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实用文案第一章 再生系统工艺计算1. 1 再生空气量及烟气量计算1.1.1 烧碳量及烧氢量43160 10 4 1038000H/C=7/93( 已知 )烧碳量 =17000 ×0.93=15810kg/h=131705kmol/h 烧氢量 =17000 ×0.07=1190kg/h=595kmol/h设两段烧碳比为 85 ∶15 且全部氢Ⅰ再生器中燃烧掉，又已知在 I 段烟气 中 CO 2% (O)=12.8 CO%(O)=7.5 Ⅱ段不存在 CO 则Ⅰ段生成 CO 2 的 C 为：12.81317.5 ×0.85 ×=706.1kmol/h=8473.5kg/h12.8 7.5Ⅰ 段 生 成 CO 的 C 为 1317.5 × 0.85 ×Ⅰ段烧焦量 =706.1+413.7+595=1714.8kmol/h=14628.5kg/hⅡ 生 成 CO 2 的 C 即 为 Ⅱ 段 烧 焦 量 =1317.5 ×烧焦量=×8.5%=1700kg/h7.512.8 7.5=413.7kmol/h=4965.0kg/h标准文档实用文案0.15=197.6kmol/h=2371.5kg/h1.1.2 理论干空气量的计算Ⅰ段碳燃烧生成二氧化碳需O2量706.1 ×1=706.1kmol/h Ⅰ段碳燃烧生成一氧化碳需O2量413.7 ×0.5=206.9kmol/h Ⅰ段氢燃烧生成水需O2量595 ×0.5=297.5kmol/h理论需O2 量=706.1+206.9+297.5=1210.5kmol/h=38736kg/h理论需N2 量=1210.5 ×79/21=4553.8kmol/h=127506.4kg/h Ⅰ段理论干空气量=O 2+N 2 =5764.3kmol/h=166242.4kg/h Ⅱ段碳燃烧生成CO2需O2量=197.6kmol/h=6323.2kmol/hⅡ 段碳燃烧生成CO2 需N 2=197.679/21=743.4kmol/h=20813.9kg/hⅡ段碳燃烧生成CO2需N2== O 2+ N 2=941kmol/h=23137.1kg/h1.1.3 实际干空气量标准文档Ⅰ段再生烟气中过剩量为 1.0%,过剩 O 2量=75.4 kmol/h=2412.9kg/h79过剩 N 2 量=75.4 × =283.6kmol/h=7942.1kg/h Ⅱ段实际干空气量 =1300 kmol/h=37492.1kg/h1.1.4 湿空气量（主风量）由已知大气温度 30℃相对温度 70 ℃查空气湿焓图 空气的湿含量为 0.02kg （ 水）/kg （ 干空气 ） 则Ⅰ段空气中的水气量 =2488.5kg/h=193.8kmol/h标准文档则 1.0%=706.1 413.72（过剩）2（过剩） 2（过剩）79214553.8 过剩 02 量=59.57kmol/h=1906.3kg/h79过剩 N 2 量=59.57 × =224kmol/h=6274.7kg/hⅠ段实际干空气量 = 理论干空气量 + 过剩的干空气量=6047.87kmol/h=174422.8kg/hⅡ段烟气中过剩 02为 5.8%=2（过剩）197.6 743.4 （1 79）212（过剩）Ⅱ段湿空气量 =干空气量 +水气量=139816.3Nm 3/h1.1.5 主风单耗1.1.6 干烟气量由以上计算可知干烟气中各组分的量如下：标准文档Ⅰ段=Ⅰ段湿空气量 Ⅰ段烧焦量 =9.68NM 3 湿空气/kg. 焦Ⅱ段=Ⅱ段湿空气量 Ⅱ段烧焦量=11.75NM 3 湿空气/kg. 焦1.1.7 湿烟气量及烟气组成I 段再生器结果如下：按每吨催化剂带入1kg 水气及设催化剂循环量1050 吨标准文档Ⅱ段再生器结果如下标准文档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出口压力 0.34 MPa 人口温度 8.9 ℃出主风机出口温度出 （ ）k-1/k λ×T 入=428.1K=155 ℃ 入取管线温降 20 ℃，则主风入再生器出口温度为 135 ℃1.2 再生器热平衡及催化剂循环阀的计算标准文档实用文案1.1.8 烟风比Ⅰ段湿烟气量 Ⅰ段主风量 195087.8177911.3 =1.097Ⅱ段湿烟气量 Ⅱ段主风量41034.138162.9=1.0751.2.1 烧焦放热(按ESSO 法计算)生成CO2放热=生成CO2的C量×生成CO2发热值= ( 8473.5+2371.51 )×33873=36735.3 ×10 4 KJ/h 生成CO 放热=生成CO 的C量×生成CO 发热值=4965 ×1025.8=5093.10 ×10 4KJ/h生成H2O 放热=生成H2O的H 量×生成H2O的发热值=1190 ×119890=14266.91 ×104 KJ/h合计( 36735.3+5093.10+14266.91 )×104KJ/h=56096.3 ×10 4KJ/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 ×10 4×11.5%=6450.96 ×10 4KJ/h1.2.3 外取热器取热量Ⅰ再外取热器取热量11731.34 ×10 4KJh （取三催的标定数据）标准文档实用文案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 水汽升温需热量= 水汽量×水汽比热×温差=386.33 ×10 4KJ/h1.2.5 Ⅱ段主风升温热干空气升温需热=37492.1 ×1.09 （710 —135）=2349.82 ×10 4KJ/h水气升温需热=670.8 ×2.07 （710 —135）=79.84 ×10 4KJ/h1.2.6 焦炭升温需热全部焦炭在Ⅰ段再生器中升温所需热量焦炭量×焦炭比热×（Ⅰ段再生温度—反应器出口温度）标准文档实用文案=17000 ×1.097 ×(671 —500 )=318.9 ×10 4KJ/h Ⅱ段烧焦量在Ⅱ再升温需热量= Ⅱ段烧焦量×焦炭比热×(Ⅱ段再生温度—Ⅰ段烧焦温度)=2371.5 ×1.097 ×(710 —671 )=10.9 ×104KJ/h 焦炭升温总热量为329.8 ×10 4KJ/h1.2.7 待生剂带入水气升温需热水汽量×水比热×温差( Ⅰ 段)=1050 × 2.16 ×(671 —500)=38.78 ×10 4KJ/h水汽量×水比热×温差(Ⅱ段) =1050 ×2.16 ×(710 —671 )=8.58 × 10 4KJ/h 合计：待生剂带入水汽升温需热47.63 ×10 4KJ/h1.2.8 松动吹扫蒸汽升温需热Ⅰ段蒸汽量×焓差=1500 ×(3860 —2812 )=157.2 ×104KJ/h Ⅱ段蒸汽量×焓差=500 ×(3981.8 —2812 )=58.5 ×104KJ/h 式中3860 ，2812 分别为671 ℃。
独山子石化分公司0.6Mt/a 加氢裂化装置的设计与运行缪书海(中国石化集团洛阳石油化工工程公司 河南洛阳 471003)摘要 对中国石油独山子石化分公司0.6Mt/a 加氢裂化装置的工程设计与工业运转进行了总结，简要介绍了工艺及工程技术特点，装置的工业运转分析等，说明高压加氢裂化作为一种非常灵活的加工手段，在生产中间馏分油的同时，既可以生产润滑油料，又可以通过调整生产，生产乙烯料。
关键词 独山子 加氢裂化装置 设计 运行中国石油独山子石化分公司0.6Mt/a 加氢裂化装置以减压蜡油和丙烷轻脱沥青油为原料，当采用尾油部分循环操作时，在生产优质中间馏分油的同时，生产高品质的润滑油料。
当采用一次通过操作时，在生产优质中间馏分油的同时，可以最大量的生产乙烯料。
该装置设计采用石油化工科学研究院开发的技术(实际生产采用壳牌的催化剂DN-200，Z-723)，基础设计由中国石化洛阳石化工程公司承担设计，详细设计由中国石化洛阳石化工程公司和独山子设计院共同完成。
该装置于2004年10月一次开车成功。
目前该装置运转情况良好。
1 装置的技术特点该装置以克拉玛依油田管输油、哈萨克斯坦含硫原油等为主的减二线油（35.1%）、减三线油（35.1%）、减四线油（17.5%）和丙烷轻脱沥青油（12.3%）的混合油为原料，主要目的产品为石脑油、航煤、柴油、乙烯原料及轻、中、重质润滑油料。
该装置的技术有以下特点：（1）工艺流程复杂，灵活根据产品方案的需要，设计考虑两种操作方案的工艺流程，即：当生产航煤、柴油以及最大量的生产乙烯原料时，可采用一次通过流程，此时不开减压系统，常压塔底出乙烯料; 当要求生产航煤、柴油的同时生产高质量的润滑油料时，则采用部分循环的生产流程。
此时，减压塔底油部分循环至反应部分，减压塔出优质润滑油料。
乙烯料原料油循环氢图1 装置简要工艺流程图（2）装置产品品种多，操作灵活，可以满足业主多种需求。
该装置的主要产品多达八种，分别为轻石脑油、重石脑油、航煤、柴油、乙烯原料及轻、中、重质润滑油料。
催化裂化装置反应再生及分馏系统工艺设计方案催化裂化装置是石油加工中重要的生产设备之一，可以将重油分解成轻质石油产品，是石油化工行业中重要的石油加工工艺。
催化裂化装置反应再生及分馏系统是催化裂化装置中关键的工艺部分，其设计方案对于催化裂化装置的运行效率起着至关重要的作用。
本文将对催化裂化装置反应再生及分馏系统工艺设计方案进行详细的讨论。
一、反应系统设计方案1.反应器类型：催化裂化装置反应器主要有固定床反应器和流化床反应器两种类型。
固定床反应器适用于生产规模较小的装置，具有投资成本低、操作稳定的优点；而流化床反应器适用于大型装置，具有热传递效率高、活性热阻小的优点。
2.反应器温度和压力：催化裂化反应需要在一定的温度和压力下进行，反应温度要保持在适宜的范围内，以保证反应的高效进行。
反应压力的选择要考虑反应器的强度和催化剂的稳定性。
3.反应催化剂选择：选择合适的反应催化剂是反应系统设计的关键之一、催化裂化反应中常用的催化剂有钌、钼氧化物和钽和小晶粒分子筛等。
选择催化剂时要考虑其稳定性、寿命和性能等因素。
二、再生系统设计方案1.再生气体选择：催化裂化装置再生系统需要使用再生气体来去除催化剂上的积炭物质。
常用的再生气体有空气、氧气和水蒸汽等。
再生气体的选择要综合考虑催化剂的特性和再生设备的技术要求。
2.再生温度和压力：再生温度对催化剂的再生效果有重要影响，要选择合适的再生温度，以保证催化剂的活性能得到有效的恢复。
再生压力的选择要考虑再生设备的设计和操作要求。
3.再生设备选择：再生设备主要有再生炉和再生器两种类型。
再生炉适用于小型装置，具有结构简单、操作方便的优点；再生器适用于大型装置，具有稳定的再生效果和高效的催化剂循环的优点。
三、分馏系统设计方案1.分馏塔类型：催化裂化装置的分馏塔主要有常压塔和减压塔两种类型。
常压塔适用于生产重质油品，具有生产成本低、操作稳定的优点；减压塔适用于生产轻质油品，具有产品质量好、产品收率高的优点。
催化裂化装置工艺设计首先，原料质量和种类是影响催化裂化装置工艺设计的重要因素。
通常采用轻、重质石油原料的混合物作为原料。
轻质原料具有较低的沸点，裂解产物中主要是轻质石油产品，适合生产汽油等产品；重质原料具有较高的沸点，裂解产物中主要是重油和沥青，适合生产柴油、燃料油等产品。
其次，催化剂的选择对催化裂化装置的性能和效果至关重要。
一般采用微孔沸石作为催化剂，因其具有大的比表面积和良好的热稳定性。
催化剂的选择和添加量需要根据原料和产品要求进行调整。
第三，反应条件的控制是确保催化裂化反应正常进行的重要因素。
通常需要在高温（450-550℃）和高压（0.5-5MPa）条件下进行催化裂化反应。
此外，还需要控制原料进料速度和催化剂循环率，以维持反应的稳定性和高效性。
热和质量平衡也是催化裂化装置工艺设计中需要考虑的因素。
在反应过程中，会产生大量的热量，需要合理设计冷却和加热系统，以保持反应器的温度在适宜范围内。
此外，还需要注意催化剂的再生和更换，以维持催化裂化装置的连续运行。
产品分离和回收是催化裂化装置工艺设计的另一个重要方面。
在反应结束后，需要通过分离设备将裂解产物中的各种石油产品进行分离和回收。
一般采用串级分离或者精馏法进行产品分离。
总之，催化裂化装置的工艺设计需要考虑多个方面的因素，包括原料质量和种类、催化剂选择、反应条件控制、热和质量平衡、产品分离和回收，以及安全性和环保要求。
只有综合考虑这些因素，并进行合理的设计和优化，才能实现高效、稳定和经济的催化裂化装置。
0.25Mt/a乙烯裂解装置工艺摘要乙烯裂解炉是乙烯生产中的关键设备，其平稳、安全、高效运行对乙烯生产过程具有举足轻重的作用，因此对乙烯裂解炉装置实施工艺条件选择、操作优化具有重要的理论和实际意义。
本设计主要是设计年产25万吨的乙烯装置工艺。
烯烃裂解技术是将较高级烯烃转化为乙烯、丙烯等较低级烯烃的烯烃转换技术。
其工艺以烯烃的热力学平衡为基础，采用一种合适的催化剂(如改性的ZSM-5或其它类型的沸石)，把C4和C5等高碳烯烃转换为低碳烯烃(主要为乙烯、丙烯和丁烯)。
低碳烯烃具体组成与原料烯烃的碳数无关，由反应条件和催化剂决定。
通常使用的原料为蒸汽裂解装置的C4和C5馏分、FCC装置的C4馏分和汽油中的C5馏分。
由于原料中的二烯烃易产生结焦，因此应预先将其选择性加氢转化成烯烃。
首先介绍了国内外乙烯工业现状及发展趋势，以及乙烯技术进展。
然后介绍了生产乙烯的各种方法，乙烯工艺流程的简述,尤其是裂解部分，压缩和分离部分进行了详细的叙述。
本设计采用的是管式裂解炉，因此对管式裂解炉进行了详细的叙述。
最后对设备的物料及能量进行了计算，并讨论了本设计的不足。
关键词：发展状况，生产技术，工艺流程，裂解炉1.概述1.1国内外乙烯发展的状况1.1.1世界乙烯产需概况及展望1.1.1.1世界乙烯工业现状2004年世界乙烯生产能力11290万吨，产量10387 万吨，主要集中在欧美发达国家。
乙烯工业随着全球经济形势呈现周期性变化。
1988~1995年乙烯工业处于快速发展时期。
世纪之交，受亚洲金融危机等一系列政治、经济事件的持续影响，乙烯工业增速放缓。
2003年下半年以来，全球经济逐步复苏、中国等发展中国家经济增势强劲，乙烯工业呈现产能趋紧，价格回升，效益上扬的势头。
乙烯工业日趋走向成熟。
欧美等发达国家已进入产业成熟期。
发展中国家正处于集约化经营的产业升级换代时期。
中东等地产油国逐步成为产业发展新兴力量。
乙烯工业规模化、集约化经营日趋明显。
二催化运行总结及装置长周期运行初探一、前言独山子石化公司二催化装置建设与1994年10月，为高低并列式提升管蜡油催化裂化，设计加工能力50万吨/年，经改造目前加工能力可达到60万吨/年，并根据装置热平衡情况开始掺炼部分减压渣油，催化剂单耗0.30～0.60kg/t原料。
目前本套装置主要用于平衡全厂馏分油，根据全厂馏分油平衡情况进行周期性开工，最近一次开工是2010年7月到2010年9月，累计开工60天，累计加工原料90118吨，催化剂单耗为0.58kg／t。
二、上一周期操作中出现的问题分析2.1催化剂跑损本次开工共补充催化剂50吨，平衡剂6吨，三旋回收至V106催化剂细粉2吨。
其余被烟气和外甩油浆带走。
开工期间，油浆固体含量在2.0～3.0 g/L之间见图-1，油浆外甩总计5400t，油浆固体含量平均在2.6g/L，油浆外甩带走催化剂总计14t。
烟气携带催化剂跑损40t左右，计算催化剂单耗0.47kg/t。
本次二催化开工，为了平衡全厂馏分油平衡装置大负荷生产，主风量在480000Nm3/h左右，最高达到51000Nm3/h，计算数据见表-1可知：当风量大于470000 Nm3/h时，二级旋风器入口线速已超过设计最大线速23 m/s（一、二级旋风器入口设计线速在18～23 m/s），二级旋风器线速已超过设计最大线速，二级旋风器分离效果变差，分析认为这是导致催化剂跑损量增大的主要原因。
表-1再生器旋分器线速计算2.2V201入口温度高V201入口温度工艺要求控制不大于50℃，本次开工时间在7到9月，当地气温较高，再加之设备间歇开停，导致冷换设备运行工况不佳，V201入口温度较高，一直在52℃上下徘徊，历史趋势见图一：图一V201入口温度由于V201入口温度较高，容易进入压缩机的富气中重组分增加，停工打开气压机发现叶片有部分类似焦炭的物质。
2.3E304冷却负荷不足，导致排放不凝气简要工艺流程见图二图二V302相关流程相关控制参数历史趋势见图三图三不凝气排放历史趋势由上图可知V302入口温度一直在45℃左右，T303压力控制在1.1MPa左右，不凝气排放基本都开，造成液化气组分浪费，排不凝气对液化气中丙烯含量影响尤其明显。
“催化裂化”装置简单工艺流程“催化裂化”装置由原料预热、反应、再生、产品分馏等三部分组成，其工艺流程见下图，主要设备有：反应器、再生器、分馏塔等。
1、反应器（又称沉降器）的总进料由新鲜原料和回炼油两部分组成，新鲜原料先经换热器换热，再与回炼油一起分为两路进入加热炉加热，然后进入反应器底部原料集合管，分六个喷嘴喷入反映器提升管，并用蒸汽雾化，在提升管中与560～600℃的再生催化剂相遇，立即汽化，约有25～30%的原料在此进行反应。
汽油和蒸汽携带着催化剂进入反应器。
通过反应器，分布板到达密相段，反应器直径变大，流速降低，最后带着3～4㎏/㎡的催化剂进入旋风分离器,使其99%以上的催化剂分离,经料腿返回床层,油汽经集气室出沉降器,进入分馏塔。
2、油气进入分馏塔是处于过热状态,同时仍带有一些催化剂粉末,为了回收热量,并洗去油汽中的催化剂,分馏塔入口上部设有挡板,用泵将塔底油浆抽出经换热及冷却到200～3000C,通过三通阀,自上层挡板打回分馏塔。
挡板以上为分馏段,将反应物根据生产要求分出气体、汽油、轻柴油、重柴油及渣油。
气体及汽油再进行稳定吸收,重柴油可作为产品,也可回炼,渣油从分馏塔底直接抽出。
3、反应生焦后的待生催化剂沿密相段四壁向下流入汽提段。
此处用过热蒸汽提出催化剂,颗粒间及表面吸附着的可汽提烃类,沿再生管道通过单动滑阀到再生器提升管,最后随增压风进入再生器。
在再生器下部的辅助燃烧室吹入烧焦用的空气,以保证床层处于流化状态。
再生过程中,生成的烟通过汽密相段进入稀相段。
再生催化剂不断从再生器进入溢流管,沿再生管经另一单动滑阀到沉降器提升管与原料油汽汇合。
4、由分馏塔顶油气分离出来的富气,经气压机增压,冷却后用凝缩油泵打入吸收脱吸塔,用汽油进行吸收,塔顶的贫气进入二级吸收塔用轻柴油再次吸收,二级吸收塔顶干气到管网,塔底吸收油压回分馏塔。
5、吸收脱吸塔底的油用稳定进料泵压入稳定塔,塔顶液态烃一部分作吸收剂,另一部分作稳定汽油产品。
年加工60万吨重油催化裂化装置生产工艺设计（反应－再生系统）一．工艺流程概述1.反应部分工艺流程以往设计采用新鲜原料与回炼油混合进料，本设计采用分段进料，将新鲜原料用途回炼油分开。
提升管底部设有预提升蒸汽和提升蒸汽（或干气）。
从再吸收塔来的部分脱前干气经流控阀和提升管底部的莲蓬式分布器进入提升管，与预提升蒸汽等作提升介质，将从再生器来的约640—700℃的再生催化剂提升到进料位置。
提升管反应器进料有下而上依次是新鲜原料、回炼油、回炼油浆、急冷（含硫污水或除盐水）、和急冷油（可以是粗汽油、轻柴油）进料喷嘴。
新鲜原料和回炼油分为几路，每路设有流量控制阀，每路在分两支，每支路又加流量指示，以保证各路进料流量均匀，然后经过相应的进料喷嘴进入提升管反应器。
从油浆泵来的约350℃的部分油浆经流控阀和油浆进料喷嘴进入提升管，其雾化蒸汽上设有限流孔板。
除盐水或分馏含硫污水泵来的部分含硫污水经流控阀雾化进入提升管。
从分馏部分来的急冷油经流控阀和急冷油喷嘴、经雾化蒸汽后进入提升管。
根据原料性质和产品质量、产品分布要求，用再生单动滑阀自动控制提升管（或聚气室）出口温度约480～510℃从沉降器顶旋风分离器和提升管出口快速分离器分离下来的催化剂进入提升管，与汽提蒸汽逆流接触，置换出的催化剂颗粒间孔隙内油气汇合进入沉降器顶旋风分离器。
沉降器汽提段料位由待生单动滑阀自动控制。
根据生产要求，用流控阀控制汽提蒸汽流量。
重油催化裂化装置多使用金属钝化剂。
金属钝化剂用量由计量泵从储罐中抽出，根据原料性质和平衡催化剂污染情况，按一定比例与新鲜原料混合后进入提升管反应器。
采用非水溶性金属钝化剂，还需打入一定量的柴油，以提高注入管线的线速度，防止管线堵塞。
2.再生部分工艺流程来自沉降器汽提段的待生催化剂经待生催化剂分布器进入再生器床层，与贫氧主风逆流接触，烧掉催化剂上的大部分氢和碳，然后与从主风分布管来的主风接触，烧焦后的再生催化剂经再生器底部的淹流管排出再生器。
1催化裂化反再系统工艺设计催化裂化再生装置形式单段再生的再生器的基本形式如图1所示[11]。
图23 设计计算3.1 基础数据处理量：130万吨/年，年开工按8000小时计，其它数据见表1、2、3、4、5表1基础数据表处理量t/a 1300000 焦碳产率%11.2烟气中氧气量%3.0焦中氢碳比（重） 7/93空气相对湿度% 56 大气温度℃15大气压力KPa 101 再生剂含碳量% 0.06表2 原料和产品性质项目原料有汽有柴有回炼有比重d2040.8957 0.7477 0.8541 0.9027恩氏蒸馏10﹪93 236 403 30﹪112 255 419 50﹪132 286 433 70﹪152 317 450 90﹪173 349 489残炭w﹪ 4.34回炼比：0.5υ100（厘斯）27.50苯胺点121.00表3 产品收率产品总气体汽有柴有焦炭合计产率w﹪12.0 40.1 36.7 11.2 100表4 气体组成组分H2H2S C01 C02 C=2C03 w﹪ 5.04 0.29 5.13 4.75 4.09 5.23 组分C=3IC04NC04C=4-1IC=4TC=4-2C=4-22w﹪22.14 12.17 3.71 20.25 9.6 7.6表5 催化剂组成孔体积骨架密度充气密度筛分组成wt﹪ml/g g/ml g/ml ＜20µ 20～40µ 40～80µ 80～110µ ＞110µ 0.146 2.86 0.85 7.1 20.2 60.5 11.2 1.0 3.2 再生部分计算3.2.1 燃烧计算(1) 焦中碳量、氢量及硫量烧焦量=1300000×11.2%=18200 kg/h先计算干气平均分子量M=34×0.29+2×5.04+16×5.13+30×4.75+28×4.09+44×5.23+42×22.14+58×12.17+56×9.6+56×7.6+56×20.25+58×3.71=45.06 kg/kmol焦中硫含量=原料中硫含量-干气中硫含量即1300000×0.13%―1300000×12.0%×0.29%×32÷45.06=171.566 kg/h=5.36 kmol/h则烧碳量=(18200-171.57) ×93%=16766.44kg/h=1397.2 kmol/h烧氢量=(18200-171.57) ×7%=1262kg/h =631 kmol/h(2) 烧焦需空气量和燃烧产物量3①理论耗O2量碳生成二氧化碳耗氧量=1397.2×1=1397.2 kmol/h氢生成水耗氧量=631×0.5=315.5 kmol/h硫生成二氧化硫耗氧量=5.36×1=5.36 kmol/h理论耗氧量=1397.2+315.5+5.36=1718.06 kmol/h=54977.92 kg/h②燃烧产物量碳生成CO2量=1397.2 kmol/h=61476.8 kg/h氢生成H2O量=631 kmol/h=11358 kg/h硫生成SO2量=5.36mol/h=343.04 kg/h③理论干空气量理论氮气量=1718.06×79/21=6463.18kmol/h=180969kg/h 理论干空气量=1718.06×32+6463.18×28=235947 kg/h空气相对分子量=235947÷8181.24=28.84 kg/kmol④实际干空气量烟气中过剩氧体积3%则：3%= O2过/（理论干烟气量+ O2过+ N2过）= O2过/（CO2+N2理+SO2+ O2过+ N2过）= O2过/(1397.2+6463.18+5.36+ O2过+ O2过×79/21) 故：O2过=275.3 kmol/hN2过=275.3×79/21=1035.7 kmol/h4过剩干空气量=275.3+1035.7=1311 kmol/h实际干空气量=8181.24+1311=9492.25kmol/h=273756.45 kg/h⑤湿空气量（主风量）大气温度15℃，相对湿度56%，查《石有加工工艺学》中册图6—29，得绝对湿度为0.009kg水汽/kg干空气空气带入水量=273756.45×0.009=2463.81kg/h=136.88 kmol/h湿空气量=9492.25+136.88=9629.13kmol/h=215692.5 [m3（N）/h]=3594.87 [m3（N）/min]此即正常主风量依此量×110%，可作为选主风机的依据:3594.87×110%=3954.4[m3（N）/min]故选D800–33型主风机6台并联。
独山子石化千万吨炼油及百万吨乙烯项目裂解炉装置文件名称：施工组织设计文件编号： ZYLJ/独山子裂解炉-00-ZZ文件类别： 00中国石油天然气第六建设公司独山子项目部目录1.0 工程概况及施工特点1.1 编制依据1.1.1 《中国石油独山子石化公司改扩建炼油及新建乙烯工程乙烯装置裂解炉安装工程投标文件（技术部分）》（2006-09-12）。
1.1.2 上海惠生化工工程有限公司提供的程序文件及交底要求；1.1.3 国家现行法规和行业有关施工验收规范；1.1.4 公司质量保证手册和管理制度；1.2 工程简介1.2.1 概况工程名称：独山子石化千万吨炼油及百万吨乙烯裂解炉装置安装工程（DREP）建设单位：中国石油天然气独山子石化分公司EPC单位：中国寰球化学工程公司PC单位：上海惠生化工工程有限公司施工单位：中国石油天然气第六建设公司监理单位：新疆独山子众恒建设项目管理有限公司质监单位：石油天然气独山子质量监督站工程地点：独山子石化千万吨炼油及百万吨乙烯工程施工现场工期： 2006年10月5日开工，2008年5月30日中交工程概况：装置主要由8台15万吨乙烯裂解炉、炉前管廊和锅炉给水区、设备、机泵组成。
该装置采用德国LINDE公司的TRC型裂解炉，裂解炉有一个对流室和两个辐射室。
对流段由锅炉给水预热1/2、原料预热Ⅰ、原料预热Ⅱ，稀释蒸汽过热、高压蒸汽过热段1/2、高温对流段Ⅰ、高温对流段Ⅱ各段组成。
每个辐射室内设有48套PyroCrack1-1型辐射炉管（分为4组，分别与4台线性急冷换热器TLE相连）；每个辐射室设置48个底部烧嘴和128个侧壁烧嘴。
1.2.2 现场自然条件新疆克拉玛依市独山子区地处新疆北疆西部中心、亚欧大陆腹地，远离海洋，属于典型的北温带干旱大陆性气候，夏季炎热，冬季严寒，降水量少蒸发量大，空气干燥，年温差大，光照充足，无霜期长。
主要气象参数如下：3.2.1 气温：年平均气温 7.5℃年极端最高气温 41.2℃年极端最低气温 -37.3℃最热月（七月）平均气温 26.0℃最冷月（一月）平均气温 -16.4℃最热月平均最高气温 33.5℃最冷月平均最低气温 -24.7℃连续最热三天平均气温 33.9℃连续最冷五天平均气温 -32.9℃3.2.2 降水：最大日平均降雨量 41.5mm年平均降雨量 198.8mm年最大年降雨量 292.0mm年最小年降雨量 108.7mm 3.2.3 蒸发量：年平均水面蒸发量 1269.2mm月最大水面蒸发量 1700.8mm月最小水面蒸发量 935.5mm 3.2.4 湿度：年平均相对湿度 58%最小相对湿度 0%最大相对湿度 100% 3.2.5 气压：基本气压 0.66kN/m2多年平均气压 946kPa 3.2.6 风况：全年主导风向 W风，频率11％全年次主导风向 SW风，频率8％夏季主导风向 SW风，频率10％冬季主导风向 W风，频率11％静风频率 18％年平均风速 2.7m/s瞬间最大风速 38.4m/s夏季室外风速 3.5m/s冬季室外风速 1.6m/s3.2.7 雪：多年平均降雪初日为10月下旬，终日为4月上旬年平均降雪量 36.3mm年最大降雪量 48.3mm年最小降雪量 14.4mm平均积雪厚度 210mm最大积雪厚度 400mm雪载荷（50年一遇） 0.55kN/m2最大冻土深度 1570mm3.2.8 雷暴：年平均雷暴日数 21天3.2.9 地质、地震条件天然地基（挖方区）承载力特征值 500～700kPa人工地基（填方区）承载力特征值 400kPa地震基本烈度 8度设计基本地震加速度 0.2g1.3 主要工程实物量本工程共有：8台15万吨乙烯裂解炉，炉前管廊、锅炉给水的设备、机泵及配套电气、仪表、防腐、保温。
