催化裂化装置反应-再生及分馏系统工艺设计

可修编-可修编-可修编-可修编-可修编・可修编・傕他裂化装置反应一、

再生及分情系统工艺设计TOC\o"1-5"\h\z摘要 I\o"CurrentDocument"第一章前言 3傕化裂化的目的及意义 3\o"CurrentDocument"催化裂化技术发展 4设计容 4\o"CurrentDocument"第二章工艺叙述 5分招系统 6 •••••••••■■■■■■••••••••••••■■■•••••••••••••••■■••••••••・・•6\o"CurrentDocument"吸收—稳定系统 6\o"CurrentDocument"第三章设计原始数据 7筒体直1x 24一级人口截面积 25二级人口截面积 25算旋风分离器组数 254.2.2.5 一级I负荷及管径 25\o"CurrentDocument"第五章介猾塔能量平衡计算 27\o"CurrentDocument"第大章计算结果汇总 297口 In 30 31 ・・••32第一章前言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套傕化裂化装置，总加工能力超过100.0Mt/a,比1991年。加58.4Mt/a,埴长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，傕化裂化过程，尤其是重油傕化过程的地位显得更为重要。I®着工业、衣叱、交通运输业以及国防工韭等部门的迅速发展，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年舞计，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毁为91~92(RON),优质汽油为96~98(RONR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-再生及分犒系统进行工艺上的设计与分析。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J力接炼渣油(常压渣油或减压渣油)的渣油催化裂化技术(称为清油FCC,简写为RFCC)；②催化裂化家族技术，包括多产低碳妨运的DCC技术，多产异构舫屋的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”、毫杪傕化裂化工艺(MSCC)双台组合循环裂化床工艺、剂油也接触工艺(SCT)、双提升管工艺、两段渣油改质技术等等。国灵活双效催化裂化工艺(FDFCCkVRFCC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一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仲新的石油加工工艺一“渣油加氢处理(VRDS)-催化裂化(FCC)组合工艺”。潦化催化裂化(FCC)是现代化炼油厂用来改质重质瓦斯油和适油的核心技术，是炼厂我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，强发与金属两个指标已分别达到8%和20Pg/go而国遭油催化裂化原料的段发一股达到6%,金属15刈/。，与国外水平相比，尚有潜力。集01公司FCC装置中约80%都接炼不同比例的适油，平均接港比约为26%,1989-1997年,接炼重质油的比例从18.52%增至43.64%。我国石蜡基原油具有残发低、金属含量低的特点,其减压港油的残发为8.95%,金属为7凶口所以减压适油可以直接进行催化裂化。前郭炼油「巳进行了全减压渣油催化裂化的尝试，但未见国外全减压适油傕化裂化的报道(2)两段提升管催化裂化(TSRFCC)新技术—TSRFCC可大幅度提高底料的转化深度，同比加工能力胭加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，汽油烯是含量下降20个百分点以上，柴油密度减小、十六烷值提高，汽油和柴油的硝含量都明显降低。采用两段提升管催化裂化技术可使企M得巨大的经济效益。设计的主要容.设计专题的经济、技术背景分析.工艺流程的选择.主要段备物料、能量衡算可修编・可修编・可修编・可修编・.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、分瑞塔能量衡算第二章工艺叙述工艺流程说明垓装置工艺潦程分四个系统如图2-1分T催化剂罐.提升管反“,口、一沉降器--■••II二，,U 1''-水蒸气.一，加热炉口、塔同_炼一油_>r回炼油浆/分T催化剂罐.提升管反“,口、一沉降器--■••II二，,U 1''-水蒸气.一，加热炉口、塔同_炼一油_>r回炼油浆/一食/一/_ ：~一7粗汽油3轻柴油号重柴油夕油浆新原料油图2T催化裂化装置工艺流程图反应-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。提升管巾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，并经汽提口用过热水蒸气汽提，再经麻凡分离器分离后，反应产物从反应系获进入分瑞系线，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。烟气经旋网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。可修编-可修编-可修编-可修编-反应系疑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枳。沉枳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枳炭，使催化剂的活性得以恢So再生用空气由主网机供给，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)雾化一从提升管庇部进入使油气雾化，分散，与催化剂充分接触；(2)预提升一在提升管中输送油气；(3)汽提一从沉降器底部汽提段进入，使催化剂颗粒间和颗粒的油气汽提，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)晚白、松动一反应器、再生器某些部位加入少量水蒸气防止催化剂堆积、堵塞。分瑞系统由反应器来的反应产物油气从底部进入分储塔，经塔底部的脱过热段后在分瑞段分割成几个中间产品:塔顶为富气，汽油，俯线有轻柴油，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。分储系统主要设备是分储塔，裂化产物在分墙塔中分墙成各肿墙分的油品。塔顶汽在租汽油分离褶中分成和汽油和富气。分储塔具有的特点有：⑴分IS塔底塔设有版过热段，用经过冷却的油浆出油气冷却到悒和状态并洗下夹带的粉尘以便进行分iS和谣免堵塞塔盘。(2)设有多个俯环回流：塔唬循环回流、一至两个中段回流、油浆回流。(3)塔项回流采用他环回流肉不用冷回流。吸收一稳定系统该系■主要由吸收塔，再吸收塔，解吸塔及稳定塔组成。从分储塔顶油气分离器出来的富气中带有汽油部分，而租汽油中则溶解有C3,C4组分。吸收一稳定系统的作用就是利用吸收和精镭方法,将富气和和汽油分离成干气(C2),液化气(C3.CJ和蒸汽压合格的稳定汽油。第三章设计原始数据处理量100万吨/年+学号x2万吨/年即：100+2x2=104万吨/年开工时8000小时每年则处理量为：104x103x10=8000=130000kg/h原始数据及再生-反应及分储操作条件原料油及产品性质分刖见表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34提升管反应器操作条件表3-5催化裂化分瑞塔回潦取热分配见表3-6分墙塔板形式及层数见表3-7分储塔操作条件表见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恩氏初描点54199288224蒸10%78221347380377雅C30%10625736042543850%12326839945051070%13730043147055090%163324440490700终储点183339465可修编・可修编・可修编・可修编・平均相对分子量平均相对分子量可修编・可修编・表3-2原料油的主要性质项目 数据项目数据密度 0.8995放组成分析/W%溜程C随和足62.27初描点 224芳是2510% 377股质11.8830% 438浙青康0.85350c描出率/V% 7.5事金属含量/pgxg500c储出率/V% 49Ni5.99元素组成/w%V4.77C 84.81Na0.32H 12.85Fe5.91fil/w% 0.77股炭，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再生着操作条件项目数据 备注再生器顶部压力/MPa0.200主网人再生器温度/℃162再生器密相温度/牛700待生剂温度/℃大气温度/℃25大气压力/MPa0.1013空气相对湖度/%烟气组成(«)/%70CO214.2co0.2024.0焦碳组成/H/C,版待生剂含糕量/%1.10

再生剂含碳量/%烧焦碳量/t/h0.02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/℃沉降器顶都压力/MPa原料预热温度/C回株油进反应器温度/℃回株油浆进反应器温度/℃催化剂活性/%剂油比反应时间/S回炼比催化剂储坏量/txh"原料进料量/txh-回炼油/回炼油架5050.20023526535060.06.03.00.51：0.25表3-6催化裂化分烟塔回流取热分配（参考）物料oils 一中的环回流~二中俯耳回流~SiiiH取热比例％ 15^20 15~20 15^20 40-50-备注表3-7分慎塔塔板形式及层数（参考）If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回炼油抽出口上至一中回流抽出下口下固舌形，条形浮阳，填料10-124一中回流固舌形，条形浮阳，填料3~45轻柴油抽出以上至顶简环回流段抽出下固舌柩，箭孔，条形浮附,填料8~96循环回流段固舌形，条形浮冏，填料3~4分墙塔总塔板数28-32

表3-8催化裂化分《|塔操作条件（参考）If号物料温度/℃压力/MPa塔板位置塔板类型1分储塔塔顶油气1250.25530济阳2项循环回港10030济阳3顶俏坏回潦出塔16027济阳4富吸收油（再吸收油，视为轻12020浮阳柴油）返分一塔5轻柴油抽出22019济阳6一中回潦返回16018济阳7一中回潦抽出27516固舌形8回炼油返回2105国舌形9国炼油抽出2652固舌形10油浆一环回流返回2701固舌形11回炼油浆抽出350塔底12（8环/外排油浆抽出350塔反13轻柴油汽提蒸汽温度2501.014反应油气进分疆塔500塔应可修编-可修编-可修编-可修编-u)反应-再生系统工艺计算再生系统热烧计算再生器枷料平衡是计算特再生催化剂进入再生器后焦炭腐的产物，焦炭量按新舅原料油的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+。2=CO22c+O2=2CO2H2+02=2H2。生成CO2的碳为9634.98x71/(71+1)=9501.80kg/h=791.76kmol/h生成CO的。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。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3论的耗8flft：791.76+5.575+191.26=988.59kmol/h理论氮为:988.59x79/21=3718.98kmol/h所从可知一料产物为791.76kmol/hC02, 11.15kmol/hCO,191.26x2=382.52kmol/hH20o理论干烟气包括傲烧生成CO2和CO和理论氮则总量:791.76+11.15+3718.98=4521.89kmol/h已知烟气巾过剩氧为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-过制空气百分数)x理论干烟气气量=0.19/(1-0.19)x4521.89=1060.69kmol/h过半氧气:1060.69x0.21=222.74kmol/h过制空气含氮：1060.69-222.89=837.95kmol/h实标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。心根据《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：0.016x5768.26=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回族油浆：130000x0.5=65000kg/h剂/油=31/(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，则傕化剂循环量为1170Vh则带人1170kg/h=65kmol/h吹丹松动水蒸气量：500kg/h=27.78kmol/h水蒸气为湿度与生成水及本身带人和吹打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潦量及组成如表4-1。表4-1再生耨猾气流量及组成组分分子量流量（kmo/h）摩尔百分数干烟气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混烟气296150.161004.1.2热量平衡根据Qi=N.CPlt式中：Q：热流量KJ/hN,：物流Ni的流量kmol/hC«：物流i的热容kJ/(kmo|AC)t:温度℃热潦量人方⑴干空气t=162℃CP=44.6814kJ/kmol℃Qi=5768.26x44.681x162=41.75x106kJ/h(2)湿匣气中水蒸气C*34.542kJ/kmol℃Q2=92.29x34.542x162=0.52x106kJ/h⑶傕化剂带入水蒸气Q3=65x35.6x505=1.17x106kJ/h(4)吹白、松动水蒸气Q尸27.78x34.6x280=0.27x106kJ/h⑸烧焦炭Q5=866.67x15.6x505=6.83x106kJ/h(6)催化剂Q6⑺燧烧热Qj=NAH查石油福分蜡图得CO2 Q小=791.76x407.0x103=322x106kJ/hCOQ7.2=11.15x122.7x103=1.37x106kJ/hH20Qz.3=382.52x239.4x103=91.58x106kJ/hXQ；=(322+1.37+91.58)x106=414.98x106kJ/h共计Q=2；Qi=(41.75+0.52+1.17+0.27+6.83+414.95)x106+Q6=465.49x106+Q6热潦量出方干烟气Q、=5582.67x32.58x700=127.32x106kJ/h⑴水蒸气Q12=564.81x39.877x700=15.77x106kJ/h⑵催化剂带出水蒸气Q，3=65x39.877x700=1.81x106kJ/h(3)版的热，版的热力熟烧热的11.5%Q-户414.98x106x0.115=47.72x106kJ/h⑷热损失=582x烧碳量Qt5=582x9634.98=5.6x106kJ/h(5)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:465,46x10%Q6=196.41x106+Q'6傕化剂升温所需的热量：Q=Q6-Q6=269.05x106kJ/h413催化剂循环量催化剂平均比热为1.086kJ/(kg℃)o设K化剂循环量为Wkg/h1.086Wx(700-505)=269.05x106W=1.27x106kg/h因为回炼比0.5,所以剂油比为:1.27x10V[130000X(1+0.5)]=6.5券上所述可得再生器物料平衡如表4-2、热平衡如表4-3。可修编・可修编・可修编・可修编・表4-2再生耨物料平街人力kg/h出方kg/h干空气167279.54干一气161897.43水汽壬贝带人1661.22水生成水汽6885.36特生剂带人1170汽带人水汽3331.26松动.吹动500合计172114.05合it17.06x10s储环催化剂1.27x106焦碳10400俯环催化剂(kg/h)1.27x106合计145x10，合计145x10"表4-3再生器热平街表人方,x106kJ/h出方，x106kJ/h焦生成CO2放热322焦碳股耐热47.72碳生成CO放热1.37主贝干空气升温需热127.23生成40放热91.58主反带人水气升温需热15.77烧欧日、松动蒸汽0.24加热催化剂需热268.44热焦碳升温需热6.83散热损失5.6催化剂带人水蒸气的热量1.17干空气的热量41.8合计464.99合计464.99再生器的尺寸设计1/4ttD2U=VsD=(4xV4U室产=[4x5860.55*29/(3.14x0.9x3600)产=8.2m烧焦陨鹿=烧焦量/藏量 藏量=烧焦量/烧焦愦度=10400/0.2=52000kgV密=蔽量/pa=52000/300=173.33m3H#=VS/A1=173.33x4/3.14x8.22=3.28m

1/4tiD2U«=VsD=(4xVs/ttU=(4x6150.17x29/3.14x0.6x3600)°5=10.26mTDH=(2.7D…)xEXP(O.7UFxDr-023)xDT=(2.7x10.26O36-0.7)xEXP(0.7x0.6x10.26O23)x10.26=6.1再生器的工艺结构图4-1。烟气,窗口村里、稀相丁卜人孔・•喈却靠汽B-・一-旋风分离器人孔紧村里、稀相丁卜人孔・•喈却靠汽B-・一-旋风分离器人孔紧I时水卜看火窗一次风助烧郴钠燃室成•・的料气b卜O/修料油7/5X图4-1再生器414空床流速密相床层进入密相床层的气相流量为:可修编・可修编・可修编・可修编・可修编-可修编-干烟气：5582.67kmol/h 、水蒸气：567.59-4.4=563.19kmol/h(从水蒸气中563.19kmol/hft除稀相床层中吹入的吹打蒸汽4.4kmol/h)，所以气相潦量为5582.67+563.19=6145.86kmol/h已知床层温度为7007,EE力为200+2=202kpa所以体枳流量：6145.86x22.4x(273+700)x101.3x107(273x202x103x3600)=68.34m7s稀相床层有4.4kmol/h水蒸气收入，因此流量为6129.48+4.4=6133.88Kmol/h体积潦量：6133.88x22.4x(273+710)x101.3x107(273x200x103x3600)=69.79m7s4.2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物料衡算新即原油：130000kg/h回炼油：回炼油浆=1：0.25

回炼比=(回炼油潦量+回炼油浆潦量)/新期原油=0.5回炼油潦量+回炼油浆潦1=0.5x130000=65000kg/h回炼油浆潦量：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%招出S度一10%招出S度)+(90-10)tV=(tio+tao+tso+tyo+tgo)-?5lnAme=-2.21181-0.012800tv06667+3.6478s03333Ame=e2%=tv-Ame由因为K=11.8,由加和k查表(《石油炼制工程》)P76可得共it相对分子分子质量见表4-4共it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:新鲜膜料雾化的水蒸汽: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催化剂带人水蒸气：1.4kg/t•剂1778kg/h反应器总吹打松动水蒸气：4kg/t.剂5080kg/h14048kg/h

催化剂带入烟气:1kg/t剂催化剂带入烟气:1kg/t剂1270kg/h综上所述则见人力水蒸汽流量表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一料雾化2080 18115.56水M提升蒸汽127070.56蒸收日、松动水蒸汽5080282.22气气摄蒸汽2540141.11回炼油雾化的水蒸汽2080115.56再生剂带人水蒸气177898.78总量14828780.44表4-6反应耨物料平街名称 相对平均分子量对新解原料流量油％(SS)kg/h kmol/h新鲜原料油444 100130000 292.79回炼油34252000 152.05回炼油浆39213000 33.13催化剂127000013 3.仁水蒸飞1814048 780.44再生剂带人烟291270 43.79科 气共计1001480318 1302.2带出烟气291270 43.79水蒸汽1814080 780.44出 国炼油浆39213000 33.13料 回炼油34252000 152.05干气30 56500 216.67液化气50 11.014300 286可修编-可修编-可修编-可修编-稳定汽油1064862400588.68轻柴油21421.227560128.79油浆2826.0780027.66焦碳8.010400损失300.8104034.67催化剂1270000共计10014803182653.83热量衡算热量人才.各进料温度催化剂为700。5回炼油浆：350℃,由催化剂带人的水蓑气和烟气700°C需汽提：4kg/t.剂=4x1270=5080kg/h预汽提：1kg/t.剂=1x1270=1270kg/h吹打等水蒸气：4.4x18=79.2kg/h共it： 6429.2kg/h当250℃时查培表可知所需的水蒸气所需热量:Hlt)=2790kJ/Kg比热=4.844kJ/(kg℃)o则可知水蒸气的量为576Kg=32kmol段原料油和回炼油温度为t催化剂平均比热力1.086kJ/(kgoC)。a.ffi化剂：Q产1270x1.086x700x103=0.97x109KJ/hb.催化剂带入烟气查表Cp=32.57kJ/kmol℃Q2=43.79x32.57x700=1.0x106kJ/hc.ffi化剂带入水蒸气Cp=38.877kJ/kmol℃Q3=99x38.877x700=2.69x106kJ/h300℃水蒸气.=357.18x1.92x300=0.21x106kJ/hd.250℃水蒸气Q5=32x1.91x250=0.016x106kJ/he.原料油和回炼油温度为t此始为H<t)Q6=(130000+65000)Ht=195000Hlt)回炼油浆温度为350。5查培在(《石油炼制工程》)PMH=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/kgftitQ=1.064x109+165000H(ti热量出方各出科温度为505℃a.催化剂：0^=1270x103x1.086x505=0.70x109kJ/hb.催化剂带出的烟气：Qz2=1270x30.1x505=1.93x107kJ/hc.催化剂带出的水蒸气(由再生器热量流出水知):Q>1.17x106kJ/hd.水蒸气：Q>(357.18+32)x1.98x505=0.032x106kJ/he.原料油和回炼油在505昭时汽化为油气。油气的烙为由505昭查到油的密度。由(《石油炼制工程》)%)查得H(tl=340x4.184=1443.5kJ/kgQ>(130000+65000)x1443.5=281.48x106kJ/hf.在505℃时油浆汽化为油气.此焙为1443.5kJ/kgQ'6=13000x1443.5=18.77x106kJ/hd.催化碳带出热量傕化碳=总碳-可汽提碳-附加碳可修编-可修编-可修编-可修编-. 可修编-. 可修编-可汽提催化碟=Wx0.02%=1270x103x0.02%=254kg/h附加碳=新鳏原14x5.38%x0.6=130000x5.38%x0.6=4196.4kg/h焦化碳量=9634.98-254-4196.4=5184.58查培图得Q'7=5184.58x2180x4.1868=47.32x106kJ/h共it： Q=1.062x109kJ/h热量平衡1.064x109+165000H(tl=1.062x109kJ/H令混合原料油的预热温度为283℃混合原料的相对密度d设di=v»d新+vndb+vsd«vft=130000/0.8995-(130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985)=0.62m/hv«=65000/0.8800-(130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985)=0.32m7h?=13000/0.9985-(130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985)=0.056m3/hUd.8=0.62x0.8995+0.32x0.8800+0.056x0.9985=0.56+0.28+0.056=0.9m7ht=283℃ da=0.9 k=11.8查蛤湿图H(283℃)=162x4.184=677.81kJ/kg人力=132x106+196000x677.8=1106x106kJ/h出n=1274.8x106kJZh故反应器部分应取热；Qa=1274.8x106-1106x106=168,8x106kJ/h原料人口潦速、提升管进料潦量和温度如下表4-7、4-8所示。表4-7提升管人口进料热量名称 流量 温度K Qx106/kj/hkg/h kmol/h

新算原料油130000292.792350.195H(ti回炼油52000196.23265回炼油浆1300053.57350催化剂带人的M气127067.277001.0催化剂带人的水蒸气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5053的热量项目kg/h相对分子质量kmol/hQx107kJ/h干气650030216.67液化气1430030476.67汽油62400106588.681226.48轻柴油27560214128.79油浆780028227.66@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1999502465.911274.8提升管工艺计算4.231提升管进料处的压力和温度(1)压力沉降器顶部压力为200kPa段进油处至沉降器顶部的总压降为19.5kPa,则提升管进油处的压力为200+19.5=219.5kPa⑵一度加热并出口泓度为235。2此时原料油处于液相状态.经雾化进入提升管与700℃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顺来计算。催化剂和烟气由700℃降至TT放出的热=1270x10\1.097x(700-1)+1270x1.09x(700-T)=139.46x10\(700-T)踪上所述可得出油和蒸汽的热量如表4-9。表4-9油和藜汽的热量计算物流流量&出kg/h一度汽蛤kJ/kg热量KJ/h温度kJ/kg热i/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分刖为催化剂和烟气的比热查焰表可知根据热平街原理:139.46x(700-T)=13A+5.2B+1.3C+6.4D设T=480℃则查焙图可得A=1335kJ/kgB=1322kJ/kgC=1255kJkgD=920kJ/kgJjj=139.46x190=26497.4fijfl=17355+6874+1632+589=26450相对误差为0.17%,所以T=480℃4.2.3.2提升管直径1)选取提升管径D=1.2m,则提升管截面积F=3.14xD2/4=1.1m22)提升管进科处的压力沉降器顶部的压力为200kPa(表)，设进油处至沉降器项鄱的总压降为24kPa,则提升管进油处的压力为200+24=224kPa(表)o3)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,所以下部气体体积滞率为：V下=1302.2x22.4x(480+273)x101.3/[(224+101.3)x273]=24695m7h=6.86m3/s下部气速为u下=V卜/F=6.86/1.1=6.24m/s4)核算提升管出口气速提升管出口处油气的总流率为2501.65kmol/h,所以,出口处油气体积流率为：V±=2653.83x22.4x(480+273)x101.3/[(200+101.3)x273]=55127(m3/h)=15.31m7s所以出口线速为u上=V上/F=15.31/1.1=13.92m/s核算结果表明：提升管出、入口线速在一股设计IB,故所选径D=1.2m是可行的。5升管长度提升管平均气速U=(u±-u|.)/ln(u1/u卜)=(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=30.11m6)核算提升管总压降设计的提升管由沉降器的中部进入，根据沉睇器的直径同提升管拐弯的要求，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一级旋风分离器人口高度取7m,其间密度根据经验取8kg/m3.提升管总压驿包括静压Ph、摩擦压降pf及转向、出口损失等压降pa。各项分刖计算如下：提升管密度计算见表4-10。1)△Ph表4-10提升管密度itII目上部下郃对数平均值Iff化剂流率/kg/h12701270油气流?/m7s15.316.86视密®/kg/m321.3348.833.19气速/m/s13.926.2411.23滑落系数1.12.0SSSB/ko/m323.4697.652△ph=rAhx10=52x25x10^=12.4kPa2）△”直管摩擦压降）△pf=7.9x10-8L/Dxpu2g=7.9x108x30/1.2x33.19x102x9.81=0.61（kPa）3）△papa=Npu2x10-4/2=3.5x10.042x33.19x10-4l/2=5.81KPa（N=3.5,包括两次转向及出口损失）4）提升管总压降z\p世P«=△Ph+APf+APa=12.4+0.67+5.81=18.89KPa5）校核原料油进口处压力提升管出口至沉降器顶部压降：8x7x1（T=0.56KPa提升管原料入口处压力:沉降器顶部压力+0.56+Ap8=200+0.56+18.89=219.45KPa（表）此值与前面假段的219.5KPa（表）基本相同，故前面计算时假段的压力不用重算。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潦率43.79+1270/18=114.35kmol/h体积潦率=114.35x22.4x(700+273)x101.3/[273x(219.45+101.3)x3600]=0.8m7s取预提升段气速为1.5m/s,则预提升段直径口依=[0.8x4/(1.5x3.14)r=o.82m取预提升段直径0.82m.2)高度考虑到进料喷嘴以下段有事故蒸汽进口管、人孔、再生剂斜管人口等，预提升口的高度取4m。由上面的计算可知预提升段长度4m,径0.82m；反应段长30.11m,g1.2m,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。图4-3提升管反应沉降器可修编-可修编-可修编-可修编-可修编・可修编・424旃风分岗器工工艺计算EPV分离单管・气体排出管1叶片...芯管气体排放罐iI

EPV分离单管・气体排出管1叶片...芯管气体排放罐iI

i

i管板板分股股心筒隔隔体体气控尘尘中吊上下单壳烟配集集、、、、、、、、、123456789图4-3旋风分离器结构简图选用我国自主开发的PV型旋网分离器，采用二级中妖，按PV旃贝分离器的段计方法和规格进行工艺计算。4.2.4.1筒体直径2湿烟气潦率：6147.39x22.4x(700+273)x101.3/273x(101.3+200)x3600=45.83m/s旋凡分离器的压力如表4-11。表4-11凝反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漫加气流率15.83m7s漫得气密度1.25Kg/m3技筒体的气速为4m/s结算，«2总筒体截面枳=湿烟气流率/4=45.83/4=11.46m,选用10组旋口分离器,则每个旋贝分离器筒体截面枳为1.146rr)21/9简体直径=(1.14x4/k)=1.21m选用直径1300而的旋贝分离器。一级和二级用此直径的筒体。4.222一级人口截面枳技入口线速为18m/s考虑则一级人口截面积为AJ简体截面积A=4/18A,=1.146x4/18=0.25m2旋风分离器人口力矩形，其高度为a是宽度b的2.5倍，由此得b=0.32m,a=0.79m。4.2.2.3二级人口截面积技二级人口线速为22m/s考虑则二级人口或面积A2/筒体或面积A=4/22A2=1.146x4/22=.0.21m2人口高度a=0.72m,宽度b=0.28m4.2.2.4核算旋脚分离器组数一级人口线速=湿烟气流率/一级人口截面枳=45.82/(10x0..25)=18.11m/s二级人口线速=湿烟气流率/二级人口截面枳=45.83/(10x0.21)=21.82m/s由计算结果得：一级、二级人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/s0ant,选用10组旋脚分离器符合要求。4.225一级料服负荷及管径Pv型一级旋脚分离器料腿的适宜固体质量速度为300~500(k”m2.s)设一级旅瓜分离器的人口气体的固体浓度为10Kg/m3则对每一个旋风分离器的进入周体潦量为45.83x10x1/10=45.83Kg/s选用直径为350m管子作一级料服9 945.83/(0.35x3.14/4)=476.59kg/m-s所选管径合适。对直径1300mm的旋风分离器，二级科胭选用直径350mm的管子。旋风分离器的压降PV里旋网分离的压降计算公式:△P=(6+0/1000)V./2+S(Cio/Ci)0M5x(pflVi72)£=8.54(4烟177450-0/69铲脚_1Re=paVtD/p式中P。一—气体密度kg/m3；M一气体黏度，Pa.s;“—基准人口浓肌10kg/m3；—筒体与人口截面枳之比；d,一出口管与筒体的直径之比；6—系数；CI—人口气体中固体浓度，kg/m3；D——筒体直径，m；Vi—人口气体线速m/s；Re——,由诺数。1)计算一级旋风分离器压降aP1Re=0.88x18x1.21/0.000035=543085.71£=8.54(1.146/0.25产(0.44严”1.21543085.7俨侬-1=15.8△Pi=(pg+C/1000)v/2+8(Cio/Ci)0045x(p"/2)=(0.88+10/1000)x(1872)+15.8x(10/10)°M5x(0.88x182/2)=2.4KPa2)计算二级能反分离器压降ZiP2Re=0.88x22x1.21/0.000035=669303£=8.54(1.146/0.21尸也0.44严*4°⑹6693030°"=20.1△P2=(pg+C/1000)v/2+e(Cio/Ci)0045x(p"/2)=(0.88+1/1000)x(2272)+20.1x(10/1)0M5x(0.88x222/2)=4.9KPa第五章分IS塔能量平衡计算分阖塔能量平衡计算分储系统主要设备是分储塔，裂化产物由分墙塔分储成各件储分的油品，塔顶产品为租汽油油汽和富气；塔底产品为回炼油浆；恻线采出有轻柴油，重柴油和回炼油。全塔枷料和热量平衡如表5-1。表5-1分用塔物将和热信平街SSa料出料温度状态潦量培流量温度状态流量焙流量&C103kg/h106kg/h,c103kg/h106kg/h烟气500气1.270.72125气1.270.17干气500气6.511.14125气0.654.03液化气500气14.323.03125气14.38.56稳定500气62.491.40125气62.439.44汽油轻柴油500气27.5642.96220液27.5614.50油浆500气7.812.13350液7.86.89回炼油500气5.28.12265液5.23.68@炼500气1320.18350液1311.94油浆水蒸汽500气14.04849.90125气14.04838.11汽提250气1.3363.7125气1.3363.62蒸汽再吸120液16.85.3125气16.810.55收油共it170.2268.59170.2141.49培的基准态：油品为-17.8°C饱和液体；水蒸气为0℃但和水;其它气体为0℃,0.1013MPa裂化产物进料流量：233.51x103kg/h由各回流取走热量：(268.59-141.49)x106=127.1x106kg/h各回流取热分配项回流取15% 127.1x106x0.15=19.065x106kJ/h一中回流取