催化裂化設計書-

茂名學院?？飘厴I(yè)設:催化裂化裝置反應-再生及分餾系統工藝制定第一章前言PAGE10PAGE9第二章工藝表達5目錄摘要………………………I第一章前言…….……….………………3…………..…………...………………..………..3催化裂化技術發(fā)展………………..…..……………41.3制定內容…………..……...….……….4第二章工藝表達…….……………………5…………………..………….62.2分餾系統………….62.3汲取—穩(wěn)定系統………………….6第三章制定原始數據…...……….…………73.1開工時…………….73.2處理量…………….7原始數據及再生-反應及分餾操作條件…….9第四章反應-再生系統工藝計算..…………………114.1再生系統………..11燃燒計算…………………11熱量平衡…………………12.1熱流量入方…………….12.2熱流量出方…………….13催化劑循環(huán)量..……………..13空床流速……………………15.1密相床層…………………154.2反應器…………….16物料衡算…………………….16熱量衡算…………………….18.1熱量入方.各進料溫度……18.2熱量出方…………………19提升管工藝計算…………….21.1提升管進料處的壓力和溫度……………….21.2提升管直徑……………….21.3預提升段的直徑和高度…….23旋風分開器工藝計算……….24.1筒體直徑………………….24.2一級入口截面積……………25.3二級入口截面積………….25.4算旋風分開器組數…………25.5一級腿負荷及管徑…………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………………………30參照文獻……………………31致謝……………………….32第一章前言我國原油偏重，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58.4Mt/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，目前各國一般級汽油一般為91～92〔RON〕，優(yōu)質汽油為96～98〔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)展和改善.本制定是對催化裂化反應-再生及分餾系統進行工藝上的制定與分析。80年代以來，催化裂化技術的進展主要體現在兩個方面：①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〕；②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。據統計，截止到1999年1月1日，全球原油加工能力為4015.48Mt/a，其中催化裂化裝置的加工能力為668.37Mt/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821.13Mt/a，催化裂化能力為271Mt/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66.08Mt/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20μg/g。而國內渣油催化裂化原料的殘?zhí)恳话氵_到6%，金屬15μg/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)康汀⒔饘俸康偷奶攸c，其減壓渣油的殘?zhí)繛?.95%，金屬為7μg/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可大幅度提升原料的轉化深度，同比加工能力增加20~30%；顯著改善產品分布，輕油收率提升2~3個百分點，液收率提升3~4個百分點，干氣和焦炭產率大大降低；產品質量得到顯然改善，汽油烯烴含量下降20個百分點以上，柴油密度減小、十六烷值提升，汽油和柴油的硫含量都顯然降低。采納兩段提升管催化裂化技術可使企業(yè)獲得龐大的經濟效益。制定的主要內容1.制定專題的經濟、技術背景分析3.主要設備物料、能量衡算尺寸計算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、分餾塔能量衡算第二章工藝表達第二章工藝表達工藝流程說明該裝置工藝流程分四個系統如圖2-12.1反應-再生系統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，再經旋風分開器分開后，反應產物從反應系統進入分餾系統，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。煙氣經旋風分開器和催化劑分開后離開裝置，使催化劑在裝置中循環(huán)使用。反應系統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?！?〕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。塔頂汽在粗汽油分開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〕塔頂回流采納循環(huán)回流而不用冷回流。2.3汲取—穩(wěn)定系統該系統主要由汲取塔，再汲取塔，解吸塔及穩(wěn)定塔組成。從分餾塔頂油氣分開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。汲取—穩(wěn)定系統的作用就是利用汲取和精餾方法，將富氣和粗汽油分開成干氣〔C2〕，液化氣〔C3、C4〕和蒸汽壓合格的穩(wěn)定汽油。第三章制定原始數據第三章制定原始數據100萬噸/年+學號×2萬噸/年即：100+2×2=104萬噸/年8000小時每年則處理量為：104×103×104÷8000=130000k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族組成分析/W%餾程℃飽和烴初餾點224芳烴2510%377膠質30%438瀝青質350℃餾出率/v%重金屬含量/μg×g-1500℃餾出率/v%49Ni元素組成/w%VCNaHFe硫/w%殘?zhí)?，W%表3-3產品產率〔質量分數〕產品產率%流量，t/h干氣液化氣穩(wěn)定汽油輕柴油油漿焦炭損失原料油表3-4再生器操作條件項目數據備注再生器頂部壓力/MPa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/MPa空氣相對濕度/%70煙氣組成〔體〕/%CO2COO2焦碳組成/H/C，質待生劑含碳量/%再生劑含碳量/%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/MPa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/%劑油比反應時間/S回煉比催化劑循環(huán)量/t×h-1原料進料量/t×h-1回煉油/回煉油漿表3-6催化裂化分餾塔回流取熱分配〔參照〕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%15~2015~2015~2040～50備注表3-7分餾塔塔板形式及層數〔參照〕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6～82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10~124一中回流固舌形，條形浮閥，填料3～45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8～96循環(huán)回流段固舌形，條形浮閥，填料3～4分餾塔總塔板數28~32表3-8催化裂化分餾塔操作條件〔參照〕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12530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富汲取油(再汲取油，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25014反應油氣進分餾塔500塔底第四章反應-再生系統工藝計算PAGE26PAGE13-第四章反應-再生系統工藝計算 11第四章反應-再生系統工藝計算4.1再生系統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%=10400KgH/C=[8.93–0.425×〔CO2+O2〕-C0]/〔CO2+CO〕=1.1436/14.4燒碳量=10400×92.66%=9634.98k燒氫量=10400–9634.98=765.02k已知煙氣組成〔體〕：CO2:CO=14.2:0.2=71:1依據:C+O2=CO22C+O2=2CO2H2+O2=2H2O生成CO2的碳為9634.98×71/〔71+1)=kgk生成CO的碳為：9634.98–9501.16=kgk生成CO2的耗氧量為：791.76×1=791.76kmol/h生成COkmol/h生成H2Okmol/hkmol/h理論氮為：988.59×79/21=3718.98kmol/hkmol/hCO2kmol/hCO，kmol/hH2O。理論干煙氣包括燃燒生成CO2和CO和理論氮則總量:kmol/h已知煙氣中過剩氧為4%所以過?？諝饽柊俜謹担?4×100/21)×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kmol/hkmol/hkmol/h實際干煙氣為理論生成干煙氣和過?？諝饨M成：kmol/hkmol/h已知空氣的相對濕度為70%，溫度為25oC，依據《石油加工工藝》中冊圖6-29查得：水蒸氣/干空氣=0.016〔摩爾〕kmol/h濕空氣：5768.26+92.29=5860.55kmol/h回煉油漿：130000×0.5=65000k所以催化劑循環(huán)量為:6.0×〔130000+26000〕=1170000k依據每噸催化劑帶入1k1170kg/h=65吹掃松動水蒸氣量：500kg水蒸氣為濕度與生成水及本身帶入和吹掃的水蒸氣之和kmol/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O232CO28CO244N228干煙氣30100總水蒸氣18濕煙氣29100熱量平衡依據Qi=NiCPit式中：Qi：熱流量KJ/hNi：物流Ni的流量kmol/hCPi：物流i的熱容kJ/〔kmol·oC〕t:溫度oC.1熱流量入方(1)干空氣t=162oCCP=44.6814kJ/kmol·oCQ1=5768.26×44.681×162=41.75×106kJ/h(2)濕空氣中水蒸氣C水=34.542kJ/kmol·oCQ2=92.29×34.542×162=0.52×106kJ/h(3)催化劑帶入水蒸氣Q3=65×35.6×505=1.17×106kJ/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=6.83×106kJ/h(6)催化劑Q6(7)燃燒熱Q7，j=NjΔH查石油餾分焓圖得CO2Q7，1=791.76×407.0×103=322×106kJ/hCOQ7，2=11.15×122.7×103=1.37×106kJ/hH2OQ7，3=382.52×239.4×103=91.58×106kJ/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+Q6.3熱流量出方干煙氣Q，1=5582.67×32.58×700=127.32×106kJ/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=1.81×106kJ/h(3)脫附熱，脫附熱為燃燒熱的11.5%Q，4=414.98×106×0.115=47.72×106kJ/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=196.41×106+Q，6依據熱量平衡式：465.46×106+Q6=196.41×106+Q，6催化劑升溫所需的熱量：Q=Q6ˊ-Q6=269.05×106kJ/h催化劑循環(huán)量kJ/〔kg·oC〕。設催化劑循環(huán)量為W㎏/h1.086W×〔700-505〕=269.05×106W=1.27×106因為回煉比0.5，所以劑油比為:1.27×106綜上所述可得再生器物料平衡如表4-2、熱平衡如表4-3。PAGE25- 14表4-2再生器物料平衡入方kg/h出方kg/h干空氣干煙氣水汽主風帶入水汽生成水汽待生劑帶入1170帶入水汽500合計合計17.06×104循環(huán)催化劑1.27×106焦碳10400循環(huán)催化劑〔kg/h〕1.27×106合計145×104合計145×104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焦碳脫附熱生成CO放熱主風干空氣升溫需熱生成H2O放熱主風帶入水氣升溫需熱吹掃、松動蒸汽加熱催化劑需熱焦碳升溫需熱散熱損失催化劑帶入水蒸氣的熱量干空氣的熱量合計合計再生器的尺寸制定1/4πD2U=VSD=(4×VS/πU密)=[4×5860.55*29/(3.14×0.9×3600)]=燒焦強度=燒焦量/藏量藏量=燒焦量/燒焦強度=10400/0.2=52000V密=藏量/ρ密=52000/300=3H密=V密/A密2=1/4πD2U稀=VSD=(4×VS/πU稀)=(4×6150.17×29/3.14×0.6×3600)=UF×DT)×DT再生器的工藝結構圖4-1。空床流速.1密相床層進入密相床層的氣相流量為：kkmol/hkkmol/h〕，所以氣相流量為5582.67+563.19=6145.86kmol/h已知床層溫度為700oC，壓力為200+2=202kpa所以體積流量：6145.86×22.4×〔273+700〕×101.3×103/〔273×202×103×3600〕=3/s.2稀相床層kKmol/h體積流量：6133.88×22.4×〔273+710〕×101.3×103/〔273×200×103×3600〕=3/s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物料衡算新鮮原油：130000回煉油流量+回煉油漿流量=0.5×130000=65000k回煉油漿流量：65000×0.25/(1+0.25)=13000k則回煉油流量:65000-13000=52000k催化劑循環(huán)量：W=1.27×106S=〔90%餾出溫度-10%餾出溫度〕÷〔90-10〕tv=〔t10+t30+t50+t70+t90〕÷5Δme=elnΔmetme=tv-Δme由因為K,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：1～2.5%·油1300k回煉油霧化的水蒸氣：4%·油2080k預提升所需水蒸氣：1kg/t·劑汽提所需水蒸氣；2kg/t·劑催化劑帶入水蒸氣：kg/t·劑1778反應器總吹掃松動水蒸氣：4kg/t·劑共計14048k催化劑帶入煙氣：1kg/t劑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208018預提升蒸汽1270吹掃、松動水蒸汽5080氣提蒸汽2540回煉油霧化的水蒸汽2080再生劑帶入水蒸氣1778總量14828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444100130000回煉油34252000回煉油漿39213000催化劑1270000水蒸氣1814048再生劑帶入煙氣291270共計1001480318出料料帶出煙氣291270水蒸汽1814080回煉油漿39213000回煉油34252000干氣3056500液化氣5014300286穩(wěn)定汽油1064862400輕柴油21427560油漿2827800焦碳10400損失301040催化劑1270000共計1001480318熱量衡算.1熱量入方.各進料溫度催化劑為700oC.回煉油漿：350oC.由催化劑帶入的水蒸氣和煙氣700oC需汽提：4kg/t·劑=4×1270=預汽提：1kg/t·劑=1×1270=吹掃等水蒸氣：4.4×18=kg共計：kg當250oC時查焓表可知所需的水蒸氣所需熱量:H〔t〕=2790kJ/Kg比熱=4.844kJ/〔kg·oC〕。則可知水蒸氣的量為576Kg=32設原料油和回煉油溫度為tkJ/〔kg·oC〕。a.催化劑：Q1=1270×1.086×700×103=0.97×109KJ/hb.催化劑帶入煙氣查表CPkJ/kmol·oCQ2=43.79×32.57×700=1.0×106kJ/hc.催化劑帶入水蒸氣CPkJ/kmol·oCQ3=99×38.877×700=2.69×106kJ/h300oC水蒸氣Q4=357.18×1.92×300=0.21×106kJ/hd.250oC水蒸氣Q5=32×1.91×250=0.016×106kJ/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》〕P99kcal/kkJ/kgQ7=13000×828.43=10.77×106kJ/hQ8=47.72×106kJ/kg共計Q=1.064×109+165000H〔t〕.2熱量出方各出料溫度為505oCa.催化劑：Qˊ1=1270×103×1.086×505=0.70×109kJ/hb.催化劑帶出的煙氣：Qˊ2=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〕：Qˊ3=1.17×106kJ/hd.水蒸氣：Qˊ4=〔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505oC查到油的密度。由〔《石油煉制工程》〕P99〕查得H〔t〕kJ/kgQˊ5=〔130000+65000〕×1443.5=281.48×106kJ/hkJ/kgQˊ6=13000×1443.5=18.77×106kJ/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=W×0.02%=1270×103×0.02%=254k附加碳=新鮮原料×5.38%×0.6=130000×5.38%×0.6=4196.4kQˊ7=5184.58×2180×4.1868=47.32×106kJ/h共計：Qˊ=1.062×109kJ/h熱量平衡1.064×109+165000H〔t〕=1.062×109kJ/H令混合原料油的預熱溫度為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〕=m3v回=65000/0.8800÷〔130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985〕=m3/h漿=13000/0.9985÷〔130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985〕=則d混=0.56+0.28+0.056=m3t=283oCd混=0.9k=11.8查焓濕圖kJ/kg入方=132×106+196000×677.8=1106×106kJ/h出方=1274.8×106kJ/h故反應器部分應取熱；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/oCQ×106/kJ/hkg/hkmol/h新鮮原料油1300002350.195H〔t〕回煉油52000265回煉油漿13000350催化劑帶入的煙氣1270700催化劑帶入的水蒸氣178299700水蒸氣300水蒸氣57632250催化劑1270×103700970共4-8提升管出口物料505oC的熱量項目kg/h相對分子質量kmol/hQ×106/kJ/h干氣650030液化氣1430030汽油62400106輕柴油27560214油漿7800282回煉油52000340回煉油漿13000392煙氣127030水蒸氣1404818催化劑1270×103700700損失104030油+氣合計199950提升管工藝計算.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19.5kPa,則提升管內進油處的壓力為200+19.5=219.5kPa(2)溫度700oC的再生劑接觸,馬上氣化.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700oC降至ToC放出的熱=1270×103×1.097×(700-T)+1270×1.09×(700-T)×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溫度kJ/kg熱量/kJ/h原料13000023557775010000TA13×10回煉油、5200026565934268000TB5.2×104B油漿1300035084911037000TC1.3×10水蒸氣3005523548918TD064×104D依據熱平衡原理:139.46×(700-T)=13A+5.2B+設T=480oC則查焓圖可得A=1335kJ/kgB=1322kJ/kgC=1255kJkgD=920kJ/kg右邊=17355+6874+1632+589=26450相對誤差為0.17%,所以T=480oC.2提升管直徑1)選取提升管內徑D＝，則提升管截面積F＝3.14×D2/4＝22)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24kPa，則提升管內進油處的壓力為200+24＝224kPa〔表〕。3)kmol/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]＝24695m3下部氣速為u下＝V下/F＝6.86/1.1＝/s4〕核算提升管出口氣速提升管出口處油氣的總流率為2501.65kmol/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)＝3/s所以出口線速為u上＝V上/F＝15.31/1.1＝/s核算結果說明：提升管出、入口線速在一般制定范圍內，故所選內徑D＝1.2m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)=/s反應時間為3秒，則提升管的有效長度L＝u×3＝10.04×3＝6)核算提升管總壓降制定的提升管由沉降器的中部進入，依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開。提升管出口至沉降器內一級旋風分開器入口高度取7m，其間密度依據經驗取8kg/m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：提升管內密度計算見表4-10。1〕△ph表4-10提升管內密度計項目上部下部對數平均值催化劑流率/kg/h12701270油氣流率/m3/s視密度/kg/m3氣速/m/s滑落系數實際密度/kg/m352△ph＝r△h×10-4=52×25×10-4=12.4kPa2)△pf(直管摩擦壓降)△pf=7.9×10-8L/D×ρu2g=7.9×10-8=0.61(kPa)3〕△pa△pa＝Nρu2×10-42×33.19×10-4KPa(N=3.5，包括兩次轉向及出口損失)4〕提升管總壓降△p提△p提＝△ph+△pf+△paKPa5〕校核原料油進口處壓力提升管出口至沉降器頂部壓降：8×7×10-4KPa提升管內原料入口處壓力：沉降器頂部壓力+0.56+△p提KPa〔表〕此值與前面假設的219.5KPa〔表〕基本相同，故前面計算時假設的壓力不用重算。.3預提升段的直徑和高度1〕直徑預提升段的煙氣及預提升蒸汽的流率kmol/h體積流率＝114.35×22.4×〔700+273〕×101.3/[273×〔219.45+101.3〕×3600]＝3/s取預提升段氣速為1.5m/s，則預提升段直徑D預＝[0.8×4/〔1.5×3.14〕]1/2=取預提升段直徑.2)高度合計到進料噴嘴以下設有事故蒸汽進口管、人孔、再生劑斜管入口等，預提升段的高度取4m。由上面的計算可知預提升段長度4m，內徑；反應段長，內徑，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。旋風分開器工工藝計算選用我國自主開發(fā)的PV型旋風分開器，采納二級串聯，按PV旋風分開器的制定方法和規(guī)格進行工藝計算。.1筒體直徑濕煙氣流率：6147.39×22.4×〔700+273〕×101.3/273×〔101.3+200〕×3600=2/s旋風分開器的壓力如表4-11。表4-11旋風分開器壓力再生器頂部壓力200KPa再生溫度700℃密相床密度300Kg濕煙氣流率3/s濕煙氣密度Kg/m按筒體的內氣速為4m/s結算，則2，選用10組旋風分開器，則每個旋風分開器筒體截面積為2筒體直徑=〔1.14×4/π〕1/2=選用直徑1300㎜的旋風分開器。一級和二級用此直徑的筒體。.2一級入口截面積按入口線速為18m/s合計則一級入口截面積為A1/筒體截面積A=4/18A1=1.146×4/18=0.旋風分開器入口為矩形，其高度為a是寬度b的2.5倍，由此得b=，a=。.3二級入口截面積按二級入口線速為22m/s合計則二級入口截面積A2/筒體截面積A=4/22A2=1.146×4/22=.2入口高度a=，寬度b=.4核算旋風分開器組數一級入口線速=濕煙氣流率/一級入口截面積=45.82/(10×0..25)=/s二級入口線速=濕煙氣流率/二級入口截面積=45.83/(10×0.21)=/s由計算結果得：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組旋風分開器符合要求。.5一級料腿負荷及管徑Pv型一級旋風分開器料腿的適宜固體質量速度為300~500〔kg/m2·s〕設一級旋風分開器的入口氣體的固體濃度為10Kg則對每一個旋風分開器的進入固體流量為45.83×10×1/10=Kg選用直徑為350m管子作一級料腿2×3.14/4〕=kg/m2所選管徑合適。對直徑1300mm的旋風分開器，二級料腿選用直徑350mm的管子。旋風分開器的壓降PV型旋風分開的壓降計算公式：P=〔ρg+Ci/1000〕vi/2+ε〔ci0/ci〕×(ρgvi2/2)KAdrDRe-1Re=ρgviD/μ式中ρg-——氣體密度kg/m3；μ——氣體黏度，Pa.s;Ci0——基準入口濃度，10kg/mKA——筒體與入口截面積之比；dr——出口管與筒體的直徑之比；ε——系數；Ci——入口氣體中固體濃度，kg/m3；D——筒體直徑，m；Vi——入口氣體線速m/s；Re——雷諾數。1)計算一級旋風分開器壓降△P1ε=8.54(1.146/0.25)(0.44)P1=〔ρg+Ci/1000〕vi/2+ε〔ci0/ci〕×(ρgvi2/2)=(0.88+10/1000)×(182/2)+15.8×(10/10)×(0.88×182/2)KPa2)計算二級旋風分開器壓降△P2ε=8.54(1.146/0.21)(0.44)669303-1P2=〔ρg+Ci/1000〕vi/2+ε〔ci0/ci〕×(ρgvi2/2)=(0.88+1/1000)×(222/2)+20.1×(10/1)×(0.88×222KPa28第五章分餾塔能量平衡計算 27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主要設備是分餾塔，裂化產物由分餾塔分餾成各種餾分的油品，塔頂產品為粗汽油油汽和富氣；塔底產品為回煉油漿；側線采出有輕柴油，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103焓流量106溫度。C狀態(tài)流量103焓流量106煙氣500氣125氣干氣500氣125氣液化氣500氣125氣穩(wěn)定汽油500氣125氣輕柴油500氣220液油漿500氣350液回煉油500氣265液回煉油漿500氣13350液13水蒸汽500氣125氣汽提蒸汽250氣125氣再吸收油120液125氣共計OC飽和液體；水蒸氣為0OC飽和水；其它氣體為0OC，0.1013MPa裂化產物進料流量：233.51×103由各回流取走熱量：(268.59-141.49)×106=127.1×106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/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