催化剂再生及其反应机理.docx

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1、目录第1章 催化裂化工业 1.1概述-11.2设计规模与生产制度-41.3原料与产品规格-5第2章 生产方法及其工艺流程选择2.1催化剂再生及其反应机理-92.2 催化剂再生的工艺流程-102.3 本设计方案的选择及其优点-112.4 物料衡算-12第3章 公用工程3.1 蒸汽系统-133.2 净化风和非净化风系统-133.3 生产生活用水-14第4章 生产控制部分4.1 主要生产参数控制-15第5章 安全和环境保护5.1 水污染源分布及控制-175.2 大气污染源分析及控制-185.3 固体废物污染源及控制-205.4 噪声污染分析及控制-21II第1章 催化裂化工业 1.1概述1.1.1催

2、化裂化工业的意义与作用 石油工业是国民经济中最重要的支柱产业之一，是提供能源，尤其是提供交通运输燃料和有机化工原料的最重要的工业。据统计，全世界总能源需求的40%依赖于石油产品1。然而作为一种不可再生资源，石油的产量在不断的下降，而社会生产，人民生活却需要大量的汽油，柴油等轻质油品，但是石油不能直接作为产品使用,必须经过各种加工过程,炼制成多种符合使用要求的各种石油产品。而原油经过第一步加工只能得到少部分轻质油，大部分仍为渣油，因此需要对重质油进一步加工，催化裂化是对重质油加工的主要手段。 以我国目前的需要情况为例，对轻质燃料油，重质燃料油和润滑油三者需要的比例是20：6：1。另一方面，由于内

3、燃机的发展对汽油的质量提出更高的要求，而直馏汽油一般难以满足这些要求。同时由于石油价格上涨和石油资源逐渐枯竭，许多国家都在努力寻找能替代石油的新能源。寻找新能源的工作近年来虽然取得很大的进展，但是至少在几十年内，由石油生产的轻质液体燃料仍然是不可能被替代的，而且对它的需求量还不断增大。所有的这一切都促使了石油的催化裂化工业的产生和发展。1.1.2催化裂化技术国内外发展现状 催化裂化是最重要的重质油轻质化过程之一,在汽油和柴油等轻质油品的生产中占有重要的地位。在一些原油加工深度较大的国家,例如德国和美国,催化裂化的处理能力达原油加工能力的30%以上。在我国,由于多数原油偏重,氢碳比（H/C）相对

4、较高而金属含量相对较低,因此催化裂化过程,尤其是重油催化裂化过程的地位就显得更为重要。 在我国国内最早的工业催化裂化装置出现于1936年。几十年来,无论是规模还是技术均有了巨大发展。现在它已经成为原油二次加工中最重要的一个加工过程。从催化裂化技术角度来说,基本的是反应再生型式和催化剂性能两个方面的发展。 传统的催化裂化原料是重质馏分油，主要是直馏减压馏分油，也包括焦化重馏分油。由于对轻质油品的需求不断增长及技术进步，近20年来，更重的油料也作为催化裂化的原料，例如减压渣油，石蜡油，脱沥青的减压渣油，加氢处理重油等。 最早在工业上采用的反应器型式是固定床式反应器。反应和再生是轮流间歇地在同一反应

5、器内进行的。为了在反应时供热及在再生时取走热,在反应器内装有取热的管束，用一种融盐循环取热。为了使生产连续化,可以将几个反应器组成一组，轮流地进行反应和再生。固定床催化裂化的设备结构复杂，生产连续性差，因此，在工业上早已被其他型式的反应器所取代。 由于生产要求的不断扩大和生产技术的不断进步，在二十世纪九十年代初期,流化床催化裂化技术迅速地发展成熟起来并很好地运用到实际生产中去。1.1.3催化裂化工艺简介 移动床催化裂化的反应和再生是分别在反应器和再生器内进行的。原料油与催化剂同时进入反应器的顶部,它们相互接触,在反应的同时并向下移动。当它们移动至反应器的下部时,催化剂表面上会沉积上一定量的焦炭

6、,于是油气从反应器的中下部导出而催化剂则从底部下来,再由连接到再生器的气升管用空气提升至再生器内向下移动过程中进行烧焦再生。再生过的催化剂经另一根气升管又返回至反应器中。就这样，使催化剂在反应器和再生器中循环。 流化床催化裂化的反应过程和再生过程也是分别在两个设备中进行3,其原理与移动床相似,只是在反应器和再生器内,催化剂与油气或空气形成与沸腾的液体相似的流化状态。为了便于流化,催化剂制成直径为20100m的微球。由于在流化状态时,反应器或再生器内温度分布均匀,而且催化剂的循环量大,可以携带的热量多,减少了反应器和再生器内温度变化的幅度,因而不必再在设备内专设取热设施,从而大大简化了设备的结构

7、。 同固定床相比，流化床催化裂化具有生产过程连续，产品性质稳定及设备简化等优越性，它很快就在各种催化裂化型式中占据了主导地位。自二十世纪六十年代以来,为配合高活性的分子筛催化剂,流化床反应器又发展为提升管反应器。目前,在全世界催化裂化装置的总加工能力中,提升管催化裂化已占绝大部分。我国的情况也是大致如此。 1.2设计规模与生产制度1.2.1设计规模 反应再生联合装置处理的原料为大庆原产的混合蜡油和减压渣油，设计处理量为80万吨/年。掺渣比为46%。设计计算物料时，按年开工8000小时计。非停工状态下连续再生处理分子筛型催化裂化催化剂。80万吨/年重油催化裂化再生工段装置为将催化剂再生的工段，包

8、括主要设备有：再生装置，旋风分离器部分等。1.2.2生产规模 全装置采用连续操作方式，年处理量为80万吨/年重油。其中本催化剂再生工段处理催化剂的量为1000吨/小时（计算过程在第二章）。1.2.3生产制度 化工生产企业属于高危生产,所以设计生产一线要求连续安全运转，采用五班三倒制，每班8小时工作制，其他部门采用每天每班8小时工作制。 1.3原料与产品规格1.3.1催化剂物化性质 催化剂在催化裂化的发展过程中起着十分重要的作用。工业上广泛应用的催化剂分为两类：一类是无定型的硅酸铝，包括天然活性白土和合成硅酸铝；另一类是结晶型硅酸铝盐，又称为分子筛催化剂，在催化裂化的发展初期,主要是利用天然的活

9、性白土作催化剂。二十世纪四十年代起广泛采用人工合成的硅酸铝催化剂,六十年代出现了分子筛催化剂,由于它具有活性高、选择性和稳定性好等特点。使用分子筛催化剂可以获得较高的汽油产率、较低气体产率和焦碳产率等优点，因此很快就被广泛采用,几乎取代了硅酸铝催化剂。1.无定型硅酸铝盐催化剂 工业催化裂化装置目前采用合成硅酸盐为催化剂，由Na2sio3和Al2(so4)3溶液按一定比例配合生产凝胶，经过水洗、过滤、成型、干燥、活化等步骤制成。主要成分是Sio2和Al2O3。按其含量的多少分成高、低铝催化剂。但从外型上看，移动床用催化剂是3-5的小球，流体床用的是1-100m的微球。 一种多微孔性物质的平均直径

10、是4-8，微孔的总体积约占催化剂球体积的1/3。正是因为这些微孔，使催化剂有很大的表面积，使其表面积可达到300-700m2/g，催化剂就是靠每个颗粒中微孔内表面上大量的酸性中心而显微酸性。当油与催化剂在高温下接触而进行反应时这种酸性能给分子提供质子，造成不断的裂化反应条件。而酸性与结构有关，主要是靠它含有少量的结构水，水是质子的主要来源。2.结晶型硅酸铝催化剂 结晶型硅酸铝催化剂既分子筛催化剂，60年代初被广泛的应用，目前世界上大多数催化裂化装置已采用这种催化剂，目前工业上应用的分子筛硅酸铝催化剂，一般只是含5%-15%的分子筛，其余的是硅酸铝载体。载体不仅能降低催化剂的成本，而且能起到分散

11、活性，提高稳定性和耐磨性，传递热量以及大分子预先反应等多种作用载体和分子互相促进，使裂化达到很高的转化率。 分子筛催化剂具有裂化活性和转化活性高、选择性好、稳定性高和抗金属能力强等优点，但缺点是含炭量低，只有0.2%，当催化剂的含炭量每增加0.1%，转化率则降低3%-4%。分子筛活性来源，目前还进一步研究。3.分子筛催化剂的特性 分子筛对烷烃和环烷烃有很高的裂化活性，对于目前应用的工业催化剂，大约只需要1-4秒的接触时间，就可使原料中的烷烃和环烷烃全部转化，因此反应时间要求严格控制，以免发生过多的二次反应。为了使反应器内的停留时间短且减少油气的返混，在工业上采用提升管替代流体床，否则不能发挥分

12、子筛选择性好的特点。 分子筛催化剂中只有10%-20%分子筛，其余的都是载体。裂化反应主要是在分子筛上进行，因此催化剂的含炭量对其活性和选择性的影响就很大。所以要求催化剂再生后的含炭量要低于0.1%，最好降低至0.05%或更低。因此要求再生器有很高的烧焦效率。提高再生温度可以提高烧焦效率，故一般采用7000C左右的再生温度。 分子筛催化剂对芳烃的裂化活性不高，因此原料油含芳烃多少影响转化率，特别是多环芳烃影响更大。分子筛催化剂的氢转移性高，所以汽油的饱和度高，其辛烷值一般比使用硅酸铝催化剂时低1-2个单位。当对汽油的辛烷值有较高要求的时候，应考虑选择适应条件和研制高辛烷值的催化剂。4.催化剂的

13、中毒和污染 焦炭覆盖了催化剂的表面使活性降低，再生焦炭后，活性恢复。水蒸气能够破坏催化剂的结构从而降低催化剂的稳定性使活性下降，比表面积显著下降。重金属污染主要是镍和钒，会使液体产品和液化气产率减低，干气和焦炭率上升，不饱和度增加，特别明显的是氢气的产率增加，甚至会使风机超负荷，还大大降低装置的生产能力。克服重金属污染主要措施是一方面使用抗污染的能力强的分子筛催化剂，另一方面采用优良的原料油，尽可能降低油料油馏分中的硫和重金属的含量。1.3.2催化剂技术指标 本设计选择CODO-1新型催化裂化催化剂，本催化剂的抗重金属中毒能力，耐磨能力和再生能力都比较适合大庆原油的组成，能大大提高轻质油份的产

14、率， 第2章 生产方法及其工艺流程选择 2.1催化剂再生及其反应机理 催化剂在参加催化裂化反应后，会有部分的重油中的残碳及其在反应中缩合成的焦碳分布在催化剂表面和孔隙中，除此以外还有少量的氢以及水蒸汽从沉降器的下部通过待生斜管进入烧焦罐的底部等待燃烧再生，反应方程式如下： 在烧焦罐的底部7000C温度下，C与底部吹起主风中的O2反应，生成CO，CO2，H2与O2反应生成H2O,在再生器的上部继续反应，同主风中不参加反应的N2，汇成烟气，经过四组二级旋风分离器将烟气与催化剂颗粒分离，使催化剂完成再生，再生催化剂通过再生斜管进入反应器继续参加催化裂化反应。 2.2 催化剂再生的工艺流程 参加催化裂

15、化反应后待生催化剂温度大约为5100C，待生催化剂通过受气动滑阀控制的待生斜管流入烧焦罐R101/2下部，在待生催化剂入口（N9）与从密相床层经外循环管从循环催化剂入口（N10）送来的高温催化剂混合，其中循环催化剂入口（N10）同外取热器下斜管入口（N11），然后与由受气动滑阀控制主风口进入的富氧主风接触，烧掉催化剂所携带的约86.5%碳和全部的氢3，产生再生烟气CO,C2O,H2O,再生烟气夹带催化剂上升达到再生器R101/2密相床（二密），催化剂在这里与来自于烟气返回口（N2）的返回烟气反应，反应温度达到 ，反应压力为0.25Mpa，催化剂含碳量降到0.05%左右，本设计原料为重油的催化裂

16、化装置，所以再生器设有外取热器R102，循环催化剂出口和外取热器催化剂出口（N4）和（N5）为同一出口，两出口设在再生器密相床底部，如图2-1，催化剂由外取热器催化剂出口经过列管式外取热器换热，换热介质为脱氧水，在列管式外取热器中催化剂温度降低，外取热器内压力为0.22Mpa。可以通过调节外取热器气动滑阀的开度，控制外取热器取热来调节再生温度，外取热器产生0.3Mpa过热水蒸汽，水蒸汽入主高压蒸汽管线供其他工段使用，取热后的催化剂循环返回到烧焦罐底部。当第二密相床内催化剂反应不彻底时，可以通过气动滑阀调节循环催化剂出口（N4）开度，加大循环量使催化剂循环燃烧降低其含碳量达到完全再生的目的。 携

17、带着催化剂颗粒的烟气上升到再生器稀相床上部，此时催化剂再生完成，绝大部分催化剂已经与烟气分离返回密像床层底部，由再生催化剂出口（N3）进入再生斜管，其余部分与烟气一起进入两级四组旋风分离器进行旋风快速分离，分离后的烟气经集气室排进再生烟道,进入能量回收工段。 再生后的催化剂一部分存入热催化剂罐V101，待与来自冷催化剂罐V102的新鲜催化剂混合参加反应，另一部分再生催化剂直接由再生斜管等待进入提升管参加催化反应4。开工用的催化剂由冷催化剂罐V102或热催化剂罐V101用非净化压缩空气输送至再生器，正常补充的催化剂可由催化剂小型加料斗V103输送至再生器。 为保持催化剂的活性，需从再生器内不定期

18、卸出部分催化剂，由非净化压缩空气输送至热催化剂罐V101。 2.3 本设计方案的选择及其优点 流化催化裂化的反应再生系统可分为两大类型：使用无定形硅酸铝催化剂的床层裂化反应和使用分子筛催化剂的提升管反应。二十世纪六十年代以来，由于分子筛催化剂并相应地采用提升管裂化技术，而且许多原有的床层裂化装置也改建成分子筛催化剂提升管催化裂化。 提升管裂化反应再生系统基本型式为：并列式和同轴式。本装置采用并列式，其优点为： 两器框架标高相同，再生器和反应器高度相近，操作压力相近。装置的总高度较低，一般约36-48米。 用较大的内溢流管保证再生器内催化剂的物料高度，用增压风的流量调节催化剂循环量，待生和再生单

19、动滑阀只是在事故状态时作切断用，正常操作时滑阀全开，滑阀使用寿命长，不易磨损5。 本设计采用1998年石油化工科学研究院和北京设计院开发的大庆减压渣油催化裂化技术(VRFCC)并集成了富氧再生等多项新技术6。 2.4 物料衡算1.催化剂循环量及其含碳量 该装置由于掺炼减压渣油、蜡油，焦碳率之达9.56%。烧焦罐使用完全再生技术,在经过再生器反应过的催化剂所含的焦碳已经降低到0.05%，反应放热已超过反应器和再生器热平衡需要,若不从再生器取走热量,必使原料的预热温度太低(1500C),这很不利于原料的雾化和产品分布,从而使焦炭产率升高。故把原料油的预热温度定为2000C，其余需要的热量主要由循环

20、催化剂供给。正常操作时，可停原料预热炉，因原料油与分馏塔产品换热，即可达到此预热温度。根据提升管反应器的热平衡就能求出催化剂循环量。第3章 公用工程3.1 蒸汽系统 1.0蒸汽在再生系统中起松动，吹扫作用。1.0蒸汽从装置外蒸汽管网进入装置内1.0蒸汽管网，经蒸汽分水器后供装置反再系统、分馏系统、吸收稳定系统和机组等各点用汽，同时供给产品精制系统用汽。另外从本装置中压蒸汽系统来的一部分中压蒸汽经减压阀及减温减压器并入装置内1.0蒸汽管网。在正常生产时，装置用1.0蒸汽是从本装置来，只有反应汽提蒸汽使用的是气压机的背压蒸汽。如果装置内余热锅炉部分出现问题，则必须大量使用从装置外来的1.0蒸汽，以

21、确保全装置的平稳运行。 3.2 净化风和非净化风系统 0.4净化风进入装置后直接进入净化风罐，从罐顶出来后，除供给滑阀吹扫用风、仪表用风、产品精制用风、催化剂小型加料流化用风等用风外，还有一路进入净化风罐，供烟机密封、防喘振阀、阻尼单向阀及主风机仪表等用风。 0.5非净化风进装置后，进入非净化风罐，供给反再系统松动用风、催化剂罐松动冲压用风、辅助燃烧室用风、再生器燃烧油用风、催化剂加卸料输送用风和工艺管线吹扫用风等，还分出一条线供产品精制系统用风。 3.3 生产生活用水 包括工艺用水，及冷却用水，生活用水。 工艺用水：这部分用水一般为软化水或脱氧水，要经过软化和除氧处理。直接采用城市给水处理厂

22、供给的生活用水；备用采用自备深井水和河水等。 对于冷却水：要求不会有水垢或泥渣沉积引起的危害；对金属的腐蚀性小；不会促使生物或微生物的生长。冷却水基本采用内部循环，除少量蒸发外基本没有损耗，正常运转时不用考虑。 生活用水：这类说一般用于餐饮、化验、淋浴等生活设施，直接采用城市供水网供水，备用使用自备深水井过滤处理使用。第4章 生产控制部分 4.1 主要生产参数控制4.1.1 再生器烧焦控制 再生器烧焦控制的理论最终目标是满足再生催化剂碳含量（CRC）小于等于0.05%并向反应提供热源，烧焦控制属于热平衡控制的范围。CRC与再生器床层温度，氧含量有关。烧焦控制一般体现在两方面：其一是总进料的流量

23、及其性质和转化率的控制；其二是控制再生器操作，亦即通过调节再生条件保证CRC，并保证床层及烟气温度，氧含量满足规定的约束。4.1.2 反应温度的控制 催化剂再生装置反应温度指的是烧焦罐和再生稀相温度。它是催化剂再生过程一个非常重要的的参数，是生产中主要的控制参数。反应温度通过改变再生循环管单动滑阀开度，调节再生催化剂的循环量来控制，以及通过外取热器，取走过剩热量。电动液压执行机构灵敏度很高，可将再生稀相温度变化幅度控制在7005以内。 由于再生装置噪声较大，同时考虑到测量精度的问题，因此，选用热电偶。热电偶温度计精度高，测量范围广，不怕震动，便于远距离多点集中测量和自动控制温度。它与显示仪表配

24、用可集中指示和记录；与调节器配用可对温度进行DCS自动控制。4.1.3 反应压力的控制 反应压力主要是指再生器内压力，是生产中主要的控制参数。催化剂再生装置压力检测点设在再生器中上部，正常操作压力仅作为指示，正常为0.25，浮动范围在0.22 0.30之间，反应压力控制手段有再生器烟气出口滑阀开度，主风机转数等，根据装置运行的不同阶段加以控制。 本装置采用隔膜式压力表，膜片材料为Cr18Ni9Ti。隔膜式压力表专供石油，化工等部门测量腐蚀性，粘性较大的介质压力。它的安装应力求避免震动和高温影响，并且取压口到压力表间有切断阀，以被检修压力表时使用，切断阀应装在靠近取压口处。第5章 安全和环境保护

25、 催化裂化加工过程中不可避免地会产生废水、废气和废渣，如不加以治理，必将严重污染环境，危害人们的健康。为了保护环境，炼油厂必须按照国家标准对所产生的各种废水、废气和废渣严格进行治理，不能随意排放。此外，噪声也是一种污染，过强的噪声会引起多种疾病，同样需要加以治理16。 5.1 水污染源分布及控制5.1.1 余热锅炉汽包排污 催化裂化装置回收能量水泵大量除氧水，为防止洁垢，需在水中加入药剂，汽包进行排污时,由于工艺要求汽包中水PH值在8.59.5范围内，因此这部分连续排废水主要是PH值超标。可将这此水改做循环水的补充水，进行综合利用。5.1.2 装置开停工的废水排放 装置开停工前，车间应制定详细

26、的环保方案，送上级环保部门审批。开停工时，应严格照环保方案操作，环保部门应加强环场的巡回检查。特别装置停工检修时，因塔、容器、机泵、换热器要倒空，吹扫蒸汽凝结形成含油废水，主要污染物为石油类，排水的COD通常较高。为了减少这些污染，应设低位油水储罐将停工中的油收集起来，减少排入含油废水系统中的油含量。停工中还有较多含碱、含硫废水，主要来自催化装置干气，液态烃脱硫和汽油碱洗等系统吹扫处理的蒸汽凝结废水，硫化物一般为20200mg/L，挥发酚可达2002000mg/L，碱度也较高。这部分水应进行清污分流排放至含硫、含苯酚或含碱废水系统预处理后，送污水处理场处理。装置开停工期间要加强监测，主要监测排

27、放废水的COD浓度，发现问题及时处理。 5.2 大气污染源分析及控制5.2.1 再生烟气 主要由再生器燃烧待生催化剂上积炭所产生。这部分烟气经三级旋风分离器回收催化剂颗粒后送烟气机发电，再送余热锅炉回收能量后经烟囱排入大气。烟气排放量取决于力再生器提供的主风量，烟尘主要来源于催化剂细粉和未燃烧净的颗粒，SO2、NOx、CO排放量取决于再生器工作状况和催化原料中硫含量，如果催化裂化装置掺渣油比例提高，催化剂上积炭和硫增多，再生器热负荷增大，再生温度升高，导致烟气中SO2、NOx、CO含量增加。为抑制其生成，再生器中加入CO助燃剂，可大大降低烟气中CO含量，达到0.5%以下，防止再生器发生尾燃现象

28、，保护再生器。为降低烟尘含量，普遍采用三级高效旋风分离器，最大限度回收催化剂。为降低再生烟气的排烟温度，综合利用其压力能和热能，催化装置利用能量回收装置回收烟气的热能，采用烟机发电回收压力能。 为减少烟SO2的排放量，国外，国内已开发采用了硫转移催化剂，将工艺过程产生的硫化物转移到产品后部脱除，以减少烟气中SO2的量。5.2.2其他废气的排放 本装置含硫废水，碱渣等必须采用密闭输送方式，防止其泄漏，污染环境。装置主要塔、器顶部均有泄压线，当系统压力过高时可将油气瓦斯送气厂低压瓦斯放空线，送火炬燃烧以保证装置安全生产。为了回收这部分资源，降低损失，减少污染，采取了低压瓦斯集中进气柜，利用压缩机将

29、部分低压瓦斯压缩后送气厂高压瓦斯系统，为全厂如：热炉、锅炉提供燃料。这种方式只要设备正常运行，可回收99%以上的瓦斯。5.2.3 粉尘 催化裂化装置在开停工及正常生产中要装入或卸出催化剂，会产生一些粉尘污染。为降低污染，需做好密闭及抽负压等措施。当装置再生系统异常时，会出现大量催化剂粉尘被再生烟气携带从烟囱排出，造成污染和损失，应立即采取措施调整操作，恢复正常生产。5.2.4具体解决办法 炼油厂的废气来源很多，其组成和性质也各不相同，需要采取不同的方法处理。 炼油厂中排放的气体产物中都含有硫化氢，其中的硫必须回收后才能排放。 氧化沥青尾气中含有油蒸汽需先采水洗或油洗等方法把它除去。 当炼油厂燃

30、烧高硫燃料油或煤时，排出烟气中的硫含量会超过排放要求，这就需要采用排烟脱硫措施。常用的烟气脱硫的方法为石灰/石灰石液浆洗涤法。 减少火炬排放。对于装置和系统因产需不平衡或操作波动而放空的低压气体应设法加以利用，以减少损耗和大气污染。减少设备的泄漏及储存、装车时的蒸发损失。 5.3 固体废物污染源及控制5.3.1碱渣污染 催化汽油需要碱洗精制，当碱使用一般时间后，失去吸收H2S等物质的能力，需换新碱，排出液态的碱渣。这种碱渣是强碱性，含有较高的苯酚和硫化物，其COD浓度可达数十万毫克/升。过去催化裂化装置普遍采用碱洗脱除液态烃中的硫化物，产生了液态烃碱渣，现工艺上已用溶剂脱硫技术代替了碱洗工艺，

31、故这种污染物已基本消除，仅有的炼油厂将碱洗作为补充手段。 目前，减少碱渣的措施是提高碱效果，延长换碱时间，也可用氨洗部分代替碱洗。催化汽油碱渣应送碱渣处理装置进行预处理，处理后的废液送污水处理场处理。有的用氨洗代替碱洗以消除碱渣。5.3.2平衡催化剂的添加 正常生产情况下，催化装置有少量催化剂被再生烟气和油浆带走。但是如果跑损太多，导致催化剂活性太低，会影响正常生产，需要将部分平衡催化剂卸出来，这样就产生了废催化剂。此外当装置更换催化剂时也需要人为卸出部分平衡催化剂。这部分催化剂应集中回收，待装置跑损催化剂时使用。若无再利用价值应送工业垃圾场填理处理。5.3.3停工检修中的废渣催化裂化装置在停工检修时要清理出一些固体废弃物。主要有脱硫醇的废活性炭，由制造厂家回收或送化工废料垃圾场填埋；废保温材料、废催化剂、泥脚等均送化工废料垃圾填埋。 5.4 噪声污染分析及控制 装置主要噪声源是主风机等轴动设备，当装置开停工时因蒸气放空或主风机放空造成噪声可达100dB(A)以上，需加消声器。 对于风机，可在进出口装设消声器，在设备基础上装减振材料等。对于电机的噪声，可装设隔声罩，改善冷却风扇结构，或选用低噪声的风机。在装置的各个放空口，均需安装不同形式的消声器，以控制噪声。22