催化裂化装置反应-再生及分馏系统工艺设计(四)

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%（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
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 11.0 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700ºC . 回炼油浆：350ºC . 由催化剂带入的水蒸气和烟气700ºC
 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：  6429.2kg/h
 当250ºC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·ºC）。
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·ºC）。
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/kmol·ºC  Q2=43.79×32.57×700=1.0×106kJ/h
c.催化剂带入水蒸气CP = 38.877kJ/kmol·ºC   Q3=99×38.877×700=2.69×106kJ/h
300ºC水蒸气 Q4 =357.18×1.92×300=0.21×106kJ/h
d.250ºC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350ºC . 查 焓在（《石油炼制工程》）P99
H=198.0kcal/kg=198.0×4.184=828.432kJ/kg
 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+165000 H（t）
4.2.2.2 热量出方
各出料温度为505ºC
a.催化剂 ：Qˊ1=1270×103×1.086×505=0.70×109kJ/h
b.催化剂带出的烟气：Qˊ2=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）：
 Qˊ3=1.17×106kJ/h
d.水蒸气  ：Qˊ4=（357.18+32）×1.98×505=0.032×106kJ/h
e.原料油和回炼油在505ºC时汽化为油气。油气的焓为由505 ºC查到油的密度 。
 由（《石油炼制工程》）P99）查得  
 H（t）=340×4.184=1443.5kJ/kg
 Qˊ5=（130000+65000）×1443.5=281.48×106kJ/h
 f.在505ºC时油浆汽化为油气.此焓为1443.5kJ/kg
 Qˊ6=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
 Qˊ7=5184.58×2180×4.1868=47.32×106 kJ/h
 共   计：  Qˊ=1.062×109kJ/h
热量平衡  1.064×109+165000H（t）=1.062×109 kJ/H令混合原料油的预热温度为283ºC
 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）=0.32 m3/h浆=13000/0.9985÷（130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985）=0.056 m3/h
则  d混=0.62×0.8995+0.32×0.8800+0.056×0.9985
 =0.56+0.28+0.056 =0.9m3/h
 t=283ºC          d混=0.9    k=11.8  查焓湿图
H（283ºC）=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×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 1270×103  700 970
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 

 1226.48
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 1270×103  700 700
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
(1)压力
沉降器顶部压力为200kPa设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235ºC,此时原料油处于液相状态.经雾化进入提升管与
700ºC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700ºC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
 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 1.3×104 C
水蒸气 6429.2 300 552 3548918 T D 064×104 D
 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:
 139.46×(700-T) =13A+5.2B+1.3C+6.4D
 设T =480ºC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 =480ºC
4.2.3.2提升管直径
1) 选取提升管内径D＝1.2m，则提升管截面积F＝3.14×D2/4＝1.1m2
2) 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+24＝224 kPa（表）。
3) 核算提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]
        ＝24695 m3/h＝6.86m3/s
 下部气速为u下＝V下/F＝6.86/1.1＝6.24m/s
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/F＝15.31/1.1＝13.92m/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D＝1.2 m 是可行的。
5) 提升管长度
提升管平均气速 u=(u上-u下)/ln(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L＝u×3＝10.04×3＝30.11m
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
催化剂流率/kg/h 1270 1270 
油气流率/m3/s 15.31 6.86 
视密度/kg/m3 21.33 48.8 33.19
气速/m/s 13.92 6.24 11.23
滑落系数 1.1 2.0 
实际密度/kg/m3 23.46 97.6 52
   △ph＝r△h×10-4=52×25×10-4=12.4 kPa
2) △pf(直管摩擦压降)
   △pf=7.9×10-8L/D×ρu2g=7.9×10-8×30/1.2×33.19×102×9.81
 =0.61(kPa)
3）△pa
△pa＝Nρu2×10-4/2=3.5×10.042×33.19×10-4/2=5.81KPa
      (N=3.5，包括两次转向及出口损失)
4）提升管总压降△p提

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