【正文】 合計(jì)209219Q7=（－）104=104kj/h總耗熱Q耗Q耗=Q4+Q5+Q6+Q7=(+++)104－=104－ 求催化劑循環(huán)量根據(jù)反應(yīng)系統(tǒng)熱平衡有Q供=Q耗即：104+=104－可得 G=103kg/h 劑油比劑油比=催化劑循環(huán)量/總進(jìn)料量=103/（143750+71875+17970）= 待生劑含碳量循環(huán)催化劑碳差=燒碳量/（催化劑循環(huán)量+燒碳量）100%=（1377700+）100%=%待生劑含碳量=循環(huán)催化劑碳差+再生劑含碳量=%+%=% 外取熱器計(jì)算 計(jì)算Q取Q?。和馊崞魅〉玫臒崃浚? Q放：焦炭放熱；Q再：再生器耗熱； Q反：反應(yīng)器耗熱；Q吸：焦炭吸附熱；Q取=燃燒放熱－再生器耗熱－反應(yīng)耗熱+焦炭吸附熱=104－104－（104+103）+104=104kj/h =104kcal/h取熱器取出的熱量分為兩部分：蒸發(fā)熱量和蒸汽過(guò)熱取熱(1) 蒸發(fā)取熱Q蒸用泵從汽水分離罐中抽出981kPa的飽和水（179℃）進(jìn)入蒸發(fā)取熱盤管，氣化率為10%則Q蒸=G10%ΔH其中飽和水179℃的焓是H液=，H汽=；所以ΔH=H汽H液=(2) 過(guò)熱蒸汽取熱（取過(guò)熱蒸汽為400℃）Q過(guò)=10%GCΔt其中C=，Δt=400－179=221℃(3) 分配比Q蒸/ Q過(guò)=△H/（C△t）=(221)=由于冷卻水加入汽水分離罐中，使分配比增高，故分配比取5，所以F蒸=Q蒸/(K△tm)其中K為傳熱系數(shù)，根據(jù)生產(chǎn)經(jīng)驗(yàn)取320kcal/m2℃△tm’）其中K’℃(1) 總進(jìn)水量5/6104=G’（－）可得G’=104kg/h=295m3/h=(2) 總管數(shù)設(shè)蒸發(fā)管并聯(lián)組數(shù)為m，取v=2m/s，單管截面積=則 取m=6組蒸發(fā)管總長(zhǎng)：L=F/=()= (m)303 (m)每組管長(zhǎng)：I=L/M=303/6= (m)每組根數(shù)：n=(根)9 (根)總管數(shù)：N=96=54 (根) 過(guò)熱蒸汽管計(jì)算過(guò)熱蒸汽總量G=G’/(360018)=295103/(360018)=V進(jìn)=GRT/P=8315(400+273)/981103=取過(guò)熱蒸汽管內(nèi)蒸汽線速為50m/s過(guò)熱蒸汽管組數(shù)：m’=（50）= (組)7 (組)每組過(guò)熱管總長(zhǎng)：L’=F過(guò)/（m’）=（7）=每組根數(shù)：n’=L’/7=總過(guò)熱蒸汽管數(shù)：N=n’m’=67=42根 外取熱器管徑(1) 催化劑管徑設(shè)在外取熱器中催化劑速度u=，催化劑的密度為200kg/m3G’(700－505)= 104G’=V=G’/(2003600)=103/(2003600)=S1=V/u=D=（S1/）1/2=()1/2=(2) 外管徑DS2=(N+N’)=(50+42)=因?yàn)槭歉咚俅玻核許=S1+S2=+=D’=(S/)1/2=()1/2=(3) 外取熱器過(guò)渡段高h(yuǎn)h=1/2（D’－D）tg60o=1/2（－）31/2= 外取熱器高H取熱器內(nèi)取熱管長(zhǎng)6m，簡(jiǎn)體高取9m，H=9+= 再生器結(jié)構(gòu)計(jì)算 密相段直徑D取密相床為高速床，～，；因P密=P頂；有V=NRT/P=(273+700)/(3600103)=由V=uD2∴D=[()]= 密相段高度H由公式 式中：W——再生器分布板以上催化劑總藏量；CBR——碳燃燒速率， CBR==；V——再生器效率因數(shù)；P——壓力因數(shù)，P=PT 稀相段直徑D’床層平均氣速取u=；D’=[()]1/2= (m) 稀相段高度H取輸送段分離高度TDH=11米，一級(jí)旋風(fēng)分離器入口至再生器頂煙氣出口3m：H’=11+3=14米稀相、密相段過(guò)渡段高度hh=1/2(D’－D)tg60o=1/2(－)tg60o = (m)再生器總高度H0H0=H+H’+h=+14+= (m) 21 (m) 再生器空氣分布管～，且壓降絕大多數(shù)消耗在噴嘴處，主管、支管、分布管內(nèi)流速大體相同，一般用15～25m/s的流速，噴嘴為50～70m/s。h)，P=10－5kg/cm2∴ΔP=652(2)10－4=，符合要求。 開(kāi)孔面積計(jì)算選用主管、支管分支管的流速大致相同，一般用15～25m/s的流速，主管氣速取20m/s，則主管內(nèi)徑為：D=[V/(u)]1/2=[(20)]1/2= (m)選取主管為φ145035。分支管選取選取8排，u’取17m/s，則：D2=[(20817)]1/2=選取分支管為φ1338.核算空氣通過(guò)分布管隙的速度，則環(huán)縫間距：d=(－8－)/(28)= (m)環(huán)縫面積A=2[(+d+d2)+(0. 440+2d+3d2)+ 催化劑輸送 待生立管的直徑和長(zhǎng)度取催化劑流率為1500t/m2，床層密度取640kg/m3，催化劑質(zhì)量流率=640= 旋風(fēng)分離器計(jì)算 選型選用布埃爾型旋風(fēng)分離器，兩級(jí)串聯(lián)。所以u(píng)1在適宜的范圍內(nèi)，因此選用12組并聯(lián)是合適的。℃）冷卻蒸汽進(jìn)入溫度為180℃，每千克蒸汽升溫至700℃吸收熱量：（700－180）=式中：，kJ/（kg二級(jí)入口面積=12=二級(jí)入口線速u2=u2在23～25m/s內(nèi)，所以選20組是合理的。s244～366 kg/m2(3) 二級(jí)料腿負(fù)荷假定一級(jí)旋風(fēng)器回收率為90%，則通過(guò)二級(jí)料腿的催化劑流量:G2=10%=二級(jí)料腿截面積=12= m2二級(jí)料腿質(zhì)量流速=s，在允許設(shè)計(jì)范圍內(nèi)，設(shè)計(jì)合理。二級(jí)料腿長(zhǎng)度Z2: 式中H3=1m，ρ2=480kg/m3， ，+Z2+1=，令凈空高度為9米，滿足二級(jí)料腿壓力平衡的需要。 輔助燃燒室 熱負(fù)荷QT=V0h則V=104/500104=燃燒室的內(nèi)徑：d=（F/）1/2，F(xiàn)―燃燒室截面積，m2F=V/L=其中，L――燃燒室高度，取5米；所以，d=（）1/2=L/d=5/=高徑比在2～3范圍內(nèi)爐體耐火磚厚度113mm，填石面板厚10mm，內(nèi)殼壁厚6mm，故其金屬壁內(nèi)徑為：1910+（113+10）2=2156mm金屬壁外徑為：2156+62=2168mm 二次空氣分配根據(jù)生產(chǎn)經(jīng)驗(yàn)，爐膛溫度控制在900℃～1200℃，則一、二次空氣分配量按下公式計(jì)算：m=Qr/[(I2－I1)]式中：mm2－一、二次空氣分配量，kg/h；II2－出、入口煙氣熱焓；I1取1200℃℃；m1=104/[(1200－130)]=m2=m－m1=（+）－= 輔助燃燒室環(huán)隙面積根據(jù)生產(chǎn)經(jīng)驗(yàn)，燃燒室線速u=10m/s則環(huán)隙面積A=V/(u3600)=103/(103600)= 空氣進(jìn)口管線的直徑根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，空氣進(jìn)口線速u取27m/s則進(jìn)口管線直徑：D=[V2/(u3600)]1/2=[103/(103600)]1/2= 反應(yīng)系統(tǒng)工藝計(jì)算 提升管反應(yīng)器基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 反應(yīng)條件沉降器頂部壓力Mpa（絕）提升管口溫度℃505原料預(yù)熱溫度℃235再生劑入口溫度℃700新鮮原料流量t/h回?zé)捰土髁縯/h催化劑循環(huán)量t/h提升管停留時(shí)間s 大慶常壓渣油催化裂化產(chǎn)品產(chǎn)率產(chǎn)品產(chǎn)率，%氣體汽油柴油焦碳 原料及產(chǎn)品性質(zhì)性質(zhì)汽油柴油回?zé)捗芏?P20)g/cm3初餾點(diǎn)5419928810%7822134750%12326839990%163324440終鎦點(diǎn)183339465烷值79(辛烷值)34(十六烷值)——平均相對(duì)分子量98192530 入料物料平衡項(xiàng) 目分子量（g/mol）kg/hkmol/h新鮮原料530143750回?zé)捰?3071875循環(huán)催化劑——1377700——再生劑帶入煙氣291378進(jìn)料霧化，預(yù)提升蒸汽188200汽提蒸汽183100再生塞閥松動(dòng)蒸汽和氣體段松動(dòng)蒸汽181110進(jìn)料嘴冷卻蒸汽18800膨脹節(jié)、防焦、事故蒸汽吹掃18280塞閥、閥桿吹掃蒸汽18100提升管排污、吹掃蒸汽和卸口吹掃蒸汽1840進(jìn)料事故蒸汽嘴吹掃18100再生斜管采樣口吹掃蒸汽18100提升管上下段采樣口吹掃蒸汽18905合計(jì)，kg/h181608623——油+氣，合計(jì)，kmol/h—— 出方物料平衡項(xiàng) 目分子量（g/mol）Kg/hKmol/h裂化氣23000汽油9869000柴油19230475回?zé)捰?3071875煙氣291378水蒸氣總量1814700焦碳——11500——循環(huán)催化劑——1377700——合計(jì)，kg/h——1599628——油+氣，合計(jì)，kmol/h———— 提升管進(jìn)料處的工藝計(jì)算(1) 壓力沉降器頂部的壓力為2kg/cm2（絕），（表），設(shè)進(jìn)有出至沉降器頂部的總壓力為10kPa，則提升管內(nèi)進(jìn)油處的壓力為：P=+10=(表)(2) 溫度加熱爐出口溫度為235℃，此時(shí)原料處于液相狀態(tài)，經(jīng)霧化進(jìn)入提升管與700℃再生劑接觸，立即完全汽化?！?油和水蒸氣升溫和油氣汽化吸收的熱量： 油、水蒸氣升溫、汽化吸熱物流流量103kg/h入方出方溫度176。kg熱量104kg/h溫度176。kg熱量104kg/h新鮮原料235530TI1 I1回?zé)捰?65660TI1 I1水蒸汽2132970TI2 I2油和水蒸汽共吸收熱量=[(－)+(－)+(－)]104=(+)104－104根據(jù)熱平衡原理：設(shè)T=582℃，查焓圖：I1=1910，I2=2550，代入上式得：左方=104，右方=104%，所以所設(shè)T=582℃合理。(4) 提升管長(zhǎng)度 提升管平均線速u=( u u)/ln(u/u)= ()ln()=提升管內(nèi)停留時(shí)間3s，則提升管的有效長(zhǎng)度是：L=u3=核算提升管總壓降提升管直管段靜壓ΔPh提升管內(nèi)各點(diǎn)密度計(jì)算如下表 提升管內(nèi)密度項(xiàng)目上部下部對(duì)數(shù)平均值催化劑流率，kg/h 13777001377700油氣流率，m3/s視密度ρ，kg/m3氣速u，m/s滑落系數(shù)2實(shí)際密度kg/m32385速度變化引起的壓降ΔPaΔPa = Nρu210－4/2g=210－4(2)=直管摩擦壓降ΔPfΔPf=10－8Lgρu2/D=10－8 提升管總壓降ΔP總提升管壓降ΔP提= ΔPh+ΔPa+ΔPf=++=與前面假設(shè)的壓降6和10 kPa很接近(相對(duì)誤差都小于5%)，因此前面計(jì)算時(shí)假設(shè)的壓力不必重算。(6) 提升段工藝計(jì)算結(jié)果匯總預(yù)提升段長(zhǎng)度取4m，；，8m是水平管。(2) 沉降器高度稀相段取10m，密相段取5m，總高為15m。(3) 催化劑藏量和停留時(shí)間催化劑下移速度；(D氣)2uρ=G/3600；ρ在400～650kg/m3范圍內(nèi)，取500kg/m3u=103/[3600500()2=；停留時(shí)間：T=L/u=6/=75s；汽提段藏量：75/3600=；汽提段蒸汽：①主管在底部第一層擋板下設(shè)有環(huán)形汽提蒸汽分布管，取流速20m/s；P汽=P沉+ΔP稀+ΔP汽/2=2+2010+5005=汽提蒸汽量=2=由PV=nRT，得V汽=(505+273)/(183600)=其中蒸汽主管用40根蒸汽管插入。(2) 料腿負(fù)荷核算沉降器截面積==沉降器線速=查《石油煉制工藝學(xué)》P300圖7—斜腿截面積=5=料腿質(zhì)量流速=s范圍內(nèi)，符合要求。ΔP5=ρΔh10－4=20010－4= kg/cm2(2) 阻力：沉降器頂部壓力P沉P沉==2 kg/cm2沉降器稀相段靜壓ΔP6ΔP6=ρΔh10－4=8710－4= kg/cm2=提升管進(jìn)料口以上靜壓ΔP7ΔP7=ρΔh10－4=1010－4= kg/cm2= kPa預(yù)提升段靜壓ΔP8ρ視=1377700/= kg/cm2，則 ρ實(shí)==所以ΔP8=ρΔh10－4=410－4= kg/cm2加速催化劑、出口傘帽處轉(zhuǎn)向及出口損失引起的壓降ΔP9ΔP9=210－4Nρu2出=210－4(1+2+1)= kg/cm2提升管直管段摩擦阻力壓降ΔP10ΔP10=10－8(L/D) ρ視u2=10－8(10/)= kg/cm2預(yù)提升段摩擦壓降ΔP11ΔP11=1