催化裂化装置反应-再生及分馏系统工艺设计(五)

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△p提＝△ph+△pf+△pa
     ＝12.4+0.67+5.81＝18.89KPa
5）校核原料油进口处压力
   提升管出口至沉降器顶部压降：8×7×10-4＝0.56KPa
提升管内原料入口处压力：
沉降器顶部压力+0.56+△p提＝200+0.56+18.89＝219.45KPa（表）
此值与前面假设的219.5 KPa（表）基本相同，故前面计算时假设的压力不用重算。
4.2.3.3 预提升段的直径和高度
1）直径
预提升段的烟气及预提升蒸汽的流率
43.79+1270/18＝114.35kmol/h
体积流率＝114.35×22.4×（700+273）×101.3/[273×（219.45+101.3）×3600]＝0.8m3/s
取预提升段气速为1.5 m/s，则预提升段直径D预＝[0.8×4/（1.5×3.14）]1/2=0.82m
取预提升段直径0.82m.
2) 高度
考虑到进料喷嘴以下设有事故蒸汽进口管、人孔、再生剂斜管入口等，预提升段的高度取4m。
由上面的计算可知预提升段长度4m，内径0.82m；反应段长30.11m，内径1.2m，其中25m是直立管、6m是水平管；提升管全长35m，直立管29m，见图4-3所示。

4.2.4 旋风分离器工工艺计算     选用我国自主开发的PV型旋风分离器，采用二级串联，按PV旋风分离器的设计方法和规格进行工艺计算。
4.2.4.1 筒体直径
湿烟气流率： 6147.39×22.4×（700+273）×101.3/273×（101.3+200）×3600=45.83m2/s
旋风分离器的压力如表4-11。
表4-11旋风分离器压力
再生器顶部压力 200KPa
再生温度 700℃
密相床密度 300Kg/m3
湿烟气流率 15.83m3/s
湿烟气密度 1.25Kg/m3
按筒体的内气速为4m/s结算，则
总筒体截面积=湿烟气流率/4=45.83/4=11.46m2，选用10组旋风分离器，则每个旋风分离器筒体截面积为1.146m2
筒体直径=（1.14×4/π）1/2=1.21m
选用直径1300㎜的旋风分离器。一级和二级用此直径的筒体。

4.2.2.2一级入口截面积
按入口线速为18m /s考虑则
一级入口截面积为A1/筒体截面积A=4/18
A1=1.146×4/18=0.25m2
旋风分离器入口为矩形，其高度为a是宽度b的2.5倍，由此得b=0.32m，a=0.79m 。
4.2.2.3 二级入口截面积
按二级入口线速为22m/s考虑则二级入口截面积A2/筒体截面积A=4/22
A2=1.146×4/22=.0.21m2
入口高度a=0.72m，宽度b=0.28m
4.2.2.4核算旋风分离器组数
    一级入口线速 = 湿烟气流率 / 一级入口截面积
                  = 45.82/(10×0..25) = 18.11m/s
二级入口线速 = 湿烟气流率 / 二级入口截面积
                  =45.83/(10×0.21) =21.82m/s
由计算结果得：一级、二级入口线速符合
                   一级线速最高不大于25m/s；
二级线速最高不大于35m/s；
最小线速不小于 15m/s 。
因此，选用10组旋风分离器符合要求。
4.2.2.5一级料腿负荷及管径
Pv型一级旋风分离器料腿的适宜固体质量速度为300~500（kg/m2·s）设一级旋风分离器的入口气体的固体浓度为10Kg/m3
则对每一个旋风分离器的进入固体流量为
   45.83×10×1/10=45.83Kg/s
选用直径为350m管子作一级料腿
45.83/（0.352×3.14/4）=476.59kg/m2·s
所选管径合适。
对直径1300mm的旋风分离器，二级料腿选用直径350mm的管子。
旋风分离器的压降
PV型旋风分离的压降计算公式：
P=（ρg+Ci/1000）vi/2+ε（ci0/ci）0.045×(ρgvi2/2)
ε=8.54KA-0.833dr-1.745D-0.161Re0.036-1
       Re=ρg viD/μ
      式中   ρg-——气体密度   kg/m3；
             μ——气体黏度，Pa.s;
             Ci0——基准入口浓度，10kg/m3；
             KA——筒体与入口截面积之比；
             dr——出口管与筒体的直径之比；
             ε——系数；
            Ci——入口气体中固体浓度，kg/m3；
             D——筒体直径，m；
             Vi——入口气体线速 m/s；
             Re——雷诺数。
1)计算一级旋风分离器压降△P1
Re=0.88×18×1.21/0.000035=543085.71
ε=8.54(1.146/0.25)-0.833(0.44)-1.7451.21-0.161543085.710.036-1=15.8
P1=（ρg+Ci/1000）vi/2+ε（ci0/ci）0.045×(ρgvi2/2)
=(0.88+10/1000) ×(182/2)+15.8×(10/10)0.045×(0.88×182/2)
=2.4KPa
2) 计算二级旋风分离器压降△P2
      Re=0.88×22×1.21/0.000035=669303
ε=8.54(1.146/0.21)-0.833(0.44)-1.7451.4-0.1616693030.036-1
        =20.1
P2=（ρg+Ci/1000）vi/2+ε（ci0/ci）0.045×(ρgvi2/2)
      =(0.88+1/1000) ×(222/2)+20.1×(10/1)0.045×(0.88×222/2)=4.9KPa

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

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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
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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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