年產150萬噸催化裂化裝置設計——反應再生系統【畢業(yè)論文】

1、<p><b>　　本科畢業(yè)論文</b></p><p><b>　　（20 屆）</b></p><p>　　年產150萬噸催化裂化裝置設計——反應再生系統</p><p>　　所在學院 </p><p>　　專業(yè)班級

2、 化學工程與工藝 </p><p>　　學生姓名 學號 </p><p>　　指導教師 職稱 </p><p>　　完成日期 年 月 </p><p><b>　　摘要</b&g

3、t;</p><p>　　隨著世界經濟的快速發(fā)展和環(huán)境問題的日益突出，世界各國對汽油等輕質油特別是高質量的清潔燃料的需求量急劇增加。將重質油更多的轉化為輕質油品和清潔能源是以后催化裂化領域的的重要課題。催化裂化是重質油烴類在催化劑的作用下反應生產液化氣、汽油和柴油等輕質油品的過程，在汽油和柴油等輕質油品的生產中占有很重要的地位。</p><p>　　本設計題目是150萬噸/年催化裂化裝置的

4、工藝設計，此工藝對重油加工程度較深且產品收率較高，同時具有較好的經濟效益和環(huán)保效益。以任丘常壓重油為原料并且以生產高質量的汽油為目的，同時對裝置的參數進行經驗性假設。通過對汽油的方案以及反應--再生系統工藝的計算，達到了設計的目的。</p><p>　　【關鍵詞】 重油；催化裂化；裝置；設計</p><p><b>　　Abstract </b></p>

5、<p>　　As the rapid economic development of the world and environmental problems have become increasingly serious. The demand of light oil,such as gasoline,especially of high-quality clean fuels, increase dramaticly

6、. How to transform more heavy oil into light oil and clean energy is the important topics of future FCC. FCC is process which transform heavy oil of hydrocarbons in the catalyst reaction into light oil,such as gasoline a

7、nd diesel,plays an important role in the production of light oil,especia</p><p>　　The topic of this design is 1.5 million tons / year of FCC process design.This process has deeper on the processing of heavy

8、oil and higher yield ,also good economic and environmental benifits.. This progress uses Renqiu atmospheric residue as raw materials to produce gasoline,aimed at producing high-quality gasoline,and makes experiential ass

9、umptions of installment parameters.The design purpose is achieved by Gasoline program and the calculation of the reaction and regeneration process system. </p><p>　　【Key word】 Heavy oil；catalytic crackin；ins

10、tallment；design </p><p><b>　　目錄</b></p><p><b>　　1.前言1</b></p><p>　　1.1 催化裂化的目的及意義1</p><p>　　2.工藝流程說明和設計原始數據3</p><p>　　2.1 工藝流程說明

11、3</p><p>　　2.2 操作條件的選擇依據4</p><p>　　2.3 設計原始數據5</p><p>　　3.反應-再生系統工藝計算7</p><p>　　3.1 再生系統7</p><p>　　3.1.1 燃燒計算7</p><p>　　3.1.2 再生器熱平衡計算9

12、</p><p>　　3.1.3 反應器熱平衡計算10</p><p>　　3.1.4 再生器結構尺寸的確定12</p><p>　　3.1.5 旋風分離器的計算15</p><p>　　3.1.6 輔助燃燒室的計算18</p><p>　　3.2 反應系統20</p><p>　　3

13、.2.1 提升管反應器的計算20</p><p>　　3.2.2 預提升段的直徑和高度的確定27</p><p>　　3.2.3 沉降器和汽提段的計算27</p><p>　　3.2.4 沉降器的旋風分離器的選取29</p><p>　　3.2.5 兩器壓力平衡計算29</p><p><b>　　

14、4. 結論31</b></p><p><b>　　參考文獻37</b></p><p><b>　　致謝38</b></p><p><b>　　1.前言</b></p><p>　　1.1 催化裂化的目的及意義</p><p>　　

15、1.1.1 渣油催化裂化的重要性</p><p>　　我國本身擁有的石油資源稀缺，屬于石油進口國。隨著我國經濟的迅速發(fā)展和對環(huán)境保護所提出的要求，我國對輕質油品的需求量日益增多，并且對油品質量的要求也越來越高。為了提高對石油資源利用效率和提高煉油行業(yè)的經濟效益就要對原油進行深加工，這在原油價格飛漲和環(huán)境問題日益突出的今天尤為重要。</p><p>　　據統計，我國原油350℃以上的餾出量小

16、于30％，其中減壓渣油占原油的三分之一以上，常壓渣油占原油的50％以上。由于一般的常減壓蒸餾無法達到輕質油收率的要求，因此就要對原油進行二次加工。</p><p>　　將渣油輕質化的方法主要有：（1）延遲焦化(2) 加氫裂化（3）催化裂化。</p><p>　　對上述的三種方法進行比較，延遲焦化的收益不如催化裂化，而且延遲焦化的產品必須再進行加氫精制，所以不能直接作為產品。加氫裂化的產品質

17、量非常好，但是在重油加工過程中，較高的重金屬含量會造成催化劑中毒，導致催化劑的消耗量很大。催化裂化生產的產品包括高辛烷值汽油餾分、輕柴油餾分和石油化工工業(yè)需要的氣體原料，這些產品都是是市場急需的[1]。近年來，催化裂化的裝置不斷改進、催化劑的性能不斷提高，產品的分布也越來越好。因此，催化裂化工藝的發(fā)展對我國原油加工具有重要的現實意義。</p><p>　　1.1.2 渣油催化裂化面臨的主要問題和解決方案</

18、p><p>　　渣油催化裂化的主要問題主要如下：</p><p>　　（1）原油中膠質、瀝青質、芳烴、稠環(huán)芳烴含量高 </p><p><b>　　（2）金屬含量高</b></p><p>　?。?）硫、氮得含量高</p><p>　　上述問題的解決方案:</p><p>　

19、　（1）在再生器中安裝取熱裝置就能吸收焦碳收率高而導致的過多熱量，從而使整個裝置保持熱平衡。</p><p>　　（2）新型催化劑具有較好活性和選擇性，而且水熱穩(wěn)定以及抗重金屬性能良好，這樣就會減少催化劑的水熱失活和重金屬中毒，從而節(jié)省了催化劑的使用量。</p><p>　　（3）采用新型的脫硫、脫氮工藝；采用降硫助劑，從而降低催化裂化汽油的硫含量。</p><p>

20、;　　渣油催化裂化面臨的難題在很大程度上得到解決意味著渣油催化裂化工藝的工業(yè)化具備了很大的可行性。</p><p>　　1.1.3 我國重油催化裂化的發(fā)展概況與展望</p><p>　　在我國，大約80%的汽油和1/3的柴油都來自該工藝。2007年，我國催化裂化加工能力達到1.23t/a，占原油加工量的37.0%，且摻煉渣油的比例高達30%，居世界之首。它將3000多萬噸低價值的減壓渣油轉

21、化成為了社會急需的輕質燃料和化工產品，是我國主要的重油輕質化手段[2]。</p><p>　　由于我國原油資源的特點和催化裂化在二次加工能力中所占絕對比重的現狀，未來催化裂化仍然是我國重油輕質化的最主要加工技術。在重視對現有裝置的改造以及對現有工藝、催化劑和生產技術改進的同時，也必須加強技術創(chuàng)新。催化裂化裝置將會更高要求的條件下下運行，實現煉油工業(yè)盡可能以最低的投資來把原油轉變成符合環(huán)保要求的輕質油產品。努力提高

22、催化裂化的技術水平，縮小同世界先進水平的差距，達到可以與國外大煉油公司競爭的能力。</p><p>　　目前，我國應該以市場和環(huán)保為導向，進一步完善和開發(fā)重油催化裂化和其相關家族技術的工藝。切實提高催化裂化工藝加工重油的能力，研發(fā)出具有更高性能的催化裂化催化劑。通過對裝置的改造以及工藝、催化劑的改進，更大程度的降低催化裂化所生產的汽油中烯烴的含量[3]。從而實現催化裂化工藝在投資少，見效快的前提下，生產更多符合市

23、場需求和環(huán)保標準的汽油以及清潔能源等產品。逐步調整原油加工工藝的結構，降低催化裂化產品的生產成本，使煉油企業(yè)獲取更大經濟效益，以滿足我國實現經濟可持續(xù)發(fā)展的要求。</p><p>　　2.工藝流程說明和設計原始數據</p><p>　　2.1 工藝流程說明</p><p>　　該裝置工藝流程分三個系統如圖2-1</p><p>　　2.1.1

24、 反應-再生系統</p><p>　　原料經過加熱汽化后進入提升管反應器，與來自再生器的高溫（600-750℃）催化劑短時間接觸，隨即氣化并進行反應。產物和催化劑進入沉降器，產物經旋風分離器分離出夾帶著得催化劑后進入分餾系統，積有焦炭的催化劑沉降到再生器，經汽提段用過熱水蒸氣汽提，催化劑表面夾帶的油氣被水蒸氣置換出來返回升降器上部，留下的催化通過待生斜管進入再生器。在再生器中用空氣使催化劑流化，并且燒去催化劑表面

25、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。</p><p>　　2.1.2 分餾系統</p><p>　　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。</p><p>　　分餾系

26、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。塔頂汽在粗汽油分離罐中分成粗汽油和富氣。</p><p>　　2.1.3 吸收-穩(wěn)定系統</p><p>　　該系統主要包括吸收塔，再吸收塔，解吸塔以及穩(wěn)定塔。從分餾塔頂油氣分離器出來的富氣中帶有汽油部分，而粗汽油中則溶有C3、C4 組分。此系統的作用是利用吸收和精餾方法，將粗汽油和富氣分離成液化氣（C3 、C4）、干氣（C2）以

27、及蒸汽壓合格的穩(wěn)定汽油[2]。</p><p>　　2.2 操作條件的選擇依據</p><p>　　2.2.1 反應溫度</p><p>　　溫度對裂化反應有非常大的影響，溫度對反應的速度影響隨著反應活化能的增加而增加；溫度是調節(jié)產品分布與轉化率的最主要的變量因素。本設計通過對溫度的調節(jié)能可以反應朝著多產汽油方向進行。反應溫度越高，汽油辛烷值的也越大，但也會相應的提

28、高氣體的產率。一般反應溫度在500-510 ℃左右，通過綜合考慮，本設計選取反應溫度為510℃。</p><p>　　2.2.2 反應壓力</p><p>　　增加反應壓力不利于脫附，相反會有利于吸附，這樣會使轉化率、焦炭和氣體收率增加而汽油收率稍微得下降，汽油的辛烷值降低，產品中烯烴的含量減少[4]。所以在以多產汽油為生產目的的方案中，應該采取低壓操作。又由于兩器壓力平衡的要求，反應-再

29、生器之間必須保持一定的壓差，而且不能隨意變動，反應壓力又根據再生壓力來確定。再生壓力要根據整個裝置的情況綜合考慮來決定。在實際操作中壓力是固定的，不能把壓力做為調節(jié)變量。因此確定本設計反應壓力為0.14MPa。</p><p>　　2.2.3 再生溫度</p><p>　　提高再生溫度可以很大程度的提高炭燃燒的速度。這樣，對于燒掉相同數量的焦炭，加快燒焦速度就可以減小再生器體積。對于分子篩

30、催化劑而言，常規(guī)再生溫度大約在650--680℃；因為催化劑在高溫條件下會發(fā)生水熱失活，因此在完全再生條件下，最高溫度不超過700--760℃[5]。綜合考慮設備和催化劑的最大允許限度，選取本設計再生溫度為710℃。</p><p>　　2.2.4 再生壓力</p><p>　　碳燃燒速度與氧分壓成正比，氧分壓為氧的對數平均濃度和再生壓力的乘積，所以提高再生壓力就可以對應的提高炭燃燒的速度

31、；在選取再生壓力時，所取壓力不僅要有利于催化劑的燒焦，并且要有利于提高煙氣能量回收的效率。最后還要考慮兩器的壓力平衡。本設計選取再生壓力為0.142MPa。</p><p>　　2.2.5 再劑碳含量</p><p>　　再劑碳含量對轉化率有很大影響，在再劑碳含量0.1—0.6%（質）范圍內，再劑碳含量每降低0.1%（質），則轉化率大約提高4%。</p><p>　

32、　表2.1再劑碳含量對催化劑選擇性和轉化率的影響</p><p>　　分子篩催化劑對再生碳含量很敏感。若再劑碳含量過高，分子篩催化劑的選擇性和活性都會下降，因而轉化率會很大程度的降低，汽油收率下降。采取高溫再生可降低再劑碳含量，一般降低碳含量0.1%，催化劑活性大約提高2-3個單位[6]。在多產汽油的方案中，此值應該低于0.2%，甚至有些裝置要求在0.05%以下。本裝置選取再劑碳含量為0.04%。</p&g

33、t;<p>　　2.2.6 再生煙氣氧含量</p><p>　　再生煙氣氧含量是一個操作變量，由于分子篩催化劑是不完全燃燒的再生方式，因此煙氣出口氧濃度一般控制在3%左右。如果煙氣出口氧含量過高，則容易在稀相區(qū)發(fā)生二次燃燒；如果過低，則容易發(fā)生炭堆積事故。再生煙氣氧含量一般在2.5—3.5%，本設計選取為3.0%。</p><p>　　2.2.7 反應時間</p>

34、<p>　　反應時間和溫度、原料性質、再劑碳含量等共同作用來決定原料的產品分布和轉化率。對于多產汽油方案來說，采用很短的反應接觸時間，有利于提高汽油收率和和汽油質量。并且還能夠降低焦炭收率。渣油裂化的反應時間一般在2-3s左右，本設計選取為3s.</p><p>　　2.2.8 原料預熱溫度</p><p>　　原料預熱溫度指原料油進入反應器前的溫度。它可以補充再生器燒焦提供

35、給反應所需熱量的不足，進而來保證反應溫度達到規(guī)定的指標。在同樣的轉化率下，提高原油預熱溫度就能夠使輕質油收率略有增加，而焦炭收率下降。一般來說，預熱溫度對進料的霧化效果有一定的影響，對產品收率和質量有不同程度的影響。霧化效果好，則同樣轉化率條件下焦炭和氣體收率就會下降，輕質油收率上升；反之，霧化效果差，則焦炭收率就會上升。一般而言，預熱溫度高則霧化的效果好。但采用高預熱溫度會使劑油比降得很低，反應器中活性中心太少，轉化率就很低。本設計以

36、渣油為原料，在渣油進行催化裂化時，預熱溫度不高，因此可采用油漿進行熱交換。綜合分析選取本設計原料預熱溫度為230℃[6]。</p><p>　　2.2.9 CO/CO2比</p><p>　　CO/ CO2對再生器熱效率有影響，CO2/CO的值越大，燒焦放熱就越大。燒焦罐完全再生裝置，或采用CO助燃劑，或采用完全再生都能夠使焦炭幾乎完全轉化為CO2。所以煙氣中幾乎不含CO。假如CO的含量過

37、高，在稀相區(qū)中，在含氧的高溫條件下容易發(fā)生二次燃燒，其放出的熱量會使旋風分離器等設備燒壞。因此本設計選用CO/CO2比為0。</p><p>　　2.2.10 焦中H/C比</p><p>　　汽提效果的好壞和原料反應深度會影響焦中的H/C比。多產汽油的方案中，反應溫度較高，深度較大，因此焦中的H/C比相對也較小。待劑中所含油氣直接體現了汽提效果的好壞，如果待劑中油氣含量低則汽提效果好，焦

38、中H/C比就相對較小[6]。反之，H/C比就較大。本設計所選用的H/C比為6/94。</p><p>　　2.3 設計原始數據</p><p><b>　　2.3.1設計題目</b></p><p>　　150萬噸/年催化裂化裝置設計（反應-再生系統）</p><p>　　2.3.2 基礎數據</p>&l

39、t;p>　?。?）開工時: 8000小時每年 處理量為：187500kg/h</p><p>　?。?）原料：任丘減壓蠟油：常壓重油 =20：80</p><p>　?。?）原料以及產品性質 </p><p>　　表2.2 原料以及產品性質</p><p>　　回煉比=回煉油/新鮮原料=0.4

40、3</p><p>　　3.反應-再生系統工藝計算</p><p><b>　　設定反應參數：</b></p><p>　　反應溫度 （℃） 510</p><p>　　反應壓力 （表壓MPa） 0.14</p><p&

41、gt;　　再生溫度 （℃） 710</p><p>　　再生壓力 （表壓MPa） 0.142</p><p>　　焦中碳氫比 （H/C） 6/94</p><p>　　CO/CO2

42、 0</p><p>　　反應時間 (s) 3</p><p>　　原料預熱溫度（℃） 230</p><p>　　再生催化劑含碳量 0.04%</p><p>　　過剩氧含量

43、 3%</p><p><b>　　3.1 再生系統</b></p><p>　　3.1.1 燃燒計算</p><p>　　3.1.1.1 燒碳量和燒氫量</p><p>　　燒焦碳量＝150×11.48%×104/8000＝21.53t/h</p><

44、p>　　燒碳量＝21.53×103×0.94＝20233.5kg/h＝1618.1kmol/h</p><p>　　燒氫量＝21.53×103×0.06＝1291.8kg/h＝645.9kmol/h</p><p>　　由于煙氣中過剩氧含量為3%，即（焦炭完全燃燒，不生成任何CO）。</p><p>　　所以生成CO2的

45、C為1618.1kmol/h，也即是燒碳量。</p><p>　　3.1.1.2 理論干空氣量</p><p>　　碳燒成CO2所需要的O2量＝1618.1×1=1618.1kmol/h</p><p>　　氫燒成H2O所需要的O2量＝645.9/2＝323.0kmol/h</p><p>　　所以理論需要O2量＝1618.1＋32

46、3.0＝2009.1kmol/h＝64289.6kg/h</p><p>　　理論帶入的N2量＝2009.1×79/21＝7558.04kmol/h＝211625.2kg/h</p><p>　　所以理論干空氣量＝2009.1＋7558.04＝9567.14kmol/h</p><p>　　＝271706.77kg/h</p><p&g

47、t;　　3.1.1.3 實際干空氣量</p><p>　　煙氣中過剩氧的為3%（體積分數），所以</p><p>　　3%＝O2（過）/（CO2＋N2(理)＋N2（過）＋O2（過））</p><p>　　＝O2(過)/（1686.1＋7558.04＋O2（過）×79/21＋O2（過））</p><p><b>　　解此方程

48、，得：</b></p><p>　　過剩氧量O2（過）＝323.54kmol/h＝10353.44kg/h</p><p>　　過剩氮量N2 (過) ＝323.54×79/21＝1217.15kg/h</p><p>　　所以 實際干空氣量=323.54+1217.15+9567.14=11107.83kmol/h</p><

49、;p>　　=315462.37kg/h</p><p>　　3.1.1.4濕空氣量（主風量）</p><p>　　大氣溫度25℃，相對濕度50%，查空氣濕焓圖，得空氣的濕焓量為0.010kg水汽/kg干氣。所以：</p><p>　　空氣中水汽量＝315462.37×0.010=3154.62kg/h＝175.3kmol/h</p>&

50、lt;p>　　濕空氣量=1107.83+175.3=11283.13kmol/h</p><p>　　=252742.11(m3/h)=4212.37(m3/min)</p><p>　　此即正常操作時的主風量</p><p>　　3.1.1.5主風單耗</p><p>　　濕空氣量/燒焦量＝252742.11/21.53×1

51、03</p><p>　?。?1.74(m3/kg)</p><p>　　3.1.1.6干煙氣量</p><p>　　由以上計算已知干煙氣氣中各組分的量，將其相加，得總干煙氣量 </p><p>　　總干煙氣量＝CO2＋N2＋O2</p><p>　　＝1686.1+323.0+7558.04+1217.15=1078

52、4.29kmol/h</p><p>　　按各組分的相對分子質量計算它們的質量流量，然后相加，可得</p><p>　　總干煙氣的質量流率=74188.4+10353.44+245705.32 </p><p>　　=330247.16kg/h</p><p>　　3.1.1.7濕煙氣量及組成（見表3.1）</p><p&

53、gt;　　表3.1 濕煙氣量及組成</p><p>　　3.1.1.8 煙風比</p><p>　　煙氣量/主風量＝11777.59/10784.29=1.09 </p><p>　　3.1.1.9 再生器物料平衡（見表3.2）</p><p>　　表3.2 再生器物料平衡</p><p>　　3.1.2 再生器熱平

54、衡計算</p><p>　　3.1.2.1 燒焦放出的熱量</p><p>　　由于完全燃燒，不存在CO</p><p>　　因為之前求得 Q總放熱＝84021.3×104kJ/h</p><p>　　已知焦炭的脫附熱為總放熱量的11.5%</p><p>　　所以可求得， Q可利用＝84021.3

55、15;104×88.5% ＝74358.8×104kJ/h</p><p>　　3.1.2.2 出再生器熱</p><p>　?。?）干空氣升溫需熱Q1</p><p>　　Q1＝空氣平均比熱容×干空氣量×（T出再生器－T主風入再生器）×4.184</p><p>　　式中，空氣平均比熱容為1

56、.1kJ/kg.K</p><p>　　T出再生器可按稀相管溫度710℃</p><p>　　T主風入再生器可根據主風機出口溫度確定,T主風機出口出可按下式計算：</p><p>　　T出＝T入(P出/P入)k－1/Kη</p><p>　　式中T入——主風機入口溫度（K）</p><p>　　P出，P入——分別為主風

57、機出，入口壓力（Pa）</p><p>　　y——多變效應（0.6—0.8）</p><p>　　K——絕熱指數（K＝1.4）</p><p>　　由此前計算得，主風量=4212.37(m3/min)</p><p>　　根據風量乘110%可以作為選主風機的依據，選EF-1950-3.2型兩臺</p><p>　　故T

58、出＝298×（3.4/1）（1.4－1）/（1.4×0.7）＝491K</p><p>　　考慮溫降，取主風入再生器溫度為170℃</p><p>　　則Q1＝321371.84×0.26×（710－170)×4.184 ＝18878.5×104kJ/h</p><p>　?。?）空氣帶入水升溫需熱Q2&l

59、t;/p><p>　　Q2＝帶入水量×水蒸氣比熱容×（T再生器溫度－T空氣入再生器溫度）×4.184</p><p>　　其中，水蒸氣平均比熱容為2.1kJ/kg.k</p><p>　　可得，Q2＝3152.48×0.5×(710－170)×4.184＝356.4×104kJ/h</p>

60、<p>　?。?）焦炭升溫需熱Q3</p><p>　　Q3＝焦炭量×焦炭比熱容×（T再生器溫度－T反應器溫度）×4.184</p><p>　　焦炭比熱容取和催化劑相同值，取1.1kJ/kg.k</p><p>　　可得，Q3＝21525×0.262×(710－510)×4.184＝472.

61、5×104kJ/h</p><p>　?。?）待生催化劑帶入水升溫需熱Q4</p><p>　　設定每噸待生催化劑帶入1kg的水汽</p><p>　　Q4＝1229×2.16×（710-510）＝53×104kJ/h </p><p>　　式中，2.16是水汽的平均比熱，單位為kJ/kg℃</p

62、><p>　?。?）各處吹掃及松動蒸汽升溫需熱Q5</p><p>　　Q5＝875×（3950－2780）＝102.49×104kJ/h</p><p>　?。?）再生器的熱損失Q6</p><p>　　Q6＝139×燒碳量×4.184＝139×20233.5×4.184＝1176.3

63、×104kJ/h</p><p>　　再生器耗熱Q耗＝（18878.5+356.4+472.5+53+102.4+1176.3）×104 =21039.1×104kJ/h</p><p>　　過剩熱量 Q過剩=可利用熱-再生器耗熱-反應器熱</p><p>　　=(74358.8-21039.1-3

64、6547.5)×104=16772.2×104kJ/h</p><p>　　3.1.2.3 計算再生器一段床溫</p><p>　　用下式來求取再生器的一段床溫，</p><p>　　Q 一段放熱/ Q總放=( t一段- t反)/( t二段- t反)</p><p>　　Q 一段放熱=(68537.5&

65、#215;0.8+15483.8×0.96) ×10 4 =69694.45×10 4kJ/h</p><p>　　即，69694.45×10 4/84021.25×10 4 =( t一段-510)/(710-510)</p><p>　　解上式，求得t一段=676℃</p><p>　　3.1.2.4 再生器熱平衡

66、匯總（見表3.3）</p><p>　　表3.3 再生器熱平衡匯總</p><p>　　3.1.3反應器熱平衡</p><p>　　3.1.3.1 供熱方</p><p>　?。?）取催化劑的循環(huán)量為未知定值A</p><p>　　則再生催化劑帶入熱Q1=A×1.097×（710-510）=219.

67、4A kg/h</p><p><b>　　燒焦放熱 </b></p><p>　　燃燒生成H2O放熱=1291.8×19890=15483.8×104kJ/h</p><p>　　燃燒生成CO2放熱=20233.5×33873=68537.5×104kJ/h</p><p>

68、;　　總放熱=(68537.5+15483.8)×104=84021.3×104kJ/h</p><p>　　反應中生成并且吸附在催化劑上的焦炭所放出的吸附熱</p><p>　　Q2＝84021.3×104×11.5%=9662.5×104kJ/h</p><p>　　（3）與催化劑一起進入的水蒸氣和煙氣的帶入熱&

69、lt;/p><p>　　Q3＝進入水蒸氣量×水蒸氣比熱容×（t再－t反）＋進入煙氣量×煙氣比熱×（t再－t反）</p><p>　?。絒A/1000×0.26×（710-510）+123.6×0.5×（710-510）]×4.184</p><p>　?。?.2×104＋

70、0.22A</p><p>　　所以，總供熱＝Q1＋Q2＋Q3</p><p>　?。?19.4A＋9662.5×104+5.2×104＋0.22A</p><p>　?。?667.7×104＋219.62A</p><p>　　3.1.3.2 耗熱方</p><p>　　根據，催化碳=總

71、碳-可汽提碳-附加碳</p><p>　　可汽提碳=催化劑循環(huán)量×0.02%＝2×10-4A</p><p>　　附加碳＝新鮮原料量×殘?zhí)迹ㄖ兀?×0.6</p><p>　　＝187.5×103×5.91%×0.6＝6648.75kg/h</p><p>　　催化碳＝20

72、233.5－2×10-4G-6648.75＝13584.75－2×10-4A</p><p>　　所以 Q4＝催化碳×2180＝（13584.75－2×10-4A）×2180</p><p>　?。?961.5×104－0.436A</p><p><b>　?。?）散熱損失</b>

73、</p><p>　　Q6＝465.6×燒碳量=465.6×20233.5＝942×104kJ/h</p><p><b>　　（3）水蒸氣耗熱 </b></p><p>　　Q5＝（霧化＋汽提＋預提開＋松動）蒸汽×(t反-T過熱蒸汽）×比熱容＋各吹掃蒸汽×（t反－T過熱蒸汽）

74、5;比熱容</p><p>　?。剑?475＋583＋2330＋567）×0.5×（510－400）×4.184＋1761.3 ×0.5×（510－400）×4.184＝177.5×104kJ/h</p><p>　　（4）原料升溫汽化耗熱</p><p>　　Q7＝進料量（包含回漿）×

75、;（qt反汽 －qt預液）</p><p>　　d15.615.6＝d420＋δd＝0.8942＋0.0040＝0.8982</p><p>　　tv＝（t10＋t50＋t90）/3＝（410＋450＋500）/3 ＝453.33℃</p><p>　　餾程傾斜率S＝(t90－t10)/(90－10)＝(500－410)/80＝1.125</p>&l

76、t;p>　　tme＝tv－δme</p><p>　　lnδme＝-1.5318－0.01280 tv0.667＋3.6468×S0.333</p><p>　?。?1.5318－0.01280×(453)0.667+3.6468×(1.125)0.333</p><p><b>　　=1.504 </b>

77、</p><p>　　tme＝tv－δme＝453.33－4.5=448.8℃</p><p>　　T＝tme＋273.15=448.8+273.15=721.95K</p><p>　　所以K混＝1.216T1/3/ d15.615.6</p><p>　?。?.216×721.951/3/0.8982</p>&l

78、t;p><b>　?。?2.1</b></p><p>　　根據上述所求的d混＝0.894，K混＝12.1，</p><p>　　查焓可得，q510℃汽＝417kcal/kg=1744.7kJ/kg</p><p>　　q230℃液＝130kcal/kg＝543.9kJ/kg</p><p>　　其中，壓力校正為0

79、，K值校正為-4，可得</p><p>　　q510℃汽＝417+4－0＝421Kcal/kg=1761kJ/kg</p><p>　　Q7＝（87.5＋80.63）×103×（1761－543.92）＝32632.5×104kJ/h</p><p>　　所以總耗熱Q耗=Q4+Q5+Q6+Q7</p><p>　

80、　=2961.5×104-0.436A+177.5×104+942×104+32632.5×104</p><p>　　=36713.5×104-0.436A</p><p>　　由于Q供＝Q耗，帶入可得219.62A+9667.7×104=36713.5×104-0.436A</p><p>　

81、　解上式得A＝1229×103kJ/h</p><p>　　劑油比＝催化劑循環(huán)量/（新鮮原料量＋回煉油量）</p><p>　　＝1229×103/（187.5×103＋80.63×103）</p><p><b>　?。?.6</b></p><p>　　3.1.4 再生器結構尺

82、寸的確定</p><p>　　3.1.4.1 密度相段</p><p><b>　　計算直徑和高度</b></p><p>　?。?）煙氣的體積流率</p><p><b>　　V＝V1＋V2</b></p><p>　　其中，V1＝n1×22.4×（2

83、73＋t1）/273/P中×1.013</p><p>　　V2＝n2×22.4×（273＋t2）/273/P中×1.013</p><p>　　式中, V1——一段煙氣的體積流率，單位m3/s</p><p>　　V2——二段煙氣的體積流率，單位m3/s</p><p>　　t1——一段再生溫度，單

84、位℃</p><p>　　t2——二段再生溫度，單位℃</p><p>　　n1——一段煙氣的摩爾流率，單位kmol/s</p><p>　　n2——二段煙氣的摩爾流率，單位kmol/s</p><p>　　P中——床層總壓力，單位kPa</p><p>　　P中＝P再頂＋H稀r?。獺過r過＋0.5H密r密</p

85、><p>　　＝3.4＋（10×40＋2×95＋0.5×7×200）/104＝346.09kPa</p><p>　　再生催化劑所帶走煙氣的摩爾流率n</p><p>　　n＝3.6×1229/30.5/3600＝0.0403kmol/s</p><p>　　因為，一段燒碳量為80%，燒氫量為96

86、%；</p><p>　　二段燒碳量為20%，燒氫量為96%。</p><p>　　根據上述的物料平衡求法，計算求得，</p><p>　　一段總濕煙氣量為9735.65kmol/h,二段總濕煙氣量為2103.55kmol/h</p><p>　　n1＝9735.65/3600－n＝9735.65/3600－0.0403＝2.664 kmol

87、/s</p><p>　　n2＝2103.55/3600－n＝2103.55/360－0.0403＝0.544kmol/s</p><p>　　V1＝2.664×22.4×（273＋676）/273/3.529×1.013 ＝59.54m3/s</p><p>　　V2＝0.544×22.4×（273＋710）/27

88、3/3.529×1.013＝12.43m3/s</p><p>　　V＝V1+ V2＝59.54＋12.43＝71.79 m3/s</p><p>　　根據V=πd2w/4,取w=1.0m/s</p><p>　　d＝＝＝9.58m,取d=9.6m</p><p>　　則F＝（π/4）×d2＝9.62×3.14/

89、4 ＝72.4m2</p><p>　　（2）計算催化劑藏量</p><p><b>　　在一段燒碳80%</b></p><p>　　CBR＝20233.5kg/h＝0.5w1ρv1TCp</p><p>　　式中 w1——一段催化劑藏量，單位t</p><p>　　P——壓力因數，p＝PTP0

90、</p><p>　　V1——再生器裝置因數，取190</p><p><b>　　P0——氧分壓因數</b></p><p>　　O2——再生煙氣中過剩氧含量，取30</p><p><b>　　T——再生溫度因數</b></p><p><b>　　t——再生溫

91、度</b></p><p>　　CR1——經一段燒焦后的催化劑含碳百分數</p><p><b>　　求上述的具體值</b></p><p>　　P0＝（21－0.5）/ln[（21－0.5）/0.5]/8.08 ＝0.684</p><p>　　PT＝3.4/1.315＝2.5856</p>

92、<p>　　T＝e16.5－13387/（273＋676）/2.858 ＝3.84</p><p>　　P＝P0 PT＝0.684×2.5856＝1.769</p><p>　　CR1＝CR2＋總碳量/催化劑循環(huán)量×20%×100%</p><p>　?。?.1%＋20.2335/1229×20%×100%

93、＝0.429%</p><p>　　W1＝16186.8/（0.5×1.769×190×3.84×0.429）＝58.6t</p><p><b>　　在第二段</b></p><p>　　P0＝（21－1.5）/ln[（21－1.5）/1.5]/8.08 ＝0.941</p><p&

94、gt;　　T＝e16.5－13387/（273＋710）/2.858＝6.24</p><p>　　P＝P0 PT＝0.941×3.4/1.315＝2.43</p><p>　　因此可得W2＝4046.7/（0.5×2.43×185×6.24×0.1）＝28.9t</p><p><b>　　計算F1以及F

95、2</b></p><p><b>　　F總＝72.4m2</b></p><p>　　設定一段截面積和二段截面積之比F1/F2＝燒焦量比＝3.1</p><p>　　所以F1＝72.4×3.1/4.1＝54.7m2</p><p>　　F2＝72.4-43.9=17.7m2</p>

96、<p>　　計算一段線速和二段線速</p><p>　　u1＝V1/F1＝59.54/54.7＝1.1m/s</p><p>　　u2＝V2/F2＝12.43/17.7＝0.7 m/s</p><p>　　計算一段密相床密度ρ1密和二段密相床密度ρ2密</p><p>　　ρ密＝1.6×105ρsuf-0.46×

97、p</p><p>　　其中, uf——密相床煙氣線速，單位m/s</p><p>　　p——密相床差壓，單位pa</p><p>　　ρs——催化劑沉降密度，單位g/ml </p><p>　　p1＝w1/F1＝58.6/54.7＝1.1 t/m2</p><p>　　p2＝w2/F2＝28.9/17.7＝1.6

98、t/m2 </p><p><b>　　因此根據上式可得</b></p><p>　　ρ1密＝1.6×10-5×0.91×1.1-0.46×1.1×9.81×1000＝0.150t/m3</p><p>　　ρ2密＝1.6×10-5×0.91×0.7-0.

99、46×1.6×9.81×1000＝0.269t/m3</p><p>　?、?計算一段密相床高度和二段密相床高度</p><p>　　根據H＝W密/ρ密F密 以及 W密＝0.8W總</p><p>　　可得 H1＝58.6×0.8/0.150×54.7＝5.7m</p><p>　　H2＝2

100、8.9×0.8/0.269×17.7＝4.8m</p><p>　　由于考慮到裝分布管等因素，因此取密相床高度為6m</p><p>　　3.1.4.2稀相段</p><p>　　(1)稀相段的直徑D</p><p><b>　　其計算公式為D＝</b></p><p>　　其

101、中，W——煙氣在稀相段中的線速，單位m/s，設定為0.55 m/s</p><p>　　V——煙氣在稀相段的體積流率，單位m3/s</p><p>　　V＝n總×22.4×(273＋t稀)/(273+P稀中)×1.013 </p><p><b>　　t設定為710℃</b></p><p>

102、;　　P稀中＝P再頂＋0.5×H稀r稀/104 ＝3.4＋0.5×10×40/104 ＝3.42kg/cm2＝335.4kPa</p><p>　　n總＝n1＋n2＝2.664＋0.544＝3.208kmol/s</p><p>　　V＝3.208×22.4×(273＋710)/(273+3.42)×1.013 ＝76.63m3/

103、s</p><p>　　D＝ ＝13.3m 實取13.0m</p><p>　　因為汽提段插在再生器稀相段里大約占6%</p><p>　　所以F實＝πD2/4×94%＝3.14×13.02/4×94%＝141.1m2</p><p>　　實際線速u＝V/F實＝76.63/141.1＝0.54m/s<

104、;/p><p>　　(2) 計算TDH值</p><p>　　TDH＝10.4V稀0.5D（0.47-0.42×V稀）－2.4 ＝10.4×0.540.5×13.0（0.47-0.42×0.54）－2.4 </p><p><b>　?。?1.86m</b></p><p>　　(3)

105、 計算過渡段的高度</p><p>　　H過＝tan60°（D?。璂密）×0.5 ＝tan60°×（13.0－9.6）×0.5＝2.9m</p><p>　　(4) 計算稀相段的高度</p><p>　　H稀＝TDH－H過＝11.86－2.9＝8.92m ,實取H?。?m</p><p>　　

106、3.1.4.3 一段燒焦強度、二段燒焦強度及總停留時間的計算</p><p>　　根據,燒焦強度S＝燒焦碳量/第n段藏量，求得</p><p>　　S1＝16186.8/58.6＝276kg/t.h</p><p>　　S2＝4046.7/28.9＝140 kg/t.h</p><p>　　根據,停留時間t＝藏量/催化劑循環(huán)量, 求得<

107、/p><p>　　t停留＝(58.6+28.9)/1229×60＝4.3min</p><p>　　一般床層再生的停留時間在3-5min,故求取的時間符合要求</p><p>　　3.1.4.4 催化劑輸送管線</p><p>　　(1) 淹流管管口面積F</p><p>　　淹流管管口界面強度 7—10t/m2

108、.min 取9 t/m2.min</p><p>　　則管口面積F＝催化劑循環(huán)量/界面強度＝1229/(9×60) ＝2.28m2， </p><p>　　實取F＝2.3 m2</p><p>　　則實際截面強度＝1229/2.3/60＝8.9t/m2.min</p><p>　　(2) 待生立管輸送管線的直徑</p>

109、<p>　　取催化劑質量流率為2100 t/m2h</p><p>　　則管截面積F＝1229/2100＝0.59 m2d＝＝＝0.86m ,實取d＝0.85m</p><p>　　則F實＝0.852π/4＝0.567m2 質量流率＝1229/0.567＝2167.5 t/m2h，在2100-2400t/m2h之間,符合要求</p><p>

110、;　　3.1.4.5 計算再生斜管直徑</p><p>　　設定質量流速為2200 t/m2h</p><p>　　則F＝1229/2200＝0.56 m2</p><p>　　d＝＝＝0.845m</p><p>　　實際質量流速為1229×4/0.8452π＝2192.6 t/m2h</p><p>　　

111、3.1.4.6 驗算直徑</p><p>　　在劑速為1—2m/s時，管內密度應該在350—450kg/m3之間</p><p>　　ρ＝4×1000A/3600πd2w</p><p>　　由于待生管直徑d＝0.85m w設定為1.5m/s</p><p>　　根據上式可得，ρ＝4×1000×983/3

112、600/3.14/0.852/1.5 ＝401kg/m3</p><p>　　又由于再生斜管直徑d=0.76m w設定為1.5m/s</p><p>　　同理可得，ρ＝4×1000×983/3600/3.14/0.852/1.5 ＝401kg/m3</p><p>　　因為計算結果都在標準范圍內，所以符合要求。</p><p

113、>　　3.1.5 計算旋風分離器</p><p>　　3.1.5.1 選用兩級串聯的布埃爾型旋風分離器,</p><p>　　布埃爾型旋風分離器的壓力如下表3.4所示</p><p>　　表3.4 布埃爾型旋風分離器的壓力</p><p>　　布埃爾型旋風分離器的主要尺寸如下表3.5所示</p><p>　　表3

114、.5 布埃爾型旋風分離器的主要尺寸</p><p>　　3.1.5.2 核算旋風分離器組數</p><p>　　本設計選取6組旋風分離器</p><p>　　一級入口線速u1＝濕煙氣流率V1/一級入口截面積F1</p><p>　　＝61.3/0.46/6 ＝22.2m/s</p><p>　　二級入口線速u2＝V1

115、/F2＝26.2m/s</p><p>　　根據對旋風分離器入口線速的要求:</p><p>　　一級線速最高不大于25m/s</p><p>　　最低線速不小于15m/s</p><p>　　二級線速最高不大于35m/s</p><p>　　因此，選6組旋風分離器合適。</p><p>　　3

116、.1.5.3 核算料腿負荷</p><p>　?、?一級旋風分離器入口固體濃度</p><p>　　已知，稀相的線速u＝0.54m/s</p><p>　　根據混合催化劑篩分組成,催化劑顆粒表面平均直徑 dp＝1/</p><p>　　＝1/(0.008/10＋0.542/60＋0.094/30＋0.102/127+0.195/92.

117、5+0.059/149)</p><p><b>　?。?1.4μ</b></p><p>　　催化劑顆粒密度為: ρp＝ρt/(1＋ρtvk/1000)</p><p>　　式中，ρt----催化劑的骨架密度,單位2.61g/cm3</p><p>　　vk----催化劑的孔體積,單位0.194 m3/g</p&

118、gt;<p>　　根據上式，得ρp＝2.61×103/(1＋2.61×1000×0.194/1000)＝1733kg/ m3</p><p>　　u2/ dpρp2＝0.582/(61.4×17332×10-6) ＝1.82×10-3</p><p>　　其中，u----稀相氣體線速，單位m/s</p>

119、<p>　　dp----顆粒表面平均直徑，單位m</p><p>　　ρg----氣體密度，單位kg/m3</p><p>　　ρp----顆粒密度，單位kg/ m3</p><p>　　Es----氣相飽和攜帶能力，單位kg/ m3</p><p>　　ρg＝濕煙氣質量流率/濕煙氣氣體體積流率</p><p&

120、gt;　　＝339919.28/(65.11×3600)＝1.45kg/m3</p><p>　　查參考書本《催化裂化工藝設計》，Es/ρg＝3.1</p><p>　　所以氣相飽和攜帶量Es＝3.1×1.45＝4.50kg/m3</p><p>　?、?核算一級料腿負荷</p><p>　　G=煙氣量×一級入口

121、濃度＝61.3×4.50 ＝275.5kg/s</p><p>　　一級料腿截面積＝0.127×6＝0.762 m2</p><p>　　質量流速275.5/0.762＝361.6kg/m2s</p><p>　　其正常設計時采用值為244--366 kg/m2s</p><p>　　所以一級料腿的負荷在允許設計范圍內&l

122、t;/p><p>　?、?核算二級料腿負荷</p><p>　　設定一級旋風分離器的回收率為90%</p><p>　　經過二級料腿的固體流量為:275.5×10%＝27.55 kg/s</p><p>　　二級料腿的截面積＝0.0172×6＝0.1032 m2</p><p>　　二級料腿質量流率＝2

123、7.55/0.1032＝267kg/ m2s</p><p>　　故二級料腿負荷也在允許的設計范圍</p><p>　　3.1.5.4旋風分離器壓力平衡</p><p>　?、?旋風分離器壓力降</p><p>　　P1＝4.98×10-5×u12（Kρ混＋3.4ρ氣）/g</p><p>　　其中

124、u1＝22.2m/s，K＝2.7－0.048 u1＝1.6</p><p>　　ρ氣＝1.45kg/m3 ，則 ρ混＝1.45＋4.50＝5.95kg/m3</p><p><b>　　根據上式得，</b></p><p>　　P1＝4.98×10-5×u12（Kρ混＋3.4ρ氣）/g</p><p>

125、;　?。?.98×10-5×22.22（1.6×5.95＋3.4×1.45）/9.8</p><p>　?。?.0362 kg/cm2＝3.55kPa</p><p><b>　　二級旋風分離器壓降</b></p><p>　　P2＝4.98×10-5×26.22×11.6&