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催化裂化工艺计算与技术分析 例4-1 已知某催化裂化装置操作条件、产品分布等数据（见表4-6）,求提升管油气停留时间。表 4-6 某催化裂化装置原始数据项目加 工 量 t/h分子量原料油组成新鲜原料136.2360回炼油31350回炼油浆5380产品分布%t/h气体+损失14.119.242汽油43.158.7100柴油30.141200汕浆4.76.4380焦炭810.9操作条件反应温度，493提升管汽化段温度，520提升管蒸汽量，t/h8反应压力,kPa（表）116提升管底部压力,kPa（表）140提升管内径,m1.2提升管反应段长度,m25催化剂循环量,t/h823带入反应的烟气量，t/h1.829解：（1）计算提升管入口油气流率，如表4-7所示。表 4-7 提升管汽化段各物料流率项目重量流率，kg/h分子量摩尔流率，kmol/h新鲜原料136200360378回炼油3100035089回炼油浆500038013蒸汽800018444烟气18002962合计182000986 520+273 101V.=986 x 22.4 x-x-,273 140+101=26887m3/h=7.5 m3/s（2）计算提升管出口处油气流率，如表4-8所示。表 4-8 提升管出口处各物料流率项目重量流率，kg/h分子量摩尔流率，kmol/h气体+损失1920042457烟气18002962汽油58700100587柴油41000200205回炼油3100035089油浆1140038030蒸汽800018444合计1711001874匕1874x493+273273101116+101=54821 m3/h=15.2m3/s(3)计算油气线速提升管横截面积：F=0.25 n D2=0.25 X 3.14X1.22=1.13 m2计算入口油气流速:Ui=V/F=7.5/1.13=6.6 m/s计算出口油气流速：Uo=V0/F=15.2/1.13=13.5 m/s提升管内油气平均流速Uo-Ut _ 13.5-6.6啥.13.5.ln()6.69.6 m/s(4)计算油气平均停留时间t=L/Um=25/9.6=2.6sYc=ACk RC(1+RF)(4-3)式中：ACk催化剂的焦炭差，%(重)；RF回炼比。流量计有多种，应根据不同的流量计要求，进行校正。(1)质量流量计是目前为许多炼厂所采用的先进的流量计，这种流量计不受检测点条件变化的影响，可以直接取得总通过量，前后数据相减即可。(2)差压式流量计是利用流体流经节流装置时所产生的压力差实现流量测量的。应用最广泛的节流装置是孔板，其次是喷嘴。使用差压式流量计时，液体体积流量可用下式表示:式中：V 实一流体体积流量，m3/h;P一孔板前后压差，Pa；实一操作条件下流体的密度，m3/kg：C一常数。流体质量流量可表示为：/（5-2）Gs：液体质量流量，V h。使用仪表时，通常给出指示流量，设仪表指示流量为:式中：V 谀 设计条件下的液体流量，m3/h;p&设计条件下的流体密度，kg/m3则实际流量和指示流量的关系可由上面两式求出:%(5-4)同理，对于质量流量有下面关系:义=匹（5-5）G设 P设式中：Ga设计条件下的流体质量流量，t/h。例 5-2回 炼 油 流 量 仪 表 指 示 值 为 150m3/h,设 计 密 度 为 0.63gmm3。22o=0.85g儿n?,问在操作条件下的体积流量是多少？现 在 操 作 温 度 为 360,解:由密度换算曲线得P360=0574g/cJ。由 5-4式，在操作条件下的体积流量为：150X0.63-=157.0/n /h0574若采用仪表指示值，则相对误差为:157-150157=4.46%（三）干气计算1混合干气体积流量校正 混合干气一般用差压式流量计，其节流装置多为孔板。山于混合干气是可以被压缩的，因此，混合干气的体积流量应按下式校正：V实=夕 设.P实设X v（5-6）实P设 实 设其中：P实、T实、P实 分别为实际操作条件下气体绝对压力kPa、温 度K、标准条件下密度kg/m3；PQ T&、PH分别为设计条件下气体绝对压力kPa、温 度K、标准条件下密度kg/m3；V&、V 实一校正前后混合干气的标准条件下体积流量，m3n/ho2除去非燃 混合干气中一般还含有非燃气体，如N2、C02、。2、C O等。在计算干气量时，应将这部分非煌扣除。%非烧质量流量 G 1缶 XEViM i（5-7）式中：Vi、M i分别为非煌组分占混合干气的体枳分率和分子量。3细物料的计算 由于混合干气中或多或少带有C3、C4组分，为正确地给出产品分布，应将产品分为H2-C2 C3-C4，为此，应求出干气中各组分的质量流量。例5-4某干气表的设计条件：压 力0.8MPa（绝）、温 度40、标准条件下密度1.036kg/m3；实际条件:压 力0.7MPa（绝）、温 度56、标准条件下密渡1.165 kg/n?。干气表读数为5500m3n/h。混合干气组成见下表：混 合 干 气 组 成组 分%（体）H224.0N2+O 213.19CH411.89C2H66.65c2H47.19C3H83.20C3H616.31i-C4H102.19n-C4Hio0.31n-C4=0.63i-C4=0.70tc4=0.72cC4=0.43i-C 5 H 120.53H2S5.87co23.73co2.46求干气量。解:（1）混合干气体积流量校正I 1.036x 0,7 x(4 0 +273)V 1.165x0.8x(56+273)5500=4731（2）扣除非嫌4731非煌质量流量 G*=X(13.19%X 29+3.73%X44+2.46%X 28)22.44731 1X61551X =1300口/22.4 100（3）混合干气质量流量G 4731 X 1.165=5512kg/h（4）干气质量流量G T混合干气除去非煌后的干气质量流量=5512-1300=4212kg/h（5）计算细物料结果见下表：组 分Vi(%)MjMjVjMjV/SMiVi%(重)质量流量（kg/h）H224.02482.4101N2+O213.1929CH411.8916190.249.6404C2H66.6530199.510.0422c2H47.1928201.3210.1425C3H83.2044140.87.1299C3H616.3142685.0234.61457i-C4H102.1958127.026.4270n-CdHio0.315817.980.938n-C4=0.635635.281.874i-C4=0.705639.201.982反-2-C4=0.725640.322.084顺-2-一0.435624.081.251i-C5H1 20.537238.161.980H2S5.8734199.5810.1425c o23.7344一c o2.4628合计100.001986.5100.04212二 计 算 与 假 设（一）焦炭焦炭是反应当中的缩合产物，在再生器中燃烧放热后以烟气的形式离开装置。在做物料平衡时，无法直接获得焦炭量，但是可以通过烟气主风量平衡计算获得。1主风量校正 主风量般用差压式流量计测量，其节流装置多为文丘里管。其体积流量VA按下式校正：2 焦炭量计算进入再生器的干空气量：匕=心 匕 （5-9）1 +（p式中：5干空气量，m3n/h;VA湿空气量即仪表所测校正后进入再生器的主风量，m3n/h再生器烧焦量：V,（3.78+0.242CO,+0.313CO-0.1802）K（5-10）100-（C 2+。+。2）2 3,8.93-0.425（00,+O,）0.257CO焦炭氢碳比：H/C=-。-。-=2-（5-11）2 +CO式中：CC2、c o、。2、N2干烟气组成（体）；N2=100-C02-C0-02；（p空气分子湿度，由表5-1查得；K焦炭量，kg/h。3焦炭量查图计算法 图 51 为再生器燃烧计算图，按 0=0 作出，如果大气中水蒸汽含量较高,应加以校正（夕校正值查表5-1）。表 5-1 空气分子湿度表相 对 湿 度（%）干 球 温 度 （C）-30-20-10010203040100.004250.00733200.004640.008440.01478300.003550.006970.012720.02233400.002420.004870.009320.017020.02999500.001280.003020.006000.011680.021380.03778600.000610.001540.003630.007120.014050.025760.045671000.000380.001020.002570.006060.018260.023620.043700.07850注：夕=水 蒸 汽/干 空 气（体），基准大气压=0.1013MPa图 5-1 再生器燃烧计算图（=0）图5-1中各符号如下：-CO2+CO+O2%：E 3(CO2+CO)+0.5CO,%;co co，%；VA/K 耗 风 指标，m3n/kg;VF/A烟风比；GKf t 炭，kg焦炭/10000m3n 干空气。4烟风比、耗风指标及总湿烟气量烟风比 VF/A=(2+0-lOO-CO1266N?1 +(p(5-12)耗风指标VA/K=K(5-13)总湿烟气量 VF=(2+9-X (5-14)1.266M +(pW 5-5 已知某催化裂化装置的标定、分析数据如下：标定分析烟道气5 个样品的数据为：%(体)co02co210.07255.93812.62920.13645.34712.66530.08715.72411.81140.07586.76311.68250.07016.10912.029平均值0.088385.976212.1632两器的松动风量经孔板核算约为25m3n/min主风入口流量刻度：71%全量程1465 m3n/min ,文丘里管按标准状态设计,干球温度：22。大气压力：0.105MPa水蒸汽与干空气的分子比 p=0.012,试计算总烧焦量。解：If)105273湿空气量VA=1465X上 X71%V 0.1 295=1025 m3n/min则烧焦的干空气量：V1=1X(1025+25)X601+0.012=62253 m3n/h总烧焦量:K匕(3.78+0.242。2+13co-0.18.)八1 0 0-(。2+。+。2)_ 62253(3.78+0.242 X 12.1632+0.313 X 0.08838-0.18 X 5.9762)100-(12.1632+0.08838+5.9762)=4321 kg/h=103.7Vd总焦炭的H/C为u人8.93-0.425(。2+O,)-0.257 COH/C=-=-=-c o2+c o8.93-0.425（12.1632+5.976）-0.257 X 0,088412.163+0.0884=0.098应用上述公式时，最主要的是烟气分析要准确可靠。从实际经验看，CO2%比较容易分析准确，CO%.。2%的分析误差则往往较大。因此要重视奥氏分析吸收液的配制，及时更换吸收液，加大仪器的吸收表面积，在分析和操作时严格按操作规程进行，才能得到较好准确的结果。有的厂使用色谱分析烟气组成，也是一种较好的方法。（-）损失任何炼油加工装置的产品或多或少都会有损失。液体产品的泄漏、挥发，气体产物的外溢，随着装置排弃物如污水的流失等，都应该计入损失。然而损失无法计量，也无法从计算得出，因此，只能取一个大家都能接受的合理数据，也就是假设。在做装置的物料平衡时，一般而言，应尽可能采用计算而不用假设的方法求出各物料量（包括干气、不凝气等），如果此时损失太大，首先应检查各物料的计量、计算是否有误；其次，在判断得出其他计量、计算没有问题时，再考虑是否是干气计量带来的问题，而且应尽可能采用计算、分析的方法加以量化，以尽量排除假设带来的影响。在实际标定过程中，液体油品和液化石油气可以通过油罐检尺计量，干气则只能通过流量计计量，又有装置排不凝气，火炬阀泄漏等干扰。所以，通常是把干气和损失一起估测，然后分别损失水平高低取值在 0.2%1.0%范围。三装置物料平衡及收率根据前面所述的计量、计算和假设方法，可以得出各个物料的流率和产品收率，借此做出装置的物料平衡。表 5-2给出了某催化裂化装置的物料平衡及收率。表 5-2 催化裂化装置的物料平衡及收率项 II收率%（重）流量t/d原料微分油75.451912DAO24.55622合计1002534产品干 气3.6091.2损 失0.4010.3液化气13.71347.4汽油54.091370.6轻柴油24.09610.4焦炭4.11104.1合 计1002534在反应器中，催化剂的颗粒之间和颗粒的孔隙内充满着油气，这部分油气对催化剂的重量百分率可按卜式计算：=1.2X105(-)T PH PS(5-15)式中：WG催化剂夹带的油气占催化剂的重量分率，kg/1000kg催化剂；ps催化剂的骨架密度，kg/m3；PB汽提段催化剂的床层密度，kg/m3；MG提升管出口油气的平均分子量；T 汽提段入口温度r；P 汽提段入口压力，MPa(绝汽提的目的就是用水蒸汽把这些油气置换出来。这些油气中约75%是催化剂颗粒之间的空隙所夹带的油气，约 25%是颗粒内部的孔隙所夹带的油气。在一般操作条件下，当汽提段床层密度P B为 500kg/m3,G 约 为 1%左右。如果颗粒与颗粒之间的空隙内的油气被置换出来，而颗粒孔隙内部的油气未置换，则G 约为0.25%,数量仍相当可观。由于汽提不完全所增加的焦炭占新鲜原料的产率和汽提效率之间有如下的关系：WC s=(1 +号)*R e*需 X(1004)(5-16)式中：Cs 由于汽提不完全所增加的焦炭产率，%(重)；RF-回炼比；Rc；-剂油比；Es汽提效率，%。Cs可根据装置的热平衡情况决定。如果焦炭产率不能满足装置热平衡的需要，则可适当减少汽提蒸汽量，使 Cs保持一定的数值。对于装置热平衡能够满足需要，再生器的烧焦能力已成为限制装置处理能力提高的控制因素时，则应该增加汽提蒸汽量，提高汽提效率，尽量减少Cs。要 使 Cs在 1%以内，一般需要Es在 90%以上。例 5-8 已知某催化裂化装置的干气、液化气和汽油分析数据如下表:项 目干 气液化石油气稳定汽油%（体）%（体）油中气（重）H221.08Air19.97co21.550.04CH429.0C2H69.311.46C2H417.85C3H80.0910.23C3H60.4740.28i-CdHio0.1120.080.27n-CdHio4.450.44n-C4=5.580.47i-C4=6.90t c4=6.120.69cC4=4.570.672 c 50.400.29H2S0.17(0.75)平均分子量19.9749.17合计1001002.54流 率 kg/h1880896019040试校正干气和液化石油气互相夹带情况。先扣除两物流中的非煌组分，即空气和C 0 2,然后将体积组成换算成质量组成，如下表:解:项 目干 气液化石油气%（体）%（重）扣除非燃组分后%（重）%（体）%（重）扣除非煌组分后%（重）H221.082.113.12Air19.9729.0co21.553.420.040.04CH429.023.2234.36C2H69.3113.9820.691.460.880.88C2H417.8525.0337.04C3H80.090.200.3010.239.089.09C 3 H 60.470.991.4640.2834.1534.16i-C4H100.110.320.4720.0823.5123.52n-CdHio4.455.215.21n-C4=5.586.316.31i-C4=6.907.807.81t c4=6.126.916.91c CJ4.575.175.17150.401.442.130.290.420.42H2S0.170.290.430.750.520.52平均分子量19.9749.17合计100100100100100100 干气夹带非燃组分：1880X(29.0%+3.42%)=609kg/h干气夹带 C3、C4 组分：1880X(0.20%+0.99%+0.32%)=28kg/h干气夹带C5组分：1880X1.44%=27kg/h 液化石油气夹带非烧组分：8960X0.04%=4kg/h液化石油气夹带干气组分：8960X0.88%=79 kg/h液化石油气夹带C5组分：8960X0.42%=38 kg/h 汽油中夹带。3、C4组分：19040X2.52%=484 kg/h 干气、液化石油气、汽油三股物流中，干气总量：1880-（609+28+27）+79=1295 kg/h液化石油气总量：8960-（4+79+38）+28+484=9351 kg/h汽油总量：19040-484+27+38=18621 kg/h五外甩油浆夹带轻组分催化裂化原料重质化使生焦和再生的矛盾日益突出，为减少生焦而采取的最为有效的措施就是外甩油浆。外甩油浆会夹带轻柴油组分，夹带多少可以大致通过分析油浆密度判断，油浆密度（d42）以 1 为准,低 于 1 较多时说明夹带轻组分多。例 5-9 已知某催化裂化装置外甩油浆的分析数据及实沸点储程如下：密 度（d严）：0.9713偶程：初偏点 30010%467 30%51650%55270%587外甩油浆流量3042kg/h,试求其夹带轻组分量。解：油浆密度0.9713 221 轻柴油952221.05油浆17303.82焦炭30706.79损失2100.46合计45240100原料中含氢量为13.07%（重），试计算氢平衡。解：含氢量的计算：a、汽 油:由 式 5-18,Hw=1.86K-0.0012T-8.33K一特性因数，K=11.76T一中平均沸点，T=367.5KHw=13.01%分析值为：13.07%b、柴油：由式5-19,Hw=2.52K-0.005T-15.3K=11.49,T=554.3K,Hw=10.88%分析值为：11.07%c、焦炭中含氢量：计算值为8.59%d、油浆中含氢量：分析值为10.96%氢 平 衡：项 目含氢量（重）氢流量kg/h氢分布（重）原料油13.075912.87100产品：H2s5.923.24H210058.66CH425.13162.33C2H620.1194.08c2H414.37100.06H2C2小计21.75418.377.08C3H818.29150C3H614.37443.77IC4C1017.34375.87n CdHio17.3495.47n C4H814.3787.67iC4H814.37106.99tC4 H 814.37107.89CC4H814.3784.90C3 c 4小计15.581452.5624.57c5221 汽油13.01253242.81221 柴油10.88103617.52油浆10.96189.613.21焦炭8.59263.714.46损失15.5832.720.55合计5924.97100.20氢平衡精度（出方-入方）/入 方%0.200.20表 5-18给出了国内几种不同原料催化裂化反应的氢平衡数据。表 5-1 8 催化裂化反应氢平衡（单位：%（重）原料大庆饵分油大庆常压重油管输油掺渣油催化剂及工艺特点3A分子筛沸石催化剂取热沸石催化剂掺减压渣油23.22%,不取热沸石催化剂掺减压渣油32.44%,取热项目总物料氢总物料氧总物料氢总物料氢总物料氢原料油10013.3210013.3210012.910012.50100.012.601.800.401.400.282.540.643.360.833.010.86液化石油气17.102.6412.671.9910.851.7010.651.659.941.50汽油47.506.5944.156.1246.616.3844.825.8448.176.29轻柴油25.202.9536.284.4229.53.3916.631.7827.633.14.重柴油一7.210.81油浆8.370.85焦炭7.600.765.50.5510.50.667.240.4810.210.70损失0.800.1600001.720.261.040.16合计100.0013.5010013.3610012.7710012.5010012.65/液化气氢+轻油氢（）%原料中缴91.4494.0788.9174.1686.74T曳）原料中氢71.6279.1375.7460.9674.84二 硫 平 衡从催化裂化装置的硫平衡可以了解硫的去向和量的多少，从而对设备防腐和产品质量控制以及环境治理采取更为有效的措施。硫含量数据主要是通过仪器分析或化学分析得到。由于我国原油多数属于低硫原油，过去微分油催化裂化原料硫对产品质量和环保造成的影响并不严重。随着催化裂化加工渣油及进口油数量的增长，原料硫含量增加，硫分布问题越来越引起人们重视。催化裂化原料中的硫经过裂化反应过程转移至产品和再生烟气当中，产品中的硫主要以硫化氢和硫醇的形式存在，烧焦过程中生成的硫氧化物随再生烟气排入大气。表 5-19给出了某催化裂化装置的硫平衡数据。表 5-1 9 催化裂化装置硫平衡数据项 目物流流率kg/h硫含量（重）硫分布（重）大庆VGO原料1500000.09100烟气200(mg/m3)12.4污水104009.2干气42000.082.4液化气180000.338.7汽780000.0116.2轻柴油345000.0717.3重柴油64500.313.8合计100.00 例5-12某催化裂化装置标定的物料数据及硫分析数据如下:流率硫 含 量（重）原 料：DAO622t/d0.14%微分油1912t/d0.15%污 水：分馆塔顶罐5/h761.6mg/L稳定塔顶罐0.85Vh619.2mg/L 产品：干气H2S 6.08kg/h液化气347.4t/d4650ppm汽油1370.6t/d0.034%轻柴油610.4t/d0.12%试计算其硫平衡。解：以各物流的流率和硫含量的数据可以求得各物流中硫元素的重量流率，烟气的数据以原料硫与污水硫和产品硫之差获得，所得硫平衡数据如F表：项目硫 量kg/h比 例%（重）入方DAO36.2823.29微分油119.576.71合计155.78100出方烟气28.0718.02污水4.723.03干气5.733.68液化气67.3243.21汽油19.4212.47轻柴油30.5219.59合计155.78100分析上表数据，对照以往经验即发现这样做出的硫平衡数据与实际情况有偏离，这其中有分析数据不准和假设不合理两方面的原因，尤其通过焦炭进入烟气中的硫，如果以差值获得，必将吸纳所有的过程偏差而使数值失真，如表中的烟气含硫占整个原料硫的18.02%（重），可能包含较大误差。只能掌握大致的硫分布规律，要做出令人满意的硫平衡在现有的分析条件下是困难的。硫平衡过程可以采用列大表的形式完成，优点是直观明了。硫平衡1 5 0 5-13 硫平衡列表计算过程举例项 目物流流量kg/h物 流 含 硫量%（重）硫或硫化物携带量kg/h折合成单质硫量kg/h硫分布%（重）入方微分油333700.137645.9245.92减压渣油118700.218925.9825.98混合原料油452400.182782.6582.65100出方产品带出干气18800.438.087.69.20液态烧89600.5246.5943.8553.06汽油190400.02364.494.495.43柴油103500.158316.3816.3819.82油浆17300.25464.404.405.32焦炭30708.278.2710.0损失2100.430.900.851.03小计4524085.84103.86生产排放含硫污水7000659.6mg/L4.62(H2S)4.35工业污水2000018.94mg/L0.380.15汽油碱洗1904030mg/kg0.570.54汽油脱硫醉1904025mg/kg0.480.20小计5.246.34方合计91.08110.20出 方 入方8.4310.20影响催化裂化装置硫平衡的因素很多，卜 一面分别予以讨论。（-）原料油性质和转化深度1直储油品催化裂化硫分布在以直储油品为原料的常规催化裂化反应过程及在通常的转化率水平下，原料中硫化物在裂化产品中的大致分布规律是：约 50%（重）的硫以H2s的形式进入气体产品中；约 40%（重）的硫进入液体产品中；其 余 10%（重）左右的硫进入焦炭中。此外，随着裂化反应转化率的提高，H2s产率也明显提高，分布在焦炭中的硫略有增加，而分布在轻柴油中的硫则明显减少。2非直储油品催化裂化的硫分布催化裂化原料油中硫化物的类型对裂化产品中硫分布的影响卜分显著。在典型的转化率水平下，气体中 的H2S大部分是非嚷吩类化合物的C-S键断裂而形成的。当原料油中非曝吩类型硫化物比例增加时，则H2S的产率和汽油中的硫分率都增大，进入焦炭的硫变少。裂化速度慢和难裂化的曝吩硫则大量进入柴油、回炼油、油浆和焦炭中。由于曝吩类硫化物在二次油品、加氢精制油品和重油原料中的比例通常较高,这就使得其裂化反应中分布到重质产品中和焦炭中的硫分率显著提高。原料经脱硫预处理后，由于减少了原料中生成H2S的母体，所以裂化反应过程中生成H2S的硫分率比直储油品要低得多，而进入重质产品和焦炭中的硫的百分数则明显增加。原料油经深度加氢脱硫后，这种趋势更加明显，进入焦炭中的硫可达原料硫的30%以上。此外，焦炭中的硫含量还直接关系到再生烟气中SOx的排放量，SOx排放量与焦炭和原料油中的硫含量关系如表5-20所示。表 5-2 0 原料和焦炭硫含量与SOx排放浓度的关系原料硫含量%（重）焦炭硫含量%（重）烟气SOx浓度凶/g0.080.292400.100.271950.110.322300.210.494700.401.008500.701.6010000.851.9015501.002.0018503.104.003400再生烟气中含有NOx，其量决定于原料中的总氮量和再生烟气中的过剩氧量，当使用助燃剂时、排放量增加。当只有单个再生器时，其关联式为：NOX=40+0.2N+1,2502+105Pt（5-23）式中：NOX-烟气中NOx含量，ppm（体）；N原料中总氮，ppm（重）；02再生器中过剩氧量，%（体）；Pt-催化剂上伯浓度，ppm（重）。第六章热量平衡第一节 概述催化裂化反应再生系统的热平衡是三大平衡之一，本章研究的范围是指在维持合理的反应再生条件下的热平衡，而不是泛指的热平衡。研究热平衡就是要研究各种参数变化对反应再生系统的热平衡所产生的影响及相应应该采取的对策。-反应再生系统热平衡的意义1预测较合理的操作条件 在新建或改建装置设计、生产装置改变生产条件（换催化剂、换原料及生产方案等）时，为保证生产的安全和稳定，均需对热平衡进行预测，以采用相应对策，保证合理的操作条件。2取得优化的产品分布要得到最优的产品分布，需要优化的反应及再生条件。通过计算系统热平衡才能得到反应温度、再生温度、催化剂循环量和进料预热温度之间的优化匹配，得到优化的产品分布。3保证安全，平稳生产再生条件对安全生产及维持催化剂活性是至关重要的，通过热平衡计算预测再生条件，保证再生器不发生严重超温并有应急措施。二反应再生系统热平衡的特点加工减压微分油的流化催化裂化装置有一个较为满意的热平衡状态，图 6-1 给出了它的热平衡示意图，山图6-1可以看出，热的再生催化剂提供反应段所需的大部分热量。其中：加热和气化液体进料占60-85%；裂化反应热约占10-35%；热损失约占5%。图 6-1 微分油催化裂化反应再生系统的热平衡由图6-1还可以看出，在加工镭分油时，再生温度在680C-760C之间，这温度对于催化剂和再生器的材质来说，都是可以承受的。当处理重质原料时，例如常压渣油或掺炼部分减压渣油，过多的焦炭生成导致过多的烧焦热量，过高的再生温度将会破坏再生器的内构件及大大加速催化剂的减活。通过内、外取热设施来冷却催化剂，单程操作，外排油浆，或降低原料预热温度是常用的办法。图 6-2给出了使用内、外取热器时的热平衡。图 6-2 重油催化裂化反应再生系统的热平衡两段再生是解决加工重质原料热平衡问题的另一方法。它既减少了烧焦的放热，又保证了催化剂的再生效果。图 6-3是使用两段再生器的热平衡示意图。图 6-3 采用两段再生的反应再生系统热平衡影响装置热平衡的变量有多种，大体可分成两类，一类是独立变量（自变量），另一类是非独立变量（因变量）。表 6-1 给出了影响热平衡诸因素的分类及其对热平衡的影响。由 表 6-1可见，独立变量和非独立变量中还分为影响热负荷的变量；影响生焦但不影响热负荷的变量；影响牛.焦、热输出和热负荷的变量等不同种类。二反应再生系统热平衡的特点反应再生系统热平衡的特点如下：（1）多参数相互影响 影响系统热平衡的参数很多，而且互相之间有复杂的交错影响关系，影响因素常常是正负作用互相干扰。举一简例，在再生温度偏高时，可以降低进料温度，为维持反应温度，需加大循环量，这样，剂油比加大增加转化率，增加生焦，再生放热量增大，转化率增加又增大了反应热，这儿个方面的影响互相抵消，系统就达到平衡，认识这个特点，在分析问题时，就应从不同方面分析，最后得到综合影响的结果。（2）催化裂化反应再生系统热平衡具有自补偿能力当影响热负荷的变量发生变化时，生焦也发生变化。催化裂化装置总是热平衡的，当热平衡遭到破坏时，因 变 量（例如剂油比和再生温度）就会立即改变，使装置恢复到热平衡状态。只有在为了满足热平衡的需要，剂油比的改变引起滑阀压降超过允许范围时，装置热平衡才会出现问题。当自变量（如催化剂活性及进料残炭等）变化而增加生焦及热输出，且没有影响热负荷时，剂油比下降，再生温度升高，使装置达到另一热平衡状态，生焦稍有提高。当自变量（如提升管出口温度和回炼比）变化时，会影响热负荷和热输出，引起焦产率的一些改变。热平衡则由剂油比和再生温度来自行调节。当水蒸汽加入量或催化剂冷却变化时，增加了热负荷，但是不引起生焦或热输出的改变，这就必须由剂油比和再生温度的改变来补偿。上面所说的只是热平衡自补偿的一些表现，催化裂化热平衡存在自补偿这一特点是由于剂油比对转化率的影响、转化率对焦炭产率的影响以及控制反应器温度的方法等原因。第二节反应再生系统热平衡计算方法与一般的化工过程热平衡计算一样，首先需要确定一个计算基准，如 273K或 293 K,但在催化裂化的热平衡计算中，使用焰差较多，比较方便，所以在反应再生系统计算中往往只用焰差，而不出现某一个基准下的焰，这是为了方便，不是没有基准态。但在燃烧热、反应热计算中就有状态问题，只是习惯上忽略了，因为它引起的误差不大。在再生器内烧掉的焦炭并非100%的碳，也不是纯化合物，而是由高度贫氢的煌类物质和未汽提掉的重质烽混合物组成，这两种物质组成了所谓焦炭，其氢含量为6%-14%。因此，焦炭燃烧所放出的热量并非构成焦炭各元素(C、H、S)燃烧热的简单加和而应考虑C-H、S-H 等键的结合能，但是其数值很小，故习惯上仍用碳和氢的燃烧热直接计算，用主风升温热计算主风带出热。不论再生温度而在计算时使用同一燃烧热的方法是近似方法，因为不同燃烧状态的燃烧热也是不同的，正确的计算参见图6-4所示计算线路。图 6-4 焦炭燃烧热计算图正确的计算是由状态a 到状态b,循二条途径m 和 n。二者所用燃烧热不同，m 应用再生条件下的燃烧热，n应用标准燃烧热，关于燃烧热在后面介绍。对反应部分的反应热计算也存在同样问题，我们常用原料升温计算，这时就应用反应条件下的反应热，而不应该用某一个固定的反应热。反应热计算更为复杂，在后面详细讨论。热平衡计算的最主要、最直接的目标是保证反应部分按需要的条件进行，故先讨论反应部分的需要热。-热平衡计算方法(-)反应部分热平衡计算反应部分需要的热量主要由再生催化剂带入，在必须时也可以通过提高进料预热温度带入一部分。需要热由下列各项构成：1进料升温汽化热Qi 进料包括原料油、回炼油、回炼油浆、回炼污油或其他进料，如需催化精制的汽油、轻柴油等。Q1=LG1(H|i-Hti)X(3.6X106)-1 MW(6-1)式中：G,各种进料组分质量流量，kg/hHH进料各组分在反应温度下汽相的焰，kJ/kgHti各进料组分在进料状态下的焰，kJ/kg上式中计算反应温度应当用沉降器出口温度，用提升管出口温度的计算方法在后面介绍。油品焰的计算过程如下：(1)以液相一 17.8之焙为0。(2)液相焰(HL)以液体比热公式积分而得。HL=(0.055X K+0.35)1.8X(0.0004061-0.0001521 XS)X(t+17.8)2+(0.6783-0.3063 X S)X(t+17.8)X 4.1868 kJ/kg(3)为计算气相焰(HV)需先求-17.8下之气化潜热(H)。H。=50+5.27X(140.32-130.76X S)/(0.009+0.9944XS)0542-11.1 X(K-11.8)X4.1868 kJ/kg(4)气相焰(HV)以气体比热公式积分而得，再加上气化潜热(H)。HV=H+0.556 X(0.045 X K-0.233)X(1.8Xt+17.8)+0.556 X 10-3X(0.22+0.00885 XK)X(1.8Xt+17.8)2-0.0283 X 10-6X(1.8Xt+17.8)3 X4.1868kJ/kg(5)在已知液相焰(HL)时，液体温度用下法求得：令 AZ=(0.0004061-0.0001521 X S)X(0.55X K+0.35)BZ=(0.6783-0.3063XS)X(0.055XK+0.35)CZ=-1.8XHL/4.1868t=0.278/AZ-BZ+(BZ2-4 X AZ X CZ)5-17.8其中：K一特性因数；S20液相密度；t温度,2注入反应系统蒸汽升温热Q2注入蒸汽有来自管网的d.OMPa；250)蒸汽和装置内过热的蒸汽(用于汽提段)，应分别计算。Q2=G 2(HVT-HVI)+G3(HVT-HV2)X(3.6 X106)-1 MW(6-2)式中：G2、G3分别为注入I.OMPa及过热蒸汽量，kg/hHVT沉降器出口温度下水蒸汽的焰，kJ/kgH v i、HV2分别为I.OMPa蒸汽和过热蒸汽进反应系统的焰，kJ/kg3散热损失Q 3 散热损失是表面枳、隔热层厚度和导热系数、介质温度、环境温度和风速的函数。有关资料中用催化剂给反应系统净热的2.5%经验数据。建议用下式：Q3=K Ai(T-293)X 10-6 MW(6-3)式中：A,反应系统(提升管、沉降器和汽提段)表面积，应包括再生滑阀后管线，m2T反应系统温度，KK总传热系数，视衬里材料与厚度不同，取 3.56W/(m2 K)4焦炭吸附热Q 4 对焦炭吸附热的存在与否是有争议的，过去有的热平衡计算方法考虑吸附热，也有的国外专利技术不计吸附热，两种方法不影响总的热平衡，仅影响催化剂循环量(一般差别为 10%左右)和剂油比，读者均可采用。为了与某些引进装置对比，可不计算吸附热。一般则按有吸附热计算。吸附热是放热，在反应器热平衡计算中应计在入方，推荐吸附热Q4用 2.12.5 MJ/kg焦。吸附热在以后论述。5裂化反应热Q 5 裂化反应热计算方法多种多样，因为裂化反应包含多种化学反应，故采用单位原料的反应热计算，比较合理的是应用分子膨胀比计算，但对于不同原料和催化剂，反应类型不同时，所用系数不同。精确的反应热应通过精确测量原料及产品的燃烧热，计算其差值得到。裂化反应热将在后面详细讨论。6反应总需要热Q 反Q B i=Ql+Q2+Q3+(-Q4)+Q5(6-4)在设计预测时，根据设计条件，予测出反应需要热