催化裂化装置反应

1、催化裂化装置反应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

2、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：

3、 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

4、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

5、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

6、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   &

7、#160;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

8、量衡算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

9、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； （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。

10、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

11、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=13000

12、0 × 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烧碳量=10400 × 92.66% = 9634.98 kg/h烧氢量=10400 9634.98=765.02 kg/h 已知烟气组成（体）：CO2 : CO = 14.2 : 0.2 = 71 :

13、1 根据:  C + O2= CO2    2C + O2= 2CO   2H2 + O2= 2H2O生成CO2 的碳为9634.98×71/（71+ 1)= 9501.80kg/h=791.76kmol/h生成CO 的碳为：9634.98 9501.16 = 133.82kg/g=11.15kmol/h生成CO2 的耗氧量为：791.76× 1 = 791.76 kmol/h生成CO 的耗氧量为：11.15 × 1/2 = 5.575kmol/h生成H2O 的耗氧量为：765.02×

14、 1/2 ×1/2 = 191.26kmol/h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 CO2，  11.15kmol/h CO， 191.26× 2 = 382.52kmol/h H2O。理论干烟气包括燃烧生成 CO2 和CO和理论氮则总量: 791.76 + 11.15+ 3718.98 = 4521.89kmol/h 已知烟气中过剩氧为 4% 所以过剩空气摩尔百

15、分数：   (4×100/21)×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： 1060.69×0.21 = 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+ 10

16、60.69=5768.26kmol/h已知空气的相对湿度为 70% ，温度为 25 ºC，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 × 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

17、 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=27.78kmol /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：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O2 32 222.74 3.62&#

18、160;3.99CO 28 11.15 0.18 0.20CO2 44 791.76 12.88 14.18N2 28 4556.93 74.13 81.23干烟气 30 5582.67  100总水蒸气 18 567.59 9.19 湿烟气 29 6150.16 100 4.1.2热量平衡 根据Qi = Ni  CPi t &

19、#160;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/（kmol·ºC）   t: 温度  ºC4.1.2.1  热流量入方(1)干空气  t = 162 ºC  CP = 44.6814 kJ/kmol·ºC Q1 = 5768.26×44.681 × 162 = 41.75× 106 kJ/h(2)湿空气中水

20、蒸气 C水=34.542 kJ/kmol·ºC Q2 = 92.29 × 34.542 × 162 =0.52× 106 kJ/h(3)催化剂带入水蒸气 Q3=65×35.6 ×505 = 1.17× 106 kJ/h(4)吹扫、松动水蒸气 Q4= 27.78×34.6×280 =0.27×106kJ/h(5)烧焦炭 Q5 =866.67× 15.6 × 505 =6.83×106 kJ/h(6)催化剂 Q6 (7)燃烧热 Q7，j =

21、 NjH  查石油馏分焓图得 CO2    Q7，1   = 791.76×407.0× 103 =322× 106kJ/h CO     Q7，2  =11.15× 122.7× 103  =1.37×106 kJ/h H2O    Q7，3   = 382.52 ×239.4×103 =91.58× 10

22、6 kJ/h Q7  =（322 +1.37+91.58）×106= 414.98×106kJ/h共计 Q = Qi = (41.75+0.52+1.17+0.27+6.83+414.95)×106  + Q6      =465.49× 106 + Q64.1.2.3  热流量出方干烟气Q，1 = 5582.67× 32.58 ×700 = 127.32× 106 kJ/h(1)水蒸气 Q，2 =564.81× 39.877

23、 ×700 = 15.77× 106kJ/h  (2)催化剂带出水蒸气 Q，3 = 65× 39.877 × 700= 1.81× 106 kJ/h(3)脱附热，脱附热为燃烧热的 11.5% Q，4 = 414.98× 106 × 0.115 =47.72× 106 kJ/h(4)热损失  = 582 ×烧碳量 Q，5 = 582 ×9634.98 = 5.6× 106kJ/h(5)催化剂 Q，6出方的能量:Q， = (15.77+47

24、.72+5.6+127.32)×106 + Q，6 =196.41×106 + Q，6根据热量平衡式： 465.46× 106 + Q6 = 196.41 × 106 + Q，6催化剂升温所需的热量：Q=Q6-Q6=269.05×106kJ/h4.1.3催化剂循环量催化剂平均比热为1.086kJ/（kg·ºC）。设催化剂循环量为W/h   1.086W×（700-505）=269.05×106   W=1.27×106kg/h 

25、;因为回炼比0.5，所以剂油比为:1.27×106/ 130000×（1+0.5）=6.5 综上所述可得再生器物料平衡、热平衡。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563.19kmol/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 ºC  ，压力为200+2=202kpa所以体积流量：

26、6145.86×22.4×（273+700）×101.3×103/（273×202×103×3600）=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：6133.88×22.4×（273+710）×101.3×103/（273×200×103×3600）=69.79m3/s4.2.1 物料衡算新鲜原油：130000kg/h   &#

27、160; 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=0.5×130000=65000kg/h回炼油浆流量：65000×0.25/(1+0.25)=13000kg/h则回炼油流量:65000-13000=52000 kg/h催化剂循环量：W=1.27×106kg/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

28、60;                        tme=tv-me由因为K=11.8,由tme和k查表（石油炼制工程）P76可得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 106 214 342 3

29、92 445 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

30、83;剂        1270kg/h汽提所需水蒸气；           2kg/t·剂        2540kg/h催化剂带入水蒸气：         1.4kg/t·剂      1778kg/h反应

31、器总吹扫松动水蒸气：   4kg/t·剂        5080kg/h 共    计                               &

32、#160; 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入方水蒸汽水蒸气 项目 质量流量/Kg/h 分子量 kmol/h 进料雾化 2080 18 115.56 预提升蒸汽 12

33、70  70.56 吹扫、松动水蒸汽 5080  282.22 气提蒸汽 2540  141.11 回炼油雾化的水蒸汽 2080  115.56 再生剂带入水蒸气  1778  98.78 总量 14828  780.444.2.2热量衡算4.2.2.1热量入方 . 各进料温度 催化剂为700ºC . 回炼油浆：350ºC . 由催化剂带

34、入的水蒸气和烟气700ºC 需汽提：  4kg/t·剂=4×1270=5080kg/h 预汽提：  1kg/t·剂=1×1270=1270kg/h 吹扫等水蒸气：  4.4×18=79.2kg/h 共计：  6429.2kg/h 当250ºC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/（kg·ºC）。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

35、平均比热为1.086kJ/（kg·ºC）。a.催化剂： Q1=1270×1.086×700×103=0.97×109 KJ /hb.催化剂带入烟气查表CP = 32.57kJ/kmol·ºC  Q2=43.79×32.57×700=1.0×106kJ/hc.催化剂带入水蒸气CP = 38.877kJ/kmol·ºC   Q3=99×38.877×700=2.69×106kJ/h300ºC水蒸气 Q

36、4 =357.18×1.92×300=0.21×106kJ/hd.250ºC水蒸气Q5=32×1.91×250=0.016×106k J/he.原料油和回炼油温度为t此焓为H（t）Q6=（130000+65000）Ht= 195000H（t）     回炼油浆温度为350ºC . 查 焓在（石油炼制工程）P99H=198.0kcal/kg=198.0×4.184=828.432kJ/kg Q7=13000×828.43=10.77

37、15;106kJ/hh.焦碳吸附的吸附热等于脱附热 Q8=47.72×106kJ/kg 共计Q=1.064×109+165000 H（t）4.2.2.2 热量出方各出料温度为505ºCa.催化剂 ：Q1=1270×103×1.086×505=0.70×109kJ/hb.催化剂带出的烟气：Q2=1270×30.1×505=1.93×107kJ/hc.催化剂带出的水蒸气（由再生器热量流出方知）： Q3=1.17×106kJ/hd.水蒸气  ：Q4=（

38、357.18+32）×1.98×505=0.032×106kJ/he.原料油和回炼油在505ºC时汽化为油气。油气的焓为由505 ºC查到油的密度 。 由（石油炼制工程）P99）查得    H（t）=340×4.184=1443.5kJ/kg Q5=（130000+65000）×1443.5=281.48×106kJ/h f.在505ºC时油浆汽化为油气.此焓为1443.5kJ/kg Q6=13000×1443.5=

39、18.77×106kJ/h d.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=W×0.02% =1270×103×0.02%=254kg/h 附加碳=新鲜原料×5.38%×0.6=130000×5.38%×0.6=4196.4 kg/h 焦化碳量=9634.98-254-4196.4=5184.58查焓图得 Q7=5184.58×2180×4.1868=47.32×106 kJ/h 共&#

40、160;  计：  Q=1.062×109kJ/h热量平衡  1.064×109+165000H（t）=1.062×109 kJ/H令混合原料油的预热温度为283ºC 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=130000/0.8995÷（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 m

41、3/h浆=13000/0.9985÷（130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985）=0.056 m3/h则  d混=0.62×0.8995+0.32×0.8800+0.056×0.9985 =0.56+0.28+0.056 =0.9m3/h  t=283ºC          d混=0.9    k=11.8  查焓湿图H（283º

42、C）=162×4.184=677.81kJ/kg入方=132×106+196000×677.8=1106×106kJ/h出方=1274.8×106 kJ/h故反应器部分应取热；Q取=1274.8×106-1106×106=168.8×106kJ/h原料入口流速、提升管进料流量和温度如下表4-7、4-8所示。 表4-7 提升管入口进料热量 名称 流量 温度/ºC Q×106/kJ/h kg/h kmol/h  

43、;新鲜原料油 130000 292.79 235 0.195 H（t）回炼油 52000 196.23 265 回炼油浆 13000 53.57 350 催化剂带入的烟气 1270 67.27 700 1.0催化剂带入的水蒸气 1782 99 700 2.69水蒸气 6429.3 357.19 300 0.21水蒸气 576 32

44、0;250 0.16催化剂 1270×103  700 970共计 1475057   1106 表4-8 提升管出口物料505ºC的热量项目 kg/h 相对分子质量 kmol/h Q×106/kJ/h干气 6500 30 216.67  1226.48液化气 14300 30 476.67 汽油 62400 106&

45、#160;588.68 轻柴油 27560 214 128.79 油浆 7800 282 27.66 回炼油 52000 340 152.94 回炼油浆 13000 392 33.16 烟气 1270 30 42.33 0.67水蒸气 14048 18 780.44 8.29催化剂 1270×103  700

46、 700损失 1040 30 18.57 4.1油+气合计 199950  2465.91 1274.84.2.3 提升管工艺计算4.2.3.1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235ºC,此时原料油处于液相状态.经雾化进入提升管与700ºC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

47、化剂和烟气由700ºC降至TºC放出的热 =1270×103×1.097×(700-T)+1270×1.09×(700-T) = 139.46×104×(700-T) 综上所述可得出油和蒸汽的热量如表4-9。 表4-9 油和蒸汽的热量计算 物  流  流量  进  出  kg/h 温度/ºC 焓kJ/kg 热量KJ/h 

48、;温度 kJ/kg 热量/kJ/h原料 130000 235 577 75010000 T A 13×104 A回炼油、 52000 265 659 34268000 T B 5.2×104 B油浆 13000 350 849 11037000 T C 1.3×104 C水蒸气 6429.2 300 552&

49、#160;3548918 T D 064×104 D 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: 139.46×(700-T) =13A+5.2B+1.3C+6.4D 设T =480ºC则查焓图可得A=1335kJ/kg   B=1322kJ/kg   C=1255kJkg D=920kJ/kg左边=139.46×190=26497.4右边=17355+6874+1632+589=26450相对误差为0.17%,所以T =4

50、80ºC4.2.3.2提升管直径1) 选取提升管内径D1.2m，则提升管截面积F3.14×D2/41.1m22) 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1302.2kmol/h,所以下部气体体积流率为： V下1302.2×22.4×（480+273）×101.3/（224+101.3）×273    

51、60;   24695 m3/h6.86m3/s 下部气速为u下V下/F6.86/1.16.24m/s4）核算提升管出口气速 提升管出口处油气的总流率为2501.65 kmol/h，所以，出口处油气体积流率为： V上2653.83×22.4×（480+273）×101.3/（200+101.3）×273     55127(m3/h)15.31m3/s 所以出口线速为u上V上/F15.31/1.113.92m/s 核算结果表明：提升管出、入口线速

52、在一般设计范围内，故所选内径D1.2 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) =(15.13-6.24)/ln(15.13/6.24)=10.04m/s反应时间为3秒，则提升管的有效长度Lu×310.04×330.11m6) 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/m3.   提升管总压

53、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：提升管内密度计算见表4-10。 1）ph表4-10 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 1270 1270 油气流率/m3/s 15.31 6.86 视密度/kg/m3 21.33 48.8 33.19气速/m/s 13.92 6.24 11.23滑落系数 1.1 2.0 实际密度/kg/m3 2

54、3.46 97.6 52   phrh×10-4=52×25×10-4=12.4 kPa2) pf(直管摩擦压降)   pf=7.9×10-8L/D×u2g=7.9×10-8×30/1.2×33.19×102×9.81 =0.61(kPa)3）papaNu2×10-4/2=3.5×10.042×33.19×10-4/2=5.81KPa    

55、60; (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     12.4+0.67+5.8118.89KPa5）校核原料油进口处压力   提升管出口至沉降器顶部压降：8×7×10-40.56KPa  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+18.89219.45KPa（表）  此值与前面假设的219.5 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

56、流率 43.79+1270/18114.35kmol/h   体积流率114.35×22.4×（700+273）×101.3/273×（219.45+101.3）×36000.8m3/s取预提升段气速为1.5 m/s，则预提升段直径D预0.8×4/（1.5×3.14）1/2=0.82m取预提升段直径0.82m.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0.82m；反应段长30.11m，

57、内径1.2m，其中25m是直立管、6m是水平管；提升管全长35m，直立管29m，见图4-3所示。   4.2.4 旋风分离器工工艺计算     选用我国自主开发的PV型旋风分离器，采用二级串联，按PV旋风分离器的设计方法和规格进行工艺计算。4.2.4.1 筒体直径 湿烟气流率： 6147.39×22.4×（700+273）×101.3/273×（101.3+200）×3600=45.83m2/s  旋风分离器的压力如表4-11。 

58、60;表4-11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 15.83m3/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=45.83/4=11.46m2，选用10组旋风分离器，则每个旋风分离器筒体截面积为1.146m2 筒体直径=（1.14×4/）1/2=1.21m 选用直径1300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

59、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=1.146×4/18=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=1.146×4/22=.0.21m2 入口高度a=0.72m，宽度b=0.28m4.2.2.4核算旋风分离器组数    一级入口线速 = 湿烟气流率 / 一级入口截面积

60、60;                 = 45.82/(10×0.25) = 18.11m/s  二级入口线速 = 湿烟气流率 / 二级入口截面积                  =45.83/(10×0.21) =21.82m/s&#

61、160;由计算结果得：一级、二级入口线速符合                   一级线速最高不大于25m/s； 二级线速最高不大于35m/s； 最小线速不小于 15m/s 。 因此， 选用10组旋风分离器符合要求。4.2.2.5一级料腿负荷及管径 Pv型一级旋风分离器料腿的适宜固体质量速度为300500（kg/m2·s）设一级旋风分离器的入口气体的固体浓度为10Kg

62、/m3则对每一个旋风分离器的进入固体流量为   45.83×10×1/10=45.83Kg/s选用直径为350m管子作一级料腿 45.83/（0.352×3.14/4）=476.59kg/m2·s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-1.745D-0.161Re0.036-1  

63、0;    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；    &

64、#160;        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

65、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 Re=0.88×

66、;18×1.21/0.000035=543085.71 =8.54(1.146/0.25)-0.833(0.44)-1.7451.21-0.161543085.710.036-1=15.8P1=（g+Ci/1000）vi/2+（ci0/ci）0.045×(gvi2/2) =(0.88+10/1000) ×(182/2)+15.8×(10/10)0.045×(0.88×182/2) =2.4KPa2) 计算二级旋风分离器压降P2      Re=0.88&#

67、215;22×1.21/0.000035=669303 =8.54(1.146/0.21)-0.833(0.44)-1.7451.4-0.1616693030.036-1        =20.1P2=（g+Ci/1000）vi/2+（ci0/ci）0.045×(gvi2/2)      =(0.88+1/1000) ×(222/2)+20.1×(10/1)0.045×(0.88×222/2)=4.9KPa

68、第五章  分馏塔能量平衡计算分馏塔能量平衡计算 分馏系统主要设备是分馏塔，裂化产物由分馏塔分馏成各种馏分的油品，塔顶产品为粗汽油油汽和富气；塔底产品为回炼油浆；侧线采出有轻柴油，重柴油和回炼油。全塔物料和热量平衡如表5-1。表5-1 分馏塔物料和热量平衡名 称 进     料 出     料 温 度 0。C 状态 流  量103kg/h 焓流量106kg/h 温 度 。C 状 态

69、0;流 量103kg/h 焓流量106kg/h烟 气 500 气 1.27 0.72 125 气 1.27 0.17干 气 500 气 6.5 11.14 125 气 0.65 4.03液化气 500 气 14.3 23.03 125 气 14.3 8.56稳 定汽 油 500 气 62.4 91.40

70、60;125 气 62.4 39.44轻柴油 500 气 27.56 42.96 220 液 27.56 14.50油 浆 500 气 7.8 12.13 350 液 7.8 6.89回炼油 500 气 5.2 8.12 265 液 5.2 3.68回 炼 油 浆 500 气 13 20.

71、18 350 液 13 11.94水蒸汽 500 气 14.048 49.90 125 气 14.048 38.11汽 提蒸 汽 250 气 1.336 3.7 125 气 1.336 3.62再 吸收 油 120 液 16.8 5.3 125 气 16.8 10.55共 计   170.

72、2 268.59   170.2 141.49焓的基准态：油品为-17.8OC饱和液体；水蒸气为0OC饱和水；其它气体为0OC，0.1013MPa裂化产物进料流量：233.51×103kg/h     由各回流取走热量：(268.59-141.49)×106                   &#

73、160;  =127.1×106kg/h     各回流取热分配           顶回流取15%      127.1×106×0.15=19.065×106kJ/h     一中回流取15%    127.1×106×0.15=19.065×106kJ/

74、h     二中回流取20%    127.1×106×0.20=25.42×106kJ/h     油浆循环回流：（127.1-19.065-19.065-25.42）×106                   =63.55×106kJ/h    各回流量FR按下式计算，计算结果列于表5-2      &