【正文】 氫生成水耗氧量=631= kmol/h硫生成二氧化硫耗氧量=1= kmol/h理論耗氧量=++= kmol/h= kg/h②燃燒產物量碳生成CO2量= kmol/h= kg/h氫生成H2O量=631 kmol/h=11358 kg/h硫生成SO2量=③理論干空氣量理論氮氣量=79/21=理論干空氣量=32+28=235947 kg/h空氣相對分子量=235947247。= kg/kmol④實際干空氣量煙氣中過剩氧體積3% 則：3%= O2過/（理論干煙氣量+ O2過+ N2過） = O2過/（CO2+N2理+SO2+ O2過+ N2過）= O2過/(+++ O2過+ O2過79/21)故：O2過= kmol/h N2過=79/21= kmol/h過剩干空氣量=+=1311 kmol/h實際干空氣量=+1311=⑤濕空氣量（主風量）大氣溫度15℃，相對濕度56%，查《石油加工工藝學》中冊圖6—29，空氣帶入水量==濕空氣量=+=[m3（N）/h]= [m3（N）/min]此即正常主風量 依此量110%，可作為選主風機的依據:110%=[m3（N）/min]故選D800–33型主風機6臺并聯。⑥總干煙氣量總干煙氣量=CO2+SO2+O2+N2理+N2過=++++= kmol/h則總干煙氣的質量流率=44+64+32+28+28 =⑦總濕煙氣量總濕煙氣量=CO2+SO2+O2+N2理+N2過+空氣帶入水量+生成水量=++++++631=則總濕煙氣的質量流率=44+64+32+28+28+18+63118= kg/h⑧濕煙氣組成表6 煙氣量及組成數據組 分流 量相對分子量組成（mol）﹪Kmol/hKg/h干煙氣濕煙氣CO244SO2O26432N228總干煙氣生成水汽6311135818主風帶入水汽18總濕煙氣⑶ 物料平衡核算總干空氣量+焦碳量=+18200=總干煙氣量+生成水汽量=+11358= kg/h則總干空氣量+焦碳量=總干煙氣量+生成水汽量，即物料平衡，上述計算顯然正確燒焦耗風指標=總濕空氣量/燒焦量=[m3/kg焦]煙風比=總濕煙氣量/總濕空氣量=注：公式里的濕煙氣不包括各項吹入水蒸汽量 反應系統熱平衡計算表7 進入反應系統的水汽表項 目性 質溫度℃Kg/hKmol/h依 據新鮮原料霧化蒸汽回煉油霧化蒸汽預提升蒸汽汽提蒸汽汽提段錐底松動蒸汽再生滑閥松動蒸汽再生滑閥吹掃蒸汽膨脹節(jié)吹掃蒸汽提升管上段采樣口吹掃提升管下段采樣口吹掃上進料事故蒸汽嘴吹掃下進料事故蒸汽嘴吹掃防焦蒸汽安全閥吹掃蒸汽再生催化劑帶入蒸汽再生催化劑帶入煙氣過熱蒸汽飽和蒸汽過熱蒸汽4001807207208125220250192180484848481509001Gs10進料5%回煉5%經驗經驗96Kg汽/閥經驗24Kg汽/樣口24Kg汽/樣口24Kg汽/樣口24Kg汽/樣口武漢煉油廠武漢煉油廠05KgH2O/tCAT1kg煙氣/t CAT注：以Gs（t/h）來表示催化劑循環(huán)量，通過計算來確定催化劑循環(huán)量和劑油比。(1)供熱方① 再生催化劑帶入熱Q1再生后的高溫催化劑來自二密相取720℃， kJ/Q1 = 催化劑循環(huán)量催化劑比熱（t再t反）= Gs103（720510）=231103GsKJ/h②焦碳吸附熱Q2根據經驗，10 3KJ熱量Q2 =18200103=40404103KJ/h③再生催化劑帶入煙氣及水蒸汽帶入熱Q3根據經驗，每噸催化劑帶入1kg煙氣， KJ/， KJ/。Q3 = Gs煙氣比熱(720510)+Gs水蒸汽比熱(720510)= Gs1031(720510)+ Gs103(720510)= 103Gs KJ/hQ供= Q1+Q2+Q3=231103Gs+40404103+103Gs=（ +40404103）KJ/h(2)耗熱方：①反應熱Q4由于目前國內的設計多采用催化碳的方法，故本設計也采用催化碳的方法催化碳=總碳－附加碳－可汽提碳總碳=（再生燒去焦碳總的量）附加碳=新鮮原料量殘?zhí)?（重）=1300000103247。8000%=4875kg/h可汽提碳=循環(huán)催化劑%= kg/h所以催化碳==（） kg/h所以：Q4 =2180（）=（）kJ/h②水蒸汽升溫熱Q5Q5 =（霧化+預提升+汽提+松動）蒸汽比熱容（t反t過熱）+各處吹掃蒸汽 比熱容（t反t飽和）=（8125+++ +470）（510400）+（192+180+484+150+900）（510180）=（ 106+106+）kJ/h③散熱熱損失Q6Q6 = F（提升管與沉降器的總表面積）假設提升管內徑=，長度=41米，沉降器內徑=，高=，汽提段內徑=，長度=則Q6 =π（41＋＋）3600=4750103 KJ/h④原料升溫汽化熱Q7 Q7 =（新鮮原料+回煉油）（qt反汽qt液預）m新=162500kg/h ， m回=162500=81250 kg/hd420新= ， d420回=。V新=162500/（162500/+81250/）=V回==所以d混=+=W新=162500/（162500+81250）=W回==由原料比重查《煉油工藝圖表集》上冊1—3—3，得比重指數(APIo)=，又有粘度γ100厘沱=，查《煉油工藝圖表集》上冊1—6—8，得K=，回煉油d420回=，查《煉油工藝圖表集》上冊1—3—3，得比重指數(APIo)=，立方平均沸點T立=Σ(γiT i1/3) 3=(6761/3+6921/3+7061/3+7231/3+7621/3)3=（++++）3=，因為T立=，℃，查《煉油工藝圖表集》上冊1—6—3，得K=，則K混=+=，根據d混=，K混=，查《石油加工工藝學》上冊焓圖，得q汽510=375 kcal/kg， K值的校正值為（2），壓力的矯正值為（+1），則q汽510=375（2）（+1）=376 kcal/kg = KJ/kg設預熱溫度為260℃查《石油加工工藝學》上冊焓圖，得q液260=150 kcal/kg，K值的校正值為（+），則q液260=150= kcal/kg =633 KJ/kg則有則有Q7 =（16250+81250）（）=103 KJ/hQ耗= +103++4750103+103=（）KJ/h根據Q供=Q耗，則 +40404103= Gs=1310103kg/h=1310t/h⑶劑油比劑油比=循環(huán)催化劑量/（新鮮原料+回煉油）=1310103/（162500+81250）= 再生系統熱平衡計算⑴燒放熱（完全再生可認為沒有CO）生成CO2放熱=33913=56860104 KJ/h生成H2O放熱=1262119742=104 KJ/h生成SO2放熱=89270=104 KJ/h總放熱=（56860++）104=104 KJ/h104 KJ/h則可利用熱=104=104 KJ/h⑵出再生器（再生器耗熱）①干空氣升溫熱Q1Q1=干空氣空氣比熱（出再生器溫度主風入再生器溫度）主風入再生器溫度根據主風主風入再生器溫度來確定：主風機出口溫度T出按如下計算 ：T出=T入（P出/P入）(k1)/(kη)式中：T出，T入—主風機出口，進口溫度，KP出，P入—主風機出口，進口壓力，kg/cm2K—絕熱系數，取K= ；η—多變效率，—，取η=則有：T出=288（）（）/()=477K=204℃考慮溫降取190℃， KJ/kg則有Q1=（720190）=15960104 KJ/h② 空氣中帶入水升溫熱Q2Q2=空氣帶入水水蒸汽比熱（出再生器溫度入再生器溫度） KJ/所以Q2=（720190）=273104 KJ/h。③焦碳升溫熱Q3 Q3=焦碳量焦碳比熱（再生器溫度－反應器溫度）。Q3=18200（720510）=104 KJ/h。④待劑帶入水汽升溫熱Q4根據經驗每噸催化劑帶入1kg水。催化劑循環(huán)量為1310t/h，共帶入1310kg水汽。則有Q4=1310（）=61104 KJ/h—720℃水汽焓值kcal/kg—510℃水汽焓值kcal/kg⑤各處吹掃，松動水蒸氣熱Q5 注：出再生溫度720℃，（絕）。表8 再生器各處吹掃及松動蒸汽項目性質溫度Kg/h依據待生滑閥前松動蒸汽飽和180100參考經驗稀相噴水嘴吹掃蒸汽飽和180160 參考經驗主風事故蒸汽嘴蒸汽飽和18060參考經驗燃料油噴嘴蒸汽飽和18011859kg汽/噴膨脹節(jié)吹掃蒸汽飽和18018090kg汽/波組待生斜管吹掃蒸汽飽和180150參考經驗Q5=768(－) =104 KJ/h查《化工原理書》上冊，得—700℃水汽焓值kcal/kg—180℃水汽焓值kcal/kg⑥再生器熱損失Q6Q6=582燒碳量= 582=104 KJ/h再生器散熱損失可按燃燒1kg炭散熱582KJ計算，對高溫完全再生，此值可能偏低。同時散熱損失除與燒炭量有關外，還與生產規(guī)模有關。故出再生器的總熱量Q再出Q再出=（15960+273++61++）104 =104 KJ/h ⑦剩余熱Q剩Q剩=Q可利用Q反耗 Q再出=（）104=104 KJ/h ⑧待劑含碳量CoCo Gs=G焦+CrGs Co1310103=18200+%1310103 即Co =% 取熱器的設計基礎數據：104 KJ/h軟化水性質：給水溫度25℃發(fā)生蒸汽性質：10kg/cm2取熱器的任務是取出再生器燒焦放出的過熱量，本設計取熱負荷為：104KJ/h。傳熱面積的確定主要取決于傳熱系數，而總傳熱系數的計算有很多參數需要通過實驗取得，所以，在設計的時候往往是參考經驗選取傳熱系數，經參考國內同類裝置認為傳熱系數取320Kcal/（m2h℃）比較合適。管內介質為10kg/cm2，25℃的水。根據所選取的數值計算傳熱面積。而實際傳熱面積往往大于此值，以保證一定的裕度。經過換熱后催化劑溫降約100150℃，取150℃，即二密床層與取熱催化劑溫差150℃。F=Q取/KΔt式中：Q取=104KJ/hK =320 Kcal/（m2h℃）總傳熱系數Δt，溫差對數平均值Δt=[（720400）（570－25）]/ln（720400）/（570－25）=423℃故F=104/（423320）=如果實際傳熱系數取K=200 Kcal/（m2h℃），則有F=104/（423200）= 。取熱催化劑循環(huán)量=取熱量/（催化劑溫差）=104/.—；；催化劑質量流速為100—150T/（m2h）；取130T/（m2h）；外取熱器面積A=取熱催化劑循環(huán)量/催化劑質量流速=。取熱器直徑D=（8/）1/2=；。核算質量流速=1035/（m2h）；在100—150 T/（m2h）范圍之內。流化風體積流量V=πD2u/4=3600=。（絕）；溫度T=570＋273=843K 流化風摩爾流速=PV/TR=105取熱管Φ1148則所需取熱管根數：n=（π5）=考慮裕度，取175根。注：5為管長，取密相區(qū)高度5米，稀相區(qū)高度3米。則取熱器總高度為8米。 催化劑外循環(huán)管設計計算對燒焦罐作熱平衡⑴供熱方：①燒焦放熱Q1，燒焦罐內燒焦85%Q1=104 =104 KJ/h②內循環(huán)催化劑放熱Q2=Gs180。（720700）=22Gs180。KJ/h。⑵耗熱方：①焦碳脫附熱Q3=104KJ/h②外取熱催化劑升溫Q4=103（700570）=104KJ/h③待劑升溫熱Q5=1310103（700500）=28820104 KJ/h④干空氣升溫熱Q6=（700190）=104 KJ/h⑤空氣帶入水汽升溫熱Q7=（700190）=104 KJ/h⑥焦碳升溫熱Q8=18200（700500）=104 KJ/h⑦待劑帶入水升溫熱Q9=13101（700－500）=104 KJ/h⑧吹掃松動Q10=768（700180）=104 KJ/h⑨熱損失Q11=104 =104 KJ/h⑶供熱=耗熱 Q1+Q2=Q3+Q4+Q5+Q6+Q7+Q8+Q9+Q10+Q11104+22Gs180。=(++28