催化裂化设计书

目录TOC\o"1-5"\h\z摘要 I\o"CurrentDocument"第一章前言 3\o"CurrentDocument"1.1催化裂化的目的及意义 3\o"CurrentDocument"1.2催化裂化技术发展 41.3设计内容 4\o"CurrentDocument"第二章工艺叙述 5\o"CurrentDocument"2.1分馏系统 62.2分馏系统 6\o"CurrentDocument"2.3吸收一稳定系统 6\o"CurrentDocument"第三章设计原始数据 73.1开工时 73.2处理量 7\o"CurrentDocument"3.3原始数据及再生-反应及分馏操作条件 9\o"CurrentDocument"第四章反应-再生系统工艺计算 114.1再生系统 11燃烧计算 11\o"CurrentDocument"热量平衡 12\o"CurrentDocument"4.1. 2.1热流量入方 124.1. 2.2热流量出方 134.1.3催化剂循环量 13\o"CurrentDocument"4.1.4空床流速 15\o"CurrentDocument"4.1.4.1密相床层 154.2反应器 16\o"CurrentDocument"4.2.1物料衡算 164.2.2热量衡算 18热量入方.各进料温度 1 82.2热量出方 19\o"CurrentDocument"4.2.3提升管工艺计算 214.2.3.1提升管进料处的压力和温度 21\o"CurrentDocument"提升管直径 21\o"CurrentDocument"4.2.3.3预提升段的直径和高度 2 3\o"CurrentDocument"4.2.4旋风分离器工艺计算 24\o"CurrentDocument"筒体直径 2 4一级入口截面积 253二级入口截面积 25算旋风分离器组数 25一级腿负荷及管径 25\o"CurrentDocument"第五章分馏塔能量平衡计算 27第六章计算结果汇总 29\o"CurrentDocument"结束语 30\o"CurrentDocument"参考文献 31\o"CurrentDocument"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58.4Mt/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，以全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91〜92（RON），优质汽油为96〜98（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：①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）:②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I、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：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4015.48Mt/a，其中催化裂化装置的加工能力为668.37Mt/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821.13Mt/a，催化裂化能力为271Mt/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66.08Mt/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20pg/g。而国内渣油催化裂化原料的残炭一般达到6%，金属15pg/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7pg/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20〜30%；显著改善产品分布，轻油收率提高2~3个百分点，液收率提高3~4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设计的主要内容设计专题的经济、技术背景分析工艺流程的选择主要设备物料、能量衡算主要设备工艺尺寸计算装置工艺流程、再生器、反应器提升管工艺流程图的绘制再生器、反应器提升管、分馏塔能量衡算第二章工艺叙述第二章 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—主风机馏塔轻柴油一粗汽油重柴油—油浆—新原料油富气—主风机馏塔轻柴油一粗汽油重柴油—油浆—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吸收一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。吸收一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十气（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3.1处理量100万吨/年+学号x2万吨/年 艮即100+2x2=104万吨/年3.2开工日寸 8000小时每年则处理量为：104x103x104?8000=130000kg/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3-1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恩 初馏点54199288224氏 10%78221347380377蒸 30%106257360425438馏。C 50%12326839945051070%13730043147055090%163324440490700终馏点183339465平均相对分子量

表3-2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。C饱和烃62.27初馏点224芳烃2510%377胶质11.8830%438沥青质0.85350°C留出率/v%7.5重金属含量/八涎500°C留出率/v%49Ni5.99元素组成/w%V4.77C84.81Na0.32H12.85Fe5.91硫/w%0.77残炭，W%5.38表3-3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3-4 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/C162再生器密相温度/C700待生剂温度/C大气温度/C25大气压力/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表3-5提升管反应器操作条件项目数据备注提升管出口温度/°c505沉降器顶部压力/MPa0.200原料预热温度/c235回炼油进反应器温度/c265回炼油浆进反应器温度/c350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/txh-1原料进料量/txh-1回炼油/回炼油浆1：0.25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％备注15~2015~2015~2040〜50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1油浆换热段人字挡板或园型挡板6〜82回炼油抽出以下固舌形23回炼油抽出口上至固舌形，条形浮阀，填料10~12一中回流抽出下口下4一中回流固舌形，条形浮阀，填料3〜45轻柴油抽出以上至固舌形，筛孔，条形浮阀，填料8〜9顶循环回流段抽出下6循环回流段固舌形，条形浮阀，填料3〜4分馏塔总塔板数28〜32

表3-8催化裂化分馏塔操作条件（参考）序号物料温度/°C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12020浮阀柴油）返分馏塔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=130000x8%=10400Kg/h=866.67kmol/hH/C=[8.93-0.425x（CO2+O2）-0.257C0]/（CO2+CO）=1.1436/14.4=0.0794烧碳量=10400x92.66%=9634.98kg/h烧氢量=10400-9634.98=765.02kg/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=2H2O生成CO2的碳为9634.98x71/（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：791.76x1=791.76kmol/h生成CO的耗氧量为：11.15x1/2=5.575kmol/h生成H2O的耗氧量为：765.02x1/2x1/2=191.26kmol/h则理论的耗氧量为:791.76+5.575+191.26=988.59kmol/h理论氮为：988.59x79/21=3718.98kmol/h所以，可知燃料产物为791.76kmol/hCO2， 11.15kmol/hCO，191.26x2=382.52kmol/hH2Oo理论十烟气包括燃烧生成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分数：（4x100/21）x100%=19%过剩空气：（过剩空气百分数/1-过剩空气百分数）x理论十烟气气量=0.19/（1-0.19）x4521.89=1060.69kmol/h过剩氧气：1060.69x0.21=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十烟气和过剩空气组成：4521.69+1060.69=5582.67kmol/h理论十空气用量：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》中册图6-29查得：水蒸气/十空气=0.016（摩尔）空气中含水蒸气为:0.016x5768.26=92.29kmol/h湿空气：5768.26+92.29=5860.55kmol/h已知回炼比0.5，剂油比为6.0回炼油浆：130000x0.5=65000kg/h剂/油=剂/（130000+26000）=6.0所以催化剂循环量为:6.0x（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1170kg/h=65kmol/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。M4-1W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0232222.743.623.99CO2811.150.180.20CO244791.7612.8814.18N2284556.9374.1381.23干烟气305582.67100总水蒸气18567.599.19湿烟气296150.161004.1.2热量平衡根据Q.=N.Cp.t式中：Qj：热流量KJ/h N.:物流Ni的流量kmol/hCp.：物流i的热容kJ/（kmol-°C）t:温度°C4.1.2.1热流量入方

干空气t=162°CCp=44.6814kJ/kmol-°CQ1=5768.26x44.681x162=41.75x106kJ/h湿空气中水蒸气C水=34.542kJ/kmol・°CQ2=92.29x34.542x162=0.52x106kJ/h催化剂带入水蒸气Q3=65x35.6x505=1.17x106kJ/h27.78x34.6x280=0.27x106kJ/hQ5=866.67x15.6x505=6.83x10627.78x34.6x280=0.27x106kJ/hQ5=866.67x15.6x505=6.83x106kJ/hQ6Q.=N.AH查石油馏分焓图得7,jjQ1=791.76x407.0x103=322x106kJ/h，Q72=11.15x122.7x103=1.37x106kJ/hO =382.52x239.4x103=91.58x106kJ/h/，3烧焦炭催化剂燃烧热CO2COH2OIQ7=(322+1.37+91.58)x106=414.98x106kJ/h共计Q=ZQi=(41.75+0.52+1.17+0.27+6.83+414.95)x106+Q6=465.49x106+Q64.1.2.3热流量出方十烟气Q，］=5582.67x32.58x700=127.32x106kJ/h水蒸气Q，2=564.81x39.877x700=15.77x106kJ/h催化剂带出水蒸气Q，3=65x39.877x700=1.81x106kJ/h(3)脱附热，脱附热为燃烧热的11.5%Q，4=414.98x106x0.115=47.72x106kJ/h热损失=582x烧碳量Q，5=582x9634.98=5.6x106kJ/h催化剂Q，6出方的能量:ZQ，=(15.77+47.72+5.6+127.32)x106+Q，6=196.41x106+Q，6根据热量平衡式：465.46x106+Q6=196.41x106+Q，6催化剂升温所需的热量：Q=Q6'-Q6=269.05x106kJ/h4.1.3催化剂循环量催化剂平均比热为1.086kJ/(kg.°C)。设催化剂循环量为Wkg/h1.086Wx(700-505)=269.05x106 W=1.27x106kg/h因为回炼比0.5，所以剂油比为:1.27x106/[130000x(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出方kg/h干空气167279.54干烟气161897.43水汽 主风带入1661.22水生成水汽6885.36待生剂带入1170汽带入水汽3331.26松动.吹动500合计172114.05合计17.06x104循环催化剂1.27x106焦碳10400循环催化剂（kg/h）1.27x106合计145x104合计145x104表4-3再生器热平衡表入方，x106kJ/h出方，x106kJ/h焦生成CO2放热322焦碳脱附热47.72碳生成CO放热1.37主风干空气升温需热127.23燃生成H2O放热91.58主风带入水气升温需热15.77烧吹扫、松动蒸汽0.24加热催化剂需热268.44热八、、焦碳升温需热6.83散热损失5.6催化剂带入水蒸气的热1.17量干空气的热量41.8合计464.99合计464.99再生器的尺寸设计1/4nD2U=VS D=(4xVS/nU密)0.5=[4x5860.55*29/(3.14x0.9x3600)]o.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/p密=52000/300=173.33m3H密=V密/A密=173.33x4/3.14x8.22=3.28m1/4nD2U稀=VS D=(4xVS/nU稀)。・5=(4x6150.17x29/3.14x0.6x3600)0・5=10.26m

TDH=(2.7D-o.36-0.7)xEXP(0.7UfxDt-o.23)xDt二(2.7x10.26-0・36-0.7)xEXP(0.7x0.6x10.26-0・23)x10.26=6.1再生器的工艺结构图4-1。烟气窗口吊集气室人孔旋风分离器人孔水i淹流管:旧装卸手孔二次风口燃料油中j燃i旋风分离器人孔水i淹流管:旧装卸手孔二次风口燃料油中j燃i料油看火窗辅助燃燃烧料室气4-1再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：十烟气：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=6145.86kmol/h已知床层温度为700°C，压力为200+2=202kpa所以体积流量：6145.86x22.4x(273+700)x101.3x103/(273x202x103x3600)=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：6133.88x22.4x(273+710)x101.3x103/(273x200x103x3600)=69.79m3/s

4.2提升管反应器提升管反应器的流程图4-2。图4-2提升管反应器的流程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=0.5x130000=65000kg/h回炼油浆流量：65000x0.25/（1+0.25）=13000kg/h则回炼油流量:65000-13000=52000kg/h催化剂循环量：W=1.27x106kg/hS=（90%馏出温度-10%馏出温度）《（90-10）tv=（t10+t30+t50+t70+t90）芸lnAme=-2.21181-0.012800tv0.6667+3.6478s0.3333Ame=elnAme tme=tv-Ame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106214342392445

反应器水蒸气包括:新鲜原料雾化的水蒸汽：1—2.5%-油1300kg/h回炼油雾化的水蒸气：4%.油2080kg/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：1.4kg/t•剂1778kg/h反应器总吹扫松动水蒸气：4kg/t•剂5080kg/h共计14048kg/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水预提升蒸汽127070.56蒸八、、吹扫、松动水蒸汽5080282.22气气提蒸汽2540141.11回炼油雾化的水蒸汽2080115.56再生剂带入水蒸气177898.78总量14828780.44表4-6反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/hkmol/h新鲜原料油回炼油44434210013000052000292.79152.05回炼油浆3921300033.13催化剂1270000进水蒸气1814048780.44再生剂带入烟29127043.79料 气共计10014803181302.2带出烟气29127043.79水蒸汽1814080780.44回炼油浆3921300033.13回炼油34252000152.05出干气3056500216.67液化气5011.014300286料稳定汽油1064862400588.68轻柴油21421.227560128.79料油浆2826.0780027.66焦碳8.010400损失300.8104034.67催化剂1270000共计10014803182653.834.2.2热量衡算4.2.2.1热量入方.各进料温度催化剂为700°C.回炼油浆：350°C.由催化剂带入的水蒸气和烟气700°C需汽提： 4kg/t•剂=4x1270=5080kg/h预汽提： 1kg/t•剂=1x1270=1270kg/h吹扫等水蒸气：4.4x18=79.2kg/h共计：6429.2kg/h当250°C时查焓表可知所需的水蒸气所需热量:H⑴=2790kJ/Kg比热=4.844kJ/（kg・°C）。则可知水蒸气的量为576Kg=32kmol设原料油和回炼油温度为t催化剂平均比热为1.086kJ/（kg.°C）。催化剂：Q1=1270x1.086x700x103=0.97x109KJ/h催化剂带入烟气查表Cp=32.57kJ/kmol・°CQ2=43.79x32.57x700=1.0x106kJ/h催化剂带入水蒸气Cp=38.877kJ/kmol・°C Q3=99x38.877x700=2.69x106kJ/h300°C水蒸气Q4=357.18x1.92x300=0.21x106kJ/h250°C水蒸气Q5=32x1.91x250=0.016x106kJ/h原料油和回炼油温度为t此焓为H⑴Q6=（130000+65000）Ht=195000H（t）回炼油浆温度为350°C.查焓在（《石油炼制工程》）P99H=198.0kcal/kg=198.0x4.184=828.432kJ/kgQ7=13000x828.43=10.77x106kJ/hh.焦碳吸附的吸附热等于脱附热Q8=47.72x106kJ/kg共计Q=1.064x109+165000H(t)4.2.2.2热量出方各出料温度为505°C催化剂：Q'=1270x103x1.086x505=0.70x109^^催化剂带出的烟气：Q'2=1270x30.1x505=1.93x107kJ/h催化剂带出的水蒸气(由再生器热量流出方知)：Q'3=1.17x106kJ/h水蒸气：Q«=(357.18+32)x1.98x505=0.032x106kJ/h原料油和回炼油在505°C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)查得H(t)=340x4.184=1443.5kJ/kgQ‘5=(130000+65000)x1443.5=281.48x106kJ/h在505°C时油浆汽化为油气.此焓为1443.5kJ/kgQ'6=13000x1443.5=18.77x106kJ/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=Wx0.02%=1270x103x0.02%=254kg/h附加碳=新鲜原料x5.38%x0.6=130000x5.38%x0.6=4196.4kg/h焦化碳量=9634.98-254-4196.4=5184.58查焓图得Q‘7=5184.58x2180x4.1868=47.32x106kJ/h共计： Q‘=1.062x109kJ/h热量平衡1.064x109+165000H=1.062x109kJ/H令混合原料油的预热温度为283°C混合原料的相对密度d混d混=Ld新+v回d回+v浆d浆v新=130000/0.8995?(130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985)=0.62m3/hv回=65000/0.8800?(130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985)=0.32m3/h浆=13000/0.9985?(130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985)=0.056m3/h贝Ud混=0.62x0.8995+0.32x0.8800+0.056x0.9985=0.56+0.28+0.056=0.9m3/ht=283°C d混=0.9 k=11.8查焓湿图

H（283°C）=162x4.184=677.81kJ/kg入方=132x106+196000x677.8=1106x106kJ/h出方=1274.8x106kJ/h故反应器部分应取热;Q取=1274.8x106-1106x106=168.8x106kJ/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/°CQx106/kJ/hkg/hkmol/h新鲜原料油130000292.792350.195H（t）回炼油52000196.23265回炼油浆1300053.57350催化剂带入的烟气127067.277001.0催化剂带入的水蒸气1782997002.69水蒸气6429.3357.193000.21水蒸气576322500.16催化剂1270x103700970共4-8提升管出口物料505°C的热量项目kg/h相对分子质量kmol/hQx106/kJ/h干气650030216.67液化气1430030476.67汽油62400106588.681226.48轻柴油27560214128.79油浆780028227.66回炼油52000340152.94回炼油浆1300039233.16烟气12703042.330.67水蒸气1404818780.448.29催化剂 1270x103700700损失10403018.574.1 油+气合计1999502465.911274.84.2.3提升管工艺计算4.2.3.1提升管进料处的压力和温度⑴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19.5kPa，则提升管内进油处的压力为200+19.5=219.5kPa⑵温度加热炉出口温度为235°C，此时原料油处于液相状态.经雾化进入提升管与700°C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700°C降至T°C放出的热=1270x103x1.097x(700-T)+1270x1.09x(700-T)=139.46x104X(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/°C焓kJ/kg热量KJ/h温度kJ/kg热量/kJ/h原料13000023557775010000TA13x104a回炼油、5200026565934268000TB5.2x104b油浆1300035084911037000TC1.3x104c水蒸气6429.23005523548918TD064x104d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：139.46x(700-T)=13A+5.2B+1.3C+6.4D设T=480°C则查焓图可得A=1335kJ/kg B=1322kJ/kgC=1255kJkgD=920kJ/kg左边=139.46x190=26497.4右边=17355+6874+1632+589=26450相对误差为0.17%,所以T=480°C4.2.3.2提升管直径选取提升管内径D=1.2m，则提升管截面积F=3.14xD2/4=1.1m2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24kPa,则提升管内进油处的压力为200+24=224kPa(表)。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=1302.2x22.4x(480+273)x101.3/[(224+101.3)x273]=24695m3/h=6.86m3/s下部气速为ut=V下/F=6.86/1.1=6.24m/s- 21核算提升管出口气速提升管出口处油气的总流率为2501.65kmol/h，所以，出口处油气体积流率为:V上=2653.83x22.4x(480+273)x101.3/[(200+101.3)x273]=55127(m3/h)=15.31m3/s所以出口线速为u=V/F=15.31/1.1=13.92m/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=1.2m是可行的。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L=ux3=10.04x3=30.11m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/h12701270油气流率/m3/s15.316.86视密度/kg/m321.3348.833.19气速/m/s13.926.2411.23滑落系数1.12.0实际密度/kg/m323.4697.652ph=rAhx10-4=52x25x10-4=12.4kPa△pf(直管摩擦压降)pf=7.9x10-8L/Dxpu2g=7.9x10-8x30/1.2x33.19x102x9.81=0.61(kPa)△pra△pa=/r/