【正文】 O2過 =(kmol/h)=740(kg/h) 過剩氮量 = 79/21=87(kmol/h)=2436(kg/h) 遼寧石油化工大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 29 所以實際干空氣量 =4614++87=(kmol/h)=136380(kg/h) (4)需濕空氣量（主風量） 大氣溫度 25 0c 相對濕度 50%，查空氣焓濕圖，得空氣的含濕量為 （水汽） /(干空氣 ).所以 , 空氣中的水汽量 =136380 =1364（ kg/h） =(kmol/h) 濕空氣量 =+=4805(kmol/h) = 103[m3（ n） /h]=1795[m3(n)/min] 此即正常操作時的主風量 (5)主風單耗 濕空氣量 /燒焦量 = 103/ 103=[m3(n)/kg(焦 )] (6)干煙氣量 由以上計算已知干煙氣中的各組分的量，將其相加，即得總干煙氣量。 ○ 2粗估算值。 (7)散熱損失 582燒炭量（以 kg/h 計） =582 10260= 104（ kj/h） (8)給催化劑的凈熱量 =焦炭燃燒熱 [第（ 2）項至第（ 7）項之和 ] =39147 104（ 4872+8325+++++） 104 =24361 104（ kj/h） (9)催化劑循環(huán)量 G 24361 104=G 103 （ 700480）所以 G=938（ t/h） (10)再生器熱平衡匯總 （見下表） 遼寧石油化工大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 33 表 4 再生器熱平衡 人方， 104kj/h 出方， 104kj/h 焦炭燃燒熱 39147 焦炭脫附熱 4872 主風升溫 7725 焦炭升溫 帶入水汽 升溫 散熱損失 加熱循環(huán)催化劑 25626 合計 39147 合計 39147 再生器物料平衡 表 5 再生器物料平衡 入方， kg/h 出方， kg/h 干空氣 136380 干煙氣 141933 水 汽 主風帶入 1364 水 汽 生成水汽 10260 待生劑帶入 1300 帶入水汽 3164 松動，吹掃 500 合計 13424 合計 3164 循環(huán)催化劑 938 103 焦炭 11400 循環(huán)催化劑 1277 103 合計 103 合計 103 遼寧石油化工大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 34 再生器結構尺寸的計算 計算散熱損失時可以用本題中的經典計算方法。對有 100 厚襯里的再生器，其外表面溫度一般約 1100c傳熱系數(shù)與風速有關，可查閱有關資料，一般情況下也可取 (m2 0c h). 基礎數(shù)據(jù)見 下 表 表 6基礎數(shù)據(jù) 一再 二再 煙氣量（ kmol/h） 燒焦溫度（℃） 652 710 頂壓（ kpa） 237（表） 143（表） 第一再生器 （ 1） 密相床直徑的計算 密相段中點壓力＝ P 再 ＋ H 稀 ρ 稀 g＋ H 過 ρ 過 g＋ H 密 ρ 密 g 取密相段高度為 9m，過度段 2m，稀相段 15m 所以密相段中點壓力 =（ 237+） +（ 15 20+2 100+ 9 250） 103 = kpa 其中稀相段密度： 30 106 kg/cm2 過度段密度： 100 106 kg/cm2 遼寧石油化工大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 35 密相段密度： 250 106 kg/cm2 V 密 =nRT/P = (652+273)/ =取密相床操作線速 ν 密 ＝ m/s，則 D 密 ＝ [ν 密 /（ ） ]1/2 ＝（ 39/ ） 1/2 ＝ 圓整后取 ν 實 ＝ν 密 /（ D2） ＝ 39/（ ） ＝ m/s （ 2） 密相床高度的計算 計算公式為： CBR＝ 其中： CBR— 碳燃燒速率， kg/ h W— 再生器總藏量 V— 裝置因數(shù)，取 250 CR— 再生劑含碳量百分數(shù)，取 P— 壓力因數(shù) P＝ PT P0 PT— 再生器內部壓力（絕）與基準壓力 之比 P0— 氧分壓系數(shù)， P0＝ [（ 21－ O2） /ln（ 21/O2） ]/ 遼寧石油化工大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 36 T— 再生溫度因數(shù)， T＝ e[－ 1338/（ 273＋ t） ]/ PT=（ 273＋ ） /98/= P0=[（ 21－ O2） /ln（ 21/O2） ]/= P=PT P0= = T=e[－ 13387/（ 273＋ t） ]/= W=2CBR/VTCR =2 （ 250 ） = 密相床高度 =80%W/Aρ = 103/ 300 = 其中密相床密度為 300 kg/cm2 （ 3） 稀相段直徑 稀相段中點壓力 =P 頂 ＋ H 稀 ρ 稀 g =（ 237＋ ） + 15 103 20 = kPa 稀相段體積流率 V=nRT/P = (652+273)/ =146458m3/h=取稀相床操作線速 ν 稀 = m/s，則 遼寧石油化工大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 37 D=（ V/） 1/2 =（ ） 1/2 = m 圓整后取 ν 稀實 =V/（ D2） =（ ） =（ 4） 過度段高度的計算 H 過 =（ D 稀 － D 密 ） /2tan60176。 =（ ） /2 31/2 = （ 5） 稀相段高度 TDH= = = H 稀 =TDHH 過 == （ 6） 燒焦溫度 燒焦溫度 =燒焦量 /藏量 == 焦 /tcath 遼寧石油化工大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 41 （ 7） 再生時間 停留時間 =藏量 /催化劑循環(huán)量 = 60= 反應器熱平衡計算 基礎數(shù)據(jù)見 下 表 。 表 8 常數(shù)表 項目 N2 O2 CO H2O CO2 A B 10－ 4 10－ 4 10－ 4 10－ 4 10－ 4 C 10－ 9 10－ 8 10－ 4 10－ 9 10－ 7 CpO2=+ 10－ 4（ 273+513+273+710） 10－ 8（ 7862+9832+786 983） = kJ/kgK 同理： CpN2= kJ/kgK CpCO2= kJ/kgK CpH2O= kJ/kgK Cp 煙氣 =% CpCO2+% CpO2+% CpN2+% CpH2O =% +% +% +% = kJ/kgK 所以 Q3=2071 （ 710513） +2071 （ 710513） = 104 kJ/h (按每噸催化劑帶入 1kg煙氣和 1kg水蒸汽計算 ) 總供熱 =Q1 +Q2+ Q3 =（ ++） 104 = 104（ kJ/h） 遼寧石油化工大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 43 耗熱方 （ 1） 反應熱 Q4（分子膨脹法） Q4=Cr(McMp)/McMp kJ/kg 原料 式中 Cr— 常數(shù)， Mc— 原料平均分子量， Mp=( 34+ 17+ + 96+ 216+ 317)/94 = Q4= ()/( ) kJ/kg 原料 = 312500= 104（ kJ/h） （ 2） 水蒸汽升溫熱 Q5 Q5=[（ 18750+550+6213+500） （ 500400） +1600 （ 500200） ] =644 104（ kJ/h） （ 3） 散熱損失 Q6=（ kJ/kg 炭）燒炭量（ kg/ h） = 18750 92% = 104（ kJ/h） （ 4） 原料升溫熱 Q7 Q7=進料量（ q510℃ 汽 － qt 預 液 ） 根據(jù) d 混 =， k 混 =，查得 遼寧石油化工大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 44 q510℃ 汽 =[367（ 11） ] =Q7=312500（ 預 液 ） 原料預熱溫度 Q 供 =Q 耗 104=（ +644+） 104+312500（ 預 液 ） qt 預 液 =qt 預 液 == kcal/kg 查《石油煉制工程》圖得 t 預 =222℃ 確定劑油比 C/（ O） =2071/ = 遼寧石油化工大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 45 提升管反應器的工藝計算 基礎數(shù)據(jù) 表 9 反應條件 沉降器頂部壓力， kPa 177 提升管出口溫度， 0c 490 原料預熱溫度， 0c 350 新鮮原料流量， t/h 190 回煉油流量， t/h 190 催化劑循環(huán)量， t/h 1310 再生劑入口溫度， 0c 690 提升管停留時間， s 表 10 產品產率 （質量分數(shù)） 干氣 液化氣 穩(wěn)定汽油 35 輕柴油 40 重柴油 焦炭 損失 遼寧石油化工大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 46 原料及產品性質 表 11 原料及產品性質 性質 原料油 穩(wěn)定汽油 輕柴油 重柴油 回煉油 密度 恩氏蒸餾 初餾油 260 54 199 288 10% 318 78 221 347 50% 380 123 268 350 399 90% 466 163 324 440 終餾點 488 183 339 465 平均相對分子質量 350 100 200 300 350 注：裂化氣（包括干氣及液化氣）平均相對分子質量為 30. 遼寧石油化工大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 47 提升管長度和直徑計算 （ 1） 物料平衡 表 12 入方物料流率 項目 Kg/h 平均相對分子質量 Kmol/h 新鮮原料 190000 350 543 回煉油 190000 350 543 催化劑 1310000 再生劑帶入煙氣① 1310 29 水蒸氣 水蒸氣總量 6050 18 336 其中 進料霧化 ○2 3800 預提升 2021 膨脹節(jié)吹灰 100 事故蒸氣吹灰 150 合計 1697350 油 +氣 合計 ①按每噸催化劑帶 1kg 煙氣計算 ② 按總進料的 1%計算 遼寧石油化工大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 48 （ 2） 出方物料流率 表 13 出方物料流率 項目 Kg/h 相對分子質量 Kmol/h 裂化氣 21900 30 730 汽油 66500 100 665 輕柴油 76000 200 380 重柴油 12300 300 41 回煉油 190000 350 543 煙氣 1310 29 水蒸氣 6050 18 336 催化劑 +焦炭 132100 損失① 1900 30 合計 1697360 油 +氣合計 ①損失按裂化氣計算 (3)提升管進料處的壓力，溫度 ① 壓力 沉降器頂 部的壓力為 177kPa（表）。經遼寧石油化工大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 49 霧化進入提升管與 6400c 的再生劑接觸，立即完全汽化。 催化劑和煙氣由 6400c 降至 T 放出熱 =1310 103 (690T)+1310 (690T) = 104 (690T)(kj/h) 其中， 和 分別為催化劑和煙氣的比熱， kj/(kg0c) 油和蒸汽升溫和油氣化吸收的熱量計算見下表 表 14 油和蒸氣的熱量計算 物流 流量 進 出 溫度 焓，kj/kg 熱量， kj/h 溫度 ,0c 焓 , kj/kg 熱量， kj/kg 蠟油 190000 350 液 173340000 T I1 190000I1 回煉油 190000 350 液 173340000 T I1 190000I1 水蒸氣 6050 183 2780 16830000 T I2 6050I2 油和水蒸氣共吸收熱量 =(19 104I117334 104)+(19 104I117334 104) +( 104I21683 104) =(38I1+) 104