年產(chǎn)100萬(wàn)噸催化裂化裝置設(shè)計(jì)【畢業(yè)論文】

1、<p><b>　　本科畢業(yè)論文</b></p><p><b>　　（20 屆）</b></p><p>　　年產(chǎn)100萬(wàn)噸催化裂化裝置設(shè)計(jì)</p><p>　　——反應(yīng)再生系統(tǒng)工藝計(jì)算</p><p>　　所在學(xué)院 </p

2、><p>　　專業(yè)班級(jí) 化學(xué)工程與工藝 </p><p>　　學(xué)生姓名 學(xué)號(hào) </p><p>　　指導(dǎo)教師 職稱 </p><p>　　完成日期 年 月 </p><

3、;p><b>　　摘 要</b></p><p>　　催化裂化是石油化工的重要組成部分。世界各國(guó)都對(duì)其積極研究，非常重視。反應(yīng)再生裝置是催化裂化的最主要部分，在再生器內(nèi)燒掉待生催化劑含的碳，完成催化劑再生，使其具有更加高的輕質(zhì)油產(chǎn)率以及更小的能量消耗。</p><p>　　在閱讀了很多的技術(shù)文獻(xiàn)的基礎(chǔ)上，對(duì)1.0 ×106 t/a重油催化裂化中反應(yīng)再

4、生部分進(jìn)行的設(shè)計(jì)，進(jìn)行了詳細(xì)的工藝計(jì)算，確定了各項(xiàng)工藝參數(shù)和進(jìn)行了設(shè)備選型。并且繪制了帶控制點(diǎn)的工藝流程圖以及主要設(shè)備裝配圖。</p><p>　　[關(guān)鍵詞] 催化裂化；催化劑；反應(yīng)再生 </p><p><b>　　Abstract</b></p><p>　　Oil fluidized catalytic cracking is

5、an important consist of petroleum chemical industry. Every country pay attention the development of heavy oil fluidized catalytic cracking. Reaction and regeneration device is the most important part of the FCC. To burn

6、the carbon included in the used catalysts complete catalyst regeneration in the regenerator. To make it have much higher light oil production and much low energy consume.</p><p>　　After consult a large numbe

7、r of references, Design the 1.0 ×106 t/a heavy oil fluidized catalytic cracking device reaction and regeneration department. After detailed technology calculate define technology parameter and facilities type. Draw

8、ing the process flow diagram with control points and major equipment assembly.</p><p>　　[Key word] fluidized catalytic cracking；catalyst；reaction and regeneration</p><p><b>　　目錄</b>

9、;</p><p><b>　　摘 要II</b></p><p>　　AbstractIII</p><p><b>　　1 前言1</b></p><p>　　1.1 催化裂化的目的及意義1</p><p>　　1.2 催化裂化技術(shù)發(fā)展?fàn)顩r1</p>

10、;<p>　　1.3 設(shè)計(jì)內(nèi)容及步驟2</p><p><b>　　2 工藝敘述3</b></p><p>　　2.1 反應(yīng)—再生系統(tǒng)3</p><p>　　2.2 分餾系統(tǒng)3</p><p>　　2.3 吸收—穩(wěn)定系統(tǒng)3</p><p>　　2.4 能量回收系統(tǒng)4<

11、;/p><p>　　3 設(shè)計(jì)原始數(shù)據(jù)5</p><p><b>　　3.1 處理量5</b></p><p><b>　　3.2 開工時(shí)5</b></p><p>　　3.3 原始數(shù)據(jù)及反應(yīng)-再生系統(tǒng)操作條件5</p><p>　　4 反應(yīng)—再生系統(tǒng)工藝計(jì)算7</

12、p><p>　　4.1 再生系統(tǒng)7</p><p>　　4.1.1 燃燒計(jì)算7</p><p>　　4.1.2 熱量平衡8</p><p>　　4.1.3 催化劑循環(huán)量9</p><p>　　4.1.4 再生器的尺寸設(shè)計(jì)10</p><p>　　4.1.5 空床流速11</p>

13、;<p>　　4.2 提升管反應(yīng)器12</p><p>　　4.2.1 物料衡算12</p><p>　　4.2.2 熱量衡算14</p><p>　　4.2.3 提升管工藝計(jì)算16</p><p>　　4.3 旋風(fēng)分離器的工藝計(jì)算19</p><p>　　4.3.1 筒體直徑19</p

14、><p>　　4.3.2 一級(jí)入口截面積20</p><p>　　4.3.3 二級(jí)入口截面積20</p><p>　　4.3.4 核算旋風(fēng)分離器組數(shù)20</p><p>　　4.3.5 一級(jí)料腿負(fù)荷及管徑20</p><p>　　5 計(jì)算結(jié)果匯總22</p><p><b>　　

15、結(jié)束語(yǔ)23</b></p><p><b>　　[參考文獻(xiàn)]24</b></p><p><b>　　致 謝25</b></p><p><b>　　1 前言</b></p><p>　　1.1 催化裂化的目的及意義</p><p>

16、　　21世紀(jì)爭(zhēng)奪的是能源，而石油及其加工的產(chǎn)品是重中之重。原油經(jīng)過常減壓蒸餾可以獲得到汽油、煤油及柴油等輕質(zhì)油品，但收率很低，只有10%～40%。而且某些輕質(zhì)油品的質(zhì)量也不高，例如直餾汽油的馬達(dá)法辛烷值一般只有40～60。隨著工業(yè)的發(fā)展，內(nèi)燃機(jī)不斷改進(jìn)，對(duì)輕質(zhì)油品的數(shù)量和質(zhì)量提出了更高的要求。這種供需矛盾促使煉油工業(yè)向原油二次加工方向發(fā)展，進(jìn)一步提高原油的加工深度，從而獲得更多的輕質(zhì)油品并提高其質(zhì)量。而催化裂化正是煉油工業(yè)中最重要的一種

17、二次加工過程，在煉油工業(yè)中占有重要的地位。在我國(guó)，由于多數(shù)原油偏重，而H/C相對(duì)較高且金屬含量相對(duì)較低，催化裂化過程，尤其是重油催化過程的地位顯得更為重要。</p><p>　　以我國(guó)目前的需要情況為例，對(duì)輕質(zhì)燃料油，重質(zhì)燃料油和潤(rùn)滑油三者需要的比例是20：6：1，輕質(zhì)油的需求量最大。另一方面，由于內(nèi)燃機(jī)的發(fā)展對(duì)汽油的質(zhì)量提出更高的要求，而直餾汽油一般難以滿足這些要求。為了滿足日益嚴(yán)竣的市場(chǎng)需求，催化裂化工藝技術(shù)

18、在進(jìn)一步發(fā)展和改進(jìn)。從催化裂化技術(shù)角度來(lái)說(shuō)，基本的是反應(yīng)再生型式和催化劑性能兩個(gè)方面的發(fā)展。本設(shè)計(jì)就是對(duì)催化裂化的反應(yīng)-再生系統(tǒng)進(jìn)行工藝計(jì)算與分析。</p><p>　　1.2 催化裂化技術(shù)發(fā)展?fàn)顩r</p><p>　　時(shí)間追溯到1936年，世界上第一套固定床催化裂化工業(yè)化裝置問世，催化裂化工藝發(fā)展的序幕從此拉開。80年代以來(lái)，催化裂化技術(shù)的進(jìn)展主要體現(xiàn)在兩個(gè)方面：開發(fā)成功摻煉渣油（常壓渣

19、油或減壓渣油）的渣油催化裂化技術(shù)（稱為渣油FCC，簡(jiǎn)寫為RFCC）以及催化裂化家族技術(shù)，包括多產(chǎn)低碳烯烴的DCC技術(shù)，多產(chǎn)異構(gòu)烯烴的MIO技術(shù)和最大量生產(chǎn)汽油、液化氣的MGG技術(shù)。</p><p>　　目前國(guó)外新開發(fā)的重油催化裂化技術(shù)有：渣油加氫處理(VRDS)一催化裂化(FCC)組合工藝”、毫秒催化裂化工藝（MSCC）雙臺(tái)組合循環(huán)裂化床工藝、劑油短接觸工藝（SCT）、雙提升管工藝、兩段渣油改質(zhì)技術(shù)等等。<

20、/p><p>　　在我國(guó)，經(jīng)過幾代人的不懈努力，F(xiàn)CC技術(shù)已經(jīng)取得了很大進(jìn)步，為世界各國(guó)驚奇，催化裂化摻煉渣油量不斷上升，現(xiàn)已居世界的領(lǐng)先地位。自1965年我國(guó)第一套流化催化裂化裝置在撫順石油二廠建成投產(chǎn)以來(lái)，經(jīng)過40多年的發(fā)展，催化裂化及相關(guān)的工藝技術(shù)、催化劑制造、設(shè)備制造、生產(chǎn)管理等各個(gè)方面均取得了長(zhǎng)足的進(jìn)步。目前，我們已建成投產(chǎn)的催化裂化裝置共有150多套，總加工能力超過1億噸/年。國(guó)產(chǎn)催化劑在渣油裂化和抗金屬

21、污染等方面均已達(dá)到甚至超過國(guó)外的水平。在減少焦炭、取出多余熱量、催化劑再生、能量回收等方面的技術(shù)也有了較大發(fā)展。</p><p>　　總而言之，從近十幾年的發(fā)展情況來(lái)看，催化裂化技術(shù)將會(huì)圍繞以下幾個(gè)主要方面繼續(xù)發(fā)展：①加工重質(zhì)原料；②劣質(zhì)原料預(yù)處理；③降低能耗；④減少污染預(yù)處理；⑤適應(yīng)多種生產(chǎn)需求的催化劑和工藝開發(fā)；⑥過程模擬和系統(tǒng)集成化。</p><p>　　1.3 設(shè)計(jì)內(nèi)容及步驟<

22、;/p><p>　　1.設(shè)計(jì)專題的經(jīng)濟(jì)、技術(shù)背景分析； </p><p>　　2.工藝流程的選擇；</p><p>　　3.再生器、提升管反應(yīng)器物料、能量衡算； </p><p>　　4.主要設(shè)備工藝尺寸計(jì)算；</p><p>　　5.裝置工藝流程、再生器、反應(yīng)器提升管工藝流

23、程圖的繪制。 </p><p><b>　　2 工藝敘述</b></p><p><b>　　工藝流程說(shuō)明</b></p><p>　　高低并列式提升管催化裂化裝置工藝流程如圖2-1</p><p>　　2.1 反應(yīng)—再生系統(tǒng)</p><p>　　原料油經(jīng)過加

24、熱汽化后進(jìn)入提升管反應(yīng)器進(jìn)行裂化，油氣在提升管內(nèi)的提留時(shí)間很短，一般就幾秒鐘。提升管中催化劑處于稀相流化輸送狀態(tài)，反應(yīng)產(chǎn)物和催化劑進(jìn)入沉降器，并經(jīng)汽提段用過熱水蒸氣汽提，再經(jīng)旋風(fēng)分離器分離后，反應(yīng)產(chǎn)物從反應(yīng)系統(tǒng)進(jìn)入分餾系統(tǒng)，催化劑沉降到再生器。在再生器中用空氣使催化劑流化，并且燒去催化劑表面的焦炭。煙氣經(jīng)旋風(fēng)分離器和催化劑分離后離開裝置，使催化劑在裝置中循環(huán)使用。</p><p><b>　　2.2 分

25、餾系統(tǒng) </b></p><p>　　由反應(yīng)器來(lái)的反應(yīng)產(chǎn)物（油氣）從底部進(jìn)入分餾塔，經(jīng)塔底部的脫過熱段后在分餾段分割成幾個(gè)中間產(chǎn)品：塔頂為富氣和汽油，側(cè)線有輕柴油、重柴油和回?zé)捰停桩a(chǎn)品為油漿。輕、重柴油分別經(jīng)汽提后，再經(jīng)換熱，冷卻后出裝置。</p><p>　　2.3 吸收—穩(wěn)定系統(tǒng)</p><p>　　該系統(tǒng)主要由吸收塔，再吸收塔，解吸塔及穩(wěn)定塔組

26、成。利用吸收和精餾的方法將從分餾塔頂油氣分離器出來(lái)的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。</p><p>　　2.4 能量回收系統(tǒng)</p><p>　　大型的催化裂化裝置設(shè)有，可以利用煙氣的熱能和壓力能做功，驅(qū)動(dòng)主風(fēng)機(jī)以節(jié)約電能，甚至可以對(duì)外輸出剩余電力。</p><p><b>　　3 設(shè)計(jì)原始數(shù)據(jù)</b&

27、gt;</p><p><b>　　3.1 處理量</b></p><p>　　參照鎮(zhèn)海煉化的減壓餾分油為原料，按任務(wù)書100萬(wàn)噸/年設(shè)計(jì)。</p><p>　　3.2 開工時(shí) </p><p>　　每年開工時(shí)間為：300天=7200小時(shí)</p><p>　　則處理量為：100×

28、103 × 104 ÷7200= 138889 kg/h</p><p>　　3.3 原始數(shù)據(jù)及反應(yīng)-再生系統(tǒng)操作條件</p><p>　　原料油及產(chǎn)品性質(zhì)分別見表3-1、表3-2</p><p>　　產(chǎn)品的收率及性質(zhì)見表3-3 再生器操作及反應(yīng)條件見表3-4、</p><p>　　提升管反應(yīng)器操作條件表3-5

29、 </p><p>　　表3-1 原料油及產(chǎn)品性質(zhì)</p><p>　　表3-2 原料油的主要性質(zhì)</p><p>　　表3-3 產(chǎn)品產(chǎn)率（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）</p><p>　　表3-4 再生器操作條件</p><p>　　表3-5 提升管反應(yīng)器操作條件</p><p>　　4 反應(yīng)—

30、再生系統(tǒng)工藝計(jì)算</p><p><b>　　4.1 再生系統(tǒng)</b></p><p>　　4.1.1 燃燒計(jì)算</p><p>　　再生器物料平衡計(jì)算能決定空氣流率和煙氣流率，再生催化劑進(jìn)入再生器燃燒掉其中的焦炭，焦炭量按經(jīng)驗(yàn)取新鮮原料油的8%計(jì)算：</p><p>　　焦炭產(chǎn)量=138889 × 8% =

31、11111 Kg/h= 925.93 kmol/h </p><p>　　所以H/C= [8.93 – 0.425 ×（CO2 + O2 ）- 0.257C0]/（CO2 + CO） </p><p>　　= 1.144 / 14.4 </p><p><b>　　= 0.0794</b></p><p>　　

32、燒碳量=11111 × 92.64% = 10293.68 kg/h</p><p>　　燒氫量=11111 – 10293.68= 817.32 kg/h</p><p>　　已知煙氣組成（體積比）： CO2 : CO = 14.2 : 0.2 = 71 : 1 </p><p>　　根據(jù): C + O2= CO2 2C + O2= 2CO

33、 2H2 + O2= 2H2O得</p><p>　　生成CO2 的碳為：10293.68×71/（71+ 1)= 10150.71kg/h=845.89 kmol/h</p><p>　　生成CO 的碳為：10293.68– 10150.71 = 142.97kg/g=11.91 kmol/h</p><p>　　生成CO2 的耗氧量為：845.89&

34、#215; 1 = 845.89 kmol/h</p><p>　　生成CO 的耗氧量為：11.91 × 1/2 = 5.96 kmol/h</p><p>　　生成H2O 的耗氧量為：817.32× 1/2 ×1/2 = 204.33 kmol/h</p><p>　　則理論的耗氧量為: 845.89+5.96+204.33=1056

35、.18 kmol/h</p><p>　　理論氮為：1056.18× 79/21 = 3973.25 kmol/h</p><p>　　所以，可知燃燒產(chǎn)物為 845.89kmol/h CO2， 11.91kmol/h CO，</p><p>　　204.33× 2 = 408.66kmol/h H2O。</p><p>

36、　　理論干煙氣包括燃燒生成 CO2 和CO和理論氮，則總量:</p><p>　　845.89 + 11.91+ 3973.25 = 4831.05kmol/h</p><p>　　已知煙氣中過剩氧為 4% 所以過?？諝饽柊俜?jǐn)?shù)： </p><p>　　(4×100/21)×100% = 19%</p><p>　　過

37、?？諝猓篬過?？諝獍俜?jǐn)?shù)/（ 1- 過?？諝獍俜?jǐn)?shù)）]×理論干煙氣量</p><p>　　=[0.19/（1 – 0.19）]×4831.05 = 1133.21kmol/h</p><p>　　過剩氧氣：1133.21×0.21 = 237.97kmol/h</p><p>　　過?？諝夂?133.21 – 237.97= 895

38、.24kmol/h</p><p>　　實(shí)際干煙氣為理論生成干煙氣和過?？諝饨M成：</p><p>　　4831.05+ 1133.21 = 5964.26kmol/h</p><p>　　實(shí)際干空氣用量: 1056.18+3973.25+ 1133.21=6162.64kmol/h</p><p>　　已知空氣的相對(duì)濕度為 70%，溫度為2

39、5 ºC，由《石油加工工藝學(xué)》中冊(cè)圖6-29查得：水蒸氣/干空氣 = 0.016 （摩爾）</p><p>　　空氣中含水蒸氣為 :0.016 × 6162.64 = 98.60kmol/h</p><p>　　濕空氣：6162.64+98.6= 6261.24 kmol/h</p><p>　　因?yàn)橐阎責(zé)挶?0.5， 劑油比為 6.0<

40、/p><p>　　回?zé)捰蜐{：138889 × 0.5 =69444.5kg/h</p><p>　　劑/油 = 劑 /（138889 + 69444.5）= 6.0</p><p>　　所以催化劑循環(huán)量為：6.0×（130000+26000）=1250001 kg/h</p><p>　　依據(jù)每噸催化劑帶入1kg 水汽，則催化

41、劑循環(huán)量為1250t/h，則帶入</p><p>　　1250 kg/h=69.4 kmol/h</p><p>　　吹掃松動(dòng)水蒸氣量：500kg/h=27.78kmol/h</p><p>　　水蒸氣為濕度與生成水及本身帶入和吹掃的水蒸氣之和</p><p>　　所以煙氣中水蒸氣為：98.60+69.4+408.66+27.78=604.4

42、4kmol/h</p><p>　　綜上所述可以得出再生器煙氣流量及組成如表4-1。</p><p>　　表4-1再生器煙氣流量及組成</p><p>　　4.1.2 熱量平衡</p><p>　　根據(jù)《化工原理》第155頁(yè)公式得Qi = Ni CPi t （4-1）</p><p

43、>　　式中：Qi：熱流量 KJ/h Ni:物流i的流量 kmol/h</p><p>　　CPi：物流i的熱容kJ/（kmol·ºC） t:溫度 ºC</p><p>　　由熱流量出入方相等計(jì)算催化劑升溫所需的熱。</p><p>　　4.1.2.1 熱流量入方</p><p>　　(1)干

44、空氣 t = 162 ºC CP = 44.6814 kJ/kmol·ºC</p><p>　　Q1 =6162.64×44.6814 × 162 = 44.61× 106 kJ/h</p><p>　　(2)濕空氣中水蒸氣 C水=34.542 kJ/kmol·ºC</p><p>

45、;　　Q2 = 98.60 × 34.542 × 162 =0.55× 106 kJ/h</p><p>　　(3)催化劑帶入水蒸氣 Q3=69.4×35.6 ×505 = 1.25× 106 kJ/h</p><p>　　(4)吹掃、松動(dòng)水蒸氣 Q4= 27.78×34.6×280 =0.27×10

46、6kJ/h</p><p>　　(5)燒焦炭 Q5 =925.93× 15.6 × 505 =7.29×106 kJ/h</p><p>　　(6)催化劑 Q6 </p><p>　　(7)燃燒熱 Q7，j = NjΔH 查《石油煉制工程》所附的焓圖得</p><p>　　CO2 Q7，1 = 845.

47、896×407.0× 103 =344.28× 106kJ/h</p><p>　　CO Q7，2 = 11.91× 122.7× 103 =1.46×106 kJ/h</p><p>　　H2O Q7，3 = 408.66 ×239.4×103 =97.83× 106 kJ/h<

48、;/p><p>　　∑Q7 =（344.28 +1.46+97.83）×106= 443.57×106kJ/h</p><p>　　共計(jì) Q = ∑Qi =(44.61 +0.55+1.25+0.27+7.29+443.57)×106 + Q6</p><p>　　=497.54×106 + Q6</p><

49、p>　　4.1.2.3 熱流量出方</p><p>　　(1)干煙氣Q，1 = 5964.26×32.58×700 =136.02×106 kJ/h</p><p>　　(2)水蒸氣 Q，2 =604.44×39.877×700 =16.87×106kJ/h </p><p>　　(3)催化劑帶出水

50、蒸氣 Q，3 = 69.4×39.877×700=1.94×106 kJ/h</p><p>　　(4)脫附熱，脫附熱為燃燒熱的 11.5%</p><p>　　Q，4 = 443.57×106 ×0.115=51.01×106 kJ/h</p><p>　　(5)熱損失 = 582×燒碳量<

51、;/p><p>　　Q，5 = 582×10293.68=6.0×106kJ/h</p><p>　　(6)催化劑 Q，6</p><p>　　出方的能量:∑Q， = (136.02+16.87+1.94+51.01+6.0)×106 + Q，6</p><p>　　= 211.74×106 + Q，6&l

52、t;/p><p>　　根據(jù)熱量平衡式： 497.54× 106 + Q6 = 211.74×106 + Q，6</p><p>　　催化劑升溫所需的熱量：Q=Q6ˊ-Q6=285.80×106kJ/h</p><p>　　4.1.3 催化劑循環(huán)量</p><p>　　由《石油煉制工程》第八章（359頁(yè)）得，催化劑平均

53、比熱為1.097kJ/（kg·ºC），設(shè)催化劑循環(huán)量為W㎏/h </p><p>　　1.097W×（700-505）=285.80×106 </p><p>　　得 W=1.35×106kg/h</p><p>　　因?yàn)榛責(zé)挶?.5，所以實(shí)際劑油比為:1.35×106/ [138889×（1

54、+0.5）]=6.5</p><p>　　綜上所述可得再生器物料平衡如表4-2、熱平衡如表4-3</p><p>　　表4-2 再生器物料平衡</p><p>　　表4-3 再生器熱平衡表</p><p>　　4.1.4 再生器的尺寸設(shè)計(jì)</p><p>　　由《化工原理》第20頁(yè)公式1/4πD2U=VS

55、 （4-2）</p><p>　　得 D密=(4×VS/πU密)0.5=[4×6261.64×29/(3.14×0.9×3600)]0.5=8.45m</p><p>　　燒焦強(qiáng)度=燒焦量/藏量 藏量=燒焦量/燒焦強(qiáng)度=11111/0.2=55555kg</p><

56、p>　　V密=藏量/ρ密=55555/300=185.18m3</p><p>　　H密= V密/A密=185.18×4/3.14×8.452=3.31m</p><p>　　1/4πD2U稀=VS D稀=(4×VS/πU稀)0.5</p><p>　　=(4×6568.7×29/3.14

57、5;0.6×3600)0.5</p><p><b>　　=10.60m</b></p><p>　　TDH=(2.7D-0.36 -0.7)×EXP(0.7UF×DT-0.23) ×DT （4-3）</p><p>　　=(2.7 ×10.60-0.3

58、6-0.7) ×EXP(0.7×0.6×10.60-0.23) ×10.60</p><p><b>　　=6.14</b></p><p>　　所以算出常數(shù)TDH也符合。</p><p>　　再生器的工藝結(jié)構(gòu)圖4-1。</p><p>　　4.1.5 空床流速</p>

59、<p>　　4.1.5.1密相床層 </p><p>　　進(jìn)入密相床層的氣相流量為：</p><p>　　干煙氣：5964.26kmol/h 、水蒸氣：604.44-4.4=600.04kmol/h</p><p>　?。◤乃魵庵?00.04kmol/h扣除稀相床層中吹入的吹掃蒸汽4.4kmol/h），所以氣相流量為5964.26+600.04=65

60、64.30kmol/h</p><p>　　已知床層溫度為700 ºC ，壓力為200+2=202kpa所以體積流量：</p><p>　　6564.30×22.4×（273+700）×101.3×103/（273×202×103×3600）=73.0m3/s</p><p>　　4.1

61、.5.2 稀相床層</p><p>　　有4.4kmol/h水蒸氣吹入，因此流量為6568.7+4.4=6573.1Kmol/h</p><p>　　體積流量：6573.1×22.4×（273+710）×101.3×103/（273×200×103×3600）=73.9m3/s</p><p>　

62、　4.2 提升管反應(yīng)器</p><p>　　提升管反應(yīng)器的物料流程圖4-2。</p><p>　　圖4-2提升管反應(yīng)器的流程</p><p>　　4.2.1 物料衡算</p><p>　　新鮮原油：138889kg/h 回?zé)捰停夯責(zé)捰蜐{=1：0.25</p><p>　　回?zé)挶?（回?zé)捰土髁?回?zé)捰蜐{流量）/新

63、鮮原油=0.5</p><p>　　回?zé)捰土髁?回?zé)捰蜐{流量=0.5×138889=69444.5kg/h</p><p>　　回?zé)捰蜐{流量：69444.5×0.25/(1+0.25)=13888.9kg/h</p><p>　　則回?zé)捰土髁浚?9444.5-13888.9=55555.6 kg/h</p><p>　　催

64、化劑循環(huán)量：W=1.35×106kg/h</p><p>　　S=（90%餾出溫度-10%餾出溫度）÷（90-10）</p><p>　　tv=（t10+t30+t50+t70+t90）÷5</p><p>　　lnΔme=-2.21181-0.012800tv0.6667+3.6478s0.3333</p><p&

65、gt;　　Δme=e lnΔme tme=tv-Δme</p><p>　　由因?yàn)镵=11.8,由tme和k查表（《石油煉制工程》第四版）可得</p><p>　　相對(duì)分子分子質(zhì)量見表4-4 。</p><p>　　表4-4 物料相對(duì)分子質(zhì)量</p><p><b>　　反應(yīng)器水蒸氣包

66、括：</b></p><p>　　新鮮原料霧化的水蒸汽： 1～2.5%·油 1388.9kg/h</p><p>　　回?zé)捰挽F化的水蒸氣： 4% ·油 2222.2 kg/h</p><p>　　預(yù)提升所需水蒸氣： 1kg/t·劑 1350kg/

67、h</p><p>　　汽提所需水蒸氣； 2kg/t·劑 2700kg/h</p><p>　　催化劑帶入水蒸氣： 1.4kg/t·劑 1890kg/h</p><p>　　反應(yīng)器總吹掃松動(dòng)水蒸氣： 4kg/t·劑 5400kg/h</p>

68、<p>　　共 計(jì) 14951.1 kg/h</p><p>　　催化劑帶入煙氣： 1kg/t劑 1350kg/h</p><p>　　綜上所述列見入方水蒸汽流量表4-5、反應(yīng)器物料平衡見表4-6。</p><p><b>　　表4-5入

69、方水蒸汽</b></p><p>　　表4-6 反應(yīng)器物料平衡</p><p>　　4.2.2 熱量衡算</p><p>　　4.2.2.1 熱量入方 . </p><p>　　各進(jìn)料溫度不同，催化劑為700ºC ， 回?zé)捰蜐{為350ºC ， 由催化劑帶入的水蒸氣和煙氣700ºC</p>

70、<p>　　需汽提： 4kg/t·劑=4×1350=5400kg/h</p><p>　　預(yù)汽提： 1kg/t·劑=1×1350=1350kg/h</p><p>　　吹掃等水蒸氣： 4.4×18=79.2kg/h</p><p>　　共計(jì)： 6829.2kg/h</p><p

71、>　　當(dāng)250ºC時(shí)查《化工原理》第三版的附錄三，附錄六可得水蒸氣所需熱量: H（t）=2790.1kJ/Kg 比熱=4.844 kJ/（kg·ºC）。</p><p>　　則可知水蒸氣的量為576kg=32 kmol</p><p>　　設(shè)原料油和回?zé)捰蜏囟葹閠</p><p>

72、　　催化劑平均比熱為1.097kJ/（kg·ºC）。</p><p>　　a.催化劑： Q1=1350×1.097×700×103=1.026×109 KJ /h</p><p>　　b.催化劑帶入煙氣查表CP=32.57kJ/kmol·ºC Q2=46.55×32.57×700=1.06&

73、#215;106kJ/h</p><p>　　c.催化劑帶入水蒸氣CP = 38.877kJ/kmol·ºC Q3=105×38.877×700=2.86×106kJ/h</p><p>　　d.300ºC水蒸氣 Q4 =(6829.2/18)×1.92×300=0.22×106kJ/h</

74、p><p>　　250ºC水蒸氣 Q5=32×1.91×250=0.016×106k J/h</p><p>　　e.原料油和回?zé)捰蜏囟萾此焓為H（t），Q6=（138889+55555.6）Ht= 194444.6H（t） </p><p>　　回?zé)捰蜐{溫度為350ºC 。查焓在（《石油煉制工程》第四版）焓值

75、圖</p><p>　　H=199.0kcal/kg=199.0×4.1868=833.173kJ/kg</p><p>　　Q7=13888.9×833.173=11.57×106kJ/h</p><p>　　f.焦碳吸附的吸附熱等于脫附熱</p><p>　　Q8=51.01×106kJ/kg<

76、;/p><p>　　共計(jì)Q=1.093×109+194444.6 H（t）</p><p>　　4.2.2.2 熱量出方</p><p>　　各出料溫度為505ºC</p><p>　　a.催化劑 ：Qˊ1=1350×103×1.097×505=0.74×109kJ/h</p>

77、;<p>　　b.催化劑帶出的煙氣：Qˊ2=46.55×30.1×505=0.71×106kJ/h</p><p>　　c.催化劑帶出的水蒸氣（由再生器熱量流出方知）：</p><p>　　Qˊ3=1.25×106kJ/h</p><p>　　d.水蒸氣 ：Qˊ4=（379.4+32）×1.98

78、15;505=0.41×106kJ/h</p><p>　　e.原料油和回?zé)捰驮?05ºC時(shí)汽化為油氣。油氣的焓為由505 ºC查到油的密度 。 由（《石油煉制工程》第四版焓值圖）查得 </p><p>　　H（t）=345×4.1868=1444.45kJ/kg</p><p>　　Qˊ5=194444.6×1

79、444.45=280.87×106kJ/h</p><p>　　f.在505ºC時(shí)油漿汽化為油氣.此焓為1444.45kJ/kg</p><p>　　Qˊ6=13888.9×1444.45=20.06×106kJ/h</p><p>　　g.催化碳帶出熱量 </p><p>　　催化碳=總碳-可汽提碳-

80、附加碳</p><p>　　可汽提催化碳=W×0.02% =1350×103×0.02%=270kg/h</p><p>　　附加碳=新鮮原料×5.38%×0.6=138889×5.38%×0.6=4483.3 kg/h</p><p>　　焦化碳量=11111-270-4483.3=6357.7

81、 查《石油煉制工程》第四版焓圖得</p><p>　　Qˊ7=6357.7×2180×4.1868=58.03×106 kJ/h</p><p>　　共計(jì)： Qˊ=1.101×109kJ/h</p><p>　　熱量平衡 1.093×109+194444.6H（t）=1.101×109 kJ/h令混合

82、原料油的預(yù)熱溫度為283ºC</p><p>　　混合原料的相對(duì)密度d混</p><p>　　d混=v新d新+v回d回+v漿d漿</p><p>　　v新=138889/0.8995÷（138889/0.8995+55555.6/0.88+13888.9/0.9985）=0.67 m3/h</p><p>　　v回=555

83、55.6/0.88÷（138889/0.8995+55555.6/0.88+13888.9/0.9985）=0.27m3/h</p><p>　　v漿=13888.9/0.9985÷（138889/0.8995+55555.6/0.88+13888.9/0.9985）=0.06 m3/h</p><p>　　則 d混=0.67×0.8995+0.27

84、5;0.8800+0.06×0.9985</p><p>　　=0. 6+0.24+0.06</p><p><b>　　=0.9m3/h </b></p><p>　　t=283ºC d混=0.9 k=11.8 查焓濕圖（《石油煉制工程》四版）</p><p>　　H（283º

85、;C）=165×4.1868=690.82kJ/kg</p><p>　　入方=1093×106+194444.6×690.82=1227.31×106kJ/h</p><p>　　出方=1101.04×106 kJ/h</p><p>　　故反應(yīng)器部分應(yīng)取熱；</p><p>　　Q取=12

86、27.31×106-1101.33×106=125.98×106kJ/h</p><p>　　提升管入方、出方熱平衡如下表4-7所示。</p><p>　　表4-7 提升管熱平衡表</p><p>　　4.2.3 提升管工藝計(jì)算</p><p>　　4.2.3.1 提升管進(jìn)料處的壓力和溫度 </p>

87、<p><b>　　(1)壓力</b></p><p>　　沉降器頂部壓力為200kPa設(shè)進(jìn)油處至沉降器頂部的總壓降為19.5 kPa,則提升管內(nèi)進(jìn)油處的壓力為200+19.5=219.5 kPa</p><p><b>　　(2)溫度</b></p><p>　　加熱爐出口溫度為235ºC，此時(shí)原料

88、油處于液相狀態(tài)，經(jīng)霧化進(jìn)入提升管與700ºC的再生劑接觸，立即氣化，原料油與高溫催化劑接觸后的溫度可由熱平衡來(lái)計(jì)算。</p><p>　　催化劑和煙氣由700ºC降至TºC放出的熱，由《石油煉制工程》第363頁(yè)得，催化劑和煙氣的比熱分別為1.097和1.09，單位為kJ/（kg·ºC）。</p><p>　　=1350×103&#

89、215;1.097×(700-T)+1350×1.09×(700-T)</p><p>　　=148.24×104×(700-T)</p><p>　　綜上所述可得出油和蒸汽的熱量如表4-8。</p><p>　　表4-8 油和蒸汽的熱量計(jì)算</p><p><b>　　根據(jù)熱平衡原

90、理:</b></p><p>　　148.24×(700-T) =(13.9A-8014)+(5.6B-3661)+(1.4C-1179)+(0.7D-1849)</p><p>　　設(shè)T =480ºC則查《石油煉制工程》的焓值圖可得A=1485kJ/kg B=1480kJ/kg C=1260kJkg D=3445kJ/kg</p>

91、<p>　　左邊=148.24×220=32613</p><p>　　右邊=20625+8222+1750+2353=32950 相對(duì)誤差為0.95%，所以T =480ºC合理</p><p>　　4.2.3.2 提升管直徑</p><p>　　1) 選取提升管內(nèi)徑D＝1.2m，則提升管截面積</p><p>

92、　　F＝3.14×D2/4＝1.13m2</p><p>　　2) 核算提升管下部氣速，由物料平衡得油氣、蒸汽和煙氣的總流率為1397.85kmol/h,所以下部氣體體積流率為：</p><p>　　V下＝1397.85×22.4×（480+273）×101.3/[（219.5+101.3）×273]</p><p>

93、;　　＝27271.9 m3/h＝7.58m3/s</p><p>　　下部氣速為u下＝V下/F＝7.58/1.13＝6.7m/s</p><p>　　3）核算提升管出口氣速</p><p>　　提升管出口處油氣的總流率為2445.19 kmol/h，所以，出口處油氣體積流率為：</p><p>　　V上＝2445.19×22.4&

94、#215;（505+273）×101.3/[（200+101.3）×273]</p><p>　　＝52479.3(m3/h)＝14.58m3/s</p><p>　　所以出口線速為u上＝V上/F＝14.58/1.13＝12.9m/s</p><p>　　核算結(jié)果表明：提升管出、入口線速在一般設(shè)計(jì)范圍內(nèi)，故所選內(nèi)徑D＝1.2 m 是可行的。<

95、;/p><p><b>　　4) 提升管長(zhǎng)度</b></p><p>　　提升管平均氣速 u=(u上-u下)/ln(u上/u下)</p><p>　　=(12.9-6.7)/ln(12.9/6.7)</p><p><b>　　= 9.5m/s</b></p><p>　　反應(yīng)時(shí)

96、間為3秒，則提升管的有效長(zhǎng)度</p><p>　　L＝u×3＝9.5×3＝28.5m</p><p>　　5) 核算提升管總壓降</p><p>　　按照設(shè)計(jì)要求知，設(shè)計(jì)的提升管由沉降器的中部進(jìn)入，根據(jù)沉降器的直徑和提升管存在的拐彎部分的影響，提升管直立管部分長(zhǎng)23m，水平管部分6m，提升管出口向下以便催化劑與油氣快速分離。提升管出口至沉降器內(nèi)一

97、級(jí)旋風(fēng)分離器入口高度取7m，其間密度根據(jù)經(jīng)驗(yàn)取8kg/m3.</p><p>　　提升管的總壓降為靜壓△Ph、摩擦壓降△Pf及轉(zhuǎn)向、出口損失等壓降△Pa這三項(xiàng)相加。各項(xiàng)分別計(jì)算如下：提升管內(nèi)部各項(xiàng)的密度計(jì)算見表4-9。</p><p><b>　　1）△ph</b></p><p>　　表4-9 提升管內(nèi)各項(xiàng)的密度計(jì)算</p>&

98、lt;p>　　△ph＝ρg△h=56.4×9.81×23=12.7 kPa</p><p>　　2) △pf(直管摩擦壓降)</p><p>　　△pf=7.9×10-8L/D×ρu2=7.9×10-8×28.5/1.2×36.3×9.52=0.00615kg/㎝²</p><

99、;p>　　=0.60(kPa)</p><p><b>　　3）△pa</b></p><p>　　△pa＝Nρu2×10-4/2=3.5×9.52×36.3×10-4/2=5.73KPa</p><p>　　(N=3.5，包括兩次轉(zhuǎn)向及出口損失)</p><p>　　4）提

100、升管總壓降△p提</p><p>　　△p提 ＝△ph+△pf+△pa</p><p>　?。?2.7+0.6+5.73＝19.03KPa</p><p>　　5）校核原料油進(jìn)口處壓力</p><p>　　提升管出口至沉降器頂部壓降：8×7×9.81＝0.55KPa</p><p>　　提升管內(nèi)原料

101、入口處壓力：</p><p>　　沉降器頂部壓力+0.56+△p提 ＝200+0.55+19.03＝219.58KPa（表）</p><p>　　此值與前面假設(shè)的219.5 KPa（表）基本相同，故前面計(jì)算時(shí)假設(shè)的壓力不用重算。</p><p>　　4.2.3.3 預(yù)提升段的直徑和高度</p><p><b>　　1）直徑</

102、b></p><p>　　預(yù)提升段的煙氣及預(yù)提升蒸汽的流率</p><p>　　46.55+75＝121.55kmol/h </p><p>　　體積流量＝121.55×22.4×（700+273）×101.3/[273×（219.58+101.3）×3600]＝0.85m3/s</p><

103、;p>　　取預(yù)提升段氣速為1.5 m/s，則預(yù)提升段直徑</p><p>　　D預(yù)＝[0.85×4/（1.5×3.14）]1/2=0.85m</p><p>　　取預(yù)提升段直徑0.85m.</p><p><b>　　2) 高度</b></p><p>　　考慮到進(jìn)料噴嘴以下設(shè)有事故蒸汽進(jìn)口管、

104、人孔、再生劑斜管入口等，預(yù)提升段的高度取4m。</p><p>　　由上面的計(jì)算可知預(yù)提升段長(zhǎng)度4m，內(nèi)徑0.85m；反應(yīng)段長(zhǎng)28.5m，內(nèi)徑1.2m，其中23m是直立管、6m是水平管；提升管全長(zhǎng)33m，直立管27m，見圖4-3所示。</p><p>　　4.3 旋風(fēng)分離器的工藝計(jì)算</p><p>　　旋風(fēng)分離器是催化裂化裝置中重要的催化劑回收設(shè)施，旋風(fēng)分離器本身

105、性能對(duì)催化劑損耗有著直接的影響。本次設(shè)計(jì)，選用我國(guó)自主開發(fā)的PV型旋風(fēng)分離器，采用二級(jí)串聯(lián)，按PV旋風(fēng)分離器的設(shè)計(jì)方法和規(guī)格進(jìn)行工藝計(jì)算。</p><p>　　4.3.1 筒體直徑</p><p><b>　　濕煙氣流率： </b></p><p>　　6568.7×22.4×（700+273）×101.3/273

106、×（101.3+200）×3600=48.98m3/s </p><p>　　旋風(fēng)分離器的壓力如表4-10。 </p><p>　　表4-10旋風(fēng)分離器壓力</p><p>　　按筒體的內(nèi)氣速為4m/s結(jié)算，則</p><p>　　總筒體截面積=濕煙氣流率/4=48.98/4=12.25m2，選用10組旋風(fēng)分離器，則每個(gè)旋

107、風(fēng)分離器筒體截面積為1.225m2</p><p>　　筒體直徑=（1.225×4/π）1/2=1.25m</p><p>　　選用直徑1300㎜的旋風(fēng)分離器。一級(jí)和二級(jí)都用此直徑的筒體。</p><p>　　4.3.2 一級(jí)入口截面積</p><p>　　按入口線速為18m /s考慮則</p><p>　　

108、一級(jí)入口截面積為A1/筒體截面積A=4/18</p><p>　　A1=1.225×4/18=0.27m2</p><p>　　旋風(fēng)分離器入口為矩形，其高度為a是寬度b的2.5倍，由此得b=0.329m，a=0.823m 。</p><p>　　4.3.3 二級(jí)入口截面積</p><p>　　按二級(jí)入口線速為22m/s考慮，則二級(jí)入

109、口截面積A2/筒體截面積A=4/22</p><p>　　A2=1.225×4/22=.0.223m2</p><p>　　入口高度a=0.745m，寬度b=0.298m</p><p>　　4.3.4 核算旋風(fēng)分離器組數(shù)</p><p>　　一級(jí)入口線速 = 濕煙氣流率 / 一級(jí)入口截面積</p><p>

110、　　= 48.98/(10×0.27) = 18.14m/s</p><p>　　二級(jí)入口線速 = 濕煙氣流率 / 二級(jí)入口截面積</p><p>　　=48.98/(10×0.223) =21.96m/s</p><p>　　由計(jì)算結(jié)果得：一級(jí)、二級(jí)入口線速符合</p><p>　　一級(jí)線速最高不大于25m/s；<

111、/p><p>　　二級(jí)線速最高不大于35m/s；</p><p>　　最小線速不小于 15m/s 。</p><p>　　因此， 選用10組旋風(fēng)分離器符合要求。</p><p>　　4.3.5 一級(jí)料腿負(fù)荷及管徑</p><p>　　Pv型一級(jí)旋風(fēng)分離器料腿的適宜固體質(zhì)量速度為300~500（kg/m2·s）設(shè)一

112、級(jí)旋風(fēng)分離器的入口氣體的固體濃度為10Kg/m3，則對(duì)每一個(gè)旋風(fēng)分離器的進(jìn)入固體流量為</p><p>　　48.98×10×1/10=48.98kg/s</p><p>　　選用直徑為380mm管子作一級(jí)料腿</p><p>　　48.98/（0.382×3.14/4）=432.1kg/m2·s</p><

113、;p><b>　　所選管徑合適。</b></p><p>　　對(duì)直徑1300mm的旋風(fēng)分離器，二級(jí)料腿選用直徑350mm的管子。</p><p><b>　　旋風(fēng)分離器的壓降</b></p><p>　　PV型旋風(fēng)分離的壓降計(jì)算公式：</p><p>　　△P=（ρg+Ci/1000）vi&#

114、178;/2+ε（ci0/ci）0.045×(ρgvi2/2) （4-4）</p><p>　　ε=8.54KA-0.833dr-1.745D-0.161Re0.036-1 （4-5）</p><p>　　Re=ρg viD/μ (4-6）<

115、;/p><p>　　式中 ρg-——?dú)怏w密度 kg/m3；</p><p>　　μ——?dú)怏w黏度，Pa.s;</p><p>　　Ci0——基準(zhǔn)入口濃度，10kg/m3；</p><p>　　KA——筒體與入口截面積之比；</p><p>　　dr——出口管與筒體的直徑之比；</p><p>

116、<b>　　ε——系數(shù)；</b></p><p>　　Ci——入口氣體中固體濃度，kg/m3；</p><p>　　D——筒體直徑，m；</p><p>　　Vi——入口氣體線速 m/s；</p><p><b>　　Re——雷諾數(shù)。</b></p><p>　　1)計(jì)算一

117、級(jí)旋風(fēng)分離器壓降△P1</p><p>　　Re=0.88×18×1.25/0.000035=565.7×10³</p><p>　　ε=8.54(1.225/0.27)-0.833(0.44)-1.7451.3-0.161（565.7×10³）0.036-1=14.8</p><p>　　△P1=（ρg+

118、Ci/1000）vi²/2+ε（ci0/ci）0.045×(ρgvi2/2)</p><p>　　=(0.88+10/1000) ×(182/2)+14.8×(10/10)0.045×(0.88×182/2)</p><p><b>　　=2.25KPa</b></p><p>　　2

119、) 計(jì)算二級(jí)旋風(fēng)分離器壓降△P2</p><p>　　Re=0.88×22×1.25/0.000035=691.4×10³</p><p>　　ε=8.54(1.225/0.223)-0.833(0.35)-1.7451.3-0.161(691.4×10³)0.036-1</p><p><b>

120、　　=19.1</b></p><p>　　△P2=（ρg+Ci/1000）vi²/2+ε（ci0/ci）0.045×(ρgvi2/2)</p><p>　　=(0.88+1/1000) ×(222/2)+19.1×(10/1)0.045×(0.88×222/2)</p><p><b&g

121、t;　　=4.72KPa</b></p><p><b>　　5 計(jì)算結(jié)果匯總</b></p><p>　　根據(jù)上面所算計(jì)的結(jié)果匯總催化裂化反應(yīng)-再生系統(tǒng)的工藝設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)如表5-1。</p><p>　　表5-1 催化裂化反應(yīng)-再生系統(tǒng)的工藝設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)</p><p><b>　　結(jié)束語(yǔ)</b&g

122、t;</p><p>　　通過計(jì)算得出了年處理量為100萬(wàn)噸的催化裂化裝置的一些數(shù)據(jù)。再生器的直徑為8.45m和10.60m，提升管內(nèi)徑為1200mm，提升管長(zhǎng)有效長(zhǎng)度28.5m, 預(yù)提升段高度4m，旋風(fēng)分離器筒體1300mm，旋風(fēng)分離器組數(shù)10，旋風(fēng)分離器一級(jí)入口截面積0.27 m2，旋風(fēng)分離器二級(jí)入口截面積0.22 m2。對(duì)整個(gè)裝置的設(shè)計(jì)以及催化裂化的流程有了很大的了解。</p><p&g

123、t;　　裝置兩器為高低并列式結(jié)構(gòu)，催化劑選用USY型的分子篩催化劑，牌號(hào)為L(zhǎng)CH，其特點(diǎn)焦炭選擇性優(yōu)，輕油收率高，汽油辛烷值高。采用了高效PV型旋風(fēng)分離器和LPC-1型高效原料霧化噴咀；分裝置式電液執(zhí)行機(jī)構(gòu)冷壁滑閥（極大地提高操作的靈敏度及準(zhǔn)確性，同時(shí)增強(qiáng)了抗磨性能，延長(zhǎng)使用壽命）；用新型下流式外取熱器取走反應(yīng)再生部分的過剩熱量；采用新型無(wú)龜甲網(wǎng)鋼纖維增強(qiáng)襯里。</p><p>　　通過本次設(shè)計(jì)，培養(yǎng)了我們嚴(yán)謹(jǐn)、

124、嚴(yán)密的思維能力，不僅運(yùn)用專業(yè)知識(shí)進(jìn)行設(shè)計(jì)，還結(jié)合設(shè)計(jì)的經(jīng)濟(jì)、技術(shù)背景等進(jìn)行經(jīng)濟(jì)分析與項(xiàng)目評(píng)價(jià)，優(yōu)化設(shè)計(jì)?？傊@次的設(shè)計(jì)教會(huì)了我如何想、做，也使我對(duì)知識(shí)進(jìn)一步了解和鞏固，當(dāng)然也懂得理論設(shè)計(jì)與實(shí)際設(shè)計(jì)的差距非常大。實(shí)際設(shè)計(jì)不僅要對(duì)所有設(shè)備參數(shù)進(jìn)行計(jì)算核算，還要對(duì)催化劑的選擇有很大的研究（開發(fā)一種新的催化劑，能獲得更高的轉(zhuǎn)化率，更好的產(chǎn)品分布，極大的提高經(jīng)濟(jì)效益），公用工程（確定蒸汽系統(tǒng)，用水系統(tǒng)，鼓風(fēng)系統(tǒng)等）和車間設(shè)備布置計(jì)算，對(duì)安全的分析

125、控制，如何進(jìn)行自動(dòng)化控制（如利用DCS進(jìn)行監(jiān)控操作，用APC對(duì)反應(yīng)深度的優(yōu)化使產(chǎn)品產(chǎn)率提高；對(duì)分餾，吸收穩(wěn)定控制器實(shí)現(xiàn)產(chǎn)品質(zhì)量卡邊控制，使產(chǎn)品收率提高；對(duì)高價(jià)值產(chǎn)品實(shí)現(xiàn)卡邊切割，高價(jià)值產(chǎn)品收率提高）等等，當(dāng)然對(duì)化工生產(chǎn)，環(huán)境保護(hù)也是重中之重。</p><p>　　通過這次畢業(yè)設(shè)計(jì)，使我對(duì)催化裂化工藝有了全面的了解，也為我以后從事這方面的工作打下了基礎(chǔ)。能夠?qū)W以致用，對(duì)自身能力有極大的提高。</p>

126、<p><b>　　[參考文獻(xiàn)]</b></p><p>　　[1] 徐春明,楊朝合.石油煉制工程(第四版).北京：石油工業(yè)出版社,2009</p><p>　　[2] 賈紹義,柴誠(chéng)敬.化工原理課程設(shè)計(jì).天津大學(xué)出版社,2009.1</p><p>　　[3] 黃仲濤,耿建銘.工業(yè)催化.北京：化學(xué)工業(yè)出版社,2006.8</p&