催化裂化两器内的压力平衡计算概要
石油催化裂化—催化裂化工艺主要操作条件分析
原料性质也影响产品分布，在同样转化率时，石蜡基原料的汽油及焦 炭产率较低，气体产率较高；环烷基原料的汽油产率高，气体产率低；芳 香基原料汽油产率居中，焦炭产率高。
五、空速和反应时间
空速：每小时进入反应器的原料油量与反应器催化剂藏量之比。分质 量空速和体积空速。空速大小反应映反应时间长短。其倒数为反应时间。
今天任务 催化裂化反应操作的
影响因素
七 回炼比
六 再生催化剂含碳量
一、 反应温度
催化裂化反 应操作的影
响因素
二、 反应压力(油气分压)
三 剂油比（C/O）
五 空速和反应时间
四 原料的性质
一、反应温度——以沉降器出口温度为标准
反应温度是生产中的主要调节参数，也是对产品产率和质量影响最灵 敏的参数。一方面，反应温度高则反应速度增大。另一方面，反应温度可 以通过对各类反应速率大小来影响产品的分布和质量。通过调节再生滑阀 的开度来调节反应温度。
七、回炼比
回炼比是回炼油（包括回炼油浆）的质量和新鲜原料油质量之比。回 炼比虽不是一个独立的变量，但却是一个重要的操作条件。回炼比的选取 要根据生产实际综合选定。
今天任务 催化裂化反应再生系
统的三大平衡
一、 压力平衡
催化裂化反 应再生系统 的三大平衡
二、 热平衡
三、 物料平衡
催化裂化反应—统的三大平衡 三、物料平衡
物料平衡包括催化剂和原料在数量上的平衡、单程转化 率和回炼比的平衡及催化剂的损失和补充的平衡。
• 总结：
反再系统操作关键： 三大平衡控制（压力平衡、热平衡、 物料平衡）
二、反应压力(油气分压)
油气分压提高意味着反应物浓度提高，因而反应速度加快，生焦的反 应速度也提高。
催化裂化计算方法
催化裂化物料平衡和热平衡计算方法前 言催化裂化过程是石油二次加工的重要过程之一。
监测一个催化裂化装置，唯一正确的方法就是定期考察装置的物料平衡、热平衡和压力平衡。
通过经常收集和研究装置运行的物料平衡和热平衡，才能更好地了解和理解装置运行的历史和现状，予期其未来，并为优化装置操作奠定基础。
进料质量、操作条件、催化剂和设备状况的任何变化，都将影响装置的物料平衡及热平衡。
要想深入了解和理解装置运行的物料平衡和热平衡，首先就必须正确做好物料平衡和热平衡计算。
为此目的，本文首先介绍了催化裂化物料平衡和热平衡的计算方法。
第一节 计 量1油品计量油品计量一般有二种方法：油罐检尺/输油体积法和在线差压式流量计测定法。
1.1 油罐检尺/输油体积法：油罐检尺/输油体积法是炼厂中应用最广泛，计量也较为准确的方法之一。
在通过油罐检尺/输油体积而对油量进行计量时，应根据国家标准GB/T 1885—1998石油计量表计算。
石油计量表按原油、产品和润滑油分类建立。
现已为世界大多数国家采用，在石油贸易中更具通用性。
催化裂化所用原料及产品均应使用石油计量表——产品部分。
石油计量所采用的密度计为玻璃密度计。
GB/T 1885—1998《石油计量表》——产品部分的简要说明及使用方法如下：1.1.1 石油计量表的组成标准密度表 表59A 表59B 表59D体积修正系数表 表60A 表60B 表60D其他石油计量表 表E1 表E2 表E3 表E4表59B—产品标准密度表和表60B—产品体积修正系数表是GB/T1885—1998《石油计量表》的组成部分之一。
表59B用于润滑油以外的石油产品，由已知试验温度下的视密度（密度计读数）查取标准密度（20℃温度下的密度）。
表60B用于润滑油以外的石油产品，由标准密度和计量温度查取由计量温度下体积修正到标准体积（20℃温度下体积）的体积修正系数（VCF20）。
1.1.2 产品计量产品按空气中的质量计算数量。
催化裂化装置设计工艺计算方法
合计（36735.3+5093.10+14266.91）×104KJ/h=56096.3×104KJ/h
1.2.2焦炭脱附热
解吸催化剂上的焦炭燃烧总放热量的11.5%, 则焦炭脱附热=56096.3×104×11.5%=6450.96×104KJ/h
Ⅰ段==219.65kg/吨催化剂.h Ⅱ段=523.5 kg焦/吨催化剂.h
1.3第Ⅰ再生器尺寸计算
I再密相段气体（设1吨催化剂带1kg烟气）
项目
分子量
Kmol/h
湿烟气
28.1
6887.33
外再热流化风
29
48.21
催化剂带走烟 气
28.1
36.65
合计
6972.59
Kg/h 193545.21 1398.21 1030
1.2.3外取热器取热量
Ⅰ再 外取热器取热量 11731.34×104KJh（取三催的标定数据） Ⅱ再 内取热器取热量 8.58×104KJ/h （取三催的标定数据） 1.2.4 Ⅰ段主风升温热
Ⅰ段主风由135℃升温到671℃需热 干空气升温需热 =干空气量×空气比热×温差
=174422.8×1.09×（671—135） =10171.47×104KJ/h
4.77
松动吹扫 总湿烟气
27.8 1364.8
500 41034.1
4.77 100
1.1.8烟风比
Ⅰ段==1.097 Ⅱ段==1.075 1.1.9主风机选型
根据所需主风量及外取热器吹入总流化风选 轴流式主风机一台型号AV56—12 主要性能参数 入口压力 0.098MPa
催化裂化装置两器施工工法
60万吨/年催裂化装置“两器”施工工法随着我国炼油工艺的不断改进，炼油装置的核心设备都在向大型化和一体化发展。
由我公司承建的大庆林源炼油厂和大庆化学助剂厂两套60万吨/年重油催化装置就是将反应器、沉降器和第一再生器合为一体，并采用同轴式结构，称为“同轴式沉降器—第一再生器”（以下简称两器）。
两器壳体采用16MnR材质，内部采用新型的WHL—1型浇注料进行衬里。
两器总重408吨，其中金属重233吨，最大直径Φ7200mm，设备高度为42m，壳体厚度为18—28mm，衬里厚度为100—150mm，安装在标高＋9.800米的砼基础上。
设备内件主要有旋风分离器、待生立管、翼阀等，该设备是我国目前催裂化装置中较先进的工艺设备。
因受其自身结构的限制，在施工现场分片拼装。
对于这种大型的衬里设备，由于受其自身结构特点的限制，在现场施工难度很大，我们根据两套催裂化的施工经验，利用我们在吊装方面的技术优势，开发整理出了这项工法。
本工法的施工工艺就是根据现场施工条件和设备自身结构，以及吊装能力和衬里要求等因素，先将分片的壳体在平台上拼装为四大段（见图-1），然后进行衬里施工，安装内件，最后用倾斜单桅杆全方位（360︒）进行分段吊装、组对，在基础上进行正装施工。
一、工艺特点两器的施工工序较多，衬里是相当复杂的工序之一，且养生时间又长。
为满足整个施工工期，采用分段组焊、分段衬里、分段吊装，然后补衬接口这一施工方法，为衬里施工创造了有利的条件。
既满足了衬里工序的特殊要求，又使组装、焊接、衬里、吊装等工序呈流水式进行，其优点有：1、分段施工有利于扩大作业面，使各工种的作业保持相对的连续性，并在管理上实现了超前意识，故可缩短工期，提高经济效益；2、施工中的多数作业是在低层进行，节省了人力，质量易保证，施工安全性大；3、减少了大型工机具的使用，降低了成本；4、有利于保证关键部位的衬里质量，如：分段衬里可采用翻转倒衬法施工，解决了“上封头”和“上过渡段”等部位仰脸施衬的弊病。
催化裂化装置两器互窜风险量化分析
催化裂化装置两器互窜风险量化分析【摘要】本文针对催化裂化装置应急处理时的两器互窜风险进行研究，介绍了量化两器互窜风险的意义，并给出了具体的量化计算过程。
同时根据计算过程及结果提出其应用的意义。
关键字:催化裂化；两器；互窜；反应器一、背景介绍催化裂化装置紧急停工，最关键的步骤是切断两器防止两器互窜。
主要原因为停工初期，沉降器内为油气环境，再生器内为空气环境，两器互窜有混合气体爆炸的风险。
而防止两器互窜或爆炸的手段除了及时切断两器外，最主要的是在最短的时间内将反应器内的油气利用蒸汽置换干净，将可燃介质置换出系统，从根本上杜绝互窜爆炸的可能。
此篇分析意图计算出蒸汽置换反应器油气时间，从而将两器互窜风险在时间上进行量化。
二、反应器介绍四催化装置反应器为常规形式反应器，提升管由沉降器中心穿过，分为内、外提升管两部分，提升管出口连接三组粗旋，每组粗旋对应两个单旋，粗旋与单旋之间采用软连接的方式。
单旋出口油气进入顶部的内集气室，再由油气大管送至分馏塔。
设备结构与尺寸如下图1图2所示。
由反应器整体结构可以看出，提升管与两级旋风内的油气主要依靠预提升蒸汽、原料雾化蒸汽、预汽提蒸汽进行置换，此部分空间与沉降器空间相比较小，且蒸汽量大，不能作为反应器置换时间的代表。
沉降器部分的油气主要依靠汽提蒸汽进行置换，此部分空间较大，且与再生器通过待生斜管相连，因此将沉降器的油气置换时间作为反应器整体的置换时间。
为计算简便，将沉降器整体分为，沉降器汽提部分（汽提段开始至变径结束）、沉降器稀相空间（沉降器直管段空间）、沉降器穹顶三个部分。
将三个部分看做直筒和半球型，则三部分尺寸如下表所示：表1 沉降器各部分近似尺寸与体积由于此次计算以沉降器，以及汽提蒸汽为目标，因此需要在沉降器空间内减掉内提升管及两级旋风分离器的体积。
则内提升管与旋风近似尺寸如下表所示：表2 旋风与提升管近似尺寸与体积由以上数据可得，沉降器内部空间体积为：1080m³三、置换时间计算置换时间的计算思路为，利用理想气体状态方程，计算出沉降器内部需要置换的油气的摩尔数，换算成等摩尔数的蒸汽的质量。
催化裂化操作指南(分馏与稳定)解读
分馏过程
一、设备检查 1、塔器 （1）分馏塔 首次运行的分馏塔，必须逐层检查所有塔盘，确认按图纸正确安装； 如溢流口尺寸、堰高和塔盘水平度等。 对所有浮阀进行检查，确认清洁，活动自如；所有塔盘紧固件安装正 确、紧固；所有分布器安装定位正确，分布孔畅通。 每层塔盘和降液管清洁，顶循、中段、柴油等抽出槽和抽出口清洁无 杂物，集油箱焊缝完好，不泄漏。 底部脱过热段折流板（人字档板）等均坚固，焊缝完好，所有固定螺 栓均已经锤击或被点焊。 塔底搅拌蒸汽分布器、支撑等完好；油浆过滤器及其附件清洁，固定 或焊接牢固。 塔内设备检查完成后，应马上安装人孔，安排专人现场负责该项工作。
分馏过程
档板或园盘型档板，进入油气与260－360℃循环油浆逆流接触、换热、 冼涤，油气被冷却，将油气中夹带的催化剂细枌冼涤下来，防止其污染 上部的测线产品，堵塞上部塔盘。 （2）全塔过剩热量大 分馏塔进料是过热度很高的反应油气（480－510 ℃ ），塔顶是低温 （100－130 ℃ ）气体，其他产品均以液态形式离开分馏塔。在整个分 馏过程中有大量的过剩热量需要移出。所以系统有大量的冷换设备和热 水器。 （3）产品分馏要求较容易满足 油品分馏难易程度可用相邻馏分50%馏出温度差值来衡量。差值越大， 馏分间相对挥发度越大，就越容易分离。催化分馏塔除塔顶为粗汽油外 还有轻柴油、重柴油、回炼油三个侧线组分。催化裂化各侧线组分50% 馏出温度值较大，馏分容易分离，所以产品分馏要求容易满足。
分馏过程
（5）轻污油系统 分馏、吸收稳定部分轻油设备（换热器、泵、过滤器、采样器等） 在停工或检修时存有少量的轻油，通过污油系统自流至地下轻污油罐， 用污油泵送出装置。 （6）重污油系统 装置内重油设备在停工或检修时存有少量的重油，通过重污油系统 送出装置。 5、事故处理流程 （1）富气放火炬流程 开工时提升管反应器已经进油，但富气压缩机还没有启动，在此期 间产生的富气从分馏塔顶油气分离器引出经富气放空管道排放至火炬系 统。正常生产中富气压缩机因故障紧急停机，则启用富气放火炬系统。 （2）汽油紧急排放流程 当分馏塔顶油气分离罐粗汽油液位突然升高，用正常方法处理不及 时，有汽油进入富气压缩机的危险时，可启用汽油紧急放空（粗汽油泵 入口管排放到轻污油罐）。
催化裂化装置基础能耗计算方法
(3)回炼比
(4)原料雾化蒸汽比例
(5)主风机出口压力
(6)气压机出口压力
(7)反应压力
(8)装置设计时焦炭产率的设计值
(9)装置设计时的公称处理量
(10)装置实际处理量
(11)终止剂或回炼汽油量
5.2 基准能耗计算方法及步骤
基准能耗计算公式如下：
式中：E1～E11分别见下述。 (1)化学焓差能耗E1（MJ/t）
11
∑ EB=
Ei
i =1
Mc − Mp E1=CR McMp
式中：CR—与原料性质有关的系数； CR =58066D + 957C - 6539 ， kJ/kmol； MC—原料平均分子量，若有该数据按实际数据输入，若无该数据按下式估算， MC=42.97exp（2.10×10 -4T-7.79D+2.09×10 -3TD）T1.26D4.98； Mp—产品平均分子量； Mp=（yH + yLO + yG + yL + yF）/（2.86×10 -3yH +5×10 -3yLO +0.01yG +0.02yL
式中：P1—主风机出口压力MPa（绝）； Ne—增压机能耗：无增压机 Ne=0，有增压机时按增压机实际耗功计； Ne=11.84N/W N=增压机实际耗功，kW； W=装置实际处理量，t/h。
催化裂化操作规程
催化裂化操作规程催化车间第一章 装置概况第一节 概况一、本装置设计能力为41014 吨/年（年开工时为8000小时），由反应、分馏、吸收稳定、主风机、气压机等部分组成。
原料由大庆管道原油的常压渣油、通过催化裂化，生产93#汽油，轻柴油、液化汽等目的产品。
二、本装置工艺和设备的主要特点1、两器采用同轴式组合，具有操作弹性大、两端再生。
再生催化剂含碳低。
2、 抗金属污染好、生氢及生焦率较低轻质油收率较高，气体收率较低的系统列分子筛催化剂（具体使用的催化剂类型，根据生产需要选择）。
3、为降低装置能耗采用内取热器，回收才生余热付产蒸汽。
4、由于设计原料为大庆管道原油的常压渣油，其残炭和胶质的含量较高，所以裂化后的油浆比重较大，故在生产采用油浆，不回炼或部分回炼的方案以维持再生器的热量平衡和分馏塔底油浆的比重不超标准。
5、由于同常减压装置可以联合操作，以常压热渣油为原料，所以在开工后可以甩掉加热炉。
6、吸收稳定系统采用双塔流程。
第二节设计数据一、原料性质二、汽油馏分性质三、轻柴油馏分性质四、装置物料平衡表五、反应再生部分工艺计算汇总六、装置能耗汇总表设计进料量70000吨/年装置组成：反应再生部分，分馏部分，吸收稳定部分，碱洗部分第三节装置流程简介一、反应再生部分原料油自罐区的原料罐来经泵（P201/1.2）加压后送到至原料一—轻柴油换热器（E205/1.），再进入原料—油浆换热器（E201/1.2.）换热后，进入闪蒸罐（V203/1），经过加热炉后的原料沿管排进入闪蒸（V203/1），进入闪蒸罐内的原料汽相沿顶部汽返线进入分馏塔（T201）第二层塔盘上部，液相自罐底部抽经泵（P201/2.3）加压后进入提升管反应器。
回炼油自分馏塔第一层塔盘自流入回炼油罐（V202），经回炼油泵（P206/1.2）加压后，送到提升管反应器下部与分馏塔底油浆经泵（P207/1.2）加压后送至提升管下部的回炼油浆混合一并进入提升管反应器（R101）。
催化裂化装置操作工(高级及技师)试题库及参考答案
催化裂化装置操作工（高级及技师）试题库及参考答案一、单选题（共53题，每题1分，共53分）1.在催化裂化装置中,分馏取热量最大的是()。
A、一中循环回流B、塔底循环回流C、二中循环回流D、顶循环回流正确答案：B2.气体输送机械按照输送机械的压强或压缩比来分类,不包括()。
A、通风机B、鼓风机C、压缩机D、真空泵正确答案：D3.当机组润滑油压力低时机组的自保联锁首先会发出()指令。
A、自动停机B、电机跳闸C、报警D、辅助油泵自启动正确答案：D4.如果烟气透平的输出功率（）主风机耗功，即使汽轮机调速汽门关至最小，机组仍然要超速，当机组转超过102%时，烟气透平调速器也会自动投入工作。
A、大于B、等于C、小于D、接近正确答案：A5.汽轮机()的作用是把蒸汽的热能转变为高速气流的动能。
A、转子B、汽封C、汽缸D、喷嘴正确答案：D6.两器松动风（汽）、预提升蒸汽、流化蒸汽压力突然大幅度下降，会造成（）。
A、再生压力上升B、催化剂中毒C、反应压力上升D、催化剂倒流正确答案：D7.5MPa蒸汽在减温减压器中与()混合，达到降温、降压的目的。
A、冷凝水B、除氧水C、新鲜水D、以上都不是正确答案：B8.停工过程中,系统安全的泄压方式是()。
A、快速由高压降至低压,最终压力降至零B、快速由高压降至低压,直至微正压169.C、缓慢由高压降至低压,不必担心造成负压D、缓慢由高压降至低压,直至微正压正确答案：D9.为了防止分馏塔塔盘吹翻，在切换汽封时汽提蒸汽量应控制在()。
A、没有要求B、正常量的2/3C、正常量的1/3D、正常量正确答案：C10.先进控制系统的核心是()。
A、中间调节回路B、工艺计算C、多变量模型预估控制器D、常规PID控制正确答案：C11.从油的酸碱性上说，良好的透平油应呈()。
A、碱性B、无要求C、酸性D、中性正确答案：D12.相同转化率情况下，反应温度上升，汽油烯烃含量()。
A、上升B、无法确定C、降低D、不变正确答案：A13.双动滑阀突然开大，会引起再生压力()。
催化裂化两器内的压力平衡设计与计算
催化裂化压力平衡设计及计算为了使流化催化裂化装置中的催化剂和气体按照预定方向作稳定流动，不出现倒流、架桥、串气等现象，保持各设备之间的压力平衡是十分重要的。
通过压力平衡的计算可以确定两器的相对位置，并确定在各种不同处理量条件下两器顶部应采取的压力，而两器顶部压力的变化，又会引起藏量、循环量的变化。
同高并列式装置两器的顶部保持着大致相同的压力，两根Ｕ型管很象两根连通管，在Ｕ型管的一端施加压力时，催化剂就会从另一端流出。
同样，Ｕ型管一端的压力降低时，催化剂就可由这根Ｕ型管的另一端压过来，使Ｕ型管的一条腿为重腿，一条为轻腿时就可以达到这一目的。
高低并列式装置的两器保持着较大的压差，再生催化剂斜管相当于同高并列式装置Ｕ型管的重腿，提升管则相当于Ｕ型管的轻腿。
改变两类装置两器压差都可以改变藏量和循环量。
但对于高低并列式装置来说，改变藏量和循环量主要是靠改变待生斜管上滑阀的开度来调节的。
目前，国内催化装置绝大部分属于立管一提升管输送系统。
有的还包括斜管、快速床输送系统，含有Y型、半Ｕ型及直角弯头，粗旋分、弹射分离、三叶型快分等组件。
使压力平衡的设计计算更复杂化。
一．埃索压力平衡设计准则[1]埃索设计准则可归纳为；(1) 将FCC装置反应器一再生器压力平衡系统分别按再生剂输送线及待生剂输送线两条独立线路的压力平衡来计算。
(2) 在再生剂(或待生剂)输送线上，以线路标高取低点为基准，按催化剂流动方或划分该线路的上、下游。
上游的压力及静压头总和为催化剂流动的推动力，下游的压力、静压头及滑阀压降之总和为催化剂流动的阻力。
(3) 维持催化剂平衡循环流动的条件为：推动力=阻力。
对图1所示的装置，两条输送线上的推动力项及阻力项分别为:再生剂输送线待生剂输送线 再生器顶压 沉降器顶压 再生器稀相静压 沉降器稀相静压 二密相静压头 汽提`段静压头 推 动 力再生立管静压头待生剂斜管静压 沉降器顶压 再生器顶压 沉降器稀相静压 再生器稀相静压 提升管粗旋压降 稀相管粗旋压降 提升管总压降 稀相管压降 预提升段静压头 烧焦罐静压 阻 力再生滑阀压降待生滑阀压降图1 催化裂化反再系统结构示意图二、与压力平衡计算有关的流态化知识1、流化床的整体特性（再生器部分）沿整个流化床高度可分为四个区，即分布器作用区—密相区—弹溅区—湍流扩散区，见图2。
催化裂化 压差-概述说明以及解释
催化裂化压差-概述说明以及解释1.引言1.1 概述概述：催化裂化是一种重要的炼油工艺，通过在高温和高压条件下将重质石油馏分分解为轻质石油产品。
它被广泛应用于石油化工行业，是产生汽油、柴油和液化石油气等石油产品的关键技术之一。
催化裂化技术的原理是在催化剂的作用下，将长链烃类分子断裂为较短链的烃类分子。
这个过程中产生大量的烃类气体，其中包括汽油和液化石油气等有价值的产品。
通过控制反应条件和催化剂的性质，可以调节产品的比例和质量。
催化裂化广泛应用于炼油厂和石油化工厂，其产品广泛用于交通运输、工农业生产以及家庭生活等领域。
随着世界人口的增长和经济的发展，对石油产品的需求不断增加，催化裂化技术在保障能源供应和满足人民日益增长的需求方面发挥着重要的作用。
然而，催化裂化过程中会出现压力差的问题。
在高温高压环境下进行的催化裂化反应需要对系统进行一定程度的压力控制，以保证反应过程的稳定性和安全性。
压力差控制是催化裂化中一个重要的环节，直接影响着产品质量、生产效率和设备寿命。
本文将重点探讨催化裂化中的压差控制问题，包括压力变化的原因、压力监测的方法和压力调整的技术。
通过深入研究压差控制的相关理论和实践经验，可以为催化裂化生产过程的优化提供有益的参考和指导。
同时，也为今后催化裂化技术的改进和发展提供了新的思路和方向。
1.2 文章结构文章结构部分的内容可以这样来写：本文主要分为三个部分：引言、正文和结论。
首先，在引言部分，我们将对催化裂化和压差进行概述。
我们将介绍催化裂化的基本原理和应用领域，以及本文的目的。
通过这一部分，读者将对催化裂化和压差有一个初步的了解，并明确本文的研究目标。
接下来，在正文部分，我们将详细探讨催化裂化的基本原理和应用领域。
我们将介绍催化裂化的基本概念、反应机制和影响因素，并深入探讨其在石油化工等领域的应用。
同时，我们将重点讨论催化裂化过程中的压差控制问题。
通过对催化裂化中压差的分析和控制方法的介绍，读者将对压差在催化裂化中的作用有一个全面的认识。
炼油工艺学第十章 催化裂化第七节 反应-再生系统工艺计算 共15页
油品升温热 反应热 合计
18.07.2019
78.72 100.00
9.05 11.5
18.16 23.06
1.26 1.61
5.51 7.00
44.74 56.83
/
/
/
/
78.72 100.00
石油加工工程
78.72 /
18.16 1.90 10.23
/ 36.40 12.04 78.72
18.07.2019
石油加工工程
13
再生-待生线路压力平衡
推动力
阻
项目 再 生 再生器顶压（表） 剂 再生器稀相蓄压 线 再生器过渡段蓄压 路 再生器密相段蓄压
再生斜管蓄压 合计
MPa kg/cm2
项目
0.1474 1.5027 0.0010 0.0102 0.0112 0.1140 0.0155 0.1585 0.0160 0.1632 0.1911 1.9486
万t/a 15.87 3.81 19.68 1.38 1.90 8.46 5.80 0.61 1.53 19.68
6
再生器物料平衡计算有两种情况：
通过再生器物平确定主风量和烟气量
由现场标定数据通过燃烧计算确定焦炭量，从而确定全装
置物平
入方，kg/h
出方，kg/h
干空气
136380
干烟气
137520
待生立管蓄压 合计
MPa kg/cm2
0.1224 1.2479 0.0001 0.0014 0.0017 0.0173 0.0311 0.3175 0.0577 0.5887 0.2130 2.1728
阻
项目
催化裂化两器压力控制
一、沉降器压力控制正常操作：正常工况下的沉降器压力采用分馏塔顶压力控制富气压缩机组的转速来控制的。
此时，富气压缩机入口放火炬大、小阀均处于关闭状态，同时富气压缩机组反喘振控制系统中，用调节反飞动量来避免富气压缩机组喘振。
影响因素：1、提升管总进料量的变化，总进料量增加，压力上升。
2、原料油组份的变化，原料易裂解，反应压力上升。
3、反应温度变化，反应温度上升，反应压力上升。
4、反应汽提蒸汽量变化，增加汽提蒸汽量，反应压力上升。
5、原料油带水，反应压力明显上升。
6、分馏塔底液面变化，影响分馏塔上部负荷变化，而使反应压力随着变化，负荷过大，则反应压力高。
分馏塔液面超高，造成液封，反应压力上升。
要特别注意，不允许此情况发生。
7、急冷剂量大，反应压力上升。
8、气压机吸入压力的变化，气压机吸入压力上升，反应压力上升。
(如反喘振量变化，气压机故障等)。
9、分馏塔顶蝶阀开度变化。
10、污汽油回炼量变化。
11、分馏塔顶油气分离器液面超高，反应压力急剧上升。
12、分馏塔顶回流及冷回流量变化。
13、当气压机组由汽轮机调节机组转速时，装置内的中压蒸汽压力及流量变化影响气压机转速，导致反应压力的变化。
14、分馏塔顶油气冷却效果变化，冷却效果好，反应压力下降。
15、吸收塔冲塔使富吸收油大量带汽油至分馏塔，使反应压力上升。
停工调节方法：1、两器烘器阶段，通过遥控设在沉降器顶的放空阀控制沉降器压力，其目的是控制两器升温速度。
2、建立汽封至两器流化试验阶段，用分馏塔顶压力控制分馏塔顶出口油气管道上的蝶阀保证反应压力平稳。
3、反应进油后至启动富气压缩机前，采用分馏塔顶压力控制压缩机入口放火炬小阀（微调），配以遥控压缩机入口放火炬大阀（粗调），保证反应压力平稳。
4、汽轮机调速器故障，若汽轮机调速器故障，则将调速器于固定位置，使机组处于恒速运行状态，采用分馏塔顶压力和富气压缩机组反喘振调节系统组成低选，控制气压机出口循环线上的反喘振调节阀，同时投用控制放火炬小阀以保证反应压力的平稳。
催化裂化两器内的压力平衡计算
焦
罐
图1催化裂化反再系统结构示意图
二、与压力平衡计算有关的流态化知识。
1、流化床的整体特性（再生器部分）
沿整个流化床高度可分为四个区，即分布器作用区—密相区—弹溅区—湍流扩散区，见图2。也可以把弹溅区和湍流扩散区合并为稀相区。
ＴＤＨ
稀相区
Ｚｃ
密相区Ｈｆ
分布器区ｈｊ
图2流化床的整体特性示意图
ρ
密
相
区弹
△pT＝ρg（1+ Gs提/ Gg）ｕg2+ρgL（1+Gs提/Gg）（1+17.5 Dt/L）------------(20)
式中：（Pa）
ρg————提升管内混合气体密度，kg/ｍ3
Gs提————提升管内催化剂循环强度，kg/ｍ2·s
Gg————混合气体质量流率，kg/ｍ2·s
ｕg————混合气体表观气速，ｍ/s
例1：
已知：一再藏量W1=30ⅹ103kg有效截面积At1=15.9ｍ2
充气密度ρBT=903kg/ｍ3ｕ1=1.0ｍ/s
求：Hf1=？
解：由Ho1= W1/（ρBTAt1）=30ⅹ103/（903ⅹ15.9）≈2.08 (ｍ)
由ｕ1=1.0ｍ/s查图5可得Hf1/ Ho1≈1.38
Hf1=1.38 Ho1=1.38ⅹ2.08=2.87ｍ
20
1.0 1.8 2.6 3.4×10-2
△PB（ＭPa）
图4 80万吨/年重油催化裂化装置藏量与藏量总差压关联（以大比重剂为主）
（3）一再和二再床高的计算
先由图5、图6分别查出Hf/ Ho值然后由藏量及充气密度算出Ho值。
Hf1/ Ho1
1.8
1.4
1.0
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1.现状与问题
2.国外新型快分系统的进展情况
3.国内新型快分系统
四、催化剂输送管线内的流动
1.催化裂化气固为两相流流型的划分
2.催化剂在立管中实际流型
3.气固混合物在料腿中的流动
4.工业立管流动问题分析
五、埃索压力平衡设计准则
1.设计准则
2.立管及斜管流动压降
3.滑阀压降
4.旋风分离器压降
Hf/ (αhHo)=-0.252Ｕ1+2.551(5)
αh=0.797(ｕ1/ｕt)-o.375(Ho/D1)-0.298———密相表现气速ｍ/s
ｕt———ｕt=[g（ρp-ρg）dp2]／（18μ）终端速度
Ho———Ho= W /（At1ρBT） 起始装料高度，ｍ
W———流化床总藏量，kg
At1———密相有效截面积，ｍ2
ρBT———催化剂充气密度，kg/ｍ3
754kg/ｍ3（小比重平衡剂）
ρBT＝{（参考数）
903kg/ｍ3（大比重剂）
D1———密相直径，ｍ
αh———密相藏量与总藏量之比。
(3)弹溅区高度的计算
Zc=8.21×10-2D10.104Rep10.536[(ρp-ρg)/ ρg]0.32(7)
ρ稀＝175.85ｕ21..6286(小比重剂) (兰炼)(9)
或ρ稀＝139.89ｕ22..59(小比重剂) (江南练厂)
2．对重油催化裂化装置一再、二再密相密度及床高的简单计算方法
此方法属于标定结果法。
（1）一再：ρB1＝8177.4ｕ1- 0..24△pB1+161.1 (kg/ｍ3)(10)
5.旋风分离器系统压力平衡
六、压力平衡的设计计算实例
七、再反差压操作区
1.再生剂输送线压力平衡
2.待生剂输送线压力平衡
3.反再系统安全操作区
八、实际生产装置压力平衡核算
九、合理的压力平衡图及计算表格
十、不合理的压力平衡的分析
催化裂化压力平衡设计及计算
为了使流化催化裂化装置中的催化剂和气体按照预定方向作稳定流动，不出现倒流、架桥、串气等现象，保持各设备之间的压力平衡是十分重要的。通过压力平衡的计算可以确定两器的相对位置，并确定在各种不同处理量条件下两器顶部应采取的压力，而两器顶部压力的变化，又会引起藏量、循环量的变化。
溅
区湍流扩散区
0 HfZcTDH
图3流化床沿轴向密度及分布曲线示意图。
（1）分布器区高度及压降的计算：
hj／d0＝141.85[ρpdp／(ρgdo)]0.273[ρgｕ0do/μ]-0.654[ｕ02/(gd0)]0.408(1)
式中: do—喷嘴内径。Ｍ
ρp—催化剂颗粒密度，kg/ｍ3
ρg—气体密度，kg/ｍ3
烧
焦
罐
图1催化裂化反再系统结构示意图
二、与压力平衡计算有关的流态化知识。
1、流化床的整体特性（再生器部分）
沿整个流化床高度可分为四个区，即分布器作用区—密相区—弹溅区—湍流扩散区，见图2。也可以把弹溅区和湍流扩散区合并为稀相区。
ＴＤＨ
稀相区
Ｚｃ
密相区Ｈｆ
分布器区ｈｊ
图2流化床的整体特性示意图
ρ
密
相
区弹
同高并列式装置两器的顶部保持着大致相同的压力，两根Ｕ型管很象两根连通管，在Ｕ型管的一端施加压力时，催化剂就会从另一端流出。同样，Ｕ型管一端的压力降低时，催化剂就可由这根Ｕ型管的另一端压过来，使Ｕ型管的一条腿为重腿，一条为轻腿时就可以达到这一目的。
高低并列式装置的两器保持着较大的压差，再生催化剂斜管相当于同高并列式装置Ｕ型管的重腿，提升管则相当于Ｕ型管的轻腿。改变两类装置两器压差都可以改变藏量和循环量。但对于高低并列式装置来说，改变藏量和循环量主要是靠改变待生斜管上滑阀的开度来调节的。
(2)在再生剂(或待生剂)输送线上，以线路标高取低点为基准，按催化剂流动方或划分该线路的上、下游。上游的压力及静压头总和为催化剂流动的推动力，下游的压力、静压头及滑阀压降之总和为催化剂流动的阻力。
(3)维持催化剂平衡循环流动的条件为：推动力=阻力。
对图1所示的装置，两条输送线上的推动力项及阻力项分别为；
△pB1———一再藏量总差压、 ＭPa
对80万吨/年装置可由图4查得。
（2）二再：ρB2＝10151.8ｕ3- 0..24△pB2+122.9 (kg/ｍ3)(11)
ｕ3————二再密相表观气速 ｍ/s
△pB2———二再藏量总差压， Ｍpa， 由图4查得。
Rep 1= dpｕ1ρg/μ
dp———平均粒径，ｍ
μ———气体粘度， Pa.s
(4)稀相区计算
TDH/ dp={5.385(D2/dp)0..346[(ρp-ρg)/ ρg]-0.393Rep20.535+0.443}×104
(8)
D2———稀相段直径，ｍ
Rep2＝dpｕ2ρg/μ
ｕ2———稀相表观气速
中石化继续工程教育专题技术讲座教材
催化裂化两器内的气固流动
与压力平衡设计计算
催化裂化两器内的气固流动
与压力平衡设计计算提纲
一、两器流态化问题
1.颗粒分类及流态化相图
2.流化床的整体特性
二、提升管内的气固流动
1.输送床的一般规律
2.提升管底部的催化剂流型，预提升段
3.提升管催化剂密度分布与计算
4.提升管总压降的计算
ｕo—喷嘴气速，ｍ/s
hj—分布器区高度 ， ｍ
△Pd＝99.90 ｕo-1.037(ｕo2ρg/2)(2)
△Pd—分布器压降，Pa
(2)密相区密度及床高的计算
ρB=ρp（1-ε）(3)
ε＝0.309（ｕ1/ｕt）0.136(Ho/D1)-0.280(Hf/D1)o.171+0.313 (小比重为0.25)(4)
再生剂输送线
待生剂输送线
推动力
再生器顶压
沉降器顶压
再生器稀相静压
沉降器稀相静压
二密相静压头
汽提`段静压头
再生立管静压头
待生剂斜管静压
阻
力
沉降器顶压
再生器顶压
沉降器稀相静压
再生器稀相静压
提升管粗旋压降
稀相管粗旋压降
提升管总压降
稀相管压降
预提升段静压头
烧焦罐静压
再生滑阀压降
待生滑阀压降
再生器
沉
降
器
提
升
管
目前，国内催化装置绝大部分属于立管一提升管输送系统。有的还包括斜管、快速床输送系统，含有Y型、半Ｕ型及直角弯头，粗旋分、弹射分离、三叶型快分等组件。使压力平衡的设计计算更复杂化。
一．埃索压力平衡设计准则[1]
埃索设计准则可归纳为；
(1)将FCC装置反应器一再生器压力平衡系统分别按再生剂输送线及待生剂输送线两条独立线路的压力平衡来计算。