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第六章 热量平衡第六章 热量平衡第一节 概述 催化裂化反应再生系统的热平衡是三大平衡之一， 本章研究的范围是指在维持合理的反应再生条件下的热平衡，而不是泛指的热平衡。 研究热平衡就是要研究各种参数变化对反应再生系统的热平衡所产生的影响及相应应该采取的对策。 一 反应再生系统热平衡的意义 1 预测较合理的操作条件 在新建或改建装置设计、生产装置改变生产条件( 换催化剂、换原料及生产方案等）时，为保证生产的安全和稳定，均需对热平衡进行预测，以采用相应对策，保证合理的操作条件。 2 取得优化的产品分布 要得到最优的产品分布，需要优化的反应及再生条件。通过计算系统热平衡才能得到反应温度、再生温度、催化剂循环量和进料预热温度之间的优化匹配，得到优化的产品分布。 3 保证安全，平稳生产 再生条件对安全生产及维持催化剂活性是至关重要的，通过热平衡计算预测再生条件，保证再生器不发生严重超温并有应急措施。 二 反应再生系统热平衡的特点 加工减压馏分油的流化催化裂化装置有一个较为满意的热平衡状态，图6-1 给出了它的热平衡示意图，由图6-1可以看出，热的再生催化剂提供反应段所需的大部分热量。 其中：加热和气化液体进料占60-85%； 裂化反应热约占10-35%； 热损失约占5%。 图6-1 馏分油催化裂化反应再生系统的热平衡 由图6-1还可以看出，在加工馏分油时，再生温度在680-760之间， 这一温度对于催化剂和再生器的材质来说，都是可以承受的。 当处理重质原料时，例如常压渣油或掺炼部分减压渣油， 过多的焦炭生成导致过多的烧焦热量，过高的再生温度将会破坏再生器的内构件及大大加速催化剂的减活。 通过内、外取热设施来冷却催化剂，单程操作，外排油浆，或降低原料预热温度是常用的办法。图6-2给出了使用内、外取热器时的热平衡。 图6-2 重油催化裂化反应再生系统的热平衡 两段再生是解决加工重质原料热平衡问题的另一方法。它既减少了烧焦的放热，又保证了催化剂的再生效果。图6-3是使用两段再生器的热平衡示意图。 图6-3 采用两段再生的反应再生系统热平衡 影响装置热平衡的变量有多种，大体可分成两类，一类是独立变量(自变量)， 另一类是非独立变量(因变量)。表6-1 给出了影响热平衡诸因素的分类及其对热平衡的影响。由表6-1可见，独立变量和非独立变量中还分为影响热负荷的变量；影响生焦但不影响热负荷的变量；影响生焦、热输出和热负荷的变量等不同种类。 表6-1 影响热平衡变量分类（根据对热平衡的影响） 一 独立变量(自变量) 二 非独立变量(因变量)1 影响热负荷： 1 影响热负荷： 进料预热温度 回炼油温度 反应温度 重循环油温度 新鲜原料进料量 油浆温度 回炼油量 转化率(反应热) 轻循环油 生焦率 重循环油 油浆 蒸汽量 雾化蒸汽 入再生器蒸汽或水 主风温度 CO2/CO2 影响生焦但不影响热负荷： 2 影响生焦或热输出： 进料性质 剂油比 催化剂活性 催化剂选择性 压力3 影响生焦、热输出和热负荷： 3 影响热负荷、热输出： 反应温度 再生温度 回炼油量 轻循环油 重循环油 油浆 蒸汽量 雾化蒸汽(压力影响) 汽提蒸汽 二 反应再生系统热平衡的特点 反应再生系统热平衡的特点如下： (1) 多参数相互影响 影响系统热平衡的参数很多，而且互相之间有复杂的交错影响关系，影响因素常常是正负作用互相干扰。举一简例， 在再生温度偏高时，可以降低进料温度，为维持反应温度，需加大循环量，这样，剂油比加大增加转化率，增加生焦，再生放热量增大，转化率增加又增大了反应热， 这几个方面的影响互相抵消，系统就达到平衡，认识这个特点，在分析问题时，就应从不同方面分析， 最后得到综合影响的结果。 (2) 催化裂化反应再生系统热平衡具有自补偿能力 当影响热负荷的变量发生变化时，生焦也发生变化。 催化裂化装置总是热平衡的，当热平衡遭到破坏时，因变量（例如剂油比和再生温度）就会立即改变，使装置恢复到热平衡状态。只有在为了满足热平衡的需要， 剂油比的改变引起滑阀压降超过允许范围时，装置热平衡才会出现问题。 当自变量（如催化剂活性及进料残炭等）变化而增加生焦及热输出， 且没有影响热负荷时，剂油比下降，再生温度升高，使装置达到另一热平衡状态， 生焦稍有提高。 当自变量（如提升管出口温度和回炼比）变化时，会影响热负荷和热输出，引起焦产率的一些改变。热平衡则由剂油比和再生温度来自行调节。 当水蒸汽加入量或催化剂冷却变化时，增加了热负荷，但是不引起生焦或热输出的改变，这就必须由剂油比和再生温度的改变来补偿。 上面所说的只是热平衡自补偿的一些表现， 催化裂化热平衡存在自补偿这一特点是由于剂油比对转化率的影响、转化率对焦炭产率的影响以及控制反应器温度的方法等原因。第二节 反应再生系统热平衡计算方法 与一般的化工过程热平衡计算一样，首先需要确定一个计算基准，如273K或293 K，但在催化裂化的热平衡计算中，使用焓差较多，比较方便， 所以在反应再生系统计算中往往只用焓差，而不出现某一个基准下的焓，这是为了方便，不是没有基准态。 但在燃烧热、反应热计算中就有状态问题，只是习惯上忽略了， 因为它引起的误差不大。在再生器内烧掉的焦炭并非100%的碳，也不是纯化合物，而是由高度贫氢的烃类物质和未汽提掉的重质烃混合物组成，这两种物质组成了所谓焦炭，其氢含量为6%-14%。因此，焦炭燃烧所放出的热量并非构成焦炭各元素(C、H、S）燃烧热的简单加和而应考虑C-H、S-H等键的结合能，但是其数值很小，故习惯上仍用碳和氢的燃烧热直接计算，用主风升温热计算主风带出热。不论再生温度而在计算时使用同一燃烧热的方法是近似方法， 因为不同燃烧状态的燃烧热也是不同的，正确的计算参见图6-4所示计算线路。 图6-4 焦炭燃烧热计算图 正确的计算是由状态a到状态b，循二条途径m和n。二者所用燃烧热不同，m应用再生条件下的燃烧热，n应用标准燃烧热，关于燃烧热在后面介绍。 对反应部分的反应热计算也存在同样问题，我们常用原料升温计算， 这时就应用反应条件下的反应热，而不应该用某一个固定的反应热。反应热计算更为复杂， 在后面详细讨论。 热平衡计算的最主要、最直接的目标是保证反应部分按需要的条件进行，故先讨论反应部分的需要热。 一 热平衡计算方法(一) 反应部分热平衡计算 反应部分需要的热量主要由再生催化剂带入， 在必须时也可以通过提高进料预热温度带入一部分。需要热由下列各项构成： 1 进料升温汽化热Q1 进料包括原料油、回炼油、回炼油浆、回炼污油或其他进料，如需催化精制的汽油、轻柴油等。 Q1=G1(Hli-Hti)(3.610 6)-1 MW （6-1） 式中： Gi各种进料组分质量流量， kg/h Hli进料各组分在反应温度下汽相的焓，kJ/kg Hti各进料组分在进料状态下的焓 ， kJ/kg 上式中计算反应温度应当用沉降器出口温度， 用提升管出口温度的计算方法在后面介绍。 油品焓的计算过程如下： (1) 以液相17.8之焓为0。 (2) 液相焓(HL)以液体比热公式积分而得。 HL (0.055K0.35)1.8(0.0004061-0.0001521S)(t+17.8)2 +(0.6783-0.3063S)(t+17.8) 4.1868 kJkg (3) 为计算气相焓(HV)需先求-17.8下之气化潜热(H)。 H 50+5.27(140.32-130.76S)（0.009+0.9944S)0.542 11.1(K11.8)4.1868 kJ/kg (4) 气相焓(HV)以气体比热公式积分而得，再加上气化潜热(H)。 HVH0.556(0.045K-0.233)(1.8t+17.8)0.55610-3 (0.22+0.00885K)(1.8t+17.8)20.028310-6 (1.8t+17.8)34.1868kJ/kg (5) 在已知液相焓(HL)时，液体温度用下法求得： 令 AZ(0.0004061-0.0001521S)(0.55K0.35) BZ(0.6783-0.3063S)(0.055K0.35) CZ1.8HL/4.1868 t0.278AZ-BZ+(BZ2-4AZCZ)0.5-17.8 其中： K特性因数； S20液相密度； t温度,。 2 注入反应系统蒸汽升温热Q2 注入蒸汽有来自管网的（1.0MPa；250）蒸汽和装置内过热的蒸汽(用于汽提段)，应分别计算。 Q2=G2(HvT-Hv1)G3(HvTHV2)(3.610 6)-1 MW （6-2） 式中： G2、G3分别为注入1.0MPa及过热蒸汽量，kg/h HVT沉降器出口温度下水蒸汽的焓，kJ/kg HV1 、HV2分别为1.0MPa蒸汽和过热蒸汽进反应系统的焓，kJ/kg 3 散热损失Q3 散热损失是表面积、隔热层厚度和导热系数、介质温度、环境温度和风速的函数。有关资料中用催化剂给反应系统净热的2.5%经验数据。建议用下式： Q3KA1(T-293)10-6 MW （6-3） 式中： A1反应系统（提升管、沉降器和汽提段）表面积，应包括再生滑阀后管线，m2 T反应系统温度, K K总传热系数，视衬里材料与厚度不同，取3.56W/(m2 K) 4 焦炭吸附热Q4 对焦炭吸附热的存在与否是有争议的，过去有的热平衡计算方法考虑吸附热，也有的国外专利技术不计吸附热，两种方法不影响总的热平衡， 仅影响催化剂循环量(一般差别为10%左右)和剂油比, 读者均可采用。为了与某些引进装置对比，可不计算吸附热。一般则按有吸附热计算。吸附热是放热，在反应器热平衡计算中应计在入方， 推荐吸附热Q4用2.12.5 MJ/kg焦。吸附热在以后论述。 5 裂化反应热Q5 裂化反应热计算方法多种多样，因为裂化反应包含多种化学反应，故采用单位原料的反应热计算，比较合理的是应用分子膨胀比计算， 但对于不同原料和催化剂，反应类型不同时，所用系数不同。 精确的反应热应通过精确测量原料及产品的燃烧热，计算其差值得到。裂化反应热将在后面详细讨论。 6 反应总需要热Q反 Q反Q1+Q2+Q3+(-Q4)+Q5 （6-4） 在设计预测时，根据设计条件，予测出反应需要热，再作整个系统平衡；在标定时， 则根据系统平衡来反算反应热达到平衡，将在下面举例中详细讨论。 （二）再生系统热平衡计算 再生器热平衡的目的，对于标定核算， 在于求出供反应部分的净热量；对于设计预测，则在于求出再生器取热量，或再生器补燃烧油量， 或反应进料温度，或在两段再生时的一段再生器排CO量，或单段不完全再生时CO排放量。 并且预测在保证反应条件下的再生条件。对设计过程，需要与反应需热一起研究。 下面介绍再生系统的热平衡的计算步骤。对于两段再生器分段计算也附以必要的说明。 1 再生器入方热量Q入 入方热量在用焓差计算时，只有焦炭燃烧热一项。在忽略了硫、氮等杂质的燃烧热以及焦炭的生成热之后，只计算碳和氢的燃烧热。 Q入=CW(CO2+CO)-1(CO2qCO2+COqco)+HWqH(3.6103) MW （6-5） 式中： CW、HW烧碳、氢量，kgh qco2、qco、qH分别为碳烧成CO2、CO和氢烧成水的燃烧热，MJkg CO2、CO 干烟气中CO2、CO分率。 不同的资料来源得出的C、H、S燃烧热不同，参见表6-2。 表6-2 焦炭的燃烧热（MJ/kg） 反应式 资料1 资料2 CO2CO2 33.92 32.79 C1/2O2CO 10.26 9.21 H21/2O2H2O 119.77 120.06 SO2SO2 9.27资料2的数据有较充分的实验依据，国外各专利公司和软件公司大体也都依据其数据来决定焦炭燃烧热。与之相比，过去长期沿用资料1算出的焦炭燃烧热偏高，以焦炭中含氢8%、含碳92%为例，在完全再生和常规再生两种工况下算出的焦炭燃烧热的差别见表6-3。表6-3 焦炭燃烧热的计算值 MJ/kg 工 况 资料1计算值 资料2计算值 差 值 完全再生 40.78 39.76 1.02 常规再生 30.89 29.9 0.99 (CO2/CO1.2) 由表6-3可知，过去沿用的资料1算得的焦炭燃烧热偏高约1MJ/kg。因此，推荐采用实验依据较充分，可靠性高的资料2作为计算基础。若处理高含硫原料时，焦炭上的硫不可能忽略时，还应计算硫的燃烧热。值得注意的是，以上焦炭燃烧热的计算方法未考虑焦炭的生成热效应。焦炭生成热与其氢含量有关，UOP推荐用下式对上述焦炭燃烧热（Q0）进行校正：DQ=2.64-0.314H，DQ的单位是MJ/kg焦炭， H为焦炭中含氢重量百分数。校正后焦炭的燃烧热Q= Q0+DQ 。设焦炭中氢含量为8%（重），则DQ =0.128 MJ/kg焦炭，DQ占表6-3焦炭燃烧热的0.5%以下。因此，在工程上可以忽略焦炭生成热对总的燃烧热的影响。 2 再生器出方热量Q出 (1) 空气和/或烟气的升温热Q6 空气和烟气比热以往沿用1.08kJ/(kgK)。气体的比热随温度的升高而增加，近年来再生器的温度已比60年代提高了100左右，同时气体各成分的比热随温度的变化不同，因此推荐按下式计算空气和烟气的比热。 CpcAB(T1+T2)C(T12+T1T2+ T22) （6-6） 式中： T1入口温度，K； T2出口温度，K； Cpc气体在平均温度下的比热，kJ/(kg K)； A、B、C常数，对不同的气体数值不同，见表6-4。 表6-4 气体平均比热常数值 项 目 N2 O2 CO H2O CO2 SO2 A 0.966 0.8 0.95 1.66 0.603 0.4391 B 1.03910-4 2.0710-4 1.3510-4 3.0710-4 4.8310-4 3.59410-4 C -3.4410-9 -4.3810-8 -1.3310-8 3.5610-8 -1.0810-7 -1.04210-7对于两段床层再生，则需分两部分分别计算， 分别计算出两段的主风和烟气二者之和为总的主风(烟气)升温热。 (2) 焦炭升温热Q7 Q71.675(CWHW)(T2-T3)(3.6106)-1 MW (6-7) 式中： T3汽提段温度，K 对于两段再生，上式中(CWHW）用一段烧焦量代替。在计算第二段再生器时， 用二段烧焦量。而T2T3则要用二段稀相温度与一段床层温度之差。 两段焦炭升温热之和为总焦炭升温热。 (3) 再生器注入蒸汽升温热Q8 Q8G8(Ht1Htv)(3.6106) MW (6-8) 式中： G8注入再生系统蒸汽量, kg/h Ht1再生器稀相温度下蒸汽的焓, kJ/kg Htv注入蒸汽的焓, kJ/kg 若为两段再生,则应分别采用一、二段稀相温度时之焓。 (4) 散热损失Q9 一般认为占焦炭燃烧热的5%-7%。本书认为应采用类似反应系统热损失的方法计算。 Q9KA2(T-293)10-6 MW （6-9） 式中： A2再生系统散热表面积，m2 T再生系统平均温度，K 总散热系数，视衬里材料与厚度不同取3.56W/（m2K） (5)外供热量Q10 当前，一般都采用内、外取热器发生蒸汽。做设计预测时， 可由热平衡计算出的多余热量计算发生蒸汽量。在标定时， 则应由发生的蒸汽量反算出取热量，发生蒸汽热量应包括排污、发生蒸汽及过热三部分。 Q10(q1H1q2H2q3H3)(3.6106) MW （6-10） 式中： q1、q2、q3分别为排污、发汽及过热蒸汽量, kg/h ; H1、H1、H3分别为排污水与给水、发生的蒸汽与给水、 过热蒸汽与入过热段蒸汽的焓差，kJ/kg。 (6) 焦炭脱附热Q11 焦炭脱附热与反应部分的焦炭吸附热是对应的， 一种方法是考虑脱附热，脱附热推荐用2.12.5MJ/kg焦。脱附是吸热，计算中以出方热量计。国外某些公司设计中不考虑脱附热。 (7) 给催化剂净热Qc QcQ入-Q6-Q7-Q8-Q9-Q10-Q11 MW （6-11） (8) 催化剂循环量Gc GcQc3.6103Cp (T2-T3 ) -1 t/h （6-12） 式中： Cp催化剂在T2与T3之间的平均比热，推荐采用下式计算： Cp = 0.00233Al2O3%1.08 kJ/(kgK) （6-13） T2，T3分别为再生催化剂(单段再生为一段床层、两段再生为二段床层)和半再生催化剂（或汽提段）的温度, K。 图6-5是石油化工科学研究院对无定型硅铝、CRC-1等催化剂用CalVat高温微量热量计测得的比热与温度的关系。 图6-5 固体比热与温度的关系1-Al2O3标准值；2-Al2O3测定值；3-3A；4-CRC-1(平)；5-CRC-1(新)；6-ST-3-2；7-层-863 (中型) 二 反应再生系统热平衡 无论是标定核算，还是设计计算，最终的平衡就是再生器给催化剂的净热Qc与反应器的需热Q反相等。相等的条件是多种多样的，下面通过实例说明。 (一) 标定的热平衡核算 标定核算最终收敛于反应热，其他均可在标定中得到。标定核算由再生器热平衡开始，由催化剂循环量与反应部分连接。计算反应部分除裂化反应热以外的需要热， 催化剂带入热与反应部分需要热的差值即为反应热。例6-1 某单器再生装置热平衡标定数据如下： 湿主风量(校正后) 63000 m3n/h 空气分子湿度() 0.02 干烟气分析：CO2 14.2 %(体) CO 0.2 %(体) O2 4 %(体) 注入再生系统蒸汽量(523K) 1000kg/h 再生器密相温度 940K 再生器烟气出口温度 988K 主风入再生器温度 435K 再生系统散热表面积 700m2 再生器外供热量 0 原料油量 80t/h 回炼油量 44t/h 回炼油浆量 8t/h 原料油密度 20 0.8772 回炼油密度 20 0.8927 回炼油浆密度 20 0.9717 原料油K值 12.2 回炼油K值 12.0 回炼油浆K值 11.8 原料油入反应器温度 523K 回炼油入反应器温度 538K 回炼油浆入反应器温度 623K 注入反应系统蒸汽量(523K) 1200kg/h 汽提蒸汽量(673K) 3600kg/h 沉降器出口(油气、待生剂)温度 748K 反应部分散热面积 500m2试做反应再生系统的热平衡。解： （1）再生器热平衡(焦炭量计算方法见本书第五章) 烧碳量 CW(0.1420.002)(1.266(1-0.142-0.002-0.04)（1222.4） 63000/(1+0.02) 4612.9kg/h 其中：生成CO2的碳量 4612.90.142(0.1420.002)4548.8 kg/h 生成CO的碳量 4612.9-4548.864.1 kg/h 烧氢量 HW21-79(1-0.142-0.002-0.04)-1(0.142+0.04+0.0020.5) 422.4-163000(1+0.02)-1100-1 362.1 kg/h 烧焦放热 Q入（4548.833.7964.19.21362.1120.06)(3.6103)-1 53.672 MW 再生带出热 空气及烟气升温热 Q613.6876MW 焦炭升温热 Q7=1.675(4612.9362.1)(988-748)(3.6106)-1 0.5555MW 注入蒸汽升温热 Q81000(3926.8-2968)(3.6106)-1 0.2663 MW 散热损失 Q95.814700（(940+988)/2-293）10-6 2.7308 MW 取热器取热 Q100 焦炭脱附热 Q110(不考虑脱附热) Q11（4612.9+362.1)2.22/3600 3.0679 MW（考虑吸附热） 给催化剂净热QC QC53.672-13.6876-0.5555-0.2663-2.7308 =36.4318 MW(不考虑脱附热) QC53.672-13.6876-0.5555-0.2663-2.7308-3.0679 =33.3639 MW (考虑脱附热) 催化剂循环量 GC36.431836001.097-1(940-748)-1 623 t/h(不考虑脱附热) GC33.36393.61031.097-1 (940-748)-1 570 t/h (考虑脱附热) 计算焦炭脱附热与否，只影响催化剂循环量。 （2） 反应部分热平衡 焓值： 名 称 状 态 温度 焓值kJ/kg 原 料 液相 250 619.2 回炼油 液相 265 648.5 油 浆 液相 350 848.7 原 料 气相 475 1511.4 回炼油 气相 475 1490.5 油 浆 气相 475 1450.4 蒸 汽 气相 250 2968 蒸 汽 气相 400 3282 蒸 汽 气相 475 3439 进料升温汽化热 Q180000(1511.4-619.2)44000(1490.5-648.5)8000 (1450.4-848.7)(3.6106)-1 31.4549MW 注入蒸汽升温热 Q21200(3439-2968)3600(3439-3282)(3.6106)-1 0.314MW 散热损失 Q35.814500(748-293)10-6 1.3227 MW 焦炭吸附热 Q40 Q43.0679 MW 反应热Q536.4318-31.4549-0.314-1.3227- 0 3.3402 MW (不考虑吸附热) Q533.3639-31.4549-0.314-1.3227+3.0679 3.3402 MW (考虑吸附热) 对每kg原料的反应热 3.34023.610680000150.3 kJ/kg 反应热虽偏低，但仍可以认为标定核算数据基本可信，将计算结果列于表6-5。 表6-5 反应再生系统热量分配 项 目 再 生 器反 应 器反应再生系统热量MW%热量 MW%热量 MW%入方53.67210036.431810053.672100出方 主风升温热13.687625.5/13.687625.5 焦炭升温热0.55551.03/0.55551.03 水蒸汽升温热0.26630.500.3140.860.58031.08 散热2.73085.091.32273.634.05357.55 给反应净热36.431867.88/ 油品升温汽化热 /31.454986.3431.454958.61 反应热/3.34029.173.34026.23小计53.67210036.431810053.672100例6-2某两器两段再生催化裂化装置其标定数据如下，试计算反再热平衡。 项目一再二再 湿主风量（校正后），m3n/h 空气分子湿度（） 主风温度，K 密相温度，K 烟气出口温度，K 烟气组成，%（体） CO CO2 O2 SO2 mg/m3 注入再生器蒸汽(558K)量，kg/h 汽提段出口温度，K993 0.03 440 913 9395.712.31.37.21281 793750 452 987 981 0 16.1 3.2 19.5 400 解： 一再烧碳量 CW1(1222.4)(5.7+12.3)(1.266(100-5.7-12.3-1.3)993(1+0.03) 60 5459.6kg/h 一再烧氢量 HW1（422.4）0.21-(12.3+1.3+5.70.5)(1.266(100-5.7-12.3 -1.3) 993(1+0.03)60 506kg/h 一再烧焦量 5459.6+506=5965.6kg/h 同样 CW23688.3kg/h HW2164.5kg/h 二再烧焦量 3688.3+164.5=3852.8kg/h 总烧焦量 5965.6+3852.8=9818.4kg/h 一再烧焦放热量 Q入5459.6(32.7912.3(12.3+5.7)+9.215.7(12.3+5.7) +506120.06/3600 55.2788MW 一再空气升温热 Q616.1049MW 一再焦炭升温热 Q71.6759818.4(939-793)（3.6106） 0.667MW 一再注入蒸汽升温热 Q812812.0442(939-558)（3.6106） 0.2771MW 一再散热损失(按589kJ/kg焦炭 计) Q95895965.6（3.6106）=0.976MW 一再取热器取热 Q100 一再焦炭脱附热 Q112.225965.6（3.6106） 3.6788MW 给催化剂净热 QC55.2788-16.1049-0.667-0.2711-0.976-3.6788 33.575 MW 催化剂循环量33.5753600(1.1718(913-793) 859.6t/h 二再烧焦放热量 Q入39.0803MW 二再空气升温热 Q612.8944MW 二再焦炭升温热 Q73852.81.675(981-939)（3.6106） =0.0753MW 二再注入蒸汽升温热 Q84002.057(981-558)（3.6106） =0.0967MW 二再散热损失 Q95893852.8（3.6106）=0.6304 MW 二再取热器取热 Q100 二再焦炭脱附热 Q112.223852.836002.3759 MW 二再给催化剂净热 QC 39.0803-12.8944-0.0753-0.0967-0.6304-2.3759 =23.0076MW 催化剂循环量23.00763600(1.1718(987-913) 955t/h 再生系统热量分配见表6-6。表6-6 再生系统热量分配第一再生器热量第二再生器热量热量，MW%热量，MW%入方55.278810039.0803100出方主风升温热16.104929.1312.894432.99焦炭升温热0.6671.210.07530.19水蒸汽升温热0.27710.500.09670.25热损失0.9761.770.63041.61脱附热3.67886.652.37596.08给催化剂净热33.57560.7423.007658.88出方小计55.278810039.0803100 催化剂循环量(33.575+23.0076)3600(1.1718(987-793)896t/h (二) 设计的热平衡计算 设计是个热平衡的预测过程，需在若干设定条件下去求得平衡。在设定条件下，首先认为反应需热一定，催化剂循环量一定， 再生温度一定。热平衡一般收敛于再生器取热、补燃、排CO；若在自平衡范围内，即不取热、 不用补燃， 可在进料雾化允许的最低温度和加热炉出口允许最高温度范围内调整原料预热温度。此时，改变了反应需热，也要调整剂油比，再生温度也发生变化。总而言之， 设计时的热平衡过程是反复猜算、最后得到比较满意的结果的过程。例6-3 某催化裂化装置进料量80t/h，回炼油量44t/h，油浆回炼量8t/h，油品性质同例6-1，其他条件如下： 提升管出口温度 485 沉降器出口温度 475 注入反应部分蒸汽 (250)1200kg/h 汽提蒸汽 (400)3600kg/h 反应热 251.16kJ/kg原料 反应散热 1.3227MW 回炼油进料温度 265 回炼油浆进料温度 350 主风温度 162 再生床层温度 675 再生烟气出口温度 715 催化剂比热 1.097kJ/kg 再生散热量 2.7308 MW 空气分子含湿量() 0.02 完全