年产30万吨重油催化裂化反应再生系统工艺设计

1、年产年产 30 万吨重油催化裂化反应万吨重油催化裂化反应-再生系统工艺设计再生系统工艺设计 作作 者者 姓姓 名名 周周 华华 东东 专专 业业 化学工程与工艺化学工程与工艺 指导教师姓名指导教师姓名 袁袁 芳芳 专业技术职务专业技术职务 讲讲 师师 齐鲁工业大学 2013 届毕业设计 目 录摘 要 .1abstract .1第一章 前言 .11.1 催化裂化的目的及意义.11.2 催化裂化技术发展.11.3 设计的主要内容.2第二章 工艺叙述 .32.1 反应-再生系统.32. 2 分馏系统 .42. 3 吸收稳定系统 .4第三章 设计原始数据 .53.1 处理量 .53.2 开工时 .53

2、.3 原始数据及再生-反应及分馏操作条件.5第四章 反应-再生系统工艺计算 .94.1 再生系统 .94.1.1 燃烧计算.94.1.2 热量平衡 .104.1.2.1 热流量入方.104.1.2.3 热流量出方.114.1.3 催化剂循环量 .114.1.4 空床流速 .134.1.4.1 密相床层 .134.1.4.2 稀相床层.134.2 提升管反应器.144.2.1 物料衡算.144.2.2 热量衡算 .164.2.2.1 热量入方各进料温度 .174.2.3 提升管工艺计算.194.2.3.1 提升管进料处的压力和温度 .194.2.3.2 提升管直径 .204.2.3.3 预提升段

3、的直径和高度.234.2.4 旋 风 分 离 器 工艺计算.234.2.4.1 筒体直径.244.2.2.2 一级入口截面积 .254.2.2.3 二级入口截面积.254.2.2.4 一级料腿负荷及管径 .25第五章第五章 分馏塔能量平衡计算分馏塔能量平衡计算 .27齐鲁工业大学 2013 届毕业设计 第六章第六章 计算结果汇总计算结果汇总 .29结束语结束语 .30参考文献参考文献 .31致致 谢谢 .32齐鲁工业大学 2013 届毕业设计1摘摘 要要催化裂化是石油炼制过程之一，是在热和催化剂的使用下使重质油发生裂化反应，转变为裂化汽，汽油和柴油等的过程。本设计题目是年产 30 万吨的重质油

4、催化裂化反应工艺设计。所用工艺对重油加工程度较深，且产品收率很高，同时具有较好的经济效益和环保效益。通过汽油的方案及反-再系统工艺的计算，达到设计的目的。关键词：重油；关键词：重油； 催化裂化；催化裂化； 装置；装置； 设计设计abstract fcc is one of the petroleum refining processes. fcc is the process in which heavy oil cracks into stream cracker，gasoline, diesel, and etc. with the use of heat and catalysts.th

5、e topic of this design is 0.3 million tons per year of fcc process design. the technic used in this design is characterized by deeper heavy oil processing, higher yield, and better both economic and environmental performance. the aim of this design is to decide on the design of the gasoline and calc

6、ulate the technics of the reaction-regeneration for heavy oil. key word：heavy oil; catalytic cracking； installment； design第一章 前言1第一章第一章 前言前言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。我国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.

7、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 91

8、92（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 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)催化裂化(fcc)组合工艺” 、毫秒催化裂化工艺（msc

9、c）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。下面以两个技术为例说明：（1）渣油加氢处理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)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

10、 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第一章 前言2能力为 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，居世界第一，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 20 g/g。而国内渣油催化裂化原料的残炭一般达到 6%，金属 1

11、5 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，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 3

12、4 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。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3第二章 工艺叙述 工艺流程说明工艺流程说明 该装置工艺流程分四个系统如图 2-1 所示。提升管反应器沉降器再生器图2-1催化裂化装置工艺流程图回炼油

13、浆催化剂罐主风机加热炉水蒸汽新原料油油浆重柴油轻柴油粗汽油富气气提塔塔馏分回炼油罐水蒸气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

14、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；第二章 工艺叙述4（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

15、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

16、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 c3，c4 组分。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（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5第三章第三章 设计原始数据设计原始数据3.1 处理量 30 万吨/年3.2 开工时 8000 小时每年则处理量为：301031048000=37500 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；再生器操作及反应条件见表 3-4；提升管反应器操作条件表 3-5；催化裂化分馏塔回流取热分配见表

17、 3-6；分馏塔板形式及层数见表 3-7；分馏塔操作条件表见 3-8。表表 3-1 原料油及产品性质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0.74230.87070.88000.99850.8995初馏点5419928822410%7822134738037730%10625736042543850%12326839945051070%13730043147055090%163324440490700恩氏蒸馏终馏点183339465表表 3-2 原料油的主要性质原料油的主要性质项目数据项目数据密度0.8995族组成分析/w%馏程饱和烃62.27初馏点224芳烃2510

18、%377胶质11.8830%438沥青质0.85350馏出率/v%7.5重金属含量/gg-1500馏出率/v%49ni5.99元素组成/w%v4.77c84.81na0.32h12.85fe5.91硫/w%0.77残炭，w%5.38第三章 设计原始数据6表表 3-3 产品产率（质量分数）产品产率（质量分数）产品产率%流量，t/h干气5.0液化气11.0稳定汽油48.0轻柴油21.2油浆6.0焦炭8.0损失0.8原料油100.0表表 3-4 再生器操作条件再生器操作条件项目数据备注再生器顶部压力/ mpa0.200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/

19、 mpa0.1013空气相对湿度/%70烟气组成（体）/%co214.2co0.2o24.0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第三章 设计原始数据7表表 3-5 提升管反应器操作条件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/ mpa0.200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/%60.0剂油比6.0反应时间/ s3.0回炼比0.5催化剂循环量/ th-1原料进料量/ th-1回炼油/回炼油浆1：0.25表表 3-6 催化裂化分馏塔回流取热分配（参考催化裂化分馏塔回

20、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表表 3-7 分馏塔塔板形式及层数（参考）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圆型挡板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下固舌形，条形浮阀，填料10124一中回流固舌形，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循环回流段固舌形，条形浮阀，填料34分馏塔总塔板数2832第三章 设计原始数据8表表 3-8 催化裂化分馏塔操作条件（参考）催化裂化分馏塔操作条件（参考）序号

21、物 料温度/压力/mpa塔板位置塔板类型1分馏塔塔顶油气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，视为轻柴油）返分馏塔12020浮阀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反应油气进分馏塔500塔底第四章 反应-再生系统工艺计算 - 9第四章第四章 反应反应-再生系统工艺计算再生系统工艺计算4.1 再生系统4.1

22、.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烧的产物，焦炭量按新鲜原料油的 8%计算： 焦炭产量=37500 8% =3000 kg/h =250 kmol /h h/c = 8.93 0.425 （co2 + o2 ）- 0.257c0/（co2 + co） =1.1436 / 14.4 = 0.0794 烧碳量=300092.66%=2779.8 kg/h 烧氢量=30002779.8=220.2 kg/h 已知烟气组成（体）：co2 : co = 14.2 : 0.2 = 71 : 1 根据： c + o2= co2 2c + o2= 2co 2h2 + o2= 2

23、h2o 生成 co2的碳为 2779.871/（71+ 1)= 2741.19kg/h=228.43kmol/h生成 co 的碳为：2779.8-2741.19 = 38.61kg/g=3.22kmol/h生成 co2的耗氧量为：228.43 1 =228.43 kmol/h生成 co 的耗氧量为：3.22 1/2 =1.61kmol/h生成 h2o 的耗氧量为：220.2 1/2 1/2 = 55.05kmol/h则理论的耗氧量为:228.43+1.61+55.05=285.09kmol/h理论氮为：285.09 79/21 =1072.48 kmol/h所以，可知燃料产物为 228.43k

24、mol/h co2， 3.22kmol/h co，55.05 2 = 110.1kmol/h h2o。理论干烟气包括燃烧生成 co2和 co 和理论氮的总量:228.43+3.22+1072.48 = 1304.13kmol/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= 0.19/（1 0.19）1304.13=305.91 kmol/h 过剩氧气：305.910.21 = 64.24kmol/h过剩空气含氮：305.91-64.24= 241.67kmol/h实际干烟气为理论生成

25、干烟气和过剩空气组成：1304.13+ 305.91 = 1610.04kmol/h理论干空气用量：285.09+1072.48+305.91=1663.48kmol/h第四章 反应-再生系统工艺计算 - 10 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 6-29 查得：水蒸气/干空气 = 0.016 （摩尔）空气中含水蒸气为：0.016 1663.48 = 26.62kmol/h湿空气：1663.48+ 26.62= 1690.1 kmol/h已知回炼比 0.5，剂油比为 6.0回炼油浆：37500 0.5 =18750kg/h剂/油 = 剂 /（37500 +

26、18750）= 6.0所以催化剂循环量为：6.0（37500+18750）=337500kg/h依据每吨催化剂带入 1kg 水汽，则催化剂循环量为 337.5t/h 则带入337.5 kg/h=18.75kmol /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：26.62+27.78+18.75+110.1=183.25kmol/h综上所述可以得出再生器烟气流量及组成如表 4-1。表表 4-1 再生器烟气流量及组成再生器烟气流量及组成组分分子量流量（kmol/h）摩尔百分数湿烟气干烟气o23264.243.583.9

27、9co283.220.180.20co244228.4312.7414.19n2281314.1573.2881.62干烟气301610.04100总水蒸气18183.2510.22湿烟气291793.291004.1.2 热量平衡根据 qi = nicpit 式中，qi热流量，kj/h； ni物流 ni的流量，kmol/h；cpi物流 i 的热容，kj/（kmolc） ； t温度，c。4.1.2.1 热流量入方 (1)干空气 t = 162 c cp = 44.6814 kj/kmolcq1 = 1610.0444.681 162 = 11.65106 kj/h(2)湿空气中水蒸气 c水=3

28、4.542 kj/kmolc第四章 反应-再生系统工艺计算 - 11q2 =26.62 34.542 162 =1.49105 kj/h(3)催化剂带入水蒸气 q3=18.7535.6505 = 3.37105kj/h(4)吹扫、松动水蒸气 q4= 27.7834.6280 =0.27106kj/h(5)烧焦炭 q5 =25015.6505 =1.97106 kj/h(6)催化剂 q6 (7)燃烧热 q7，j = njh 查石油馏分焓图得co2 q7，1= 228.43407.0 103 =93106kj/hco q7，2=3.22 122.7 103 =0.395106 kj/hh2o q7

29、，3= 110.1 239.4103 =26.36106 kj/hq7 =（93 +0.395+26.36）106= 119.755106kj/h共计 q = qi = (11.65+0.149+0.337+0.27+1.97+119.755)106 + q6 =134.13 106 + q64.1.2.3 热流量出方 干烟气 q，1 = 1610.0432.58700 = 36.72106 kj/h(1)水蒸气 q，2 =183.2539.877700 = 5.12106kj/h (2)催化剂带出水蒸气 q，3 = 18.7539.877700= 0.52106 kj/h(3)脱附热，脱附热

30、为燃烧热的 11.5%q，4 = 119.7551060.115 =13.77106 kj/h(4)热损失= 582烧碳量q，5 = 5822779.8 = 1.62106kj/h(5)催化剂 q，6出方的能量:q，= (5.12+0.52+13.77+1.62+36.72)106 + q，6=57.75106 + q，6根据热量平衡式：134.13106 + q6 = 57.75106 + q，6催化剂升温所需的热量：q=q，6 -q6=76.38106kj/h4.1.3 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/h 1.086w（700-505）=

31、76.38106 w=0.36106kg/h因为回炼比 0.5，所以剂油比为：0.36106/ 37500（1+0.5）=6.4综上所述可得再生器物料平衡如表 4-2、热平衡如表 4-3。第四章反应-再生系统工艺计算12表表 4-2 再生器物料平衡再生器物料平衡入方 kg/h出方 kg/h干空气48346.69干烟气46791.16主风带入480.12生成水汽1990.0待生剂带入337.5水汽带入水汽962.8水汽松动.吹动500合计49743.96合计4.97104焦碳3000循环催化剂（kg/h）0.36106循环催化剂0.36106合计41.27104合计41.27104表表 4-3

32、再生器热平衡表再生器热平衡表入方，106kj/h出方，106kj/h 生成 co2放热93焦碳脱附热13.77生成 co 放热0.395主风干空气升温需热36.72生成 h2o 放热26.36主风带入水气升温需热5.12吹扫、松动蒸汽0.27加热催化剂需热76.38焦碳升温需热1.97散热损失1.62催化剂带入水蒸气的热量0.337焦碳燃烧热 干空气的热量11.65合计122.33合计122.33再生器的尺寸设计1/4d2u=vs d=(4vs/u密)0.5=41690.1*29/(3.140.93600)0.5=4.4m烧焦强度=烧焦量/藏量 藏量=烧焦量/烧焦强度=3000/0.2=150

33、00kgv密=藏量/密=52000/300=50m3h密= v密/a密=504/3.144.42=3.29m1/4d2u稀=vs d=(4vs/u稀)0.5=(41793.2929/3.140.63600)0.5=5.54mtdh=(2.7d-0.36-0.7) exp(0.7ufdt-0.23) dt=(2.7 5.54-0.36-0.7) exp(0.70.65.54-0.23) 5.54=5.6 m第四章 反应-再生系统工艺计算 - 13再生器的工艺结构图 4-1。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

34、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 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：1610.04kmol/h、水蒸气：183.25-4.4=178.85kmol/h（从水蒸气中 178.85kmol/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 1610.04+178.85=1788.89 kmol/h 已知床层温度为 700 c，压力为 200+2=202kpa所以体积流量：1788.8922.4（273+700）101.3103/（2732021033600）=19.89m3

35、/s4.1.4.2 稀相床层有 4.4kmol/h 水蒸气吹入，因此流量为 1768.1+4.4=1772.5kmol/h体积流量：1772.522.4（273+710）101.3103/（2732001033600）=20.11m3/s4.2 提升管反应器第四章 反应-再生系统工艺计算 - 14提升管反应器的流程图 4-2。 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图图 4-2 提升管反应器的流程提升管反应器的流程4.2.1 物料衡算新鲜原油：37500kg/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

36、原油=0.5回炼油流量+回炼油浆流量=0.537500=18750kg/h回炼油浆流量：187500.25/(1+0.25)=3750kg/h则回炼油流量:18750-3750=15000 kg/h催化剂循环量：w=0.36106kg/hs=（90%馏出温度-10%馏出温度）（90-10）tv=（t10+t30+t50+t70+t90）5lnme=-2.21181-0.012800tv0.6667+3.6478s0.3333me=e lnme tme=tv-me又因为 k=11.8，由 tme和 k 查表（石油炼制工程 ）p76 注：（林世雄.石油炼制工程(第三版).北京：石油工业出版社，20

37、00）可得相对分子质量见表 4-4 。表表 4-4 物料相对分子质量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反应器水蒸气包括：新鲜原料雾化的水蒸汽： 12.5%油 375kg/h第四章 反应-再生系统工艺计算 - 15回炼油雾化的水蒸气： 4% 油 600 kg/h预提升所需水蒸气： 1kg/t剂 366kg/h汽提所需水蒸气； 2kg/t剂 732kg/h催化剂带入水蒸气： 1.4kg/t剂 513kg/h反应器总吹扫松动水蒸气： 4kg/t剂 1464kg/h共 计 4050 kg/h催化剂带入烟气： 1kg/t 剂 360kg/h

38、综上所述，入方水蒸汽流量见表 4-5，反应器物料平衡见表 4-6。表表 4-5 入方水蒸汽入方水蒸汽项目质量流量/kg/h分子量kmol/h进料雾化3751820.83预提升蒸汽36620.33吹扫、松动水蒸汽146481.33气提蒸汽73240.67回炼油雾化的水蒸汽60033.33再生剂带入水蒸气51328.5水蒸气总量4050225表表 4-6 反应器物料平衡反应器物料平衡第四章 反应-再生系统工艺计算 - 16名称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4441003750084.46回炼油3421500043.86回炼油浆39237509.57催化剂36

39、0000水蒸气184050225再生剂带入烟气2936012.41进 料共计100420660375.30带出烟气2936643.79水蒸汽184050780.44回炼油浆392375033.13回炼油34215000152.05干气305187562.5液化气5011.0412582.5稳定汽油1064818000169.8轻柴油21421.2795037.2油浆2826.022508.0焦碳8.03000损失300.830010催化剂360000出料 共计1004206661379.414.2.2 热量衡算4.2.2.1 热量入方各进料温度第四章 反应-再生系统工艺计算 - 17催化剂为

40、700c，回炼油浆为 350c ，由催化剂带入的水蒸气和烟气为 700c需汽提： 4kg/t剂=4366=1464kg/h预汽提： 1kg/t剂=1366=366g/h吹扫等水蒸气： 4.418=79.2kg/h共计： 1909.2kg/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） 。则可知水蒸气的量为 166kg=9.2kmol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：q1=3661.086700103=0.28109kj /hb.催化剂带入烟气查表 cp = 32.57kj/k

41、molc q2=12.632.57700=2.88105kj/hc.催化剂带入水蒸气 cp = 38.877kj/kmolc q3=28.5538.877700=7.77105kj/h300c 水蒸气 q4 =1031.92300=0.59105kj/hd.250c 水蒸气 q5=9.21.91250=0.44104k j/he.原料油和回炼油温度为 t，焓为 h（t），q6=（37500+18750）h（t）= 56250h（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/kgq7=3750828.43

42、=3.11106kj/hh.焦碳吸附的吸附热等于脱附热q8=13.76106kj/kg共计 q=0.307109+56250 h（t）4.2.2.2 热量出方各出料温度为 505ca.催化剂：q1=3661031.086505=0.20109kj/hb.催化剂带出的烟气：q2=36630.1505=0.56107kj/hc.催化剂带出的水蒸气（由再生器热量流出方知）：q3=0.34106kj/hd.水蒸气：q4=（103+9.23）1.98505=0.011106kj/he.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 ）p99）注：（林

43、世雄.石油炼制工程(第三版).北京：石油工业出版社，2000）第四章 反应-再生系统工艺计算 - 18查得 h（t）=98.14.184=410.3kj/kgq5=（37500+18750）410.3=23.08106kj/hf.在 505c 时油浆汽化为油气.此焓为 410.3kj/kgq6=3750410.3=1.54106kj/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=w0.02% =3661030.02%=73.3kg/h附加碳=新鲜原料5.38%0.6=375005.38%0.6=1210.5 kg/h焦化碳量=2779.8-73.3-1210.5=1496

44、查焓图得q7=1496 21804.1868=13.65106 kj/h共 计： q=0.4205109kj/h热量平衡 0.307109+56250 h（t）=0.4205109 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混=v新d新+v回d回+v浆d浆v新=37500/0.8995（37500/0.8995+18750/0.8800+3750/0.9985）=0.62 m3/hv回=18750/0.8800（37500/0.8995+18750/0.8800+3750/0.9985）=0.32 m3/hv浆=3750/0.9985（37500/0.8995+187

45、50/0.8800+3750/0.9985）=0.056 m3/h则 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 查焓湿图h（283c）=1624.184=677.81kj/kg入方=132106+196000677.8=1106106kj/h出方=1274.8106 kj/h故反应器部分应取热；q 取=1274.8106-1106106=168.8106kj/h第四章 反应-再生系统工艺计算 - 19表表 4-7 提升管入口进料热量提升管入口进料热量名称流量温度/cq10

46、5/kj/hkg/hkmol/h新鲜原料油3750084.46235回炼油1500043.86265回炼油浆37509.573500.195 h（t）催化剂带入的烟气36012.417002.88催化剂带入的水蒸气51328.57007.77水蒸气1854.41033000.59水蒸气166.19.232500.044催化剂3601037002800共计419143.52811.3表表 4-8 提升管出口物料提升管出口物料 505c 的热量的热量项目kg/h相对分子质量kmol/hq106/kj/h干气18753062.5液化气412530137.5汽8轻柴油7950

47、21437.15油浆22502827.98回炼油1500034044.11回炼油浆37503929.57353.76烟气3663012.20.19水蒸气40501822.52.39催化剂360103198.457.34损失30030101.18油+气合计417666711.71414.864.2.3 提升管工艺计算第四章 反应-再生系统工艺计算 - 204.2.3.1 提升管进料处的压力和温度 (1)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，则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 235c，此时原料油

48、处于液相状态。经雾化进入提升管与700c 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 700c 降至 tc 放出的热=3661031.097(700-t)+3661.09(700-t)=40.19104(700-t)综上所述，可得出油和蒸汽的热量如表 4-9。表表 4-9 油和蒸汽的热量计算油和蒸汽的热量计算其中，1.097 和 1.09 分别为催化剂和烟气的比热，查焓表可知根据热平衡原理：40.19(700-t) =13a+5.2b+1.3c+6.4d设 t =480c，则查焓图可得 a=1335kj/kg b=1322kj/kg c=1255kj

49、/kg d=920kj/kg左边=139.46190=26497.4右边=17355+6874+1632+589=26450相对误差为 0.17%，所以 t =480c4.2.3.2 提升管直径1) 选取提升管内径 d0.8m，则提升管截面积 f3.14d2/40.5m22) 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，则提升管内进油处的压力为 200+24224 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 375.30kmol/h,物 流流量进出kg/h温度/c焓 kj/kg热量/(kj/h)温

50、度/ckj/kg热量/(kj/h)原料3750023557721637500ta13104 a回炼油150002656599885000tb5.2104 b油浆37503508493183750tc1.3104 c水蒸气1854.43005521023629td 0.64104 d第四章 反应-再生系统工艺计算 - 21所以下部气体体积流率为：v下375.3022.4（480+273）101.3/（224+101.3）273 7220.8m3/h2.0m3/s下部气速为 u下v下/f2.0/0.54m/s4）核算提升管出口气速提升管出口处油气的总流率为 711.71 kmol/h，所以，出口处

51、油气体积流率为：v 上=711.7122.4（480+273）101.3/（200+101.3）273 14784.1(m3/h)4.11m3/s所以，出口线速为 u上v上/f4.11/0.58.22m/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 d0.8 m 是可行的。5) 提升管长度提升管平均气速 u=(u上-u下)/ln(u上/u下)=(8.22-4)/ln(8.22/4)=5.86m/s反应时间为 3 秒，则提升管的有效长度 lu35.86317.6m6) 核算提升管总压降 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

52、密度计算见表 4-10。 1）ph表表 4-10 提升管内密度计提升管内密度计项目上部下部对数平均值催化剂流率/(kg/h)366366油气流率/(m3/s)4.112.0视密度/(kg/m3)21.3348.833.19气速/(m/s)8.2245.86滑落系数1.12.0实际密度/(kg/m3)23.4697.652 phrh10-4=52259.81=12.75 kpa2) pf(直管摩擦压降) pf=7.910-8l/du2g=7.910-830/1.233.195.8629.81=0.22kpa3）papanu210-4/2=3.55.86233.1910-4/2=1.95kpa第四

53、章 反应-再生系统工艺计算 - 22 (n=3.5，包括两次转向及出口损失)4）提升管总压降p提p提 ph+pf+pa 12.75+0.22+1.9514.92kpa5）校核原料油进口处压力 提升管出口至沉降器顶部压降：8710-40.56kpa 提升管内原料入口处压力：沉降器顶部压力+0.56+p提 200+0.56+14.92215.5kpa（表） 此值与前面假设的 215.5 kpa（表）基本相同，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12.41+366/1832.76kmol/h 体积流率32.7622.4（700+

54、273）101.3/273（213.4+101.3）36000.23m3/s取预提升段气速为 1.3 m/s，则预提升段直径 d预0.234/（1.33.14）1/2=0.47m取预提升段直径 0.47m。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段长度 4m，内径 0.47m；反应段长 17.6m，内径0.8m,提升管全长 21.6m，见下图所示。第四章 反应-再生系统工艺计算 - 234.2.4 旋风分离器工艺计算dcdrh574326891芯管气体排放罐叶片气体排出管epv分离单管图4-3旋风分离器结构简图1、中

55、心管2、吊筒3、上隔板4、下隔板5、单体6、壳体7、烟气分 配控8、集尘腔9、集尘腔 反应器内的旋风分离器任选用型，采用一级便可，其主要的工艺尺寸如下pv表表 4-11 型旋风分离器尺寸型旋风分离器尺寸pv项目一级二级入口面积，m20.2690.269料腿直径，mm4261216810料腿内截面积，m20.1270.0172再生器的旋风分离器采用多组两级串联方式，又因 pv 型旋风分离器的结构简单，衬里易于施工，检修方便，其长径比大，且长径比可通过优化设计灵活调整。因此本第四章 反应-再生系统工艺计算 - 24设计采用 pv 型旋风分离器，两级串联。再生器内的旋风分离器的工艺简图如图 4-3，

56、一级料腿伸入到第二密相床以下 1.5m，二级料腿伸入 1.0m，一、二级料腿均采用全覆盖阀。4.2.4.1 筒体直径湿烟气流率：1793.2922.4（700+273）101.3/273（101.3+200）3600=13.37m2/s 旋风分离器的压力如表 4-11。 表表 4-12 旋风分离器压力旋风分离器压力再生器顶部压力200kpa再生温度700密相床密度300kg/m3湿烟气流率13.37m3/s湿烟气密度1.25kg/m3按筒体的内气速为 4m/s 结算，则总筒体截面积=湿烟气流率/4=13.37/4=3.34m2，选用 3 组旋风分离器，则每个旋风分离器筒体截面积为 1.12m2

57、筒体直径=（1.124/）1/2=1.19m选用直径 1200mm 的旋风分离器。一级和二级用此直径的筒体。 4.2.2.2 一级入口截面积 按入口线速为 18m/s 考虑，则 一级入口截面积为 a1/筒体截面积 a=4/18 a1=1.124/18=0.25m2 旋风分离器入口为矩形，其高度为 a 是宽度 b 的 2.5 倍，由此得b=0.32m，a=0.79m。4.2.2.3 二级入口截面积按二级入口线速为 22m/s 考虑，则二级入口截面积 a2/筒体截面积 a=4/22。a2=1.124/22=0.21m2入口高度 a=0.72m，宽度 b=0.28m4.2.2.4 一级料腿负荷及管径

58、pv 型一级旋风分离器料腿的适宜固体质量速度为 300500（kg/m2s） ，设一级旋风分离器的入口气体的固体浓度为 10kg/m3，则对每一个旋风分离器的进入固体流量为第四章 反应-再生系统工艺计算 - 25 13.37101/3=44.57kg/s选用直径为 350mm 管子作一级料腿44.57/（0.3523.14/4）=463.45kg/m2s所选管径合适。对直径 1300mm 的旋风分离器，二级料腿选用直径 350mm 的管子。旋风分离器的压降pv 型旋风分离的压降计算公式：p=（g+ci/1000）vi/2+（ci0/ci）0.045(gvi2/2)=8.54ka-0.833dr

59、-1.745d-0.161re0.036-1 re=g vid/ 式中，g-气体密度，kg/m3； 气体黏度，pa.s; ci0基准入口浓度，10kg/m3； ka筒体与入口截面积之比； dr出口管与筒体的直径之比； 系数； ci入口气体中固体浓度，kg/m3； d筒体直径，m； vi入口气体线速，m/s； re雷诺数。1)计算一级旋风分离器压降p1气体密度 g=1.25273（700+273）（200+101.3）101.3=1.04 kg/m3re=1.04181.19/0.000035=638411.8=8.54(1.12/0.25)-0.833(0.44)-1.7451.19-0.16

60、1638411.80.036-1=15.14p1=（g+ci/1000）vi/2+（ci0/ci）0.045(gvi2/2)=(1.04+10/1000) (182/2)+15.14(10/10)0.045(1.04182/2)=2.7kpa2) 计算二级旋风分离器压降p2 re=1.04221.19/0.000035=777920=8.54(1.12/0.21)-0.833(0.35)-1.7451.19-0.1617779200.036-1 =19.96p2=（g+ci/1000）vi/2+（ci0/ci）0.045(gvi2/2) =(1.04+1/1000) (222/2)+19.96