催化裂化裝置反應(yīng)-再生及分餾系統(tǒng)工藝設(shè)計(jì)(四)

水
蒸
氣

 項(xiàng)目 質(zhì)量流量/Kg/h 分子量 kmol/h
 進(jìn)料霧化 2080 18 115.56
 預(yù)提升蒸汽 1270  70.56
 吹掃、松動(dòng)水蒸汽 5080  282.22
 氣提蒸汽 2540  141.11
 回?zé)捰挽F化的水蒸汽 2080  115.56
 再生劑帶入水蒸氣  1778  98.78
 總量 14828  780.44
 表4-6 反應(yīng)器物料平衡
名稱 相對(duì)平均分子量 對(duì)新鮮原料油%（質(zhì)量） 流量
   kg/h kmol/h
進(jìn)       料 新鮮原料油 444 100 130000 292.79
 回?zé)捰?nbsp;342  52000 152.05
 回?zé)捰蜐{ 392  13000 33.13
 催化劑   1270000 
 水蒸氣 18  14048 780.44
 再生劑帶入煙氣 29  1270 43.79
 共計(jì)  100 1480318 1302.2
出           料 

料

       帶出煙氣 29  1270 43.79
 水蒸汽 18  14080 780.44
 回?zé)捰蜐{ 392  13000 33.13
 回?zé)捰?nbsp;342  52000 152.05
 干氣 30 5 6500 216.67
 液化氣 50 11.0 14300 286
 穩(wěn)定汽油 106 48 62400 588.68
 輕柴油 214 21.2 27560 128.79
 油漿 282 6.0 7800 27.66
 焦碳  8.0 10400 
 損失 30 0.8 1040 34.67
 催化劑   1270000 
 共計(jì)  100 1480318 2653.83
4.2.2熱量衡算
4.2.2.1熱量入方 . 各進(jìn)料溫度
 催化劑為700ºC . 回?zé)捰蜐{：350ºC . 由催化劑帶入的水蒸氣和煙氣700ºC
 需汽提：  4kg/t·劑=4×1270=5080kg/h
 預(yù)汽提：  1kg/t·劑=1×1270=1270kg/h
 吹掃等水蒸氣：  4.4×18=79.2kg/h
 共計(jì)：  6429.2kg/h
 當(dāng)250ºC時(shí)查焓表可知所需的水蒸氣所需熱量: H（t）=2790kJ/Kg
比熱=4.844 kJ/（kg·ºC）。
則可知水蒸氣的量為576Kg=32 kmol
設(shè)原料油和回?zé)捰蜏囟葹閠
催化劑平均比熱為1.086kJ/（kg·ºC）。
a.催化劑： Q1=1270×1.086×700×103=0.97×109 KJ /h
b.催化劑帶入煙氣查表CP = 32.57kJ/kmol·ºC  Q2=43.79×32.57×700=1.0×106kJ/h
c.催化劑帶入水蒸氣CP = 38.877kJ/kmol·ºC   Q3=99×38.877×700=2.69×106kJ/h
300ºC水蒸氣 Q4 =357.18×1.92×300=0.21×106kJ/h
d.250ºC水蒸氣Q5=32×1.91×250=0.016×106k J/h
e.原料油和回?zé)捰蜏囟葹閠此焓為H（t）Q6=（130000+65000）Ht= 195000H（t）    
回?zé)捰蜐{溫度為350ºC . 查 焓在（《石油煉制工程》）P99
H=198.0kcal/kg=198.0×4.184=828.432kJ/kg
 Q7=13000×828.43=10.77×106kJ/h
h.焦碳吸附的吸附熱等于脫附熱
 Q8=47.72×106kJ/kg
 共計(jì)Q=1.064×109+165000 H（t）
4.2.2.2 熱量出方
各出料溫度為505ºC
a.催化劑 ：Qˊ1=1270×103×1.086×505=0.70×109kJ/h
b.催化劑帶出的煙氣：Qˊ2=1270×30.1×505=1.93×107kJ/h
c.催化劑帶出的水蒸氣（由再生器熱量流出方知）：
 Qˊ3=1.17×106kJ/h
d.水蒸氣  ：Qˊ4=（357.18+32）×1.98×505=0.032×106kJ/h
e.原料油和回?zé)捰驮?05ºC時(shí)汽化為油氣。油氣的焓為由505 ºC查到油的密度 。
 由（《石油煉制工程》）P99）查得  
 H（t）=340×4.184=1443.5kJ/kg
 Qˊ5=（130000+65000）×1443.5=281.48×106kJ/h
 f.在505ºC時(shí)油漿汽化為油氣.此焓為1443.5kJ/kg
 Qˊ6=13000×1443.5=18.77×106kJ/h
 d.催化碳帶出熱量
 催化碳=總碳-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=新鮮原料×5.38%×0.6=130000×5.38%×0.6=4196.4 kg/h
 焦化碳量=9634.98-254-4196.4=5184.58查焓圖得
 Qˊ7=5184.58×2180×4.1868=47.32×106 kJ/h
 共   計(jì)：  Qˊ=1.062×109kJ/h
熱量平衡  1.064×109+165000H（t）=1.062×109 kJ/H令混合原料油的預(yù)熱溫度為283ºC
 混合原料的相對(duì)密度d混
 d混=v新d新+v回d回+v漿d漿
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漿=13000/0.9985÷（130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985）=0.056 m3/h
則  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  查焓濕圖
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
故反應(yīng)器部分應(yīng)取熱；Q取=1274.8×106-1106×106=168.8×106kJ/h
原料入口流速、提升管進(jìn)料流量和溫度如下表4-7、4-8所示。
 表4-7 提升管入口進(jìn)料熱量
 名稱 流量 溫度/ºC Q×106/kJ/h
 kg/h kmol/h  
新鮮原料油 130000 292.79 235 0.195 H（t）
回?zé)捰?nbsp;52000 196.23 265 
回?zé)捰蜐{ 13000 53.57 350 
催化劑帶入的煙氣 1270 67.27 700 1.0
催化劑帶入的水蒸氣 1782 99 700 2.69
水蒸氣 6429.3 357.19 300 0.21
水蒸氣 576 32 250 0.16
催化劑 1270×103  700 970
共計(jì) 1475057   1106
 表4-8 提升管出口物料505ºC的熱量
項(xiàng)目 kg/h 相對(duì)分子質(zhì)量 kmol/h Q×106/kJ/h
干氣 6500 30 216.67 

 1226.48
液化氣 14300 30 476.67 
汽油 62400 106 588.68 
輕柴油 27560 214 128.79 
油漿 7800 282 27.66 
回?zé)捰?nbsp;52000 340 152.94 
回?zé)捰蜐{ 13000 392 33.16 
煙氣 1270 30 42.33 0.67
水蒸氣 14048 18 780.44 8.29
催化劑 1270×103  700 700
損失 1040 30 18.57 4.1
油+氣合計(jì) 199950  2465.91 1274.8
4.2.3 提升管工藝計(jì)算
4.2.3.1提升管進(jìn)料處的壓力和溫度
(1)壓力
沉降器頂部壓力為200kPa設(shè)進(jìn)油處至沉降器頂部的總壓降為19.5 kPa,則提升管內(nèi)進(jìn)油處的壓力為200+19.5=219.5 kPa
(2)溫度
加熱爐出口溫度為235ºC,此時(shí)原料油處于液相狀態(tài).經(jīng)霧化進(jìn)入提升管與
700ºC的再生劑接觸,立即氣化.原料油與高溫催化劑接觸后的溫度可由熱平衡來(lái)計(jì)算。
催化劑和煙氣由700ºC降至TºC放出的熱
 =1270×103×1.097×(700-T)+1270×1.09×(700-T)
 = 139.46×104×(700-T)
 綜上所述可得出油和蒸汽的熱量如表4-9。
 表4-9 油和蒸汽的熱量計(jì)算
 物  流  流量  進(jìn)  出
  kg/h 溫度/ºC 焓kJ/kg 熱量KJ/h 溫度 kJ/kg 熱量/kJ/h
原料 130000 235 577 75010000 T A 13×104 A
回?zé)捰汀?nbsp;52000 265 659 34268000 T B 5.2×104 B
油漿 13000 350 849 11037000 T C 1.3×104 C
水蒸氣 6429.2 300 552 3548918 T D 064×104 D
 其中1.097和1.09分別為催化劑和煙氣的比熱查焓表可知
根據(jù)熱平衡原理:
 139.46×(700-T) =13A+5.2B+1.3C+6.4D
 設(shè)T =480ºC則查焓圖可得A=1335kJ/kg   B=1322kJ/kg   C=1255kJkg D=920kJ/kg
左邊=139.46×190=26497.4
右邊=17355+6874+1632+589=26450相對(duì)誤差為0.17%,所以T =480ºC
4.2.3.2提升管直徑
1) 選取提升管內(nèi)徑D＝1.2m，則提升管截面積F＝3.14×D2/4＝1.1m2
2) 提升管進(jìn)料處的壓力
沉降器頂部的壓力為200kPa（表）,設(shè)進(jìn)油處至沉降器頂部的總壓降為24 kPa，則提升管內(nèi)進(jìn)油處的壓力為200+24＝224 kPa（表）。
3) 核算提升管下部氣速由物料平衡得油氣、蒸汽和煙氣的總流率為1302.2kmol/h,所以下部氣體體積流率為：
 V下＝1302.2×22.4×（480+273）×101.3/[（224+101.3）×273]
        ＝24695 m3/h＝6.86m3/s
 下部氣速為u下＝V下/F＝6.86/1.1＝6.24m/s
4）核算提升管出口氣速
 提升管出口處油氣的總流率為2501.65 kmol/h，所以，出口處油氣體積流率為：
 V上＝2653.83×22.4×（480+273）×101.3/[（200+101.3）×273]
     ＝55127(m3/h)＝15.31m3/s
 所以出口線速為u上＝V上/F＝15.31/1.1＝13.92m/s
 核算結(jié)果表明：提升管出、入口線速在一般設(shè)計(jì)范圍內(nèi)，故所選內(nèi)徑D＝1.2 m 是可行的。
5) 提升管長(zhǎng)度
提升管平均氣速 u=(u上-u下)/ln(u上/u下)
 =(15.13-6.24)/ln(15.13/6.24)=10.04m/s
反應(yīng)時(shí)間為3秒，則提升管的有效長(zhǎng)度L＝u×3＝10.04×3＝30.11m
6) 核算提升管總壓降
  設(shè)計(jì)的提升管由沉降器的中部進(jìn)入，根據(jù)沉降器的直徑何提升管拐彎的要求，提升管直立管部分長(zhǎng)25m，水平管部分6m，提升管出口向下以便催化劑與油氣快速分離。提升管出口至沉降器內(nèi)一級(jí)旋風(fēng)分離器入口高度取7m，其間密度根據(jù)經(jīng)驗(yàn)取8kg/m3.
   提升管總壓降包括靜壓ph、摩擦壓降pf及轉(zhuǎn)向、出口損失等壓降pa。各項(xiàng)分別計(jì)算如下：提升管內(nèi)密度計(jì)算見(jiàn)表4-10。
 1）△ph
表4-10 提升管內(nèi)密度計(jì)
項(xiàng)目 上部 下部 對(duì)數(shù)平均值
催化劑流率/kg/h 1270 1270 
油氣流率/m3/s 15.31 6.86 
視密度/kg/m3 21.33 48.8 33.19
氣速/m/s 13.92 6.24 11.23
滑落系數(shù) 1.1 2.0 
實(shí)際密度/kg/m3 23.46 97.6 52
   △ph＝r△h×10-4=52×25×10-4=12.4 kPa
2) △pf(直管摩擦壓降)
   △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，包括兩次轉(zhuǎn)向及出口損失)
4）提升管總壓降△p提

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