催化裂化裝置反應-再生及分餾系統工藝設計(五)

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△p提＝△ph+△pf+△pa
     ＝12.4+0.67+5.81＝18.89KPa
5）校核原料油進口處壓力
   提升管出口至沉降器頂部壓降：8×7×10-4＝0.56KPa
提升管內原料入口處壓力：
沉降器頂部壓力+0.56+△p提＝200+0.56+18.89＝219.45KPa（表）
此值與前面假設的219.5 KPa（表）基本相同，故前面計算時假設的壓力不用重算。
4.2.3.3 預提升段的直徑和高度
1）直徑
預提升段的煙氣及預提升蒸汽的流率
43.79+1270/18＝114.35kmol/h
體積流率＝114.35×22.4×（700+273）×101.3/[273×（219.45+101.3）×3600]＝0.8m3/s
取預提升段氣速為1.5 m/s，則預提升段直徑D預＝[0.8×4/（1.5×3.14）]1/2=0.82m
取預提升段直徑0.82m.
2) 高度
考慮到進料噴嘴以下設有事故蒸汽進口管、人孔、再生劑斜管入口等，預提升段的高度取4m。
由上面的計算可知預提升段長度4m，內徑0.82m；反應段長30.11m，內徑1.2m，其中25m是直立管、6m是水平管；提升管全長35m，直立管29m，見圖4-3所示。

4.2.4 旋風分離器工工藝計算     選用我國自主開發的PV型旋風分離器，采用二級串聯，按PV旋風分離器的設計方法和規格進行工藝計算。
4.2.4.1 筒體直徑
濕煙氣流率： 6147.39×22.4×（700+273）×101.3/273×（101.3+200）×3600=45.83m2/s
旋風分離器的壓力如表4-11。
表4-11旋風分離器壓力
再生器頂部壓力 200KPa
再生溫度 700℃
密相床密度 300Kg/m3
濕煙氣流率 15.83m3/s
濕煙氣密度 1.25Kg/m3
按筒體的內氣速為4m/s結算，則
總筒體截面積=濕煙氣流率/4=45.83/4=11.46m2，選用10組旋風分離器，則每個旋風分離器筒體截面積為1.146m2
筒體直徑=（1.14×4/π）1/2=1.21m
選用直徑1300㎜的旋風分離器。一級和二級用此直徑的筒體。

4.2.2.2一級入口截面積
按入口線速為18m /s考慮則
一級入口截面積為A1/筒體截面積A=4/18
A1=1.146×4/18=0.25m2
旋風分離器入口為矩形，其高度為a是寬度b的2.5倍，由此得b=0.32m，a=0.79m 。
4.2.2.3 二級入口截面積
按二級入口線速為22m/s考慮則二級入口截面積A2/筒體截面積A=4/22
A2=1.146×4/22=.0.21m2
入口高度a=0.72m，寬度b=0.28m
4.2.2.4核算旋風分離器組數
    一級入口線速 = 濕煙氣流率 / 一級入口截面積
                  = 45.82/(10×0..25) = 18.11m/s
二級入口線速 = 濕煙氣流率 / 二級入口截面積
                  =45.83/(10×0.21) =21.82m/s
由計算結果得：一級、二級入口線速符合
                   一級線速最高不大于25m/s；
二級線速最高不大于35m/s；
最小線速不小于 15m/s 。
因此，選用10組旋風分離器符合要求。
4.2.2.5一級料腿負荷及管徑
Pv型一級旋風分離器料腿的適宜固體質量速度為300~500（kg/m2·s）設一級旋風分離器的入口氣體的固體濃度為10Kg/m3
則對每一個旋風分離器的進入固體流量為
   45.83×10×1/10=45.83Kg/s
選用直徑為350m管子作一級料腿
45.83/（0.352×3.14/4）=476.59kg/m2·s
所選管徑合適。
對直徑1300mm的旋風分離器，二級料腿選用直徑350mm的管子。
旋風分離器的壓降
PV型旋風分離的壓降計算公式：
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-——氣體密度   kg/m3；
             μ——氣體黏度，Pa.s;
             Ci0——基準入口濃度，10kg/m3；
             KA——筒體與入口截面積之比；
             dr——出口管與筒體的直徑之比；
             ε——系數；
            Ci——入口氣體中固體濃度，kg/m3；
             D——筒體直徑，m；
             Vi——入口氣體線速 m/s；
             Re——雷諾數。
1)計算一級旋風分離器壓降△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) 計算二級旋風分離器壓降△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

第五章分餾塔能量平衡計算

分餾塔能量平衡計算

分餾系統主要設備是分餾塔，裂化產物由分餾塔分餾成各種餾分的油品，塔頂產品為粗汽油油汽和富氣；塔底產品為回煉油漿；側線采出有輕柴油，重柴油和回煉油。全塔物料和熱量平衡如表5-1。
表5-1 分餾塔物料和熱量平衡
名稱進     料出     料
溫度
0。C 狀態流量
103kg/h 焓流量
106kg/h 溫度
。C 狀態流量103kg/h 焓流量106kg/h
煙氣 500 氣 1.27 0.72 125 氣 1.27 0.17
干氣 500 氣 6.5 11.14 125 氣 0.65 4.03
液化氣 500 氣 14.3 23.03 125 氣 14.3 8.56
穩定
汽油 500 氣 62.4 91.40 125 氣 62.4 39.44
輕柴油 500 氣 27.56 42.96 220 液 27.56 14.50
油漿 500 氣 7.8 12.13 350 液 7.8 6.89
回煉油 500 氣 5.2 8.12 265 液 5.2 3.68
回煉油漿 500 氣 13 20.18 350 液 13 11.94
水蒸汽 500 氣 14.048 49.90 125 氣 14.048 38.11
汽提
蒸汽 250 氣 1.336 3.7 125 氣 1.336 3.62
再吸
收油 120 液 16.8 5.3 125 氣 16.8 10.55
共計   170.2 268.59   170.2 141.49
焓的基準態：油品為-17.8OC飽和液體；水蒸氣為0OC飽和水；其它氣體為0OC，0.1013MPa裂化產物進料流量：233.51×103kg/h
     由各回流取走熱量：(268.59-141.49)×106
                      =127.1×106kg/h
     各回流取熱分配
     頂回流取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
     油漿循環回流：（127.1-19.065-19.065-25.42）×106
                   =63.55×106kJ/h
    各回流量FR按下式計算，計算結果列于表5-2
           FR=Q/(H2-H1)
    其中：Q-----回流取熱熱流量
          H2----在抽出溫度下回流液的比焓 /kJ/Kg
          H1----在返塔溫度下回流液的比焓 /kJ/Kg
    以塔頂回流為例計算
          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 分餾塔各回流量，溫度和焓
回流抽出返塔流量
溫度OC 比焓kJ/kg 溫度OC 比焓kJ/kg ×103kg/h
頂回流 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
油漿循環 350 922.04 270 662.018 244.42

第六章計算結果匯總
根據上面所算計的結果匯總催化裂化反應-再生及分餾系統的工藝設計數據如表6-1。
表6-1 催化裂化反應-再生及分餾系統的工藝設計數據
項目數據項目數據
新鮮原料 130000kg/h 油漿 13000kg/h
回煉油 52000kg/h 回煉油 8400kg/h
H/C 0.0794 水蒸氣 14048kg/h
焦炭量 10400kg/h 原料油溫度 210 ºC
干煙氣 5768.26kmol/h 提升管出口溫度 528 ºC
濕煙氣 6150.17kmol/h 停留時間 3s
再生劑帶入煙氣 1270kg/h 提升管內徑 1200 mm
預提升蒸汽 1270kg/h 提升管有效長度 30.11 m
新鮮原料霧化的水 1300kg/h 預提升段高度 1.03 m
回煉油霧化的水蒸汽 2080kg/h 旋風分離器筒體 1300 mm
氣提所需水蒸氣 2540kg/h 旋風分離器組數 10
催化劑帶入水蒸氣 1778kg/h 旋風分離器一級入口截面積 0.25 m2
反應吹掃水蒸氣流量 5080kg/h 旋風分離器二級入口截面積 0.21 m2
循環劑攜帶水蒸氣流量 1170kg/h 一級入口線速 18.11 35m/s
煙氣中水蒸氣 567.59kmol/h 二級入口線速 21.89 35m/s
液化氣 14300kg/h 焦炭燃燒熱 239.4×106kJ/h
汽油 62400kg/h 催化劑升溫 268.44×106kJ/h
輕柴油 27560kg/h

結束語

通過計算得出了年處理量為104萬噸的催化裂化裝置可知再生器的直徑為8.2m和10.26，提升管內徑為1200mm，提升管長有效長度30.11m, 預提升段高度1.03 m旋風分離器筒體1300 mm 旋風分離器組數10旋風分離器一級入口截面積0.25 m2旋風分離器二級入口截面積0.21 m2。。對這個裝置的流程與設計有了進一步的深入了解。
通過課程設計，還培養了我們嚴謹、嚴密的思維能力，不僅運用專業知識進行設計，還結合設計的經濟、技術背景等進行經濟分析與項目評價，優化設計。
總之這次的設計教會了我如何想、做，也使我對知識進一步了解和鞏固，懂得了理論與實踐相結合，達到我們學有所用的特別是程度。

參考文獻

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侯芙生等.煉油工程師手冊.北京：石油工業出版社，1995

致謝

兩個月的畢業設計已經完成，回想起來我在這兩個月中學到了很多,經過這次畢業設計，使我對催化裂化裝置反應—再生及分餾系統有了更為深刻的了解,感覺到自己學有所用。雖然這個過程是漫長和枯燥，但是我卻有一種充實的感覺，看到自己的論文，心中充滿了欣慰。畢業設計既是對我們三年來知識的綜合運用的檢查，也是理論走向實踐的第一步，為我們以后走向工作崗位奠定了基礎。
本篇論文圓滿完成，首先感謝母校——茂名學院的辛勤培養,其次感謝指導老師-程麗華老師對我的悉心指導，在這期間給我解答疑難問題,對此我在為這里表示衷心的感謝！
最后非常感謝在這期間同學們的互相幫忙與討論,使我從中學到了很多新的知識。
鑒干本人的水平有限，難免存在一些錯誤和漏洞，望各位老師不吝賜教，在此向大家表示衷心的感謝！

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