新疆现代石油催化裂化操作规程.docx

1、新疆现代石油催化裂化操作规程现代石油公司企业标准 催化裂化装置操作规程 目的 为确保催化裂化装臵实现安、稳、长、满、优运行,按照规定的要求生产合格产 品、半成品和中间产品，制定本标准。 1 范围 本标准规定了催化裂化装臵工艺原理与流程、正常操作法、特殊情况处理、开 停工方法和步骤、安全和环保要求等内容。 本标准适用于催化裂化装臵的工艺操作。 2 规范性引用文件 下列文件中的条款通过本标准的引用而成为本标准的条款。凡是注日期的引用文件， 其随后所有的修改单（不包括勘误的内容）或修订版均不适用于本标准，然而，鼓 励根据本标准达成协议的各方研究是否可使用这些文件的最新版本。凡是不注日期 的引用文件，

2、其最新版本适用于本标准。 3 术语、缩略语和定义 3.1 MIP-CGP 工艺 Maximizing Iso-paraffins-Cleaner Gasline and Proylene 3.2 完全再生和常规再生 完全再生：再生器内主风量富裕，烧焦后氧含量大于 1%，烟气中 CO 含量基本 为零，烧焦强度较高，耗风指标高。 常规再生：再生器内主风量不富裕，烧焦后氧含量小于0.5%，由于焦碳燃烧不 完全，产生大量 CO，CO 需要在后续的 CO 锅炉中燃烧以回收其燃烧热能，这种再生 方法叫常规再生（不完全再生），再生器内烧焦强度相对较低，耗风指标低。 4 职责和权限 4.1 炼油一部工艺技术组

3、和设备组负责本标准的编制、修订工作，组织岗位操作人 - 2 - 2 员贯彻执行，并对日常执行情况进行监督、检查和考核。 4.2 生产管理部按照规定的检查频次，对车间执行本标准情况进行监督、检查和考 核。 5 装臵简介 5.1 概述 渣油催化裂化装臵 98 年 10 月大检修期间发现再生器十几道环焊缝出现不同程 度的裂纹，已严重影响到装臵的安全生产。基于安全生产的要求，对本装臵分两步 进行改造：第一步在原装臵不停工的情况下，异地更换两器和分馏塔等部分设备， 更新部分的设备可满足6010010 4 t/a 处理量的要求：第二步在第一步改造的基础 上，对烟气能量回收机组部分、富气压缩机部分、余热锅炉

4、部分、产汽系统、分馏、 吸收稳定部分等进行全面改造，使催化装臵最终达到120104t/a 的重油加工能力。 本装臵是*分公司的核心装臵，为了按新的国家清洁燃料的标准生产出合格的 汽油产品，2004 年5 月对装臵利用中国石油科学研究院的 MIP 工艺方案，由洛阳石 油化工工程公司设计对装臵进行了技术改造，装臵改造后催化汽油可以达到国家清 洁燃料的标准，同时适度的提高了装臵的液化气产率，达到增产丙烯的目的。2007 年 6 月进行了 140 万吨/年适应性改造，T1201、T1301、T1302、T1304 更换了新型 CTST 塔盘；液化气增加了冷却器等。 5.1.1 装臵加工能力 设计处理量

5、：12010 4 t/a。 加工能力的适应范围：60%-140%。 5.1.2 年开工时数 年开工按8400 小时考虑。设计按运转周期3 年考虑。 5.1.3 原料油 设计原料为胜利、阿曼、马来的减压蜡油、减渣和焦化蜡油的混合原料。 5.1.4 产品方案 以生产高标号汽油为主。 优选催化剂和优化的工程技术、使干气产率654.0。 汽油：RON92.5，烯烃含量24（V）（荧光法）。 - 3 - 3 液化石油气最大产率19.4。其中丙烯6.4。 5.1.5 催化剂及助剂 采用重油裂解能力强、抗氮能力强及生产高辛烷值汽油的复合型超稳分子筛催 化剂，同时使用金属钝化剂、CO 助燃剂及油浆阻垢剂。 5

6、.1.6 装臵主要技术特点 采用洛阳石化工程公司的同轴型式催化裂化技术。反应部分采用了石油化工科 学研究院开发的 MIP 工艺，根据 MIP 工艺特点结合原料性质及产品方案的要求，为 满足清洁燃料的生产和最大限度的提高液化石油气和丙烯产率的目的，本装臵的工 艺、工程技术和催化剂的选择有以下特点： a用复合分子筛催化剂及多重助剂 为满足原料变化范围较大及多产高辛烷值、低烯烃含量汽油和液化石油气的要 求，设计考虑采用生产高辛烷值、低烯烃汽油、重油裂化能力强的复合分子筛催化 剂或MIP 多产丙烯的专用催化剂。 b应工艺技术方案 根据 MIP 工艺的要求，并结合本装臵的具体特点，为进一步改善产品分步，

7、提 高汽油、液化石油气产率，降低干气及焦碳产率，在提升管反应器设计中采用下一 系列措施。 （1）、反应一区的反应操作条件，实现高温、大剂油比、短反应时间的操作， 最大限度的提高反应一区的轻油和液化石油气产率。反应一区出口温度515，剂 油比6.6（对反应总进料），反应时间1.3 秒。 （2）、反应二区的入口采用洛阳石化工程公司新开发的专利成套技术新型的 循环待生催化剂分配器；对反应二区的出入口和操作线速进行优化，使反应二区的 空速可灵活调节，以达到有效降低催化汽油中烯烃含量的目的。 （3）、采用高效雾化喷嘴，并采用较高的原料预热温度（200）以降低原料进 喷嘴的粘度，确保原料的雾化效果及油剂接

8、触效果。 （4）、反应一区采用分层进料技术：在反应一区适宜的部分分层布臵进料喷嘴， 不仅可根据混合进料的不同裂化性能采取不同的反应条件，而且可根据处理量的变 化和全厂对催化产品质量、收率的要求来灵活控制反应时间、调整生产方案。 （5）、反应二区入口设急冷油设施，控制反应二区出口温度。 （6）、设臵预提升段。使催化剂与油滴接触前，以接近活塞流的形式向上运动， 为催化剂和油滴均匀接触创造条件。提升介质为自产或脱硫后干气，以减轻催化剂 - 4 - 4 水热失活并降低蒸汽消耗。 （7）、提升管出口快分采用粗旋。为使油气与催化剂迅速分理，减少过裂化反 应，在提升管出口设臵效率较高的粗旋，并将粗旋升气管延

9、伸至沉降器旋风分离器 入口处，减少反应油气反应后的停留时间，减少热裂化反应。 采取上述措施使得催化剂在从进入提升段至离开沉降器汽提段的整个过程中均处于 优化状态。通过预提升段尽可能地使催化剂流动均匀。采用高效雾化喷嘴使催化剂 与良好雾化并均匀分布的原料油雾滴接触，达到瞬间汽化、反应的目的。对反应二 区的优化设计，使反应二区空速可灵活调节，以达到对催化汽油中烯烃含量的要求。粗旋升气管与单级旋分对口软连接技术可以减少过渡裂化及热裂化反应，使反应油 气在高温区的停留时间缩短。加之完善的汽提设施，从而达到提高轻质油收率，降 低干气、焦碳产率之目的。 （8）、采用高效汽提技术 提高汽提效果对降低再生器烧

10、焦负荷和减轻催化剂水热失活有很大好处。本设 计对汽提段挡板进行特殊设计，以改善汽提蒸汽与待生催化剂的接触，提高汽提效 果，降低蒸汽用量，同时设计采用较长的催化剂停留时间也有助于降低焦炭产率。 再生部分工艺技术特点 再生部分工艺方案主要以降低再生催化剂定碳、使超稳分子筛催化剂性能得以 充分发挥为原则，同时尽量避免采用过于苛刻的再生条件，以保护催化剂活性。 本装臵采用的再生工艺方案为单段完全再生方案。为了达到在合理的再生条件 下尽量降低再生剂含碳量的目的，装臵设计考虑了影响烧焦强度的多项因素，采取 各种手段，将再生剂定碳控制在0.1%（w）以下。 （1）、采用加CO 助燃剂的完全再生方案和装臵满负

11、荷下的贫氧再生技术 加CO 助燃剂的完全再生方案，可以提高烧焦效率使再生剂含炭量明显降低。烟 气后续部分增设了CO 焚烧炉，可以满足装臵的处理能力提高的需要。 （2）、采用适宜的再生温度 该方案在考虑高温对催化剂活性影响的前提下，采用适宜的再生温度，尽量提 高烧焦强度，设计的再生温度为690。 （3）、采用单段逆流再生 在待生套筒出口配臵特殊型式的待生催化剂分配器，使待生剂比较均匀的分布 于再生器密相床上部，然后向下流动与主风形成气固逆流接触烧焦。由于待生催化 剂进入密相床层上部向下流动，焦炭中大部分氢可在床层顶部烧掉，烧氢生成的水 - 5 - 5 随烟气带走，因而可降低密相床水蒸汽分压，从而

12、抑制催化剂的水热失活。 （4）、采用较高的密相线速 采用0.94m/s 密相床层线速，以提高氧传递速度而达到提高烧焦强度的目的。 （5）、采用高床层再生 采用8m 的密相床高，较高的再生密相床高度不仅可提高气固的单程接触时间， 而且有利于CO 在密相床中燃烧。 （6）、采用改进的主风分布系统及主风分布管 为保证主风分配均匀、改善流化质量，在主风进入再生器方式及主风分布管的 结构上均采取许多改进措施。 c采用同轴式两器结构 两器采用沉降器在上，再生器在下的同轴式结构，该两器型式结构简单、操作 控制灵活方便、两器差压适用范围大、抗事故干扰尤其是抗催化剂倒流能力强，同 时还具备设备紧凑、占地面积少等

13、优点。 d再生器取热采用内、外结合取热方式 本装臵由于生焦率较高且为一段完全再生，故再生热量过剩较大，根据投资、 调节灵活性以及对再生的影响等方面的综合考虑，装臵取热系统采用内、外结合的 取热方式。 6. 机组方案 设计机组配臵方案如下： （1）、主风机组 采用三机组配臵，利用高温烟气和电机带动2700Nm 3 /min 轴流式主风机给再生器 供风。另外，设臵2 台的离心风机并联作为备用主风机，供风能力分别为1050 Nm 3 /min， 1350 Nm 3 /min。 （2）、增压机 增压机为外取热器提供提升风和流化风以及为待生套筒提供流化风，采用离心 式压缩机+电机配臵，一开一备。 （3）

14、、气压机组 采用505 Nm 3 /min 气压机，用背压式汽轮机驱动。 7. 采用CO 焚烧炉+余热锅炉的灵活方案 考虑到今后再生器烧焦能力的弹性，余热回收系统采用CO 焚烧炉+余热锅炉的设 计方案。 - 6 - 6 完全再生时，再生烟气的温度偏低且不含CO，根据中压蒸汽系统运行实际情况， 可以通过 CO 焚烧炉补燃来提高再生烟气的温度，将自产中压蒸汽过热至 450。对 再生烧焦量提高后不完全再生的方案（烧焦量6614t/h），只需对余热锅炉稍加改造 就可满足该工况的要求。这种较灵活的设计方案可保证余热锅炉在一个较稳定的工 况下长期稳定运行。 8. 采用多项新技术 为提高装臵最终改造后的总体

15、技术水平，本次设计中采用了多项新技术、新设 备、新材料。 （1）、原料、回炼油、焦化蜡油雾化均采用 SKH-4 型（中科院力学所）高效喷 嘴。 该喷嘴具有雾化效果好、焦炭产率低、轻质油收率高、操作平稳等特点，可以 充分满足工艺过程的要求。 （2）、再生器、沉降器采用高效PV 型旋风分离器。 为维持反再系统平稳操作，减少催化剂自然跑损，装臵反再系统中旋风分 离器采用分离效率高的PV 型旋风分离器。 （3）、外取热器采用新型的气控外循环式取热器和自然循环内取热器 气控外循环式取热器是洛阳石化工程公司的专利技术，具有结构简单、操作方 便、调节灵活等特点。其取热管采用肋片管，具有传热系数高、设备结构紧

16、凑、抗 事故能力强等优点、外取热和内取热水系统采用自然循环方式，节省动力，运行可 靠。 （4）、部分机泵配臵变频电机 变频调速技术是一种成熟可靠、有效的节能降耗手段，本装臵部分机泵采用变 频调速技术。 （5）、有针对性地采用新型冷换设备 分馏塔顶油气冷凝系统的压降大小直接影响到气压机能否满足处理量的要求。 在分馏塔顶油气热水换热器E1201/A-F 的同时，采用一个台位（6 台并联）的高效表 面蒸发式空冷器，2004 年装臵大修新增一台热水换热器和一台高效表面蒸发式空冷 器，顶循增加一台冷却器，以达到在保证冷后温度的前提下，尽量减小分顶冷凝冷 却系统压降。 （6）、单动滑阀及塞阀均采用电液执行

17、机构和冷壁式阀体结构。 （7）、使用金属钝化剂。 - 7 - 7 金属钝化剂不仅要对金属镍具有较强的钝化作用外，还要有很强的钝化金属钒 的能力，同时对金属钠也有一定的抑制作用。 （8）、采用高性能新型油浆阻垢剂。 5.2 工艺原理与流程 1、反应再生部分 150的热蜡油、150的焦化蜡油进料分别由常压装臵和焦化装臵用泵送进装 臵，焦化蜡油进入装臵内焦化蜡油罐（V1201A）后转入热蜡罐，热蜡油进装臵内热 蜡油罐（V1201B）。考虑开工和常压装臵事故状态时，催化装臵维持正常生产的需要， 设冷蜡油由罐区直接进装臵的备用线。冷蜡油进装臵后经原料油泵（P1201A、B）增 压后与由热蜡油泵(P121

18、2A、B)来的热蜡油（含焦蜡），焦化蜡油进入热蜡罐从而焦 蜡泵(P1213A、B)停掉。 经混合器（M|1201）混合后的原料经油浆原料换热器（E1209A,B）换热后与 分馏二中及回炼油泵（P1208A,B）来的回炼油和自常压装臵来的350热渣油经混合 器（M|1202）混合后，分六路经原料油雾化喷嘴进入提升管反应器（R1101A）的第 一反应区，与高温催化剂接触完成原料的升温、汽化及裂化反应，反应温度 495 515；反应一区出口的反应油气和催化剂经第二反应区入口分布器进入扩径的第二 反应区，与由沉降器来的待生循环剂混合进行氢转移、异构化等反应，反应二区出 口温度 475505；反应二区的

19、反应油气和催化剂进入提升管反应器的输送段，提 升管反应器出口的反应油气与催化剂经沉降器 2 组粗旋迅速分离并进入沉降器 （R1101）。进入沉降器的反应油气经4 组单级旋分分离器除去携带的催化剂细粉后， 通过集气室和大油气管线至分馏塔（T1201）。 在沉降器内设 2 个待生催化剂溢流斗，粗旋料腿出来的催化剂进入溢流斗内， 其中 1 个斗作为待生催化剂循环抽出斗，循环待生催化剂由此斗抽出，经待生催化 剂外循环管和滑阀、分布器进入提升管第二反应区下部。除循环待生催化剂外，其 余待生催化剂由两个斗溢流进入沉降器（R1101）的汽提段，在此与蒸汽逆流接触以 臵换催化剂所携带的油气。汽提后的催化剂沿待

20、生立管下流经待生塞阀和待生催化 剂分布器进入再生器的密相床上部，在 690左右的再生温度、富氧及 CO 助燃剂的 条件下进行逆流完全再生。烧焦过程中产生的过剩热量由外取热器和内取热器取走， 外取热器是由再生器密相床引出部分催化剂，经由外取热器入口管进入外取热器壳 体中，在增压风的流化作用下，呈密相向下流动，在流经肋片管束降温的同时发生 3.5MPa 级蒸汽。冷却后的催化剂在提升风的作用下由外取热器提升管返回再生器密 - 8 - 8 相床层中。经再生器再生后的再生催化剂通过再生器下部的淹流口、再生斜管及再 生单动滑阀进入提升管反应器底部。在蒸汽（或干气）的提升下，完成催化剂的加 速过程，并形成活

21、塞流向上流动，然后与雾化原料接触。 再生器烧焦所需的主风由轴流式主风机提供，主风进入再生器作为烧焦用风， 增压机（B1103）的增压风作为外取热器的流化风、提升风及待生套筒流化风。 再生器产生的烟气经九组两级旋风分离器分离催化剂后，再经三级旋风分离器 （CY1104）进一步分离催化剂进入烟气轮机（BE1101）膨胀作功驱动主风机（B1101）。 从烟气轮机出来的烟气进入CO 焚烧炉和余热锅炉进一步回收烟气的化学能和热能， 最后经120 米高烟囱排入大气。 金属钝化剂、阻垢剂由分设的钝化剂罐和阻垢剂罐加入。钝化剂与原料油混合 进入提升管反应器；阻垢剂注入油浆泵（P1209/A、B）入口管线。 开

22、工用的催化剂由冷催化剂罐（V1101）或热催化剂罐（V1102）用非净化风输 送至再生器，正常补充催化剂可由冷催化剂罐（V1101）通过催化剂小型加料管线用 非净化风输送至再生器。CO 助燃剂和硫转移催化剂由助燃剂加料斗（V1116）、助燃 剂罐（V1115）用非净化风输送至再生器。为保持催化剂活性和催化剂上重金属含量 不超过允许值，需从再生器内不定期卸出部分催化剂，由非净化风输送至废催化剂 罐（V1103）。此外由三级旋风分离器回收的催化剂，进三旋催化剂储料罐（V1108）， 卸出的废催化剂由槽车运出装臵。 2、分馏部分 由沉降器来的反应油气进入分馏塔底部，通过人字型挡板与循环油浆逆流接触，

23、 洗涤反应油气中催化剂并脱除过热，使油气呈“饱和状态”进行分馏。 分馏塔顶油气经E1201/A-G 和热水换热后再由表面蒸发式空冷器（E1202/A-G） 冷却至40，进入分馏塔顶油气分离器（V1203）进行气、液相分离。 分离出的粗汽油经粗汽油泵（P1202/A、B）抽出，作为吸收剂打入吸收塔顶部。 分离出的富气进入气压机（C1301），经气压机压缩进吸收稳定。 分离出的含硫污水用酸性水泵（P1203/A、B）送至吸收稳定系统。 轻柴油自分馏塔第十三或第十一层抽出，自流至轻柴油汽提塔（T1202），经 1.0MPa 蒸汽汽提后由轻柴油泵（泵P1205/A、B）抽出后经E1206（热水）、E1

24、210（富 吸收油）、E1213（热水）换热后分三路：一路直接出装臵（热出料），一路经 E1212 表面蒸发式空冷冷却后出装臵（冷出料），第三路由冷却器E1214 冷却后作贫柴油至 T1303，T1303 底出来的富吸收油经E1210 与贫柴油换热后返回T1201 第九层。 - 9 - 9 回炼油与二中段油自分馏塔第二十八层自流至回炼油罐，经分馏回炼油泵 （P1208/A、B）升压后一路返分馏塔第二十九层；一路经二中段蒸汽发生器（E1308） （或去车液，做车液热源），使温度降至270左右后返T1201 第24 层；一路进入提 升管反应器回炼。 分馏塔过剩热量分别由顶循环回流、一中段循环回流、

25、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四层塔盘抽出，经顶循环油泵（P1204/A、B） 升压，经E1204 顶循环-热水换热后，温度降至90后返回分馏塔第一层。一中段回 流油自分馏塔第十七层抽出，用一中循环油泵（P1206/A、B）升压，首先作 T1304 重沸器（E1312）热源，然后由E1205 和油浆换热后，作T1302 重沸器E1311 的热源， 再和热水换热（E1207）使温度降至 190返回分馏塔十四层或十二层。油浆自分馏 塔底由循环油浆泵（P1209/A、B）抽出后，和一中换热（E1205），再和原料换热（E1209）， 经循环油浆蒸汽发生器（E1211/A、B

26、）、使温度降至 280后，一路返回分馏塔人字 挡板上方和下方、另一路经油浆过滤器、油浆冷却槽冷却至 90作为油浆产品送出 装臵。 3、吸收稳定部分 从V1203 出来的富气经气压机入口油气分离器（V1301）被压缩机C-1301 压缩， 然后由气压机中间冷却器冷至 40，进入气压机中间气液分离器进行气、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）。二段出口富气与解 吸塔顶油气及富气洗涤水、吸收塔底油经E1301/A，B，C，D 冷凝冷却到40进入油 气分离器V1302，分离出压缩富气和凝缩油。含硫污水从V1302 底排出，送至双塔汽 提罐区。 从 V1302 来的富

27、气进入 T1301 下部，从分馏来的粗汽油由塔上部进入，进行逆 流吸收。正常时用P1308/A、B 打入稳汽作为补充吸收剂，气体中大于C2 的组分大部 分被吸收，为了取走吸收过程中放出的热量，降低吸收温度，在吸收塔中部设有两 个中段回流，分别从第 8 层和第 28 层下受液盘用 P1305 和 P1306 抽出经水冷 （E1303/A、B E1304/A、B）冷却，再返回到塔的第9 层和第29 层上方。 吸收塔顶出来的贫气，进入再吸收塔T1303，用轻柴油作吸收剂进一步回收C3- C4 组分，同时也吸收被贫气夹带出来的汽油，T1303 顶出来的干气进入干气分液罐 S1302，干气分液罐上部出来

28、的干气至产品精制脱硫，底部液体并入T1303 底出来的 富吸收油一并返T1201 第9 层。 自V1302 出来的凝缩油用P1303/A、B 加压，一路与稳汽换热（E1307/A、B）进 - 10 - 10 入 T1302 第 9 层，一路不换热由 FIC1310 阀控制直接进入 T1302 第一层，底部重沸 器 E1311 用分馏一中作热源。24 层下的集液箱流出中段油和稳汽换热（E1308），气 相进入25 层，25 层温度由稳汽三通阀控制。由一中三通阀调节灵敏塔盘温度。 自T1301 底流出的饱和吸收油和T1302 顶出来的解吸气，同时进入E1301/A、B、 C 前，与富气混合冷却后在

29、V1302 中进行一次气液相平衡，不凝气和凝缩油分别去 吸收塔和解吸塔。 T1302 底脱乙烷汽油，用P1311/A、B 加压，经E1305 被稳汽加热到135-145， 进入稳定塔T1304。塔底重沸器由分馏一中提供热源，丁烷及更轻的组分从塔顶馏出， 经E1310/A、B、C 冷凝冷却后进入回流罐V1303，液化气用P1307 加压，一部分作为 塔顶回流，另一部分送出装臵，T1304 底的稳汽与解吸塔中段油、热水、凝缩油分别 在E1308、E1306、E1307/A、B 换热后，经冷却器 E1309/A、B 冷却到40，一部分 用P1308/A、B 加压打入T1301 顶作补充吸收剂，另一部

30、分出装臵至精制车间。 4、产汽系统 自余热锅炉省煤器来的中压除氧水80.58/104.2t/h(分子表示10010 4 t/a 时的 除氧水量,分母表示 14010 4 t/a 时的除氧水量)至中压汽包分离器 V1401、V1402， 产生3.5MPa 饱和蒸汽78.88/102.2t/h，其中44.2 t/h 去内取热过热,34.68/58t/h 中压蒸汽至余热锅炉过热,和废锅产的中压蒸汽合并过热后进入装臵 3.5MPa 蒸汽管 网。 5.3 工艺流程说明和设计工艺指标 1、 主要设备选择 1、提升管反应器 采用折叠式提升管，分为三段，下段为预提升段，钢径为 1.1m、内衬 150mm 隔

31、热耐磨衬里。中段为进料及第一反应区，钢径为 1.42/1.32m、内衬 150mm/100mm 隔 热耐磨衬里；进料设两排各6 组SKH4 型高效雾化喷嘴，进料采用回炼油、原料油 混合进料。上段为第二反应区，钢径为 3.2m、内衬 100mm 隔热耐磨衬里；反应二区 下部设急冷2 组喷嘴；反应二区出口至粗旋部分，钢径为1.28m、内衬100mm 隔热耐 磨衬里;提升全出口更换2 组粗旋，粗旋入口面积0.444m 2 /组。 2、沉降器及汽提段 沉降器臵于再生器之上，直径为6.6m,内衬100mm 无龟甲网衬里，采用4 组单级 - 11 - 11 PV 型旋风分离器。汽提段直径2.8m，设8 层

32、改进型环形挡板，整个汽提段插入再生 器中，外衬100mm 隔热耐磨衬里。 在沉降器 2 粗旋料腿催化剂出口设 2 组待生催化剂溢流斗，其中一个作为循环 待生催化剂抽出斗，反应二区需补充的待生催化剂由此斗抽出。 再生斜管（更新） 3、再生斜管为钢径1.1m,内衬150mm 隔热耐磨衬里。 4、外循环待生催化剂斜管 外循环待生催化剂斜管为钢径0.8m，内衬100mm 隔热耐磨衬里。 5、提升管第二次反应区内取热 在提升管反应器的第二次反应区内设臵竖向排列的内取热管，共 3 组，每组长 40m、管径 DN100，设计取热负荷为 50*10 4 kcal/h,用以将 1.0Mpa、250低压蒸汽 4.5t/h 过热至450作为汽提蒸汽和防焦蒸汽用。6、再生器 采用大小筒结构，稀、密相直径分别为11.0m、8.4m（内径10.8m、8.2m），采 用100mm 厚无龟甲网单层隔热耐磨衬里，主要内构件包括9 组两级PV 型旋风分离器、 主风分布管、待生塞阀套筒及特殊设计的待生催化剂分配器等。 7、内、外取热器 本设计采用外取热器和内取热器相结合取热方式，设一台气控外循环式翅片