催化裂化装置反应-再生及分馏系统工艺设计.pdf

《催化裂化装置反应-再生及分馏系统工艺设计.pdf》由会员分享，可在线阅读，更多相关《催化裂化装置反应-再生及分馏系统工艺设计.pdf（34页珍藏版）》请在淘文阁 - 分享文档赚钱的网站上搜索。

1、第一章前言1 催化裂化装置反应-再生及分馏系统工艺设计茂名学院专科毕业设:催化裂化装置反应-再生及分馏系统工艺设计2 目录摘要I第一章前言.3 1.1 催化裂化的目的及意义 .31.2 催化裂化技术发展.4 1.3 设计内容 .4第二章工艺叙述.52.1 分馏系统.6 2.2分馏系统.6 2.3吸收 稳定系统.6 第三章设计原始数据.7 3.1开工时.7 3.2处理量.7 3.3原 始数 据 及再 生-反应 及 分 馏操 作 条 件 .9 第四章反应-再生系统工艺计算.11第一章前言3 4.1 再生系统.11 4.1.1 燃烧计算 11 4.1.2 热量平衡 12 4.1.2.1热 流 量 入

2、 方 .12 4.1.2.2热 流 量 出 方 .13 4.1.3催化剂循环量.13 4.1.4空床流速 15 4.1.4.1 密 相 床 层 15 4.2 反应器.16 4.2.1 物料衡算.16 4.2.2热量衡算.18 4.2.2.1热量入方.各进 料温度184.2.2.2 热 量出方 194.2.3 提升管工艺计算.21 4.2.3.1提升管进料处的压力和温度.214.2.3.2提升管直径.214.2.3.3 预 提升 段的直 径和高 度.234.2.4 旋风分离器工艺计算.24 4.2.4.1筒体直径.244.2.2.2一级入口截面积25 4.2.2.3 二级入 口截 面积.254.

3、2.2.4算旋风分离器组数25茂名学院专科毕业设:催化裂化装置反应-再生及分馏系统工艺设计4 4.2.2.5一级腿负荷及管径25第五章分馏塔能量平衡计算.27第六章计算结果汇总.29 结束语30 参考文献31 致谢.32第一章前 言1.1 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 套催化裂化装置，总加工能力超过100.0Mt/a，比 1991 年增加 58.4 Mt/a，增长 137.16%，可以说是世界上催化裂

4、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，催化裂化过程，尤其是重油催化过程的地位显得更为重要。随着工业、农业、交通运输业以及国防工业等部门的迅速发展，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 年统计，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般为9192（RON），优质汽油为 9698（RON）。为了满足日益严

5、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-再生及分馏系统进行工艺上的设计与分析。1.2 催化裂化技术发展状况第一章前言5 80 年代以来，催化裂化技术的进展主要体现在两个方面：开发成功掺炼渣油（常压渣油或减压渣油）的渣油催化裂化技术（称为渣油FCC，简写为 RFCC）；催化裂化家族技术，包括多产低碳烯烃的DCC 技术，多产异构烯烃的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 、毫秒催化裂化工艺（MSCC）双台组合循环裂化床工艺、剂油短接触工艺（SCT）、双提升管

6、工艺、两段渣油改质技术等等。国内灵活双效催化裂化工艺（FDFCC）、VRFCC 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 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种新的石油加工工艺 渣油加氢处理(VRDS)一催化裂化(FCC)组合工艺 。流化催化裂化（FCC）是现代化炼油厂用来改质重质瓦斯油和渣油的核心技术，是炼厂获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4 015.48 Mt/a，其

7、中催化裂化装置的加工能力为 668.37 Mt/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 821.13 Mt/a，催化裂化能力为271 Mt/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66.08 Mt/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，残炭与金属两个指标已分别达到8%和 20 g/g。而国内渣油催化裂化原料的残炭一般达到6%，金属 15 g/g，与国外水平相比，尚有潜力。中国石化集团公司 FCC 装置中约 80%都掺炼不同比例的渣

8、油，平均掺渣比约为26%，1989-1997年，掺炼重质油的比例从18.52%增至 43.64%。我国大庆石蜡基原油具有残炭低、金属含量低的特点，其减压渣油的残炭为8.95%，金属为 7 g/g，所以大庆减压渣油可以直接进行催化裂化。前郭炼油厂已进行了大庆全减压渣油催化裂化的尝试，但未见国外全减压渣油催化裂化的报道（2）两段提升管催化裂化（TSRFCC）新技术 TSRFCC 可大幅度提高原料的转化深度，同比加工能力增加2030%；显著改善产品分布，轻油收率提高 23 个百分点，液收率提高34 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，汽油烯烃含量下降20 个百分点以上，柴油密度减

9、小、十六烷值提高，汽油和柴油的硫含量都明显降低。采用两段提升管催化裂化技术可使企业获得巨大的经济效益。1.3 设计的主要内容茂名学院专科毕业设:催化裂化装置反应-再生及分馏系统工艺设计6 1.设计专题的经济、技术背景分析2.工艺流程的选择3.主要设备物料、能量衡算4.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、分馏塔能量衡算第二章工艺叙述7 第二章工艺叙述工艺流程说明该装置工艺流程分四个系统如图2-1 提升管反应器沉降器再生器图2-1催化裂化装置工艺流程图回炼油浆催化剂罐主风机加热炉水蒸汽新原料油油浆重柴油轻柴油粗汽油富气气提塔塔馏分回炼

10、油罐水蒸气2.1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。提升管中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，并经汽提段用过热水蒸气汽提，再经旋风分离器分离后，反应产物从反应系统进入分馏系统，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。烟气经旋风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。反应系统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积。沉积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

11、反应而生成的积炭，使催化剂的活性得以恢茂名学院专科毕业设:催化裂化装置反应-再生及分馏系统工艺设计8 复。再生用空气由主风机供给，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 从提升管底部进入使油气雾化，分散，与催化剂充分接触；（2）预提升 在提升管中输送油气；（3）汽提 从沉降器底部汽提段进入，使催化剂颗粒间和颗粒内的油气汽提，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）吹扫、松动 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。2.2 分馏系统由反应器来的反应产物油气从底部进入分馏塔，经塔底部的脱过

12、热段后在分馏段分割成几个中间产品：塔顶为富气，汽油，侧线有轻柴油，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。分馏系统主要设备是分馏塔，裂化产物在分馏塔中分馏成各种馏分的油品。塔顶汽在粗汽油分离罐中分成粗汽油和富气。分馏塔具有的特点有:(1)分馏塔底部设有脱过热段,用经过冷却的油浆把油气冷却到饱和状态并洗下夹带的粉尘以便进行分馏和避免堵塞塔盘。（2）设有多个循环回流：塔顶循环回流、一至两个中段回流、油浆回流。（3）塔顶回流采用循环回流而不用冷回流。2.3 吸收稳定系统该系统主要由吸收塔，再吸收塔，解吸塔及稳定塔组成。从分馏塔顶油气分离器出来的富气中带有汽油部

13、分，而粗汽油中则溶解有C3，C4 组分。吸收稳定系统的作用就是利用吸收和精馏方法，将富气和粗汽油分离成干气（C2），液化气（C3、C4）和蒸汽压合格的稳定汽油。第三章设计原始数据9 第三章设计原始数据3.1 处理量100 万吨/年+学号 2 万吨/年即：100+2 2=104万吨/年3.2 开工时8000 小时每年则处理量为：104 103 104 8000=130000 kg/h 3.3 原始数据及再生-反应及分馏操作条件原料油及产品性质分别见表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3-4、提升管反应器操作条件表3-5 催化裂化分馏塔回流取热分配见表3-6 分

14、馏塔板形式及层数见表3-7 分馏塔操作条件表见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0.7423 0.8707 0.8800 0.9985 0.8995 恩氏蒸馏初馏点54 199 288 224 10%78 221 347 380 377 30%106 257 360 425 438 50%123 268 399 450 510 70%137 300 431 470 550 90%163 324 440 490 700 终馏点183 339 465 平均相对分子量茂名学院专科毕业设:催化裂化装置反应-再生及分馏系统工艺设计10 表 3-2 原料油

15、的主要性质项目数据项目数据密度0.8995 族组成分析/W%馏程饱和烃62.27 初馏点224 芳烃25 10%377 胶质11.88 30%438 沥青质0.85 350馏出率/v%7.5 重金属含量/gg-1500馏出率/v%49 Ni 5.99 元素组成/w%V 4.77 C 84.81 Na 0.32 H 12.85 Fe 5.91 硫/w%0.77 残炭，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 再生器操作条件项目数据备注再生器顶

16、部压力/MPa 0.200 主风入再生器温度/162 再生器密相温度/700 待生剂温度/大气温度/25 大气压力/MPa 0.1013 空气相对湿度/%70 烟气组成（体）/%CO2 14.2 CO 0.2 O2 4.0 焦碳组成/H/C，质待生剂含碳量/%1.10 再生剂含碳量/%0.02 烧焦碳量/t/h 第三章设计原始数据11 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/505 沉降器顶部压力/MPa 0.200 原料预热温度/235 回炼油进反应器温度/265 回炼油浆进反应器温度/350 催化剂活性/%60.0 剂油比6.0 反应时间/S 3.0 回炼比0.5 催化

17、剂循环量/t h-1原料进料量/t h-1回炼油/回炼油浆1：0.25 表 3-6 催化裂化分馏塔回流取热分配（参考）物料顶循环回流一中循环回流二中循环回流油浆循环回流取热比例%1520 1520 1520 4050 备注表 3-7 分馏塔塔板形式及层数（参考）序号塔段塔板形式层 数1 油浆换热段人字挡板或园型挡板68 2 回炼油抽出以下固舌形2 3 回炼油抽出口上至一中回流抽出下口下固舌形，条形浮阀，填料1012 4 一中回流固舌形，条形浮阀，填料34 5 轻柴油抽出以上至顶循环回流段抽出下固舌形，筛孔，条形浮阀，填料89 6 循环回流段固舌形，条形浮阀，填料34 分馏塔总塔板数2832 茂

18、名学院专科毕业设:催化裂化装置反应-再生及分馏系统工艺设计12 表 3-8 催化裂化分馏塔操作条件（参考）序号物料温度/压力/MPa 塔板位置塔板类型1 分馏塔塔顶油气125 0.255 30 浮阀2 顶循环回流100 30 浮阀3 顶循环回流出塔160 27 浮阀4 富吸收油(再吸收油，视为轻柴油）返分馏塔120 20 浮阀5 轻柴油抽出220 19 浮阀6 一中回流返回160 18 浮阀7 一中回流抽出275 16 固舌形8 回炼油返回210 5 固舌形9 回炼油抽出265 2 固舌形10 油浆循环回流返回270 1 固舌形11 回炼油浆抽出350 塔底12 循环/外排油浆抽出350 塔底

19、13 轻柴油汽提蒸汽温度250 1.0 14 反应油气进分馏塔500 塔底第四章反应-再生系统工艺计算11 第四章反应-再生系统工艺计算4.1 再生系统4.1.1 燃烧计算再生器物料平衡是计算待再生催化剂进入再生器后焦炭燃的产物，焦炭量按新鲜原料油的 8%计算：焦炭产量=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 烧碳量=10400 92.66%=9634.98 kg/h 烧氢量=10400 9634.98=765.02 kg/h 已知烟气组成（体）：C

20、O2:CO=14.2:0.2=71:1 根据:C+O2=CO22C+O2=2CO 2H2+O2=2H2O 生成 CO2 的碳为 9634.98 71/（71+1)=9501.80kg/h=791.76kmol/h 生成 CO 的碳为：9634.98 9501.16=133.82kg/g=11.15kmol/h 生成 CO2 的耗氧量为：791.76 1=791.76 kmol/h 生成 CO 的耗氧量为：11.15 1/2=5.575kmol/h 生成 H2O 的耗氧量为：765.02 1/2 1/2=191.26kmol/h 则理论的耗氧量为:791.76+5.575+191.26=988.

21、59kmol/h 理论氮为：988.59 79/21=3718.98 kmol/h 所以，可知燃料产物为791.76kmol/h CO2，11.15kmol/h CO，191.26 2=382.52kmol/h H2O。理论干烟气包括燃烧生成CO2和 CO 和理论氮则总量:791.76+11.15+3718.98=4521.89kmol/h 已知烟气中过剩氧为4%所以过剩空气摩尔百分数：(4 100/21)100%=19%过剩空气：（过剩空气百分数/1-过剩空气百分数）理论干烟气气量=0.19/（1 0.19）4521.89=1060.69kmol/h 茂名学院专科毕业设:催化裂化装置反应-再

22、生及分馏系统工艺设计14 过剩氧气：1060.69 0.21=222.74kmol/h 过剩空气含氮:1060.69 222.89=837.95kmol/h 实际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 o C，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:0.016 5768.26=92.29kmol/h 湿空气：5768.26+92.29=5860.55 kmol

23、/h 已知回炼比0.5，剂油比为6.0 回炼油浆：130000 0.5=65000kg/h 剂/油=剂/（130000+26000）=6.0 所以催化剂循环量为:6.0（130000+26000）=1170000kg/h 依据每吨催化剂带入1kg 水汽,则催化剂循环量为1170t/h则带入1170 kg/h=65 kmol/h 吹扫松动水蒸气量：500kg/h=27.78kmol/h 水蒸气为湿度与生成水及本身带入和吹扫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流量及组成如表4-1。表 4-1 再生器烟气流量及组

24、成组分分子量流量（kmo/h）摩尔百分数湿烟气干烟气O232 222.74 3.62 3.99 CO 28 11.15 0.18 0.20 CO244 791.76 12.88 14.18 N228 4556.93 74.13 81.23 干烟气30 5582.67 100 总水蒸气18 567.59 9.19 湿烟气29 6150.16 100 4.1.2 热量平衡根据 Qi=Ni CPi t 式中：Qi：热流量KJ/h Ni：物流 Ni 的流量 kmol/h CPi：物流 i 的热容 kJ/（kmol o C）t:温度o C 4.1.2.1 热流量入方第四章反应-再生系统工艺计算-15(1

25、)干空气t=162 o C CP=44.6814 kJ/kmolo C Q1=5768.26 44.681 162=41.75 106 kJ/h(2)湿空气中水蒸气C水=34.542 kJ/kmol o C Q2=92.29 34.542 162=0.52 106 kJ/h(3)催化剂带入水蒸气Q3=65 35.6 505=1.17 106 kJ/h(4)吹扫、松动水蒸气Q4=27.78 34.6 280=0.27 106kJ/h(5)烧焦炭 Q5=866.67 15.6 505=6.83106 kJ/h(6)催化剂 Q6(7)燃烧热 Q7，j=NjH 查石油馏分焓图得CO2Q7，1=791.

26、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=91.58 106 kJ/h Q7=（322+1.37+91.58）106=414.98 106kJ/h 共计 Q=Qi=(41.75+0.52+1.17+0.27+6.83+414.95)106+Q6=465.49 106+Q64.1.2.3 热流量出方干烟气 Q，1=5582.67 32.58 700=127.32 106 kJ/h(1)水蒸气 Q，2=564.81 39.877 700=15.77 106kJ/h

27、(2)催化剂带出水蒸气Q，3=65 39.877 700=1.81 106 kJ/h(3)脱附热，脱附热为燃烧热的11.5%Q，4=414.98 106 0.115=47.72 106 kJ/h(4)热损失=582 烧碳量Q，5=582 9634.98=5.6 106kJ/h(5)催化剂 Q，6 出方的能量:Q，=(15.77+47.72+5.6+127.32)106+Q，6=196.41 106+Q，6 根据热量平衡式：465.46 106+Q6=196.41 106+Q，6 催化剂升温所需的热量：Q=Q6-Q6=269.05 106kJ/h 4.1.3 催化剂循环量催化剂平均比热为1.08

28、6kJ/（kg o C）。设催化剂循环量为W/h 1.086W（700-505）=269.05 106W=1.27 106kg/h 因为回炼比 0.5，所以剂油比为:1.27 106/130000（1+0.5）=6.5 综上所述可得再生器物料平衡如表4-2、热平衡如表 4-3。第四章反应-再生系统工艺计算14 表 4-2 再生器物料平衡入方kg/h 出方kg/h 干空气167279.54 干烟气161897.43 水汽主风带入1661.22 水汽生成水汽6885.36 待生剂带入1170 带入水汽3331.26 松动.吹动500 合计172114.05 合计17.06 104循环催化剂1.27

29、 106焦碳10400 循环催化剂（kg/h）1.27 106合计145 104合计145 104表 4-3 再生器热平衡表入方，106kJ/h 出方，106kJ/h 焦碳燃烧热生成 CO2放热322 焦碳脱附热47.72 生成 CO 放热1.37 主风干空气升温需热127.23 生成 H2O 放热91.58 主风带入水气升温需热15.77 吹扫、松动蒸汽0.24 加热催化剂需热268.44 焦碳升温需热6.83 散热损失5.6 催化剂带入水蒸气的热量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1/4 D2U=VS D=(4 VS/U密)0.5=4 58

30、60.55*29/(3.140.9 3600)0.5=8.2m 烧焦强度=烧焦量/藏量藏量=烧焦量/烧焦强度=10400/0.2=52000kg V密=藏量/密=52000/300=173.33m3 H密=V密/A密=173.33 4/3.14 8.22=3.28m 1/4 D2U稀=VS D=(4 VS/U稀)0.5=(4 6150.17 29/3.14 0.6 3600)0.5=10.26m 第四章反应-再生系统工艺计算-17 TDH=(2.7D-0.36-0.7)EXP(0.7UF DT-0.23)DT=(2.7 10.26-0.36-0.7)EXP(0.7 0.6 10.26-0.23

31、)10.26=6.1 再生器的工艺结构图4-1。集 气 室人 孔冷 却 蒸 汽旋风分离器装 卸 手 孔燃料油辅 助燃 烧室燃料气燃料油 二次风 待 生 管淹 流 管紧 急 喷 水稀 相喷 水衬 里烟 气 窗 口人孔一次风看火窗图 4-1 再 生 器 结 构 简 图4.1.4 空床流速4.1.4.1密相床层进入密相床层的气相流量为：干烟气：5582.67kmol/h、水蒸气：567.59-4.4=563.19kmol/h（从水蒸气中 563.19kmol/h 扣除稀相床层中吹入的吹扫蒸汽4.4kmol/h），所以气相流量为 5582.67+563.19=6145.86 kmol/h 已知床层温度

32、为700 o C，压力为 200+2=202kpa所以体积流量：6145.86 22.4 （273+700）101.3 103/（273 202 103 3600）=68.34m3/s 4.1.4.2 稀相床层有 4.4kmol/h 水蒸气吹入，因此流量为6129.48+4.4=6133.88Kmol/h 体积流量：6133.88 22.4（273+710）101.3 103/（273 200 103 3600）=69.79m3/s 茂名学院专科毕业设:催化裂化装置反应-再生及分馏系统工艺设计18 4.2 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4.2.1 物料衡

33、算新鲜原油：130000kg/h 回炼油：回炼油浆=1：0.25回炼比=（回炼油流量+回炼油浆流量）/新鲜原油=0.5 回炼油流量+回炼油浆流量=0.5 130000=65000kg/h 回炼油浆流量：65000 0.25/(1+0.25)=13000kg/h 则回炼油流量:65000-13000=52000 kg/h 催化剂循环量：W=1.27 106kg/h S=（90%馏出温度-10%馏出温度）（90-10）tv=（t10+t30+t50+t70+t90）5 ln me=-2.21181-0.012800tv0.6667+3.6478s0.3333 me=e ln metme=tv-me

34、由因为 K=11.8,由 tme和 k 查表（石油炼制工程）P76可得相对分子分子质量见表4-4。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106 214 342 392 445 再生剂、烟气、水汽新鲜原料回炼油回炼油浆雾化蒸汽反应油气、催化剂、烟气、水蒸汽、预提升蒸汽反应温度第四章反应-再生系统工艺计算-19 反应器水蒸气包括：新鲜原料雾化的水蒸汽：12.5%油1300kg/h 回炼油雾化的水蒸气：4%油2080 kg/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 催化剂带入水蒸气：1.4kg/t

35、剂1778kg/h 反应器总吹扫松动水蒸气：4kg/t 剂5080kg/h 共计14048 kg/h 催化剂带入烟气：1kg/t 剂1270kg/h 综上所述列见入方水蒸汽流量表4-5、反应器物料平衡见表4-6。表 4-5 入方水蒸汽水蒸气项目质量流量/Kg/h 分子量kmol/h 进料雾化2080 18 115.56 预提升蒸汽1270 70.56 吹扫、松动水蒸汽5080 282.22 气提蒸汽2540 141.11 回炼油雾化的水蒸汽2080 115.56 再生剂带入水蒸气1778 98.78 总量14828 780.44 表 4-6 反应器物料平衡名称相对平均分子量对 新 鲜 原 料油

36、%（质量）流量kg/h kmol/h 进料新鲜原料油444 100 130000 292.79 回炼油342 52000 152.05 回炼油浆392 13000 33.13 催化剂1270000 水蒸气18 14048 780.44 再生剂带入烟气29 1270 43.79 共计100 1480318 1302.2 茂名学院专科毕业设:催化裂化装置反应-再生及分馏系统工艺设计20 出料料带出烟气29 1270 43.79 水蒸汽18 14080 780.44 回炼油浆392 13000 33.13 回炼油342 52000 152.05 干气30 5 6500 216.67 液化气50 11

37、.0 14300 286 稳定汽油106 48 62400 588.68 轻柴油214 21.2 27560 128.79 油浆282 6.0 7800 27.66 焦碳8.0 10400 损失30 0.8 1040 34.67 催化剂1270000 共计100 1480318 2653.83 4.2.2 热量衡算4.2.2.1热量入方.各进料温度催化剂为 700o C.回炼油浆：350o C.由催化剂带入的水蒸气和烟气700o C 需汽提：4kg/t 剂=4 1270=5080kg/h 预汽提：1kg/t 剂=1 1270=1270kg/h 吹扫等水蒸气：4.4 18=79.2kg/h 共计

38、：6429.2kg/h 当 250o C 时查焓表可知所需的水蒸气所需热量:H（t）=2790kJ/Kg 比热=4.844 kJ/（kg o C）。则可知水蒸气的量为576Kg=32 kmol 设原料油和回炼油温度为t 催化剂平均比热为1.086kJ/（kg o C）。a.催化剂：Q1=1270 1.086 700 103=0.97 109 KJ/h b.催化剂带入烟气查表CP=32.57kJ/kmolo C Q2=43.79 32.57 700=1.0 106kJ/h c.催化剂带入水蒸气CP=38.877kJ/kmolo C Q3=99 38.877 700=2.69 106kJ/h 30

39、0o C 水蒸气 Q4=357.18 1.92 300=0.21 106kJ/h d.250o C 水蒸气 Q5=32 1.91 250=0.016 106k J/h e.原料油和回炼油温度为t 此焓为 H（t）Q6=（130000+65000）Ht=195000H（t）回炼油浆温度为350o C.查 焓在（石油炼制工程）P99 H=198.0kcal/kg=198.04.184=828.432kJ/kg 第四章反应-再生系统工艺计算-21 Q7=13000 828.43=10.77 106kJ/h h.焦碳吸附的吸附热等于脱附热Q8=47.72 106kJ/kg 共计 Q=1.064 109

40、+165000 H（t）4.2.2.2 热量出方各出料温度为 505o C a.催化剂：Q1=1270 103 1.086 505=0.70 109kJ/h b.催化剂带出的烟气：Q2=1270 30.1 505=1.93 107kJ/h c.催化剂带出的水蒸气（由再生器热量流出方知）：Q3=1.17 106kJ/h d.水蒸气：Q4=（357.18+32）1.98 505=0.032 106kJ/h e.原料油和回炼油在505o C 时汽化为油气。油气的焓为由505 o C 查到油的密度。由（石油炼制工程）P99）查得H（t）=340 4.184=1443.5kJ/kg Q5=（130000

41、+65000）1443.5=281.48 106kJ/h f.在 505o C 时油浆汽化为油气.此焓为 1443.5kJ/kg Q6=13000 1443.5=18.77 106kJ/h d.催化碳带出热量催化碳=总碳-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=新鲜原料 5.38%0.6=130000 5.38%0.6=4196.4 kg/h 焦化碳量=9634.98-254-4196.4=5184.58查焓图得Q7=5184.58 2180 4.1868=47.32 106 kJ/h 共计：Q=1.062 109kJ/h 热量平衡1

42、.064 109+165000H（t）=1.062 109kJ/H 令混合原料油的预热温度为283o C 混合原料的相对密度d混d混=v新d新+v回d回+v浆d浆v新=130000/0.8995 （130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985）=0.62 m3/h v回=65000/0.8800 （130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985）=0.32m3/h浆=13000/0.9985（130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985）=0.056m3/h 则d混=0.62 0.8995+0.

43、32 0.8800+0.056 0.9985=0.56+0.28+0.056=0.9m3/h t=283o C d混=0.9 k=11.8 查焓湿图茂名学院专科毕业设:催化裂化装置反应-再生及分馏系统工艺设计22 H（283o C）=162 4.184=677.81kJ/kg 入方=132 106+196000 677.8=1106 106kJ/h 出方=1274.8 106 kJ/h 故反应器部分应取热；Q取=1274.8 106-1106 106=168.8 106kJ/h 原料入口流速、提升管进料流量和温度如下表4-7、4-8 所示。表 4-7 提升管入口进料热量名称流量温度/oC Q

44、106/kJ/h kg/h kmol/h 新鲜原料油130000 292.79 235 0.195 H（t）回炼油52000 196.23 265 回炼油浆13000 53.57 350 催化剂带入的烟气1270 67.27 700 1.0 催化剂带入的水蒸气1782 99 700 2.69 水蒸气6429.3 357.19 300 0.21 水蒸气576 32 250 0.16 催化剂1270 103700 970 共计1475057 1106 表 4-8 提升管出口物料505oC 的热量项目kg/h 相对分子质量kmol/h Q 106/kJ/h 干气6500 30 216.67 1226

45、.48 液化气14300 30 476.67 汽油62400 106 588.68 轻柴油27560 214 128.79 油浆7800 282 27.66 回炼油52000 340 152.94 回炼油浆13000 392 33.16 烟气1270 30 42.33 0.67 水蒸气14048 18 780.44 8.29 催化剂1270 103700 700 损失1040 30 18.57 4.1 油+气合计199950 2465.91 1274.8 4.2.3 提升管工艺计算4.2.3.1提升管进料处的压力和温度第四章反应-再生系统工艺计算-23(1)压力沉降器顶部压力为200kPa 设

46、进油处至沉降器顶部的总压降为19.5 kPa,则提升管内进油处的压力为200+19.5=219.5 kPa(2)温度加热炉出口温度为235o C,此时原料油处于液相状态.经雾化进入提升管与700o C 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衡来计算。催化剂和烟气由700o C 降至 ToC 放出的热=1270 103 1.097 (700-T)+1270 1.09 (700-T)=139.46 104(700-T)综上所述可得出油和蒸汽的热量如表4-9。表 4-9 油和蒸汽的热量计算其中 1.097和 1.09分别为催化剂和烟气的比热查焓表可知根据热平衡原理:139.4

47、6(700-T)=13A+5.2B+1.3C+6.4D 设 T=480o C 则查焓图可得 A=1335kJ/kg B=1322kJ/kg C=1255kJkg D=920kJ/kg 左边=139.46 190=26497.4右边=17355+6874+1632+589=26450相对误差为 0.17%,所以 T=480o C 4.2.3.2提升管直径1)选取提升管内径D1.2m，则提升管截面积F3.14 D2/41.1m22)提升管进料处的压力沉降器顶部的压力为200kPa（表）,设进油处至沉降器顶部的总压降为24 kPa，则提升管内进油处的压力为200+24224 kPa（表）。3)核算提

48、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,所以下部气体体积流率为：V 下1302.2 22.4 （480+273）101.3/（224+101.3）273 24695m3/h6.86m3/s 下部气速为 u下V下/F6.86/1.16.24m/s 物流流量进出kg/h 温度/oC 焓 kJ/kg 热量 KJ/h 温度kJ/kg 热量/kJ/h 原料130000 235 577 75010000 T A 13 104 A 回炼油、52000 265 659 34268000 T B 5.2 104 B 油浆13000 350 849 11037000 T C 1

49、.3 104 C 水蒸气6429.2 300 552 3548918 T D 064 104 D 茂名学院专科毕业设:催化裂化装置反应-再生及分馏系统工艺设计24 4）核算提升管出口气速提升管出口处油气的总流率为2501.65 kmol/h，所以，出口处油气体积流率为：V 上2653.83 22.4 （480+273）101.3/（200+101.3）273 55127(m3/h)15.31m3/s 所以出口线速为u上V上/F15.31/1.113.92m/s 核算结果表明：提升管出、入口线速在一般设计范围内，故所选内径D1.2 m 是可行的。5)提升管长度提升管平均气速u=(u上-u下)/l

50、n(u上/u下)=(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Lu 310.04 330.11m 6)核算提升管总压降设计的提升管由沉降器的中部进入，根据沉降器的直径何提升管拐弯的要求，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内一级旋风分离器入口高度取7m，其间密度根据经验取8kg/m3.提升管总压降包括静压ph、摩擦压降 pf 及转向、出口损失等压降 pa。各项分别计算如下：提升管内密度计算见表4-10。1）ph表 4-10 提升管内密度计项目上部下部对数平均值催化