FCC 催化裂化基礎(chǔ)設(shè)計(jì)書(shū).doc

第一章前 言催化裂化 基本設(shè)計(jì)書(shū) 入門(mén)案例分析包括1）設(shè)計(jì)專題的經(jīng)濟(jì)、技術(shù)背景分析 2）工藝流程的選擇3）主要設(shè)備物料、能量衡算 4）主要設(shè)備工藝尺寸計(jì)算5）裝置工藝流程、再生器、反應(yīng)器提升管工藝流程圖的繪制 6）再生器、反應(yīng)器提升管、分餾塔能量衡算 目 錄摘 要I第一章 前 言 .31.1催化裂化的目的及意義.31.2催化裂化技術(shù)發(fā)展 . 41.3設(shè)計(jì)內(nèi)容. .4第二章 工藝敘述 .52.1分餾系統(tǒng).62.2分餾系統(tǒng).62.3吸收穩(wěn)定系統(tǒng).6第三章 設(shè)計(jì)原始數(shù)據(jù) .73.1開(kāi)工時(shí).73.2處理量.73.3原始數(shù)據(jù)及再生-反應(yīng)及分餾操作條件. 9第四章 反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝計(jì)算.114.1 再生系統(tǒng). .114.1.1 燃燒計(jì)算 114.1.2 熱量平衡 124.1.2.1 熱流量入方. 124.1.2.2 熱流量出方. 134.1.3催化劑循環(huán)量.134.1.4空床流速154.1.4.1密相床層154.2反應(yīng)器.164.2.1 物料衡算.164.2.2熱量衡算. 184.2.2.1熱量入方 . 各進(jìn)料溫度184.2.2.2 熱量出方 194.2.3 提升管工藝計(jì)算.214.2.3.1提升管進(jìn)料處的壓力和溫度. 214.2.3.2提升管直徑. 214.2.3.3預(yù)提升段的直徑和高度.234.2.4 旋風(fēng)分離器工藝計(jì)算.244.2.4.1筒體直徑 .244.2.2.2一級(jí)入口截面積 254.2.2.3 二級(jí)入口截面積. 254.2.2.4算旋風(fēng)分離器組數(shù) 25 4.2.2.5一級(jí)腿負(fù)荷及管徑 25第五章 分餾塔能量平衡計(jì)算. 27第六章 計(jì)算結(jié)果匯總 .29結(jié)束語(yǔ) 30參考文獻(xiàn) 31致 謝.32第一章 前 言1.1催化裂化的目的及意義我國(guó)原油偏重，輕質(zhì)油品含量低，為增加汽油、柴油、乙烯用裂解原料等輕質(zhì)油品產(chǎn)量。我過(guò)煉油工業(yè)走深度加工的道路，形成了以催化裂化（FCC）為主體，延遲焦化、加氫裂化等配套的工藝路線。2001年底全國(guó)有147套催化裂化裝置，總加工能力超過(guò)100.0Mt/a ，比1991年增加 58.4 Mt/a，增長(zhǎng)137.16%，可以說(shuō)是世界上催化裂化能力增長(zhǎng)最迅速的國(guó)家。催化裂化是重要的重質(zhì)油輕質(zhì)化過(guò)程之一，在汽油和柴油等輕質(zhì)油品的生產(chǎn)占有很重要的地位。催化裂化過(guò)程在煉油工業(yè)，以至國(guó)民經(jīng)濟(jì)中只有重要的地位。在我國(guó)，由于多數(shù)原油偏重，而H/C相對(duì)較高且金屬含量相對(duì)較低，催化裂化過(guò)程，尤其是重油催化過(guò)程的地位顯得更為重要。隨著工業(yè)、農(nóng)業(yè)、交通運(yùn)輸業(yè)以及國(guó)防工業(yè)等部門(mén)的迅速發(fā)展，對(duì)輕質(zhì)油品的需求量日益增多，對(duì)質(zhì)量的要求也越來(lái)越高。以汽油為例，據(jù)1988年統(tǒng)計(jì)，全世界每年汽油總消費(fèi)量約為6.64億噸以上，我國(guó)汽油總量為1750萬(wàn)噸，從質(zhì)量上看，目前各國(guó)普通級(jí)汽油一般為9192（RON），優(yōu)質(zhì)汽油為9698（RON）。為了滿足日益嚴(yán)格的市場(chǎng)需求,催化裂化工藝技術(shù)也在進(jìn)一步發(fā)展和改進(jìn).本設(shè)計(jì)是對(duì)催化裂化反應(yīng)-再生及分餾系統(tǒng)進(jìn)行工藝上的設(shè)計(jì)與分析。1.2催化裂化技術(shù)發(fā)展?fàn)顩r80年代以來(lái)，催化裂化技術(shù)的進(jìn)展主要體現(xiàn)在兩個(gè)方面： 開(kāi)發(fā)成功摻煉渣油（常壓渣油或減壓渣油）的渣油催化裂化技術(shù)（稱為渣油FCC，簡(jiǎn)寫(xiě)為RFCC）； 催化裂化家族技術(shù)，包括多產(chǎn)低碳烯烴的DCC技術(shù)，多產(chǎn)異構(gòu)烯烴的MIO技術(shù)和最大量生產(chǎn)汽油、液化氣的MGG技術(shù)。目前國(guó)外新開(kāi)發(fā)的重油催化裂化技術(shù)有：渣油加氫處理(VRDS)一催化裂化(FCC)組合工藝”、毫秒催化裂化工藝（MSCC）雙臺(tái)組合循環(huán)裂化床工藝、劑油短接觸工藝（SCT）、雙提升管工藝、兩段渣油改質(zhì)技術(shù)等等。國(guó)內(nèi)靈活雙效催化裂化工藝（FDFCC）、VRFCC技術(shù)、催化裂化（MIP）新技術(shù)等等。下面以兩個(gè)技術(shù)說(shuō)明一下：（1）渣油加氫處理一催化裂化組合工藝基礎(chǔ)研究的應(yīng)用它是在對(duì)加氫處理和催化裂化兩種工藝過(guò)程的特點(diǎn)、原料產(chǎn)品性質(zhì)及加工方案進(jìn)行深入研究的基礎(chǔ)上，經(jīng)過(guò)理論分析，實(shí)驗(yàn)室及工業(yè)試驗(yàn)后開(kāi)發(fā)出的一種新的石油加工工藝“渣油加氫處理(VRDS)一催化裂化(FCC)組合工藝”。 流化催化裂化（FCC）是現(xiàn)代化煉油廠用來(lái)改質(zhì)重質(zhì)瓦斯油和渣油的核心技術(shù)，是煉廠獲取經(jīng)濟(jì)效益的一種重要方法。據(jù)統(tǒng)計(jì)，截止到1999年1月1日，全球原油加工能力為4 015.48 Mt/a，其中催化裂化裝置的加工能力為668.37 Mt/a，約占一次加工能力的16.6%，居二次加工能力的首位。美國(guó)原油加工能力為821.13 Mt/a，催化裂化能力為271 Mt/a，居界第一，催化裂化占一次加工能力的比例為33.0%。我國(guó)催化裂化能力達(dá)66.08 Mt/a，約占一次加工能力的38.1%，居世界第二位。世界RFCC裝置原料中渣油的平均量為15%20%。從國(guó)外各大公司對(duì)原料的要求來(lái)看，殘?zhí)颗c金屬兩個(gè)指標(biāo)已分別達(dá)到8%和20 g/g。而國(guó)內(nèi)渣油催化裂化原料的殘?zhí)恳话氵_(dá)到6%，金屬15 g/g，與國(guó)外水平相比，尚有潛力。中國(guó)石化集團(tuán)公司FCC裝置中約80%都摻煉不同比例的渣油，平均摻渣比約為26%，1989-1997年，摻煉重質(zhì)油的比例從18.52%增至43.64%。我國(guó)大慶石蠟基原油具有殘?zhí)康?、金屬含量低的特點(diǎn)，其減壓渣油的殘?zhí)繛?.95%，金屬為7 g/g，所以大慶減壓渣油可以直接進(jìn)行催化裂化。前郭煉油廠已進(jìn)行了大慶全減壓渣油催化裂化的嘗試，但未見(jiàn)國(guó)外全減壓渣油催化裂化的報(bào)道（2）兩段提升管催化裂化（TSRFCC）新技術(shù)TSRFCC可大幅度提高原料的轉(zhuǎn)化深度，同比加工能力增加2030%；顯著改善產(chǎn)品分布，輕油收率提高23個(gè)百分點(diǎn)，液收率提高34個(gè)百分點(diǎn)，干氣和焦炭產(chǎn)率大大降低；產(chǎn)品質(zhì)量得到明顯改善，汽油烯烴含量下降20個(gè)百分點(diǎn)以上，柴油密度減小、十六烷值提高，汽油和柴油的硫含量都明顯降低。采用兩段提升管催化裂化技術(shù)可使企業(yè)獲得巨大的經(jīng)濟(jì)效益。1.3設(shè)計(jì)的主要內(nèi)容1.設(shè)計(jì)專題的經(jīng)濟(jì)、技術(shù)背景分析 2.工藝流程的選擇3.主要設(shè)備物料、能量衡算 4.主要設(shè)備工藝尺寸計(jì)算5.裝置工藝流程、再生器、反應(yīng)器提升管工藝流程圖的繪制 6.再生器、反應(yīng)器提升管、分餾塔能量衡算 11 第二章工藝敘述第二章 工藝敘述工藝流程說(shuō)明該裝置工藝流程分四個(gè)系統(tǒng)如圖2-12.1反應(yīng)-再生系統(tǒng)原料油經(jīng)過(guò)加熱汽化后進(jìn)入提升管反應(yīng)器進(jìn)行裂化。提升管中催化劑處于稀相流化輸送狀態(tài)，反應(yīng)產(chǎn)物和催化劑進(jìn)入沉降器，并經(jīng)汽提段用過(guò)熱水蒸氣汽提，再經(jīng)旋風(fēng)分離器分離后，反應(yīng)產(chǎn)物從反應(yīng)系統(tǒng)進(jìn)入分餾系統(tǒng)，催化劑沉降到再生器。在再生器中用空氣使催化劑流化，并且燒去催化劑表面的焦炭。煙氣經(jīng)旋風(fēng)分離器和催化劑分離后離開(kāi)裝置，使催化劑在裝置中循環(huán)使用。反應(yīng)系統(tǒng)主要由反應(yīng)器和再生器組成。原料油在裝有催化劑的反應(yīng)器中裂化，催化劑表面有焦炭沉積。沉積的焦炭的催化劑在再生器中燒焦進(jìn)行再生，再生后的催化劑返回反應(yīng)器重新使用。反應(yīng)器主要為提升管，再生器為流化床。再生器的主要作用是：燒去催化劑上因反應(yīng)而生成的積炭，使催化劑的活性得以恢復(fù)。再生用空氣由主風(fēng)機(jī)供給，空氣通過(guò)再生器下面的輔助燃燒室及分布管進(jìn)入。在反應(yīng)系統(tǒng)中加入水蒸汽其作用為：（1）霧化從提升管底部進(jìn)入使油氣霧化，分散，與催化劑充分接觸；（2）預(yù)提升在提升管中輸送油氣；（3）汽提從沉降器底部汽提段進(jìn)入，使催化劑顆粒間和顆粒內(nèi)的油氣汽提，減少油氣損失和焦炭生成量，從而減少再生器負(fù)荷。汽提水蒸氣占總水蒸氣量的大部分。 （4）吹掃、松動(dòng)反應(yīng)器、再生器某些部位加入少量水蒸氣防止催化劑堆積、堵塞。2. 2分餾系統(tǒng) 由反應(yīng)器來(lái)的反應(yīng)產(chǎn)物油氣從底部進(jìn)入分餾塔，經(jīng)塔底部的脫過(guò)熱段后在分餾段分割成幾個(gè)中間產(chǎn)品：塔頂為富氣，汽油，側(cè)線有輕柴油，重柴油和回?zé)捰?，塔底產(chǎn)品為油漿。輕、重柴油分別經(jīng)汽提后，再經(jīng)換熱，冷卻后出裝置。分餾系統(tǒng)主要設(shè)備是分餾塔，裂化產(chǎn)物在分餾塔中分餾成各種餾分的油品。塔頂汽在粗汽油分離罐中分成粗汽油和富氣。分餾塔具有的特點(diǎn)有:(1)分餾塔底部設(shè)有脫過(guò)熱段,用經(jīng)過(guò)冷卻的油漿把油氣冷卻到飽和狀態(tài)并洗下夾帶的粉塵以便進(jìn)行分餾和避免堵塞塔盤(pán)。（2）設(shè)有多個(gè)循環(huán)回流：塔頂循環(huán)回流、一至兩個(gè)中段回流、油漿回流。（3）塔頂回流采用循環(huán)回流而不用冷回流。2. 3吸收穩(wěn)定系統(tǒng)該系統(tǒng)主要由吸收塔，再吸收塔，解吸塔及穩(wěn)定塔組成。從分餾塔頂油氣分離器出來(lái)的富氣中帶有汽油部分，而粗汽油中則溶解有C3，C4 組分。吸收穩(wěn)定系統(tǒng)的作用就是利用吸收和精餾方法，將富氣和粗汽油分離成干氣（C2），液化氣（C3 、C4）和蒸汽壓合格的穩(wěn)定汽油。第三章設(shè)計(jì)原始數(shù)據(jù)第三章 設(shè)計(jì)原始數(shù)據(jù)3.1處理量 100萬(wàn)噸/年 + 學(xué)號(hào) 2萬(wàn)噸/年 即： 100 + 2 2 = 104萬(wàn)噸/年3.2開(kāi)工時(shí) 8000 小時(shí)每年則處理量為：104 103 104 8000 = 130000 kg/h3.3原始數(shù)據(jù)及再生-反應(yīng)及分餾操作條件原料油及產(chǎn)品性質(zhì)分別見(jiàn)表3-1、表3-2產(chǎn)品的收率及性質(zhì)見(jiàn)表3-3 再生器操作及反應(yīng)條件見(jiàn)表3-4、提升管反應(yīng)器操作條件表3-5 催化裂化分餾塔回流取熱分配見(jiàn)表3-6分餾塔板形式及層數(shù)見(jiàn)表3-7 分餾塔操作條件表見(jiàn)3-8表3-1 原料油及產(chǎn)品性質(zhì)物料，性質(zhì)穩(wěn)定汽油輕柴油回?zé)捰突責(zé)捰蜐{原料油密度0.74230.87070.88000.99850.8995恩氏蒸餾初餾點(diǎn)5419928822410%7822134738037730%10625736042543850%12326839945051070%13730043147055090%163324440490700終餾點(diǎn)183339465平均相對(duì)分子量表3-2 原料油的主要性質(zhì)項(xiàng)目數(shù)據(jù)項(xiàng)目數(shù)據(jù)密度0.8995族組成分析/W%餾程飽和烴62.27初餾點(diǎn)224芳烴2510%377膠質(zhì)11.8830%438瀝青質(zhì)0.85350餾出率/v%7.5重金屬含量/gg-1500餾出率/v%49Ni5.99元素組成/w%V4.77C84.81Na0.32H12.85Fe5.91硫/w%0.77殘?zhí)浚琖%5.38表3-3 產(chǎn)品產(chǎn)率（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）產(chǎn)品產(chǎn)率%流量，t/h干氣5.0液化氣11.0穩(wěn)定汽油48.0輕柴油21.2油漿6.0焦炭8.0損失0.8原料油100.0表3-4 再生器操作條件項(xiàng)目數(shù)據(jù)備注再生器頂部壓力/ MPa0.200主風(fēng)入再生器溫度/162再生器密相溫度/700待生劑溫度/大氣溫度/25大氣壓力/ MPa0.1013空氣相對(duì)濕度/%70煙氣組成（體）/%CO214.2CO0.2O24.0焦碳組成/ H/C，質(zhì)待生劑含碳量/%1.10再生劑含碳量/%0.02燒焦碳量/ t/h表3-5 提升管反應(yīng)器操作條件項(xiàng)目數(shù)據(jù)備注提升管出口溫度/505沉降器頂部壓力/ MPa0.200原料預(yù)熱溫度/235回?zé)捰瓦M(jìn)反應(yīng)器溫度/265回?zé)捰蜐{進(jìn)反應(yīng)器溫度/350催化劑活性/%60.0劑油比6.0反應(yīng)時(shí)間/ S3.0回?zé)挶?.5催化劑循環(huán)量/ th-1原料進(jìn)料量/ th-1回?zé)捰?回?zé)捰蜐{1：0.25表3-6 催化裂化分餾塔回流取熱分配（參考）物 料頂循環(huán)回流一中循環(huán)回流二中循環(huán)回流油漿循環(huán)回流取熱比例%1520152015204050備注表3-7 分餾塔塔板形式及層數(shù)（參考）序號(hào)塔 段塔 板 形 式層 數(shù)1油漿換熱段人字擋板或園型擋板682回?zé)捰统槌鲆韵鹿躺嘈?3回?zé)捰统槌隹谏现烈恢谢亓鞒槌鱿驴谙鹿躺嘈?，條形浮閥，填料10124一中回流固舌形，條形浮閥，填料345輕柴油抽出以上至頂循環(huán)回流段抽出下固舌形，篩孔，條形浮閥，填料896循環(huán)回流段固舌形，條形浮閥，填料34分餾塔總塔板數(shù)2832表3-8 催化裂化分餾塔操作條件（參考）序號(hào)物 料溫度/壓力/MPa塔板位置塔板類型1分餾塔塔頂油氣1250.25530浮閥2頂循環(huán)回流10030浮閥3頂循環(huán)回流出塔16027浮閥4富吸收油(再吸收油，視為輕柴油）返分餾塔12020浮閥5輕柴油抽出22019浮閥6一中回流返回16018浮閥7一中回流抽出27516固舌形8回?zé)捰头祷?105固舌形9回?zé)捰统槌?652固舌形10油漿循環(huán)回流返回2701固舌形11回?zé)捰蜐{抽出350塔底12循環(huán)/外排油漿抽出350塔底13輕柴油汽提蒸汽溫度2501.014反應(yīng)油氣進(jìn)分餾塔500塔底第四章反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝計(jì)算第四章 反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝計(jì)算4.1 再生系統(tǒng)4.1.1 燃燒計(jì)算再生器物料平衡是計(jì)算待再生催化劑進(jìn)入再生器后焦炭燃的產(chǎn)物，焦炭量按新鮮原料油的8%計(jì)算：焦炭產(chǎn)量=130000 8% = 10400 Kg/h=866.67kmol /h H/C = 8.93 0.425 （CO2 + O2 ）- 0.257C0/（CO2 + CO） =1.1436 / 14.4 = 0.0794燒碳量=10400 92.66% = 9634.98 kg/h燒氫量=10400 9634.98=765.02 kg/h已知煙氣組成（體）：CO2 : CO = 14.2 : 0.2 = 71 : 1 根據(jù): C + O2= CO2 2C + O2= 2CO 2H2 + O2= 2H2O生成CO2 的碳為9634.9871/（71+ 1)= 9501.80kg/h=791.76kmol/h生成CO 的碳為：9634.98 9501.16 = 133.82kg/g=11.15kmol/h生成CO2 的耗氧量為：791.76 1 = 791.76 kmol/h生成CO 的耗氧量為：11.15 1/2 = 5.575kmol/h生成H2O 的耗氧量為：765.02 1/2 1/2 = 191.26kmol/h則理論的耗氧量為:791.76+5.575+191.26=988.59kmol/h理論氮為：988.59 79/21 = 3718.98 kmol/h所以，可知燃料產(chǎn)物為 791.76kmol/h CO2， 11.15kmol/h CO，191.26 2 = 382.52kmol/h H2O。理論干煙氣包括燃燒生成 CO2 和CO和理論氮?jiǎng)t總量:791.76 + 11.15+ 3718.98 = 4521.89kmol/h已知煙氣中過(guò)剩氧為 4% 所以過(guò)剩空氣摩爾百分?jǐn)?shù)： (4100/21)100% = 19%過(guò)?？諝猓海ㄟ^(guò)?？諝獍俜?jǐn)?shù)/ 1- 過(guò)?？諝獍俜?jǐn)?shù)）理論干煙氣氣量= 0.19/（1 0.19）4521.89 = 1060.69kmol/h過(guò)剩氧氣： 1060.690.21 = 222.74kmol/h過(guò)剩空氣含氮:1060.69 222.89= 837.95kmol/h實(shí)際干煙氣為理論生成干煙氣和過(guò)?？諝饨M成：4521.69+ 1060.69 = 5582.67kmol/h理論干空氣用量: 988.59+3718.98+ 1060.69=5768.26kmol/h已知空氣的相對(duì)濕度為 70% ，溫度為 25 C，根據(jù)石油加工工藝中冊(cè)圖6-29查得：水蒸氣/干空氣 = 0.016 （摩爾）空氣中含水蒸氣為 :0.016 5768.26 = 92.29kmol/h濕空氣： 5768.26+ 92.29= 5860.55 kmol/h已知回?zé)挶?0.5， 劑油比為 6.0回?zé)捰蜐{：130000 0.5 =65000kg/h劑/油 = 劑 /（130000 + 26000）= 6.0所以催化劑循環(huán)量為:6.0（130000+26000）=1170000kg/h依據(jù)每噸催化劑帶入1kg 水汽,則催化劑循環(huán)量為1170t/h則帶入1170 kg/h=65 kmol /h吹掃松動(dòng)水蒸氣量：500kg/h=27.78kmol /h水蒸氣為濕度與生成水及本身帶入和吹掃的水蒸氣之和煙氣中水蒸氣為：92.29+27.78+65+382.52=567.59kmol/h綜上所述可以得出再生器煙氣流量及組成如表4-1。表4-1再生器煙氣流量及組成組分分子量流量（kmo/h）摩爾百分?jǐn)?shù)濕煙氣干煙氣O232222.743.623.99CO2811.150.180.20CO244791.7612.8814.18N2284556.9374.1381.23干煙氣305582.67100總水蒸氣18567.599.19濕煙氣296150.161004.1.2熱量平衡根據(jù)Qi = Ni CPi t 式中：Qi ： 熱流量 KJ/h Ni ： 物流Ni的流量 kmol/hCPi：物流i的熱容kJ/（kmolC） t: 溫度 C4.1.2.1 熱流量入方(1)干空氣 t = 162 C CP = 44.6814 kJ/kmolCQ1 = 5768.2644.681 162 = 41.75 106 kJ/h(2)濕空氣中水蒸氣 C水=34.542 kJ/kmolCQ2 = 92.29 34.542 162 =0.52 106 kJ/h(3)催化劑帶入水蒸氣 Q3=6535.6 505 = 1.17 106 kJ/h(4)吹掃、松動(dòng)水蒸氣 Q4= 27.7834.6280 =0.27106kJ/h(5)燒焦炭 Q5 =866.67 15.6 505 =6.83106 kJ/h(6)催化劑 Q6 (7)燃燒熱 Q7，j = NjH 查石油餾分焓圖得CO2 Q7，1 = 791.76407.0 103 =322 106kJ/hCO Q7，2 =11.15 122.7 103 =1.37106 kJ/hH2O Q7，3 = 382.52 239.4103 =91.58 106 kJ/hQ7 =（322 +1.37+91.58）106= 414.98106kJ/h共計(jì) Q = Qi = (41.75+0.52+1.17+0.27+6.83+414.95)106 + Q6 =465.49 106 + Q64.1.2.3 熱流量出方干煙氣Q，1 = 5582.67 32.58 700 = 127.32 106 kJ/h(1)水蒸氣 Q，2 =564.81 39.877 700 = 15.77 106kJ/h (2)催化劑帶出水蒸氣 Q，3 = 65 39.877 700= 1.81 106 kJ/h(3)脫附熱，脫附熱為燃燒熱的 11.5%Q，4 = 414.98 106 0.115 =47.72 106 kJ/h(4)熱損失 = 582 燒碳量Q，5 = 582 9634.98 = 5.6 106kJ/h(5)催化劑 Q，6出方的能量:Q， = (15.77+47.72+5.6+127.32)106 + Q，6=196.41106 + Q，6根據(jù)熱量平衡式： 465.46 106 + Q6 = 196.41 106 + Q，6催化劑升溫所需的熱量：Q=Q6-Q6=269.05106kJ/h4.1.3催化劑循環(huán)量催化劑平均比熱為1.086kJ/（kgC）。設(shè)催化劑循環(huán)量為W/h 1.086W（700-505）=269.05106 W=1.27106kg/h因?yàn)榛責(zé)挶?.5，所以劑油比為:1.27106/ 130000（1+0.5）=6.5綜上所述可得再生器物料平衡如表4-2、熱平衡如表4-3。15 - 表4-2 再生器物料平衡入方 kg/h出方 kg/h干空氣167279.54干煙氣161897.43水汽主風(fēng)帶入1661.22水汽生成水汽6885.36待生劑帶入1170帶入水汽3331.26松動(dòng).吹動(dòng)500合計(jì)172114.05合計(jì)17.06104循環(huán)催化劑1.27106焦碳10400循環(huán)催化劑（kg/h）1.27106合計(jì)145104合計(jì)145104表4-3 再生器熱平衡表入方，106kJ/h出方，106kJ/h 焦碳燃燒熱 生成CO2放熱322焦碳脫附熱47.72生成CO放熱1.37主風(fēng)干空氣升溫需熱127.23生成H2O放熱91.58主風(fēng)帶入水氣升溫需熱15.77吹掃、松動(dòng)蒸汽0.24加熱催化劑需熱268.44焦碳升溫需熱6.83散熱損失5.6催化劑帶入水蒸氣的熱量1.17干空氣的熱量41.8合計(jì)464.99合計(jì)464.99再生器的尺寸設(shè)計(jì)1/4D2U=VS D=(4VS/U密)0.5=45860.55*29/(3.140.93600)0.5=8.2m燒焦強(qiáng)度=燒焦量/藏量 藏量=燒焦量/燒焦強(qiáng)度=10400/0.2=52000kgV密=藏量/密=52000/300=173.33m3H密= V密/A密=173.334/3.148.22=3.28m1/4D2U稀=VS D=(4VS/U稀)0.5=(46150.1729/3.140.63600)0.5=10.26mTDH=(2.7D-0.36-0.7) EXP(0.7UFDT-0.23) DT=(2.7 10.26-0.36-0.7) EXP(0.70.610.26-0.23) 10.26=6.1再生器的工藝結(jié)構(gòu)圖4-1。4.1.4空床流速4.1.4.1密相床層 進(jìn)入密相床層的氣相流量為：干煙氣：5582.67kmol/h 、水蒸氣：567.59-4.4=563.19kmol/h（從水蒸氣中563.19kmol/h扣除稀相床層中吹入的吹掃蒸汽4.4kmol/h），所以氣相流量為5582.67+563.19=6145.86 kmol/h已知床層溫度為700 C ，壓力為200+2=202kpa所以體積流量：6145.8622.4（273+700）101.3103/（2732021033600）=68.34m3/s4.1.4.2 稀相床層有4.4kmol/h水蒸氣吹入，因此流量為6129.48+4.4=6133.88Kmol/h體積流量：6133.8822.4（273+710）101.3103/（2732001033600）=69.79m3/s4.2提升管反應(yīng)器提升管反應(yīng)器的流程圖4-2。 再生劑、煙氣、水汽新鮮原料回?zé)捰突責(zé)捰蜐{霧化蒸汽反應(yīng)油氣、催化劑、煙氣、水蒸汽、預(yù)提升蒸汽反應(yīng)溫度圖4-2提升管反應(yīng)器的流程4.2.1 物料衡算新鮮原油：130000kg/h 回?zé)捰停夯責(zé)捰蜐{=1：0.25回?zé)挶?（回?zé)捰土髁?回?zé)捰蜐{流量）/新鮮原油=0.5回?zé)捰土髁?回?zé)捰蜐{流量=0.5130000=65000kg/h回?zé)捰蜐{流量：650000.25/(1+0.25)=13000kg/h則回?zé)捰土髁?65000-13000=52000 kg/h催化劑循環(huán)量：W=1.27106kg/hS=（90%餾出溫度-10%餾出溫度）（90-10）tv=（t10+t30+t50+t70+t90）5lnme=-2.21181-0.012800tv0.6667+3.6478s0.3333me=e lnme tme=tv-me由因?yàn)镵=11.8,由tme和k查表（石油煉制工程）P76可得相對(duì)分子分子質(zhì)量見(jiàn)表4-4 。表4-4 物料相對(duì)分子質(zhì)量物料穩(wěn)定汽油輕柴油回?zé)捰突責(zé)捰蜐{原料油平均相對(duì)分子量106214342392445反應(yīng)器水蒸氣包括：新鮮原料霧化的水蒸汽： 12.5%油 1300kg/h回?zé)捰挽F化的水蒸氣： 4% 油 2080 kg/h預(yù)提升所需水蒸氣： 1kg/t劑 1270kg/h汽提所需水蒸氣； 2kg/t劑 2540kg/h催化劑帶入水蒸氣： 1.4kg/t劑 1778kg/h反應(yīng)器總吹掃松動(dòng)水蒸氣： 4kg/t劑 5080kg/h共 計(jì) 14048 kg/h催化劑帶入煙氣： 1kg/t劑 1270kg/h綜上所述列見(jiàn)入方水蒸汽流量表4-5、反應(yīng)器物料平衡見(jiàn)表4-6。表4-5入方水蒸汽水蒸氣項(xiàng)目質(zhì)量流量/Kg/h分子量kmol/h進(jìn)料霧化208018115.56預(yù)提升蒸汽127070.56吹掃、松動(dòng)水蒸汽5080282.22氣提蒸汽2540141.11回?zé)捰挽F化的水蒸汽2080115.56再生劑帶入水蒸氣177898.78總量14828780.44表4-6 反應(yīng)器物料平衡名稱相對(duì)平均分子量對(duì)新鮮原料油%（質(zhì)量）流量kg/hkmol/h進(jìn) 料新鮮原料油444100130000292.79回?zé)捰?4252000152.05回?zé)捰蜐{3921300033.13催化劑1270000水蒸氣1814048780.44再生劑帶入煙氣29127043.79共計(jì)10014803181302.2出 料 料 帶出煙氣29127043.79水蒸汽1814080780.44回?zé)捰蜐{3921300033.13回?zé)捰?4252000152.05干氣3056500216.67液化氣5011.014300286穩(wěn)定汽油1064862400588.68輕柴油21421.227560128.79油漿2826.0780027.66焦碳8.010400損失300.8104034.67催化劑1270000共計(jì)10014803182653.834.2.2熱量衡算4.2.2.1熱量入方 . 各進(jìn)料溫度催化劑為700C . 回?zé)捰蜐{：350C . 由催化劑帶入的水蒸氣和煙氣700C需汽提： 4kg/t劑=41270=5080kg/h預(yù)汽提： 1kg/t劑=11270=1270kg/h吹掃等水蒸氣： 4.418=79.2kg/h共計(jì)： 6429.2kg/h當(dāng)250C時(shí)查焓表可知所需的水蒸氣所需熱量: H（t）=2790kJ/Kg比熱=4.844 kJ/（kgC）。則可知水蒸氣的量為576Kg=32 kmol設(shè)原料油和回?zé)捰蜏囟葹閠催化劑平均比熱為1.086kJ/（kgC）。a.催化劑： Q1=12701.086700103=0.97109 KJ /hb.催化劑帶入煙氣查表CP = 32.57kJ/kmolC Q2=43.7932.57700=1.0106kJ/hc.催化劑帶入水蒸氣CP = 38.877kJ/kmolC Q3=9938.877700=2.69106kJ/h300C水蒸氣 Q4 =357.181.92300=0.21106kJ/hd.250C水蒸氣Q5=321.91250=0.016106k J/he.原料油和回?zé)捰蜏囟葹閠此焓為H（t）Q6=（130000+65000）Ht= 195000H（t） 回?zé)捰蜐{溫度為350C . 查 焓在（石油煉制工程）P99H=198.0kcal/kg=198.04.184=828.432kJ/kgQ7=13000828.43=10.77106kJ/hh.焦碳吸附的吸附熱等于脫附熱Q8=47.72106kJ/kg共計(jì)Q=1.064109+165000 H（t）4.2.2.2 熱量出方各出料溫度為505Ca.催化劑 ：Q1=12701031.086505=0.70109kJ/hb.催化劑帶出的煙氣：Q2=127030.1505=1.93107kJ/hc.催化劑帶出的水蒸氣（由再生器熱量流出方知）：Q3=1.17106kJ/hd.水蒸氣 ：Q4=（357.18+32）1.98505=0.032106kJ/he.原料油和回?zé)捰驮?05C時(shí)汽化為油氣。油氣的焓為由505 C查到油的密度 。由（石油煉制工程）P99）查得 H（t）=3404.184=1443.5kJ/kgQ5=（130000+65000）1443.5=281.48106kJ/hf.在505C時(shí)油漿汽化為油氣.此焓為1443.5kJ/kgQ6=130001443.5=18.77106kJ/hd.催化碳帶出熱量 催化碳=總碳-可汽提碳-附加碳可汽提催化碳=W0.02% =12701030.02%=254kg/h附加碳=新鮮原料5.38%0.6=1300005.38%0.6=4196.4 kg/h焦化碳量=9634.98-254-4196.4=5184.58查焓圖得Q7=5184.5821804.1868=47.32106 kJ/h共 計(jì)： Q=1.062109kJ/h熱量平衡 1.064109+165000H（t）=1.062109 kJ/H令混合原料油的預(yù)熱溫度為283C混合原料的相對(duì)密度d混d混=v新d新+v回d回+v漿d漿v新=130000/0.8995（130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985）=0.62 m3/hv回=65000/0.8800（130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985）=0.32 m3/h漿=13000/0.9985（130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985）=0.056 m3/h則 d混=0.620.8995+0.320.8800+0.0560.9985=0.56+0.28+0.056 =0.9m3/h t=283C d混=0.9 k=11.8 查焓濕圖H（283C）=1624.184=677.81kJ/kg入方=132106+196000677.8=1106106kJ/h出方=1274.8106 kJ/h故反應(yīng)器部分應(yīng)取熱；Q取=1274.8106-1106106=168.8106kJ/h原料入口流速、提升管進(jìn)料流量和溫度如下表4-7、4-8所示。表4-7 提升管入口進(jìn)料熱量名稱流量溫度/CQ106/kJ/hkg/hkmol/h新鮮原料油130000292.792350.195 H（t）回?zé)捰?2000196.23265回?zé)捰蜐{1300053.57350催化劑帶入的煙氣127067.277001.0催化劑帶入的水蒸氣1782997002.69水蒸氣6429.3357.193000.21水蒸氣576322500.16催化劑1270103700970共4-8 提升管出口物料505C的熱量項(xiàng)目kg/h相對(duì)分子質(zhì)量kmol/hQ106/kJ/h干氣650030216.671226.48液化氣1430030476.67汽油62400106588.68輕柴油27560214128.79油漿780028227.66回?zé)捰?2000340152.94回?zé)捰蜐{1300039233.16煙氣12703042.330.67水蒸氣1404818780.448.29催化劑1270103700700損失10403018.574.1油+氣合計(jì)1999502465.911274.84.2.3 提升管工藝計(jì)算4.2.3.1提升管進(jìn)料處的壓力和溫度 (1)壓力沉降器頂部壓力為200kPa設(shè)進(jìn)油處至沉降器頂部的總壓降為19.5 kPa,則提升管內(nèi)進(jìn)油處的壓力為200+19.5=219.5 kPa(2)溫度加熱爐出口溫度為235C,此時(shí)原料油處于液相狀態(tài).經(jīng)霧化進(jìn)入提升管與700C的再生劑接觸,立即氣化.原料油與高溫催化劑接觸后的溫度可由熱平衡來(lái)計(jì)算。催化劑和煙氣由700C降至TC放出的熱=12701031.097(700-T)+12701.09(700-T)= 139.46104(700-T)綜上所述可得出油和蒸汽的熱量如表4-9。表4-9 油和蒸汽的熱量計(jì)算物 流流量進(jìn)出kg/h溫度/C焓kJ/kg熱量KJ/h溫度kJ/kg熱量/kJ/h原料13000023557775010000TA13104 A回?zé)捰汀?200026565934268000TB5.2104 B油漿1300035084911037000TC1.3104 C水蒸氣6429.23005523548918TD064104 D其中1.097和1.09分別為催化劑和煙氣的比熱查焓表可知根據(jù)熱平衡原理:139.46(700-T) =13A+5.2B+1.3C+6.4D設(shè)T =480C則查焓圖可得A=1335kJ/kg B=1322kJ/kg C=1255kJkg D=920kJ/kg左邊=139.46190=26497.4右邊=17355+6874+1632+589=26450相對(duì)誤差為0.17%,所以T =480C4.2.3.2提升管直徑1) 選取提升管內(nèi)徑D1.2m，則提升管截面積F3.14D2/41.1m22) 提升管進(jìn)料處的壓力沉降器頂部的壓力為200kPa（表）,設(shè)進(jìn)油處至沉降器頂部的總壓降為24 kPa，則提升管內(nèi)進(jìn)油處的壓力為200+24224 kPa（表）。3) 核算提升管下部氣速由物料平衡得油氣、蒸汽和煙氣的總流率為1302.2kmol/h,所以下部氣體體積流率為：V下1302.222.4（480+273）101.3/（224+101.3）273 24695 m3/h6.86m3/s下部氣速為u下V下/F6.86/1.16.24m/s4）核算提升管出口氣速提升管出口處油氣的總流率為2501.65 kmol/h，所以，出口處油氣體積流率為：V上2653.8322.4（480+273）101.3/（200+101.3）273 55127(m3/h)15.31m3/s所以出口線速為u上V上/F15.31/1.113.92m/s核算結(jié)果表明：提升管出、入口線速在一般設(shè)計(jì)范圍內(nèi)，故所選內(nèi)徑D1.2 m 是可行的。5) 提升管長(zhǎng)度提升管平均氣速 u=(u上-u下)/ln(u上/u下)=(15.13-6.24)/ln(15.13/6.24)=10.04m/s反應(yīng)時(shí)間為3秒，則提升管的有效長(zhǎng)度Lu310.04330.11m6) 核算提升管總壓降 設(shè)計(jì)的提升管由沉降器的中部進(jìn)入，根據(jù)沉降器的直徑何提升管拐彎的要求，提升管直立管部分長(zhǎng)25m，水平管部分6m，提升管出口向下以便催化劑與油氣快速分離。提升管出口至沉降器內(nèi)一級(jí)旋風(fēng)分離器入口高度取7m，其間密度根據(jù)經(jīng)驗(yàn)取8kg/m3. 提升管總壓降包括靜壓ph、摩擦壓降pf及轉(zhuǎn)向、出口損失等壓降pa。各項(xiàng)分別計(jì)算如下：提升