催化裂化装置反应再生与分馏系统工艺的设计

1、催化裂化装置反应- 再生及分馏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 . . . . . . . . . 31.2 催化裂化技术发展 . 41. 3 设计内容. .4 第二章 工艺叙述 . 52. 1 分馏系统. .62.2 分馏系统 .62.3 吸收稳定系统 .6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 - 反应及分馏操作条件. 9第四章反应 - 再生系统工艺计算 .1 14.1 再生系统 . .114.1.14.1.2燃烧计算 11热量平衡 124.1.2. 1 热流量入 方4.1.2. 2 热流

2、量出 方 . 12 . 134.1.3 催化剂循环量 . .134.1.4 空床流速 154.1.4.1密相床层 154.2 反应器 .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1 84.2.2.2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. 214.2.3.2提升管直径. 2 14.2.3.3预提升段的直径和高度.2 34.2.4 旋风分离器工艺计算 .244.2.4.1筒体直径.2 44.2.2.24.2.2.31 级入口截面积2 级入口截面积 25. 2 54.2.2.4算旋风分离器组数

3、 254.2.2.5一级腿负荷及管径 25第五章 分馏塔能量平衡计算. 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，总加工能力超过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

4、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 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发展和改进 . 本设计

5、是对催化裂化反应 - 再生 及分馏系统进行工艺上的设计与分析。1.2 催化裂化技术发展状况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 fcc，简写为 rfcc）； 催 化裂化家族技术，包括多产低碳烯烃的 dcc 技术，多产异构烯烃的 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

6、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 (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，全球原油加工能力为 4 015.48 mt/a，其中催化裂化装置的加工能力为

7、668.37 mt/a，约占一次加工能力的 16.6%，居二次加工能力的首位。美国原油加工能力为 821.13 mt/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 33.0%。我国催化裂化能力达 66.08 mt/a ，约占一次加工能力的 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达到 8%和 20g/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 fcc 装置中约 80%都掺炼不同比例的渣油，平均掺渣

8、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，其减压渣油的残炭为 8.95%，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（tsrfcc）新技术tsrfcc 可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

9、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。1.3 设计的主要内容1. 设计专题的经济、技术背景分析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、反应器提升管工艺流程图的绘制 6.再生器、反应器提升管、分馏塔能量衡算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 2-1富气分沉粗汽油降馏催化剂罐再生提升管器水蒸气加热炉回炼塔气轻柴油器反应油罐提塔器重柴油油浆回炼油浆主风机水蒸汽新原料油图2-1催化裂化装置工艺流程图2.1 反应-再生系统原料油经过加热汽化后进入提升管反应器

10、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复。再生用空气由主风机供

11、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

12、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 c ，c 组分。3 4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

13、成干气（c ），2液化气（c 3 、c ）和蒸汽压合格的稳定汽油。 4第三章设计原始数据3.1 处理量100 万吨/年 + 学号 2 万吨/年 100 + 2 2 = 104 万吨/年即：3.2 开工时8000 小时每年则处理量为：104 103 104 8000 = 130000 kg/h3.3 原始数据及再生-反应及分馏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提升管反应器操作条件表 3-5分馏塔板形式及层数见表 3-7再生器操作及反应条件见表 3-4、催化裂化分馏塔回流取热分配见表 3-6 分馏塔操作条件表见 3-8表 3-1 原料油及产品性质物料，

14、性质密度 恩氏 初馏点 蒸 10%馏 30%50%70%90%终馏点稳定汽油0.74235478106123137163183轻柴油0.8707199221257268300324339回炼油0.8800288347360399431440465回炼油浆0.9985380425450470490原料油0.8995224377438510550700平均相对分子量表 3-2 原料油的主要性质项目密度馏程初馏点10%30% 350馏出率/v%500馏出率/v% 元素组成/w%ch硫/w%数据0.89952243774387.54984.8112.850.77项目 族组成分析/w%饱和烃芳烃胶质沥青

15、质 重金属含量/gg-1nivnafe残炭，w%数据62.272511.880.855.994.770.325.915.38产品干气液化气稳定汽油轻柴油油浆焦炭损失原料油表 3-3 产品产率（质量分数） 产率%5.011.048.021.26.08.00.8100.0表 3-4再生器操作条件流量，t/h项目再生器顶部压力/ mpa 主风入再生器温度/ 再生器密相温度/待生剂温度/ 大气温度/ 大气压力/ mpa 空气相对湿度/% 烟气组成（体）/%co2coo2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数据0.200162700250.10137014.20

16、.24.01.100.02备注项目表 3-5 提升管反应器操作条件 数据备注提升管出口温度/ 沉降器顶部压力/ mpa 原料预热温度/ 回炼油进反应器温度/ 回炼油浆进反应器温度/ 催化剂活性/% 剂油比反应时间/ s回炼比催化剂循环量/ th-1 原料进料量/ th-1 回炼油/回炼油浆5050.20023526535060.06.03.00.51：0.25表 3-6 催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%1520152015204050备注表 3-7分馏塔塔板形式及层数（参考）序号塔段塔 板 形 式层 数123油浆换热段 回炼油抽出以

17、下 回炼油抽出口上至人字挡板或园型挡板固舌形固舌形，条形浮阀，填料6821012一中回流抽出下口下45一中回流 轻柴油抽出以上至固舌形，条形浮阀，填料 固舌形，筛孔，条形浮阀，填料3489顶循环回流段抽出下6循环回流段 分馏塔总塔板数固舌形，条形浮阀，填料342832表 3-8催化裂化分馏塔操作条件（参考）序号物料温度/压力/塔板位置塔板类型mpa1234分馏塔塔顶油气 顶循环回流顶循环回流出塔 富吸收油(再吸收油，视为轻1251001601200.25530302720浮阀浮阀浮阀浮阀柴油）返分馏塔56789101112轻柴油抽出 一中回流返回 一中回流抽出 回炼油返回 回炼油抽出油浆循环回

18、流返回回炼油浆抽出 循环/外排油浆抽出220160275210265270350350191816521塔底塔底浮阀浮阀固舌形固舌形固舌形固舌形13轻柴油汽提蒸汽温度2501.014反应油气进分馏塔500塔底第四章反应-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：焦炭产量=130000 8% = 10400 kg/h=866.67kmol /hh/c = 8.93 0.425 （co + o ）- 0.257c0/（co + co）2 2 2=1.1436 / 14.4= 0.0794烧碳量=10

19、400 92.66% = 9634.98 kg/h烧氢量=10400 9634.98=765.02 kg/h已知烟气组成（体）：co : co = 14.2 : 0.2 = 71 : 12根据: c + o = co222c + o = 2co 2h + o = 2h o 2 2 2 2生成 co 的碳为 9634.9871/（71+ 1)= 9501.80kg/h=791.76kmol/h 2生成 co 的碳为：9634.98 9501.16 = 133.82kg/g=11.15kmol/h 生成 co 的耗氧量为：791.76 1 = 791.76 kmol/h2生成 co 的耗氧量为：1

20、1.15 1/2 = 5.575kmol/h生成 h o 的耗氧量为：765.02 1/2 1/2 = 191.26kmol/h2则理论的耗氧量为:791.76+5.575+191.26=988.59kmol/h理论氮为：988.59 79/21 = 3718.98 kmol/h所以，可知燃料产物为 791.76kmol/h co ， 11.15kmol/h co，2191.26 2 = 382.52kmol/h h o。2理论干烟气包括燃烧生成 co 和 co 和理论氮则总量:2791.76 + 11.15+ 3718.98 = 4521.89kmol/h已知烟气中过剩氧为 4% 所以过剩空

21、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 = 0.19/（1 0.19）4521.89 = 1060.69kmol/h过剩氧气： 1060.690.21 = 222.74kmol/h过剩空气含氮:1060.69 222.89= 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 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

22、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 5768.26 = 92.29kmol/h湿空气： 5768.26+ 92.29= 5860.55 kmol/h已知回炼比 0.5， 剂油比为 6.0回炼油浆：130000 0.5 =65000kg/h剂/油 = 剂 /（130000 + 26000）= 6.0所以催化剂循环量为:6.0（130000+26000）=1170000kg/h依据每吨催化剂带入 1kg 水汽,则催化剂循环量为 1170t/h 则带入 1170 kg/h=65 kmol /h吹扫松动水蒸气量：500kg/h=27.78km

23、ol /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量（kmo/h）摩尔百分数 湿烟气干烟气o2coco2n2干烟气总水蒸气湿烟气32284428301829222.7411.15791.764556.935582.67567.596150.163.620.1812.8874.139.191003.990.2014.1881.231004.1.2 热量平衡根据 q = n c ti i pi式中：q ： 热流量

24、 kj/h n ： 物流 ni 的流量 kmol/h i ic ：物流 i 的热容 kj/（kmolc） t: 温度 cpi4.1.2.1 热流量入方(1)干空气 t = 162 c c = 44.6814 kj/kmolcpp = 5768.2644.681 162 = 41.75 106 kj/h1(2)湿空气中水蒸气 c =34.542 kj/kmolc水q = 92.29 34.542 162 =0.52 106 kj/h2(3)催化剂带入水蒸气 q =6535.6 505 = 1.17 106 kj/h3(4)吹扫、松动水蒸气 q = 27.7834.6280 =0.27106kj/

25、h4(5)烧焦炭 q =866.67 15.6 505 =6.83106 kj/h5(6)催化剂 q6(7)燃烧热 q7，j= n hj查石油馏分焓图得co2q7，1= 791.76407.0 103 =322 106kj/hco q7，2=11.15 122.7 103=1.37106 kj/hh o q27，3= 382.52 239.4103 =91.58 106 kj/hq =（322 +1.37+91.58）106= 414.98106kj/h 7共计 q = q = (41.75+0.52+1.17+0.27+6.83+414.95)106i+ q6=465.49 106 + q4

26、.1.2.3 热流量出方6干烟气 q， = 5582.67 32.58 700 = 127.32 10 6 kj/h 1(1)水蒸气 q， =564.81 39.877 700 = 15.77 106kj/h2(2)催化剂带出水蒸气 q， = 65 39.877 700= 1.81 106 kj/h3(3)脱附热，脱附热为燃烧热的 11.5%q， = 414.98 106 0.115 =47.72 106 kj/h4(4)热损失 = 582 烧碳量q， = 582 9634.98 = 5.6 106kj/h5(5)催化剂 q，6出方的能量:q， = (15.77+47.72+5.6+127.3

27、2)106 + q，6=196.41106 + q，6根据热量平衡式： 465.46 106 + q = 196.41 106 + q，66催化剂升温所需的热量：q=q -q =269.05106kj/h6 64.1.3 催化剂循环量催化剂平均比热为 1.086kj/（kgc）。设催化剂循环量为 w /h1.086w（700-505）=269.05106w=1.27106kg/h因为回炼比 0.5，所以剂油比为:1.27106/ 130000（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。表 4-2 再生器物料平衡入方 kg/h干空气167279.54干烟气

28、出方 kg/h161897.43水汽主风带入 待生剂带入 松动.吹动1661.221170500水汽生成水汽带入水汽合计6885.363331.26172114.05合计焦碳 循环催化剂（kg/h）17.06104104001.27106循环催化剂1.27106合计145104合计 145104表 4-3 再生器热平衡表入方，106kj/h出方，106kj/h焦碳燃烧热生成 co 放热2生成 co 放热生成 h o 放热2吹扫、松动蒸汽 焦碳升温需热3221.3791.580.246.83焦碳脱附热主风干空气升温需热 主风带入水气升温需热 加热催化剂需热 散热损失47.72127.2315.7

29、7268.445.6催化剂带入水蒸气的热 量干空气的热量合计再生器的尺寸设计1.1741.8464.99合计 464.991/4d2u=vsd=(4v /u )0.5 s 密=45860.55*29/(3.140.93600)0.5=8.2m烧焦强度=烧焦量/藏量藏量=烧焦量/烧焦强度=10400/0.2=52000kgv =藏量/ =52000/300=173.33m 3密 密h = v /a =173.334/3.148.2 2=3.28m 密 密 密1/4d2u =v 稀sd=(4v /u )0.5 s 稀=(46150.1729/3.140.63600)0.5=10.26mtdh=(2

30、.7d-0.36-0.7) exp(0.7u dft-0.23) d t=(2.7 10.26-0.36-0.7) exp(0.70.610.26-0.23) 10.26=6.1 再生器的工艺结构图 4-1。烟 气 窗 口衬 里稀 相喷 水紧 急 喷 水淹 流 管待 生 管二次风集 气 室人 孔冷 却 蒸 汽 旋风分离器人孔装 卸 手 孔燃料油一次风看火窗燃料油燃料气辅 助燃 烧室图 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

31、.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已知床层温度为 700 c ，压力为 200+2=202kpa 所以体积流量：6145.8622.4 （ 273+700 ） 101.310 3/ （ 27320210 33600 ） =68.34m3/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 ： 6133.8822.4 （ 273+710 ） 101.3103/（2732001033600）=69.79m

32、3/s4.2 提升管反应器提升管反应器的流程图 4-2。反应油气、催化剂、 烟气、水蒸汽、反应温度新鲜原料回炼油回炼油浆雾化蒸汽图 4-2 提升管反应器的流程再生剂、烟 气、水汽预提升蒸汽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）/新鲜原油=0.5回炼油流量+回炼油浆流量=0.5130000=65000kg/h回炼油浆流量：650000.25/(1+0.25)=13000kg/h 则回炼油流量:65000-13000=52000 kg/h催化剂循环量：w=1.27106kg/hs=（90%馏出温度-10%馏出温度）（90

33、-10）tv=（t +t +t +t +t ）510 30 50 70 90lnme=-2.21181-0.012800tv0.6667+3.6478s0.3333me=elnmet =tv-meme由因为 k=11.8,由 t 和 k 查表（石油炼制工程）p 可得me 76相对分子分子质量见表 4-4 。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106 214342392445反应器水蒸气包括：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： 1kg/t剂 1270kg/h汽提所需

34、水蒸气； 2kg/t剂 2540kg/h催化剂带入水蒸气： 1.4kg/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 4-5、反应器物料平衡见表 4-6。表 4-5 入方水蒸汽项目质量流量/kg/h分子量kmol/h进料雾化208018115.56水蒸气预提升蒸汽吹扫、松动水蒸汽 气提蒸汽回炼油雾化的水蒸汽 再生剂带入水蒸气 总量127050802540208017781482870.56282.22141.11115.5698.78780.44名称表 4-

35、6 反应器物料平衡 相对平均分子量 对 新 鲜 原 料油%（质量）流量kg/hkmol/h新鲜原料油回炼油回炼油浆4443423921001300005200013000292.79152.0533.13催化剂127000进0水蒸气 再生剂带入烟1829140481270780.4443.79料气共计1002带出烟气 29127043.79料出水蒸汽回炼油浆183921408013000780.4433.13回炼油干气液化气稳定汽油轻柴油油浆焦碳损失342305010621428230511.04821.26.08.00.85200065001430062400275

36、607800104001040152.05216.67286588.68128.7927.6634.67催化剂1270000共计 100 14803184.2.2 热量衡算4.2.2.1 热量入方 . 各进料温度2653.83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： 4.418=79.2kg/h共计： 6429.2kg/h当 250c 时查焓表可知所需的水蒸气所需热量: h（t）=2790kj/kg比热=4.844 kj/（kgc）

37、。则可知水蒸气的量为 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/（kgc）。a.催化剂： q =12701.086700103=0.97109 kj /h1b.催化剂带入烟气查表 cp= 32.57kj/kmolcq =43.7932.57700=1.0106kj/h2c.催化剂带入水蒸气 cp= 38.877kj/kmolcq =9938.877700=2.69106kj/h3300c 水蒸气 q =357.181.92300=0.21106kj/h4d.250c 水蒸气 q =321.91250=0.016106k j/h5e.原料油和回炼油温度

38、为 t 此焓为 h（t）q =（130000+65000）h = 195000h 6 t （t）回炼油浆温度为 350c . 查 焓在（石油炼制工程）p99h=198.0kcal/kg=198.04.184=828.432kj/kgq =13000828.43=10.77106kj/h7h.焦碳吸附的吸附热等于脱附热q =47.72106kj/kg8共计 q=1.064109+165000 h（t）4.2.2.2 热量出方各出料温度为 505ca.催化剂 ：q =12701031.086505=0.70109kj/h1b.催化剂带出的烟气：q =127030.1505=1.93107kj/h2

39、c.催化剂带出的水蒸气（由再生器热量流出方知）：q =1.17106kj/h3d.水蒸气 ：q =（357.18+32）1.98505=0.032106kj/h4e.原料油和回炼油在 505c 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）p ）查得99h（t）=3404.184=1443.5kj/kg3q =（130000+65000）1443.5=281.48106kj/h5f.在 505c 时油浆汽化为油气.此焓为 1443.5kj/kgq =130001443.5=18.77106kj/h6d.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=w0

40、.02% =12701030.02%=254kg/h附加碳=新鲜原料5.38%0.6=1300005.38%0.6=4196.4 kg/h 焦化碳量=9634.98-254-4196.4=5184.58 查焓图得q =5184.5821804.1868=47.32106 kj/h7共计： q=1.062109kj/h热量平衡 1.064109+165000h（t）=1.06210 9 kj/h 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 =v d +v d +v d 混 新 新 回 回 浆浆v =130000/0.8995（130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985）新=0.62 m /hv =65000/0.8800（130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985）回=0.32 m3/h =13000/0.9985浆（130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985）=0.056 m3/h则 d =0.620.8995+0.320.8800+0.0560.9985混=0.56+0.28+0.056 =0.9m3/ht=283c d =0.9 k=11.8混查焓湿图h（28