催化裂化装置反应再生与分馏系统工艺的设计

1、催化裂化装置反响-再生及分储系统工艺设计目录摘 要I第一章前言 31.1 催 化 裂 化 的 目 的 及 意义 3.*. . . . . .1.2 催化裂化技术开展 . 41.3 设计内容. .4第二章工艺表达52.1 分微系统 .：62.2 分储系统 .6.62.3 吸收一稳定系统第 三 章设 计 原 始 数据 73.1 开工时 .73.2 处理量 .73.3 原始数据及再生-反响及分储操作条件 9第四章 反响-再生系统工艺计算 114.1 再生系统 .114.1.1 燃烧计算 114.1.2 热量平衡 124.1.2 .1热流量入方 .124.1.3 .2热流量出方 .134.1.4 催化

2、剂循环量 .134.1.5 空床流速 154.1.5.1 密相床层 154.2 反响器 .164.2.1 物料衡算 .164.2.2 热量衡算 .184.2.2.1 热量入方.各进料温度 184.2.2.2 热量出方 194.2.3 提升管工艺计算 .214.2.3.1 提升管进料处的压力和温度 2.14.2.3.2 提升管直径 2 1.4.2.3.3 预提升段的直径和高度 3.24.2.4 旋风别离器工艺计算 .244.2.4.1 筒体直径 4.24.2.4.2 一级入口截面积 254.2.4.3 二级人口截面积 2 54.2.4.4 算旋风别离器组数 254.2.4.5 一级腿负荷及管径

3、25第五章分储塔能量平衡计算27.第六章计算结果汇总 .29结束语 30参考文献 31致 谢.32第一章前言1.1 催化裂化的目的及意义我国原油偏重,轻质油品含量低,为增加汽油、柴油、乙烯用裂解原料等轻质油品产量.我过炼油工业走深度加工的道路, 形成了以催化裂化FCC为主体,延迟焦化、 加氢裂化等配套的工艺路线.2001年底全国有147套催化裂化装置,总加工水平超过 100.0Mt/a,比1991年增加58.4 Mt/a ,增长137.16% ,可以说是世界上催化裂 化水平增长最迅速的国家催化裂化是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占有很 重要的地位.催化裂化过程在炼油

4、工业,以至国民经济中只有重要的地位.在我国,由 于多数原油偏重,而H/C相对较高且金属含量相对较低,催化裂化过程,尤其是重油 催化过程的地位显得更为重要.随着工业、农业、交通运输业以及国防工业等部门的迅速开展,对轻质油品的需求 量日益增多,对质量的要求也越来越高.以汽油为例,据 1988年统计,全世界每年汽 油总消费量约为6.64亿吨以上,我国汽油总量为1750万吨,从质量上看,目前各国 普通级汽油一般为9192 RON,优质汽油为9698 RON.为了满足日益严格 的市场需求,催化裂化工艺技术也在进一步开展和改良 .本设计是对催化裂化反响-再生 及分储系统进行工艺上的设计与分析.1.2 催化

5、裂化技术开展状况80年代以来,催化裂化技术的进展主要表达在两个方面：开发成功掺炼渣油常压渣油或减压渣油的渣油催化裂化技术称为渣油FCC,简写为RFCC; 催 化裂化家族技术,包括多产低碳烯姓:的 DCC技术,多产异构烯姓:的MIO技术和最大 量生产汽油、液化气的MGG技术.目前国外新开发的重油催化裂化技术有：渣油加氢处理VRDS一催化裂化FCC组合工艺、毫秒催化裂化工艺MSCC 双台组合循环裂化床工艺、剂油短接触工艺 SCT、双提升管工艺、两段渣油改质技术等等.国内灵活双效催化裂化工艺FDFCC 、VRFCC技术、催化裂化MIP 新技术 等等.下面以两个技术说明一下：1渣油加氢处理一催化裂化组

6、合工艺根底研究的应用一一它是在对加氢处理和催化裂化两种工艺过程的特点、原料产品性质及加工方案进行深入研究的根底上, 经过理论分析,实验室及工业试验后开发出的一种新的石油加工工艺一一“渣油加氢处理VRDS 一催化裂化FCC组合工艺流化催化裂化FCC 是现代化炼油厂用来改质重质瓦斯油和渣油的核心技术,是炼厂获取经济效益的一种重要方法.据统 计,截止到1999年1月1日,全球原油加工水平为4 015.48 Mt/a ,其中催化裂化 装置的加工水平为668.37 Mt/a ,约占一次加工水平的16.6% ,居二次加工水平的首 位.美国原油加工水平为821.13 Mt/a ,催化裂化水平为271 Mt/

7、a ,居界第一,催 化裂化占一次加工水平的比例为 33.0%.我国催化裂化水平达66.08 Mt/a ,约占一 次加工水平的38.1%,居世界第二位.世界RFCC装置原料中渣油的平均量为15% 20%.从国外各大公司对原料的要求来看,残炭与金属两个指标已分别到达8%和20仙g/g.而国内渣油催化裂化原料的残炭一般到达6%,金属15 g g/g ,与国外水平相 比,尚有潜力.中国石化集团公司 FCC装置中约80%都掺炼不同比例的渣油,平均 掺渣比约为26% , 1989-1997 年,掺炼重质油的比例从 18.52%增至43.64%.我 国大庆石蜡基原油具有残炭低、金属含量低的特点,具减压渣油的

8、残炭为8.95% ,金属为7仙g/g ,所以大庆减压渣油可以直接进行催化裂化.前郭炼油厂已进行了大庆全 减压渣油催化裂化的尝试,但未见国外全减压渣油催化裂化的报道2两段提升管催化裂化TSRFCC 新技术一一TSRFCC可大幅度提升原料 的转化深度,同比加工水平增加2030% ;显著改善产品分布,轻油收率提升 23个 百分点,液收率提升34个百分点,干气和焦炭产率大大降低；产品质量得到明显改 善,汽油烯烧含量下降20个百分点以上,柴油密度减小、十六烷值提升,汽油和柴油 的硫含量都明显降低.采用两段提升管催化裂化技术可使企业获得巨大的经济效益.1.3 设计的主要内容1 .设计专题的经济、技术背景分

9、析2 .工艺流程的选择3 .主要设备物料、能量衡算4 .主要设备工艺尺寸计算5 .装置工艺流程、再生器、反响器提升管工艺流程图的绘制6 .再生器、反响器提升管、分储塔能量衡算第二章工艺表达工艺流程说明该装置工艺流程分四个系统如图2-1催化 剂罐主风机水蒸汽富气.一粗汽油塔回-轻柴油罐七7回炼油浆气 提 塔炼 油一重柴油 油浆水蒸气加热炉 储新原料油图2-1催化裂化装置工艺流程图2.1反响-再生系统原料油经过加热汽化后进入提升管反响器进行裂化.提升管中催化剂处于稀相流化输送状态,反响产物和催化剂进入沉降器,并经汽提段用过热水蒸气汽提,再经旋风分 离器别离后,反响产物从反响系统进入分储系统,催化剂

10、沉降到再生器.在再生器中用 空气使催化剂流化,并且烧去催化剂外表的焦炭.烟气经旋风别离器和催化剂别离后离 开装置,使催化剂在装置中循环使用反响系统主要由反响器和再生器组成.原料油在装有催化剂的反响器中裂化,催化 剂外表有焦炭沉积.沉积的焦炭的催化剂在再生器中烧焦进行再生,再生后的催化剂返回反响器重新使用.反响器主要为提升管,再生器为流化床.再生器的主要作用是：烧去催化剂上因反响而生成的积炭,使催化剂的活性得以恢 复.再生用空气由主风机供应,空气通过再生器下面的辅助燃烧室及分布管进入.在反响系统中参加水蒸汽其作用为：(1)雾化一一从提升管底部进入使油气雾化,分散,与催化剂充分接触；(2)预提升一

11、一在提升管中输送油气；(3)汽提一一从沉降器底部汽提段进入,使催化剂颗粒间和颗粒内的油气汽提,减少油气损失和焦炭生成量,从而减少再生器负荷.汽提水蒸气占总水蒸气量的大局部(4)吹扫、松动一一反响器、再生器某些部位参加少量水蒸气预防催化剂堆积、 堵塞.2. 2分微系统由反响器来的反响产物油气从底部进入分储塔,经塔底部的脱过热段后在分储段分 割成几个中间产品：塔顶为富气,汽油,侧线有轻柴油,重柴油和回炼油,塔底产品为 油浆.轻、重柴油分别经汽提后,再经换热,冷却后出装置.分储系统主要设备是分储塔,裂化产物在分储塔中分储成各种储分的油品.塔顶汽 在粗汽油别离罐中分成粗汽油和富气.分储塔具有的特点有：

12、分储塔底部设有脱过热段,用经过冷却的油浆把油气冷却到饱和状态并洗下夹带的粉尘以便进行分储和预防堵塞塔盘.(2)设有多个循环回流：塔顶循环回流、一至两个中段回流、油浆回流.(3)塔顶回流采用循环回流而不用冷回流.2. 3吸收一稳定系统该系统主要由吸收塔,再吸收塔,解吸塔及稳定塔组成.从分储塔顶油气别离器出来的富气中带有汽油局部,而粗汽油中那么溶解有 C3, C4组分.吸收一稳定系统的作用就是利用吸收和精储方法, 将富气和粗汽油别离成干气(C2),液化气(C3、C4)和蒸汽压合格的稳定汽油.第三章设计原始数据3.1 处理量100万吨/年+学号X 2万吨/年即:100 + 2 X 2 = 104 万

13、吨/ 年3.2 开工时 8000小时每年那么处理量为： 104 X 130X 104 + 8000 = 130 000 kg/h3.3 原始数据及再生-反响及分储操作条件原料油及产品性质分别见表 3-1、表3-2产品的收率及性质见表3-3提升管反响器操作条件表3-5分储塔板形式及层数见表3-7再生器操作及反响条件见表3-4、催化裂化分储塔回流取热分配见表3-6分储塔操作条件表见3-8表3-1原料油及产品性质轻柴油回炼油回炼油浆密度0.74230.87070.88000.99850.8995恩氏 初储点54199288224蒸10%78221347380377储 C30%106257360425

14、43850%12326839945051070%13730043147055090%163324440490700终储点183339465平均相对分子量表3-2原料油的主要性质数据工程密度0.8995族组成分析/W%储程C饱和燃62.27初储点224芳煌2510%377胶质11.8830%438沥青质0.85350 C储出率/v%7.5重金属含量/ I g x-g500 C储出率/v%49Ni5.99兀素组成/w%V4.77C84.81Na0.32H12.85Fe5.91硫/w%0.77残炭,W%5.38表3-3产品产率质量分数产品%流里,t/h5.0液化气11.0稳定汽油48.0轻柴油21.

15、2油浆6.0快8.0损失0.8原料油100.0表3-4再生器操作条件工程数据备注再生器顶部压力/ MPa0.200主风入再生器温度/ c162再生器密相温度/ C700待生剂温度/ C大气温度/ C25大气压力/ MPa0.1013空气相对湿度/%70烟气组成体/%CO214.2CO0.2024.0焦碳组成/ H/C,质待生剂含碳量/%1.10再生剂含碳量/%0.02烧焦碳量/ t/h表3-5提升管反响器操作条件工程数据备注提升管出口温度/C505沉降器顶部压力/ MPa0.200原料预热温度/C235回炼油进反响器温度/c265回炼油浆进反响器温度/C350催化剂活性/%60.0剂油比6.0

16、反响时间/ S3.0回炼比0.5催化剂循环量/ t Xh -1原料进料量/ t Xh-1回炼油/回炼油浆1 : 0.25表3-6催化裂化分储塔回流取热分配参考 取热比例%备注15-2015-2015-2040 50表3-7分储塔塔板形式及层数参考序号塔 段塔板形式层数1油浆换热段人字挡板或园型挡板682回炼油抽出以下固舌形23回炼油抽出口上至 一中回流抽出下口卜固舌形,条形浮阀,填料10-124一中回流固舌形,条形浮阀,填料345轻柴油抽出以上至顶循环回流段抽出下固舌形,筛孔,条形浮阀,填料896循环回流段分储塔总塔板数固舌形,条形浮阀,填料3428-32表3-8催化裂化分储塔操作条件参考 /

17、MPa1分储塔塔顶油气1250.25530浮阀2顶循环回流10030浮阀3顶循环回流出塔16027浮阀4富吸收油再吸收油,视为轻12020浮阀柴油返分储塔5轻柴油抽出22019浮阀6一中回流返回16018浮阀7一中回流抽出27516固舌形8回炼油返回2105固舌形9回炼油抽出2652固舌形10油浆循环回流返回2701固舌形11回炼油浆抽出350塔底12循环/外排油浆抽出350塔底13轻柴油汽提蒸汽温度2501.014反响油气进分储塔500塔底第四章 反响-再生系统工艺计算4.1 再生系统4.1.1 燃烧计算再生器物料平衡是计算待再生催化剂进入再生器后焦炭燃的产物,焦炭量按新鲜原料油的8%计算：

18、焦炭产量 =130000 X 8% = 10400 Kg/h=866.67kmol /hH/C = 8.93 0.425 乂 CO2 + O2) - 0.257C0/(CO2 + CO )=1.1436 / 14.4= 0.0794烧碳量=10400 X 92.66% = 9634.98 kg/h烧氢量=10400 - 9634.98=765.02 kg/h烟气组成(体)：CO 2 : CO = 14.2 : 0.2 = 71 : 1根据：C +.2= CO 2 2C + O 2= 2CO 2H 2 +.2= 2H 2.生成 CO2 的碳为 9634.98 乂 71/ (71+ 1)= 950

19、1.80kg/h=791.76kmol/h生成 CO 的碳为：9634.98 - 9501.16 = 133.82kg/g=11.15kmol/h生成 CO2 的耗氧量为： 791.76 X 1 = 791.76kmol/h生成 CO 的耗氧量为： 11.15 X 1/2 = 5.575;mol/h生成 H2O 的耗氧量为：765.02 X 1/2 X 1/2 = 191.2kmol/h贝U理论的耗氧量为:791.76+5.575+191.26=988.59kmol/h理论氮为： 988.59 X 79/21 = 3718.98 kmol/h所以,可知燃料产物为 791.76kmol/h CO

20、 2,11.15kmol/h CO ,191.26 x 2 = 382.52 kmol/h H 2O.理论干烟气包括燃烧生成 CO 2和CO和理论氮那么总量：791.76 + 11.15+ 3718.98 = 4521.89kmol/h烟气中过剩氧为4%所以过剩空气摩尔百分数：(4 X 100/21) X 100% = 19%过剩空气：(过剩空气百分数/ 1-过剩空气百分数)x理论干烟气气量=0.19/(1 - 0.19 ) X 4521.89 = 1060.69 kmol/h过剩氧气：1060.69 X 0.21 = 222.74 kmol/h过剩空气含氮:1060.69- 222.89=

21、837.95kmol/h实际干烟气为理论生成干烟气和过剩空气组成：4521.69+ 1060.69 = 5582.67kmol/h理论干空气用量：988.59+3718.98+ 1060.69=5768.26kmol/h空气的相对湿度为 70% ,温度为25 oC ,根据?石油加工工艺?中册图6-29查得：水蒸气/干空气=0.016(摩尔)空气中含水蒸气为 :0.016 X 5768.26 = 92.29 kmol/h湿空气：5768.26+ 92.29= 5860.55 kmol/h回炼比0.5 ,剂油比为6.0回炼油浆：130000 X 0.5 =65000kg/h剂/油=齐1J / (1

22、30000 + 26000) = 6.0所以催化剂循环量为:6.0相0000+26000 ) =1170000kg/h依据每吨催化剂带入1kg水汽,那么催化剂循环量为1170t/h 那么带入1170 kg/h=65 kmol /h吹扫松动水蒸气量：500kg/h=27.78kmol /h水蒸气为湿度与生成水及本身带入和吹扫的水蒸气之和烟气中水蒸气为：92.29+27.78+65+382.52=567.59kmol/h综上所述可以得出再生器烟气流量及组成如表4-1.表4-1再生器烟气流量及组成组分分子量流里kmo/h 摩尔百分数湿烟气干烟气O232222.743.623.99CO2811.150

23、.180.20CO 244791.7612.8814.18N2284556.9374.1381.23干烟气305582.67100总水蒸气18567.599.19湿烟气296150.161004.1.2 热量平衡根据 Qi= Ni Cpi t式中：Qi : 热流量 KJ/h Ni ： 物流Ni的流量kmol/hCg 物流i的热容kJ/ (kmol oC)t:温度 oC4.1.2.1 热流量入方(1)干空气 t = 162 oC Cp = 44.6814 kJ/k mol - oCQi = 5768.26 X 44.681 X 162 = 41.75 X6 k0/h(2)湿空气中水蒸气 C水=3

24、4.542 kJ/k mol - oCQ2 = 92.29 X 34.542 X 162 =0.52 乂 kJ3h(3)催化剂带入水蒸气 Q3=65 X 35.6 X 505 = 1.17 X 1(kJ/h(4)吹扫、松动水蒸气 Q4= 27.78 X 34.6 X 280 =0.27 X 1l0J/h(5)烧焦炭 Qs =866.67 X 15.6 乂 505 =6.83X61kd/h(6)催化剂Q6(7)燃烧热Q7, j = N j A H查石油储分始图得CO2Q7,1= 791.76X 407.0 乂 10 =322 X 106kJ/hCOQ72=11.15 X122.7 X 10 =1

25、.37 X 106 kJ/hH2OQ7,3= 382.52X 239.4 X 130=91.58 乂 106 kJ/hEQ 7 = (322 +1.37+91.58) 乂 106= 414.98 X 10kJ/h共计 Q = EQi = (41.75+0.52+1.17+0.27+6.83+414.95)X610+ Q6=465.49 义 106 + Q64.1.2.3 热流量出方干烟气 Q 1 = 5582.67X 32.58乂 700 = 127.32X6 kJ/h(1)水蒸气 Q 2 =564.81 X 39.877 X 700 = 15.77X 6kJ/h(2)催化剂带出水蒸气 Q 3

26、 = 65 X 39.877 X 700= 1.81 X6 k0/h(3)脱附热,脱附热为燃烧热的11.5%Q 4 = 414.98 X 1(6 X 0.115 =47.72 乂 f(kJ/h(4)热损失 =582 X烧碳量Q 5 = 582 X 9634.98 = 5.6 乂 Ji(5)催化剂Q 6出方的能量 ：= (15.77+47.72+5.6+127.32) X 61+ Q 6=196.41 X 106 + Q 6根据热量平衡式：465.46 X 106 + Q6 = 196.41 乂 10 + Q 6催化剂升温所需的热量：Q=Q 6 /-Q 6=269.05 x 106kJ/h4.1

27、.3 催化剂循环量催化剂平均比热为1.086kJ/(kg oC).设催化剂循环量为 W kg/h1.086W X ( 700-505 ) =269.05 X 105W=1.27 X 106kg/h由于回炼比0.5,所以剂油比为:1.27 X6/1 0130000X (1+0.5 ) =6.5综上所述可得再生器物料平衡如表 4-2、热平衡如表4-3.干空气167279.54干烟气161897.43水汽主风带入1661.22水生成水汽6885.36待生剂带入1170汽带入水汽3331.26松动.吹动500合计172114.05合计17.06 X 104循环催化剂1.27 X 106焦碳10400循

28、环催化剂kg/h 1.27 X 106合计145104145104表4-3再生器热平衡表入方,x 10 6kJ/h出方,x106 kJ/h焦生成CO 2放热322焦碳脱附热47.72碳生成CO放热1.37主风干空气升温需热127.23燃生成H 2O放热91.58主风带入水气升温需热15.77烧吹扫、松动蒸汽0.24加热催化剂需热268.44热焦碳升温需热6.83散热损失5.6催化剂带入水蒸气的热1.17量干空气的热量41.8合计464.99464.99入方kg/h表4-2再生器物料平衡出方kg/h再生器的尺寸设计1/4 tD2U=VsD=(4 XV s/ ttU 密)0.5烧焦强度=烧焦量/藏

29、量=4 X 5860.55*29/(3.14 X 0.9 X 360d)i=8.2m量=烧焦量/烧焦强度=10400/0.2=52000kgV 密=藏量 / 傕=52000/300=173.33m3H 密=V 密/A 密=173.33 X 4/3.14 X 8.22=3.28m1/4 tD2U 稀=VsD=(4 XVs/ U 稀产=(4 X 6150.17 X 29/3.14 乂 0.6 乂 360(0)5=10.26mTDH=(2.7D °36-0.7 ) XEXP(0.7UfXD 产)XDT=(2.7 X 10.260.36 -0.7)X EXP(0.7 乂 0.6 乂 10.2

30、63 ) 乂 10.26=6.1再生器的工艺结构图4-1 .烟气窗口衬里冷却蒸汽稀 喷气室 人孔相水-旋风别离器人孔口燃料油辅助 燃燃烧 料室图4-1再生器结构简图4.1.4空床流速4.1.4.1密相床层进入密相床层的气相流量为:干烟气：5582.67kmol/h、水蒸气：567.59-4.4=563.19kmol/h(从水蒸气中563.19kmol/h扣除稀相床层中吹入的吹扫蒸汽4.4kmol/h ),所以气相流量为 5582.67+563.19=6145.86 kmol/h床层温度为700 oC ,压力为200+2=202kpa 所以体积流量：6145.86 X 22.4 乂 ( 273+

31、700 ) 1 101.3 X 105/ ( 273 X 202 X 10 3 X 3600 ) =68.34m 3/s4.1.4.2稀相床层有 4.4kmol/h水蒸气吹入,因此流量为 6129.48+4.4=6133.88Kmol/h体积 流量： 6133.88 X 22.4 乂 ( 273+710) X 101.3 X 1C3/(273 X 200 X 103X3600 ) =69.79m 3/s4.2提升管反响器提升管反响器的流程图4-2图4-2提升管反响器的流程4.2.1物料衡算新鲜原油：130000kg/h 回炼油：回炼油浆=1: 0.25回炼比=(回炼油流量+回炼油浆流量)/新鲜

32、原油=0.5回炼油流量+回炼油浆流量=0.5 X 130000=65000kg/h回炼油浆流量： 65000 X 0.25/(1+0.25)=13000 kg/h那么回炼油流量:65000-13000=52000 kg/h催化剂循环量： W=1.27 x 16kg/hS= (90%储出温度-10%储出温度)+ ( 90-10 )tV= ( 110 +t 30 +t 50 +t 70 +t 90 ) +5ln A me=2.21181-0.012800tv0.6667 +3.6478s 0.3333A me=eln Ametme=tv- A me由由于K=11.8,由tme和k查表(?石油炼制工

33、程?)P76可得相对分子分子质量见表4-4 o表4-4物料相对分子质量物料稳定汽油轻柴油回炼油回炼油浆原料油平均相对分子量106214342392445反响器水蒸气包括:新鲜原料雾化的水蒸汽：12.5% 油1300kg/h回炼油雾化的水蒸气：4% 油2080 kg/h预提升所需水蒸气：1k g/t 剂1270kg/h汽提所需水蒸气；2k g/t 剂2540kg/h催化剂带入水蒸气：1.4k g/t 剂1778kg/h反响器总吹扫松动水蒸气:4k g/t 齐1J5080kg/h14048 kg/h催化剂带入烟气:1kg/t 剂1270kg/h综上所述列见入方水蒸汽流量表4-5、反响器物料平衡见表

34、4-6 .表4-5入方水蒸汽工程质量流量/Kg/h分子量kmol/h进料雾化208018115.56水预提升蒸汽127070.56-M-* 外 八、吹扫、松动水蒸汽5080282.22气气提蒸汽2540141.11回炼油雾化的水蒸汽2080115.56再生剂带入水蒸气177898.7814828780.444-6反响器物料平衡名称相对平均分子量对新鲜原料油 质量kg/hkmol/h新鲜原料油444100130000292.79回炼油34252000152.05回炼油浆3921300033.13催化剂1270000水蒸气1814048780.44再生剂带入烟与29127043.79工朝10014

35、80311302.28带出烟气29127043.79水蒸汽1814080780.4413921300033.13进料回炼油干气342520006500152.05216.67305液化气5011.014300286稳定汽油1064862400588.68轻柴油21421.227560128.79油浆2826.0780027.66焦碳8.010400损失300.8104034.67催化剂12700001001480312653.8384.2,2热量衡算4.2.2.1 热量入方,各进料温度催化剂为700oC .回炼油浆：350oC ,由催化剂带入的水蒸气和烟气 7000c需汽提： 4k g/t 齐

36、1J =4 x 1270=5080 kg/h预汽提：1k g/t 齐1J =1 x 1270=1270 kg/h吹扫等水蒸气： 4.4 X 18=79.2 kg/h共计： 6429.2kg/h当250oC时查始表可知所需的水蒸气所需热量：H=2790kJ/Kg比热=4.844 kJ/ (kg - oC).那么可知水蒸气的量为576Kg=32 kmol设原料油和回炼油温度为t催化剂平均比热为1.086kJ/(kg - oC).a.催化剂： Q1=1270 X 1.086 乂 700 X 103=0.97 X 109 KJ /hb.催化剂带入烟气查表Cp32.57kJ/k mol oCQ2=43.

37、79 X 32.57 X 700=1.0 X 10kJ/hc. 催化 剂 带入 水蒸 气Cp=38.877kJ/k mol - oCQ3=99 X 38.877 X 700=2.69 X 106kJ/h300oC 水蒸气 Q4 =357.18 X 1.92 乂 300=0.21 X 10kJ/hd. 250oC 水蒸气 Q5=32 乂 1.91 乂 250=0.016 X 106k J/he.原料油和回炼油温度为t此始为HQ6= 130000+65000 Ht= 195000H 回炼油浆温度为350oC .查始在?石油炼制工程?P99H=198.0kcal/kg=198.0 x 4.184=8

38、28.432 kJ/kgQ7=13000 X 828.43=10.77 乂 106kJ/hh.焦碳吸附的吸附热等于脱附热Q8=47.72 x 106kJ/kg共计 Q=1.064 X 10 9+165000 H 4.2.2.2 热量出方各出料温度为505oCa.催化剂：Q,1=1270 x 103x 1.086 乂 505=0.70 乂 10kJ/hb.催化剂带出的烟气： Q =1270 X 30.1 X 505=1.93 X 107kJ/hc.催化剂带出的水蒸气由再生器热量流出方知：Q,3=1.17 x 106kJ/hd.水蒸气 ：Q,4= 357.18+32 乂 1.98 X 505=0.

39、032 X 10kJ/he.原料油和回炼油在5050c时汽化为油气.油气的始为由505 oC查到油的密度.由?石油炼制工程?P99查得H =340 X 4.184=1443.5 kJ/kgQ/ 5= (130000+65000) X 1443.5=281.48 X 10kJ/hf.在505oC时油浆汽化为油气.此始为1443.5kJ/kgQ,6=13000 X 1443.5=18.77 乂 106kJ/hd.催化碳带出热量催化碳=总碳-可汽提碳-附加碳可汽提催化碳 =W 0.02% =1270 X 10X 0.02%=254 kg/h附加碳=新鲜原料 X5.38% X 0.6=130000 乂

40、 5.38% 乂 0.6=4196.4 kg/h焦化碳量=9634.98-254-4196.4=5184.58查始图得Q,7=5184.58 X 2180 乂 4.1868=47.32 乂 1(6 kJ/h共 计： Q,=1.062 X 109kJ/h热量平衡1.064 X 109+165000H =1.062 X 109 kJ/H 令混合原料油的预热温度为283oC混合原料的相对密度d混d ?®=v新d新+v回d回+v浆d浆v 新=130000/0.8995+ (130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985=0.62 m 3/hv 回=65000/

41、0.8800+ ( 130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985:=0.32 m3/h 浆=13000/0.9985+(130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985) =0.056 m3/h那么 d 混=0.62 X 0.8995+0.32 乂 0.8800+0.056 乂 0.9985=0.56+0.28+0.056 =0.9m3/ht=283oCd 混=0.9k=11.8 查始湿图H ( 283oC) =162 x 4.184=677.81 kJ/kg入方=132 X 106+196000 X 677.8=1106 乂 1

42、0 6 kJ/h出方=1274.8 X 10 kJ/h故反响器局部应取热；Q取=1274.8义106-1106义106=168.8义106kJ/h原料入口流速、提升管进料流量和温度如下表4-7、4-8所示.表4-7提升管入口进料热量名称流里温度/ oCQ106/kJ/hkg/hkmol/h新鲜原料油130000292.792350.195 H (t)回炼油52000196.23265回炼油浆1300053.57350催化剂带入的烟气127067.277001.0催化剂带入的水蒸金(1782997002.69水蒸气6429.3357.193000.21水蒸气576322500.16催化剂3127

43、0 X 10370097014750571106表4-8提升管出口物料 505 oC的热量工程kg/h相对分子质里kmol/hQ106/kJ/h650030216.67液化气1430030476.67汽油62400106588.681226.48轻柴油27560214128.79油浆780028227.66回炼油52000340152.94回炼油浆1300039233.16烟气12703042.330.67水蒸气1404818780.448.29催化剂31270 X 103700700损失10403018.574.1油+气合计1999502465.911274.84.2.3提升管工艺计算4.2

44、.3.1 提升管进料处的压力和温度压力沉降器顶部压力为200kPa设进油处至沉降器顶部的总压降为19.5 kPa,那么提升管内进油处的压力为 200+19.5=219.5 kPa(2)温度加热炉出口温度为235oC,此时原料油处于液相状态.经雾化进入提升管与700oC的再生剂接触,立即气化.原料油与高温催化剂接触后的温度可由热平衡来计 算.催化剂和烟气由7000c降至ToC放出的热= 1270 X 103x 1.097 义(700-T)+1270 X 1.09 义(700-T)=139.46 x 104 X (700-T)综上所述可得出油和蒸汽的热量如表4-9.表4-9油和蒸汽的热量计算物流流

45、里进出kg/h温度/ oC斤含kJ/kg热量KJ/h温度kJ/kg热量/kJ/h原料13000023557775010000TA13 X 104 A回炼油、5200026565934268000TB5.2 X 104 B油浆1300035084911037000TC1.3 X 104 C水蒸气6429.23005523548918TD06 4 X 104D其中1.097和1.09分别为催化剂和烟气的比热查始表可知根据热平衡原理：139.46 X (700-T) =13A+5.2B+1.3C+6.4D设T =480oC那么查始图可得A=1335kJ/kgB=1322kJ/kgC=1255kJkg

46、D=920kJ/kg左边=139.46 义 190=26497.4右边=17355+6874+1632+589=26450相对误差为 0.17%,所以 T =480oC4.2.3.2 提升管直径1选取提升管内径D = 1.2m ,那么提升管截面积F=3.14 XD2/4 =1.1m22提升管进料处的压力沉降器顶部的压力为200kPa 表,设进油处至沉降器顶部的总压降为 24 kPa, 那么提升管内进油处的压力为 200+24 =224 kPa 表.3核算提升管下部气速由物料平衡得油气、蒸汽和烟气的总流率为1302.2kmol/h,所以下部气体体积流率为：丫下=1302.2 X 22.4 X 4

47、80+273 乂 101.3/224+101.3 乂 273= 24695 m3/h = 6.86m 3/s下部气速为 u 下=丫下/F =6.86/1.1 =6.24m/s4核算提升管出口气速提升管出口处油气的总流率为 2501.65 kmol/h ,所以,出口处油气体积流率为：V 上=2653.83 X 22.4 乂 480+273 乂 101.3/200+101.3 乂 273= 55127m 3/h = 15.31m 3/s所以出口线速为 u ± = V 上/F =15.31/1.1=13.92m/s核算结果说明：提升管出、入口线速在一般设计范围内,故所选内径D = 1.2

48、m是可行的5提升管长度提升管平均气速u=u上-u下/lnu上/u下=15.13-6.24/ln15.13/6.24=10.04m/s反响时间为3秒,那么提升管的有效长度 L=uX3=10.04 X 3与0.11m6核算提升管总压降设计的提升管由沉降器的中部进入,根据沉降器的直径何提升管拐弯的要求,提 开管直立管局部长25m ,水平管局部6m ,提升管出口向下以便催化剂与油气快速 别离.提升管出口至沉降器内一级旋风别离器入口高度取7m ,其间密度根据经验取 8kg/m !?(直管摩1«压降) pf=7.9 X10-8L/D X p u2g=7.9 X 10-8X 30/1.2 X 33

49、.19 X 10X 9.81=0.61(kPa) Ap a.提升管总压降包括静压ph、摩擦压降pf及转向、出口损失等压降pa.各项分 别计算如下：提升管内密度计算见表 4-10.1 Ap h表4-10提升管内密度计工程上部卜部对数平均值催化剂流率/kg/h12701270油气流率/m 3/s15.316.86视密度/kg/m 321.3348.833.19气速/m/s13.926.2411.23滑落系数1.12.0实际密度/kg/m 323.4697.652 Ph= r hx 104=52 X 25 x 10-4=12.4 kPa pa=Np u2X 10-4/2=3.5 X 10.04 2

50、X 33.19 X 104/2=5.81KPaN=3.5 ,包括两次转向及出口损失4提升管总压降A提 p 提=Zp h + Ap f+Ap a= 12.4+0.67+5.81= 18.89KPa5校核原料油进口处压力提升管出口至沉降器顶部压降：8 X 7一Z0.56KPa提升管内原料入口处压力：沉降器顶部压力+0.56+=200+0.56+18.89 =219.45KPa 表此值与前面假设的219.5 KPa 表根本相同,故前面计算时假设的压力不用重算.4.2.3.3预提升段的直径和高度1直径预提升段的烟气及预提升蒸汽的流率43.79+1270/18= 114.35kmol/h体积流率= 114.35 X 22.4 X 700+273 乂 101.3/273 乂 219.45+101.3 X 3600 =0.8m 3/s取预提升段气速为1.5 m/s ,那么预提升段直径D预=0.8 X 4/1.5 X 3.14 1/2 =0.82m取预提升段直径0.82m.2高度考虑到