催化裂化裝置設(shè)計(jì)

【關(guān)鍵字】設(shè)廣東石油化工學(xué)院石油化工生產(chǎn)技術(shù)專業(yè)課程設(shè)計(jì)題目：150萬(wàn)噸/催化裂化裝置反應(yīng)一再生系統(tǒng)工藝設(shè)計(jì)目錄TOC\o"1-5"\h\z摘要 I第一章前言 31.1彳隹化裂化的目的及意乂 31.2催化裂化技術(shù)發(fā)展 4.3設(shè)計(jì)內(nèi)容 4\o"CurrentDocument"第二章工藝敘述 5\o"CurrentDocument". 1 分餾系統(tǒng) 62. 2分餾系統(tǒng) 6\o"CurrentDocument". 3吸收一穩(wěn)定系統(tǒng) 6第三章設(shè)計(jì)原始數(shù)據(jù) 7. 1 開(kāi)工時(shí) 7. 2處理量 7\o"CurrentDocument"3.3原始數(shù)據(jù)及再生-反應(yīng)及分餾操作條件 9\o"CurrentDocument"第四章反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝計(jì)算 114.1再生系統(tǒng) 11燃燒計(jì)算 1 1熱量平衡 1 2熱流量入方 1 2熱流量出方 1 3.2反應(yīng)器 1 6物料衡算 161.各進(jìn)料溫度 18熱量出方 1 9提升管工藝計(jì)算 212 12 1旋風(fēng)分離器工藝計(jì)算 24 24 25二級(jí)入口截面積 2525 25\o"CurrentDocument"第五章分餾塔能量平衡計(jì)算 27\o"CurrentDocument"第六章計(jì)算結(jié)果匯總 29結(jié)束語(yǔ) 30\o"CurrentDocument"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。我國(guó)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58.4Mt/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91?92(RON)，優(yōu)質(zhì)汽油為96?98(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r國(guó)外擁有催化裂化專利技術(shù)和工程設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)的著名公司有UOP、Kellogg、ExxonMobil、Shell、Stone&Webster、ABBLummus等。目前，世界上超過(guò)150套裝置采用了UOP公司的FCC/RFCC技術(shù)。該公司近年來(lái)較為矚目的技術(shù)是毫秒催化裂化(MSCC)技術(shù)。超過(guò)150套裝置采用了Kellogg公司的多效靈活正流型催化裂化工藝(Orthoflow)，該公司近年來(lái)較為矚目的技術(shù)是單器兩級(jí)再生(RegenMax)技術(shù)；超過(guò)70套裝置采用ExxonMobil公司的靈活裂化(FlexiCrackinglllR)工藝，該公司近年來(lái)較為矚目的技術(shù)是對(duì)原有FCC裝置反應(yīng)器出口區(qū)、汽提器和進(jìn)料噴嘴進(jìn)行改造而開(kāi)發(fā)的SCT技術(shù);有60套裝置應(yīng)用了Shell公司的RFCC工藝;超過(guò)100套裝置應(yīng)用了Stone&Webster/IFP的專利技術(shù)；超過(guò)30套裝置采用了Lummus的選擇性組分裂化（SCC）工藝。a） 渣油催化裂化（RFCC）工藝主要有UOP公司的MSCC技術(shù)（毫秒催化裂化技術(shù)）。在MSCC過(guò)程中，催化劑向下流動(dòng)形成催化劑簾，原料油水平注入與催化劑垂直接觸，實(shí)現(xiàn)毫秒催化反應(yīng)。反應(yīng)產(chǎn)物和待生催化劑水平移動(dòng)，依靠重力作用實(shí)現(xiàn)油氣與催化劑的快速分離。這種毫秒反應(yīng)以及快速分離，減少了非理想的二次反應(yīng)，提高了目的產(chǎn)物的選擇性，汽油和烯烴的產(chǎn)率增加、焦炭產(chǎn)率減少，能更好地加工重質(zhì)原料，且投資費(fèi)用較低。另外，還有Kellogg公司的HOC技術(shù);S&W公司的RFCC技術(shù);IFP/Total公司的RR技術(shù);Shell公司的RFCC和Exxon公司的FlexiCracking工藝。這幾種工藝已在世界各地運(yùn)行多年。目前，RFCC加工原油殘?zhí)靠蛇_(dá)3%-10%，鎳和釩含量可達(dá)10-40g/g，平衡劑上金屬沉積量可達(dá)10000g/g。另外，還有Mobil公司的超短接觸FCC工藝、WesternOntario大學(xué)的渣油超短裂解工藝，催化裂化反應(yīng)過(guò)程的核心受提升管反應(yīng)器技術(shù)一直未有突破。b） 多產(chǎn)烯烴的FCCX藝技術(shù)KelloggBrown&Root與MobilTechnology公司合作開(kāi)發(fā)的MaxofinX藝，該技術(shù)的主要特點(diǎn)：（1）建立第二提升管進(jìn)行汽油二次裂化；（2）使用高ZSM-5含量的助劑；（3）使用密閉式旋風(fēng)分離器。中試結(jié)果表明，以Mians蠟油為原料可以得到18.37%的丙烯產(chǎn)率。顯然，MAXOFIN的丙烯產(chǎn)率低于DCC，且裝置結(jié)構(gòu)過(guò)于復(fù)雜。Lummus公司的選擇性裂化（SCC）工藝，由以下幾項(xiàng)技術(shù)組合而成：（1）高苛刻度催化裂化操作；（2）優(yōu)化工藝與催化劑的選擇性組分裂化；（3）汽油回?zé)?；?）乙烯和丁烯易位反應(yīng)生成丙烯。在工藝上采用高溫，大劑油比操作，可將丙烯產(chǎn)率提高至16%-17%；汽油組分回?zé)捒墒贡┊a(chǎn)率進(jìn)一步提高2%-3%；而乙烯和丁烯在一個(gè)固定床反應(yīng)器內(nèi)易位反應(yīng)轉(zhuǎn)化丙烯，預(yù)計(jì)可以多生產(chǎn)9%-12%的丙烯。LOCC是UOP開(kāi)發(fā)的一項(xiàng)催化裂化生產(chǎn)低碳烯烴技術(shù)。該技術(shù)的主要特點(diǎn)：（1）采用雙提升管反應(yīng)器，以及雙反應(yīng)區(qū)構(gòu)型；（2）第一提升管進(jìn)行原料油一次裂化，第二提升管進(jìn)行汽油二次裂化；（3）使用高ZSM-5含量的助劑；（4）第一提升管底部采用MxCat系統(tǒng)，MxCat系統(tǒng)采用部分待生催化劑循環(huán)與高溫再生催化劑在位于提升管底部的MxR混合箱內(nèi)混合，可以降低油劑接觸溫度，減少熱裂化。NesteOy公司的NEXCC工藝，它將2臺(tái)循環(huán)流化床同軸套裝起來(lái)，外面的1臺(tái)作為再生器，套在里面的是反應(yīng)器，并采用多入口旋風(fēng)分離器取代常規(guī)的FCC旋風(fēng)分離器。NEXCC采用苛刻的操作條件，其典型的反應(yīng)溫度為600-650°C、催化劑循環(huán)量是FCC的2-3倍、油劑接觸時(shí)間為1-2s。NEXCC裝置的大小僅相當(dāng)于同規(guī)模FCC的1/3，因此建設(shè)成本可以節(jié)省40%-50%。另外，還有ArcoChemical公司的Su-penflex工藝。c） LCO改質(zhì)-MAKZ藝MAK輕循環(huán)改質(zhì)工藝是同Mobil、AKZO和Kellogg3家公司聯(lián)合開(kāi)發(fā)的中壓?jiǎn)味渭託淞鸦に?，生產(chǎn)高辛烷值汽油和高質(zhì)量柴油。LCO質(zhì)量差，很難直接調(diào)合成成品油。硫含量多在1%以上，十六烷指數(shù)不到30，不能調(diào)入柴油。經(jīng)MAK工藝改質(zhì)后可明顯提高其質(zhì)量。生成柴油餾份的十六烷值達(dá)到34-40。d） 輕烴預(yù)提升技術(shù)UOP公司和Ashland石油公司的干氣預(yù)提升技術(shù)是目前應(yīng)用效果較好的輕烴預(yù)提升技術(shù)。UOP公司的預(yù)提升技術(shù)是在提升管底部用稀釋劑（干氣或蒸汽或者是二者并用）對(duì)再生催化劑進(jìn)行預(yù)加速、使催化劑的密度降低，這樣從進(jìn)料噴嘴出的油滴就能穿透催化劑覆蓋整個(gè)提升管截面，達(dá)到良好的劑油混合效果，使油滴得到良好的汽化，從而獲得較好的產(chǎn)品分布。對(duì)于加工渣油的裝置來(lái)說(shuō)用輕烴代替蒸汽作為預(yù)提升介質(zhì)除了具有上述作用外還能鈍化催化劑上的重金屬，從而起到了改善反應(yīng)選擇性的作用。目前國(guó)內(nèi)已有洛陽(yáng)石化總廠、天津石化公司煉油廠、濟(jì)南煉油廠和錦西煉化總廠等廠家的催化裂化裝置應(yīng)用了輕烴預(yù)提升技術(shù)。e） 提升管反應(yīng)苛刻度控制技術(shù)為了確保提升管進(jìn)料全部汽化、減少不希望的熱裂化和過(guò)度裂化反應(yīng)的發(fā)生，法國(guó)石油研究院（IFP）在其設(shè)計(jì)的七R裝置中應(yīng)用了混合溫度控制（MTC）技術(shù)。采用混合溫度控制技術(shù)可以改進(jìn)原料油的汽化，并相應(yīng)減少焦炭的產(chǎn)率?；旌蠝囟瓤刂萍夹g(shù)將提升管分成了兩個(gè)反應(yīng)區(qū)，其中上游區(qū)混合溫度高、劑油比大、劑油接觸時(shí)間短；下游區(qū)在常規(guī)催化裂化反應(yīng)條件下進(jìn)行?；旌蠝囟瓤刂萍夹g(shù)于1987年首先在日本IdemitsuAiehi煉油廠的R2R裝置應(yīng)用。Kellogg公司設(shè)計(jì)的提升管急冷技術(shù)是在進(jìn)料噴嘴以后通過(guò)專有的急冷油噴嘴打入部分急冷油來(lái)控制提升管劑油混合區(qū)的溫度。工業(yè)裝置應(yīng)用表明在保持相的提升管出口溫度時(shí)，采用急冷油技術(shù)后提升管精油混合段的溫度提高了27.8-41.7°COChevron公司為了得到更多的輕質(zhì)烯烴和提高汽油的辛烷值，開(kāi)發(fā)了提升管分路進(jìn)料技術(shù)（SFI），即在提升管上部和下部進(jìn)入相同的原料。工業(yè)結(jié)果表明，能夠顯著提高輕質(zhì)烯烴（特別是丁烯）的收率并能提高汽油的辛烷值：（C3+C4）產(chǎn)量提高了1.7%（其中C3=+C4=增加了0.9%）、汽油產(chǎn)量降低了1.1%、汽油的抗爆指數(shù)（R+M）/2提高了0.3個(gè)單位，丁二烯產(chǎn)率沒(méi)有發(fā)生變化。Chevron公司的提升管分路進(jìn)料技術(shù)的關(guān)鍵是上進(jìn)料和下進(jìn)料的比例以及上進(jìn)料噴嘴的位置。f） 催化劑循環(huán)增強(qiáng)技術(shù)CCETShell石油公司開(kāi)發(fā)了自己的CCET技術(shù)。該技術(shù)的核心是顯著提高立管的穩(wěn)定性，在立管入口附近優(yōu)化催化劑條件以增加蓄壓，使滑閥維持高壓差來(lái)提高催化劑循環(huán)量。這樣就能提高裝置處理量，而不必對(duì)催化劑輸送管線和滑閥進(jìn)行昂貴的改動(dòng)。采用CCET技術(shù)后，滑閥壓差增大，催化劑循環(huán)量提高了50%。我國(guó)近年來(lái)在催化裂化技術(shù)方面取得了很大的進(jìn)展，催化裂化生產(chǎn)技術(shù)水平雖然與國(guó)外相比有差距，但也取得了一定程度的進(jìn)步。此外，有許多令人矚目的技術(shù)開(kāi)發(fā)出來(lái)，如大慶全減壓渣油催化裂化（VRFCC）技術(shù)、ROCC-V型重油催化裂化技術(shù)、逆流兩段再生技術(shù)，在世界渣油催化裂化技術(shù)中具有一定的先進(jìn)水平。在增產(chǎn)輕質(zhì)烯烴技術(shù)開(kāi)發(fā)方面，成績(jī)最為突出的當(dāng)屬石油化工科學(xué)研究院（RIPP）開(kāi)發(fā)的DCC-1、DCC-2、MGG、ARGG、MIO工藝等催化裂化家族技術(shù)，可大幅度增產(chǎn)丙烯、異構(gòu)烯烴，增產(chǎn)富含烯烴的液化石油氣和高辛烷值汽油。RIPP同時(shí)調(diào)節(jié)催化裂化的反應(yīng)和催化劑配方，開(kāi)發(fā)了MIP、MDP等工藝，在一定程度上生產(chǎn)適應(yīng)油品市場(chǎng)需要的組分，如增產(chǎn)異構(gòu)烷烴，調(diào)節(jié)柴汽比，多產(chǎn)液化石油氣，同時(shí)多產(chǎn)柴油餾分，降低汽油烯烴和硫含量等。a） 渣油催化裂化（RFCC）工藝技術(shù)VRFCC是中國(guó)石化集團(tuán)公司石油化工科學(xué)研究院、北京設(shè)計(jì)院和北京燕山石化公司合作開(kāi)發(fā)的一項(xiàng)加工大慶減壓渣油的催化裂化新工藝。該工藝專利技術(shù)主要包括：（1）高黏度原料的減黏霧化技術(shù)；（2）無(wú)返混床劑油接觸實(shí)現(xiàn)熱擊汽化及高重油轉(zhuǎn)化技術(shù)；（3）短接觸反應(yīng)抑制過(guò)裂化和結(jié)焦技術(shù)；（4）反應(yīng)再生溫差及再生劑溫度調(diào)控協(xié)調(diào)初始反應(yīng)深度及總反應(yīng)苛刻度技術(shù)；（5）采用VRFCC專用催化劑（DVR系列）技術(shù)。第一套VRFCC工業(yè)裝置是由北京燕山石化公司煉油廠的催化裂化裝置改造成的，處理能力為800kt/a。洛陽(yáng)石化工程公司的ROCC-V工藝，第一套R(shí)OCC-V型裝置（100kt/a）1996年5月在洛陽(yáng)石化工程公司煉油實(shí)驗(yàn)廠投產(chǎn)，1999年9月在青島石油化工廠還投產(chǎn)了1.0Mt/a工業(yè)化裝置；另外還有石油大學(xué)的兩段提升管FCC工藝，目前在中試；清華大學(xué)的下行管式FCC工藝。b） 多產(chǎn)柴油和液化氣的MGD技術(shù)MGD技術(shù)是中國(guó)石油化工股份有限公司石油化股份有限公司石油化工科學(xué)研究院（RIPP）開(kāi)發(fā)的以重質(zhì)油為原料，利用常規(guī)催化裂化裝置同時(shí)多產(chǎn)液化氣和柴油，并可顯著降低汽油烯烴含量的工藝技術(shù)。該技術(shù)與常規(guī)催化裂化技術(shù)相比，具有以下特點(diǎn)：（1）采用粗汽油控制裂化技術(shù)，增加液化氣產(chǎn)率，降低汽油烯烴含量，調(diào)節(jié)裂化原料的反應(yīng)環(huán)境以增加柴油餾份的生成和保留。（2）重質(zhì)原料油在高苛刻度下、輕質(zhì)原料油在低苛刻度下進(jìn)行選擇性反應(yīng)，以增加重質(zhì)原料油一次裂化和柴油餾份的生成。（3）液化氣和柴油產(chǎn)率明顯大于常規(guī)的FCC技術(shù)，高價(jià)值產(chǎn)品（液化氣、汽油和柴油）與常規(guī)FCC技術(shù)相當(dāng)。⑷汽油中烯烴含量能夠大幅度降低，且汽油辛烷值有一定提高°MGD工藝于1999年分別在福建煉化公司和廣州石化總廠進(jìn)行了工業(yè)試驗(yàn)。c） 多產(chǎn)柴油的催化裂化（MDP）技術(shù)RIPP在傳統(tǒng)增產(chǎn)柴油工藝技術(shù)的基礎(chǔ)上開(kāi)發(fā)了催化裂化增產(chǎn)柴油的新工藝MDP。該工藝具有以下特點(diǎn)：（1）可以加工重質(zhì)、劣質(zhì)的催化裂化原料。（2）采用配套研制的增產(chǎn)柴油催化劑，且維持平衡劑的活性適中。（3）應(yīng)用原料組分選擇性裂化技術(shù)，將催化裂化原料按餾份的輕重及其可裂化性能區(qū)別處理，在提升管反應(yīng)器不同位置注入不同原料組分，使性質(zhì)不同的原料在不同環(huán)境和適宜的裂化苛刻度下進(jìn)行反應(yīng)。（4）采用較為苛刻的裂化條件和適宜的回?zé)挶?，裝置的加工量和汽油的辛烷值不會(huì)受到影響。d） 多產(chǎn)烯烴和高辛烷值汽油的DCC工藝技術(shù)RIPP開(kāi)發(fā)的DCC-I技術(shù)在國(guó)內(nèi)有6套裝置，3套改造，3套新建。另外一套建在泰國(guó)TPI（750kt/a）,由SW公司負(fù)責(zé)建造，近年來(lái)，DCC技術(shù)還在不斷發(fā)展和完善，這些新進(jìn)展主要有兩個(gè)方面：一個(gè)是開(kāi)發(fā)系列催化劑產(chǎn)品；另一個(gè)是改進(jìn)工藝以進(jìn)一步提高輕烯烴、特別是丙烯的產(chǎn)率。在催化劑開(kāi)發(fā)方面盡量使品種多樣化以滿足不同用戶的需要，而新開(kāi)發(fā)的渣油催化裂解催化劑已經(jīng)在全常壓渣油催化裂解裝置上使用。在工藝改進(jìn)方面也已經(jīng)取得很好的實(shí)驗(yàn)室結(jié)果，以大慶蠟油摻渣油為原料可以得到28%的丙烯產(chǎn)率，同現(xiàn)有DCC技術(shù)相比丙烯產(chǎn)率可以提高6個(gè)單位以上。另外，還有DCC-II技術(shù)1997年投產(chǎn)；MGG技術(shù)國(guó)內(nèi)建有多套裝置；MIO技術(shù)于1995年在中國(guó)石油工業(yè)部油蘭州石化公司實(shí)現(xiàn)工業(yè)化；ARGG技術(shù)在國(guó)內(nèi)建有多套裝置。e） 多產(chǎn)異構(gòu)烷烴的MIP技術(shù)我國(guó)催化裂化汽油中烯烴含量高達(dá)40%-65%，遠(yuǎn)遠(yuǎn)高于我國(guó)車用汽油烯烴不大于35%的指標(biāo)。由中石化石科院和中石化上海高橋分公司、洛陽(yáng)石化工程公司聯(lián)合攻關(guān)的多產(chǎn)異構(gòu)烷烴的催化裂化技術(shù)（MIP），具有我國(guó)自主知識(shí)產(chǎn)權(quán)，是既可促進(jìn)重油轉(zhuǎn)化、又可改善催化汽油質(zhì)量以滿足燃料清潔化需求的技術(shù)°MIP技術(shù)先期于2002年在高橋分公司煉油廠140萬(wàn)t/aFCC裝置上成功應(yīng)用。運(yùn)用該技術(shù)后，汽油烯烴含量（熒光法）一直持續(xù)低于30V%以下，辛烷值有所提高。該工藝突破了現(xiàn)有催化裂化工藝對(duì)二次反應(yīng)的限制，實(shí)現(xiàn)了可控性和選擇性地進(jìn)行裂化反應(yīng)、氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)和異構(gòu)化反應(yīng)?？擅黠@降低汽油烯烴含量并增加異丁烷產(chǎn)率，提出了一種生產(chǎn)清潔汽油組分的新概念。2003年初，MIP技術(shù)又應(yīng)用于安慶分公司煉油廠120萬(wàn)t/aFCC裝置改造。標(biāo)定結(jié)果表明，汽油質(zhì)量全面改善，汽油烯烴含量（熒光法）由原來(lái)的52.3▼%降低到35V%以下，現(xiàn)維持在30▼%左右，汽油硫含量下降超過(guò)30wt%（降至800X10-6），裝置能耗也由81kg標(biāo)油/t降至72kg標(biāo)油/t，摻煉渣油量由200t/a提高到450t/a以上。目前已有5套FCC裝置將采用MIP技術(shù)進(jìn)行新建或改造。f） 兩段提升管催化裂化新工藝技術(shù)在石油大學(xué)（華東）勝華煉廠加工能力100kt/a催化裂化工業(yè)裝置上，兩段提升管催化裂化新工藝技術(shù)由石油大學(xué)（華東）研究開(kāi)發(fā)成功。加工能力100kt/a催化裝置工業(yè)試驗(yàn)顯示，該項(xiàng)工藝技術(shù)可使裝置處理能力提高30%-40%，輕油收率提高3個(gè)百分點(diǎn)以上，液體產(chǎn)品收率提高2-3個(gè)百分點(diǎn)，干氣和焦炭產(chǎn)率明顯降低，汽油烯烴含量降低20個(gè)百分點(diǎn)，催化柴油密度下降，十六烷值提高。兩段提升管催化裂化新技術(shù)最突出的效果，是可以改善產(chǎn)品結(jié)構(gòu)，大幅度提高原料的轉(zhuǎn)化深度，顯著提高輕質(zhì)油品的收率，提高催化汽油質(zhì)量，改善柴油質(zhì)量，提高催化裝置的柴汽比。該技術(shù)還具有非凡的靈活性和可調(diào)性，由此可派生出多種適應(yīng)不同生產(chǎn)要求的專用技術(shù)⑸。催化裂化已經(jīng)成為我國(guó)煉油工業(yè)的核心技術(shù)和石油化工企業(yè)經(jīng)濟(jì)效益的主要支柱。但是，隨著環(huán)保要求的日益嚴(yán)格和加AWTO后我國(guó)石油化工企業(yè)面臨的激烈競(jìng)爭(zhēng)的形勢(shì)，我國(guó)催化裂化技術(shù)需要有相應(yīng)的重大發(fā)展和變化。國(guó)際、國(guó)內(nèi)降低汽油硫含量和烯烴含量的呼聲日益高漲，車用汽油的烯烴含量和硫含量主要來(lái)源于催化裂化汽油，我國(guó)催化裂化汽油占車用汽油的80%,車用汽油的組成狀況短期內(nèi)難以改變,為了充分利用現(xiàn)有的催化裂化能力，盡量減少投入，降低汽油、柴油質(zhì)量升級(jí)所付出的代價(jià)，應(yīng)當(dāng)努力開(kāi)發(fā)相應(yīng)的技術(shù)，降低催化裂化汽油的烯烴含量和硫含量，滿足清潔燃料生產(chǎn)的要求。a） 通過(guò)對(duì)催化裂化反應(yīng)機(jī)理和動(dòng)力學(xué)的研究，應(yīng)用新型催化劑和助劑，降低汽油烯烴含量。研究不同操作條件的影響，開(kāi)發(fā)降烯烴催化劑和助劑，使催化裂化汽油的烯烴含量有大幅度降低b） 發(fā)展加氫處理-催化裂化組合工藝，降低汽油的硫含量和再生煙氣中的SOx含量。加氫處理是大幅度降低催化裂化汽油硫含量的有效手段。催化裂化原料加氫預(yù)處理還有提高輕質(zhì)油收率、降低汽油烯烴含量、減少焦炭產(chǎn)率、減少再生煙氣SOx含量等優(yōu)點(diǎn)，在我國(guó)進(jìn)口含硫和高硫原油日益增加的情況下，發(fā)展各種加氫處理-催化裂化組合工藝是一個(gè)重要的努力方向。c） 優(yōu)化設(shè)計(jì)和操作，提高催化裂化的化學(xué)有效轉(zhuǎn)化程度，增加目的產(chǎn)品收率。d） 實(shí)現(xiàn)長(zhǎng)周期運(yùn)轉(zhuǎn)。由于催化裂化裝置在重油轉(zhuǎn)化和全廠經(jīng)濟(jì)效益中的重要作用，所以安全平穩(wěn)長(zhǎng)周期運(yùn)行是提高催化裂化裝置的經(jīng)濟(jì)效益、降低維修費(fèi)用、減少各種直接和間接損失的關(guān)鍵。長(zhǎng)周期平穩(wěn)運(yùn)行的實(shí)現(xiàn)是一項(xiàng)系統(tǒng)工程，反映了工程設(shè)計(jì)、設(shè)備制造、施工建設(shè)和生產(chǎn)管理等各個(gè)環(huán)節(jié)的完善程度，體現(xiàn)了催化裂化技術(shù)的整體水平。e） 實(shí)現(xiàn)大型化，提高控制和管理水平，增強(qiáng)競(jìng)爭(zhēng)力。大型化、減少定員、采用先進(jìn)控制和優(yōu)化控制、實(shí)現(xiàn)管控一體化是減少加工費(fèi)用,提高經(jīng)濟(jì)效益，提高煉油廠競(jìng)爭(zhēng)能力的有效手段。f） 擴(kuò)大功能，向化工領(lǐng)域延伸，由常壓渣油等重質(zhì)原料生產(chǎn)乙烯、丙烯。使催化裂化技術(shù)向煉油與化工一體化方向發(fā)展。世界煉油化工一體化趨勢(shì)越來(lái)越明顯。對(duì)丙烯日益增長(zhǎng)的需求，供需矛盾的日益加劇，丙烯的最主要來(lái)源是乙烯生產(chǎn)的副產(chǎn)物，而石油煉制中的催化裂化提供了石化需要的30%的丙烯，在美國(guó)FCC則提供了石化需要的50%左右。丙烯的需求增長(zhǎng)速率一直高于乙烯，為了滿足市場(chǎng)對(duì)丙烯需求的增長(zhǎng)，國(guó)內(nèi)外都重視通過(guò)FCC裝置增產(chǎn)丙烯。⑺目前，丙烯的生產(chǎn)主要有SCC技術(shù)、Kellogg公司的毫秒爐技術(shù)、Brown&Root公司的HSLR技術(shù)、KTI/Technip公司的GK技術(shù)、Linde公司的乙烯技術(shù)、美孚公司的Maxofin工藝、KBR公司Superflex工藝及PetroFCC工藝、DCC工藝、CPP工藝、ACC工藝、MGG工藝、ARGG工藝、FDFCC工藝等等［8］。通過(guò)向化工一體化發(fā)展，大幅度提高其經(jīng)濟(jì)價(jià)值具有很好的發(fā)展前途。1.3設(shè)計(jì)的主要內(nèi)容設(shè)計(jì)專題的經(jīng)濟(jì)、技術(shù)背景分析工藝流程的選擇主要設(shè)備物料、能量衡算主要設(shè)備工藝尺寸計(jì)算裝置工藝流程、再生器、反應(yīng)器提升管工藝流程圖的繪制再生器、反應(yīng)器提升管、分餾塔能量衡算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)捰停桩a(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。（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吸收一穩(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。吸收一穩(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（C3C4）和蒸汽壓合格的穩(wěn)定汽油。^ 催化劑性質(zhì)表1平衡劑催化劑性質(zhì)項(xiàng)目參數(shù)項(xiàng)目參數(shù)微反活性指數(shù)72粒徑分布/%0~20|dm20~40nm40~80|dm80?110頃>100|dm0.6611.6471.2012.204.80比表面積（E/g）126.6孔體積0.43沉降密度/（g?mL-1）0.61充氣密度（（g?mL-1）0.57壓緊密度（（g?mL-1）0.71骨架密度（（g?mL-1）2.38比熱容/J/g1.1金屬質(zhì)量分?jǐn)?shù)/ppmFeNiV300140066表2原料油性質(zhì)項(xiàng)目數(shù)據(jù)項(xiàng)目數(shù)據(jù)密度（2OoC克/厘米3）0.8903含氮量ppm1720殘?zhí)?%4.42堿氮ppm800凝點(diǎn)/0C38含鈉量ppm4.3硫量/%0.12分子量500餾程/0C246重金屬含量ppm2.0初鎦點(diǎn)6.5Fe6.33500C流出量/%Ni0.1恩氏粘度5.3Cu0.1E800C3.2VE1000C表3液體產(chǎn)品性質(zhì)項(xiàng)目穩(wěn)定汽油輕柴油油漿（澄清油）密度（20°C，g-mL-1）0.70820.87540.9454分子量100200380（回?zé)捰?40）

餾程（°C）初餾點(diǎn)10%50%90%干點(diǎn)335296161185193216255319377202375430470500總餾出量/%97.598.5誘導(dǎo)期（分鐘）1110辛烷值79（十六烷值）34(殘?zhí)?%)3.15膠質(zhì)(gBr/100ml)0.417.6漠值(gBr/100g)61.419.48含硫量（%）0.0120.087酸度(mgKoH/100ml)0.070.508凝點(diǎn)（C）-1330閃點(diǎn)（C）74（閉口）149苯胺點(diǎn)（C）39運(yùn)動(dòng)粘度（厘沱）50C100C3.421.87恩氏粘度E50CE100C6.681.73固體含量（g/L）3.3表4氣體產(chǎn)品組成組分占原料重/%組分占原料重/%組分占原料重/%H2S0.030.75nC00.60H20.281.00nC二-1,iC二1.680.763.56tC二-21.180.68iC02.60cC二-20.88合計(jì)14.00%表4裝置物料平衡（年開(kāi)工8000小時(shí)）序號(hào)名稱%（重）萬(wàn)噸/年噸/日公斤/時(shí)入1原料油1001504500187500

方合計(jì)1001504500187500出方1干氣2.53.75112.5468752液態(tài)烴11.517.25517.521562.53汽油50752250937504輕柴油23.535.251057.544062.55油漿（澄清油）34.513556256焦炭9.514.25427.517812.5合計(jì)1001504500187500表3主要工藝條件項(xiàng)目數(shù)據(jù)項(xiàng)目數(shù)據(jù)反應(yīng)部分1.6再生燒焦部分1.81.反應(yīng)沉降器頂壓力（表）/kg/cm25001.再生器頂壓力（表）/kg/cm27002.提升管出口溫度/°C2.52.燒焦罐溫度/C2.93.反應(yīng)時(shí)間/秒3003.燒焦罐出口氧含量（重）/%1.454.原料預(yù)熱溫度/C4.34.燒焦罐床層線速/m/s0.155.劑油比/（重量比）0.45.催化劑含碳量（TGJ）/%06.回?zé)挶?（重量比）（回?zé)捰?、回?zé)?%6.煙氣中CO/CO（重量比）210/90油漿各占50%）7.焦炭中H/C（重量比）7.甩油漿（澄清油，重）/%3.1處理量150萬(wàn)噸3.2開(kāi)工時(shí)8000小時(shí)每年則處理量為：150x103X104?8000=187500kg/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恩氏初餾點(diǎn)54199288224蒸 10%78221347380377餾。C 30%10625736042543850%12326839945051070%13730043147055090%163324440490700終餾點(diǎn)rpq八、、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。C飽和烴62.27初餾點(diǎn) 224芳烴2510% 377膠質(zhì)11.8830% 438瀝青質(zhì)0.85350C餾出率/v% 7.5重金屬含量/〃g*g500C餾出率/v% 49Ni5.99元素組成/w%V4.77C 84.81Na0.32H 12.85Fe5.91硫/w% 0.77殘?zhí)?，W%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/C162再生器密相溫度/C700待生劑溫度/C大氣溫度/C25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/C500

沉降器頂部壓力/MPa1.6原料預(yù)熱溫度/°c300回?zé)捰瓦M(jìn)反應(yīng)器溫度/°c265回?zé)捰蜐{進(jìn)反應(yīng)器溫度/c350催化劑活性/%60.0劑油比4.3反應(yīng)時(shí)間/S2.5回?zé)挶?.4催化劑循環(huán)量/txh-1原料進(jìn)料量/txh-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％15~2015~2015~2040?50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6?82回?zé)捰统槌鲆韵鹿躺嘈?3回?zé)捰统槌隹谏现凉躺嘈危瑮l形浮閥，填料10~12一中回流抽出下口下4一中回流固舌形，條形浮閥，填料3?45輕柴油抽出以上至固舌形，篩孔，條形浮閥，填料8?9頂循環(huán)回流段抽出下6循環(huán)回流段固舌形，條形浮閥，填料3?4分餡塔總塔板數(shù)28?32表3-8催化裂化分餾塔操作條件（參考）序號(hào)物料溫度/c壓力/MPa塔板位置塔板類型1分餡塔塔頂油氣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12020浮閥柴油）返分餡塔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250 1.014反應(yīng)油氣進(jìn)分餾塔500塔底反應(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9.5%計(jì)算：焦炭產(chǎn)量=187500x9.5%=178125Kg/h=14843.75kmol/hH/C=10/90燒碳量=178125x90%=160312.5kg/h燒氫量=178125-160321.5=17812.5kg/h已知煙氣組成（體）：CO2：CO=0根據(jù):C+O2=CO22C+O2=2CO2H2+O2=2H2O生成CO2的碳為13360.125kmol/h生成CO2的耗氧量為：13360.125kmol/h生成H2O的耗氧量為：17812.5x1/2x1/2=4453.125kmol/h則理論的耗氧量為13360.125+0+4453.125=17813.25kmol/h理論氮為：17813.25x79/21=67011.75kmol/h所以，可知燃料產(chǎn)物為13360.125kmol/hCO2， 0kmol/hCO,4453.125x2=8906.25kmol/hH2O。理論干煙氣包括燃燒生成CO2和CO和理論氮?jiǎng)t總量：13360.125+0+67011.75=80371.875kmol/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)：（4x100/21）x100%=19%過(guò)?？諝猓海ㄟ^(guò)?？諝獍俜?jǐn)?shù)/1-過(guò)剩空氣百分?jǐn)?shù)）x理論干煙氣氣量=0.19/（1-0.19）x80371.875=18852.66kmol/h過(guò)剩氧氣：18852.66x0.21=3959.06kmol/h過(guò)?？諝夂?18852.66-3959.06=14893.6kmol/h實(shí)際干煙氣為理論生成干煙氣和過(guò)?？諝饨M成：80371.875+18852.66=99224.535kmol/h理論干空氣用量：17813.25+67011.75+18852.66=103677.66kmol/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:0.016x103677.66=1658.84kmol/h濕空氣：103677.66+1658.84=105336.5kmol/h已知回?zé)挶?.4，劑油比為4.3回?zé)捰蜐{：187500x0.4=75000kg/h劑,油=劑/(187500+37500)=4.3所以催化劑循環(huán)量為:4.3x(187500+37500)=967500kg/h依據(jù)每噸催化劑帶入1kg水汽，則催化劑循環(huán)量為967.5t/h則帶入967.5kg/h=53.75kmol/h吹掃松動(dòng)水蒸氣量：500kg/h=27.78kmol/h(500kg/h為自設(shè))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：1658.84+27.78+53.75+8906.25=10646.62kmol/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02323959.063.763.99CO28000co24413360.12512.6813.46N22881905.3577.7682.55干煙氣3099224.535100總水蒸氣1810646.6210.11濕煙氣29105336.5100根據(jù)Q.=以Cpit式中：Qi:熱流量KJ/h以:物流Ni的流量kmol/hCp.：物流i的熱容kJ/(kmol-°C)t:溫度°C熱流量入方干空氣t=162°CCp=44.6814kJ/kmol-°CQ1=103667.66x44.681x162=768.98x106kJ/h濕空氣中水蒸氣C水=34.542kJ/kmol?°CQ2=1658.84x34.542x162=9.28x106kJ/h催化劑帶入水蒸氣Q3=53.75x35.6x500=0.96x106kJ/h(500提升管出口溫度)吹掃、松動(dòng)水蒸氣Q4=27.78x34.6x280=0.27x106kJ/h燒焦炭Q5=14843.75x15.6x500=115.78x106kJ/h催化劑Q6燃燒熱Q7j=NjAH查石油餾分焓圖得CO2 Q71=13360.125x407.0x103=5437.57x106kJ/hH2O Q73=8906.25x239.4x103=2132.16x106kJ/hIQ7=(5437.57+2132.16)x106=7569.73x106kJ/h共計(jì)Q=ZQi=(769.98+9.28+0.96+0.27+115.78+7569.73)x106+Q6=8466x106+Q6熱流量出方干煙氣Q，]=99224.535x32.58x700=2262.92x106kJ/h水蒸氣Q，2=10646.62x39.877x700=297.19x106kJ/h催化劑帶出水蒸氣Q，3=53.75x39.877x700=1.50x106kJ/h脫附熱，脫附熱為燃燒熱的11.5%Q，4=7569.73x106x0.115=870.52x106kJ/h熱損失=582x燒碳量Q，5=582x160312.5=93.30x106kJ/h催化劑Q，6出方的能量:ZQ，=(2262.92+297.19+870.52+93.3)x106+Q，6=3523.93x106+Q，A6根據(jù)熱量平衡式：8466x106+Q6=3523.93x106+Q，6催化劑升溫所需的熱量：Q=Q6'-Q6=4942.07x106kJ/h催化劑平均比熱為1.1kJ/(kg.°C)。設(shè)催化劑循環(huán)量為Wkg/h1.1Wx(700-500)=4942.07x106 W=22.46x106kg/h因?yàn)榛責(zé)挶?.4，所以劑油比為:22.46x106/[187500x(1+0.4)]=85.56綜上所述可得再生器物料平衡如表4-2、熱平衡如表4-3。

表4-2再生器物料平衡入方kg/h出方kg/h干空氣3006652.14干煙氣2877511.52水汽主風(fēng)帶入29859.12水生成水汽160312.5待生劑帶入967.5汽帶入水汽31326.62松動(dòng).吹動(dòng)500合計(jì).64合計(jì)303.8x104循環(huán)催化劑22.46x106焦碳178125循環(huán)催化劑（kg/h）22.46x106合計(jì)2263.8x104合計(jì)2263.8x104表4-3再生器熱平衡表入方，x106kJ/h出方，x106kJ/h隹八生成CO2放熱5437.57焦碳脫附熱93.3碳生成CO放熱0主風(fēng)干空氣升溫需熱2262.92燃生成h2o放熱2132.16主風(fēng)帶入水氣升溫需熱297.19燒燒吹掃、松動(dòng)蒸汽0.27加熱催化劑需熱4942.07熱八、、焦碳升溫需熱115.78散熱損失5.6催化劑帶入水蒸氣的熱1.50量干空氣的熱量768.98-合計(jì)8456.26合計(jì)7601.08再生器的尺寸設(shè)計(jì)1/4nD2U=VS D=(4xVS/nU密)0.5=[4x105336.5*29/(3.14x0.9x3600)]0.5=34.66m燒焦強(qiáng)度=燒焦量/藏量 藏量=燒焦量/燒焦強(qiáng)度=178125/0.2=890625kgV密=藏量/p密=890625/300=2968.75m3H密=V密/A密=173.33x4/3.14x8.22=3.28m1/4nD2U稀=VS D=(4xVS/nU稀)0.5=(4x105336.5x29/3.14x0.6x3600)0.5=42.45mTDH=(2.7D-0.36-0.7)xEXP(0.7UfxDt-o.23)xDt二(2.7x42.45-0.36-0.7)xEXP(0.7x0.6x42.45-o.23)x42.45=9.1再生器的工藝結(jié)構(gòu)圖4-1。進(jìn)入密相床層的氣相流量為：干煙氣：99224.535kmol/h、水蒸氣：10646.62-11=10635.62kmol/h(從水蒸氣中10646.62kmol/h扣除稀相床層中吹入的吹掃蒸汽llkmol/h)，所以氣相流量為99224.535+10635.62=109880.15kmol/h已知床層溫度為700°C，壓力為180+2=182kpa所以體積流量：109880.15x22.4x(273+700)x101.3x103/(273x182x103x3600)=1234.23m3/s稀相床層有l(wèi)lkmol/h水蒸氣吹入，因此流量為109880.15+11=109891.15Kmol/h體積流量：109891.15x22.4x(273+700)x101.3x103/(273x180x103x3600)=1371.50m3/s4.2提升管反應(yīng)器提升管反應(yīng)器的流程圖4-2。圖4-2提升管反應(yīng)器的流程4.2.1物料衡算新鮮原油：187500kg/h 回?zé)捰停夯責(zé)捰蜐{=1：0.25回?zé)挶榷?回?zé)捰土髁?回?zé)捰蜐{流量)/新鮮原油二0.4回?zé)捰土髁?回?zé)捰蜐{流量=0.4x187500=75000kg/h回?zé)捰蜐{流量：75000x0.25/(1+0.25)=15000kg/h則回?zé)捰土髁?75000-15000=60000kg/h

催化劑循環(huán)量：W=22.46x106kg/hS=（90%餾出溫度-10%餾出溫度）?。?0-10）tv=（ti0+t50+190）：3lnAme=-2.21181-△me=elnAme tme=tv-Ame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?回?zé)捰蜐{ 原料油平均相對(duì)分子量 100200 340380500反應(yīng)器水蒸氣包括：新鮮原料霧化的水蒸汽：1-2.5%-油1875kg/h回?zé)捰挽F化的水蒸氣：4%.油7500kg/h預(yù)提升所需水蒸氣：1kg/t?劑22460kg/h汽提所需水蒸氣；2kg/t?劑44920kg/h催化劑帶入水蒸氣：1.4kg/t.劑31444kg/h反應(yīng)器總吹掃松動(dòng)水蒸氣：4kg/t.劑89840kg/h共計(jì)198039g/h催化劑帶入煙氣：1kg/t劑22460kg/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入方水蒸汽水項(xiàng)目質(zhì)量流量/Kg/h分子量kmol/h 蒸八、、進(jìn)料霧化750018416.67氣預(yù)提升蒸汽224601244.78吹掃、松動(dòng)水蒸汽898404991.11氣提蒸汽449202495.56回?zé)捰挽F化的水蒸汽7500416.67再生劑帶入水蒸氣314441746.88總量19803911002.17表4-6反應(yīng)器物料平衡名稱 相對(duì)平均分子量對(duì)新鮮原料流量油％（質(zhì)量）kg/hkmol/h

新鮮原料油500100187500375回?zé)捰?4060000176.47回?zé)捰蜐{3801500039.47催化劑進(jìn)水蒸氣1819803911002.17再生劑帶入煙2922460774.48料氣共計(jì)10022942.9912367.59帶出煙氣2922460774.48水蒸汽1819803911002.17回?zé)捰蜐{3801500039.47回?zé)捰?4060000176.47出 干氣305468751562.5液化氣5011.021562.5431.25料 穩(wěn)定汽油1004893750937.5料 輕柴油20021.244062.5220.31油漿3806.0562514.80焦碳8.017812.5催化劑1875000共計(jì)100607586.515158.95.各進(jìn)料溫度催化劑為700°C.回?zé)捰蜐{：350°C.由催化劑帶入的水蒸氣和煙氣700°C需汽提： 4kg/t?劑=4x22460=89840kg/h預(yù)汽提： 1kg/t?劑=1x22460=22460kg/h吹掃等水蒸氣：11x18=198kg/h共計(jì)：112498kg/h當(dāng)250°C時(shí)查焓表可知所需的水蒸氣所需熱量:H（t）=2790kJ/Kg比熱=4.844kJ/（kg?°C）。則可知水蒸氣的量為576Kg=32kmol設(shè)原料油和回?zé)捰蜏囟葹閠催化劑平均比熱為1.1kJ/（kg?°C）。催化劑：0^22460x1.1x700x103=17.2942x109KJ/h催化劑帶入煙氣查表Cp=32.57kJ/kmol?°CQ2=43.79x32.57x700=1.0x106kJ/h催化劑帶入水蒸氣Cp=38.877kJ/kmol?°C Q3=99x38.877x700=2.69x106kJ/h300°C水蒸氣Q4=357.18x1.92x300=0.21x106kJ/h250°C水蒸氣Q5=32x1.91x250=0.016x106kJ/h原料油和回?zé)捰蜏囟葹閠此焓為H（t）Q6=（187500+75000）Ht=262500H（t）回?zé)捰蜐{溫度為380°C.查焓在（《石油煉制工程》）P99H=198.0kcal/kg=198.0x4.184=828.432kJ/kgQ7=15000x828.43=12.42x106kJ/hh.焦碳吸附的吸附熱等于脫附熱Q8=47.72x106kJ/kg共計(jì)Q=17.358x109+262500H（t）熱量出方各出料溫度為505°C催化劑：Q'i=22460x103x1.1x505=12.47653x109kJ/h催化劑帶出的煙氣：Q'2=22460x30.1x505=34.14x107kJ/h催化劑帶出的水蒸氣（由再生器熱量流出方知）：Q'3=22.46x106kJ/h水蒸氣：Q'4=（357.18+32）x1.98x505=0.032x106kJ/h原料油和回?zé)捰驮?05°C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）=340x4.184=1443.5kJ/kgQ‘5=（187500+75000）x1443.5=378.92x106kJ/h在505°C時(shí)油漿汽化為油氣.此焓為1443.5kJ/kgQL=60000x1443.5=86.61x106kJ/h6d.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=Wx0.02%=22460x103x0.02%=4492kg/h附加碳=新鮮原料x5.38%x0.6=187500x5.38%x0.6=6052.5kg/h焦化碳量=160312.5-4492-6052.5=149768查焓圖得Q'7=149768x2180x4.1868=1366.97x106kJ/h共計(jì)： Q'=14.65x109kJ/h熱量平衡14.65x109+262500H「=1.062x109kJ/H令混合原料油的預(yù)熱溫度為（t）283°C混合原料的相對(duì)密度d混J^v新d新+v回d回+v漿d漿v新=187500/0.8995?(187500/0.8995+75000/0.8800+60000/0.9985)=0.59m3/hv回=75000/0.8800?(187500/0.8995+75000/0.8800+60000/0.9985)=0.24m3/h漿=60000/0.9985?(187500/0.8995+75000/0.8800+60000/0.9985)=0.17m3/h貝Vd混=0.59x0.8995+0.24x0.8800+0.17x0.9985=0.91m3/ht=283°C d混=0.91 k=11.8查焓濕圖H(283°C)=162x4.184=677.81kJ/kg入方=17295.52x106kJ/h出方=13716.07x106kJ/h故反應(yīng)器部分應(yīng)取熱；Q取=1274.8x106-1106x106=168.8x106kJ/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/°CQx106/kJ/hkg/hkmol/h新鮮原料油1875003752350.2625Ht(t)回?zé)捰?0000196.23265回?zé)捰蜐{1500053.57350催化劑帶入的煙氣2246067.277001.0催化劑帶入的水蒸氣1782997002.69水蒸氣1124986249.893000.21水蒸氣576322500.16催化劑22460x10370017294.2共計(jì)17295.52表4-8提升管出口物料505°C的熱量項(xiàng)目kg/h相對(duì)分子質(zhì)量kmol/hQx106/kJ/h干氣46875301562.51226.48液化氣21562.530718.75汽油93750106884.43輕柴油44062.5214205.90油漿562028219.93回?zé)捰?0000340176.47回?zé)捰蜐{1500039238.27煙氣2246030748.670.67水蒸氣1980391811002.178.29催化劑22460x10370012476.53損失10403018.574.1油+氣合計(jì)16075.5913716.074.2.3提升管工藝計(jì)算壓力沉降器頂部壓力為160kPa設(shè)進(jìn)油處至沉降器頂部的總壓降為15.5kPa，則提升管內(nèi)進(jìn)油處的壓力為160+15.5=175.5kPa溫度加熱爐出口溫度為300°C，此時(shí)原料油處于液相狀態(tài).經(jīng)霧化進(jìn)入提升管與700°C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700°C降至T°C放出的熱=22460x103x1.097x(700-T)+22460x1.09x(700-T)=2466.31x104x(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187500300577TA123x104A回?zé)捰汀?90625265659TB76x104B油C135x104C水蒸氣1124983005523548918TD84x104D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：2466.31x(700-T)=13A+5.2B+1.3C+6.4D設(shè)T=490°C則查焓圖可得A=1340kJ/kg B=1332kJ/kgC=1265kJkgD=940kJ/kg左邊=2466.31x210=517925.1右邊=515787相對(duì)誤差為0.04%,所以T=490°C1)選取提升管內(nèi)徑D=1.2m，則提升管截面積F=3.14xD2/4=1.1m2提升管進(jìn)料處的壓力沉降器頂部的壓力為160kPa(表)，設(shè)進(jìn)油處至沉降器頂部的總壓降為19kPa，則提升管內(nèi)進(jìn)油處的壓力為160+19.=179kPa(表)。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12367.59kmol/h,所以下部氣體體積流率為：下=12367.59x22.4x(490+273)x101.3/[(246+101.3)x273]=225839.37m3/h=62.73m3/s下部氣速為u=V/F=62.73/1.1=57.03m/s核算提升管出口氣速提升管出口處油氣的總流率為15158.95kmol/h,所以，出口處油氣體積流率為：上=15158.95x22.4x(490+273)x101.3/[(160+101.3)x273]=367916.33m3/h)=102.20m3/s所以出口線速為u±=V上/F=102.20/1.1=92.91m/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D=1.2m是可行的。提升管長(zhǎng)度提升管平均氣速u=(u上-u下)/ln(u上/u下)=(92.91-57.03)/ln(92.91/57.03)=10.02m/s反應(yīng)時(shí)間為3秒，則提升管的有效長(zhǎng)度L=ux3=10.02x3=30.6m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：提升管內(nèi)密度計(jì)算見(jiàn)表4-10。1)APh表4-10提升管內(nèi)密度計(jì)項(xiàng)目上部下部對(duì)數(shù)平均值催化劑流率/kg/h2246022460油氣流率/m3/s102.2062.73視密度/kg/m321.3348.833.19氣速/m/s92.9150.0316.85滑落系數(shù)1.12.0實(shí)際密度/kg/m3 23.46 97.6 52ph=rAhx10-4=52x25x10-4=12.4kPa2） △pf（直管摩擦壓降）pf=7.9x10-8L/Dxpu2g=7.9x10-8x30/1.2x33.19x102x9.81=0.61（kPa）3） △PaPa=Npu2x10-4/2=3.5x10.022x33.19x10-4/2=5.83KPa（N=3.5,包括兩次轉(zhuǎn)向及出口損失）4） 提升管總壓降△p坦提p提=△ph+^pf+^pa=12.4+0.61+5.83=18.84KPa5） 校核原料油進(jìn)口處壓力提升管出口至沉降器頂部壓降：8x7x10-4=0.56KPa提升管內(nèi)原料入口處壓力：沉降器頂部壓力+0.56+Ap提=160+0.56+18.84=219.41KPa（表）此值與前面假設(shè)的219.5KPa（表）基本相同，故前面計(jì)算時(shí)假設(shè)的壓力不用重算。預(yù)提升段的直徑和高度1） 直徑預(yù)提升段的煙氣及預(yù)提升蒸汽的流率774.48+22460/18=2022.26kmol/h體積流率=2022.26x22.4x（700+273）x101.3/[273x（219.41+101.3）x3600]=1.42m3/s取預(yù)提升段氣速為1.45m/s,則預(yù)提升段直徑D預(yù)=[1.42x4/（1.45x3.14）]1/2=1.11m取預(yù)提升段直徑1.11m.2） 高度考慮到進(jìn)料噴嘴以下設(shè)有事故蒸汽進(jìn)口管、人孔、再生劑斜管入口等，預(yù)提升段的高度取4m。由上面的計(jì)算可知預(yù)提升段長(zhǎng)度4m,內(nèi)徑1.11m；反應(yīng)段長(zhǎng)30.11m,內(nèi)徑1.2m,其中25m是直立管、6m是水平管；提升管全長(zhǎng)35m，直立管29m，見(jiàn)圖4-3所示。4.2.4旋風(fēng)分離器工工藝計(jì)算

1、 中心管2、 吊筒31、 中心管2、 吊筒3、 上隔板4、 下隔板5、 單體6、 殼體7、 煙氣分配控8、 集塵腔9、 集塵腔EPV分離單管I圖4-3旋風(fēng)分離器結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)圖選用我國(guó)自主開(kāi)發(fā)的PV型旋風(fēng)分離器，采用二級(jí)串聯(lián)，按PV旋風(fēng)分離器的設(shè)計(jì)方法和規(guī)格進(jìn)行工藝計(jì)算。筒體直徑濕煙氣流率：15368.475x22.4x(700+273)x101.3/273x(101.3+180)x3600=122.73m3/s旋風(fēng)分離器的壓力如表4-11。表4-11旋風(fēng)分離器壓力再生器頂部壓力 160KPa再生溫度 700°C密相床密度 300Kg/m3濕煙氣流率 122.73m3/s濕煙氣密度 3.14Kg/m3按筒體的內(nèi)氣速為6m/s結(jié)算，則總筒體截面積=濕煙氣流率/6=122.73/6=20.45m2,選用10組旋風(fēng)分離器，則每個(gè)旋風(fēng)分離器筒體截面積為2.45m2筒體直徑=(2.45x4/)n1/2=3.12m選用直徑1300啞的旋風(fēng)分離器。一級(jí)和二級(jí)用此直徑的筒體。按入口線速為18m/s考慮則一級(jí)入口截面積為A1/筒體截面積A=4/18A1=2.45x4/18=0.55m2旋風(fēng)分離器入口為矩形，其高度為a是寬度b的2.5倍，由此得b=0.32m，a=0.79m。二級(jí)入口截面積按二級(jí)入口線速為22m/s考慮則二級(jí)入口截面積A2/筒體截面積A=4/22A2=2.45x4/22=0.45m2入口高度a=1.175m，寬度b=0.47m一級(jí)入口線速=濕煙氣流率/一級(jí)入口截面積=122.73/(10x0.55)=22.31m/s二級(jí)入口線速=濕煙氣流率/二級(jí)入口截面積=122.73/(10x0.45)=27.27m/s由計(jì)算結(jié)果得：一級(jí)、二級(jí)入口線速符合一級(jí)線速最高不大于25m/s；二級(jí)線速最高不大于35m/s；最小線速不小于15m/s。因此，選用10組旋風(fēng)分離器符合要求。Pv型一級(jí)旋風(fēng)分離器料腿的適宜固體質(zhì)量速度為300?500(kg/m2.s)設(shè)一級(jí)旋風(fēng)分離器的入口氣體的固體濃度為10Kg/m3則對(duì)每一個(gè)旋風(fēng)分離器的進(jìn)入固體流量為122.73x10x1/10=122.73Kg/s選用直徑為350m管子作一級(jí)料腿122.73/(0.352x3.14/4)=1276.28kg/m2?s所選管徑合適。對(duì)直徑1300mm的旋風(fēng)分離器，二級(jí)料腿選用直徑350mm的管子。旋風(fēng)分離器的壓降PV型旋風(fēng)分離的壓降計(jì)算公式：△P=(pg+C/1000)V./2+S(c.0/c.)0.045X(pgV.2/2)￡=8-54KA-0'833dr-1-745D-Re=pgvp/p式中 pg氣體密度 kg/m3；p 氣體黏度，Pa.s;Ci0——基準(zhǔn)入口濃度，10kg/m3；KA——筒體與入口截面積之比；dr一出口管與筒體的直徑之比；￡ 系數(shù)；C——入口氣體中固體濃度，kg/m3；D——筒體直徑，m；Vi——入口氣體線速m/s；Re——雷諾數(shù)。1)計(jì)算一級(jí)旋風(fēng)分離器壓降△P1Re=0.88x18x1.21/0.000035=543085.71￡=8.54(1.146/0.25)-0.833(0.44)-△P1=(Pg+C/1000)V/2+8(%伯)0.045X(PgVi2/2)=(0.88+10/1000)x(182/2)+15.8x(10/10)0.045x(0.88x182/2)=2.4KPa2)計(jì)算二級(jí)旋風(fēng)分離器壓降△P2Re=0.88x22x1.21/0.000035=669303￡=8.54(1.146/0.21)-0.833(0.44)-=20.1△P2=(Pg+C/1000)v/2+￡(Ci0/Ci)。"孔"/2)=(0.88+1/1000)x(222/2)+20.1x(10/1)0.045x(0.88x222/2)=4.9KPa第五章分餾塔能量平衡計(jì)算分餾塔能量平衡計(jì)算分餾系統(tǒng)主要設(shè)備是分餾塔，裂化產(chǎn)物由分餾塔分餾成各種餾分的油品，塔頂產(chǎn)品為粗汽油油汽和富氣；塔底產(chǎn)品為回?zé)捰蜐{；側(cè)線采出有輕柴油，重柴油和回?zé)捰?。全塔物料和熱量平衡如?-1。表5-1分餡塔物料和熱量