【正文】 l/h新鮮原料15000530催化劑983000再生劑帶入煙氣983水蒸氣438618其中霧化蒸汽198018預(yù)提升蒸汽 46618 再劑帶水9618 斜管松動蒸汽43518再生塞閥松動蒸汽再生塞閥吹掃蒸汽140918膨脹節(jié)吹掃蒸汽 事故蒸汽吹掃蒸汽油+汽合計 1142755表6 提升管下段出方物料項目 質(zhì)量流率 kg/h 相對分子質(zhì)量 摩爾流率kmol/h未反應(yīng)的新鮮原料 75000 530 催化劑 1092000 氣體 汽油 35760 115 311柴油 217 焦炭 8610再劑帶入煙氣 983 水蒸氣 4386 18 油+氣合計 1247369℃，做隔離系統(tǒng)熱平衡供熱方：A 催化劑供熱Q1=催化劑循環(huán)量催化劑比熱（t 再t）=1092103()=186732103kJ/hB 帶入水汽供熱Q2=帶入水汽量蒸汽比熱（t 再t）=96（）=103kJ/hC 催化劑煙氣帶入熱Q3=帶入煙氣量煙氣比熱（t 再t）=983（）=103 kJ/h總供熱= Q1+ Q2+ Q3=103 kJ/h耗熱方：A 原料油升溫汽化耗熱Q4 =原料油（ q230℃液）=150103（）=103 kJ/h式中，=423（5）=428kcal/kg , q230℃液=130= 5, 是K校正因數(shù)B 各項水蒸氣升溫?zé)酫5 =（霧化+預(yù)提升+松動）蒸汽蒸汽比熱（t—蒸汽溫度）+各項吹掃蒸汽蒸汽比熱（t過熱蒸汽溫度） =（1980+466+435）（）+1409（）=103 kJ/h 總耗熱 Q總耗= Q4+ Q5 =103 kJ/hQ總供與Q總耗近似相等，℃③ 原料入口處體積流率，由PV=nRT得V入=n（273+t混）/（273P入）n=n水+n油+n煙氣=++=所以，V入=（273+）/（273）=則提升管下段入口線速w= 4 V入/πd2 =4(12)=—，則此植符合要求④ 提升管下段出口線速的確定猜算：℃，做熱平衡供熱方：A 催化劑降溫供熱Q1=催化劑循環(huán)量催化劑比熱（tt2）=983103()=103kJ/hB 各項水蒸氣降溫供熱Q2=水汽量比熱（tt2）=4386()=103kJ/hC 再劑帶入煙氣降溫供熱Q3=煙氣量煙氣比熱（tt2）=983()=103kJ/hD 油氣降溫供熱Q4=新鮮原料量（）=150000（428424）=103kJ/hE 焦炭吸附熱Q5=67217104%=38650103kJ/h總供熱 Q總供=Q1+Q2+Q3+Q4+Q5=103kJ/h耗熱方：Q總耗=反應(yīng)熱=103=103kJ/hQ總供與Q總耗近似相等，可認為此溫度能滿足熱量平衡⑤ 提升管下段出口體積流率V出=n（273+t出）/（273P出）N=n水+n油氣+n煙氣=+（++311+）+=所以V出=（273+）/273/=⑥ 下段出口線速w出=4V出/πd2=4/12=在9—15m/s之間，滿足要求上段：① 物料平衡 表7 提升管上段入方物料項目質(zhì)量流率kg/h相對分子質(zhì)量摩爾流率kmol/h回?zé)捰?4500400下段來的未反應(yīng)新鮮原料75000530催化劑983000焦炭8610氣體汽油35760115311柴油217再劑帶入煙氣983水蒸氣18其中從下段來 回?zé)捰挽F化蒸汽180 事故蒸汽吹掃 合計油+氣合計表8 提升管上段出口物料項目質(zhì)量流率kg/h相對分子質(zhì)量摩爾流率kmol/h回?zé)捰?4500400氣體21735汽油71520115柴油39525217催化劑983000焦炭17220再劑帶入煙氣983水蒸氣18合計油+氣合計② 提升管上段入口線速的確定設(shè)上段入口溫度 ℃，做熱平衡供熱方：A 催化劑供熱Q1=催化劑循環(huán)量催化劑比熱（t2t3）=983103()=29490103kJ/hB 從下段來的水供熱Q2=水質(zhì)量比熱（t2t3）=4386()=103kJ/hC 從下段來的煙氣降溫供熱Q3=煙氣量煙氣比熱（t2t3）=983()=103kJ/hD 從下段上來的油氣（包括生成的油氣和未反應(yīng)的原料）降溫供熱此油氣包括： 新鮮原料 75000kg/h M=530 汽油 35760kg/h M=115 柴油 求混合油氣的d420及Kd420=m總/V總=（75000+35760+）/（75000/+35760/+=K可按重量可加性計算:K混=W新K新+W汽K汽+W柴K柴 W新=75000/（75000+35760+）= W汽=35760/= W柴=K汽油：=d420+δd=+= tv=(t10+t50+t90)/3=(53+97+156)/3=102℃ 餾程斜率S=(t90t10)/(9010)=(15653)/80= tme=tvδme lnδme= += +=所以，tme==℃，T= tme+=+=所以，K汽油=同理，K柴油=則，K混=++=查焓圖校正后得，℃汽=423（3）=426kcal/kg, ℃汽=396（2）=398kcal/kg所以，Q4=混合油氣量（℃汽 ℃汽）=（426398） = 15291103kJ/hE 從下端來的焦碳降溫供熱Q5=焦炭碳量焦炭比熱（t2t3）=8610（）=103kJ/h氣體降溫供熱忽略不計總供熱 Q總供=Q1+Q2+Q3+Q4+Q5=103kJ/h耗熱方：A 回?zé)捰蜕郎睾臒酫6=回?zé)捰土浚ā嫫?q350℃液）℃汽=396 （4）=400kcal/kg , q350℃液=229=所以Q6 =64500() =45230103kJ/hB 霧化和吹掃蒸汽升溫?zé)酫7=霧化蒸汽量蒸汽比熱（t3過熱蒸汽溫度）+吹掃蒸汽量蒸汽比熱（t3過熱蒸汽溫度） =180（）+（）=103kJ/h總耗熱 Q總耗=Q6+ Q7=103kJ/hQ總供與Q總耗近似相等，可認為此溫度可達到熱量平衡所以，℃V入=n總（273+t3）/(273P入) n總=, t3=℃, P入=＝所以V入=（273+）/（273）= 則，w入=4V入/πd2=412=② 提升管上段出口線速的確定n出=, P出=＝, t出=t反=510℃V出=n出（273+t出）/(273P出) =（273+510）/（273）= /sw 出=4 V出/πd2 =41 2 =(2) 提升管長度的確定W下入=, W下出=所以W 下（平均）= （W下出 W下入）/ln(W下出 W下入)=（）/ln()= 則t下（平均）=L 下/W 下（平均）=總反應(yīng)時間取3s,則t上=而W 上入=, W 下出= W 上（平均）= （W 上出 W 上入）/ln(W 上出/ W 上入)=（）/ln()= L 上= W 上（平均）t上==22m則整個提升管長度為 L總=L 上+ L下=22+=提升管體積處理能力=1504/（πd2L總）=1504/（1 2）=(3) 核算提升管總壓降以回?zé)捰腿肟跒榻?，把提升管分成上，下兩段分別計算 上段:表9 提升管密度計算項目出口入口對數(shù)平均值催化劑流率，kg/h983000983000油氣流率，m 3 /s視密度，kg/m 3氣速，m/s滑落系數(shù)實際密度，kg/m 3① 提升管料柱靜壓ΔP1 =Hρ104 kg/cm 2 ， H=14m所以，ΔP1 =104 =② 摩擦壓降ΔP2ΔP2 =108L/Dρu 2式中，L管長，m u對數(shù)平均氣速，m/sD管直徑，m ρ視密度，kg/m 3所以ΔP2 =10822/ 2=③ 催化劑顆粒被加速及出口彎頭引起的壓降ΔP3 =Nρu 2 /2g1014N系數(shù)，（加速催化劑N=1。出口損失 N=1。每次快分轉(zhuǎn)向N=。設(shè)計N=）ΔP3 = 2 /2/104 =提升管上段總壓降ΔP上總=ΔP1+ΔP2+ΔP3 =下段：表10 提升管密度計算項目出口入口對數(shù)平均值催化劑流率，kg/h983000983000油氣流率，m 3 /s視密度，kg/m 3氣速，m/s滑落系數(shù)實際密度，kg/m 3① 提升管料柱靜壓ΔP1 =Hρ104 kg/cm 2 ， H=所以，ΔP1 =104 =② 摩擦壓降ΔP2ΔP2 =108L/Dρu 2 =108 =③ 催化劑顆粒被加速及出口彎頭引起的壓降ΔP3 =Nρu 2 /2g1014ΔP3 =2 2 /2/104 =提升管下段總壓降ΔP下總=ΔP1+ΔP2+ΔP3 =,快分出口至沉降器頂壓降ΔP=ρh104=106104=所以新鮮原料入口處壓力=+++=，因此前面計算時假設(shè)的壓力可以。(4) 求提升管中催化劑藏量W=W 上+W 下=ρ上L上πd2/4+ρ下L下πd2/4=π/412（22+）=1182kg 預(yù)提升段的直徑和高度D=V/ 式中，V氣體體積流量， u預(yù)提升氣速，再劑帶入水汽，煙氣量=96/18+983/=預(yù)提升蒸汽量=466/18= 吹掃，松動水蒸氣量=（247+192+360）/18=，其中分別為再生滑閥松動，再閥吹掃，膨脹節(jié)吹掃蒸汽量總預(yù)提升氣體流量=++=預(yù)提升氣體體積流量VV=nRT/P=(273+710)/273/=所以D= (2)=, 則實際氣速w=()=＞ 高度考慮到進料噴嘴以下設(shè)有事故蒸汽進口管，人孔，再生劑斜管入口等，預(yù)提升段高度取6m 。 預(yù)提升段密度預(yù)提升段表觀密度=催化劑循環(huán)量/預(yù)提升體積流量=983103/（3600）=取滑落系數(shù)S=則預(yù)提升段實際密度== 沉降器和汽提段的計算 沉降器的尺寸(1) 直徑：通過沉降器截面的氣體體積流率V=n總（273+t反）/(273P預(yù)) n總=n提升管出口+n汽提蒸汽量+n吹掃松動蒸汽n待劑帶入=+++=t=t反5=5105=505℃所以V=(273+505)/(273) =因提升管出口裝有快分器，因此沉降器線速可取得大一點，則D=== , (2) 高度：由于提升管出口設(shè)有彈射式快分器，分離效率在90%96%，沉降段用于分離油劑不再是主要的，只須考慮好旋分器料腿的安裝，沉降段高度一般在912m，設(shè)計取10m。催化劑在汽提段截面質(zhì)量流速在176234t/m2h之間，,取D汽提= (1) 核算質(zhì)量流速 質(zhì)量流速=催化劑循環(huán)量/截面積=9834/(π) =185t/m2h 此流速在所要求范圍內(nèi)。(2) 高度用環(huán)形擋板10層，間距取750mm，汽提段高度H=9=汽提段與沉降器過度段高度：H=（D沉D汽提）/2tan60176。=（）/2=汽提段與待生立管過度段高度：H=（D汽提D待立）/2tan60176。=（）/2=(3) 停留時間取汽提段密度為515kg/m3汽提段藏量=ρπD2H/4=5157=19130kg所以停留時間τ=藏量/催化劑循環(huán)量=19130/（98300060）=(4) 催化劑下移速度W=汽提段高度/催化劑停留時間=7/（60）=＜，符合要求(5) 汽提段線速 要求＜V= n