武漢煉油廠設計計算書.doc

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1、同學們，現(xiàn)將“武漢煉油廠提升管流化催化裂化裝置反應-再生系統(tǒng)工藝計算書”發(fā)給你們。該計算書是十幾年前的資料，設計的是高低并列式提升管催化裂化反應-再生系統(tǒng)，原料是減壓餾分油。計算書中沒有煙氣能量回收系統(tǒng)的計算，也沒有采用新技術，例如催化劑與氣體的快速分離技術、高效再生技術、再生器取熱技術等。計算書中的插圖也較少，例如物料平衡、能量平衡、壓力平衡等，應該有插圖。計算公式也沒有編號。設計數據也已經落后過時，如煙氣中CO2/CO分子比，再生催化劑積炭量，兩器壓力、溫度等。計算書的計算方法我們可以參考，但不能完全照搬。我們在畢業(yè)設計中要弄懂計算方法，計算公式要能解釋清楚，重要的和不常用的公式要知道出處

2、。 計算書中可能有錯誤，大家要看清楚，要動腦筋考慮問題。 計算書只是畢業(yè)設計說明書的一部分，大家可以參考“化工設計”教材第十章畢業(yè)設計，第三節(jié)畢業(yè)設計說明書。 2009年6月10日前要完成全部畢業(yè)設計工作，希望你們抓緊時間做好畢業(yè)設計。 武漢煉油廠 提升管流化催化裂化裝置反應-再生系統(tǒng) 工藝計算書 (汽油方案) 茂名學院化工與環(huán)境工程學院石油化工系 2007年4月1日 (今天是愚人節(jié)) 目 錄 一、物料平衡表 2 二

3、、原料放產品的設計基礎數據 2 三、再生器系統(tǒng) 3 四、提升管反應器系統(tǒng) 14 五、反應-再生器系統(tǒng)壓力平衡 25 六、幾種特殊情況下的反-

4、再系統(tǒng)操作參數 29 七、催化劑儲罐 31 八、各種吹氣及有關參數的計算和選取 33 一、物料平衡表 本裝置年開工按8000小時計算。物料平衡見表1。 表1 物料平衡表 序號 物料名稱 %(質) 公斤/時 噸/日 萬噸/年 入方 1 減壓蠟油 100

5、75000 1800 60 合 計 100 75000 1800 60 出方 1 干 氣 2.7 2025 48.7 1.620 2 液化氣 16.4 12300 295.1 9.840 3 汽 油 50.5 37875 909.0 30.3 4 輕柴油 20.9 15675 376.2 12.54 5 澄清油 3.0 2250 54.0 1.8 6 焦 炭 6.5 4875 117.0 3.9 合 計 100 75000 1800 60 轉化率76.1%(質)，輕質油

6、收率71.4%(質)。 二、原料放產品的設計基礎數據 1、原料及產品性質 原料及產品性質見表2。 表2 原料及產品性質 名稱 相對密度 特性因數K 分子量 名稱 相對密度 特性因數K 分子量 原料油 0.8892 12 370 油漿 0.997 10.6 380 回煉油 0.9043 11.7 340 汽油 0.74 11.8 100 澄清油 0.997 10.6 380 輕柴油 0.8995 11.0 200 2、反應-再生操作條件 反應-再生操作條件見表3。 表3 反應-再生操作條件 名稱 單位

7、 數值 名稱 單位 數值 沉降器頂部壓力（表） Kg/m2 1.5 煙氣中CO2/CO 分子比 1.0 再生器頂部壓力（表） Kg/m2 1.8 大氣干球溫度 ℃ 32 再生床層溫度 ℃ 670 相對濕度 % 71 提升管出口溫度 ℃ 510 煙氣中過剩O2 %（mol） 0.5 再生催化劑積炭 %（質） 0.2 焦炭中氫碳比（H/C） %（質） 8/92 催化劑微反活性 65~70 回煉比 0.2 三、再生器系統(tǒng) 1、空氣流率、煙氣流率及組成。 （1）燃燒的碳和氫 焦炭產量=4875kg/h， 焦

8、炭中氫碳比，C/H=8/92， 焦炭=C+H 則： 碳產量=48750.92=4485kg/h=374kmol/h 氫產量=4875-4485=390kg/h=195kmol/h （2）生成CO和CO2的C CO2/CO=1.0（分子比，其中C的質量比=分子比） 則： 生成CO的C=44850.5=2242.5kg/h=187kmol/h 生成CO2的C=44850.5=2242.5kg/h=187kmol/h （3）理論O2 生成CO2的O2=1187 kmol/h=6000 kg/h（5984kg/h） 生成CO的O2=0.5187=93.5 kmol/h=2992

9、kg/h 生成H2O的O2=0.5195=97.5 kmol/h=3120kg/h 小計=187+93.5+97.5=387 kmol/h=12112kg/h （4）燃燒產物 CO=187 kmol/h=5236kg/h CO2=187 kmol/h=8228kg/h H2O=195 kmol/h=3510kg/h 小計=187+187+195=569 kmol/h =5236+8228+3510=16974kg/h （5）干空氣量 再生器干煙氣中過剩O2取0.5% 過剩空氣量0.5/21=0.0238(mol分數) 則： 0.00238=過?？諝饬?（理論干空氣量+

10、過剩空氣量） 其中： O2=43.80.21=9.2kmol/h=294kg/h N2=43.8-9.2=34.6kmol/h=968.8kg/h 干空氣量=理論空氣量+過?？諝饬?理論N2+理論O2+過剩空氣量 =37879/21+378+43.8=1843.8kmol/h=1843.828.85=53200kg/h=41300 Nm3/h=689 Nm3/min （6）求空氣中水氣 干球溫度=32℃=89.6 oF 相對濕度=71% 查《乙烯回收手冊》圖2-5得： H2O/干空氣=0。034 則： 水蒸汽=0.0341843.8=62.7kmol/h

11、=1128kg/h （7）濕空氣量 G濕=1843.8+62.7=1906.5kmol/h=42700 Nm3/h=712 Nm3/min =53200+1128=54328kg/h （8）煙氣組成 煙氣組成見表4。 表4 煙氣組成 組成 分子量 kmol/h kg/h mol% （對濕煙氣） mol% （對干煙氣） O2 32 9.2 294 0.44 0.5 CO 28 187 5236 8.92 10.2 CO2 44 187 8228 8.92 10.2 N2 28 1456.6 40780 69.42

12、79.1 總干煙氣 1839.8 54538 100.0 生成水 18 195 3510 9.30 水蒸汽 18 62.7 1128 3.0 總濕煙氣 2097.5 59176 100.0 干煙氣分子量=54538/1839.8=29.7 濕煙氣分子量=59176/2097.5=28.2 平衡核算： 濕空氣量=54328kg/h 焦炭量=4875kg/h 兩項小計=54328+4875=59203kg/h，與總濕煙氣量59176kg/h相近。 至煙囪的干煙氣=54538-885=53653kg/h （9）燒焦單位耗

13、空氣量 濕空氣量/焦炭量=42700/4875=8.8Nm3/kg焦 濕空氣量/焦炭量=54328/4875=11.1kg/kg焦 （10）煙風比 濕煙氣/濕空氣=2097.5/1906.5=1.1(mol比) 2、再生器熱平衡 （1）焦炭燃燒放出熱量 生成CO2的C量=2242.5kg/h，發(fā)熱值8100kCal/h 生成CO的C量=2242.5kg/h，發(fā)熱值2450kCal/h 生成H2O的H量=390kg/h，發(fā)熱值28600kCal/h 生成CO2的C放出熱量=2242.58100=1816104kCal/h 生成CO的C放出熱量=2242.52450=55

14、0104kCal/h 生成H2O的H放出熱量=39028600=1115104kCal/h 小計=1816104+550104+1115104=3481104kCal/h. （2）可利用熱量 解吸催化劑上的焦炭需要總熱量的11.5%. 即: Q可=34811040.885=3080104kCal/h （3）主風機出口溫度 T入——入口溫度，取28.8℃=301.8 oK P出——出口壓力（絕），3.2大氣壓. P入——入口壓力（絕），0.95大氣壓. η——多變效率，取η=0.75 K——絕熱指數，1.4 取再生器入口處溫度為170℃ （4）給催化劑凈熱量

15、①給干空氣的熱量=532000.26(670-170)=692104kCal/h. ②給水蒸汽的熱量 a.空氣中帶入H2O熱量=11280.5(670-170)=28104kCal/h. b. 催化劑帶入H2O熱量=7200.5(670-510)=5.8104kCal/h. c. 其它H2O熱量=(37+18+158+125+118+24+172+1450)0.5(670-250) =21020.5(670-250)=44.1104kCal/h. ③熱損失=120104kCal/h. 小計=692+28+5.8+44.1+120=889.9104kCal/h. 給催化劑的熱量Q

16、=(3080-889.9)104=2190.1104kCal/h. （5）催化劑循環(huán)量 （6）劑油比=530000/(750001.2)=5.9 3、再生器水平衡 (計算見第八節(jié)) 再生器水平衡見表5。 表5 再生器水平衡 入 方 名稱 流量，kg/h 出 方 名稱 流量，kg/h (1)空氣中水 1128 (1)帶至反應器蒸汽 88 (2)氫燃燒生成水 3510 (2) 帶至煙氣的蒸汽 9582 (3)待生催化劑帶入 720 (4)待生滑閥前松動蒸汽 37 (5)其它 單動滑

17、閥吹掃蒸汽 稀相噴水咀冷卻蒸汽 主風事故蒸汽管吹掃 燃燒油噴咀吹掃 溢流管頂噴咀冷卻 膨脹節(jié)吹掃 再生集氣室穹頂上吹掃 再生集氣室穹頂下吹掃 旋風器級間冷卻汽 18 158 125 118 24 172 1000 1450 1210 合計 9670 合計 9670 入密相床水汽=9670-（1000+1450+1210+158+88）=5764kg/h 入稀相床水汽=9670-（1210+1000+88）=7372kg/h 4、再生器藏量 按式： 式中：CBR——碳燃燒率，噸/時；CBR=4.8750.92=4.485噸/

18、時 V——再生器效率因數，取210 P——壓力因數，P=PTPo Po——氧分壓因數。由0.5%O2含量查出Po=0.679 PT=(1.814.2+14.7)/18.7=2.16 所以：P=PTPo=2.160.679=1.46 再生劑含碳0.2%(質) 則：(CR)0.7=0.20.7=0.324 T——溫度因數 t=670+273=943 oK A=E/RT基 T基=593+273=866 oK（基準溫度） E——活化能，取20000kCal/kmol（取自玉門煉廠提升管催化裂化裝置標定數據） R——氣體常數，1.987kCal/kg?mol?oK 所以：

19、 燒焦強度=4875/33.6=145公斤焦/噸催化劑藏量 5、結構尺寸 （1）密相床層直徑 入密相床的氣體量： ①總干煙氣量=1839.8-29.8=1810kmol/h ②水蒸汽量=5764/18=320 kmol/h 兩項小計=1810+320=2130 kmol/h 密相床密度取280kg/m3 密相床溫度670 ℃ 密相床高 6.7m 再生器頂壓力2.8kg/cm2(絕) 床層中點壓力=2.8+0.02+6.728010-4/2=2.91 kg/cm2 氣體體積流率 采用密相床層襯里后內徑為5030mm 則密相床線速為: （2）稀相床層直

20、徑 入稀相床的氣體量 ①總干煙氣量=1810kmol/h ②稀相床水蒸汽=7372/18=410kmol/h 兩項小計=1810+410=2220kmol/h 稀相床氣體體積流率 取稀相床線速0.5m/s 則稀相床直徑為 采用稀相床層襯里后內徑為7000mm 則稀相床實際線速為: （3）床層上凈空 參照玉門煉廠試驗數據選取~11m （4）催化劑停留時間 停留時間, （5）體積燒焦強度 體積燒焦強度=生焦量(kg/h)/密相床體積(m3)=4875/120=40.6kg/m3h 6、催化劑輸送管線及分布板 （1）溢流管頂直徑 催化劑循環(huán)量，G=530000

21、kg/h=147.2kg/s 溢流管密度取370kg/m3 催化劑體積流率=147.2/370=0.398m3/s 取頂部最大流速為0.24m/s 則溢流管頂部面積為, F=0.398/0.24=1.66m2 直徑為, 采用直徑1.8m, 則頂部流速為: w=0.398/(0.7851.82)=0.156m/s （2）溢流管頂槽口 槽口寬50mm，高600mm，面積0.03m2 溢流管頂催化劑壓頭由下式計算: 循環(huán)量=5301.1=583短噸/時=9.71短噸/分 床層密度280kg/m3=17.5磅/英尺3 堰長=240=80英寸 所以取槽口開孔面積為溢流

22、管頂面積的50% 則槽口總面積為, F=1.820.78550%=1.27m2 開槽口總數=1.27/0.03=42條 實際開槽口40條 （3）再生待生催化劑斜管 采用斜管襯里后內徑為584mm 催化劑循環(huán)量530000kg/h 催化劑質量流速=530000/(0.7850.5842)=2000000kg/hm2 取再生斜管密度200kg/m3 催化劑管內流速=2000000/(2003600)=2.78m/s 取待生斜管密度400kg/m3 催化劑管內流速=2000000/(4003600)=1.39m/s （4）分布板開孔 取分布板壓降△P=0.1kg/cm2=1

23、000 kg/m2 取頌板下溫度t=250+273=523 K 分布板下壓力P=2.8+6.728010-4+0.1=3.088 kg/m2 通過分布板的風量為712Nm3/min 即: 空氣密度 按式: 通過分布板的空氣速度: 取N=2.2 所以分布板開孔面積為: F=Q/W=7.36/62=0.119m2 按φ15開孔, 則開孔數論為: n=0.119/(0.01520.785)=673個 實際分布板開孔為: φ15,656個; φ25,4個 實際開孔面積=6560.7850.0152+40.7850.0252=0.118m2 分布板直徑為4.8

24、3m 分布板開孔率=0.118/(0.7854.832)=0.646% 7、旋風分離系統(tǒng) （1）旋風分離器入口線速 總濕煙氣量=2220kgmol/h 氣體體積流率17m3/s 旋分器一級入口截面積 0.3050.71=0.217m2 旋分器二級入口截面積 0.2880.686=0.197m2 采用5組旋風分離器. 則一級入口線速W1=17/(50.217)=15.6m/s 二級入口線速W2=17/(50.197)=17.2m/s 增加旋風分離器級間冷卻蒸汽1210kg/h, 二級旋風分離器入口線速為: 入口氣體體積, 二級入口線速W2=17.2/(50.197)=1

25、7.5m/s （2）旋風分離器壓力降 ①一級旋風分離器的壓降△P1 △P1=(KDT+3.4DV)W12/2g W1——一級入口線速，15.6m/s G——重力常數, 9.8 K——速度函數, 1.8 DT——介質和催化劑的密度 DV——介質密度 取入口處催化劑密度為10kg/m3 則DT=10+1.0=11 kg/m3 ②二級旋風分離器的壓降△P2 ③一、二級旋風分離器總壓降ΔP ΔP=ΔP1+ΔP2=0.0288+0.018=0.0468kg/cm2 （3）料腿長度計算 ①一級料腿長度 靜壓頭 密相床靜壓頭 6280=1680kg/m

26、2 稀相床靜壓頭 208kg/m2 旋風分離器壓降 288 kg/m2 以上三項小計: 1680+208+288=2176 kg/m2 取一級料腿密度 480 kg/m3 一級料腿當量長度=2176/480=4.53m 一級料腿應取長度=4.53+4.530.35=6.11m 實際長度為15301mm ②二級料腿長度 靜壓頭 稀相床靜壓頭 208kg/m2 取翼閥壓降 35 kg/m2 旋風分離器壓降 468 kg/m2 密相床靜壓頭 1.314280=368kg/m2 以上四項小計: 208+35+468+368=1079 kg/m2 二級料腿當

27、量長度=1079/480=2.25m 二級料腿應取長度=2.25+0.9=3.15m 實際長度為10501mm （4）負荷情況 進入一級旋風分離器的催化劑量為： ρV=1017=170kg/s=612噸/時 進入每一組旋風分離器的催化劑量=612/5=122.2噸/時 一級料腿采用φ42612管子 管子截面積=0.7850.4022=0.127m2 質量流速=122200/（36000.127）=268kg/m2s 進入二級旋風分離器的催化劑若為一級的10% 二級料腿采用φ16810管子 管子截面積=0.7850.1482=0.0172m2 二級料腿質量流速=12

28、22000.1/（36000.0172）=198kg/m2s （5）催化劑損失 催化劑單耗按0.6公斤/新鮮原料噸 每小時為0.675=45公斤/時=1080公斤/天 損耗率=45/612000=0.00735% 旋風分離器回收率=100-0.0074=99.9926% 8、雙動滑閥 考慮雙動滑閥有三種不同的操作。 正常流量：在設計負荷下操作不用緊急水 最大流量：在最大燒焦負荷下操作，由于二次燃燒而動用噴水及旋風分離噴入最大蒸汽量。 最小流量：由于二次燃燒而將燒焦空氣切斷，動用稀相噴水，并且吹入事故蒸汽，此時單動滑閥切斷。 （1）正常流量 考慮旋風分離器噴蒸汽降溫1

29、4℃，即煙氣從670℃降至656℃。 干煙氣1810kmol/h=53653kg/h 水蒸汽532 kmol/h=9582kg/h （見水平衡） 兩項小計：1810+532= 2342kmol/h=53653+9582=63235kg/h 滑閥前壓力P1=2.8-0.0468=2.7532kg/cm2=39.1英磅/英寸2 滑閥后壓力P2=2.7532-0.6=2.1532kg/cm2=30.5英磅/英寸2 煙氣體積流率 煙氣密度, ρ=63235/64500=0.982kg/m3 煙氣分子量,M=63235/2342=27 滑閥前溫度,T1=1212+460=1672oR

30、 壓縮因數,μ=1 煙氣流量W=632352.2/3600=38.7磅/秒 絕熱指數,k=1.38 設d/D=0.38, Cd=0.66 Rc=P2最小/P1=0.615, P2最小=RcP1=0.61539.1=24.0磅/英寸2 P2最小

31、量51000Nm3/h=2280kmol/h 煙氣量2280 Nm3/h=2518kmol/h 其中: 干煙氣量=18102510/(1810+532)=2020 kmol/h=60000/kg/h 水蒸汽量=2510-2020=490 kmol/h=8810/kg/h 另: 級間噴汽最大=556 kmol/h=10000/kg/h 集氣室穹頂蒸汽118 kmol/h=2500/kg/h 緊急噴水408 kmol/h=7350/kg/h 小計 3592kmol/h=88660/kg/h 煙氣平均分子量M=88660/3592=24.6 煙氣量W=886602.2/3600=5

32、4.2磅/秒 煙氣溫度 T1=670℃=1238oF=1698oR 壓縮因數,μ=1 滑閥上游壓力P1=2.8-0.1=2.7kg/cm2=38.41英磅/英寸2 滑閥下游壓力P2=2.7532-1.6=2.1kg/cm2=30.0英磅/英寸2 絕熱指數,k=1.38 設d/D=0.46, Cd=0.7 Rc=P2最小/P1=0.63, P2最小=RcP1=0.6338.4=24.2磅/英寸2 P2最小

33、22=0.12m2 滑閥全開面積=0.7850.4042=0.128m2 正常雙動滑閥開度=0.12/0.128=93.8% （3）最小流量 最小流量包括下列各項: 主風事故蒸汽 8000kg/h 稀相噴水 7350 kg/h 旋風分離器蒸汽 6000 kg/h 穹頂蒸汽 2500 kg/h 小計 23850 kg/h 氣體流量W=238502.2/3600=14.6磅/秒 氣體分子量,M=18 煙氣溫度,T1=1238+460=1698oK 壓縮因數,μ=1 絕熱指數,k=1.31 為了安全泄放, 滑

34、閥在最小的位置, 壓力將上升至容器長期安全工作壓力的110%, 在此壓力下主風機空氣流率將是零。 滑閥上游壓力P1=4.0kg/cm2=56.7英磅/英寸2 滑閥下游壓力P2=1.15kg/cm2=16.3英磅/英寸2 設d/D=0.22, 查圖Cd=0.625 Rc=P2最小/P1=0.595 P2最小=RcP1=0.59556.7=33.7磅/英寸2 P2最小>P2 計算取P2最小 查圖Y1=0.885 =7.03英寸=0.178m d/D=0.178/0.87=0.205, 與假設相近, 計算正確. 滑閥開孔面積=0.7850.1782=0.0248m2

35、 實際采用最小開孔面積=0.0252m2 9、輔助燃燒室 （1）在裝置開工升溫用空氣量為600Nm3/min 濕空氣量600Nm3/min =1600kmol/h 水蒸汽=1600-1550=50kmol/h=900kg/h 空氣入口溫度170℃, 出口溫度580℃ 熱負荷Q=447000.26(580-170)+9000.5(580-170)=476104+18.9104=494104kCal/h 裝催化劑時濕空氣量550Nm3/min=1470kmol/h 干空氣量=1470/1.034=1420kmol/h=40500kg/h 水蒸汽量=1470-1420=50

36、 kmol/h=900kg/h 空氣入口溫度170℃, 出口溫度620℃ 熱負荷Q=405000.26(620-170)+9000.5(620-170)=474104+20.2104=494.2104kCal/h （2）一次二次風量的分配 ①控制爐膛溫度1000℃所需一次風量 二次風量，V2=600-296=304Nm3/min ②裝催化劑時總空氣量550Nm3/min=1470kmol/h 一次風量， 二次風量，V2=550-296=254Nm3/min ③正常時主風量712 Nm3/min 一次風量，V1=296Nm3/min 二次風量，V2=416Nm3/min

37、 （3）燃燒室環(huán)形空隙 環(huán)隙處壓力，P環(huán)=2.8+0.0208+0.187+0.1=3.108kg/cm2(絕) 環(huán)隙處溫度, T環(huán)=443 oK 二次空氣流量=2964431/(2733.108)=2.57m3/s 環(huán)隙處空氣流速為10m/s 環(huán)隙截面積=2.57/10=0.257m2 設計采用環(huán)隙截面積為0.416m2 （4）燃燒室尺寸 燃燒室尺寸示意圖如圖1所示。 爐膛熱強度選250104kCal/hm3 則爐膛體積=500104/250104=2m3 燃燒室總高度2219mm 圖1 燃燒室

38、尺寸示意圖 燃燒室直徑φ992/φ1054 則爐膛體積=0.7850.99220.347+0.7851.05421.872=0.268+1.63=1.898m3 燃燒室耐火磚厚113mm, 石棉厚10mm, 金屬壁厚10mm,則燃燒室金屬外徑為1312mm。 （5）爐體外徑 由環(huán)形面積公式 （6）一次風、二次風管徑 一次空氣量296Nm3/min=17800Nm3/h 空氣體積流量， 一次風流速22m/s 一次風管徑, 選用管徑Dg400 二次空氣量416Nm3/min=25000Nm3/h 空氣體積流量， 二次風流速21m/s 二次風管徑, 選用

39、管徑Dg500 四、提升管反應器系統(tǒng) 1、水平衡及物料平衡 （1）水平衡 提升管反應器系統(tǒng)水平衡見表6。 表6 提升管反應器系統(tǒng)水平衡 序號 名稱 溫度，℃ kg/h kmol/h 備注 入 方 1 進料霧化蒸汽 300 2250 125.0 占進料2.5% 2 汽提蒸汽 300 1960 109.0 3 予提升蒸汽 300 530 29.4 4 再生滑閥前松動 300 294 16.3 5 汽提段底錐松動 300 216 12.0 6 再生斜管膨脹節(jié)吹氣

40、250 172 9.5 7 防焦蒸汽 250 150 8.3 8 再生滑閥吹掃 250 18 1.0 9 起動蒸汽口吹掃： 回煉油入口上 回煉油入口下 250 87 36 4.8 2.0 10 進料事故吹掃 250 48 2.7 11 采樣口吹掃（2個） 250 48 2.7 12 沉降器頂放空口吹汽 250 864 48.0 13 再生劑帶入水汽 250 88 4.9 合計 6761 375.6 出方 1 帶至再生器 720 40.0

41、 2 帶入分餾塔 6041 335.6 合計 6761 375.6 （2）物料平衡 提升管反應器系統(tǒng)物料平衡見表7。 表7 提升管反應器系統(tǒng)物料平衡 序號 名稱 分子量M 重% (對新鮮進料) kg/h kmol/h 入 方 1 新鮮原料 370 100.0 75000 202 2 回煉油 340 7500 22 3 油漿 380 7500 19.7 4 水蒸汽 18 6761 375.6 5 煙氣 29.7 885 29.8 合計 10

42、0.0 97646 649.1 入 方 1 煙氣 29.7 885 29.8 2 C2及C2以下 其中: H2S H2 CH4 C2H6 C2H4 34 2 16 30 28 2.7 0.4 0.2 1.0 0.59 0.51 2025 300 150 750 443 382 158.9 8.8 75 46.8 14.7 13.6 3 總C3 其中: C3H8 C3H6 44 42 5.6 1.7 3.9 4200 1275

43、2925 98.7 29.0 69.7 4 總C4 其中nC4 iC4 C=4-1 iC=4 tC=4-2 cC=4-2 58 58 56 56 56 56 10.8 0.91 4.29 1.09 1.84 1.19 1.48 8100 683 3217 818 1380 892 1110 142.1 11.8 55.4 14.6 24.6 15.9 19.8 5 汽油 100 50.5 37875 378.8 6 輕柴油 200 20.9 15675 78.4 7 澄清油 380

44、3.0 2250 5.9 8 回煉油 340 7500 22.0 9 油漿 380 7500 19.7 10 水蒸汽 至分餾塔 至再生器 18 18 6041 720 335.6 40.0 11 焦炭 6.5 4875 合計 100.0 97646 1309.9 2、原料油預熱溫度的計算 作反應系統(tǒng)熱平衡 供熱方： （1）熱催化劑自再生器帶入熱量Q1 Q1=5300.262(670-510)103=222010-4kCal/h （2）焦炭吸附放熱，Q2 Q2=348110411

45、.5%=40110-4kCal/h （3）催化劑帶入惰性氣及水汽放熱, Q3 Q3=8850.26(670-510)+880.5(670-510)=3.7104+0.7104=4.410-4kCal/h 總放熱, Q放=Q1+Q2+Q3=(2220+401+4.4)104=2625.4104kCal/h 耗熱方: （1）反應熱, Q4 附加熱=0.6進料量殘?zhí)?=0.6750000.23=103kg/h 可汽提碳=催循環(huán)量0.02%=5301030.02=106kg/h 催化碳=4485-(103+106)=4276kg/h 根據玉門煉油廠提升管催化裂化裝置標定數據, 取每公

46、斤催化碳反應熱2300kCal/kg催化碳。 反應熱Q4=23004276=98510-4kCal/h （2）水蒸汽吸熱，Q5 Q5=(2250+1960+530+294+216)0.5(510-300)+(172+150+18+87+36+48+48)0.5(510-250) =55.110-4+7.310-4=62.410-4kCal/h （3）熱損失, Q6 取Q6=7510-4kCal/h （4）原料油汽化吸熱, Q7 Q7=90000(377-qLt) 總進料,查得kCal/kg Q7=90000(377-qLt)=339010-4-9qLt10-4 kCal/h

47、 總耗熱, Q耗=Q4+Q5+Q6+Q7 =(985+62.4+75+3390)10-4-9qLt10-4=4512.410-4-9qLt10-4 kCal/h 由: 總供熱=總耗熱 則: 2625.4104=4512.410-4-9qLt10-4 所以: qLt=(4512.4-2625.4)/9=210kCal/kg 查圖得原料預熱溫度t=350℃ 3、提升管反應器的計算 根據石油化工研究院綜合研究所中型試驗推薦數據: 提升管停留時間取~4s. 提升管體積處理能力陳~3噸新鮮原料/米3時. 提升管設計分兩段. 設取上段直徑ф1000,長22000; 下段直徑ф9

48、00,長10000. （1）各處線速度 ①新鮮原料入口線速 1）進入提升管下段的物料 進入提升管下段的物料見表8。 表8 進入提升管下段的物料 序號 名稱 溫度, ℃ Kg/h 分子量M Kmol/h 1 新鮮原料油 350 75000 370 202 2 蒸汽: 原料霧化蒸汽 預提升蒸汽 再生滑閥前松動 再生斜管膨脹節(jié)吹掃 再生滑閥吹掃 進料事故吹掃 再生催化劑帶入 300 300 300 250 250 250 670 1875 530 294 172 18 48 88 水蒸汽合

49、計 3025 18 168 3 煙氣 670 885 29.7 29.8 合計 78910 399.8 2）求新鮮進料噴入口溫度 作提升管下段熱平衡. 設進料噴入口溫度為560℃. 升管下段熱平衡見表9. 表9 升管下段熱平衡 序號 名 稱 流量,kg/h 熱容(或焓) kCal/kg℃ 溫度,℃ 熱量,Q 10-4 kCal/h 供熱 1 催化劑帶入,Q1 53000 0.26 670 9225 2 煙氣帶入,Q2 885 0.26 670 15.4 3 原料帶入,Q3 75000

50、 210 kCal/kg 350 1575 4 催化劑帶入水汽,Q4 88 0.5 670 3 5 其它水汽,對Q5 1875+530+294 172+18+48 0.5 0.5 300 250 40.5 3 合計 131910 10861.9 耗熱 1 催化劑帶出,Q1 53000 0.26 560 7720 2 原料汽化吸熱.Q2 75000 416 560 3100 3 水蒸汽吸熱,Q3 3025 0.5 560 85 4 煙氣吸熱,Q4 885 0.26 560 12.9

51、 合計 131910 10897.9 供熱≈耗熱, 所設560℃正確。 3）進入提升管下段物料氣體體積流率 提升管中催化劑平均密度設取36kg/m3。 提升管長32米. 則提升管底噴嘴處壓力為: P≈2.5+363210-4=2.61kg/cm2(絕) 體積流率, 4）新鮮原料入口線速 w下入=V下入/F下=2.9/(0.7850.92)=4.6m/s ②提升管上段出口線速 1）提升管上段出口的物料 進入提升管上段出口的物料見表10。 表10 提升管上段出口的物料 序號 名 稱 Kg/h 分子量M Kmol/h 備注 1 C2

52、及C2以下 2025 158.9 見物料平衡表 2 總C3 4200 98.7 見物料平衡表 3 總C4 8100 142.1 見物料平衡表 4 汽油 37875 100 378.8 5 輕柴油 15675 200 78.4 6 澄清油 2250 380 5.9 7 回煉油 7500 340 22.0 8 油漿 7500 380 19.7 小計 904.5 9 水蒸汽 3571 18 199 見水平衡表 10 煙氣 885 29.7 29.8

53、 合計 1133.3 2）提升管出口油氣體積 3）提升管上段出口線速 ③提升管下段出口線速 1）提升管下段出口物料 取提升管下段轉化率50%計算。 則：油氣mol流率=[904.5-(22+19.7)]/2=862.8/2=431.4kmol/h 水蒸汽mol流率=168kmol/h 煙氣mol流率=29.8kmol/h 未轉化原料mol流率=7500050%/370=101kmol/h 合計=431.4+168+29.8+101=730.2kmlo/h 2）下段出口油氣體積流率 取提升管上段平均密度為25.4kg/m3, 提升管上段長2

54、2m. 則下段出口處壓力=2.5+25.42210-4=2.556kg/cm2. 氣體體積流率為, 3）下段出口線速 w下出=5.25/(0.7850.92)=8.24m/s ④提升管上段入口線速 1）上段入口油氣mol流率 由下段進入油氣730.2kmol/h 回煉油22.0kmol/h 油漿19.7kmol/h 回煉油漿霧化蒸汽375/18=20.8kmol/h 起動蒸汽口吹掃蒸汽87/18=4.8kmol/h 合計=730.2+22.0+19.7+20.8+4.8=797.5kmol/h 氣體體積流率, 2）上段入口線速 w上入=5.75/(0.7851

55、2)=7.3m/s （2）提升管停留時間 ①提升管下段對數平均線速 w下入=4.6m/s w下出=8.24m/s ②提升管上段對數平均線速 w上入=7.3m/s w上出=10.3m/s ③停留時間 L下段=10m L上段=22m t下段= L下段/w下段=10/6.2=1.6s t上段= L上段/w上段=22/8.7=2.5s t總=1.6+2.5=4.1s （3）提升管體積處理能力 V上段=120.78522=17.3m3. V上段=0.920.78510=6.35m3. V總=17.3+6.35=23.65m3. 新鮮進料量75000kg/h

56、 總進料量90000kg/h 提升管體積處理能力：75000/23.65=3170kg新鮮進料/m3h; 90000/23.65=3800kg總進料/m3h 由以上提升管停留時間與體積處理能力計算結果與綜合所試驗推薦數據相近, 所以提升管設計基本合適。 （4）提升管各點密度 ①新鮮原料噴入口密度 此點氣體線速w下入=4.6m/s=15.1英尺/秒. 滑落系數=氣體線速/(氣體線速-自由落體速度) 自由落體速度=2~4英尺/秒. 滑落系數=15.1/(15.1-4)=1.36 催化劑循環(huán)量=530000kg/h 氣體體積流率, V下入=2.9m3/s 此點密度 ②提

57、升管下段出口密度 w下出=8.24m/s=27英尺/秒. 滑落系數=27/(27-4)=1.17 氣體體積流率, V下出=5.25m3/s ③提升管上段入口密度 w上入=7.3m/s=24英尺/秒. 滑落系數=24/(24-4)=1.2 氣體體積流率, V上入=5.75m3/s ④提升管上段出口密度 w上出=10.3m/s=33.8英尺/秒. 滑落系數=33.8/(33.8-4)=1.14 氣體體積流率, V上出=8.1m3/s ⑤提升管對數平均密度 ρ下入=69, ρ下出=33 ρ上入=31, ρ上出=20.7 （5）提升管藏量 w=V

58、總ρ總平=23.6536=852kg （6）提升管空速 空速=90103/852=105h-1 （7）強度系數 強度系數=劑油比/空速=5.9/105=0.056 （8）提升管計算數據匯總 提升管計算數據匯總見表11。 表11 提升管計算數據匯總表 名稱 單位 數值 名稱 單位 數值 提升管直徑：下段 上段 m m 0.9 1.0 入口線速 m/s 4.6 出口線速 m/s 10.3 提升管長度：下段 上段 總長 m m m 10 22 32 入口密度 kg/m3 69 出口密度 kg/m3 20.7 平均密度

59、 kg/m3 36.0 提升管體積：下段 上段 總體積 m3 m3 m3 6.35 17.3 23.65 停留時間 s 4.1 藏量 kg 852 空速 h-1 105 體積處理能力：新原料 總進料 t/m3h t/m3h 3.17 3.8 4、沉降器及汽提段計算 （1）沉降器直徑 氣體mol流率 提升管出口油氣=1133.3kmol/h 汽提蒸汽=1960/18=109 kmol/h 汽提段底錐松動蒸汽=216/18=12 kmol/h 防焦蒸汽=150/18=8.3 kmol/h 帶至再生器蒸汽

60、=720/18=40 kmol/h 以上5項合計=1222.6 kmol/h 氣體體積流率 取沉降器線速w=0.5m/s 沉降器直徑 采用沉降器直徑D=5.2m 沉降器實際線速w=8.73/(0.7855.22)=0.41m/s （2）沉降器高度 根據玉門煉廠提升管催化裂化裝置操作經驗和旋風分離器料腿要求, 取沉降器高9.5m。 （3）汽提段 ①高度：汽提段高度決定于汽提效率、催化劑流速、汽提蒸汽用量等。根據現(xiàn)有工廠操作經驗，汽提段高度一般為10米左右。本設計采用催化劑料面至汽提蒸汽噴入點之間高度為9328毫米。 ②直徑：本設計采用汽提有效面積與原IV型相近。 直徑

61、φ2400，提升管外徑φ1060。 氣提段有效面積為F=0.785(2.42-1.062)=3.64m2. 催化劑循環(huán)量為530000kg/h. 汽提段流動質量速度為530000/(3.6460)=2420kg/m2min. ③汽提蒸汽量 汽提蒸汽用量采用3.7公斤蒸汽/噸催化劑. 汽提蒸汽量為3.7530=1960kg/h. ④汽提段催化劑密度采用500kg/m3. ⑤催化劑在汽提段中下移速度=2420/(50060)=0.081m/s. ⑥催化劑在汽提段中停留時間 汽提段藏量18500kg. 循環(huán)量530000kg/h. 停留時間=18500/530000=0.03

62、49h=2.1min ⑦蒸汽流速 汽提蒸汽量=1960kg/h=109kmol/h. 催化劑攜帶油氣量為進入沉降器總物料的3%, 即1309.90.03=39.2kmol/h.(見表6). 考慮汽提效率90%, 則汽提出來的油氣量為0.939.2=35.2kmol/h. 汽提段上部壓力~1.5kg/cm2. 汽提段下部壓力~1.96kg/cm2. 汽提段中點壓力=(1.5+1.96)/2=1.73kg/cm2(表). 流過汽提段氣體體積流率 汽提段有效面積為3.64m2. 所以蒸汽線速w=0.94/3.64=0.26m/s. （4）汽提蒸汽管的確定 ①總管 用過熱

63、蒸氣9kg/cm2，300℃。 汽提蒸汽量109kmol/h。 蒸汽體積流率 管內蒸汽流速取20m/s。 則總管直徑 選用總管公稱直徑Dg100。 ②支管 支管管徑選Dg50。 開孔數的確定。 支管內壓力~3.2kg/cm2, 溫度450℃. 支管上蒸汽體積流率為: 采用過孔線速30m/s. 小孔為ф12, 截面積=0.7850.0122=0.00013m2. 小孔數n=0.563/(300.00013=164個. 5、旋風分離系統(tǒng)計算 （1）入口線速 沉降器內布置3組2級旋風分離器。 每組一、二級截面積0.7120.305=0.217m2. 入旋風

64、分離器的氣體體積流率為8.73m3/s. 則一、級入口線速w=0.87/(30.217)=13.4M/S. （2）壓力降 一級壓降 油氣密度 旋風分離器入口催化劑密度取4kg/m3. 則油氣和催化劑密度DT=2.9+4=6.9kg/m3. 取速度系數k=1.8, 則: 二級壓降 （3）料腿長度 ①一級料腿 按料腿埋入密相層~1.3m考慮。 密相層密度500kg/m3. 根據玉門煉油廠提升管催化裂化裝置操作數據, 提升管出口傘帽以上3m, 稀相密度取10kg/m3, 3m以上稀相密度取5.5kg/m3. 傘帽以下至汽提段密相料面密度取~20kg/m3. 則一級料

65、腿總壓降為下列各項之和. 一級旋分器壓降△P1=204kg/m2. 稀相靜壓頭① 5.56.5=36 kg/m2, ② 103.0=30 kg/m2, ③ 203.0=60 kg/m2. 翼閥壓降35 kg/m2. 密相靜壓頭5001.3=650 kg/m2. 一級料腿總壓降△P=204+36+30+60+35+650=1015 kg/m2. 取一級料腿密度480 kg/m3. 則一級料腿當量長度L1=1015/480=2.12m. 應取一級料腿長度L1=2.12+0.9=3.12m. 實際一級料腿長度為7574mm. ②二級料腿 一二級旋分器壓降△P總=512kg/

66、m2. 稀相靜壓頭① 5.56.5=36 kg/m2, ② 103.0=30 kg/m2. 翼閥壓降35 kg/m2. 二級料腿總壓降△P=512+36+30+35=613 kg/m2. 取二級料腿密度480 kg/m3. 則二級料腿當量長度L2=613/480=1.28m. 應取二級料腿長度L2=1.28+0.9=2.18m. 實際二級料腿長度為4144mm. （4）料腿負荷情況 取旋分器入口催化劑濃度4 kg/m3. 則進入旋分器催化劑總量0 8.7343600=126000kg/h. 每組旋分器除塵負荷為126000/3=42000kg/h. 一級料腿規(guī)格為ф325