FCC 催化裂化基礎設計書.doc

第一章前 言催化裂化 基本設計書 入門案例分析包括1）設計專題的經濟、技術背景分析 2）工藝流程的選擇3）主要設備物料、能量衡算 4）主要設備工藝尺寸計算5）裝置工藝流程、再生器、反應器提升管工藝流程圖的繪制 6）再生器、反應器提升管、分餾塔能量衡算 目 錄摘 要I第一章 前 言 .31.1催化裂化的目的及意義.31.2催化裂化技術發(fā)展 . 41.3設計內容. .4第二章 工藝敘述 .52.1分餾系統(tǒng).62.2分餾系統(tǒng).62.3吸收穩(wěn)定系統(tǒng).6第三章 設計原始數據 .73.1開工時.73.2處理量.73.3原始數據及再生-反應及分餾操作條件. 9第四章 反應-再生系統(tǒng)工藝計算.114.1 再生系統(tǒng). .114.1.1 燃燒計算 114.1.2 熱量平衡 124.1.2.1 熱流量入方. 124.1.2.2 熱流量出方. 134.1.3催化劑循環(huán)量.134.1.4空床流速154.1.4.1密相床層154.2反應器.164.2.1 物料衡算.164.2.2熱量衡算. 184.2.2.1熱量入方 . 各進料溫度184.2.2.2 熱量出方 194.2.3 提升管工藝計算.214.2.3.1提升管進料處的壓力和溫度. 214.2.3.2提升管直徑. 214.2.3.3預提升段的直徑和高度.234.2.4 旋風分離器工藝計算.244.2.4.1筒體直徑 .244.2.2.2一級入口截面積 254.2.2.3 二級入口截面積. 254.2.2.4算旋風分離器組數 25 4.2.2.5一級腿負荷及管徑 25第五章 分餾塔能量平衡計算. 27第六章 計算結果匯總 .29結束語 30參考文獻 31致 謝.32第一章 前 言1.1催化裂化的目的及意義我國原油偏重，輕質油品含量低，為增加汽油、柴油、乙烯用裂解原料等輕質油品產量。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油輕質化過程之一，在汽油和柴油等輕質油品的生產占有很重要的地位。催化裂化過程在煉油工業(yè)，以至國民經濟中只有重要的地位。在我國，由于多數原油偏重，而H/C相對較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，對輕質油品的需求量日益增多，對質量的要求也越來越高。以汽油為例，據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，從質量上看，目前各國普通級汽油一般為9192（RON），優(yōu)質汽油為9698（RON）。為了滿足日益嚴格的市場需求,催化裂化工藝技術也在進一步發(fā)展和改進.本設計是對催化裂化反應-再生及分餾系統(tǒng)進行工藝上的設計與分析。1.2催化裂化技術發(fā)展狀況80年代以來，催化裂化技術的進展主要體現在兩個方面： 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（稱為渣油FCC，簡寫為RFCC）； 催化裂化家族技術，包括多產低碳烯烴的DCC技術，多產異構烯烴的MIO技術和最大量生產汽油、液化氣的MGG技術。目前國外新開發(fā)的重油催化裂化技術有：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、兩段渣油改質技術等等。國內靈活雙效催化裂化工藝（FDFCC）、VRFCC技術、催化裂化（MIP）新技術等等。下面以兩個技術說明一下：（1）渣油加氫處理一催化裂化組合工藝基礎研究的應用它是在對加氫處理和催化裂化兩種工藝過程的特點、原料產品性質及加工方案進行深入研究的基礎上，經過理論分析，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）是現代化煉油廠用來改質重質瓦斯油和渣油的核心技術，是煉廠獲取經濟效益的一種重要方法。據統(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?、金屬含量低的特點，其減壓渣油的殘?zhí)繛?.95%，金屬為7 g/g，所以大慶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TSRFCC可大幅度提高原料的轉化深度，同比加工能力增加2030%；顯著改善產品分布，輕油收率提高23個百分點，液收率提高34個百分點，干氣和焦炭產率大大降低；產品質量得到明顯改善，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可使企業(yè)獲得巨大的經濟效益。1.3設計的主要內容1.設計專題的經濟、技術背景分析 2.工藝流程的選擇3.主要設備物料、能量衡算 4.主要設備工藝尺寸計算5.裝置工藝流程、再生器、反應器提升管工藝流程圖的繪制 6.再生器、反應器提升管、分餾塔能量衡算 11 第二章工藝敘述第二章 工藝敘述工藝流程說明該裝置工藝流程分四個系統(tǒng)如圖2-12.1反應-再生系統(tǒng)原料油經過加熱汽化后進入提升管反應器進行裂化。提升管中催化劑處于稀相流化輸送狀態(tài)，反應產物和催化劑進入沉降器，并經汽提段用過熱水蒸氣汽提，再經旋風分離器分離后，反應產物從反應系統(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。反應系統(tǒng)主要由反應器和再生器組成。原料油在裝有催化劑的反應器中裂化，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器重新使用。反應器主要為提升管，再生器為流化床。再生器的主要作用是：燒去催化劑上因反應而生成的積炭，使催化劑的活性得以恢復。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、松動反應器、再生器某些部位加入少量水蒸氣防止催化劑堆積、堵塞。2. 2分餾系統(tǒng) 由反應器來的反應產物油氣從底部進入分餾塔，經塔底部的脫過熱段后在分餾段分割成幾個中間產品：塔頂為富氣，汽油，側線有輕柴油，重柴油和回煉油，塔底產品為油漿。輕、重柴油分別經汽提后，再經換熱，冷卻后出裝置。分餾系統(tǒng)主要設備是分餾塔，裂化產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)分餾塔底部設有脫過熱段,用經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。第三章設計原始數據第三章 設計原始數據3.1處理量 100萬噸/年 + 學號 2萬噸/年 即： 100 + 2 2 = 104萬噸/年3.2開工時 8000 小時每年則處理量為：104 103 104 8000 = 130000 kg/h3.3原始數據及再生-反應及分餾操作條件原料油及產品性質分別見表3-1、表3-2產品的收率及性質見表3-3 再生器操作及反應條件見表3-4、提升管反應器操作條件表3-5 催化裂化分餾塔回流取熱分配見表3-6分餾塔板形式及層數見表3-7 分餾塔操作條件表見3-8表3-1 原料油及產品性質物料，性質穩(wěn)定汽油輕柴油回煉油回煉油漿原料油密度0.74230.87070.88000.99850.8995恩氏蒸餾初餾點5419928822410%7822134738037730%10625736042543850%12326839945051070%13730043147055090%163324440490700終餾點183339465平均相對分子量表3-2 原料油的主要性質項目數據項目數據密度0.8995族組成分析/W%餾程飽和烴62.27初餾點224芳烴2510%377膠質11.8830%438瀝青質0.85350餾出率/v%7.5重金屬含量/gg-1500餾出率/v%49Ni5.99元素組成/w%V4.77C84.81Na0.32H12.85Fe5.91硫/w%0.77殘?zhí)?，W%5.38表3-3 產品產率（質量分數）產品產率%流量，t/h干氣5.0液化氣11.0穩(wěn)定汽油48.0輕柴油21.2油漿6.0焦炭8.0損失0.8原料油100.0表3-4 再生器操作條件項目數據備注再生器頂部壓力/ MPa0.200主風入再生器溫度/162再生器密相溫度/700待生劑溫度/大氣溫度/25大氣壓力/ MPa0.1013空氣相對濕度/%70煙氣組成（體）/%CO214.2CO0.2O24.0焦碳組成/ H/C，質待生劑含碳量/%1.10再生劑含碳量/%0.02燒焦碳量/ t/h表3-5 提升管反應器操作條件項目數據備注提升管出口溫度/505沉降器頂部壓力/ MPa0.200原料預熱溫度/235回煉油進反應器溫度/265回煉油漿進反應器溫度/350催化劑活性/%60.0劑油比6.0反應時間/ S3.0回煉比0.5催化劑循環(huán)量/ th-1原料進料量/ th-1回煉油/回煉油漿1：0.25表3-6 催化裂化分餾塔回流取熱分配（參考）物 料頂循環(huán)回流一中循環(huán)回流二中循環(huán)回流油漿循環(huán)回流取熱比例%1520152015204050備注表3-7 分餾塔塔板形式及層數（參考）序號塔 段塔 板 形 式層 數1油漿換熱段人字擋板或園型擋板682回煉油抽出以下固舌形23回煉油抽出口上至一中回流抽出下口下固舌形，條形浮閥，填料10124一中回流固舌形，條形浮閥，填料345輕柴油抽出以上至頂循環(huán)回流段抽出下固舌形，篩孔，條形浮閥，填料896循環(huán)回流段固舌形，條形浮閥，填料34分餾塔總塔板數2832表3-8 催化裂化分餾塔操作條件（參考）序號物 料溫度/壓力/MPa塔板位置塔板類型1分餾塔塔頂油氣1250.25530浮閥2頂循環(huán)回流10030浮閥3頂循環(huán)回流出塔16027浮閥4富吸收油(再吸收油，視為輕柴油）返分餾塔12020浮閥5輕柴油抽出22019浮閥6一中回流返回16018浮閥7一中回流抽出27516固舌形8回煉油返回2105固舌形9回煉油抽出2652固舌形10油漿循環(huán)回流返回2701固舌形11回煉油漿抽出350塔底12循環(huán)/外排油漿抽出350塔底13輕柴油汽提蒸汽溫度2501.014反應油氣進分餾塔500塔底第四章反應-再生系統(tǒng)工藝計算第四章 反應-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物，焦炭量按新鮮原料油的8%計算：焦炭產量=130000 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 : 1 根據: C + O2= CO2 2C + O2= 2CO 2H2 + O2= 2H2O生成CO2 的碳為9634.9871/（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 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柊俜謹担?(4100/21)100% = 19%過剩空氣：（過?？諝獍俜謹? 1- 過剩空氣百分數）理論干煙氣氣量= 0.19/（1 0.19）4521.89 = 1060.69kmol/h過剩氧氣： 1060.690.21 = 222.74kmol/h過?？諝夂?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+ 1060.69=5768.26kmol/h已知空氣的相對濕度為 70% ，溫度為 25 C，根據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依據每噸催化劑帶入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）摩爾百分數濕煙氣干煙氣O232222.743.623.99CO2811.150.180.20CO244791.7612.8814.18N2284556.9374.1381.23干煙氣305582.67100總水蒸氣18567.599.19濕煙氣296150.161004.1.2熱量平衡根據Qi = Ni CPi t 式中：Qi ： 熱流量 KJ/h Ni ： 物流Ni的流量 kmol/hCPi：物流i的熱容kJ/（kmolC） t: 溫度 C4.1.2.1 熱流量入方(1)干空氣 t = 162 C CP = 44.6814 kJ/kmolCQ1 = 5768.2644.681 162 = 41.75 106 kJ/h(2)濕空氣中水蒸氣 C水=34.542 kJ/kmolCQ2 = 92.29 34.542 162 =0.52 106 kJ/h(3)催化劑帶入水蒸氣 Q3=6535.6 505 = 1.17 106 kJ/h(4)吹掃、松動水蒸氣 Q4= 27.7834.6280 =0.27106kJ/h(5)燒焦炭 Q5 =866.67 15.6 505 =6.83106 kJ/h(6)催化劑 Q6 (7)燃燒熱 Q7，j = NjH 查石油餾分焓圖得CO2 Q7，1 = 791.76407.0 103 =322 106kJ/hCO Q7，2 =11.15 122.7 103 =1.37106 kJ/hH2O Q7，3 = 382.52 239.4103 =91.58 106 kJ/hQ7 =（322 +1.37+91.58）106= 414.98106kJ/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 39.877 700 = 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+47.72+5.6+127.32)106 + Q，6=196.41106 + Q，6根據熱量平衡式： 465.46 106 + Q6 = 196.41 106 + Q，6催化劑升溫所需的熱量：Q=Q6-Q6=269.05106kJ/h4.1.3催化劑循環(huán)量催化劑平均比熱為1.086kJ/（kgC）。設催化劑循環(huán)量為W/h 1.086W（700-505）=269.05106 W=1.27106kg/h因為回煉比0.5，所以劑油比為:1.27106/ 130000（1+0.5）=6.5綜上所述可得再生器物料平衡如表4-2、熱平衡如表4-3。15 - 表4-2 再生器物料平衡入方 kg/h出方 kg/h干空氣167279.54干煙氣161897.43水汽主風帶入1661.22水汽生成水汽6885.36待生劑帶入1170帶入水汽3331.26松動.吹動500合計172114.05合計17.06104循環(huán)催化劑1.27106焦碳10400循環(huán)催化劑（kg/h）1.27106合計145104合計145104表4-3 再生器熱平衡表入方，106kJ/h出方，106kJ/h 焦碳燃燒熱 生成CO2放熱322焦碳脫附熱47.72生成CO放熱1.37主風干空氣升溫需熱127.23生成H2O放熱91.58主風帶入水氣升溫需熱15.77吹掃、松動蒸汽0.24加熱催化劑需熱268.44焦碳升溫需熱6.83散熱損失5.6催化劑帶入水蒸氣的熱量1.17干空氣的熱量41.8合計464.99合計464.99再生器的尺寸設計1/4D2U=VS D=(4VS/U密)0.5=45860.55*29/(3.140.93600)0.5=8.2m燒焦強度=燒焦量/藏量 藏量=燒焦量/燒焦強度=10400/0.2=52000kgV密=藏量/密=52000/300=173.33m3H密= V密/A密=173.334/3.148.22=3.28m1/4D2U稀=VS D=(4VS/U稀)0.5=(46150.1729/3.140.63600)0.5=10.26mTDH=(2.7D-0.36-0.7) EXP(0.7UFDT-0.23) DT=(2.7 10.26-0.36-0.7) EXP(0.70.610.26-0.23) 10.26=6.1再生器的工藝結構圖4-1。4.1.4空床流速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 C ，壓力為200+2=202kpa所以體積流量：6145.8622.4（273+700）101.3103/（2732021033600）=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：6133.8822.4（273+710）101.3103/（2732001033600）=69.79m3/s4.2提升管反應器提升管反應器的流程圖4-2。 再生劑、煙氣、水汽新鮮原料回煉油回煉油漿霧化蒸汽反應油氣、催化劑、煙氣、水蒸汽、預提升蒸汽反應溫度圖4-2提升管反應器的流程4.2.1 物料衡算新鮮原油：130000kg/h 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=0.5130000=65000kg/h回煉油漿流量：650000.25/(1+0.25)=13000kg/h則回煉油流量:65000-13000=52000 kg/h催化劑循環(huán)量：W=1.27106kg/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 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量見表4-4 。表4-4 物料相對分子質量物料穩(wěn)定汽油輕柴油回煉油回煉油漿原料油平均相對分子量106214342392445反應器水蒸氣包括：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預提升所需水蒸氣： 1kg/t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反應器總吹掃松動水蒸氣： 4kg/t劑 5080kg/h共 計 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、反應器物料平衡見表4-6。表4-5入方水蒸汽水蒸氣項目質量流量/Kg/h分子量kmol/h進料霧化208018115.56預提升蒸汽127070.56吹掃、松動水蒸汽5080282.22氣提蒸汽2540141.11回煉油霧化的水蒸汽2080115.56再生劑帶入水蒸氣177898.78總量14828780.44表4-6 反應器物料平衡名稱相對平均分子量對新鮮原料油%（質量）流量kg/hkmol/h進 料新鮮原料油444100130000292.79回煉油34252000152.05回煉油漿3921300033.13催化劑1270000水蒸氣1814048780.44再生劑帶入煙氣29127043.79共計10014803181302.2出 料 料 帶出煙氣29127043.79水蒸汽1814080780.44回煉油漿3921300033.13回煉油34252000152.05干氣3056500216.67液化氣5011.014300286穩(wěn)定汽油1064862400588.68輕柴油21421.227560128.79油漿2826.0780027.66焦碳8.010400損失300.8104034.67催化劑1270000共計10014803182653.834.2.2熱量衡算4.2.2.1熱量入方 . 各進料溫度催化劑為700C . 回煉油漿：350C . 由催化劑帶入的水蒸氣和煙氣700C需汽提： 4kg/t劑=41270=5080kg/h預汽提： 1kg/t劑=11270=1270kg/h吹掃等水蒸氣： 4.418=79.2kg/h共計： 6429.2kg/h當250C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/（kgC）。則可知水蒸氣的量為576Kg=32 kmol設原料油和回煉油溫度為t催化劑平均比熱為1.086kJ/（kgC）。a.催化劑： Q1=12701.086700103=0.97109 KJ /hb.催化劑帶入煙氣查表CP = 32.57kJ/kmolC Q2=43.7932.57700=1.0106kJ/hc.催化劑帶入水蒸氣CP = 38.877kJ/kmolC Q3=9938.877700=2.69106kJ/h300C水蒸氣 Q4 =357.181.92300=0.21106kJ/hd.250C水蒸氣Q5=321.91250=0.016106k 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350C . 查 焓在（石油煉制工程）P99H=198.0kcal/kg=198.04.184=828.432kJ/kgQ7=13000828.43=10.77106kJ/hh.焦碳吸附的吸附熱等于脫附熱Q8=47.72106kJ/kg共計Q=1.064109+165000 H（t）4.2.2.2 熱量出方各出料溫度為505Ca.催化劑 ：Q1=12701031.086505=0.70109kJ/hb.催化劑帶出的煙氣：Q2=127030.1505=1.93107kJ/hc.催化劑帶出的水蒸氣（由再生器熱量流出方知）：Q3=1.17106kJ/hd.水蒸氣 ：Q4=（357.18+32）1.98505=0.032106kJ/he.原料油和回煉油在505C時汽化為油氣。油氣的焓為由505 C查到油的密度 。由（石油煉制工程）P99）查得 H（t）=3404.184=1443.5kJ/kgQ5=（130000+65000）1443.5=281.48106kJ/hf.在505C時油漿汽化為油氣.此焓為1443.5kJ/kgQ6=130001443.5=18.77106kJ/hd.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=W0.02% =12701030.02%=254kg/h附加碳=新鮮原料5.38%0.6=1300005.38%0.6=4196.4 kg/h焦化碳量=9634.98-254-4196.4=5184.58查焓圖得Q7=5184.5821804.1868=47.32106 kJ/h共 計： Q=1.062109kJ/h熱量平衡 1.064109+165000H（t）=1.062109 kJ/H令混合原料油的預熱溫度為283C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 m3/h漿=13000/0.9985（130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985）=0.056 m3/h則 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 查焓濕圖H（283C）=1624.184=677.81kJ/kg入方=132106+196000677.8=1106106kJ/h出方=1274.8106 kJ/h故反應器部分應取熱；Q取=1274.8106-1106106=168.8106kJ/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/CQ106/kJ/hkg/hkmol/h新鮮原料油130000292.792350.195 H（t）回煉油52000196.23265回煉油漿1300053.57350催化劑帶入的煙氣127067.277001.0催化劑帶入的水蒸氣1782997002.69水蒸氣6429.3357.193000.21水蒸氣576322500.16催化劑1270103700970共4-8 提升管出口物料505C的熱量項目kg/h相對分子質量kmol/hQ106/kJ/h干氣650030216.671226.48液化氣1430030476.67汽油62400106588.68輕柴油27560214128.79油漿780028227.66回煉油52000340152.94回煉油漿1300039233.16煙氣12703042.330.67水蒸氣1404818780.448.29催化劑1270103700700損失10403018.574.1油+氣合計1999502465.911274.84.2.3 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設進油處至沉降器頂部的總壓降為19.5 kPa,則提升管內進油處的壓力為200+19.5=219.5 kPa(2)溫度加熱爐出口溫度為235C,此時原料油處于液相狀態(tài).經霧化進入提升管與700C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。催化劑和煙氣由700C降至TC放出的熱=12701031.097(700-T)+12701.09(700-T)= 139.46104(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/C焓kJ/kg熱量KJ/h溫度kJ/kg熱量/kJ/h原料13000023557775010000TA13104 A回煉油、5200026565934268000TB5.2104 B油漿1300035084911037000TC1.3104 C水蒸氣6429.23005523548918TD064104 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熱平衡原理:139.46(700-T) =13A+5.2B+1.3C+6.4D設T =480C則查焓圖可得A=1335kJ/kg B=1322kJ/kg C=1255kJkg D=920kJ/kg左邊=139.46190=26497.4右邊=17355+6874+1632+589=26450相對誤差為0.17%,所以T =480C4.2.3.2提升管直徑1) 選取提升管內徑D1.2m，則提升管截面積F3.14D2/41.1m22) 提升管進料處的壓力沉降器頂部的壓力為200kPa（表）,設進油處至沉降器頂部的總壓降為24 kPa，則提升管內進油處的壓力為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1302.222.4（480+273）101.3/（224+101.3）273 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2653.8322.4（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核算結果表明：提升管出、入口線速在一般設計范圍內，故所選內徑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反應時間為3秒，則提升管的有效長度Lu310.04330.11m6) 核算提升管總壓降 設計的提升管由沉降器的中部進入，根據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一級旋風分離器入口高度取7m，其間密度根據經驗取8kg/m3. 提升管總壓降包括靜壓ph、摩擦壓降pf及轉向、出口損失等壓降pa。各項分別計算如下：提升