年產100萬噸催化裂化裝置設計【畢業(yè)論文】

1、<p><b>　　本科畢業(yè)論文</b></p><p><b>　?。?0 屆）</b></p><p>　　年產100萬噸催化裂化裝置設計</p><p>　　——反應再生系統(tǒng)工藝計算</p><p>　　所在學院 </p

2、><p>　　專業(yè)班級 化學工程與工藝 </p><p>　　學生姓名 學號 </p><p>　　指導教師 職稱 </p><p>　　完成日期 年 月 </p><

3、;p><b>　　摘 要</b></p><p>　　催化裂化是石油化工的重要組成部分。世界各國都對其積極研究，非常重視。反應再生裝置是催化裂化的最主要部分，在再生器內燒掉待生催化劑含的碳，完成催化劑再生，使其具有更加高的輕質油產率以及更小的能量消耗。</p><p>　　在閱讀了很多的技術文獻的基礎上，對1.0 ×106 t/a重油催化裂化中反應再

4、生部分進行的設計，進行了詳細的工藝計算，確定了各項工藝參數和進行了設備選型。并且繪制了帶控制點的工藝流程圖以及主要設備裝配圖。</p><p>　　[關鍵詞] 催化裂化；催化劑；反應再生 </p><p><b>　　Abstract</b></p><p>　　Oil fluidized catalytic cracking is

5、an important consist of petroleum chemical industry. Every country pay attention the development of heavy oil fluidized catalytic cracking. Reaction and regeneration device is the most important part of the FCC. To burn

6、the carbon included in the used catalysts complete catalyst regeneration in the regenerator. To make it have much higher light oil production and much low energy consume.</p><p>　　After consult a large numbe

7、r of references, Design the 1.0 ×106 t/a heavy oil fluidized catalytic cracking device reaction and regeneration department. After detailed technology calculate define technology parameter and facilities type. Draw

8、ing the process flow diagram with control points and major equipment assembly.</p><p>　　[Key word] fluidized catalytic cracking；catalyst；reaction and regeneration</p><p><b>　　目錄</b>

9、;</p><p><b>　　摘 要II</b></p><p>　　AbstractIII</p><p><b>　　1 前言1</b></p><p>　　1.1 催化裂化的目的及意義1</p><p>　　1.2 催化裂化技術發(fā)展狀況1</p>

10、;<p>　　1.3 設計內容及步驟2</p><p><b>　　2 工藝敘述3</b></p><p>　　2.1 反應—再生系統(tǒng)3</p><p>　　2.2 分餾系統(tǒng)3</p><p>　　2.3 吸收—穩(wěn)定系統(tǒng)3</p><p>　　2.4 能量回收系統(tǒng)4<

11、;/p><p>　　3 設計原始數據5</p><p><b>　　3.1 處理量5</b></p><p><b>　　3.2 開工時5</b></p><p>　　3.3 原始數據及反應-再生系統(tǒng)操作條件5</p><p>　　4 反應—再生系統(tǒng)工藝計算7</

12、p><p>　　4.1 再生系統(tǒng)7</p><p>　　4.1.1 燃燒計算7</p><p>　　4.1.2 熱量平衡8</p><p>　　4.1.3 催化劑循環(huán)量9</p><p>　　4.1.4 再生器的尺寸設計10</p><p>　　4.1.5 空床流速11</p>

13、;<p>　　4.2 提升管反應器12</p><p>　　4.2.1 物料衡算12</p><p>　　4.2.2 熱量衡算14</p><p>　　4.2.3 提升管工藝計算16</p><p>　　4.3 旋風分離器的工藝計算19</p><p>　　4.3.1 筒體直徑19</p

14、><p>　　4.3.2 一級入口截面積20</p><p>　　4.3.3 二級入口截面積20</p><p>　　4.3.4 核算旋風分離器組數20</p><p>　　4.3.5 一級料腿負荷及管徑20</p><p>　　5 計算結果匯總22</p><p><b>　　

15、結束語23</b></p><p><b>　　[參考文獻]24</b></p><p><b>　　致 謝25</b></p><p><b>　　1 前言</b></p><p>　　1.1 催化裂化的目的及意義</p><p>

16、　　21世紀爭奪的是能源，而石油及其加工的產品是重中之重。原油經過常減壓蒸餾可以獲得到汽油、煤油及柴油等輕質油品，但收率很低，只有10%～40%。而且某些輕質油品的質量也不高，例如直餾汽油的馬達法辛烷值一般只有40～60。隨著工業(yè)的發(fā)展，內燃機不斷改進，對輕質油品的數量和質量提出了更高的要求。這種供需矛盾促使煉油工業(yè)向原油二次加工方向發(fā)展，進一步提高原油的加工深度，從而獲得更多的輕質油品并提高其質量。而催化裂化正是煉油工業(yè)中最重要的一種

17、二次加工過程，在煉油工業(yè)中占有重要的地位。在我國，由于多數原油偏重，而H/C相對較高且金屬含量相對較低，催化裂化過程，尤其是重油催化過程的地位顯得更為重要。</p><p>　　以我國目前的需要情況為例，對輕質燃料油，重質燃料油和潤滑油三者需要的比例是20：6：1，輕質油的需求量最大。另一方面，由于內燃機的發(fā)展對汽油的質量提出更高的要求，而直餾汽油一般難以滿足這些要求。為了滿足日益嚴竣的市場需求，催化裂化工藝技術

18、在進一步發(fā)展和改進。從催化裂化技術角度來說，基本的是反應再生型式和催化劑性能兩個方面的發(fā)展。本設計就是對催化裂化的反應-再生系統(tǒng)進行工藝計算與分析。</p><p>　　1.2 催化裂化技術發(fā)展狀況</p><p>　　時間追溯到1936年，世界上第一套固定床催化裂化工業(yè)化裝置問世，催化裂化工藝發(fā)展的序幕從此拉開。80年代以來，催化裂化技術的進展主要體現(xiàn)在兩個方面：開發(fā)成功摻煉渣油（常壓渣

19、油或減壓渣油）的渣油催化裂化技術（稱為渣油FCC，簡寫為RFCC）以及催化裂化家族技術，包括多產低碳烯烴的DCC技術，多產異構烯烴的MIO技術和最大量生產汽油、液化氣的MGG技術。</p><p>　　目前國外新開發(fā)的重油催化裂化技術有：渣油加氫處理(VRDS)一催化裂化(FCC)組合工藝”、毫秒催化裂化工藝（MSCC）雙臺組合循環(huán)裂化床工藝、劑油短接觸工藝（SCT）、雙提升管工藝、兩段渣油改質技術等等。<

20、/p><p>　　在我國，經過幾代人的不懈努力，F(xiàn)CC技術已經取得了很大進步，為世界各國驚奇，催化裂化摻煉渣油量不斷上升，現(xiàn)已居世界的領先地位。自1965年我國第一套流化催化裂化裝置在撫順石油二廠建成投產以來，經過40多年的發(fā)展，催化裂化及相關的工藝技術、催化劑制造、設備制造、生產管理等各個方面均取得了長足的進步。目前，我們已建成投產的催化裂化裝置共有150多套，總加工能力超過1億噸/年。國產催化劑在渣油裂化和抗金屬

21、污染等方面均已達到甚至超過國外的水平。在減少焦炭、取出多余熱量、催化劑再生、能量回收等方面的技術也有了較大發(fā)展。</p><p>　　總而言之，從近十幾年的發(fā)展情況來看，催化裂化技術將會圍繞以下幾個主要方面繼續(xù)發(fā)展：①加工重質原料；②劣質原料預處理；③降低能耗；④減少污染預處理；⑤適應多種生產需求的催化劑和工藝開發(fā)；⑥過程模擬和系統(tǒng)集成化。</p><p>　　1.3 設計內容及步驟<

22、;/p><p>　　1.設計專題的經濟、技術背景分析； </p><p>　　2.工藝流程的選擇；</p><p>　　3.再生器、提升管反應器物料、能量衡算； </p><p>　　4.主要設備工藝尺寸計算；</p><p>　　5.裝置工藝流程、再生器、反應器提升管工藝流

23、程圖的繪制。 </p><p><b>　　2 工藝敘述</b></p><p><b>　　工藝流程說明</b></p><p>　　高低并列式提升管催化裂化裝置工藝流程如圖2-1</p><p>　　2.1 反應—再生系統(tǒng)</p><p>　　原料油經過加

24、熱汽化后進入提升管反應器進行裂化，油氣在提升管內的提留時間很短，一般就幾秒鐘。提升管中催化劑處于稀相流化輸送狀態(tài)，反應產物和催化劑進入沉降器，并經汽提段用過熱水蒸氣汽提，再經旋風分離器分離后，反應產物從反應系統(tǒng)進入分餾系統(tǒng)，催化劑沉降到再生器。在再生器中用空氣使催化劑流化，并且燒去催化劑表面的焦炭。煙氣經旋風分離器和催化劑分離后離開裝置，使催化劑在裝置中循環(huán)使用。</p><p><b>　　2.2 分

25、餾系統(tǒng) </b></p><p>　　由反應器來的反應產物（油氣）從底部進入分餾塔，經塔底部的脫過熱段后在分餾段分割成幾個中間產品：塔頂為富氣和汽油，側線有輕柴油、重柴油和回煉油，塔底產品為油漿。輕、重柴油分別經汽提后，再經換熱，冷卻后出裝置。</p><p>　　2.3 吸收—穩(wěn)定系統(tǒng)</p><p>　　該系統(tǒng)主要由吸收塔，再吸收塔，解吸塔及穩(wěn)定塔組

26、成。利用吸收和精餾的方法將從分餾塔頂油氣分離器出來的富氣和粗汽油分離成干氣（C2），液化氣（C3 、C4）和蒸汽壓合格的穩(wěn)定汽油。</p><p>　　2.4 能量回收系統(tǒng)</p><p>　　大型的催化裂化裝置設有，可以利用煙氣的熱能和壓力能做功，驅動主風機以節(jié)約電能，甚至可以對外輸出剩余電力。</p><p><b>　　3 設計原始數據</b&

27、gt;</p><p><b>　　3.1 處理量</b></p><p>　　參照鎮(zhèn)海煉化的減壓餾分油為原料，按任務書100萬噸/年設計。</p><p>　　3.2 開工時 </p><p>　　每年開工時間為：300天=7200小時</p><p>　　則處理量為：100×

28、103 × 104 ÷7200= 138889 kg/h</p><p>　　3.3 原始數據及反應-再生系統(tǒng)操作條件</p><p>　　原料油及產品性質分別見表3-1、表3-2</p><p>　　產品的收率及性質見表3-3 再生器操作及反應條件見表3-4、</p><p>　　提升管反應器操作條件表3-5

29、 </p><p>　　表3-1 原料油及產品性質</p><p>　　表3-2 原料油的主要性質</p><p>　　表3-3 產品產率（質量分數）</p><p>　　表3-4 再生器操作條件</p><p>　　表3-5 提升管反應器操作條件</p><p>　　4 反應—

30、再生系統(tǒng)工藝計算</p><p><b>　　4.1 再生系統(tǒng)</b></p><p>　　4.1.1 燃燒計算</p><p>　　再生器物料平衡計算能決定空氣流率和煙氣流率，再生催化劑進入再生器燃燒掉其中的焦炭，焦炭量按經驗取新鮮原料油的8%計算：</p><p>　　焦炭產量=138889 × 8% =

31、11111 Kg/h= 925.93 kmol/h </p><p>　　所以H/C= [8.93 – 0.425 ×（CO2 + O2 ）- 0.257C0]/（CO2 + CO） </p><p>　　= 1.144 / 14.4 </p><p><b>　　= 0.0794</b></p><p>　　

32、燒碳量=11111 × 92.64% = 10293.68 kg/h</p><p>　　燒氫量=11111 – 10293.68= 817.32 kg/h</p><p>　　已知煙氣組成（體積比）： CO2 : CO = 14.2 : 0.2 = 71 : 1 </p><p>　　根據: C + O2= CO2 2C + O2= 2CO

33、 2H2 + O2= 2H2O得</p><p>　　生成CO2 的碳為：10293.68×71/（71+ 1)= 10150.71kg/h=845.89 kmol/h</p><p>　　生成CO 的碳為：10293.68– 10150.71 = 142.97kg/g=11.91 kmol/h</p><p>　　生成CO2 的耗氧量為：845.89&

34、#215; 1 = 845.89 kmol/h</p><p>　　生成CO 的耗氧量為：11.91 × 1/2 = 5.96 kmol/h</p><p>　　生成H2O 的耗氧量為：817.32× 1/2 ×1/2 = 204.33 kmol/h</p><p>　　則理論的耗氧量為: 845.89+5.96+204.33=1056

35、.18 kmol/h</p><p>　　理論氮為：1056.18× 79/21 = 3973.25 kmol/h</p><p>　　所以，可知燃燒產物為 845.89kmol/h CO2， 11.91kmol/h CO，</p><p>　　204.33× 2 = 408.66kmol/h H2O。</p><p>

36、　　理論干煙氣包括燃燒生成 CO2 和CO和理論氮，則總量:</p><p>　　845.89 + 11.91+ 3973.25 = 4831.05kmol/h</p><p>　　已知煙氣中過剩氧為 4% 所以過?？諝饽柊俜謹担?</p><p>　　(4×100/21)×100% = 19%</p><p>　　過

37、?？諝猓篬過?？諝獍俜謹?（ 1- 過?？諝獍俜謹担×理論干煙氣量</p><p>　　=[0.19/（1 – 0.19）]×4831.05 = 1133.21kmol/h</p><p>　　過剩氧氣：1133.21×0.21 = 237.97kmol/h</p><p>　　過?？諝夂?133.21 – 237.97= 895

38、.24kmol/h</p><p>　　實際干煙氣為理論生成干煙氣和過?？諝饨M成：</p><p>　　4831.05+ 1133.21 = 5964.26kmol/h</p><p>　　實際干空氣用量: 1056.18+3973.25+ 1133.21=6162.64kmol/h</p><p>　　已知空氣的相對濕度為 70%，溫度為2

39、5 ºC，由《石油加工工藝學》中冊圖6-29查得：水蒸氣/干空氣 = 0.016 （摩爾）</p><p>　　空氣中含水蒸氣為 :0.016 × 6162.64 = 98.60kmol/h</p><p>　　濕空氣：6162.64+98.6= 6261.24 kmol/h</p><p>　　因為已知回煉比 0.5， 劑油比為 6.0<

40、/p><p>　　回煉油漿：138889 × 0.5 =69444.5kg/h</p><p>　　劑/油 = 劑 /（138889 + 69444.5）= 6.0</p><p>　　所以催化劑循環(huán)量為：6.0×（130000+26000）=1250001 kg/h</p><p>　　依據每噸催化劑帶入1kg 水汽，則催化

41、劑循環(huán)量為1250t/h，則帶入</p><p>　　1250 kg/h=69.4 kmol/h</p><p>　　吹掃松動水蒸氣量：500kg/h=27.78kmol/h</p><p>　　水蒸氣為濕度與生成水及本身帶入和吹掃的水蒸氣之和</p><p>　　所以煙氣中水蒸氣為：98.60+69.4+408.66+27.78=604.4

42、4kmol/h</p><p>　　綜上所述可以得出再生器煙氣流量及組成如表4-1。</p><p>　　表4-1再生器煙氣流量及組成</p><p>　　4.1.2 熱量平衡</p><p>　　根據《化工原理》第155頁公式得Qi = Ni CPi t （4-1）</p><p

43、>　　式中：Qi：熱流量 KJ/h Ni:物流i的流量 kmol/h</p><p>　　CPi：物流i的熱容kJ/（kmol·ºC） t:溫度 ºC</p><p>　　由熱流量出入方相等計算催化劑升溫所需的熱。</p><p>　　4.1.2.1 熱流量入方</p><p>　　(1)干

44、空氣 t = 162 ºC CP = 44.6814 kJ/kmol·ºC</p><p>　　Q1 =6162.64×44.6814 × 162 = 44.61× 106 kJ/h</p><p>　　(2)濕空氣中水蒸氣 C水=34.542 kJ/kmol·ºC</p><p>

45、;　　Q2 = 98.60 × 34.542 × 162 =0.55× 106 kJ/h</p><p>　　(3)催化劑帶入水蒸氣 Q3=69.4×35.6 ×505 = 1.25× 106 kJ/h</p><p>　　(4)吹掃、松動水蒸氣 Q4= 27.78×34.6×280 =0.27×10

46、6kJ/h</p><p>　　(5)燒焦炭 Q5 =925.93× 15.6 × 505 =7.29×106 kJ/h</p><p>　　(6)催化劑 Q6 </p><p>　　(7)燃燒熱 Q7，j = NjΔH 查《石油煉制工程》所附的焓圖得</p><p>　　CO2 Q7，1 = 845.

47、896×407.0× 103 =344.28× 106kJ/h</p><p>　　CO Q7，2 = 11.91× 122.7× 103 =1.46×106 kJ/h</p><p>　　H2O Q7，3 = 408.66 ×239.4×103 =97.83× 106 kJ/h<

48、;/p><p>　　∑Q7 =（344.28 +1.46+97.83）×106= 443.57×106kJ/h</p><p>　　共計 Q = ∑Qi =(44.61 +0.55+1.25+0.27+7.29+443.57)×106 + Q6</p><p>　　=497.54×106 + Q6</p><

49、p>　　4.1.2.3 熱流量出方</p><p>　　(1)干煙氣Q，1 = 5964.26×32.58×700 =136.02×106 kJ/h</p><p>　　(2)水蒸氣 Q，2 =604.44×39.877×700 =16.87×106kJ/h </p><p>　　(3)催化劑帶出水

50、蒸氣 Q，3 = 69.4×39.877×700=1.94×106 kJ/h</p><p>　　(4)脫附熱，脫附熱為燃燒熱的 11.5%</p><p>　　Q，4 = 443.57×106 ×0.115=51.01×106 kJ/h</p><p>　　(5)熱損失 = 582×燒碳量<

51、;/p><p>　　Q，5 = 582×10293.68=6.0×106kJ/h</p><p>　　(6)催化劑 Q，6</p><p>　　出方的能量:∑Q， = (136.02+16.87+1.94+51.01+6.0)×106 + Q，6</p><p>　　= 211.74×106 + Q，6&l

52、t;/p><p>　　根據熱量平衡式： 497.54× 106 + Q6 = 211.74×106 + Q，6</p><p>　　催化劑升溫所需的熱量：Q=Q6ˊ-Q6=285.80×106kJ/h</p><p>　　4.1.3 催化劑循環(huán)量</p><p>　　由《石油煉制工程》第八章（359頁）得，催化劑平均

53、比熱為1.097kJ/（kg·ºC），設催化劑循環(huán)量為W㎏/h </p><p>　　1.097W×（700-505）=285.80×106 </p><p>　　得 W=1.35×106kg/h</p><p>　　因為回煉比0.5，所以實際劑油比為:1.35×106/ [138889×（1

54、+0.5）]=6.5</p><p>　　綜上所述可得再生器物料平衡如表4-2、熱平衡如表4-3</p><p>　　表4-2 再生器物料平衡</p><p>　　表4-3 再生器熱平衡表</p><p>　　4.1.4 再生器的尺寸設計</p><p>　　由《化工原理》第20頁公式1/4πD2U=VS

55、 （4-2）</p><p>　　得 D密=(4×VS/πU密)0.5=[4×6261.64×29/(3.14×0.9×3600)]0.5=8.45m</p><p>　　燒焦強度=燒焦量/藏量 藏量=燒焦量/燒焦強度=11111/0.2=55555kg</p><

56、p>　　V密=藏量/ρ密=55555/300=185.18m3</p><p>　　H密= V密/A密=185.18×4/3.14×8.452=3.31m</p><p>　　1/4πD2U稀=VS D稀=(4×VS/πU稀)0.5</p><p>　　=(4×6568.7×29/3.14

57、5;0.6×3600)0.5</p><p><b>　　=10.60m</b></p><p>　　TDH=(2.7D-0.36 -0.7)×EXP(0.7UF×DT-0.23) ×DT （4-3）</p><p>　　=(2.7 ×10.60-0.3

58、6-0.7) ×EXP(0.7×0.6×10.60-0.23) ×10.60</p><p><b>　　=6.14</b></p><p>　　所以算出常數TDH也符合。</p><p>　　再生器的工藝結構圖4-1。</p><p>　　4.1.5 空床流速</p>

59、<p>　　4.1.5.1密相床層 </p><p>　　進入密相床層的氣相流量為：</p><p>　　干煙氣：5964.26kmol/h 、水蒸氣：604.44-4.4=600.04kmol/h</p><p>　?。◤乃魵庵?00.04kmol/h扣除稀相床層中吹入的吹掃蒸汽4.4kmol/h），所以氣相流量為5964.26+600.04=65

60、64.30kmol/h</p><p>　　已知床層溫度為700 ºC ，壓力為200+2=202kpa所以體積流量：</p><p>　　6564.30×22.4×（273+700）×101.3×103/（273×202×103×3600）=73.0m3/s</p><p>　　4.1

61、.5.2 稀相床層</p><p>　　有4.4kmol/h水蒸氣吹入，因此流量為6568.7+4.4=6573.1Kmol/h</p><p>　　體積流量：6573.1×22.4×（273+710）×101.3×103/（273×200×103×3600）=73.9m3/s</p><p>　

62、　4.2 提升管反應器</p><p>　　提升管反應器的物料流程圖4-2。</p><p>　　圖4-2提升管反應器的流程</p><p>　　4.2.1 物料衡算</p><p>　　新鮮原油：138889kg/h 回煉油：回煉油漿=1：0.25</p><p>　　回煉比=（回煉油流量+回煉油漿流量）/新

63、鮮原油=0.5</p><p>　　回煉油流量+回煉油漿流量=0.5×138889=69444.5kg/h</p><p>　　回煉油漿流量：69444.5×0.25/(1+0.25)=13888.9kg/h</p><p>　　則回煉油流量：69444.5-13888.9=55555.6 kg/h</p><p>　　催

64、化劑循環(huán)量：W=1.35×106kg/h</p><p>　　S=（90%餾出溫度-10%餾出溫度）÷（90-10）</p><p>　　tv=（t10+t30+t50+t70+t90）÷5</p><p>　　lnΔme=-2.21181-0.012800tv0.6667+3.6478s0.3333</p><p&

65、gt;　　Δme=e lnΔme tme=tv-Δme</p><p>　　由因為K=11.8,由tme和k查表（《石油煉制工程》第四版）可得</p><p>　　相對分子分子質量見表4-4 。</p><p>　　表4-4 物料相對分子質量</p><p><b>　　反應器水蒸氣包

66、括：</b></p><p>　　新鮮原料霧化的水蒸汽： 1～2.5%·油 1388.9kg/h</p><p>　　回煉油霧化的水蒸氣： 4% ·油 2222.2 kg/h</p><p>　　預提升所需水蒸氣： 1kg/t·劑 1350kg/

67、h</p><p>　　汽提所需水蒸氣； 2kg/t·劑 2700kg/h</p><p>　　催化劑帶入水蒸氣： 1.4kg/t·劑 1890kg/h</p><p>　　反應器總吹掃松動水蒸氣： 4kg/t·劑 5400kg/h</p>

68、<p>　　共 計 14951.1 kg/h</p><p>　　催化劑帶入煙氣： 1kg/t劑 1350kg/h</p><p>　　綜上所述列見入方水蒸汽流量表4-5、反應器物料平衡見表4-6。</p><p><b>　　表4-5入

69、方水蒸汽</b></p><p>　　表4-6 反應器物料平衡</p><p>　　4.2.2 熱量衡算</p><p>　　4.2.2.1 熱量入方 . </p><p>　　各進料溫度不同，催化劑為700ºC ， 回煉油漿為350ºC ， 由催化劑帶入的水蒸氣和煙氣700ºC</p>

70、<p>　　需汽提： 4kg/t·劑=4×1350=5400kg/h</p><p>　　預汽提： 1kg/t·劑=1×1350=1350kg/h</p><p>　　吹掃等水蒸氣： 4.4×18=79.2kg/h</p><p>　　共計： 6829.2kg/h</p><p

71、>　　當250ºC時查《化工原理》第三版的附錄三，附錄六可得水蒸氣所需熱量: H（t）=2790.1kJ/Kg 比熱=4.844 kJ/（kg·ºC）。</p><p>　　則可知水蒸氣的量為576kg=32 kmol</p><p>　　設原料油和回煉油溫度為t</p><p>

72、　　催化劑平均比熱為1.097kJ/（kg·ºC）。</p><p>　　a.催化劑： Q1=1350×1.097×700×103=1.026×109 KJ /h</p><p>　　b.催化劑帶入煙氣查表CP=32.57kJ/kmol·ºC Q2=46.55×32.57×700=1.06&

73、#215;106kJ/h</p><p>　　c.催化劑帶入水蒸氣CP = 38.877kJ/kmol·ºC Q3=105×38.877×700=2.86×106kJ/h</p><p>　　d.300ºC水蒸氣 Q4 =(6829.2/18)×1.92×300=0.22×106kJ/h</

74、p><p>　　250ºC水蒸氣 Q5=32×1.91×250=0.016×106k J/h</p><p>　　e.原料油和回煉油溫度t此焓為H（t），Q6=（138889+55555.6）Ht= 194444.6H（t） </p><p>　　回煉油漿溫度為350ºC 。查焓在（《石油煉制工程》第四版）焓值

75、圖</p><p>　　H=199.0kcal/kg=199.0×4.1868=833.173kJ/kg</p><p>　　Q7=13888.9×833.173=11.57×106kJ/h</p><p>　　f.焦碳吸附的吸附熱等于脫附熱</p><p>　　Q8=51.01×106kJ/kg<

76、;/p><p>　　共計Q=1.093×109+194444.6 H（t）</p><p>　　4.2.2.2 熱量出方</p><p>　　各出料溫度為505ºC</p><p>　　a.催化劑 ：Qˊ1=1350×103×1.097×505=0.74×109kJ/h</p>

77、;<p>　　b.催化劑帶出的煙氣：Qˊ2=46.55×30.1×505=0.71×106kJ/h</p><p>　　c.催化劑帶出的水蒸氣（由再生器熱量流出方知）：</p><p>　　Qˊ3=1.25×106kJ/h</p><p>　　d.水蒸氣 ：Qˊ4=（379.4+32）×1.98

78、15;505=0.41×106kJ/h</p><p>　　e.原料油和回煉油在505ºC時汽化為油氣。油氣的焓為由505 ºC查到油的密度 。 由（《石油煉制工程》第四版焓值圖）查得 </p><p>　　H（t）=345×4.1868=1444.45kJ/kg</p><p>　　Qˊ5=194444.6×1

79、444.45=280.87×106kJ/h</p><p>　　f.在505ºC時油漿汽化為油氣.此焓為1444.45kJ/kg</p><p>　　Qˊ6=13888.9×1444.45=20.06×106kJ/h</p><p>　　g.催化碳帶出熱量 </p><p>　　催化碳=總碳-可汽提碳-

80、附加碳</p><p>　　可汽提催化碳=W×0.02% =1350×103×0.02%=270kg/h</p><p>　　附加碳=新鮮原料×5.38%×0.6=138889×5.38%×0.6=4483.3 kg/h</p><p>　　焦化碳量=11111-270-4483.3=6357.7

81、 查《石油煉制工程》第四版焓圖得</p><p>　　Qˊ7=6357.7×2180×4.1868=58.03×106 kJ/h</p><p>　　共計： Qˊ=1.101×109kJ/h</p><p>　　熱量平衡 1.093×109+194444.6H（t）=1.101×109 kJ/h令混合

82、原料油的預熱溫度為283ºC</p><p>　　混合原料的相對密度d混</p><p>　　d混=v新d新+v回d回+v漿d漿</p><p>　　v新=138889/0.8995÷（138889/0.8995+55555.6/0.88+13888.9/0.9985）=0.67 m3/h</p><p>　　v回=555

83、55.6/0.88÷（138889/0.8995+55555.6/0.88+13888.9/0.9985）=0.27m3/h</p><p>　　v漿=13888.9/0.9985÷（138889/0.8995+55555.6/0.88+13888.9/0.9985）=0.06 m3/h</p><p>　　則 d混=0.67×0.8995+0.27

84、5;0.8800+0.06×0.9985</p><p>　　=0. 6+0.24+0.06</p><p><b>　　=0.9m3/h </b></p><p>　　t=283ºC d混=0.9 k=11.8 查焓濕圖（《石油煉制工程》四版）</p><p>　　H（283º

85、;C）=165×4.1868=690.82kJ/kg</p><p>　　入方=1093×106+194444.6×690.82=1227.31×106kJ/h</p><p>　　出方=1101.04×106 kJ/h</p><p>　　故反應器部分應取熱；</p><p>　　Q取=12

86、27.31×106-1101.33×106=125.98×106kJ/h</p><p>　　提升管入方、出方熱平衡如下表4-7所示。</p><p>　　表4-7 提升管熱平衡表</p><p>　　4.2.3 提升管工藝計算</p><p>　　4.2.3.1 提升管進料處的壓力和溫度 </p>

87、<p><b>　　(1)壓力</b></p><p>　　沉降器頂部壓力為200kPa設進油處至沉降器頂部的總壓降為19.5 kPa,則提升管內進油處的壓力為200+19.5=219.5 kPa</p><p><b>　　(2)溫度</b></p><p>　　加熱爐出口溫度為235ºC，此時原料

88、油處于液相狀態(tài)，經霧化進入提升管與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計算。</p><p>　　催化劑和煙氣由700ºC降至TºC放出的熱，由《石油煉制工程》第363頁得，催化劑和煙氣的比熱分別為1.097和1.09，單位為kJ/（kg·ºC）。</p><p>　　=1350×103&#

89、215;1.097×(700-T)+1350×1.09×(700-T)</p><p>　　=148.24×104×(700-T)</p><p>　　綜上所述可得出油和蒸汽的熱量如表4-8。</p><p>　　表4-8 油和蒸汽的熱量計算</p><p><b>　　根據熱平衡原

90、理:</b></p><p>　　148.24×(700-T) =(13.9A-8014)+(5.6B-3661)+(1.4C-1179)+(0.7D-1849)</p><p>　　設T =480ºC則查《石油煉制工程》的焓值圖可得A=1485kJ/kg B=1480kJ/kg C=1260kJkg D=3445kJ/kg</p>

91、<p>　　左邊=148.24×220=32613</p><p>　　右邊=20625+8222+1750+2353=32950 相對誤差為0.95%，所以T =480ºC合理</p><p>　　4.2.3.2 提升管直徑</p><p>　　1) 選取提升管內徑D＝1.2m，則提升管截面積</p><p>

92、　　F＝3.14×D2/4＝1.13m2</p><p>　　2) 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1397.85kmol/h,所以下部氣體體積流率為：</p><p>　　V下＝1397.85×22.4×（480+273）×101.3/[（219.5+101.3）×273]</p><p>

93、;　?。?7271.9 m3/h＝7.58m3/s</p><p>　　下部氣速為u下＝V下/F＝7.58/1.13＝6.7m/s</p><p>　　3）核算提升管出口氣速</p><p>　　提升管出口處油氣的總流率為2445.19 kmol/h，所以，出口處油氣體積流率為：</p><p>　　V上＝2445.19×22.4&

94、#215;（505+273）×101.3/[（200+101.3）×273]</p><p>　　＝52479.3(m3/h)＝14.58m3/s</p><p>　　所以出口線速為u上＝V上/F＝14.58/1.13＝12.9m/s</p><p>　　核算結果表明：提升管出、入口線速在一般設計范圍內，故所選內徑D＝1.2 m 是可行的。<

95、;/p><p><b>　　4) 提升管長度</b></p><p>　　提升管平均氣速 u=(u上-u下)/ln(u上/u下)</p><p>　　=(12.9-6.7)/ln(12.9/6.7)</p><p><b>　　= 9.5m/s</b></p><p>　　反應時

96、間為3秒，則提升管的有效長度</p><p>　　L＝u×3＝9.5×3＝28.5m</p><p>　　5) 核算提升管總壓降</p><p>　　按照設計要求知，設計的提升管由沉降器的中部進入，根據沉降器的直徑和提升管存在的拐彎部分的影響，提升管直立管部分長23m，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一

97、級旋風分離器入口高度取7m，其間密度根據經驗取8kg/m3.</p><p>　　提升管的總壓降為靜壓△Ph、摩擦壓降△Pf及轉向、出口損失等壓降△Pa這三項相加。各項分別計算如下：提升管內部各項的密度計算見表4-9。</p><p><b>　　1）△ph</b></p><p>　　表4-9 提升管內各項的密度計算</p>&

98、lt;p>　　△ph＝ρg△h=56.4×9.81×23=12.7 kPa</p><p>　　2) △pf(直管摩擦壓降)</p><p>　　△pf=7.9×10-8L/D×ρu2=7.9×10-8×28.5/1.2×36.3×9.52=0.00615kg/㎝²</p><

99、;p>　　=0.60(kPa)</p><p><b>　　3）△pa</b></p><p>　　△pa＝Nρu2×10-4/2=3.5×9.52×36.3×10-4/2=5.73KPa</p><p>　　(N=3.5，包括兩次轉向及出口損失)</p><p>　　4）提

100、升管總壓降△p提</p><p>　　△p提 ＝△ph+△pf+△pa</p><p>　　＝12.7+0.6+5.73＝19.03KPa</p><p>　　5）校核原料油進口處壓力</p><p>　　提升管出口至沉降器頂部壓降：8×7×9.81＝0.55KPa</p><p>　　提升管內原料

101、入口處壓力：</p><p>　　沉降器頂部壓力+0.56+△p提 ＝200+0.55+19.03＝219.58KPa（表）</p><p>　　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。</p><p>　　4.2.3.3 預提升段的直徑和高度</p><p><b>　　1）直徑</

102、b></p><p>　　預提升段的煙氣及預提升蒸汽的流率</p><p>　　46.55+75＝121.55kmol/h </p><p>　　體積流量＝121.55×22.4×（700+273）×101.3/[273×（219.58+101.3）×3600]＝0.85m3/s</p><

103、;p>　　取預提升段氣速為1.5 m/s，則預提升段直徑</p><p>　　D預＝[0.85×4/（1.5×3.14）]1/2=0.85m</p><p>　　取預提升段直徑0.85m.</p><p><b>　　2) 高度</b></p><p>　　考慮到進料噴嘴以下設有事故蒸汽進口管、

104、人孔、再生劑斜管入口等，預提升段的高度取4m。</p><p>　　由上面的計算可知預提升段長度4m，內徑0.85m；反應段長28.5m，內徑1.2m，其中23m是直立管、6m是水平管；提升管全長33m，直立管27m，見圖4-3所示。</p><p>　　4.3 旋風分離器的工藝計算</p><p>　　旋風分離器是催化裂化裝置中重要的催化劑回收設施，旋風分離器本身

105、性能對催化劑損耗有著直接的影響。本次設計，選用我國自主開發(fā)的PV型旋風分離器，采用二級串聯(lián)，按PV旋風分離器的設計方法和規(guī)格進行工藝計算。</p><p>　　4.3.1 筒體直徑</p><p><b>　　濕煙氣流率： </b></p><p>　　6568.7×22.4×（700+273）×101.3/273

106、×（101.3+200）×3600=48.98m3/s </p><p>　　旋風分離器的壓力如表4-10。 </p><p>　　表4-10旋風分離器壓力</p><p>　　按筒體的內氣速為4m/s結算，則</p><p>　　總筒體截面積=濕煙氣流率/4=48.98/4=12.25m2，選用10組旋風分離器，則每個旋

107、風分離器筒體截面積為1.225m2</p><p>　　筒體直徑=（1.225×4/π）1/2=1.25m</p><p>　　選用直徑1300㎜的旋風分離器。一級和二級都用此直徑的筒體。</p><p>　　4.3.2 一級入口截面積</p><p>　　按入口線速為18m /s考慮則</p><p>　　

108、一級入口截面積為A1/筒體截面積A=4/18</p><p>　　A1=1.225×4/18=0.27m2</p><p>　　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=0.329m，a=0.823m 。</p><p>　　4.3.3 二級入口截面積</p><p>　　按二級入口線速為22m/s考慮，則二級入

109、口截面積A2/筒體截面積A=4/22</p><p>　　A2=1.225×4/22=.0.223m2</p><p>　　入口高度a=0.745m，寬度b=0.298m</p><p>　　4.3.4 核算旋風分離器組數</p><p>　　一級入口線速 = 濕煙氣流率 / 一級入口截面積</p><p>

110、　　= 48.98/(10×0.27) = 18.14m/s</p><p>　　二級入口線速 = 濕煙氣流率 / 二級入口截面積</p><p>　　=48.98/(10×0.223) =21.96m/s</p><p>　　由計算結果得：一級、二級入口線速符合</p><p>　　一級線速最高不大于25m/s；<

111、/p><p>　　二級線速最高不大于35m/s；</p><p>　　最小線速不小于 15m/s 。</p><p>　　因此， 選用10組旋風分離器符合要求。</p><p>　　4.3.5 一級料腿負荷及管徑</p><p>　　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

112、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</p><p>　　48.98×10×1/10=48.98kg/s</p><p>　　選用直徑為380mm管子作一級料腿</p><p>　　48.98/（0.382×3.14/4）=432.1kg/m2·s</p><

113、;p><b>　　所選管徑合適。</b></p><p>　　對直徑1300mm的旋風分離器，二級料腿選用直徑350mm的管子。</p><p><b>　　旋風分離器的壓降</b></p><p>　　PV型旋風分離的壓降計算公式：</p><p>　　△P=（ρg+Ci/1000）vi&#

114、178;/2+ε（ci0/ci）0.045×(ρgvi2/2) （4-4）</p><p>　　ε=8.54KA-0.833dr-1.745D-0.161Re0.036-1 （4-5）</p><p>　　Re=ρg viD/μ (4-6）<

115、;/p><p>　　式中 ρg-——氣體密度 kg/m3；</p><p>　　μ——氣體黏度，Pa.s;</p><p>　　Ci0——基準入口濃度，10kg/m3；</p><p>　　KA——筒體與入口截面積之比；</p><p>　　dr——出口管與筒體的直徑之比；</p><p>

116、<b>　　ε——系數；</b></p><p>　　Ci——入口氣體中固體濃度，kg/m3；</p><p>　　D——筒體直徑，m；</p><p>　　Vi——入口氣體線速 m/s；</p><p><b>　　Re——雷諾數。</b></p><p>　　1)計算一

117、級旋風分離器壓降△P1</p><p>　　Re=0.88×18×1.25/0.000035=565.7×10³</p><p>　　ε=8.54(1.225/0.27)-0.833(0.44)-1.7451.3-0.161（565.7×10³）0.036-1=14.8</p><p>　　△P1=（ρg+

118、Ci/1000）vi²/2+ε（ci0/ci）0.045×(ρgvi2/2)</p><p>　　=(0.88+10/1000) ×(182/2)+14.8×(10/10)0.045×(0.88×182/2)</p><p><b>　　=2.25KPa</b></p><p>　　2

119、) 計算二級旋風分離器壓降△P2</p><p>　　Re=0.88×22×1.25/0.000035=691.4×10³</p><p>　　ε=8.54(1.225/0.223)-0.833(0.35)-1.7451.3-0.161(691.4×10³)0.036-1</p><p><b>

120、　　=19.1</b></p><p>　　△P2=（ρg+Ci/1000）vi²/2+ε（ci0/ci）0.045×(ρgvi2/2)</p><p>　　=(0.88+1/1000) ×(222/2)+19.1×(10/1)0.045×(0.88×222/2)</p><p><b&g

121、t;　　=4.72KPa</b></p><p><b>　　5 計算結果匯總</b></p><p>　　根據上面所算計的結果匯總催化裂化反應-再生系統(tǒng)的工藝設計數據如表5-1。</p><p>　　表5-1 催化裂化反應-再生系統(tǒng)的工藝設計數據</p><p><b>　　結束語</b&g

122、t;</p><p>　　通過計算得出了年處理量為100萬噸的催化裂化裝置的一些數據。再生器的直徑為8.45m和10.60m，提升管內徑為1200mm，提升管長有效長度28.5m, 預提升段高度4m，旋風分離器筒體1300mm，旋風分離器組數10，旋風分離器一級入口截面積0.27 m2，旋風分離器二級入口截面積0.22 m2。對整個裝置的設計以及催化裂化的流程有了很大的了解。</p><p&g

123、t;　　裝置兩器為高低并列式結構，催化劑選用USY型的分子篩催化劑，牌號為LCH，其特點焦炭選擇性優(yōu)，輕油收率高，汽油辛烷值高。采用了高效PV型旋風分離器和LPC-1型高效原料霧化噴咀；分裝置式電液執(zhí)行機構冷壁滑閥（極大地提高操作的靈敏度及準確性，同時增強了抗磨性能，延長使用壽命）；用新型下流式外取熱器取走反應再生部分的過剩熱量；采用新型無龜甲網鋼纖維增強襯里。</p><p>　　通過本次設計，培養(yǎng)了我們嚴謹、

124、嚴密的思維能力，不僅運用專業(yè)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(yōu)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，當然也懂得理論設計與實際設計的差距非常大。實際設計不僅要對所有設備參數進行計算核算，還要對催化劑的選擇有很大的研究（開發(fā)一種新的催化劑，能獲得更高的轉化率，更好的產品分布，極大的提高經濟效益），公用工程（確定蒸汽系統(tǒng)，用水系統(tǒng)，鼓風系統(tǒng)等）和車間設備布置計算，對安全的分析

125、控制，如何進行自動化控制（如利用DCS進行監(jiān)控操作，用APC對反應深度的優(yōu)化使產品產率提高；對分餾，吸收穩(wěn)定控制器實現(xiàn)產品質量卡邊控制，使產品收率提高；對高價值產品實現(xiàn)卡邊切割，高價值產品收率提高）等等，當然對化工生產，環(huán)境保護也是重中之重。</p><p>　　通過這次畢業(yè)設計，使我對催化裂化工藝有了全面的了解，也為我以后從事這方面的工作打下了基礎。能夠學以致用，對自身能力有極大的提高。</p>

126、<p><b>　　[參考文獻]</b></p><p>　　[1] 徐春明,楊朝合.石油煉制工程(第四版).北京：石油工業(yè)出版社,2009</p><p>　　[2] 賈紹義,柴誠敬.化工原理課程設計.天津大學出版社,2009.1</p><p>　　[3] 黃仲濤,耿建銘.工業(yè)催化.北京：化學工業(yè)出版社,2006.8</p&