</p><p>　　表7 再生器物料平衡</p><p>　　5.3 反應器的熱平衡和物料平衡</p><p>　　5.3.1 再生

41、器物料平衡（見表7）</p><p>　?、?反應條件（見表8） </p><p><b>　　表8 反應條件</b></p><p>　?、?產(chǎn)品產(chǎn)率（見表六）</p><p><b>　　表9 產(chǎn)品產(chǎn)率</b></p><p&

42、gt;<b>　?、?原料及產(chǎn)品性質(zhì)</b></p><p>　　表10 原料及產(chǎn)品性質(zhì)</p><p>　　5.3.2 反應器物料平衡</p><p>　　由已知條件就可以直接進行物料平衡，其結(jié)果列于表11，表12 </p><p><b>　　表11 入方物料</b></p>

43、<p>　?、侔疵繃嵈呋瘎?kg煙氣計算。</p><p>　　②按總進料的1%計算。</p><p><b>　　表12 出方物料</b></p><p>　?、贀p失按裂化氣計算。</p><p>　　5.3.3 反應器熱量衡算</p><p><b>　　① 反應熱計

44、算</b></p><p>　　由《催化裂化工藝學》知，反應熱=2180千卡/kg催化反應炭，且有：</p><p>　　催化反應炭=焦炭中總炭－附加炭－氣提炭</p><p>　　附加炭=新鮮原料量×新鮮原料殘?zhí)恐?#215;0.6</p><p>　　氣提炭=催化劑循環(huán)量×0.02%，則</p>

45、<p>　　附加炭=63×103×4%×0.6=1512kg/h</p><p>　　氣提炭=437×103×0.02%=87.4 kg/h</p><p>　　催化反應炭=3.42×103－1512－87.4</p><p>　　=1.82×103 kg/h</p>

46、<p>　　總反應熱=4.2×催化反應炭×反應熱</p><p>　　=4.2×1.82×103×2180×1000</p><p>　　=1666.39×104kJ/h</p><p><b>　　② 水蒸汽升溫吸熱</b></p><p>

47、;　　Q=2.08×(500－350)×2011=62.74×104 kg/h</p><p><b>　　反應器散熱損失</b></p><p>　　對于大型裝置采用經(jīng)驗公式計算，散熱損失(kJ/h)=465.6×燒炭量(kg/),則</p><p>　　散熱損失=465.6×3.8×

48、;104=176.93×104 kJ/h</p><p>　　原料油由350℃升至500℃時吸收的熱量 </p><p>　　將原料油、回煉油混合進料進行處理，因原料油的密度=0.88g/cm3，查</p><p>　　《石油煉制工程》的石油餾分焓圖可知，當</p><p>　　T=350℃時，石油餾分油焓為265kcal/kg&

49、lt;/p><p>　　T=500℃時，石油餾分油焓為380kcal/kg，則</p><p>　　原料油升溫需熱=(63+63)×103×4.2×(380－265)</p><p>　　=6085.8×104 kJ/h</p><p><b>　　催化劑吸附熱</b></p&g

50、t;<p>　　催化劑吸附熱=焦炭脫附熱=1484.63×104 kJ/h</p><p><b>　　反應器出方總熱量</b></p><p>　　總熱量=(1666.39+62.74+176.93+6085.5)×104</p><p>　　=7991.86×104 kJ/h</p>

51、<p><b>　　循環(huán)催化劑供熱量</b></p><p>　　供給熱量=總熱量－吸附熱</p><p>　　=(7991.86－1484.63)×104</p><p>　　=6507.23×104 kJ/h</p><p>　　核算催化劑在反應器中的循環(huán)量</p>&l

52、t;p>　　其誤差為：，此誤差在設計的允許范圍內(nèi)。</p><p>　　表13 反應器熱平衡匯總</p><p>　　5.4 再生器主要附件</p><p>　　再生器的主要部件如圖2所示，其主要部件有燒焦罐、稀相輸送管、再生器 </p><p>　　稀相段、再生器第二密相床、再生器內(nèi)旋風分離器，它們的工藝設計計算如下：</p

53、><p>　　5.4.1 燒焦罐設計</p><p>　　由經(jīng)驗知，在采用高溫CO完全燃燒時，燒焦罐內(nèi)線速度為1.5m/s左右，</p><p>　　設燒焦罐的溫度為680℃，進風出壓力為 0.318MPa，則可由求出主 </p><p><b>　　風進口的體積流率</b></p><p>　　假設

54、此燒焦罐的內(nèi)徑為2.5m，則 </p><p><b>　　燒焦面積 </b></p><p>　　此時燒焦罐內(nèi)的線速度 </p><p>　　﹥1.5m/s，故 </p><p><b>　　此假設不合理，</b></p><p>　　假設假設此燒焦罐的內(nèi)徑為3.0m，則

55、 </p><p><b>　　燒焦面積 </b></p><p>　　此時燒焦罐內(nèi)的線速度</p><p>　　可見取=3.0m合理,則此燒焦罐的內(nèi)徑為=3.0m。 圖2 （上圖） 再生器結(jié)構(gòu)簡圖</p><p>　　燒焦罐高度可以由計算，其中，表 </p><p>　　示催化劑在燒

56、焦罐內(nèi)的藏量，表示催化劑在燒焦罐 </p><p>　　內(nèi)的密度，由經(jīng)驗知催化劑在燒焦罐內(nèi)的停留時間為40s，則 </p><p>　　又=7.07m2,設=113kg/m3（經(jīng)驗數(shù)據(jù)）</p><p><b>　　則 </b></p><p>　　5.4.2 稀相輸送

57、管設計</p><p>　　設C、H在燒焦罐燃燒了90%（經(jīng)驗數(shù)據(jù)），而完全燃燒后的煙氣為1487.86kmol/h,又設稀相輸送管中的壓力為0.30Mpa，溫度為720℃，則稀相輸送管內(nèi)氣體體積流率為：</p><p>　　又設稀相輸送管的內(nèi)徑=1.5m，則</p><p><b>　　則稀相輸送管內(nèi)氣速</b></p><

58、;p>　　據(jù)UOP公司提出的設計準則：稀相輸送管內(nèi)氣速一般在3.0～7.5m/s范圍內(nèi)。故</p><p>　　取稀相輸送管的內(nèi)徑=1.5m合理。</p><p>　　同理，可以利用公式計算稀相輸送管的高度，由《催化裂化工藝與程》</p><p>　　知催化劑在稀相輸送管內(nèi)的停留時間為3.0s左右。取=3.0,=25kg/m3（經(jīng)驗值），</p>

59、<p>　　又因=1.77m2，所以，</p><p>　　又因稀相輸送管的經(jīng)驗高度為8.0～10.0m，故此值=8.13m合理。</p><p>　　5.4.3 再生器稀相段</p><p>　　再生器稀相段的溫度一般較第二密相床低20℃左右，取=700℃，設壓力為0.258MPa根據(jù)再生煙氣量為1478.86kmol/h，利用可以計算此時的體積流率為

60、：</p><p>　　假設稀相段內(nèi)徑=4.5m，則</p><p>　　稀相段線速度 </p><p>　　由《催化裂化工藝設計》知稀相段線速度一般為0.6m/s，最大不超過0.8m/s，故此處取稀相段內(nèi)徑=4.5m合理。</p><p>　　對于再生器稀相段高度，可以利用輸送分離高度來求，查《石油煉制工程》有：</p>

61、;<p><b>　　，式中，為床徑</b></p><p>　　為氣體線速，又因=4.5m，=0.73m/s，則</p><p><b>　　解以上方程有</b></p><p>　　此計算的值與實際生產(chǎn)中的值相差甚遠，只有滿足下式時，才能較好的符合</p><p><b>

62、;　　，則</b></p><p>　　又考慮到由一級旋風分離器到再生器的頂部的距離一般為3.0m，則</p><p>　　整個稀相段的高度為 </p><p>　　5.4.5 再生器第二密相床</p><p>　　主風量約有10%進入第二密相床，帶走催化劑再生后的煙氣，同樣 ，可以利用來計算此時的體積流率，此時第二密相床內(nèi)的溫度

63、為720℃，壓力為0.295MPa，則體積流率</p><p>　　因第二密相床內(nèi)的線速度在0.15～0.25m/s，故設=0.15m/s，則</p><p><b>　　煙氣通過的面積為</b></p><p>　　又因稀相輸送管所占的面積為</p><p><b>　　則第二密相床內(nèi)徑為</b>

64、</p><p>　　同樣，對于第二密相床的高度，也可以利用計算，催化劑在第二密相</p><p>　　床內(nèi)的停留時間為45s，則催化劑藏量為</p><p>　　取=220kg/m3，則</p><p>　　5.4.6 再生器第二密相床與稀相輸送管的過渡段</p><p>　　由于小密度催化劑的休止角小于大密度的催化

65、劑的休止角，前者一般為32°，后者一般為34～36°，故取催化劑的平均休止角為34°，又因在工程設計中再生器錐底與水平面的夾角要大于休止角，故取休止角為40°則</p><p>　　解之有 =0.42m</p><p>　　5.4.7 再生器內(nèi)旋風分離器</p><p>　　表14 型旋風分離器尺寸</p&

66、gt;<p>　　再生器的旋風分離器采用多組兩級串聯(lián)方式，又因PV型旋風分離器的結(jié)</p><p>　　構(gòu)簡單，襯里易于施工，檢修方便，其長徑比大，且長徑比可通過優(yōu)化設計靈活</p><p>　　調(diào)整。因此本設計采用PV型旋風分離器，兩級串聯(lián)。其工藝尺寸見表14。再生器內(nèi)的旋風分離器的工藝簡圖如圖三，一級料腿伸入到第二密相床以下1.5m，二級料腿伸入1.0m，一、二級料腿均采

67、用全覆蓋閥。 </p><p>　?、?計算旋風分離器組數(shù)</p><p>　　選用兩組旋風分離器，則一級入口面積為</p><p><b>　　一級入口線速度</b></p><p>　　由《催化裂化工藝設計》知，一級入口線</p><p>　　度一般在20～23m/s，且最大不超過過25m/s

68、，因</p><p>　　此，取2組旋風分離器是合理的。</p><p>　　對于再生器內(nèi)旋風分離器的二級入口流率</p><p>　　當采用CO高效完全燃燒時,C已完全燃燒，故可</p><p>　　以不再在二級旋風分離器處設間接蒸汽，因此，</p><p>　　一級、二級氣體流率均為11.66m3/s，一級、二級&

69、lt;/p><p>　　的入口面積 均為0.538m2，則二級入口氣仍為</p><p>　　21.67m/s，由《催化裂化工藝設計》知，二級入</p><p>　　口線速度一般在23～25m/s，因此，該值也是合 圖3 旋風分離器的工藝簡圖 </p><p><b>　　理的。</b></p>

70、<p>　?、?再生器內(nèi)旋風分離器壓降</p><p>　　旋風分離器內(nèi)的壓力平衡圖如圖4：</p><p><b>　　一級旋風分離器壓降</b></p><p>　　由于燒焦罐稀相管出口設有型快速分離器，其效率為80%，則稀相管中 圖4 旋風分離器壓力平衡圖 </

71、p><p><b>　　催化劑循環(huán)量為： </b></p><p>　　則 </p><p>　　二級旋風分離器壓降 </p><p><b>　?、?料腿長度<

72、/b></p><p>　?、?一級料腿長度應﹥</p><p>　　對于稀相管密度的確定，取床面3m的平均密度=10×一級旋風分離器入口催化劑濃度，查《石油加工工藝學》有，當kg/m3,則</p><p>　　取床面3m以上至旋風分離器入口的平均密度=1.5×一級旋風分離器濃度，則</p><p>　　一級料腿密度

73、取465kg/m2 (經(jīng)驗值)，取35kg/m2（因為用的是全覆蓋翼</p><p><b>　　閥），則</b></p><p>　　一級料腿最小長度為2.28+1=3.28m</p><p>　　一級旋風分離器入口中心線至灰斗底端的距離為4.9m，則一級料腿實際長度為</p><p>　　11.41-4.9+1.5=

74、8.01﹥3.28m，故完全可以滿足一級料腿壓力平衡的需要。</p><p>　?、?二級料腿長度應﹥</p><p>　　二級料腿密度取360kg/m3（經(jīng)驗值），則</p><p>　　二級料腿最小長度應為3.47+1=4.47m，其實際長度遠超過4.47m，故可以滿足二級料腿壓力平衡要求。</p><p><b>　?、?核算

75、料腿負荷</b></p><p><b>　?、?一級料腿負荷</b></p><p>　　按型旋風分離器效率80%計，隨煙氣帶走的催化劑全部進入旋風分離器，且完全在一級內(nèi)回收下來，則通過一級料腿的固體流量</p><p><b>　　一級料腿截面積為</b></p><p><b

76、>　　，則</b></p><p><b>　　一級料腿質(zhì)量流率</b></p><p><b>　?、?二級料腿負荷</b></p><p>　　按一級旋風分離器的回收率為90%計，則通過二級料腿的固體的流量</p><p><b>　　二級料腿截面積為</b&

77、gt;</p><p><b>　　二級料腿質(zhì)量流率</b></p><p>　　5.5 提升管及主要附件</p><p>　　提升管反應器部分的簡圖如圖五，該部分的</p><p>　　工藝設計計算包括提升管進料處的壓力和溫度、 </p><p>　　提升管內(nèi)徑、提升管長度、提升管總壓降、預提&

78、lt;/p><p>　　升段的內(nèi)徑和高度、提升管沉降器、反應旋風分</p><p>　　離器等。其計算的詳細過程如下：</p><p>　　5.5.1 提升管進料處的壓力和溫度</p><p><b>　?、?壓力</b></p><p>　　沉降器頂?shù)膲毫?18kPa(表)，設進油處至沉</

79、p><p>　　降器頂部的壓降為19.6kpa，提升管內(nèi)的壓力為： </p><p>　　118+19.6=137.6kpa。 圖5 提升管反應器 </p><p><b>　　溫度</b></p><p>　　加

80、熱爐出口溫度為350℃，壓力為0.4Mpa， </p><p>　　此時原料油處于液相狀態(tài)。經(jīng)霧化進入提升管與640℃的再生催化劑接觸，立即完全汽化，而原料有與催化劑接觸后的溫度可由圖六的熱量平衡計算。</p><p>　　油、蒸汽升溫和催化劑吸熱的熱量計算見表15</p><p>　　表15 油和蒸汽的熱量計算</p><

81、p>　　油和水蒸氣共吸熱量=，</p><p>　　而催化劑和煙氣由640℃降至T℃所放熱量為：</p><p>　　放熱量，式中，1.097和</p><p>　　1.09分別是催化劑的密度和煙氣的密度。</p><p>　　設T=483℃，查《石油煉制工程》有，原料油在483℃的焓值為1499kJ/kg,水蒸氣的焓值為3450kJ/

82、kg，將它們帶入以上的兩熱量式有，左邊=75208550，右邊=75338857，兩邊的誤差為0.17%，故取T=483℃是可行的。</p><p>　　5.5.2 提升管內(nèi)徑 </p><p>　　提升管內(nèi)徑為=1.0m，則提升管截面積為

83、 </p><p>　　圖 6 提升管進料處的溫度 </p><p>　　則提升管下部氣速可以求出，由前面的物料平衡可知，油和蒸汽的總流率為489.07kmol/h,所以下部的體積流率為：</p><p>　　則 ，又因提升管入口線速度一般在4～7m/s，故取=1.0

84、m可行。</p><p>　　出口油氣的總流率為934.5kmol/h，則出口油氣的體積流率為：</p><p><b>　　出口線速度為：</b></p><p>　　計算結(jié)果表明：提升管出入口的線速度在一般的設計值范圍內(nèi)，所以取=0.8m</p><p><b>　　是可行的。</b></

85、p><p>　　5.5.3 提升管長度</p><p>　　提升管內(nèi)的平均氣速為：</p><p>　　取提升管內(nèi)的停留時間為3.0s，則提升管的長度為：</p><p>　　5.5.4 提升管總壓降</p><p>　　提升管總壓降包括靜壓，摩擦壓降及出口、轉(zhuǎn)向等損失，各項的計算分別如下：</p><

86、p><b>　?、?</b></p><p>　　取提升管內(nèi)的密度（經(jīng)驗值），則</p><p><b>　?、?</b></p><p><b>　　③ </b></p><p><b>　　則提升管總壓降為：</b></p><

87、;p>　　此值以前面所設的19.6比較的接近，故前面的假設是合理的，就不必在從新設</p><p><b>　　定了。</b></p><p>　　5.5.5 預提升段的內(nèi)徑和高度</p><p>　　預提升段的煙氣和預提升蒸汽的流率為：</p><p>　　則 體積流率</p><p

88、>　　取預提升段的線速度為1.3m/s，則</p><p>　　考慮到進料噴嘴以下設有事故蒸汽進口管，入孔，再生劑斜管入口等，預提升高</p><p><b>　　度取4.0m</b></p><p>　　5.5.6 提升管工藝計算結(jié)果匯總，見表16</p><p>　　表16 提升管工藝計算</p>

89、<p>　　5.5.7 提升管沉降器</p><p><b>　　沉降器內(nèi)徑</b></p><p>　　沉降器應滿足：線速度不能過高，以避免催化劑帶出過多，且還要能夠容納內(nèi)旋風分離器。</p><p>　　由經(jīng)驗值知，反應器和沉降器的線速度﹤5.0m/s。</p><p>　　由前面的計算知，提升管出口的

90、油氣的體積流率V上=7.52m2/s,設沉降器的內(nèi)徑D=4.5m，則</p><p>　　沉降器內(nèi)的線速度為：</p><p>　　﹤5.0m/s，所以其沉降器的內(nèi)徑D=4.0m可行。</p><p>　　沉降器床層面到到沉降器頂部高度H1</p><p>　　對于的求法，可以利用輸送分離高度（），查《石油煉制工程》有：</p>

91、<p>　　式中，DT為床徑，為氣體線速，又因DT=4.5m，=0.47m/s，則</p><p><b>　　解以上方程有</b></p><p>　　此計算的TDH值與實際生產(chǎn)中的值相差甚遠，只有滿足下式時，才能較好的符合</p><p>　　又考慮到一級旋風分離器到沉降器頂?shù)木嚯x一般為3.0m，故</p><

92、;p><b>　　汽提段內(nèi)徑</b></p><p>　　本設計中催化劑循環(huán)量為437×103t/h，而汽提段的直徑一般以催化劑的流率確定，一般為176～234t/m2h，則汽提段內(nèi)徑與直提升管反應器的內(nèi)徑形成的環(huán)形面積為</p><p>　　又已知提升管反應器的面積為</p><p><b>　　汽提段內(nèi)徑為<

93、/b></p><p><b>　　汽提段高度</b></p><p>　　取此處的催化劑停留時間為2.8min，kg/m3（經(jīng)驗值），則催化劑藏量W為：</p><p>　　對于汽提段內(nèi)的盤環(huán)式盤板，可按一般的設計要求，氣提段安裝8～10層擋板，板間距為700～800mm，因此，此處設計中取10層擋板，板間距為800mm，</p&

94、gt;<p>　　汽提段與沉降器過渡段的距離</p><p>　　由于小密度催化劑的休止角小于大密度的催化劑的休止角，前者一般為32°，后者一般為34～36°，故取催化劑的平均休止角為34°，又因在工程設計中，為了使催化劑順利滑落，應使殼壁與水平線的夾角大于休止角，故取°，則</p><p><b>　　,解此方程有</

95、b></p><p><b>　　反應沉降器總高</b></p><p>　　5.5.8 反應旋風分離器</p><p>　?、?旋風分離器的選型 </p><p>　　反應器內(nèi)的旋風分離器任選用型，采用一級便可，其主要的工藝尺寸見</p><p><b>　　表11。</b

96、></p><p><b>　　旋風分離器的組數(shù)</b></p><p>　　此處選用2組，則入口截面積為</p><p><b>　　一級入口線速度為</b></p><p>　　，在經(jīng)驗值范圍內(nèi)，故選2組可以滿足要求。 </p><p><b>

97、　　一級料腿負荷</b></p><p>　　假定進入旋風分離器內(nèi)的固體顆粒全部回收下來，取旋風分離器內(nèi)固體的顆粒密度為1.44kg/m2，則一級料腿的固體流量為：</p><p><b>　　一級料腿質(zhì)量流量=</b></p><p>　　5.6 兩器壓力平衡</p><p>　　催化裂化裝置反應—再生系統(tǒng)

98、之 間的 </p><p>　　壓力平衡是維持催化劑正常循環(huán)、保證裝置</p><p>　　安全生產(chǎn)的關鍵。本設計反應—再生壓力平 </p><p>　　衡以再生劑循環(huán)路線為計算依 據(jù)。各段的</p><p>　　密度和高度等參數(shù)見圖7</p><p>　　5.6.1 兩器部分工藝數(shù)據(jù)見表17</p>&

99、lt;p>　　圖 圖7 兩器立面圖</p><p>　　表17 兩器部分工藝數(shù)據(jù)</p><p>　　5.6.2 再生器頂部壓力</p><p>　　5.6.3 再生器稀相段靜壓</p><p>　　5.6.4 淹流

100、管以上密相床壓降 </p><p>　　5.6.5 下滑閥以上淹流管及斜管靜壓</p><p>　　5.6.6 下滑閥以下斜管靜壓</p><p>　　5.6.7 沉降器頂部壓力</p><p>　　5.6.8 沉降器稀相段靜壓</p><p>　　5.6.9 提升管進料口以上靜壓</p><p&

101、gt;　　提升管內(nèi)的平均油氣體積流量為：</p><p>　　所以 平均視密度=</p><p>　　提升管內(nèi)平均油氣流率=</p><p>　　查的滑落系數(shù)為1.11，則</p><p>　　實際密度=36.68×1.11=40.71kg/m3</p><p><b>　　所以</b

102、></p><p>　　5.6.10 提升段靜壓</p><p><b>　　預提升段視密度=</b></p><p>　　取滑落系數(shù)為1.5，則</p><p>　　實際密度=132.51×1.5=198.77kg/m3</p><p><b>　　所以 <

103、/b></p><p>　　5.6.11 再生斜管摩擦阻力</p><p>　　在計算再生斜管靜壓和時采用的密度是視密度，因此在和中實際已包含了再生斜管的摩擦阻力?；蛘哒f，前面計算的和應當是再生斜管的蓄壓。因此，在這里不必再單獨計算再生斜管的摩擦阻力。</p><p>　　5.6.12 提升管直管段摩擦阻力</p><p>　　5.6.

104、13 由于加速催化劑出口傘帽處轉(zhuǎn)向及出口損失引起的壓降</p><p>　　5.6.14 預提升段摩擦壓降</p><p>　　5.6.15 再生劑循環(huán)路線壓力平衡計算結(jié)果匯總(見表18)</p><p>　　表18 再生劑循環(huán)路線壓力平衡計算結(jié)果匯總</p><p>　　從上表15可知，再生滑閥壓降kg/cm2，一般要求滑閥的壓降在0.2

105、～0.4 kg/cm2，因此，計算結(jié)果是合適的。</p><p>　　5.6.16 再生滑閥直徑的計算</p><p>　　根據(jù)兩器壓力平衡，求得滑閥壓降后，利用公式</p><p>　　可以計算滑閥流通面積，式中</p><p>　　—催化劑循環(huán)量，t/h</p><p>　　—斜管密度，kg/m3</p>

106、;<p>　　—滑閥壓降，kg/m2,則</p><p>　　在實際中，為了操作平衡又有一定的彈性，滑閥開度不應過大或過小，一般開度保持在40～60%為宜。此時滑閥的直徑計算公式為：</p><p>　　此處取滑閥開度為60%，則滑閥直徑為：</p><p>　　5.7 主要設備計算結(jié)果匯總</p><p>　　為了方便查閱，將

107、計算的結(jié)果列表匯總?cè)缦?lt;/p><p>　　表19 設備計算結(jié)果匯總</p><p>　　第六節(jié) 主要設備選擇</p><p><b>　　1 提升管反應器</b></p><p>　　采用折疊式提升管，分為兩段：上段為進料及反應段，下段為預提升段。反應段上部直徑為1.0m，內(nèi)襯100mm隔熱耐磨襯里；反應段下部直徑

108、為1.0m，內(nèi)襯100mm隔熱耐磨襯里。預提升段直徑為0.7m，內(nèi)襯150mm隔熱耐磨襯里。提升管反應器進料設4臺BWJ-1型高效霧化原料噴嘴， 2臺BWJ-1型高效霧化油漿噴嘴，提升管上部設2組終止劑噴嘴。提升管出口設兩組粗旋風分離器。</p><p><b>　　2 沉降器及汽提段</b></p><p>　　沉降器置于再生器之上，直徑為4.5m，內(nèi)襯100mm隔

109、熱耐磨襯里，采用兩組單級PV型旋風分離器并設內(nèi)集氣室。汽提段直徑2.34m，設10層環(huán)形擋板，整個汽提段插入再生器中，外襯隔熱耐磨襯里。</p><p><b>　　3 再生器</b></p><p>　　采用大小筒結(jié)構(gòu)，稀密相直徑(外徑)分別為4.5/3.5m，采用150mm厚隔熱耐磨襯里，主要內(nèi)構(gòu)件包括2組兩級PV型旋風分離器、主風分布管、待生催化劑分配器、待生塞

110、閥及待生套筒、外取熱器返回管等。</p><p><b>　　4 外取熱</b></p><p>　　再生器設一臺氣控外循環(huán)式翅片管外取熱器，其直徑為1.3m，內(nèi)襯100mm隔熱耐磨襯里，汽水循環(huán)系統(tǒng)采用自然循環(huán)方式，取熱能力為8721kW.</p><p><b>　　5 三級旋風分離器</b></p>&

111、lt;p>　　設一臺立式PV型三級旋風分離器。</p><p>　　6 主風機及煙氣輪機</p><p>　　裝置設二臺主風機，一開一備。為離心風機，主風機組配置為煙氣輪機—主風機—電動三機組，主風機設計風量680m3n/min(濕)，最大風量800m3n/min(濕)。出口壓力0.32MPa(絕)，煙氣輪機的設計煙氣量為670m3n/min，電動機額定功率為3200kW。</

112、p><p>　　備用主風機組，設計風量為680m3n/min(濕)，出口壓力為0.32MPa(絕)，驅(qū)動機為電機，電機額定功率3200kW。</p><p><b>　　7 增壓機組</b></p><p>　　增壓機的作用是提供外取熱器和待生塞閥套筒流化用風以及外取熱器返回管提升用風。選用離心式增壓機，設計風量為80m3n/min，出口壓力0.3

113、9MPa(絕)，由電機驅(qū)動，電機額定功率155kw。設兩臺增壓機，其中一臺操作，一臺備用。</p><p>　　第七節(jié) 反應部分工藝技術方案及特點</p><p>　　吸收國內(nèi)外同類生產(chǎn)裝置積累的經(jīng)驗，并結(jié)合本裝置具體特點，為進一步改善產(chǎn)品分布，提高輕油產(chǎn)率、降低干氣及焦炭產(chǎn)率，在提升管反應系統(tǒng)設計中采用以下一系列措施。</p><p>　　1 設置預提升段，提升

114、介質(zhì)為自產(chǎn)干氣和蒸汽。預提升段的目的在于催化劑整流，使催化劑和油氣保持均勻接觸。</p><p>　　2 采用高效霧化噴嘴BWJ，改善霧化效果，提高輕質(zhì)油收率，減少干氣及焦炭產(chǎn)率。</p><p>　　3 提升管中上部設有注反應終止劑措施。為了抑制氫轉(zhuǎn)移等二次反應及減少熱裂化反應，在提升管中上部設置反應終止劑注入點，以增加操作的靈活性及適應性。</p><p>　　

115、4 提升管出口快分技術。提升管出口采用粗旋加單旋并采用近似直聯(lián)技術，使催化劑與反應油氣迅速分離，力求減少油氣在高溫區(qū)的停留時間，從而減少干氣的產(chǎn)生。</p><p><b>　　5 采用兩段汽提</b></p><p>　　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，以改善汽提蒸汽與待生催化劑的接觸，提高汽提效果。同時設計采

116、用較長的催化劑停留時間和較高的汽提溫度，均有助于提高汽提效果。</p><p>　　采取上述措施使得催化劑在從進入提升管至離開沉降器汽提段的整個過程中均處于良好狀態(tài)。通過預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及熱裂化反應，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，

117、從而達到提高輕質(zhì)油收率，降低干氣、焦炭產(chǎn)率的目的。</p><p>　　第八節(jié) 再生部分工藝技術方案及特點</p><p>　　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。本裝置采用的是快速床再生，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，各項措施綜述如下

118、:</p><p>　　(1) 采取加CO助燃劑的完全再生方案</p><p>　　完全再生，由于平均氧濃度的提高可使再生劑含碳明顯降低。完全再生有高溫完全再生和加助燃劑的完全再生。本設計采用加助燃劑的完全再生。</p><p>　　(2) 采用較高的再生溫度</p><p>　　再生溫度是影響再生效果的重要因素，再生溫度的提高可大大提高焦

119、炭燃燒速度，因此本裝置在避免水熱失活的前提下，盡量提高再生溫度，設計再生密相溫度為720℃。</p><p>　　(3) 采用逆流再生</p><p>　　通過加高待生套筒使待生催化劑進入密相床上部，催化劑向下流動與主風形成氣固逆流接觸燒焦。由于高含氧的氣體和低含碳的催化劑相遇，低含氧的氣體和高含碳的催化劑接觸，因此，整個燒焦過程化學動力學速度比較均一，有利于提高總的燒焦強度，降低總藏量。

120、</p><p>　　(4) 采用高床層再生及較高的密相線速</p><p>　　本裝置采用8.5m的密相床高，較高的再生密相床高度不僅可提高氣固的單程接觸時間，而且有利于CO在密相床中燃燒，并提高輸送推動力,提高密相床層線速是提高燒焦強度的一種有效手段。本裝置采用0.84-1.0m/s密相床層線速，以提高燒焦的氧傳遞速度從而達到提高燒焦強度的目的。</p><p>

121、;　　(5) 采用改進的主風分布管</p><p>　　主風的分布好壞將直接影響再生器的流化質(zhì)量，從而影響燒焦效果。本次設計采用改進的主風分布管，改善流化質(zhì)量并降低主風分布管的磨損。</p><p>　　(6) 采用多項新技術</p><p>　　為提高裝置總體技術水平，設計中采用多項國內(nèi)新近開發(fā)的新技術、新設備、新材料等。</p><p>

122、　?、僭霞坝蜐{霧化采用BWJ—Ⅰ 型噴嘴高效噴嘴</p><p>　　該噴嘴具有壓降低、霧化效果好、干氣及焦炭產(chǎn)率低、輕質(zhì)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。</p><p>　?、诓捎脷饪赝庋h(huán)取熱器</p><p>　　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(jié)構(gòu)簡單、操作方便、調(diào)

123、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(jié)構(gòu)緊湊、抗事故能力強等優(yōu)點。外取熱水系統(tǒng)采用自然循環(huán)方式，節(jié)省動力，運行可靠。</p><p>　　③采用高效PV型旋風分離器</p><p>　　從維持反再系統(tǒng)平穩(wěn)操作，減少催化劑自然跑損的角度出發(fā)，本裝置反再系統(tǒng)中旋風分離器均采用分離效率高、結(jié)構(gòu)簡單、操作彈性大的PV型旋風分離器。</p><p

124、><b>　?、懿捎脙啥纹峒夹g</b></p><p>　　改善汽提效果是降低焦炭產(chǎn)率的一個重要手段，為此，本裝置采用兩段汽提的技術。</p><p>　?、輽C泵選用高效率的流程泵，部分機泵配置變頻電機。</p><p>　?、迒?、雙動滑閥，塞閥均采用電液執(zhí)行機構(gòu)和冷壁式閥體結(jié)構(gòu)。</p><p>　?、卟捎玫投?/p>

125、無味的LMP-4型金屬鈍化劑。</p><p>　?、酁楸Ｗo煙機并減少煙氣中粉塵對大氣的污染，本裝置采用操作彈性大、分離效率高、立式PV型三級旋風分離器，且采用大流量單管300mm。 </p><p>　　第九節(jié) 能耗分析及節(jié)能措施</p><p>　　重油催化裂化裝置中能耗的大小主要取決于生焦率的高低及剩余熱量的利用程度，設計中首先考慮采取措施降低生焦率及提高

126、能量的利用率，采取適當?shù)墓に嚰夹g，盡量降低裝置能耗。</p><p><b>　　1 降低生焦</b></p><p>　　采用LB-1催化劑、快速終止劑及反應油氣快速導出系統(tǒng)以降低催化焦的產(chǎn)率。</p><p>　　采用高效汽提技術，降低可汽提焦。</p><p>　　采用高效霧化噴嘴等措施，降低原料焦。</p&

127、gt;<p>　　采用干氣預提升及金屬鈍化劑技術，降低污染焦。</p><p>　　2 設置煙機，回收煙氣壓力能；設置余熱鍋爐，回收煙氣熱能。</p><p>　　3 盡量采用消耗低的設備，如在合適的部位采用空冷器，降低循環(huán)水用量；采用新型進料霧化噴嘴降低蒸汽耗量；采用變頻調(diào)速技術降低油泵的用電量。</p><p>　　4 外取熱器發(fā)生低壓蒸汽并過熱氣

128、壓機的驅(qū)動用汽。裝置自產(chǎn)1.0Mpa蒸汽絕大部分在裝置內(nèi)消耗,外輸量很少。</p><p>　　第十節(jié) 環(huán)境保護及職業(yè)安全衛(wèi)生</p><p>　　10.1 污染源及治理措施</p><p>　　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，采取必要措施加以處理，使之符合有關環(huán)保