第五章 分馏塔能量平衡计算
分馏塔能量平衡计算
分馏系统主要设备是分馏塔,裂化产物由分馏塔分馏成各种馏分的油品,塔顶产品为粗汽油油汽和富气;塔底产品为回炼油浆;侧线采出有轻柴油,重柴油和回炼油。全塔物料和热量平衡如表5-1。 表5-1 分馏塔物料和热量平衡 名 称 进 料 出 料 温 度 0。C 状态 流 量 103kg/h 焓流量 106kg/h 温 度 。C 状 态 流 量103kg/h 焓流量106kg/h 烟 气 500 气 1.27 0.72 125 气 1.27 0.17 干 气 500 气 6.5 11.14 125 气 0.65 4.03 液化气 500 气 14.3 23.03 125 气 14.3 8.56 稳 定 汽 油 500 气 62.4 91.40 125 气 62.4 39.44 轻柴油 500 气 27.56 42.96 220 液 27.56 14.50 油 浆 500 气 7.8 12.13 350 液 7.8 6.89 回炼油 500 气 5.2 8.12 265 液 5.2 3.68 回 炼 油 浆 500 气 13 20.18 350 液 13 11.94 水蒸汽 500 气 14.048 49.90 125 气 14.048 38.11 汽 提 蒸 汽 250 气 1.336 3.7 125 气 1.336 3.62 再 吸 收 油 120 液 16.8 5.3 125 气 16.8 10.55 共 计 170.2 268.59 170.2 141.49 焓的基准态:油品为-17.8OC饱和液体;水蒸气为0OC饱和水;其它气体为0OC,0.1013MPa裂化产物进料流量:233.51×103kg/h 由各回流取走热量:(268.59-141.49)×106 =127.1×106kg/h 各回流取热分配 顶回流取15% 127.1×106×0.15=19.065×106kJ/h 一中回流取15% 127.1×106×0.15=19.065×106kJ/h 二中回流取20% 127.1×106×0.20=25.42×106kJ/h 油浆循环回流:(127.1-19.065-19.065-25.42)×106 =63.55×106kJ/h 各回流量FR按下式计算,计算结果列于表5-2 FR=Q/(H2-H1) 其中:Q-----回流取热热流量 H2----在抽出温度下回流液的比焓 /kJ/Kg H1----在返塔温度下回流液的比焓 /kJ/Kg 以塔顶回流为例计算 FR=19.065×106/(401.856-251.16)=126.5×103kg/h 同理可得其它回流流量,列表5-2。 表5-2 分馏塔各回流量,温度和焓 回流 抽出 返塔 流量 温度OC 比焓kJ/kg 温度OC 比焓kJ/kg ×103kg/h 顶回流 160 401.856 100 251.16 126.5 一中回流 275 686.72 160 371.24 60.43 二中回流 265 656.7 210 520.41 139.89 油浆循环 350 922.04 270 662.018 244.42
第六章 计算结果汇总 根据上面所算计的结果汇总催化裂化反应-再生及分馏系统的工艺设计数据如表6-1。 表6-1 催化裂化反应-再生及分馏系统的工艺设计数据 项目 数据 项目 数据 新鲜原料 130000kg/h 油浆 13000kg/h 回炼油 52000kg/h 回炼油 8400kg/h H/C 0.0794 水蒸气 14048kg/h 焦炭量 10400kg/h 原料油温度 210 ºC 干烟气 5768.26kmol/h 提升管出口温度 528 ºC 湿烟气 6150.17kmol/h 停留时间 3s 再生剂带入烟气 1270kg/h 提升管内径 1200 mm 预提升蒸汽 1270kg/h 提升管有效长度 30.11 m 新鲜原料雾化的水 1300kg/h 预提升段高度 1.03 m 回炼油雾化的水蒸汽 2080kg/h 旋风分离器筒体 1300 mm 气提所需水蒸气 2540kg/h 旋风分离器组数 10 催化剂带入水蒸气 1778kg/h 旋风分离器一级入口截面积 0.25 m2 反应吹扫水蒸气流量 5080kg/h 旋风分离器二级入口截面积 0.21 m2 循环剂携带水蒸气流量 1170kg/h 一级入口线速 18.11 35m/s 烟气中水蒸气 567.59kmol/h 二级入口线速 21.89 35m/s 液化气 14300kg/h 焦炭燃烧热 239.4×106kJ/h 汽油 62400kg/h 催化剂升温 268.44×106kJ/h 轻柴油 27560kg/h
结束语
通过计算得出了年处理量为104万吨的催化裂化装置可知再生器的直径为8.2m和10.26,提升管内径为1200mm,提升管长有效长度30.11m, 预提升段高度1.03 m旋风分离器筒体1300 mm 旋风分离器组数10旋风分离器一级入口截面积0.25 m2旋风分离器二级入口截面积0.21 m2。。对这个装置的流程与设计有了进一步的深入了解。 通过课程设计,还培养了我们严谨、严密的思维能力,不仅运用专业知识进行设计,还结合设计的经济、技术背景等进行经济分析与项目评价,优化设计。 总之这次的设计教会了我如何想、做,也使我对知识进一步了解和巩固,懂得了理论与实践相结合,达到我们学有所用的特别是程度。 参考文献
郁浩然,鲍浪.化工计算北京:中国石化出版,1990 石化工业部炼油设计院.催化裂化工艺设计.北京:石油工业出版社,1983 林世雄.石油炼制工程(第三版).北京:石油工业出版社,2000 匡国柱,史启才.化工单元过程及设备设计.北京:化工工业出版社,2002 侯祥麟.中国炼油技术.北京:中国石化出版社,1991 北京石油设计院,石油化工工艺计算图表.北京:烯加工出版社, 1986 李淑培.石油加工工艺学(中册).北京:中国石化出版社,1991 肖衍繁,李文斌主编..物理化学.天津:天津大学出版社,2003 洛阳设计院.催化裂化工艺设计.石油工业出版社,1982 张锡鹏主编.炼油工艺学.石油工业出版社,1982 倪进方.化工设计.上海:华东理工大学出版社,1995 侯芙生等.炼油工程师手册.北京:石油工业出版社,1995
致 谢 两个月的毕业设计已经完成,回想起来我在这两个月中学到了很多,经过这次毕业设计,使我对催化裂化装置反应—再生及分馏系统有了更为深刻的了解,感觉到自己学有所用。虽然这个过程是漫长和枯燥,但是我却有一种充实的感觉,看到自己的论文,心中充满了欣慰。毕业设计既是对我们三年来知识的综合运用的检查,也是理论走向实践的第一步,为我们以后走向工作岗位奠定了基础。 本篇论文圆满完成,首先感谢母校——茂名学院的辛勤培养,其次感谢指导老师-程丽华老师对我的悉心指导,在这期间给我解答疑难问题,对此我在为这里表示衷心的感谢! 最后非常感谢在这期间同学们的互相帮忙与讨论,使我从中学到了很多新的知识。 鉴干本人的水平有限,难免存在一些错误和漏洞,望各位老师不吝赐教,在此向大家表示衷心的感谢!
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