原油催化加氢裂化工业设计书

1 原油催化加氢裂化工业设计书 第一章 前 言 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（ 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，a ，比 1991 年增加 t/a，增长 可以说是世界上催化裂化能力增长最迅速的国家。 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发展，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 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 91 92（ 优质汽油为 96 98（ 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发展和改进 再生及分馏系统进行工艺上的设计与分析。 80 年代以来，催化裂化技术的进展主要体现在两个方面： 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 写为 催化裂化家族技术，包括多产低碳烯烃的 术，多产异构烯烃的 术和最大量生产汽油、液化气的 术。 目前国外新开发的重油催化裂化技术有：渣油加氢处理 (催化裂化 (合工艺 、毫秒催化裂化工艺（ 台 组合循环裂化床工艺、剂油短接触工艺（ 双提升管工艺、两段渣油改质技术等等。 茂名学院专科毕业设 :催化裂化装置反应 2 国内灵活双效催化裂化工艺（ 术、催化裂化（ 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合工艺基础研究的应用 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基础上，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 渣油加氢处理(催化裂化 (合工艺 。 流化催化裂化（ 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，全球原油加工能力为 4 t/a，其中催化裂化装置的加工能力为 t/a，约占一次加工能力的 居二次加工能力的首位。美国原油加工能力为 t/a，催化裂化能力为 271 Mt/a，居界第一，催化裂化占一次加工能力的比例为 我国催化裂化能力达 t/a，约占一次加工能力的 居世界第二位。世界 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达到 8%和 20 g/g。而国内渣油催化裂化原料的残炭一般达到 6%，金属 15 g/g，与国外水平相比，尚有潜力。中国石化集团公司 置中约 80%都掺炼不同比例的渣油，平均掺渣比约为 26%， 1989炼重质油的比例从 至 我国大庆石蜡基原油具有残炭低、金属含量低的特点，其减压渣油的残炭为 金属为 7 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（ 技术 大幅度提高原料的转化深度，同比加工能力增加 2030%；显著改善产品分布，轻油收率提高 23 个百分点，液收率提高 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，汽油烯烃含量下降 20 个百分点以上，柴油密度减小、十六烷值提高，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。 术背景分析 能量衡算 生器、反应器提升管工艺流程图的绘制 应器提升管、分馏塔能量衡算 第二章工艺叙述 3 第二章 工艺叙述 工艺流程说明 该装置工艺流程分四个系统如图 2升管反应器沉降器再生器图 2 - 1 催 化 裂 化 装 置 工 艺 流 程 再生系统 原料油经过加热汽化后进入提升管反应器进行裂化。提升管中催化剂处于稀相流化输送状态，反应产物和催化剂进入沉降器，并经汽提 段用过热水蒸气汽提，再经旋风分离器分离后，反应产物从反应系统进入分馏系统，催化剂沉降到再生器。在再生器中用空气使催化剂流化，并且烧去催化剂表面的焦炭。烟气经旋风分离器和催化剂分离后离开装置，使催化剂在装置中循环使用。 反应系统主要由反应器和再生器组成。原料油在装有催化剂的反应器中裂化，催化剂表面有焦炭沉积。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应器重新使用。反应器主要为提升管，再生器为流化床。 再生器的主要作用是：烧去催化剂上因反应而生成的积炭，使催化剂的活性得以恢茂名学院专科毕业设 :催化裂化装置反应 4 复。再生用空气由主 风机供给，空气通过再生器下面的辅助燃烧室及分布管进入。 在反应系统中加入水蒸汽其作用为： （ 1）雾化 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 在提升管中输送油气； （ 3）汽提 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部分。 （ 4）吹扫、松动 反应器、再生器某些部位加入少量水蒸气防止催化剂堆积、堵塞。 2. 2分馏系统 由反应器来的反应产物油气从底部进入分馏塔，经 塔底部的脱过热段后在分馏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。 分馏系统主要设备是分馏塔，裂化产物在分馏塔中分馏成各种馏分的油品。塔顶汽在粗汽油分离罐中分成粗汽油和富气。 分馏塔具有的特点有 : (1)分馏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馏和避免堵塞塔盘。 （ 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 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。从分馏塔顶油气分离器出来的富气中带有汽油部分，而粗汽油中则溶解有 分。 吸收 稳定系统的作用就是利用吸收和精馏方法，将富气和粗汽油分离成干气（ 液化气（ 蒸汽压合格的稳定汽油。 第三章设计原始数据 5 第三章 设计原始数据 100 万吨 /年 + 学号 2 万吨 /年 即： 100 + 2 2 = 104 万吨 /年 8000 小时每年 则处理量为 ： 104 103 104 8000 = 130000 kg/h 反应及分馏操作条件 原料油及产品性质分别见表 3 3品的收率及性质见表 3 再生器操作及反应条件见表 3 提升管反应器操作条件表 3 催化裂化分馏塔回流取热分配见表 3馏塔板形式及层数见表 3 分馏塔操作条件表见 3 3原料油及产品性质 物料，性质 稳定汽油 轻柴油 回炼油 回炼油浆 原料油 密度 氏蒸馏 初馏点 54 199 288 224 10% 78 221 347 380 377 30% 106 257 360 425 438 50% 123 268 399 450 510 70% 137 300 431 470 550 90% 163 324 440 490 700 终馏点 183 339 465 平均相对分子量 茂名学院专科毕业设 :催化裂化装置反应 6 表 3原料油的主要性质 项目 数据 项目 数据 密度 组成分析 /W% 馏程 饱和烃 馏点 224 芳烃 25 10% 377 胶质 0% 438 沥青质 50 馏出率 /v% 金属含量 /g00 馏出率 /v% 49 素组成 /w% V a e /w% 炭， W% 3产品产率（质量分数） 产品 产率 % 流量， t/h 干气 液化气 稳定汽油 轻柴油 油浆 焦炭 损失 原料油 表 3 再生器操作条件 项目 数据 备注 再生器顶部压力 / 主风入再生器温度 / 162 再生器密相温度 / 700 待生剂温度 / 大气温度 / 25 大气压力 / 空气相对湿度 /% 70 烟气组成（体） /% 焦碳组成 / H/C，质 待生剂含碳量 /% 再生剂含碳量 /% 烧焦碳量 / t/h 第三章设计原始数据 7 表 3提升管反应器操作条件 项目 数据 备注 提升管出口温度 / 505 沉降器顶部压力 / 原料预热温度 / 235 回炼油进反应器温度 / 265 回炼油浆进反应器温度 / 350 催化剂活性 /% 剂油比 反应时间 / S 回炼比 催化剂循环量 / t 原料进料量 / t 回炼油 /回炼油浆 1： 表 3化裂化分馏塔回流取热分配（参考 ） 物 料 顶循环回流 一中循环回流 二中循环回流 油浆循环回流 取热比例 % 1520 1520 1520 40 50 备注 表 3 分馏塔塔板形式及层数（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 6 8 2 回炼油抽出以下 固舌形 2 3 回炼油抽出口上至 一中回流抽出下口下 固舌形，条形浮阀，填料 1012 4 一中回流 固舌形，条形浮阀，填料 3 4 5 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 8 9 6 循环回流段 固舌形，条形浮阀，填料 3 4 分馏塔总塔板数 2832 茂名学院专科毕业设 :催化裂化装置反应 8 表 3 催化裂化分馏塔操作条件（参考 ） 序号 物 料 温度 / 压力 / 板位置 塔板类型 1 分馏塔塔顶油气 125 0 浮阀 2 顶循环回流 100 30 浮阀 3 顶循环回流出塔 160 27 浮阀 4 富吸收油 (再吸收油，视为轻柴油）返分馏塔 120 20 浮阀 5 轻柴油抽出 220 19 浮阀 6 一中回流返回 160 18 浮阀 7 一中回流抽出 275 16 固舌形 8 回炼油返回 210 5 固舌形 9 回炼油抽出 265 2 固舌形 10 油浆循环回流返回 270 1 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 250 14 反应油气进分馏塔 500 塔底 第四章反应 11 第四章 反应 再生系统 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： 焦炭产量 =130000 8% = 10400 Kg/h=h H/C = （ - （ = = 碳量 =10400 = kg/h 烧氢量 =10400 kg/h 已知烟气组成（体）： 71 : 1 根据 : C + 2C + 2 2 2成 碳为 1/（ 71+ 1)= h=h 生成 碳为： g=h 生成 耗氧量为： 1 = h 生成 耗氧量为： 1/2 = h 生成 耗氧量为： 1/2 1/2 = h 则理论的耗氧量为 :h 理论氮为： 79/21 = h 所以，可知燃料产物为 h h 2 = h 理论干烟气包括燃烧生成 理论氮则总量 : h 已知烟气中过剩氧为 4% 所以过剩空气摩尔百分数： (4100/21)100% = 19% 过剩空气：（过剩空气百分数 / 1- 过剩空气百分数） 理论干烟气气量 = 1 h 茂名学院专科毕业设 :催化裂化装置反应 10 过剩氧气： h 过剩空气含氮 : h 实际干烟气为理论生成干烟气和过剩空气组成： h 理论干空气用量 : h 已知空气的相对湿度为 70% ，温度为 25 C，根据 石油加工工艺中册图 6得：水蒸气 /干空气 = 摩尔） 空气中含水蒸气为 : h 湿空气： h 已知回炼比 剂油比为 炼油浆： 130000 65000kg/h 剂 /油 = 剂 /（ 130000 + 26000） = 以催化剂循环量为 : 130000+26000） =1170000kg/h 依据每吨催化剂带入 1汽 ,则催化剂循环量为 1170t/h 则带入 1170 kg/h=65 h 吹扫松动水蒸气量： 500kg/h=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： 5+h 综上所述可以得出再生器烟气流量及组成如表 4 表 4生器 烟气流量及组成 组分 分子量 流量（ h） 摩尔百分数 湿烟气 干烟气 2 O 28 4 2 28 烟气 30 100 总水蒸气 18 湿烟气 29 00 根据 t 式中： 热流量 KJ/h 物流 流量 h 流 i 的热容 C） t: 温度 C 热流量入方 第四章反应 - 11 (1)干空气 t = 162 C kJ/C 162 = 106 kJ/h (2)湿空气中水蒸气 C 水 =kJ/C 162 =106 kJ/h (3)催化剂带入水蒸气 5505 = 106 kJ/h (4)吹扫、松动水蒸气 80 =06kJ/h (5)烧焦炭 505 =06 kJ/h (6)催化剂 (7)燃烧热 j = 查石油馏分焓图得 1 = 103 =322 106kJ/h 2 =103 =06 kJ/h 3 = 03 =106 kJ/h =（ 322 +106= 06kJ/h 共计 Q = (106 + 106 + 热流量出方 干烟气 Q， 1 = 700 = 106 kJ/h (1)水蒸气 Q， 2 =700 = 106kJ/h (2)催化剂带出水蒸气 Q， 3 = 65 700= 106 kJ/h (3)脱附热，脱附热为燃烧热的 Q， 4 = 106 106 kJ/h (4)热损失 = 582 烧碳量 Q， 5 = 582 106kJ/h (5)催化剂 Q， 6 出方的能量 :Q， = (106 + Q， 6 =06 + Q， 6 根据热量平衡式： 106 + 106 + Q， 6 催化剂升温所需的热量： Q=06kJ/h 催化剂平均比热为 C）。设催化剂循环量为 W /h 700=06 W=06kg/h 因为回炼比 以剂油比为 :06/ 130000（ 1+=上所述可得再生器物料平衡如 表 4平衡如表 4 第四章反应 14 表 4生器物料平衡 入方 kg/h 出方 kg/h 干空气 烟气 汽 主风带入 汽 生成水汽 生剂带入 1170 带入水汽 动 500 合计 计 04 循环催化剂 06 焦碳 10400 循环催化剂（ kg/h） 06 合计 145104 合计 145104 表 4生 器热平衡表 入方， 106kJ/h 出方， 106kJ/h 焦 碳 燃 烧 热 生成 热 322 焦碳脱附热 成 热 风干空气升温需热 成 热 风带入水气升温需热 扫、松动蒸汽 热催化剂需热 碳升温需热 热损失 化剂带入水蒸气的热量 干空气的热量 合计 计 生器的尺寸 设计 1/4S D=(4U 密 )49/(600)焦强度 =烧焦量 /藏量 藏量 =烧焦量 /烧焦强度 =10400/2000 密 =藏量 / 密 =52000/300= 密 = V 密 /A 密 =(4U 稀 )(49/600)四章反应 - 13 (生器的工艺结构图 4 集 气 室人 孔冷 却 蒸 汽旋风分离器装 卸 手 孔燃料油辅 助燃 烧室燃料气燃料油二 次 风 待 生 管淹 流 管紧 急 喷 水稀 相喷 水衬 里烟 气 窗 口人孔一次风看火窗图 4 - 1 再 生 器 结 构 简 进入密相床层的气相流量为： 干烟气： h 、水蒸气： h （从水蒸气中 h 扣除稀相床层中吹入的吹扫蒸汽 h），所以气相流量为 h 已知床层温度为 700 C ，压力为 200+2=202以体积流量： 273+700） 03/（ 2732021033600） =s 相床层 有 h 水蒸气吹入，因此流量为 h 体积流量： 273+710） 03/（ 2732001033600） =s 茂名学院专科毕业设 :催化裂化装置反应 14 提升管反应器的流程图 4 图 4升管反应器的流程 料衡算 新鲜原油： 130000kg/h 回炼油：回炼油浆 =1： 炼比 =（回炼油流量 +回炼油浆流量） /新鲜原油 =炼油流量 +回炼油浆流量 =30000=65000kg/h 回炼油浆流量： 650001+13000kg/h 则回炼油流量 :650002000 kg/h 催化剂循环量： W=06kg/h S=（ 90%馏出温度 出温度） （ 90 5 333 me=e 因为 K= k 查表（石油炼制工程） 得 相对分子 分子 质 量 见表 4 表 4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 106 214 342 392 445 再生剂、烟气、水汽 新鲜原料 回炼油 回炼油浆 雾化蒸汽 反应油气、催化剂、烟气、水蒸汽、 预提升蒸汽 反应温度 第四章反应 - 15 反应器 水蒸气包括： 新鲜原料雾化的水蒸汽： 1 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： 1kg/t剂 1270kg/h 汽提所需水蒸气； 2kg/t剂 2540kg/h 催化剂带入水蒸气： t剂 1778kg/h 反应器总吹扫松动水蒸气： 4kg/t剂 5080kg/h 共 计 14048 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应器物料平衡见表 4 表 4方水蒸汽 水 蒸 气 项目 质量流量 /Kg/h 分子量 h 进料雾化 2080 18 提升蒸汽 1270 扫、松动水蒸汽 5080 提蒸汽 2540 炼油雾化的水蒸汽 2080 生剂带入水蒸气 1778 量 14828 4应器物料平衡 名称 相对平均分子量 对 新 鲜 原 料油 %（质量） 流量 kg/h h 进 料 新鲜原料油 444 100 130000 炼油 342 52000 炼油浆 392 13000 化剂 1270000 水蒸气 18 14048 生剂带入烟气 29 1270 计 100 1480318 名学院专科毕业设 :催化裂化装置反应 16 出 料 料 带出烟气 29 1270 蒸汽 18 14080 炼油浆 392 13000 炼油 342 52000 气 30 5 6500 化气 50 4300 286 稳定汽油 106 48 62400 柴油 214 7560 浆 282 800 碳 0400 损失 30 040 化剂 1270000 共计 100 1480318 热量衡算 . 各进料温度 催化剂为 700C . 回炼油浆： 350C . 由催化剂带入的水蒸气和烟气 700C 需汽提： 4kg/t剂 =41270=5080kg/h 预汽提： 1kg/t剂 =11270=1270kg/h 吹扫等水蒸气： 8=h 共计： h 当 250C 时查焓表可知所需的水蒸气所需热量 : H（ t） =2790g 比热 = C）。 则可知水蒸气的量为 5762 原料油和回炼油温度为 t 催化剂平均比热为 C）。 27000103=09 h P = C 00=06kJ/h P = C 900=06kJ/h 300C 水蒸气 00=06kJ/h 蒸气 250=06k J/h t 此焓为 H（ t） 130000+65000） 195000H（ t） 回炼油浆温度为 350C . 查 焓在（石油炼制工程） =四章反应 - 17 300006kJ/h 06kJ/计 Q=09+165000 H（ t） 量出方 各出料温度为 505C ： 27010305=09kJ/h 27005=07kJ/h 再生器热量流出方知）： 06kJ/h ： 2） 05=06kJ/h 05C 时汽化为油气。油气的焓为由 505 C 查到油的密度 。 由（石油炼制工程） 得 H（ t） =3405=（ 130000+65000） 06kJ/h 05C 时油浆汽化为油气 6=1300006kJ/h 催化碳 =总碳 附加碳 可汽提催化碳 =W=1270103254kg/h 附加碳 =新鲜原料 30000196.4 kg/h 焦化碳 量 =焓图得 18006 kJ/h 共 计： 09kJ/h 热量平衡 09+165000H（ t） =09 令混合原料油的预热温度为283C 混合原料的相对密度 d 混 d 混 =v 新 d 新 +v 回 d 回 +v 浆 d 浆 v 新 =130000/ 130000/5000/3000/=m3/h v 回 =65000/ 130000/5000/3000/=m3/h 浆=13000/ 130000/5000/3000/=m3/h 则 d 混 =h t=283C d 混 = k=查焓湿图 茂名学院专科毕业设 :催化裂化装置反应 18 H（ 283C） =162方 =132106+196000106106kJ/h 出方 =06 kJ/h 故反应器部分应取热； Q 取 =0606=06kJ/h 原料入口流速、提升管进料流量和温度如下表 44示 。 表 4升管入口进料热量 名称 流量 温度 /C Q106/kJ/h kg/h h 新鲜原料油 130000 35 （ t） 回炼油 52000 65 回炼油浆 13000 50 催化剂带入的烟气 1270 00 化剂带入的水蒸气 1782 99 700 蒸气 00 蒸气 576 32 250 化剂 1270103 700 970 共计 1475057 1106 表 4升管出口物料 505C 的 热量 项目 kg/h 相对分子质量 h Q106/kJ/h 干气 6500 30 化气 14300 30 油 62400 106 柴油 27560 214 浆 7800 282 炼油 52000 340 炼油浆 13000 392 气 1270 30 蒸气 14048 18 化剂 1270103 700 700 损失 1040 30 +气合计 199950 提升管工艺计算 第四章反应 - 19 (1)压力 沉降器顶部压力为 200进油处至沉降器顶部的总压降为 19.5 提升管内进油处的压力为 200+19.5 2)温度 加热炉出口温度为 235C,此时原料油处于液相状态 700C 的再生剂接触 ,立即气化 催化剂和烟气由 700C 降至 出的热 =12701037001270700= 04(700综上所述可得出油和蒸汽的热量如表 4 表 4和蒸汽的热量计算 其中 别为催化剂和烟气的比热查焓表可知 根据热平衡原理 : 700=13A+ T =480C 则查焓图可得 A=1335kJ/ B=1322kJ/ C=1255=920kJ/边 =90=边 =17355+6874+1632+589=26450 相对误差为 所以 T =480C 1) 选取提升管内径 D 提升管截面积 F 2/4 ) 提升管进料处的压力 沉降器顶部的压力为 200） ,设进油处至沉降器顶部的总压降为 24 提升管内进油处的压力为 200+24 224 ）。 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 h,所以下部气体体积流率为： V 下 480+273） （ 224+273 24695 m3/h s 下部气速为 u 下 V 下 /F s 物 流 流量 进 出 kg/h 温度 /C 焓 kJ/量 KJ/h 温度 kJ/量 /kJ/h 原料 130000 235 577 75010000 T A 13104 A 回炼油、 52000 265 659 34268000 T B 04 B 油浆 13000 350 849 11037000 T C 04 C 水蒸气 00 552 3548918 T D 064104 D 茂名学院专科毕业设 :催化裂化装置反应 20 4）核算提升管出口气速 提升管出口处油气的总流率为 h，所以，出口处油气体积流率为： V 上 480+273） （ 200+273 55127(m3/h) s 所以出口线速为 u 上 V 上 /F s 核算结果表明：提升管出、入口线速在一般设计范围内，故所选内径 D 1.2 m 是可行的。 5) 提 升管长度 提升管平均气速 u=(u 上 )/ln(u 上 /u 下 ) =(s 反应时间为 3 秒，则提升管的有效长度 L u3 ) 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，提升管直立管部分长 25m，水平管部分 6m，提升管出口向下以便催化剂与油气快速分离。提升管出口至沉降器内一级旋风分离器入口高度取 7m，其间密度根据经验取8kg/提升管总压降包括静压 摩擦压降 转向、出口损失等压降 项分别计算如下：提升管内密度计算见表 4 1） 4升管内密度计 项目 上部 下部 对数平均值 催化剂流率 /kg/h 1270 1270 油气流率 /m3/s 视密度 /kg/速 /m/s 落系数 实际密度 /kg/2 r h10225102.4 ) 管摩擦压降 ) 000/023） 0=0=N=括两次转向及出口损失 ) 第四章反应 - 21 4） 提升管总压降 p 提 p 提 ）校核原料油进口处压力 提升管出口至沉降器顶部压降： 8710升管内原料入口处压力： 沉降器顶部压力 + p 提 200+） 此值与前面假设的 ）基本相同，故前面计算时假设的压力不用重算。 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 270/18 h 体积流率 700+273） 273（ 3600 s 取 预提升段气速为 1.5 m/s，则预提升段直径 D 预 （ 1/2=预提升段直径 2) 高度 考虑到进料喷嘴以下设有事故蒸汽进口管、人孔、再生剂斜管入口等，预提升段的高度取 4m。 由上面的计算可知 预提升