【正文】 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。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。原料油在裝有催化劑的反應器中裂化，催化劑表面有焦炭沉積。反應器主要為提升管，再生器為流化床。再生用空氣由主風機供給，空氣通過再生器下面的輔助燃燒室及分布管進入。汽提水蒸氣占總水蒸氣量的大部分。 2. 2分餾系統(tǒng) 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，汽油，側線有輕柴油，重柴油和回煉油，塔底產 品為油漿。 分餾系統(tǒng)主要設備是分餾塔，裂化產物在分餾塔中分餾成各種餾分的油品。 分餾塔具有的特點有 : (1)分餾塔底部設有脫過熱段 ,用經過冷卻的油漿把油氣冷卻到飽和狀態(tài)并洗下夾帶的粉塵以便進行分餾和避免堵塞塔盤。 （ 3）塔頂回流采用循環(huán)回流而不用冷回流。從分餾塔頂油氣分離器出來的富氣中帶有汽油部分，而粗汽油中則溶解有 C3， C4 組分。 茂名學院專科畢業(yè)設 :催化裂化裝置反應 再生及分餾系統(tǒng)工藝設計 8 第三章 設計原始數(shù)據(jù) 100 萬噸 /年 + 學號 2 萬噸 /年 即： 100 + 2 2 = 104 萬噸 /年 8000 小時 每年 則處理量為： 104 103 104 247。 理論干煙氣包括燃燒生成 CO2 和 CO 和理論氮則總量 : + + = 已知煙氣中過剩氧為 4% 所以過?？諝饽柊俜謹?shù)： (4100/21)100% = 19% 過?？諝猓海ㄟ^?？諝獍俜謹?shù) / 1 過?？諝獍俜謹?shù)） 理論干煙氣氣量 = （ 1 – ） = 第四章反應 再生系統(tǒng)工藝計算 13 過剩氧氣： = 過?？諝夂?: – = 實際干煙氣為理論生成干煙氣和過?？諝饨M成： + = 理論干空氣用量 : ++ =已知空氣的相對濕度為 70% ，溫度為 25 186。 表 41 再生器煙氣流量及組成 組分 分子量 流量（ kmo/h） 摩爾百分數(shù) 濕煙氣 干煙氣 O2 32 CO 28 CO2 44 N2 28 干煙氣 30 100 總水蒸氣 18 濕煙氣 29 100 根據(jù) Qi = Ni CPi t 式中： Qi ： 熱流量 KJ/h Ni ： 物流 Ni的流量 kmol/h CPi：物流 i的熱容 kJ/（ kmolC） t: 溫度 186。C CP = kJ/kmolC Q1 = 162 = 106 kJ/h (2)濕空氣中水蒸氣 C 水 = kJ/kmolC Q2 = 162 = 106 kJ/h (3)催化劑帶入水蒸氣 Q3=65 505 = 106 kJ/h (4)吹掃、松動水蒸氣 Q4= 280 =106kJ/h (5)燒焦炭 Q5 = 505 =106 kJ/h (6)催化劑 Q6 (7)燃燒熱 Q7， j = NjΔH 查石油餾分焓圖得 CO2 Q7， 1 = 103 =322 106kJ/h CO Q7， 2 = 103 =106 kJ/h H2O Q7， 3 = 103 = 106 kJ/h ∑Q7 =（ 322 ++） 106= 106kJ/h 共計 Q = ∑Qi = (+++++)106 + Q6 = 106 + Q6 熱流量出方 干煙氣 Q， 1 = 700 = 106 kJ/h (1)水蒸氣 Q， 2 = 700 = 106kJ/h (2)催化劑帶出水蒸氣 Q， 3 = 65 700= 106 kJ/h (3)脫附熱，脫附熱為燃燒熱的 % Q， 4 = 106 = 106 kJ/h (4)熱損失 = 582 燒碳量 Q， 5 = 582 = 106kJ/h (5)催化劑 Q， 6 出方的能量 :∑Q， = (+++)106 + Q， 6 =106 + Q， 6 根據(jù)熱量平衡式： 106 + Q6 = 106 + Q， 6 催化劑升溫所需的熱量： Q=Q6ˊQ6=106kJ/h 催化劑平均比熱為 （ kgC）。 第四章反應 再生系統(tǒng)工藝計算 14 表 42 再生器物料平衡 入方 kg/h 出方 kg/h 干空氣 干煙氣 水汽 主風帶入 水汽 生成水汽 待生劑帶入 1170 帶入水汽 松動 .吹動 500 合計 合計 104 循環(huán)催化劑 106 焦碳 10400 循環(huán)催化劑（ kg/h） 106 合計 145104 合計 145104 表 43 再生器熱平衡表 入方， 106kJ/h 出方， 106kJ/h 焦 碳 燃 燒 熱 生成 CO2 放熱 322 焦碳脫附熱 生成 CO 放熱 主風干空氣升溫需熱 生成 H2O 放熱 主風帶入水氣升溫需熱 吹掃、松動蒸汽 加熱催化劑需熱 焦碳升溫需熱 散熱損失 催化劑帶入水蒸氣的熱量 干空氣的熱量 合計 合計 再生器的尺寸設計 1/4πD2U=VS D=(4VS/πU 密 ) =[4*29/(3600)]= 燒焦強度 =燒焦量 /藏量 藏量 =燒焦量 /燒焦強度 =10400/=52020kg V 密 =藏量 /ρ 密 =52020/300= H 密 = V 密 /A 密 =4/= 1/4πD2U 稀 =VS D=(4VS/πU 稀 ) =(429/3600)= 茂名學院?？飘厴I(yè)設 :催化裂化裝置反應 再生及分餾系統(tǒng)工藝設計 16 TDH=() EXP(D ) DT =( ) EXP() = 再生器的工藝結構圖 41。C ，壓力為 200+2=202kpa 所以體積流量： （ 273+700） 103/（ 2732021033600） = 稀相床層 有 ，因此流量為 +=體積流量： （ 273+710） 103/（ 2732001033600） =第四章反應 再生系統(tǒng)工藝計算 17 升管 反應器 提升管反應器的流程圖 42。（ 9010） tv=（ t10+t30+t50+t70+t90） 247。 表 44 物料相對分子質量 物料 穩(wěn)定汽油 輕柴油 回煉油 回煉油漿 原料油 平均相對分子量 106 214 342 392 445 再生劑、煙氣、水汽 新鮮原料 回煉油 回煉油漿 霧化蒸汽 反應油氣、催化劑、煙氣、水蒸汽、 預提升蒸汽 反應溫度 茂名學院?？飘厴I(yè)設 :催化裂化裝置反應 再生及分餾系統(tǒng)工藝設計 18 反應器 水蒸氣包括： 新鮮原料霧化的水蒸汽： 1～ %油 2080 kg/h 預提升所需水蒸氣： 1kg/t劑 2540kg/h 催化劑帶入水蒸氣： 劑 5080kg/h 共 計 14048 kg/h 催化劑帶入煙氣： 1kg/t 劑 1270kg/h 綜上所述列 見入方水蒸汽流量 表 4反應器物料平衡見表 46。C . 回煉油漿： 350186。C 需汽提： 4kg/t劑 =11270=1270kg/h 吹掃等水蒸氣： 18=共計： 當 250186。186。 則可知水蒸氣的量為 576Kg=32 kmol 設原料油和回煉油溫度為 t 催化劑平均比熱為 （ kgC）。186。186。C 水蒸氣 Q4 =300=106kJ/h 水蒸氣 Q5=32250=106k J/h t 此焓為 H（ t） Q6=（ 130000+65000） Ht= 195000H（ t） 回煉油漿溫度為 350186。C ： Qˊ1=1270103505=109kJ/h ： Qˊ2=1270505=107kJ/h （由再生器熱量流出方知）： Qˊ3=106kJ/h ： Qˊ4=（ +32） 505=106kJ/h 505186。油氣的焓為由 505 186。 由（《石油煉制工程》） P99）查得 H（ t） =340=Qˊ5=（ 130000+65000） =106kJ/h 505186。C 混合原料的相對密度 d 混 d 混 =v 新 d 新 +v 回 d 回 +v 漿 d 漿 v 新 =130000/247。（ 130000/+65000/+13000/） = m3/h 漿=13000/247。C d 混 = k= 查焓濕圖 第四章反應 再生系統(tǒng)工藝計算 21 H（ 283186。 表 47 提升管入口進料熱量 名稱 流量 溫度 /186。C 的 熱量 項目 kg/h 相對分子質量 kmol/h Q106/kJ/h 干氣 6500 30 液化氣 14300 30 汽油 62400 106 輕柴油 27560 214 油漿 7800 282 回煉油 52020 340 回煉油漿 13000 392 煙氣 1270 30 水蒸氣 14048 18 催化劑 1270103 700 700 損失 1040 30 油 +氣合計 199950 提升管工藝計算 茂名學院?？飘厴I(yè)設 :催化裂化裝置反應 再生及分餾系統(tǒng)工藝設計 22 (1)壓力 沉降器頂部壓力為 200kPa 設進油處至沉降器頂部的總壓降為 kPa,則提升管內進油處的壓力為