180万吨年催化裂化工艺评价

180万吨/年催化裂化工艺评价摘要本论文以榆林炼油厂180万吨/年催化裂化装置为例，对装置的能耗结构、产率、品质量及环境污染进行了分析。而且催化裂化工艺不但解决了长期以来资源没有得到充分利用和环境污染的问题，解决了原油轻质化的问题，同时脱硫脱氮脱重金属实现了原油裂解和缩合的提前进行，改善了后续加氢裂化装置原料的油品性质，有效地避免了催化剂瓷球结焦和催化剂中毒失效的问题，因此，研究催化裂化工艺意义重大。本文通过对催化裂化装置和工艺流程的简介，对原料性质和产品性质进行了分析，并对装置的物料平衡和能耗进行了阐述，选取合适的生产工艺，提出了加热炉辐射出口温度控制方案和压缩机旁路控制方案，最终得出最佳操作方案。同时，研究了循环比对催化裂化产品产率和产品分布及装置的经济性的影响，来评价催化裂化工艺。关键词：催化裂化；能耗；循环比；装置目录目录II第一章前言31.1 催化裂化介绍31.2 催化裂化的发展31.3 工艺装置概述1催化裂化工艺流程3第二章主要参数和技术经济指标82.1 原料性质82.2 产品性质92.3 物料平衡错误！未定义书签。第三章部分仪表控制方案133.1 加热炉辐射出口温度控制方案13螺杆压缩机旁路控制方案14第四章催化裂化装置的循环比影响164.1循环比对产品产率的影响16循环比对装置运行的影响16第五章结论18参考文献19致谢18第一章前言1.1催化裂化介绍催化裂化是石油炼制过程之一，是在热和催化剂的作用下使重质油发生裂化反应，转变为裂化气、汽油和柴油等的过程。大分子烃类在热作用下发生裂化和缩合。采用合成硅酸铝催化剂：一种是无定形硅酸铝型，另一种是沸石型。通常固定床催化裂化用的是低活性的。催化裂化是石油二次加工的主要方法之一。在高温和催化剂的作用下使重质油发生裂化反应，转变为裂化气、汽油和柴油等的过程。主要反应有分解、异构化、氢转移、芳构化、缩合、生焦等。与热裂化相比，其轻质油产率高，汽油辛烷值高，柴油安定性较好，并副产富含烯烃的液化气。近几年来分子筛裂化催化剂采用硅溶胶或铝溶胶等粘结剂，把分子筛、高岭土粘结在一起，制成高密度、高强度的新一代半合成分子筛催化剂，所用分子筛除稀土-y型分子筛外，还有超稳氢-y型分子筛等。反应改在管式反应器中进行，称为提升管催化裂化（risercatalyticcracking）。21.2催化裂化的发展长期以来，流化床催化裂化原料主要为原油蒸馏的馏出油（柴油、减压馏出油等）和热加工馏出油，原料中镍、钒（会使催化剂中毒）含量一般均小于0.5ppm。在以减压渣油作催化裂化原料时，通常要在进入催化裂化装置前，用各种方法进行原料预处理，除去其中大部分镍、钒等金属和沥青质。70年代以来，由于节约石油资源引起商品渣油需求下降。因此，流化床催化裂化装置掺炼减压渣油或直接加工常压渣油已相当普遍。主要措施是：采用抗重金属中毒催化剂；在原料中加入钝化剂等。31.3工艺装置概述流化床催化裂化装置有多种类型，按反应器（或沉降器）和再生器布置的相对位置的不同可分为两大类：反应器和再生器分开布置的并列式；反应器和再生器架叠在一起的同轴式。并列式又由于反应器（或沉降器）和再生器位置高低的不同而分为同高并列式和高低并列式两类。同高并列式主要特点是：催化剂由u型管密相输送；反应器和再生器间的催化剂循环主要靠改变U型管两端的催化剂密度来调节；由反应器输送到再生器的催化剂，不通过再生器的分布板，直接由密相提升管送入分布板上的流化床可以减少分布板的磨蚀高低并列式特点是反应时间短，减少了二次反应；催化剂循环采用滑阀控制，比较灵活。同轴式装置形式特点是：反应器和再生器之间的催化剂输送采用塞阀控制采用垂直提升管和90耐磨蚀的弯头；原料用多个喷嘴喷入提升管。针对榆林炼油厂原油一、二次加工不匹配的现状，2009年6月该180万吨/年催化裂化装置及配套系统由集团公司批复立项。装置由中国石化洛阳化工工程公司设计，采用石油科学研究院开发的MIP汽油降烯烃工艺技术。项目现场建设于2010年3月5日开工，至2010年底装置主体工程基本完成，于2011年6月22日建成并一次性开车成功。2012年装置进行了首次大修，大修期间针对原料油喷嘴处理量弹性小、分馏塔底温度控制不灵活、除氧器除氧效果差等问题进行了技改。技改后对原来的原料油喷嘴进行了更换，更换后总进料量可达300t/h（新鲜原料260t/h，回炼油40t/h）；从油浆蒸汽冷却器E1209AB后直接引管线至油浆下返塔线，解决了分馏塔底温度难以控制的问题；对原设计除氧器除氧水入口和凝结水入口进行调换，并在除氧器内新加四通除氧蒸汽管线，此项技改解决了除氧水氧含量超标的问题；针对现场除氧器及定排罐常冒汽的问题，新加冷却器及喷淋设施，回收了浪费的蒸汽，同时现场噪声得到治理，此项技改在2013年4月申请了国家专利；针对除氧水泵压控线经常泄漏问题，通过在压控线新加两减压阀的办法使压力梯度降低，解决了由于压降大而经常发生磨损泄漏的问题，此项技改在2013年4月申请了国家专利。一、装置规模设计规模：180X104t/a，设计年开工时数为8400小时。二、生产方案采用石科院的MIP汽油降烯烃工艺技术，多产汽油生产方案。三、催化剂采用降烯烃或MIP专用催化剂。助剂采用CCtt燃剂、钝化剂、阻垢剂等多种助剂。四、设计范围180X104t/a重油催化裂化装置包括反应-再生部分、主风机组部分、余热锅炉和蒸汽过热炉部分、分馏部分、吸收稳定部分（含气压机）、产汽及低温热回收部分五、主要设计指标1. 液化石油气中C2含量0.5vol%;液化石油气中G及以上组分含量1.5vol%;2.再生剂定炭去柴油加氢精制单元。产品油浆一去罐区。1.4催化裂化工艺流程催化裂化装置由反应-再生、分馏、吸收稳定（含气压机）、主风机系统、余热锅炉及产汽系统组成，各部分流程叙述如下：一、反应再生部分常压渣油从装置外进入原料油缓冲罐（V1203）,由原料油泵（P1201AB）抽出后经原料油轻柴油换热器（E1214AB）和分馏二中-原料油换热器（E1216）换热至168C,再经循环油浆-原料油换热器（E1201AB）加热至200C,与自分馏部分来的回炼油、回炼油浆混合后分六路经原料油雾化喷嘴进入提升管反应器进料汽化段，与预提升段整流后的680690C高温催化剂接触完成原料的升温、汽化及反应，500E的反应油气与待生催化剂经提升管出口4组粗旋分离催化剂后，通过粗旋升气管进入沉降器4组单级旋风分离器，再进一步除去携带的催化剂细粉，反应油气离开沉降器，进入分馏塔（T1201）。积炭的待生催化剂进入汽提段，在此与蒸汽逆流接触汽提出催化剂所携带的油气，汽提后的催化剂沿待生斜管下流，经待生滑阀进入再生器（R-1102）的烧焦罐下部，与自二密相来的高温再生催化剂混合开始烧焦，在催化剂沿烧焦罐向上流动的过程中，烧去大部分焦炭。含炭较低的催化剂在烧焦罐顶部经大孔分布板进入二密相，在680690C条件下最终完成焦炭及CO的燃烧过程。再生催化剂经再生斜管及再生滑阀进入提升管反应器底部，在干气/蒸汽的提升下，完成催化剂加速、整流过程，然后与雾化的原料接触汽化并进行反应。再生器烧焦所需的主风由主风机提供，主风自大气进入主风机（B1101AB），升压后经主风管道、辅助燃烧室（F1101）及主风分布管进入再生器。再生烧焦产生的烟气经12组两级旋风分离器分离催化剂后进入三旋进一步分离夹带的催化剂，净化的烟气进入烟机回收压力能和热能，然后进入余热锅炉进一步回收烟气的热能，最后经烟囱高空排放到大气。开工用的催化剂由冷催化剂罐（V1101）或热催化剂罐（V1102）用非净化压缩空气输送至再生器，正常补充催化剂可由催化剂小型自动加料输送至再生器。CO助燃剂由助燃剂加料斗（V1105）、助燃剂加料罐（V1106）用非净化压缩空气经小型加料管线输送至再生器。为保持两器系统的催化剂活性，需从再生器内不定期卸出部分催化剂，由非净化压缩空气输送至废催化剂罐（V1103）,然后由槽车运至固体填埋场填埋。二、分馏部分由沉降器来的反应油气进入分馏塔（T1201）下部，通过人字挡板与循环油浆逆流接触，洗涤反应油气中催化剂并脱过热，使油气呈“饱和状态”进入分馏段进行分馏。分馏塔顶油气经分馏塔顶油气-除盐水换热器（E1202AF）、分馏塔顶油气干式空冷器（EA1201AL）、分馏塔顶油气冷凝冷却器（E1203AF）冷至40C,进入分馏塔顶油气分离器（V1201）进行气、液、水三相分离。分离出的粗汽油经粗汽油泵（P1202AB）提压后分成两路，一路经粗汽油冷却器（E1215）冷却至28C作为吸收剂进入吸收塔（T1301），另一路在需要时作为反应降温介质打入提升管第一反应区出口。分离的富气进入气压机（C1301）。含硫的酸性水自流入酸性水缓冲罐（V1208），经酸性水泵（P1210AB）抽出，一部分作为油气洗涤水送至分馏塔顶油气管道，另一部分作为富气洗涤水送至气压机出口管道，另一部分送出装置。轻柴油自分馏塔13层（或15层）塔板抽出自流至轻柴油汽提塔（T1202），汽提后的轻柴油由轻柴油泵（P1204AB）抽出后，经原料油-轻柴油换热器（E1214AB）、轻柴油-富吸收油换热器（E1205AB）、轻柴油-热水换热器（E1206AB）换热，再经轻柴油空冷器（EA1203AB）冷却至60C后，再分成两路：一路由贫吸收油泵（P1209AB）升压后，再经贫吸收油冷却器（E1208AB）冷却至28C送至再吸收塔（T1303）作贫吸收油。另一路要么送出装置去罐区，要么直接去轻柴油加氢精制装置。分馏塔多余热量分别由顶循环回流、分馏一中段和分馏二中段循环回流及油浆循环回流取走。顶循环回流自分馏塔第4层塔盘抽出，用顶循环油泵（P1203AB）升压，经顶循环油-除盐水换热器（E1204A）、顶循环油-热水换热器（E1204BC）回收热量，最后经顶循环油空冷器（EA1202AB）冷却至85C后返至分馏塔顶第1层塔板。分馏一中段回流油自分馏塔第19层抽出，通过分馏一中油泵（P1205AB）升压，经稳定塔底重沸器（E1303）、分馏一中段油-热水换热器（E1207）换热，温度降至200E返回分馏塔14或16层塔板。分馏二中及回炼油自分馏塔第30层自流至回炼油罐（V1202），经分馏二中及回炼油泵（P1206AB）升压分三路，一路与换热后的原料油混合后进提升管回炼、一路作为内回流返回分馏塔第31层，另一路经分馏二中原料油换热器（E1216）换热后返回第28层。油浆自分馏塔底由循环油浆泵（P1207AB）抽出后经循环油浆-原料油换热器（E1201AB）换热，再经循环油浆蒸汽发生器（E1209AC）发生4.22Mpa、255E级中压饱和蒸汽后，温度降至280C后分三路，一路进入产品油浆热水换热器（E1211AB）冷却至90C,作为产品油浆送至罐区燃料油罐。需紧急外甩时，则同时启用外甩油浆热水换热器（E1212AB），将外甩油浆冷至90E送至罐区燃料油罐；一路经油浆上返塔返回分馏塔洗涤脱过热段上部，另一路经油浆下返塔返回分馏塔底部。必要时，回炼油浆可自泵出口直接与换热后原料油混合送至提升管反应器回炼。为防止油浆系统设备及管道结垢，设置油浆阻垢剂加注系统。桶装阻垢剂先经阻垢剂吸入泵打进化学药剂罐，然后由阻垢剂注入泵注入循环油浆泵（P1207AB）入口管线。三、吸收稳定部分从V1201来的富气进入气压机一段进行压缩，然后由气压机中间冷却器冷至40C,进入气压机中间分离器进行气、液分离。分离出的富气再进入气压机二段。二段出口压力为1.6MPa（绝）。气压机二段出口富气与富气洗涤水汇合后先经压缩富气干式空冷器（EA1301AB冷却后与解吸塔顶气及吸收塔底油汇合进入压缩富气冷凝冷却器（E1301AD进一步冷至40C后，进入气压机出口油气分离器（V1301）进行气、液、水分离。粗汽油经V1201分离后的气体进入吸收塔（T1301）进行吸收，粗汽油作为吸收剂自第6层或第16层进入吸收塔。稳定汽油作为补充吸收剂自第1层进入吸收塔，吸收过程放出的热量由两个中段回流取走。其中一中段回流自第10层塔盘抽出，由吸收塔一中回流泵（P1303AB升压后经吸收塔一中段油冷却器（E1307AB冷至28C返回吸收塔第11层塔盘；二中段回流自第30层塔盘抽出，由吸收塔二中回流泵（P1304）升压后经吸收塔二中段油冷却器（E1308AB冷至28C返回吸收塔第31层塔盘。贫气自吸收塔顶进入再吸收塔（T1303），用轻柴油作贫吸收剂进一步吸收，塔顶干气分为两路，一路至提升管反应器作预提升干气，一路至产品精制装置脱硫，净化干气作为工厂燃料气；吸收后的富吸收油自压回分馏部分。凝缩油由解吸塔进料泵（P1305AB从V1301抽出后直接进入解吸塔（T1302）第40层。解吸塔中段重沸器（E1304）以稳定汽油为热源，从第17层抽出加热后返回第16层；解吸塔底设二台重沸器，一台为解吸塔重沸器（二）（E1302A由1.0MPa过热蒸汽提供热源，另一台为解吸塔重沸器（一）（E1302）由稳定汽油提供热源，以解吸出凝缩油中的wC2组分。脱乙烷汽油由稳定塔进料泵（P1306AB从解吸塔底抽出，直接送至稳定塔（T1304进行分馏，稳定塔底重沸器（E1303由分馏塔一中段油提供热量。液化石油气从稳定塔顶流出，经稳定塔顶油气干式空冷器（EA1303KJ）冷至50C后进入稳定塔顶回流罐（V1302。液化石油气经稳定塔顶回流油泵（P1307AB抽出后，一部分作稳定塔回流，其余作为液化石油气产品经液化石油气后冷器（E1309AB冷却至40C后送至产品精制装置脱硫、脱硫醇。稳定汽油自稳定塔底抽出，依次经解吸塔底重沸器（一（E1302、解吸塔中间重沸器（E1304）、稳定汽油-热水换热器（E1311AB分别与脱乙烷汽油、凝缩油、热水换热后，再经稳定汽油干式空冷器（EA1302AB、稳定汽油冷却器（E1306AB）冷却至40C,一部分由稳定汽油泵（P1308AB升压后经补充吸收剂冷却器（E1305冷却至28C送至吸收塔作补充吸收剂，另一部分送至产品精制装置脱硫醇后作为产品出装置。四、产汽部分、余热锅炉部分、余热回收部分1产汽部分、余热锅炉部分自装置换热后的除盐水182.8/229t/h和自催化装置来的9.3t/h凝结水混合进入除氧器除氧。外取热器产、循环油浆蒸汽发生器分别产中压饱和蒸汽（4.22MPa255C）137.2/179.4t/h、30.6/36t/h，合计167.8/215.4t/h，分两路送至余热锅炉过热。每台余热锅炉自产汽11.4/13.3t/h。两台余锅过热器出口的过热蒸汽（344/339C,4.02MPa合并进入蒸汽过热炉（B1502）,经补燃过热至450C。补烧燃料气量为2612/3839m3n/h。装置产中压过热蒸汽共计190.6/242t/h，气压机背压透平用汽48.5/60t/h,四机组背压透平进汽146/170t/h,正常工况装置需系统供给3.9t/h中压蒸汽。来自背压透平减温后的260C、1.0MPa蒸汽计201.1/238t/h（含喷水产汽6.6/8t/h），催化装置自用58.92t/h，其中5.3t/h经再生器稀相过热盘管过热至450C后供装置防焦、汽提使用，其余142.18/171.68t/h送至系统1.0MPa蒸汽管网。催化装置开工正常后，自催化烟机来的261768/276776mln/h（500C）再生烟气与蒸汽过热炉来的38004/51868卅n/h烟气（841/936C）混合后（总烟气量为299772/328644m3n/h），经余热锅炉放热，温度降至167C排入烟囱。2余热回收部分催化装置低温热除了加热除盐水外，剩余的低温热可将550t/h热水由70C加热至93.2C,再送至动力站，用于加热动力站的除盐水和鼓风机补燃用风，多余部分冬季用于采暖，夏季由干式空冷器冷却，各路热水冷后温度降至70C送至催化装置。第二章主要参数和技术经济指标2.1原料性质以石科院分析的榆林常压渣油数据作为设计依据，详见表2-1-1表2-1-1原料油的性质项目数值密度(20C),g/cm30.9159运动粘度，mm2/s(80C)34.24运动粘度，mm2/s(100C)18.58分子量492凝点，C32残炭，W%6.35元素组成W%C87.12H12.76氮含量，W%0.18硫含量，W%0.17重金属mg/kgFe7.4V1.7Cu0.34Na3.0Ni7.8馏程CHK2685%34110%37530%437蒸馏终点收率，%65.2蒸馏终点温度，c540说明：1原料性质由石科院根据榆炼提供的原料油分析得到(2009年8月)；2. 原料未经电脱盐处理，设计要求催化进料中Na含量1mg/kg;3. 另有重整装置来的重整拔头油8.3t/h、加氢装置来的加氢粗汽油7.3t/h和加氢预分馏塔塔顶油气1.6t/h进入催化分馏塔顶油气分离器2.2产品性质装置以多产汽油为主，主要产品有低烯烃的高辛烷值汽油、轻柴油组分和液化石油气，不产重柴油，副产为少量干气和油浆。催化汽油经碱洗、脱硫醇，与重整汽油调合后作为成品汽油出厂。催化柴油十六烷值较低，不能直接作为产品出厂，需经过柴油加氢精制调合后出厂。干气、液化气性质见表2-2-1，催化汽油和轻柴油性质见表2-2-2。表2-2-1干气、液化石油气组成（计算值）序号组份干气(mol%)液化石油气（mol%）1H226.7422N213.9723CO22.5684CO0.0005O20.5106H2S0.7440.3537C1o26.7710.0008C2o13.0700.4489C2=14.2850.00910C3o0.1368.32711C3=0.86034.16512nC4o0.0077.77613iC40.01717.31914nC4=0.0065.29715iC4=0.00212.20316cC4-2=0.0016.03417tC4-2=0.0027.87818nC5/0.01019IC5/0.07620nC5=/0.01221H2O0.280.004合计100100表2-2-2产品性质产品项目指标汽油密度(20C)，g/cm30.72诱导期，min1000硫含量，口g/g150烯烃，%27芳烃，%20辛烷值：产品项目指标初馏点3810%5230%一50%9670%一90%168干点198密度（20C）,g/cm30.93十六烷值30催凝点，C-5化初馏点19010%210柴30%50%253油70%一90%336干点360备注：柴油性质摘自石科院工艺包2.3物料平衡物料平衡见表2-3-1表1-3-1装置物料平衡表序号物料名称收率数量Wt%kg/h4x10t/a原常压渣油100214286180料合计100214286180干气364295.4液化石油13.52892924.3产汽油44.59535780.1轻柴油25.55464345.9品油浆3.881436.84焦炭9.21971416.56损失0.510710.9合计100214286180注：（1）数据来自石油化工科学研究院提供的工艺包。（2）该表仅为反应部分的物料平衡不包含重整拔头油和加氢粗汽油及夹带至后部的惰性气。第三章部分仪表控制方案3.1加热炉辐射出口温度控制方案严格控制加热炉辐射出口温度，保证炉对流出口温度不超过380C，辐射出口温度控制在(490-500)仁C,处理量、循环比、对流出口温度、辐射出口的温度、原料性质的变化和产品质量情况稳定加热炉进料量、辐射出口温度，炉出口温度直接影响裂解缩合反应的深度，关系到产品的质量和收率。常用的控制方案有：(1) 辐射出口温度-炉膛温度串级控制；(2) 辐射出口温度单回路控制；(3) 辐射出口温度-燃料流量串级控制。这种控制方案是根据辐射出口温度直接调节燃料气量，要求燃料气总管压力比较平稳。采用这种控制方案的优点是控制简单，缺点是加热炉负荷较大时，燃料气的压力和热值稍有波动，炉出口温度就会显著变化。同时当加热量变化后，由于传热及测温元件的滞后，调节作用不及时，辐射出口温度会出现较大波动。加热炉烘炉注意事项：(1) 烘炉点火前24小时炉管给气暖炉，使炉温度在80C以上。(2) 烘炉过程中，辐射出口温度不得高于550C，其余各炉管出口温度(3) 400Co启用仪表保持准确无误加强检查，防止憋压，升温均匀缓慢。(4) 严格按烘炉曲线进行操作。(5) 炉膛温差v40C，做到多火苗短火焰。3.2螺杆压缩机旁路控制方案离心式压缩机的防喘振控制方案有以下几种：(1)固定极限流量法；可变极限流量法5;(3)旁路控制法。螺杆压缩机不像离心压缩机有喘振现象，但是为了确保压缩机出口压力的稳定，避免因系统压力变化引起压机出口压力变化，引起燃料气管网压力波动，造成炉出口温度波动，恶性循环，增加了操作难度，影响装置的平稳运行，因此采取旁路控制方案，如图3-2所示：根据压缩机排气压力、富气流量的变化，通过调节旁路阀，控制压缩机出口返回入口的循环气量来稳定出口排气压力，即出口排气流量，进而稳定燃料气管网压力，确保装置平稳运行。其控制参数如表3-2运转期间参数监控所示：表3-2运转期间参数监控项目控制值报警联锁停车出口压力0.8Mpa0.82Mpa0.85Mpa出口温度85C90C入口压力0.06-0.08Mpav0.05Mpa入口温度w40C润滑油供油总压力0.25-0.3Mpav0.2Mpa项目控制值报警联锁停车供油温度22Cv油温v50C50C或v22C油过滤器压力v0.1Mpa0.1Mpa分离器液位320-380mm400或v100mm循环冷却软水温度v40C各轴承温度v65C电机电流19.8A该控制方案的优点是控制单元简单可靠，便于操作，而且调节迅速易于控制第四章催化裂化装置的循环比影响循环比主要影响产品分布，降低循环比有利于提高馏分油收率，降低焦炭产率,馏分油收率的提高，主要是提高了经济价格相对较高的汽油、柴油收率。另外循环比对装置处理能力的影响表现在加热炉负荷上，降低循环比，可降低加热炉负荷；在保持加热炉负荷不变的情况下，可增加装置的处理能力。为最大限度地降低焦炭产率，提高液体产品收率，80年代后国外新设计的延迟焦化装置循环比一直呈降低趋势。4.1循环比对产品产率的影响循环比（质量）=（加热炉辐射段进料质量-新鲜原料质量）/新鲜原料油质量=加热炉辐射段进料质量/新鲜原料质量-1。循环比（质量）对装置的加工量产量产品的分布和性质都有较大影响，循环比增大，可使汽油、柴油收率增加，气体的收率减少，一般装置循环比为0.10.5。通过我们的实际生产比较得知不同循环比下的产品产率，以新鲜原料、反应温度500r为基准，以所述的循环比分别添加0.2、0.3、0.4倍的掺兑油进行焦化试验，所得不同联合循环比的焦化反应产物分布见表4-1:表4-1循环比对产物分布的影响（%循环比气体汽油柴油0.25.758.0274.620.34.146.5275.660.43.565.1876.39由上表可以看出随循环比增大，柴油收率在增大，而汽油、气体在下降。本装置主要以汽柴油为产品，循环比为0.3时液收最高，达到85.58%。此外，过大的循环比将会降低装置处理能力和增加能耗，因此综合选择合适的循环比。4.2循环比对装置运行的影响通过对装置不同循环比操作状况时装置的原料性质、产品质量、物料、能耗等方面的研究，定量分析不同循环比对装置的影响4.2.1循环比对原料的影响在原料残炭值相近的情况下，随着循环比的降低，分馏塔底循环油（即加热炉进料）残炭值相应增加，虽然多数情况下原料油残炭值未达到设计值，但加热炉进料性质大大劣于设计值。4.2.2循环比对能耗的影响实际运行数据表明，循环比增加时，装置的总能耗也增加，其中主要是加热炉燃气单耗的增加，但总能耗增加不呈线性关系。通过以上可以看出循环比为0.3时均为最佳状态，参考催化裂化的收率和循环比的影响数据可知，合适的循环比不但改善了产品分布又可增加较高经济价值的汽油、柴油产品收率和较大的装置处理量，能耗也达到理想的范围，即可明显增加装置的经济效益。第五章结论催化裂化生产过程中选取的压缩机的旁路控制配合加热炉出口的单回路控制方案不仅可以稳定燃料气系统的压力，而且可以快速便捷的调整炉出口温度，满足加热炉出口温度波动为土1C的精细化操作要求，加热炉出口温度的控制是催化裂化生产的关键，对装置的安全稳定、长周期生产意义重大。在低循环比催化裂化条件下加工原油，可见轻质油收率高，气体产率较低。其中循环比为0.3时液收最高，可达83.1。此装置进一步加强安全生产技术，最大限度的减少坏境污染，使得炼油行业向标准化、规范化发展，保证了装置的安全、高效、长周期运行参考文献1 催化裂化hgspace引用日期2013-07-62 催化裂化；catalyticcraking.chemyq引用日期2013-07-63 催化裂化的发展趋势askci4 陕西延长石油（集团）有限责任公司榆林炼油厂企业标准5 瞿滨，王建文，张立海.延迟焦化装置技术问答Z.北京:中国石化出版社.6 陈奎.延迟焦化装置技术改造方案的选择J.石油化工设计，2006，23（2）：27-30.7 梁朝林，沈本贤，吴世奎.延迟焦化试验装置的改进研究J.茂名学院学报，2007,17（1）:1-4.在此论文撰写过程中，要特别感谢我的车间领导的亲切关怀和悉心指导下完成的，他们严肃的科学态度，严谨的治学精神，精益求精的工作作风，深深地感染和激励着我。在论文即将完成之际，我的心情无法平静，在此谨向我们的车间主任致以诚挚的谢意和崇高的敬意。同时感谢我的公司陕西延长石油（集团）有限责任公司榆林炼油厂，谢谢他在这几年工作生涯中对我培养和帮助。由于学识水平有限，文中的不足之处还望各位领导批评指正，望各位化工行业学术专家的谅解，在此向各化工行业的前辈们致敬！最后，再次对关心、帮助我的领导和同事表示衷心地感谢！