催化裂化裝置反應(yīng)

1、催化裂化裝置反應(yīng)1.1催化裂化的目的及意義 我國原油偏重，輕質(zhì)油品含量低，為增加汽油、柴油、乙烯用裂解原料等輕質(zhì)油品產(chǎn)量。我過煉油工業(yè)走深度加工的道路，形成了以催化裂化（FCC）為主體，延遲焦化、加氫裂化等配套的工藝路線。2001年底全國有147套催化裂化裝置，總加工能力超過100.0Mt/a ，比1991年增加 58.4 Mt/a，增長137.16%，可以說是世界上催化裂化能力增長最迅速的國家。 催化裂化是重要的重質(zhì)油輕質(zhì)化過程之一，在汽油和柴油等輕質(zhì)油品的生產(chǎn)占有很重要的地位。催化裂化過程在煉油工業(yè)，以至國民經(jīng)濟中只有重要的地位。在我國，由于多數(shù)原油偏重，而H/C相對較

2、高且金屬含量相對較低，催化裂化過程，尤其是重油催化過程的地位顯得更為重要。 隨著工業(yè)、農(nóng)業(yè)、交通運輸業(yè)以及國防工業(yè)等部門的迅速發(fā)展，對輕質(zhì)油品的需求量日益增多，對質(zhì)量的要求也越來越高。以汽油為例，據(jù)1988年統(tǒng)計，全世界每年汽油總消費量約為6.64億噸以上，我國汽油總量為1750萬噸，從質(zhì)量上看，目前各國普通級汽油一般為9192（RON），優(yōu)質(zhì)汽油為9698（RON）。為了滿足日益嚴格的市場需求,催化裂化工藝技術(shù)也在進一步發(fā)展和改進.本設(shè)計是對催化裂化反應(yīng)-再生及分餾系統(tǒng)進行工藝上的設(shè)計與分析。1.2催化裂化技術(shù)發(fā)展狀況 80年代以來，催化裂化技術(shù)的進展主要體現(xiàn)在兩個方面：

3、 開發(fā)成功摻煉渣油（常壓渣油或減壓渣油）的渣油催化裂化技術(shù)（稱為渣油FCC，簡寫為RFCC）； 催化裂化家族技術(shù)，包括多產(chǎn)低碳烯烴的DCC技術(shù)，多產(chǎn)異構(gòu)烯烴的MIO技術(shù)和最大量生產(chǎn)汽油、液化氣的MGG技術(shù)。 目前國外新開發(fā)的重油催化裂化技術(shù)有：渣油加氫處理(VRDS)一催化裂化(FCC)組合工藝”、毫秒催化裂化工藝（MSCC）雙臺組合循環(huán)裂化床工藝、劑油短接觸工藝（SCT）、雙提升管工藝、兩段渣油改質(zhì)技術(shù)等等。 國內(nèi)靈活雙效催化裂化工藝（FDFCC）、VRFCC技術(shù)、催化裂化（MIP）新技術(shù)等等。下面以兩個技術(shù)說明一下： （1）渣油加氫處理一催化裂化組合工藝基礎(chǔ)研

4、究的應(yīng)用 它是在對加氫處理和催化裂化兩種工藝過程的特點、原料產(chǎn)品性質(zhì)及加工方案進行深入研究的基礎(chǔ)上，經(jīng)過理論分析，實驗室及工業(yè)試驗后開發(fā)出的一種新的石油加工工藝“渣油加氫處理(VRDS)一催化裂化(FCC)組合工藝”。 流化催化裂化（FCC）是現(xiàn)代化煉油廠用來改質(zhì)重質(zhì)瓦斯油和渣油的核心技術(shù)，是煉廠獲取經(jīng)濟效益的一種重要方法。據(jù)統(tǒng)計，截止到1999年1月1日，全球原油加工能力為4 015.48 Mt/a，其中催化裂化裝置的加工能力為668.37 Mt/a，約占一次加工能力的16.6%，居二次加工能力的首位。美國原油加工能力為821.13 Mt/a，催化裂化能力為271 Mt/a，居界第

5、一，催化裂化占一次加工能力的比例為33.0%。我國催化裂化能力達66.08 Mt/a，約占一次加工能力的38.1%，居世界第二位。世界RFCC裝置原料中渣油的平均量為15%20%。從國外各大公司對原料的要求來看，殘?zhí)颗c金屬兩個指標已分別達到8%和20 g/g。而國內(nèi)渣油催化裂化原料的殘?zhí)恳话氵_到6%，金屬15 g/g，與國外水平相比，尚有潛力。中國石化集團公司FCC裝置中約80%都摻煉不同比例的渣油，平均摻渣比約為26%，1989-1997年，摻煉重質(zhì)油的比例從18.52%增至43.64%。我國大慶石蠟基原油具有殘?zhí)康汀⒔饘俸康偷奶攸c，其減壓渣油的殘?zhí)繛?.95%，金屬為7 g/g，所以大慶

6、減壓渣油可以直接進行催化裂化。前郭煉油廠已進行了大慶全減壓渣油催化裂化的嘗試，但未見國外全減壓渣油催化裂化的報道 （2）兩段提升管催化裂化（TSRFCC）新技術(shù)TSRFCC可大幅度提高原料的轉(zhuǎn)化深度，同比加工能力增加2030%；顯著改善產(chǎn)品分布，輕油收率提高23個百分點，液收率提高34個百分點，干氣和焦炭產(chǎn)率大大降低；產(chǎn)品質(zhì)量得到明顯改善，汽油烯烴含量下降20個百分點以上，柴油密度減小、十六烷值提高，汽油和柴油的硫含量都明顯降低。采用兩段提升管催化裂化技術(shù)可使企業(yè)獲得巨大的經(jīng)濟效益。1.3設(shè)計的主要內(nèi)容 1.設(shè)計專題的經(jīng)濟、技術(shù)背景分析   &

7、#160;2.工藝流程的選擇 3.主要設(shè)備物料、能量衡算                        4.主要設(shè)備工藝尺寸計算 5.裝置工藝流程、再生器、反應(yīng)器提升管工藝流程圖的繪制           6.再生器、反應(yīng)器提升管、分餾塔能

8、量衡算原料油經(jīng)過加熱汽化后進入提升管反應(yīng)器進行裂化。提升管中催化劑處于稀相流化輸送狀態(tài)，反應(yīng)產(chǎn)物和催化劑進入沉降器，并經(jīng)汽提段用過熱水蒸氣汽提，再經(jīng)旋風分離器分離后，反應(yīng)產(chǎn)物從反應(yīng)系統(tǒng)進入分餾系統(tǒng)，催化劑沉降到再生器。在再生器中用空氣使催化劑流化，并且燒去催化劑表面的焦炭。煙氣經(jīng)旋風分離器和催化劑分離后離開裝置，使催化劑在裝置中循環(huán)使用。 反應(yīng)系統(tǒng)主要由反應(yīng)器和再生器組成。原料油在裝有催化劑的反應(yīng)器中裂化，催化劑表面有焦炭沉積。沉積的焦炭的催化劑在再生器中燒焦進行再生，再生后的催化劑返回反應(yīng)器重新使用。反應(yīng)器主要為提升管，再生器為流化床。 再生器的主要作用是：燒去催化劑上因

9、反應(yīng)而生成的積炭，使催化劑的活性得以恢復(fù)。再生用空氣由主風機供給，空氣通過再生器下面的輔助燃燒室及分布管進入。在反應(yīng)系統(tǒng)中加入水蒸汽其作用為： （1）霧化從提升管底部進入使油氣霧化，分散，與催化劑充分接觸； （2）預(yù)提升在提升管中輸送油氣； （3）汽提從沉降器底部汽提段進入，使催化劑顆粒間和顆粒內(nèi)的油氣汽提，減少油氣損失和焦炭生成量，從而減少再生器負荷。汽提水蒸氣占總水蒸氣量的大部分。         （4）吹掃、松動反應(yīng)器、再生器某些部位加入少量水蒸氣防止催化劑堆積、堵塞。

10、2. 2分餾系統(tǒng) 由反應(yīng)器來的反應(yīng)產(chǎn)物油氣從底部進入分餾塔，經(jīng)塔底部的脫過熱段后在分餾段分割成幾個中間產(chǎn)品：塔頂為富氣，汽油，側(cè)線有輕柴油，重柴油和回煉油，塔底產(chǎn)品為油漿。輕、重柴油分別經(jīng)汽提后，再經(jīng)換熱，冷卻后出裝置。 分餾系統(tǒng)主要設(shè)備是分餾塔，裂化產(chǎn)物在分餾塔中分餾成各種餾分的油品。塔頂汽在粗汽油分離罐中分成粗汽油和富氣。 分餾塔具有的特點有: (1)分餾塔底部設(shè)有脫過熱段,用經(jīng)過冷卻的油漿把油氣冷卻到飽和狀態(tài)并洗下夾帶的粉塵以便進行分餾和避免堵塞塔盤。 （2）設(shè)有多個循環(huán)回流：塔頂循環(huán)回流、一至兩個中段回流、油漿回流。 （3）塔

11、頂回流采用循環(huán)回流而不用冷回流。2. 3吸收穩(wěn)定系統(tǒng) 該系統(tǒng)主要由吸收塔，再吸收塔，解吸塔及穩(wěn)定塔組成。從分餾塔頂油氣分離器出來的富氣中帶有汽油部分，而粗汽油中則溶解有C3，C4 組分。 吸收穩(wěn)定系統(tǒng)的作用就是利用吸收和精餾方法，將富氣和粗汽油分離成干氣（C2），液化氣（C3 、C4）和蒸汽壓合格的穩(wěn)定汽油。第四章   反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝計算4.1    再生系統(tǒng)4.1.1  燃燒計算 再生器物料平衡是計算待再生催化劑進入再生器后焦炭燃的產(chǎn)物，焦炭量按新鮮原料油的8%計算： 焦炭產(chǎn)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燒碳量=10400 × 92.66% = 9634.98 kg/h燒氫量=10400 9634.98=765.02 kg/h 已知煙氣組成（體）：CO2 : CO = 14.2 : 0.2 = 71 :

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

14、 1/2 ×1/2 = 191.26kmol/h則理論的耗氧量為:791.76+5.575+191.26=988.59kmol/h理論氮為：988.59× 79/21 = 3718.98 kmol/h所以，可知燃料產(chǎn)物為 791.76kmol/h CO2，  11.15kmol/h CO， 191.26× 2 = 382.52kmol/h H2O。理論干煙氣包括燃燒生成 CO2 和CO和理論氮則總量: 791.76 + 11.15+ 3718.98 = 4521.89kmol/h 已知煙氣中過剩氧為 4% 所以過?？諝饽柊?/p>

15、分數(shù)：   (4×100/21)×100% = 19%過?？諝猓海ㄟ^?？諝獍俜謹?shù)/ 1- 過?？諝獍俜謹?shù)）×理論干煙氣氣量 = 0.19/（1 0.19）×4521.89 = 1060.69kmol/h過剩氧氣： 1060.69×0.21 = 222.74kmol/h過剩空氣含氮:1060.69 222.89= 837.95kmol/h實際干煙氣為理論生成干煙氣和過?？諝饨M成： 4521.69+ 1060.69 = 5582.67kmol/h理論干空氣用量: 988.59+3718.98+ 10

16、60.69=5768.26kmol/h已知空氣的相對濕度為 70% ，溫度為 25 ºC，根據(jù)石油加工工藝中冊圖6-29查得：水蒸氣/干空氣 = 0.016 （摩爾）空氣中含水蒸氣為 :0.016 × 5768.26 = 92.29kmol/h濕空氣： 5768.26+ 92.29= 5860.55 kmol/h已知回煉比 0.5， 劑油比為 6.0回煉油漿：130000 × 0.5 =65000kg/h劑/油 = 劑 /（130000 + 26000）= 6.0 所以催化劑循環(huán)量為:6.0×（130000+26000）=1170000kg/h

17、 依據(jù)每噸催化劑帶入1kg 水汽,則催化劑循環(huán)量為1170t/h則帶入 1170 kg/h=65 kmol /h吹掃松動水蒸氣量：500kg/h=27.78kmol /h水蒸氣為濕度與生成水及本身帶入和吹掃的水蒸氣之和煙氣中水蒸氣為：92.29+27.78+65+382.52=567.59kmol/h綜上所述可以得出再生器煙氣流量及組成如表4-1。表4-1再生器煙氣流量及組成組分 分子量 流量（kmo/h） 摩爾百分數(shù)   濕煙氣 干煙氣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干煙氣 30 5582.67  100總水蒸氣 18 567.59 9.19 濕煙氣 29 6150.16 100 4.1.2熱量平衡 根據(jù)Qi = Ni  CPi t &

19、#160;式中：Qi ： 熱流量  KJ/h     Ni ： 物流Ni的流量 kmol/h CPi：物流i的熱容kJ/（kmol·ºC）   t: 溫度  ºC4.1.2.1  熱流量入方(1)干空氣  t = 162 ºC  CP = 44.6814 kJ/kmol·ºC Q1 = 5768.26×44.681 × 162 = 41.75× 106 kJ/h(2)濕空氣中水

20、蒸氣 C水=34.542 kJ/kmol·ºC Q2 = 92.29 × 34.542 × 162 =0.52× 106 kJ/h(3)催化劑帶入水蒸氣 Q3=65×35.6 ×505 = 1.17× 106 kJ/h(4)吹掃、松動水蒸氣 Q4= 27.78×34.6×280 =0.27×106kJ/h(5)燒焦炭 Q5 =866.67× 15.6 × 505 =6.83×106 kJ/h(6)催化劑 Q6 (7)燃燒熱 Q7，j =

21、 NjH  查石油餾分焓圖得 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共計 Q = Qi = (41.75+0.52+1.17+0.27+6.83+414.95)×106  + Q6      =465.49× 106 + Q64.1.2.3  熱流量出方干煙氣Q，1 = 5582.67× 32.58 ×700 = 127.32× 106 kJ/h(1)水蒸氣 Q，2 =564.81× 39.877

23、 ×700 = 15.77× 106kJ/h  (2)催化劑帶出水蒸氣 Q，3 = 65× 39.877 × 700= 1.81× 106 kJ/h(3)脫附熱，脫附熱為燃燒熱的 11.5% Q，4 = 414.98× 106 × 0.115 =47.72× 106 kJ/h(4)熱損失  = 582 ×燒碳量 Q，5 = 582 ×9634.98 = 5.6× 106kJ/h(5)催化劑 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根據(jù)熱量平衡式： 465.46× 106 + Q6 = 196.41 × 106 + Q，6催化劑升溫所需的熱量：Q=Q6-Q6=269.05×106kJ/h4.1.3催化劑循環(huán)量催化劑平均比熱為1.086kJ/（kg·ºC）。設(shè)催化劑循環(huán)量為W/h   1.086W×（700-505）=269.05×106   W=1.27×106kg/h 

25、;因為回煉比0.5，所以劑油比為:1.27×106/ 130000×（1+0.5）=6.5 綜上所述可得再生器物料平衡、熱平衡。4.1.4.1密相床層  進入密相床層的氣相流量為：干煙氣：5582.67kmol/h   、水蒸氣：567.59-4.4=563.19kmol/h（從水蒸氣中563.19kmol/h扣除稀相床層中吹入的吹掃蒸汽4.4kmol/h），所以氣相流量為5582.67+563.19=6145.86 kmol/h已知床層溫度為700 ºC  ，壓力為200+2=202kpa所以體積流量：

26、6145.86×22.4×（273+700）×101.3×103/（273×202×103×3600）=68.34m3/s4.1.4.2 稀相床層有4.4kmol/h水蒸氣吹入，因此流量為6129.48+4.4=6133.88Kmol/h體積流量：6133.88×22.4×（273+710）×101.3×103/（273×200×103×3600）=69.79m3/s4.2.1 物料衡算新鮮原油：130000kg/h   &#

27、160; 回煉油：回煉油漿=1：0.25回煉比=（回煉油流量+回煉油漿流量）/新鮮原油=0.5回煉油流量+回煉油漿流量=0.5×130000=65000kg/h回煉油漿流量：65000×0.25/(1+0.25)=13000kg/h則回煉油流量:65000-13000=52000 kg/h催化劑循環(huán)量：W=1.27×106kg/hS=（90%餾出溫度-10%餾出溫度）÷（90-10）tv=（t10+t30+t50+t70+t90）÷5lnme=-2.21181-0.012800tv0.6667+3.6478s0.3333me=e lnme

28、60;                        tme=tv-me由因為K=11.8,由tme和k查表（石油煉制工程）P76可得相對分子分子質(zhì)量見表4-4 。表4-4 物料相對分子質(zhì)量物料 穩(wěn)定汽油 輕柴油 回煉油 回煉油漿 原料油平均相對分子量 106 214 342 3

29、92 445 反應(yīng)器水蒸氣包括：新鮮原料霧化的水蒸汽：     12.5%·油      1300kg/h回煉油霧化的水蒸氣：       4% ·油          2080 kg/h預(yù)提升所需水蒸氣：         1kg/t

30、83;劑        1270kg/h汽提所需水蒸氣；           2kg/t·劑        2540kg/h催化劑帶入水蒸氣：         1.4kg/t·劑      1778kg/h反應(yīng)

31、器總吹掃松動水蒸氣：   4kg/t·劑        5080kg/h 共    計                               &

32、#160; 14048 kg/h催化劑帶入煙氣：            1kg/t劑         1270kg/h綜上所述列見入方水蒸汽流量表4-5、反應(yīng)器物料平衡見表4-6。表4-5入方水蒸汽水蒸氣 項目 質(zhì)量流量/Kg/h 分子量 kmol/h 進料霧化 2080 18 115.56 預(yù)提升蒸汽 12

33、70  70.56 吹掃、松動水蒸汽 5080  282.22 氣提蒸汽 2540  141.11 回煉油霧化的水蒸汽 2080  115.56 再生劑帶入水蒸氣  1778  98.78 總量 14828  780.444.2.2熱量衡算4.2.2.1熱量入方 . 各進料溫度 催化劑為700ºC . 回煉油漿：350ºC . 由催化劑帶

34、入的水蒸氣和煙氣700ºC 需汽提：  4kg/t·劑=4×1270=5080kg/h 預(yù)汽提：  1kg/t·劑=1×1270=1270kg/h 吹掃等水蒸氣：  4.4×18=79.2kg/h 共計：  6429.2kg/h 當250ºC時查焓表可知所需的水蒸氣所需熱量: H（t）=2790kJ/Kg比熱=4.844 kJ/（kg·ºC）。則可知水蒸氣的量為576Kg=32 kmol設(shè)原料油和回煉油溫度為t催化劑

35、平均比熱為1.086kJ/（kg·ºC）。a.催化劑： Q1=1270×1.086×700×103=0.97×109 KJ /hb.催化劑帶入煙氣查表CP = 32.57kJ/kmol·ºC  Q2=43.79×32.57×700=1.0×106kJ/hc.催化劑帶入水蒸氣CP = 38.877kJ/kmol·ºC   Q3=99×38.877×700=2.69×106kJ/h300ºC水蒸氣 Q

36、4 =357.18×1.92×300=0.21×106kJ/hd.250ºC水蒸氣Q5=32×1.91×250=0.016×106k J/he.原料油和回煉油溫度為t此焓為H（t）Q6=（130000+65000）Ht= 195000H（t）     回煉油漿溫度為350ºC . 查 焓在（石油煉制工程）P99H=198.0kcal/kg=198.0×4.184=828.432kJ/kg Q7=13000×828.43=10.77

37、15;106kJ/hh.焦碳吸附的吸附熱等于脫附熱 Q8=47.72×106kJ/kg 共計Q=1.064×109+165000 H（t）4.2.2.2 熱量出方各出料溫度為505ºCa.催化劑 ：Q1=1270×103×1.086×505=0.70×109kJ/hb.催化劑帶出的煙氣：Q2=1270×30.1×505=1.93×107kJ/hc.催化劑帶出的水蒸氣（由再生器熱量流出方知）： Q3=1.17×106kJ/hd.水蒸氣  ：Q4=（

38、357.18+32）×1.98×505=0.032×106kJ/he.原料油和回煉油在505ºC時汽化為油氣。油氣的焓為由505 ºC查到油的密度 。 由（石油煉制工程）P99）查得    H（t）=340×4.184=1443.5kJ/kg Q5=（130000+65000）×1443.5=281.48×106kJ/h f.在505ºC時油漿汽化為油氣.此焓為1443.5kJ/kg Q6=13000×1443.5=

39、18.77×106kJ/h d.催化碳帶出熱量  催化碳=總碳-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=新鮮原料×5.38%×0.6=130000×5.38%×0.6=4196.4 kg/h 焦化碳量=9634.98-254-4196.4=5184.58查焓圖得 Q7=5184.58×2180×4.1868=47.32×106 kJ/h 共&#

40、160;  計：  Q=1.062×109kJ/h熱量平衡  1.064×109+165000H（t）=1.062×109 kJ/H令混合原料油的預(yù)熱溫度為283ºC 混合原料的相對密度d混 d混=v新d新+v回d回+v漿d漿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漿=13000/0.9985÷（130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985）=0.056 m3/h則  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  查焓濕圖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故反應(yīng)器部分應(yīng)取熱；Q取=1274.8×106-1106×106=168.8×106kJ/h原料入口流速、提升管進料流量和溫度如下表4-7、4-8所示。 表4-7 提升管入口進料熱量 名稱 流量 溫度/ºC Q×106/kJ/h kg/h kmol/h  

43、;新鮮原料油 130000 292.79 235 0.195 H（t）回煉油 52000 196.23 265 回煉油漿 13000 53.57 350 催化劑帶入的煙氣 1270 67.27 700 1.0催化劑帶入的水蒸氣 1782 99 700 2.69水蒸氣 6429.3 357.19 300 0.21水蒸氣 576 32

44、0;250 0.16催化劑 1270×103  700 970共計 1475057   1106 表4-8 提升管出口物料505ºC的熱量項目 kg/h 相對分子質(zhì)量 kmol/h Q×106/kJ/h干氣 6500 30 216.67  1226.48液化氣 14300 30 476.67 汽油 62400 106&

45、#160;588.68 輕柴油 27560 214 128.79 油漿 7800 282 27.66 回煉油 52000 340 152.94 回煉油漿 13000 392 33.16 煙氣 1270 30 42.33 0.67水蒸氣 14048 18 780.44 8.29催化劑 1270×103  700

46、 700損失 1040 30 18.57 4.1油+氣合計 199950  2465.91 1274.84.2.3 提升管工藝計算4.2.3.1提升管進料處的壓力和溫度 (1)壓力沉降器頂部壓力為200kPa設(shè)進油處至沉降器頂部的總壓降為19.5 kPa,則提升管內(nèi)進油處的壓力為200+19.5=219.5 kPa(2)溫度加熱爐出口溫度為235ºC,此時原料油處于液相狀態(tài).經(jīng)霧化進入提升管與700ºC的再生劑接觸,立即氣化.原料油與高溫催化劑接觸后的溫度可由熱平衡來計算。催

47、化劑和煙氣由700ºC降至TºC放出的熱 =1270×103×1.097×(700-T)+1270×1.09×(700-T) = 139.46×104×(700-T) 綜上所述可得出油和蒸汽的熱量如表4-9。 表4-9 油和蒸汽的熱量計算 物  流  流量  進  出  kg/h 溫度/ºC 焓kJ/kg 熱量KJ/h 

48、;溫度 kJ/kg 熱量/kJ/h原料 130000 235 577 75010000 T A 13×104 A回煉油、 52000 265 659 34268000 T B 5.2×104 B油漿 13000 350 849 11037000 T C 1.3×104 C水蒸氣 6429.2 300 552&

49、#160;3548918 T D 064×104 D 其中1.097和1.09分別為催化劑和煙氣的比熱查焓表可知根據(jù)熱平衡原理: 139.46×(700-T) =13A+5.2B+1.3C+6.4D 設(shè)T =480ºC則查焓圖可得A=1335kJ/kg   B=1322kJ/kg   C=1255kJkg D=920kJ/kg左邊=139.46×190=26497.4右邊=17355+6874+1632+589=26450相對誤差為0.17%,所以T =4

50、80ºC4.2.3.2提升管直徑1) 選取提升管內(nèi)徑D1.2m，則提升管截面積F3.14×D2/41.1m22) 提升管進料處的壓力沉降器頂部的壓力為200kPa（表）,設(shè)進油處至沉降器頂部的總壓降為24 kPa，則提升管內(nèi)進油處的壓力為200+24224 kPa（表）。3) 核算提升管下部氣速由物料平衡得油氣、蒸汽和煙氣的總流率為1302.2kmol/h,所以下部氣體體積流率為： V下1302.2×22.4×（480+273）×101.3/（224+101.3）×273    

51、60;   24695 m3/h6.86m3/s 下部氣速為u下V下/F6.86/1.16.24m/s4）核算提升管出口氣速 提升管出口處油氣的總流率為2501.65 kmol/h，所以，出口處油氣體積流率為： V上2653.83×22.4×（480+273）×101.3/（200+101.3）×273     55127(m3/h)15.31m3/s 所以出口線速為u上V上/F15.31/1.113.92m/s 核算結(jié)果表明：提升管出、入口線速

52、在一般設(shè)計范圍內(nèi)，故所選內(nèi)徑D1.2 m 是可行的。5) 提升管長度提升管平均氣速 u=(u上-u下)/ln(u上/u下) =(15.13-6.24)/ln(15.13/6.24)=10.04m/s反應(yīng)時間為3秒，則提升管的有效長度Lu×310.04×330.11m6) 核算提升管總壓降  設(shè)計的提升管由沉降器的中部進入，根據(jù)沉降器的直徑何提升管拐彎的要求，提升管直立管部分長25m，水平管部分6m，提升管出口向下以便催化劑與油氣快速分離。提升管出口至沉降器內(nèi)一級旋風分離器入口高度取7m，其間密度根據(jù)經(jīng)驗取8kg/m3.   提升管總壓

53、降包括靜壓ph、摩擦壓降pf及轉(zhuǎn)向、出口損失等壓降pa。各項分別計算如下：提升管內(nèi)密度計算見表4-10。 1）ph表4-10 提升管內(nèi)密度計項目 上部 下部 對數(shù)平均值催化劑流率/kg/h 1270 1270 油氣流率/m3/s 15.31 6.86 視密度/kg/m3 21.33 48.8 33.19氣速/m/s 13.92 6.24 11.23滑落系數(shù) 1.1 2.0 實際密度/kg/m3 2

54、3.46 97.6 52   phrh×10-4=52×25×10-4=12.4 kPa2) pf(直管摩擦壓降)   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，包括兩次轉(zhuǎn)向及出口損失)4）提升管總壓降p提p提 ph+pf+pa     12.4+0.67+5.8118.89KPa5）校核原料油進口處壓力   提升管出口至沉降器頂部壓降：8×7×10-40.56KPa  提升管內(nèi)原料入口處壓力：沉降器頂部壓力+0.56+p提 200+0.56+18.89219.45KPa（表）  此值與前面假設(shè)的219.5 KPa（表）基本相同，故前面計算時假設(shè)的壓力不用重算。4.2.3.3 預(yù)提升段的直徑和高度1）直徑預(yù)提升段的煙氣及預(yù)提升蒸汽的

56、流率 43.79+1270/18114.35kmol/h   體積流率114.35×22.4×（700+273）×101.3/273×（219.45+101.3）×36000.8m3/s取預(yù)提升段氣速為1.5 m/s，則預(yù)提升段直徑D預(yù)0.8×4/（1.5×3.14）1/2=0.82m取預(yù)提升段直徑0.82m.2) 高度 考慮到進料噴嘴以下設(shè)有事故蒸汽進口管、人孔、再生劑斜管入口等，預(yù)提升段的高度取4m。由上面的計算可知預(yù)提升段長度4m，內(nèi)徑0.82m；反應(yīng)段長30.11m，

57、內(nèi)徑1.2m，其中25m是直立管、6m是水平管；提升管全長35m，直立管29m，見圖4-3所示。   4.2.4 旋風分離器工工藝計算     選用我國自主開發(fā)的PV型旋風分離器，采用二級串聯(lián)，按PV旋風分離器的設(shè)計方法和規(guī)格進行工藝計算。4.2.4.1 筒體直徑 濕煙氣流率： 6147.39×22.4×（700+273）×101.3/273×（101.3+200）×3600=45.83m2/s  旋風分離器的壓力如表4-11。 

58、60;表4-11旋風分離器壓力再生器頂部壓力 200KPa 再生溫度 700密相床密度 300Kg/m3濕煙氣流率 15.83m3/s濕煙氣密度 1.25Kg/m3 按筒體的內(nèi)氣速為4m/s結(jié)算，則 總筒體截面積=濕煙氣流率/4=45.83/4=11.46m2，選用10組旋風分離器，則每個旋風分離器筒體截面積為1.146m2 筒體直徑=（1.14×4/）1/2=1.21m 選用直徑1300的旋風分離器。一級和二級用此直徑的筒體。 4.2.2.2一級入口截面積  按入

59、口線速為18m /s考慮則  一級入口截面積為A1/筒體截面積A=4/18  A1=1.146×4/18=0.25m2  旋風分離器入口為矩形，其高度為a是寬度b的2.5倍，由此得b=0.32m，a=0.79m 。4.2.2.3 二級入口截面積按二級入口線速為22m/s考慮則二級入口截面積A2/筒體截面積A=4/22 A2=1.146×4/22=.0.21m2 入口高度a=0.72m，寬度b=0.28m4.2.2.4核算旋風分離器組數(shù)    一級入口線速 = 濕煙氣流率 / 一級入口截面積

60、60;                 = 45.82/(10×0.25) = 18.11m/s  二級入口線速 = 濕煙氣流率 / 二級入口截面積                  =45.83/(10×0.21) =21.82m/s&#

61、160;由計算結(jié)果得：一級、二級入口線速符合                   一級線速最高不大于25m/s； 二級線速最高不大于35m/s； 最小線速不小于 15m/s 。 因此， 選用10組旋風分離器符合要求。4.2.2.5一級料腿負荷及管徑 Pv型一級旋風分離器料腿的適宜固體質(zhì)量速度為300500（kg/m2·s）設(shè)一級旋風分離器的入口氣體的固體濃度為10Kg

62、/m3則對每一個旋風分離器的進入固體流量為   45.83×10×1/10=45.83Kg/s選用直徑為350m管子作一級料腿 45.83/（0.352×3.14/4）=476.59kg/m2·s所選管徑合適。對直徑1300mm的旋風分離器，二級料腿選用直徑350mm的管子。旋風分離器的壓降PV型旋風分離的壓降計算公式：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-氣體密度   kg/m3；             氣體黏度，Pa.s;             Ci0基準入口濃度，10kg/m3；    &

64、#160;        KA筒體與入口截面積之比；             dr出口管與筒體的直徑之比；             系數(shù)；            Ci入口氣體中固體

65、濃度，kg/m3；             D筒體直徑，m；             Vi入口氣體線速  m/s；             Re雷諾數(shù)。 1)計算一級旋風分離器壓降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) 計算二級旋風分離器壓降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  分餾塔能量平衡計算分餾塔能量平衡計算 分餾系統(tǒng)主要設(shè)備是分餾塔，裂化產(chǎn)物由分餾塔分餾成各種餾分的油品，塔頂產(chǎn)品為粗汽油油汽和富氣；塔底產(chǎn)品為回煉油漿；側(cè)線采出有輕柴油，重柴油和回煉油。全塔物料和熱量平衡如表5-1。表5-1 分餾塔物料和熱量平衡名 稱 進     料 出     料 溫 度 0。C 狀態(tài) 流  量103kg/h 焓流量106kg/h 溫 度 。C 狀 態(tài)

69、0;流 量103kg/h 焓流量106kg/h煙 氣 500 氣 1.27 0.72 125 氣 1.27 0.17干 氣 500 氣 6.5 11.14 125 氣 0.65 4.03液化氣 500 氣 14.3 23.03 125 氣 14.3 8.56穩(wěn) 定汽 油 500 氣 62.4 91.40

70、60;125 氣 62.4 39.44輕柴油 500 氣 27.56 42.96 220 液 27.56 14.50油 漿 500 氣 7.8 12.13 350 液 7.8 6.89回煉油 500 氣 5.2 8.12 265 液 5.2 3.68回 煉 油 漿 500 氣 13 20.

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

72、2 268.59   170.2 141.49焓的基準態(tài)：油品為-17.8OC飽和液體；水蒸氣為0OC飽和水；其它氣體為0OC，0.1013MPa裂化產(chǎn)物進料流量：233.51×103kg/h     由各回流取走熱量：(268.59-141.49)×106                   &#

73、160;  =127.1×106kg/h     各回流取熱分配           頂回流取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     油漿循環(huán)回流：（127.1-19.065-19.065-25.42）×106                   =63.55×106kJ/h    各回流量FR按下式計算，計算結(jié)果列于表5-2      &