催化裂化标定方案.doc

前 言本装置于1978年6月投产，原设计为120万吨/年的iv型流化催化裂化装置，原料为常压三线、减顶、减一、减二线的混合馏分油，产品为汽油、柴油、液体气和干气。随着催化裂化技术的迅速发展，装置于1985年开始分期进行技术改造，1988年完成。装置具有下列特点： 形成了同高并列式提升管催化裂化装置，采用外折叠式提升管和脱气罐型式，并保留原待生u形管； 再生器采用了ge型高效旋风分离器和外集气室，使用co助燃剂； 设有烟气能量回收系统，包括第三级旋风分离器、烟气轮机、轴流风机、蒸汽轮机、电动/发电机四机组和废热锅炉，充分利用烟气能量； 烟机采用“四机组”组合，全套引进美国ingersoll-rand公司技术和设备，控制系统采用美国moore公司仪表，具有微处理机进行总体逻辑控制。1997年3月，根据广州石油化工总厂加工含硫原油配套改造可行性研究报告，将装置设计处理能量由120万吨/年改造成150万吨/年，原料以vgo为主，掺炼约10%的cgo，1997年5月改造完成。主要改造项目有：再生器溢流斗提高600mm、提升管催化剂入口由j型改为y型、提升管加长等。1997年5月顺利开车，装置运行稳定，各项技术指标达到设计要求。为了全面了解装置的运行状况, 优化工艺操作条件, 提高催化装置的技术经济指标, 2001年5月15-17日对此装置进行全面标定. 本报告以这次标定的数据为基础, 以事实求是为原则, 对反再系统进行核算的结果与讨论.第一章 物料平衡 催化裂化装置的物料平衡可以用来衡量装置的运行水平。本章以事实求实为原则，以分析、计量数据为依据，真实地做出装置的各种物料平衡。第一节 物料平衡及产品收率蜡油、柴油和液化气的计量为萝次计，时间为48小时；汽油的计量为罐区量罐，时间为24小时，干气、油浆的计量为孔板流量计，焦炭产率采用热平衡计算值，具体计算如下。1、蜡油日处理量蜡油的计量为萝次计，时间为48小时。表1-1 冷热蜡油萝次计的读数项目热蜡油冷蜡油5月15日6：00读数65495160091385月17日6：00读数6614206055486温度/20078密度/gcm-3（20）0.91510.9073热蜡油密度校正：d4200=0.9151-0.000765*（200-20）=0.7774 （gcm-3）冷蜡油密度校正：d478=0.9073-0.000765*（78-20）=0.8629 （gcm-3）热蜡油处理量为：w1=（661420-654951）*0.7774=5029 （吨）冷蜡油处理量为：w2=（6055486-6009138）*0.8629*0.1=3999.4（吨）蜡油日处理量为: w=（w1+w2）/2=（5029+3999.4）/2=4514.2（吨）2柴油日收量 柴油的计量为涡轮流量计。5月15日6：00时读数：235695月17日6：00时读数：27200温度：45密度：d420=0.9094（gcm-3）密度校正d4 45= 0.9094-0.000686*（45-20）=0.8922（gcm-3）柴油日处理量为：（27200-23569）*0.8922/2=1619.8（吨）3. 液化气日收量 液化气的计量为萝次计，时间为48小时。表1-1 液化气萝次计的读数项目读数5月15日6：00读数87430955月17日6：00读数8759425温度/30表1-2 液化气液相密度计算组成yi，v%iyi*i/tm-3c2h60.060.340.0002 c3h85.820.480.0279 c3h634.620.4950.1714 i-c4h1019.480.5450.1062 n-c4h104.040.5670.0229 c4h8-1+i-c4h816.150.580.0937 t-c4h8-29.240.5950.0550 c-c4h8-27.810.610.0476 c5+1.330.630.0084 h2s1.45合计1000.533 液化气的日产量为：（8759425-8743095）10 = 816.5 (m3)816.50.533 = 435.2 (t/d) 注：10为仪表量程系数。4汽油日收量 汽油计量为罐区量罐。5月15日22：00时，罐区量罐数：1217 m35月16日22：00时，罐区量罐数：3714 m3温度：32密度：d420=0.7378（gcm-3）密度校正d4 32= 0.7378-0.000897*（32-20）=0.7270（gcm-3）汽油日产量为：（3714-1217）*0.7270=1815.3 （吨）5干气日收量 干气计量为孔板流量计。干气表的平均读数为：5416m3/h温度为：45压力为：1.12mpa（绝）密度为：1.023kg/m3干气表的设计条件为：压力1.0mpa（绝），温度40，密度1.036kg/m混合干气体积流量校正：v=*5416=5722（m3/h）表1-3 干气细物料平衡组成v%m密度,kg/m3v*m扣除非烃,m%质量流量,kg/hn2o216.18280.202 co1.16280.015 co23.92440.077 h217.2420.015 34.480 2.110 88.07 ch425160.179 400.000 24.483 1021.65 c2h611.5300.154 345.000 21.116 881.18 c2h411.31280.141 316.680 19.383 808.84 c3h80.41440.008 18.040 1.104 46.08 c3h64.3420.081 180.600 11.054 461.28 i-c4h100.56580.015 32.480 1.988 82.96 n-c4h100.11580.003 6.380 0.390 16.30 c4h8-10.4560.010 22.400 1.371 57.21 i-c4h8560.000 0.000 0.000 0.00 t-c4h8-20.19560.005 10.640 0.651 27.18 c-c4h8-20.13560.003 7.280 0.446 18.59 c5+0.02720.001 1.440 0.088 3.68 h2s7.6340.115 258.400 15.816 659.99 合计100.031.023 1633.82100.00 4173非烃的质量流量为： g非=*（16.18%*28+1.16%*28+3.92%*44） =1680（kg/h）=54.3 kmol混合干气质量流量为：g混=5722*1.023=5853 (kg/h)=140.472 t/d扣除非烃后干气质量流量为：g干=5853-1680=4173（kg/h） =100.15（t/d）6焦炭日收量焦炭日产量为：240.75吨（由热平衡计算而得，详见第二章第一节）。7损失率 损失率按0.32m%计。8. 油浆日收量油浆的流量计量为孔板，无积算，约310吨/h，准确的产量较难得到，故把油浆产量作为物料平衡时的微调量。9. 物料平衡及产品收率汇总表1-4 物料平衡及产品收率（不含非烃）流量, t/d流量, t/h收率,%入方热蜡油2514.5104.77155.70冷蜡油1999.783.32144.30合计4514.2188.092100.00出方干气(扣除非烃)100.154.1732.22液化气435.218.1339.64汽油1815.375.63840.21柴油1619.867.49235.88油浆288.5612.0236.39焦炭240.7510.0315.33损失14.44 0.6020.32合计4514.2188.092100.00第二节 细物料平衡及产品产率1 干气各组分的质量流量非烃组分质量流量为1680 kg/h.扣除非烃组分后干气的质量流量为4173kg/h。干气的细物料平衡见表1-3。2 液化气各组分的质量流量液化气的质量流量为18133 kg/h（见表1-4）。液化气的细物料平衡见表1-5。表1-5 液化气各组分的质量流量组分v%mv*mm%质量流量,kg/hc2h60.06300.0180.035 6.42 c2h42800.000 0.00 c3h85.82442.56085.041 914.01 c3h634.624214.540428.621 5189.83 i-c4h1019.485811.298422.239 4032.68 n-c4h104.04582.34324.612 836.35 c4h8-116.15569.04417.802 3228.03 i-c4h85600.000 0.00 t-c4h8-29.24565.174410.185 1846.87 c-c4h8-27.81564.37368.609 1561.05 c5+1.33720.95761.885 341.79 h2s1.45340.4930.970 175.96 合计10050.8034100.00 18133.00 3 稳定汽油中气体的质量流量稳定汽油的质量流量为75640kg/h。稳定汽油中各气体组分的质量流量见表1-6。所以，汽油中c3、c4的质量流量为：2450.74（kg/h）扣除c3、c4后汽油的质量流量为：73189.26（kg/h）表1-6 稳定汽油中各气体组分的质量流量组分m%质量流量，kg/hc3h800i-c4h100.459347.19n-c4h100.309233.73c4h8-10.741560.49i-c4h80.278210.28t-c4h8-20.778588.48c-c4h8-20.675510.57c5004汽油和柴油实沸点重叠校正 参考催化裂化工艺计算与技术分析中附录五：astm与tbp蒸馏数据的换算的方法换算。 ttbp=*（1.8*td86）b计算结果见表1-7。表1-7 柴油的实沸点蒸馏换算馏出体积,%0103050709095d86温度,175232.5260285.5318351362tbp温度,143219.5257290329367380由表1-7作图，得柴油的实沸点馏出曲线图 1-1。由图1-1查得,柴油馏份中有11v%的221汽油馏份。这部分汽油馏份的密度取汽油和柴油的平均密度：（0.7378+0.9094）/2=0.8236 （kg/m3）所以，柴油中汽油组分的质量流量为： 674900.9094*0.11*0.8236=6723.5 （kg/h）5 细物料平衡h2s的质量流量为：659.99+175.96=835.95（kg/h）h2的质量流量为：88.07（kg/h）c20的质量流量为：881.18+6.42=887.6（kg/h）c2=的质量流量为： 808.84（kg/h）c30的质量流量为：46.08+914.01=960.09（kg/h）c3=的质量流量为：461.28+5189.83=5651.11（kg/h）i-c40的质量流量为：82.96+4032.68+347.19=4462.81（kg/h）n-c40的质量流量为：16.3+836.35+233.73=1086.38（kg/h）c4=-1的质量流量为：57.21+3228.03+560.49=3845.73（kg/h）i-c4=的质量流量为：210.28（kg/h）t-c4=的质量流量为：27.18+1846.87+588.48=2462.53（kg/h）c-c4=的质量流量为：18.59+1561.05+510.57=2090.21（kg/h）c5221汽油流量为: 341.79+3.68+73189.26+6723.5= 80258.23（kg/h）221柴油的质量流量为: 67490-6723.5=60766.5 (kg/h)表1-8 细物料平衡及产品产率（不含非烃）项目质量流量,kg/hm% 入方蜡油188092100.00 出方h2s835.950.44 h288.070.05 ch41021.650.54 c2h6887.60.47 c2h4808.840.43 h2-c2小计2806.161.49 c3h8960.090.51 c3h65651.113.00 i-c4h104462.812.37 n-c4h101086.380.58 c4h8-13845.732.04 i-c4h8210.280.11 t-c4h8-22462.531.31 c-c4h8-22090.211.11 c3-c4小计20769.1411.04 c5221汽油80258.2342.67 221柴油60766.532.31 油浆120236.39 焦炭100315.33 损失6020.32 合计188092100.00 第三节 氢平衡1新鲜进料、汽油、柴油和油浆的氢含量用仪器分析数据。见附录：分析数据。2干气和液化气的氢含量用组成计算，见表1-9。表1-9 干气和液化气氢含量的计算 组成分子量氢占组分,m%干气液化气干气组成,m%氢含量,m%液化气组成,m%氢含量,m%h221002.11 2.11 ch41625.13 24.48 6.15 c2h63020.11 21.12 4.25 0.04 0.01 c2h42814.37 19.38 2.79 0.00 0.00 c3h84418.29 1.10 0.20 5.04 0.92 c3h64214.37 11.05 1.59 28.62 4.11 i-c4h105817.34 1.99 0.34 22.24 3.86 n-c4h105817.34 0.39 0.07 4.61 0.80 c4h8-15614.37 1.37 0.20 17.80 2.56 i-c4h85614.37 0.00 0.00 0.00 0.00 t-c4h8-25614.37 0.65 0.09 10.19 1.46 c-c4h8-25614.37 0.45 0.06 8.61 1.24 c5+7216.76 0.09 0.01 1.89 0.32 h2s345.9215.82 0.94 0.97 0.06 合计100.00 18.80 100.01 15.33 3 焦炭的氢含量用热平衡计算值，为6.27%，对比油浆的氢含量8.21%，这个数据是合理的。详见第二章第一节。4 损失部分的氢含量，因为分离系统注氨，估算困难，故取原料的氢含量计算。为配合原料、各个产品氢含量的分析数据，物料平衡使用收率平衡的数据，见表1-4。氢平衡的计算结果见表1-10。表1-10的数据表明，氢平衡的精度为0.93%，数据合理，说明本次标定的物料平衡数据是可靠的。 表1-10 氢平衡计算结果项目质量流量,t/d收率,m%氢含量,m%氢流量,t/d氢分布,m%氢收率/收率入方蜡油4514.210012.07544.86 100出方干气100.152.22 18.818.83 3.46 1.56 液化气435.29.64 15.3366.72 12.24 1.27 汽油1815.340.21 13.48244.70 44.91 1.12 柴油1619.835.88 11.06179.15 32.88 0.92 油浆288.566.39 8.2123.69 4.35 0.68 焦炭240.755.33 6.2715.10 2.77 0.52 损失14.44 0.32 12.071.74 0.32 1.00 合计4514.2100.00 549.93 100.93 氢平衡精度0.93 0.93 表1-10的数据表明，干气、液化气和汽油是氢转移的得益者，而柴油、油浆和焦炭则是供氢者。柴油、油浆的族组成分析也表明，柴油中芳烃含量高达60.2%（m）、油浆的更高达83%（m），一方面，因为原料属中间基原料，另一方面也表明裂化的深度较大。有价值产品：液化气、汽油和柴油的氢收率为90.04%，表明本装置的氢收率较高，这方面主要得益于生产方案为柴油方案，干气产率低。第四节 硫平衡1 汽油、柴油和油浆的硫含量用仪器分析数据，见附录分析数据。2 液化气的总硫分析为微库仑法，含量为6283 mg/m3，见附录。液化气的平均分子量为50.8（见表1-5）。所以，液化气中硫的质量流量为： *103*22.4*6283*10-6=1210（kg/d）=1.21 t/d3 干气的的总硫为微库仑法，含量为67390mg/m3，见附录，此分析数据为总干气（含非烃组分）的硫含量。总干气（含非烃）的流量为：5722（m3/h）（见干气的流量校正）所以，干气中硫的质量流量为： 5722*67390*10-6= 385.6 （kg/h）= 9.25 t/d4 含硫污水带出的硫，分析数据见附录。（1）容301（分馏塔顶冷凝水）污水h2s含量为：1874.73mg/l容301污水量为13.08 t/h = 313.92 t/d所以，容301污水带出硫的流量为： 313.92*1874.73*10-6=0.55 （t/d）（2）容401（富气水洗）h2s含量为：1151.27mg/l。容401污水量为15 t/h = 360 t/d所以，容401污水带出硫的流量为： 360*1151.27*10-6=0.39 （t/d）（3）含硫污水带出硫的总量为：0.55+0.39=0.94 （t/d）5焦炭中硫 焦炭中硫的量，目前较难确定。本文由原料进入的硫流量减去出方中已知的汽油、柴油、油浆、干气、液化气和污水硫流量，即为焦炭和损失部分的硫流量。6硫平衡 与原料和产品的分析数据对应，物料平衡的数据采用收率平衡数据（见表1-4），硫平衡的结果汇总于表1-11。 表1-11 硫平衡项目流量,t/d硫含量,m%硫流量,t/d硫分布,m%入方原料4514.20.7734.759 100.00非烃40.32000合计4554.5234.759100.00出方干气(含非烃)140.4767390mgs/m39.2526.61 液化气435.26283mgs/m31.21 3.48 汽油1815.30.0691.253 3.60 柴油1619.80.7912.796 36.81 油浆288.562.065.944 17.10 焦炭240.753.379.70 损失14.44 容301污水313.921874.73mgh2s/l0.55 1.58 容401污水3601151.27mgh2s/l0.39 1.12 油气焦合计4554.5234.76 100.00 表1-11硫平衡的数据表明，原料中9.70%的硫进入了焦炭，和一般的概念约10%的硫进入焦炭基本一致，说明硫平衡的数据是可靠的，原料和各个产品的硫含量分析数据也是可靠的。但是，同时我也注意到，在细物料平衡中（见表1-8），h2s的质量产率为0.46%，以此计，h2s的质量流量为20.76 t/d，折合s的质量流量为19.34 t/d。可是，在硫平衡中，见表1-11，气体（干气+液化气）中的硫和污水中的硫合计仅为11.40 t/d，占原料中硫的32.79%，差别达到9.36 t/d。一般情况，油品中硫含量在0.3%以上时，硫含量的分析准确度较大，汽油的硫含量用微库仑分析也较准确，所以，在本文的条件下，我认为液体产品（汽油、柴油和油浆）中硫流量19.99t/d，占原料中硫的57.51%，可靠性较大。那么，h2s的流量为何相差如此之大？原因可能出在分析方法上。干气和液化气的硫含量有两个分析数据：一个是h2s体积含量，用色谱法分析；一个是总硫，用微库仑分析，单位是mg/m3。做细物料平衡时，采用的数据是色谱法的组成分析数据；做硫平衡时，采用的数据是总硫，微库仑法分析数据。本例的数据表明，色谱法分析气体的硫含量结果可能偏大。表1-11硫平衡的数据也表明，污水（分馏塔顶冷凝水和富气水洗水）中的硫为0.94 t/d，占气体和污水中无机硫（h2s）的8.32%。说明气体有90%以上的h2s没有脱下来。因为此套装置加工的蜡油来自中东含硫原油，硫含量较高，一般在0.51.0%间。从近几年的经验看，冷却设备，特别是富气冷却器的内漏严重，一个周期（2-3年）至少检修35次，严重影响装置的安全运行。所以，如何降低h2s的腐蚀，已经成为一个需要迫切解决的问题。对此，硫平衡的数据给我们提供了重要的启示。第一，分馏塔顶注氨，这是目前常用的防腐方法。但效果不理想，主要的原因是分馏塔顶冷却器是8台并列，同时在8台的入口并列注入氨（或氨水），极容易走偏流，另外注入量较小，在每台入口前加装控制系统也很困难。因此，如何使分馏塔顶的注氨系统更有效是一个值得研究的问题。第二，富气注水是一个有效的办法，但对高浓度的h2s效果有限，有条件的可考虑注氨，或者直接注入低浓度的氨水，效果也许更好。第三，开发更有效的分馏塔顶脱h2s技术，对保证现有设备安全运行，也许成本是较低的方法。第四，根本的解决办法是蜡油加氢处理。第五节 氮平衡1 原料、汽油、柴油和油浆的氮含量用微库仑器分析数据，见附录分析数据。2 含硫污水带出的氮，分析数据见附录。 标定期间分馏塔顶注氨，但无计量。（1）容301（分馏塔顶冷凝水）污水nh3含量为：1177 mg/l容301污水量为13.08 t/h = 313.92 t/d所以，容301污水带出硫的流量为： 313.92*1177*10-6=0.304 （t/d）（2）容401（富气水洗）nh3含量为：295mg/l。容401污水量为15 t/h = 360 t/d所以，容401污水带出氮的流量为： 360*295*10-6=0.087 （t/d）（3）含硫污水带出氮的总量为：0.304+0.087= 0.392 （t/d） 可见，分馏塔顶注氨很少。5焦炭中氮 由原料进入的氮流量减去出方中已知的汽油、柴油、油浆和污水氮流量，即为焦炭和损失部分的氮流量。6氮平衡 与原料和产品的分析数据对应，物料平衡的数据采用收率平衡数据（见表1-4），氮平衡的结果汇总于表1-12。 表112 的数据表明，汽油中的氮占原料的1.94%，柴油中的氮占原料的19.57%，进入焦炭中的氮占原料的63.25%。蜡油中的氮化物主要存在于胶质和多环芳烃中，在催化裂化环境中较易形成焦炭，因此，原料中高达60%的氮分布在焦炭中是可以理解的。 表112 氮平衡项目流量,t/d氮含量,m%氮流量,t/d氮分布,m%入方原料4514.20.114.966 100出方干气100.150.00 液化气521.20.00 汽油1815.30.0052980.096 1.94 柴油1619.80.060.972 19.57 油浆202.560.180.365 7.34 焦炭240.753.141 63.25 损失14.44 0.00 容301污水313.921177.12 0.304 6.13 容401污水360294.50 0.087 1.76 合计4.97 99.99 第二章 热量平衡与能量平衡本章计算的范围是再生器、提升管和沉降器的标定热平衡核算，目的是确定反再系统的热平衡操作区。计算方法：1、再生器热平衡采用烟气升温法计算，用碳差法校验和校正；2、反应器热平衡用油气焓差法和进料升温汽化法两种方法计算。第一节 反-再系统热平衡一 化学当量生焦量的计算化学当量生焦量采用烟气组成方法计算。11 进入再生器风量主风量： 1847 m3/min文丘里管按标准状态设计。大气干球温度：29；压力0.101mpa；空气相对湿度为85%。湿主风量校正 1847*=1756.1 （m3/min）增压风量：102 m3/min湿主风总量为va=1756.1+102=1858.1 （m3/min）查空气分子湿度表得分子湿度为 0.03697干主风量为：*1858.1=1791.9 （m3/min）湿主风带入水蒸气量为：w水=1858.1-1791.9=66.2 （m3/min） =3972 m3/h仪表风和松动风量：42 m3/min（干空气）则进入再生器的干主风量为： v1=1791.9+42=1833.9 （m3/min） =110034 m3/h其中 n2=86926.86 （m3/h）=3880.66 kmol/h o2=23107.14 （m3/h）=1031.57 kmol/h 带入水蒸气量为：3972 m3/h=177.32 kmol/h进入再生器的主风总量为：va+42=1858.1+42=1900.1 m3/min =114006 m3/h1.2出再生器烟气量 1.2.1 烟气组成，mol% 表 2-1 烟气组成，mol%(气相色谱法)采样时间10:0014:00平均co215.5816.7316.16co0.10.10.1o21.051.011.031.2.2 干烟气量由氮平衡求得干烟气量。干烟气量v=*100=105098 （m3/h） 其中：co2量：16984 （m3/h）= 758.21 kmol/h co 量： 105 （m3/h）= 4.69 kmol/h o2 量：1083 （m3/h）= 48.33 kmol/h so2 量（硫平衡） ：87（m3/h）= 3.88 kmol/h 生成水蒸气量由氧平衡求得：9803（m3/h）= 614.94 kmol/h1.2.3 湿烟气总量湿烟气总量：105098+3972+9803=118872.97 （m3/h）1.2.4 烟风比烟风比=1.041.3化学当量生焦量 烧碳量： （758.21+4.69）*12 = 9154.82 （kg/h） 烧氢量： 437.62*2.2 = 883.98 （kg/h） 烧硫量：（由硫平衡得出） 124.5 （kg/h） 总烧焦量： 9154.82+883.98+124.5 = 10163.3 （kg/h） 焦炭中氢含量：*100 = 8.7 %1.4 耗风指标耗风指标：=11.22 （m3/kg焦）二 再生器热平衡计算 再生器热平衡计算方法采用焦炭标准燃烧热，烟气升温热的方法，计算路径如下： 再生器出口 烟气升温吸热 焦炭显热 （焦炭脱附热） 主风显热 散热损失 焦炭标准燃烧热 （0，1大气压）2.1 进入再生器的热量计算基准为：0， 0.101mpa。2.1.1 焦炭燃烧热焦炭燃烧热见表2-2，摘自催化裂化工艺计算与技术分析。表2-2 焦炭燃烧热（标准状态下）反应式焦炭燃烧热，mj/kgc+o2co232.79c+1/2o2co9.21h2+1/2o2h2o120.06s+o2so29.27 烧碳热 qc=*（16.16*32.79+0.1*9.21）*=83.02 （mw） 烧氢热 qh=29.48 （mw） 烧硫热 qs=0.32 （mw） 总燃烧热量 83.02+29.48+0.32= 112.82 （mw）2.1.2主风带入再生器显热 主风进入再生器温度为：165 空气中各组份的比热由下式计算。 cpc=a+b*（t1+t2）+c*（t12+t1*t2+t22）.式2-1结果如下： 组分比热，kj/（kgk）n21.071o20.934h201.901主风各组分的显热为：n2升温热：=5.334（mw）o2升温热：=1.413（mw）h2o升温热：=0.278（mw）主风带入显热 5.334+1.413+0.278 =7.025 （mw）2.1.3 焦炭带入显热 焦炭进入再生器温度（沉降器密相温度）为412 焦炭比热为： 1.675 kj/（kgk） 则焦炭带入显热 10163.3*1.675*（412-0）/（3600*1000） =1.948 （mw）2.1.4 进入再生器总热量 q入= 112.82+7.025+1.948 = 121.791 （mw）2.2出再生器的热量2.2.1 烟气升温热 焦炭燃烧热的计算基准为标准状态0，因此，烟气升温从0到再生器出口温度697。烟气各组分在不同温度下比热差别较大，所以烟气的比热分三段计算。 烟气各组分比热由式2-1计算，温度段的划分和计算结果见表2-2。 表2-2 烟气各组分的温度区间及比热项目比热，kj/（kgk）0-165165-683683-697n21.071 1.136 1.187 o20.934 1.022 1.077 co20.914 1.112 1.233 co1.044 1.118 1.173 水蒸气1.901 2.142 2.350 烟气各组分的流量见上节化学当量生焦的计算，烟气在各温度区间的升温热见表23。 表23 烟气在各温度区间的升温热项目升温热，mw0165165683683697n25.33417.761 0.502 o20.066 0.227 0.006 co21.3985.338 0.160 co0.006 0.021 0.001 水蒸气0.964 3.412 0.101 合计7.768 26.759 0.770 所以，烟气总升温热： q烟=7.768+26.759+0.770 =35.297 （mw）2.2.2 散热损失q散 再生器散热面积：696 m2。 再生系统平均温度：=690 总散热系数取 k=5.8 w/(m2k) q散=5.8*696*（690-29）*10-6=2.705 （mw）2.2.3 焦炭脱附热q脱q脱=10163.3 *2.2*3600-1=6.211 （mw）2.3给催化剂净热qc2.3.1有焦炭脱附热 qc= q入-q烟-q散-q脱 =121.791 35.297 2.705 6.211 =77.578（mw）2.3.2无焦炭脱附热 qc= q入-q烟-q散 =121.791 35.297 2.705 =83.789（mw）2.4催化剂循环量gc 沉降器出口温度为：484 再生器密相温度为：6832.4.1 催化剂循环量gc（有脱附热） gc=77.578*3600*1.097*（683-484）-1 =1279（t/h）2.4.2 催化剂循环量gc（无脱附热） gc=83.789*3600*1.097*（683-484）-1 =1382 （t/h）三反-再系统热平衡结果数据一致性的检验直接测定待生催化剂和再生催化剂的碳含量，得出的实际碳差c实，与从装置热平衡计算得到的碳差c计（=焦碳产率/剂油比）是否一致，是检验热平衡计算数据一致性的很好方法，即碳平衡法。3.1 实际碳差待生剂和再生剂碳含量的测量数据见表2-4。表2-4 待生剂和再生剂碳含量分析结果（元素分析）采样时间5.15-10:005.15-14:005.16-10:005.16-14:00待生剂,m%0.850.840.860.82再生剂,m%0.05-0.05-由表24得，标定期间待生剂碳含量的平均值为: 0.84%。所以，实际碳差 c实=0.790.84%。3.2理论碳差3.2.1按有脱附热的情况计算由反再系统热平衡的计算结果得：有脱附热时催化剂循环量gc=1279 t/h 剂油比=6.8 （对新鲜进料） 焦碳产率=4.87 （m%）（对新鲜进料）所以，理论碳差c计=0.72 （m%）3.2.2按无脱附热的情况计算由反再系统热平衡的计算结果得： 无脱附热时催化剂循环量gc=1382 t/h 剂油比=7.35 （对新鲜进料） 焦碳产率=4.87 （m%）（对新鲜进料）所以，理论碳差c计=0.66 （m%）3.3 上述计算表明，实际碳差与理论碳差，无论按有脱附热计算，还是按无脱附热计算，均差别较大，说明本次标定的烟气分析数据，或物料平衡数据，或热平衡计算方法不合理。3.3.1 热平衡计算方法采用焦炭标准燃烧热，烟气升温热的方法，计算路径如下： 再生器出口 烟气升温吸热 焦炭显热 （焦炭脱附热） 主风显热 散热损失 焦炭标准燃烧热 可见，热平衡计算方法是可靠的。3.3.2物料平衡数据，这里主要是主风量的计量问题，从日常统计的经验看，主风的计量是可靠的。3.3.3 烟气的分析数据，从日常生产的统计数据看，出现误差的可能性较大，特别是其中氧含量的数据不易分析准确。四、热平衡计算的校正上述热平衡数据一致性的校验的结果表明，烟气组成的分析结果可能有误差。沿着这一思路，用碳平衡试差法（理论碳差与实际碳差相等），与上述计算过程一样，通过调整烟气组成中氧含量，重新计算再生器热平衡，按考虑有脱附热的情况，直到理论碳差与实际碳差相等为止，计算结果与校正前热平衡计算结果列于表25。 表25的计算结果表明，按有脱附热的情况考虑，理论碳差与实际碳差基本一致，结果烟气中氧含量比实际分析结果的高；对焦炭中氢含量6.27%，对比油浆的氢含量8.21%，是合理的；对催化剂循环量1160t/h（有脱附热），因为本次标定回炼比仅为0.24，比设计回炼比0.4低较多，所以与装置设计催化剂循环量1250t/h比较，也是合理的；因此，按碳平衡计算的结果是可靠的。在以下反应器热平衡的计算中和以后用到热平衡数据的计算均使用碳平衡的计算结果，不另作说明。 表25 热平衡试差结果序号项目单位烟气组成校正前碳平衡校正后1烟气组成co2mol%16.16 16.16 comol%0.10 0.10 o2mol%1.03 2.13 2进入再生器湿主风量m3/h111486 1114863进入再生器干空气总量m3/h110034 110034 4带入水蒸汽m3/h3972 3972 5干烟气量m3/h105098.37 106514.96 6湿烟气总量m3/h118872.97 117457.80 7湿烟气中水蒸气总量kmols./h614.94 488.52 8烟风比1.04 1.05 9烧碳量