【正文】 依據(jù)每噸催化劑帶入 1kg 水汽 ,則催化劑循環(huán)量為 1170t/h 則帶入 1170 kg/h=65 kmol /h 吹掃松動(dòng)水蒸氣量： 500kg/h= /h 水蒸氣為濕度與生成水及本身帶入和吹掃的水蒸氣之和 煙氣中水蒸氣為： ++65+=綜上所述可以得出再生器煙氣流量及組成如表 41。C 熱流量入方 茂名學(xué)院專科畢業(yè)設(shè) :催化裂化裝置反應(yīng) 再生及分餾系統(tǒng)工藝設(shè)計(jì) 14 (1)干空氣 t = 162 186。186。設(shè)催化劑循環(huán)量為 W ㎏ /h （ 700505） =106 W=106kg/h 因?yàn)榛責(zé)挶?，所以劑油比為 :106/ [130000（ 1+） ]= 綜上所述可得再生器物料平衡如表 4熱平衡如表 43。 圖 42 提升管反應(yīng)器的流程 物料衡算 新鮮原油： 130000kg/h 回?zé)捰停夯責(zé)捰蜐{ =1： 回?zé)挶?=（回?zé)捰土髁?+回?zé)捰蜐{流量） /新鮮原油 = 回?zé)捰土髁?+回?zé)捰蜐{流量 =130000=65000kg/h 回?zé)捰蜐{流量： 65000(1+)=13000kg/h 則回?zé)捰土髁?:6500013000=52020 kg/h 催化劑循環(huán)量： W=106kg/h S=（ 90%餾出溫度 10%餾出溫度） 247。油 1300kg/h 回?zé)捰挽F化的水蒸氣 ： 4% 劑 1778kg/h 反應(yīng)器總吹掃松動(dòng)水蒸氣： 4kg/tC . 由催化劑帶入的水蒸氣和煙氣 700186。C 時(shí)查焓表可知所需的水蒸氣所需熱量 : H（ t） =2790kJ/Kg 比熱 = kJ/（ kg186。C Q2=700=106kJ/h CP = C . 查 焓在（《石油煉制工程》） P99 H==茂名學(xué)院?？飘厴I(yè)設(shè) :催化裂化裝置反應(yīng) 再生及分餾系統(tǒng)工藝設(shè)計(jì) 20 Q7=13000=106kJ/h Q8=106kJ/kg 共計(jì) Q=109+165000 H（ t） 熱量出方 各出料溫度為 505186。C 查到油的密度 。（ 130000/+65000/+13000/） = m3/h v 回 =65000/247。C） =162=入方 =132106+196000=1106106kJ/h 出方 =106 kJ/h 故反應(yīng)器部分應(yīng)取熱； Q 取 =1061106106=106kJ/h 原料入口流速、提升管進(jìn)料流量和溫度如下表 4 48 所示 。C,此時(shí)原料油處于液相狀態(tài) .經(jīng)霧化進(jìn)入提升管與 700186。C 放出的熱 =1270103(700T)+1270(700T) = 104(700T) 綜上所述可得出油和蒸汽的熱量如 表 49。 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 ,所以下部氣體體積流率為： V 下＝ （ 480+273） [（ 224+） 273] ＝ 24695 m3/h＝ 下部氣速為 u 下 ＝ V 下 /F＝ ＝ 物 流 流量 進(jìn) 出 kg/h 溫度 /186。各項(xiàng)分別計(jì)算如下：提升管內(nèi)密度計(jì)算見表 410。 待生劑再生劑預(yù)提升氣提升管氣提蒸汽氣提段沉降器旋風(fēng)分離器反應(yīng)產(chǎn)物圖4 3提 升管反應(yīng)沉降器 第四章反應(yīng) 再生系統(tǒng)工藝計(jì)算 25 旋風(fēng)分離器工工 藝 計(jì) 算 dcdrH574326891芯管氣體排放罐葉片氣體排出管EPV 分離單管圖4 3旋 風(fēng)分離器結(jié)構(gòu)簡圖中心管吊筒上隔板下隔板單體殼體煙氣分 配控集塵腔集塵腔 選用我國自主開發(fā)的 PV 型旋風(fēng)分離器， 采用二級串聯(lián)，按 PV旋風(fēng)分離器的設(shè)計(jì)方法和規(guī)格進(jìn)行工藝計(jì)算。 茂名學(xué)院專科畢業(yè)設(shè) :催化裂化裝置反應(yīng) 再生及分餾系統(tǒng)工藝設(shè)計(jì) 26 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=4/18= 旋風(fēng)分離器入口為矩形，其高度為 a 是寬度 b 的 倍，由此得 b=， a= 。s ）設(shè)一級旋風(fēng)分離器的入口氣體的固體濃度為 10Kg/m3 則對每一個(gè)旋風(fēng)分離器的進(jìn)入固體流量為 101/10=選用直徑為 350m管子作一級料腿 （ ） = Ci0——基準(zhǔn)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(shù)； 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(shù)。 C 狀態(tài) 流 量 103kg/h 焓流量 106kg/h 溫 度 。C 干煙氣 濕煙氣 再生劑帶入煙氣 1270kg/h 提升管內(nèi)徑 1200 mm 預(yù)提升蒸汽 1270kg/h 提升管有效長度 m 新鮮原料霧化的水 1300kg/h 預(yù)提 升段高度 m 回?zé)捰挽F化的水蒸汽 2080kg/h 旋風(fēng)分離器筒體 1300 mm 氣提所需水蒸氣 2540kg/h 旋風(fēng)分離器組數(shù) 10 催化劑帶入水蒸氣 1778kg/h 旋風(fēng)分離器一級入口截面積 m2 反應(yīng)吹掃水蒸氣流量 5080kg/h 旋風(fēng)分離器二級入口截面積 m2 循環(huán)劑攜帶水蒸氣流量 1170kg/h 一級入口線速 35m/s 煙氣中水蒸氣 液化氣 14300kg/h 焦炭燃 燒熱 106kJ/h 汽油 62400kg/h 催化劑升溫 106kJ/h 輕柴油 27560kg/h 參考文獻(xiàn) 31 結(jié)束語 通過 計(jì)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 和，提升管內(nèi)徑為 1200mm，提升管長有效長度 , 預(yù)提升段高度 m 旋風(fēng)分離器筒體 1300 mm 旋風(fēng)分離器組數(shù) 10 旋風(fēng)分離器一級入口截面積 m2 旋風(fēng)分離器二級入口截面積 m2。 總之這次的設(shè)計(jì)教會了我如何想、做，也使我對知識進(jìn)一步了解和鞏固，懂得了理論與實(shí)踐相結(jié)合，達(dá)到我們學(xué)有所用的特別是程度。 本篇論文圓滿完成，首先感謝母校 ——茂名學(xué)院的辛勤培養(yǎng) ,其次感謝指導(dǎo)老師 程麗華老師對我的悉心指導(dǎo)，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(xué)們的互相幫忙與討論 ,使我從中學(xué)到了很多新的知識。雖然這個(gè)過程是漫長和枯燥，但是我卻有一種充實(shí)的感覺，看到自己的論文，心中充滿了欣慰。對這個(gè)裝置的流程與設(shè)計(jì)有了進(jìn)一步的深入了解。 表 52 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 160 100 一中回流 275 160 二中回流 265 210 油漿循環(huán) 350 270 第六章計(jì)算結(jié)果匯總 29 第六章 計(jì)算結(jié)果匯總 根據(jù)上面所算計(jì)的結(jié)果匯總 催化裂化反應(yīng) 再生及分餾系統(tǒng)的工藝設(shè)計(jì)數(shù)據(jù) 如表 61。全塔物料和熱量平衡如表 51。 對直徑 1300mm的旋風(fēng)分離器，二級料腿選用直徑 350mm的管子。 因此， 選用 10 組旋風(fēng)分離器符合要求 。 表 411 旋風(fēng)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 濕煙氣密度 按筒體的內(nèi)氣速為 4m/s 結(jié)算，則 總筒體截面積 =濕煙氣流率 /4=， 選用 10 組旋風(fēng)分離器，則每個(gè)旋風(fēng)分離器筒體截面積為 筒體直徑 =（ 4/π） 1/2= 選用直徑 1300 ㎜的旋風(fēng)分離器。 預(yù)提升段的直徑和高度 1）直徑 預(yù)提升段的煙氣及預(yù)提升蒸汽的流率 +1270/18＝ 體積流率＝ （ 700+273） [273（ +） 3600]＝ 取預(yù)提升段氣速為 m/s，則預(yù)提升段直徑 D 預(yù) ＝ [4/（ ） ]1/2= 取預(yù)提升段直徑 . 2) 高度 考慮到進(jìn)料噴嘴以下設(shè)有事故蒸汽進(jìn)口管、人孔、再生劑斜管入口等，預(yù)提升段的高度取 4m。 5) 提升管長度 提升管平均氣速 u=(u 上 u 下 )/ln(u 上 /u 下 ) =()/ln()=反應(yīng)時(shí)間為 3 秒，則提升管的有效長度 L＝ u3＝ 3＝ 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 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。C 則查焓圖可得 A=1335kJ/kg B=1322kJ/kg C=1255kJkg D=920kJ/kg 左邊 =190= 右邊 =17355+6874+1632+589=26450 相對誤差為 %,所以 T =480186。 催化劑和煙氣由 700186。C Q106/kJ/h kg/h kmol/h 新鮮原料油 130000 235 H（ t） 回?zé)捰? 52020 265 回?zé)捰蜐{ 13000 350 催化劑帶入的煙氣 1270 700 催化劑帶入的水蒸氣 1782 99 700 水蒸氣 300 水蒸氣 576 32 250 催化劑 1270103 700 970 共計(jì) 1475057 1106 表 48 提升管出口物料 505186。（ 130000/+65000/+13000/） = m3/h 則 d 混 =++ =++ =t=283186。C 時(shí)油漿汽化為油氣 .此焓為 Qˊ6=13000=106kJ/h 催化碳 =總碳 可汽