催化裂化反再系统设计计算

武汉炼油厂

提升管流化催化裂化装置反应-再生系统

工艺计算书

(汽油方案)

茂名学院化工与环境工程学院石油化工系

2007年4月1日

(今天是愚人节)

目录

一、物料平衡表 2

二、原料放产品的设计基础数据 2

三、再生器系统 3

四、提升管反应器系统14

五、反应-再生器系统压力平衡25

六、几种特殊情况下的反-再系统操作参数29

七、催化剂储罐31

八、各种吹气及有关参数的计算和选取33

一、物料平衡表

本装置年开工按8000小时计算。物料平衡见表1。

转化率76.1%(质)，轻质油收率71.4%(质)。

二、原料放产品的设计基础数据

1、原料及产品性质

原料及产品性质见表2。

2、反应-再生操作条件

反应-再生操作条件见表3。

表3 反应-再生操作条件

三、再生器系统

1、空气流率、烟气流率及组成。

（1）燃烧的碳和氢

焦炭产量=4875kg/h，

焦炭中氢碳比，C/H=8/92，

焦炭=C+H

则：

碳产量=4875×0.92=44855kg/h=374kmol/h

氢产量=4785-4485=390kg/h=195kmol/h

（2）生成CO和CO2的C

CO2/CO=1.0

则：

生成CO的C=4485×0.5=2242.5kg/h=187kmol/h

生成CO2的C=4485×0.5=2242.5kg/h=187kmol/h

（3）理论O2

生成CO2的O2=1×187 kmol/h=6000 kg/h（5984kg/h）

生成CO的O2=0.5×187=93.5 kmol/h=2992kg/h

生成H2O的O2=0.5×195=97.5 kmol/h=3120kg/h

小计=187+93.5+97.5=387 kmol/h=12112kg/h

（4）燃烧产物

CO=187 kmol/h=5236kg/h CO 2=187 kmol/h=8228kg/h H 2O=195 kmol/h=3510kg/h

小计=187+187+195=569 kmol/h

=5236+8228+3510=16974kg/h

（5）干空气量

再生器干烟气中过剩O 2取0.5% 过剩空气量0.5/21=0.0238(mol 分数) 则：

0.00238=过剩空气量/（理论干空气量+过剩空气量）

过剩空气量

理论干烟气量

过剩空气量

+=0238.0 )

(220238

.0CO CO N ++=过剩空气量 h kmol /8.43)1796()187

187378(9762

.00238

.02179

9762.00238.0==++?=

其中：

O 2=43.8×0.21=9.2kmol/h=294kg/h N 2=43.8-9.2=34.6kmol/h=968.8kg/h

干空气量=理论空气量+过剩空气量=理论N 2+理论O 2+过剩空气量

=378×79/21+378+43.8=1843.8kmol/h=1843.8×28.85=53200kg/h=41300 Nm 3/h=689 Nm 3/min

（6）求空气中水气

干球温度=32℃=89.6 o F 相对湿度=71%

查《乙烯回收手册》图2-5得： H 2O/干空气=0。034 则：

水蒸汽=0.034×1843.8=62.7kmol/h=1128kg/h （7）湿空气量

G 湿=1843.8+62.7=1906.5kmol/h=42700 Nm 3/h=712 Nm 3/min =53200+1128=54328kg/h

（8）烟气组成

烟气组成见表4。

干烟气分子量=54538/1839.8=29.7 湿烟气分子量=59176/2097.5=28.2 平衡核算：

湿空气量=54328kg/h 焦炭量=4875kg/h

两项小计=54328+4875=59203kg/h ，与总湿烟气量59176kg/h 相近。 至烟囱的干烟气=54538-885=53653kg/h （9）烧焦单位耗空气量

湿空气量/焦炭量=42700/4875=8.8Nm 3/kg 焦 湿空气量/焦炭量=54328/4875=11.1kg/kg 焦 （10）烟风比

湿烟气/湿空气=2097.5/1906.5=1.1(mol 比)

2、再生器热平衡

（1）焦炭燃烧放出热量

生成CO 2的C 量=2242.5kg/h ，发热值8100kCal/h 生成CO 的C 量=2242.5kg/h ，发热值2450kCal/h 生成H 2O 的H 量=390kg/h ，发热值28600kCal/h

生成CO 2的C 放出热量=2242.5×8100=1816×104kCal/h 生成CO 的C 放出热量=2242.5×2450=550×104kCal/h 生成H 2O 的H 放出热量=390×28600=1115×104kCal/h 小计=1816×104+550×104+1115×104=3481×104kCal/h. （2）可利用热量

解吸催化剂上的焦炭需要总热量的11.5%. 即: Q 可=3481×104×0.885=3080×104kCal/h （3）主风机出口温度

η

K K ）

P P （

T T 1

-=入

出入出

T 入——入口温度，取28.8℃=301.8 o K P 出——出口压力（绝），3.2大气压. P 入——入口压力（绝），0.95大气压. η——多变效率，取η=0.75 K ——绝热指数，1.4

C K ）

P P （

T T K K ?=?=?=?==?--20247537.38.301)95

.02.3(8.301381.075

.04.11

4.11

η

入

出入出

取再生器入口处温度为170℃ （4）给催化剂净热量

①给干空气的热量=53200×0.26(670-170)=692×104kCal/h. ②给水蒸汽的热量

a.空气中带入H 2O 热量=1128×0.5(670-170)=28×104kCal/h.

b. 催化剂带入H 2O 热量=720×0.5(670-510)=5.8×104kCal/h.

c. 其它H 2O 热量=(37+18+158+125+118+24+172+1450)×0.5(670-250)

=2102×0.5(670-250)=44.1×104kCal/h.

③热损失=120×104kCal/h.

小计=692+28+5.8+44.1+120=889.9×104kCal/h.

给催化剂的热量Q=(3080-889.9)×104=2190.1×104kCal/h. （5）催化剂循环量

h kg G /53000010)510670(26.0101.21903

4

?-?=剂

（6）剂油比=530000/(75000×1.2)=5.9

3、再生器水平衡

(计算见第八节)

再生器水平衡见表5。

表5 再生器水平衡

入密相床水汽=9670-（1000+1450+1210+158+88）=5764kg/h 入稀相床水汽=9670-（1210+1000+88）=7372kg/h

4、再生器藏量

按式：7

.000)(2000

R C T P V CBR W ?=

式中：CBR ——碳燃烧率，吨/时；CBR=4.875×0.92=4.485吨/时

V ——再生器效率因数，取210 P ——压力因数，P=P T ·P o

P o ——氧分压因数。由0.5%O 2含量查出P o =0.679 P T =(1.8×14.2+14.7)/18.7=2.16 所以：P=P T ·P o =2.16×0.679=1.46

再生剂含碳0.2%(质) 则：(C R )0.7=0.20.7=0.324

T ——温度因数

R

t

E A e

T -=

t=670+273=943 o K A=E/RT 基

T 基=593+273=866 o K （基准温度）

E ——活化能，取20000kCal/kmol （取自玉门炼厂提升管催化裂化装置标定数据） R ——气体常数，1.987kCal/kg ?mol ?o K 所以：6.11866

987.120000

=?=

A

7.26.106.116.1120000

===--e e

T

吨6.33324

.07.246.1210485

.42000=????=

W

烧焦强度=4875/33.6=145公斤焦/吨催化剂藏量

5、结构尺寸

（1）密相床层直径

入密相床的气体量：

①总干烟气量=1839.8-29.8=1810kmol/h ②水蒸汽量=5764/18=320 kmol/h 两项小计=1810+320=2130 kmol/h 密相床密度取280kg/m 3 密相床温度670 ℃ 密相床高 6.7m

再生器顶压力2.8kg/cm 2(绝)

床层中点压力=2.8+0.02+6.7×280×10-4

/2=2.91 kg/cm 2

气体体积流率s m V /7.1591.227336001

)670273(4.2221303=???+??=

采用密相床层衬里后内径为5030mm 则密相床线速为: s m v /79.003.5785.07

.152

=?=

（2）稀相床层直径

入稀相床的气体量

①总干烟气量=1810kmol/h

②稀相床水蒸汽=7372/18=410kmol/h 两项小计=1810+410=2220kmol/h

稀相床气体体积流率s m V /178

.227336001

9434.2222203=?????=

取稀相床线速0.5m/s 则稀相床直径为m d 6.65

.0785.017

=?=

采用稀相床层衬里后内径为7000mm 则稀相床实际线速为: s m v /44.07

785.017

2

=?=

（3）床层上净空

参照玉门炼厂试验数据选取~11m （4）催化剂停留时间

停留时间, min 8.3530

60

6.3360=?=?=

循环量藏量τ

（5）体积烧焦强度

体积烧焦强度=生焦量(kg/h)/密相床体积(m 3)=4875/120=40.6kg/m 3·h 6、催化剂输送管线及分布板

（1）溢流管顶直径

催化剂循环量，G=530000kg/h=147.2kg/s 溢流管密度取370kg/m 3

催化剂体积流率=147.2/370=0.398m 3/s 取顶部最大流速为0.24m/s

则溢流管顶部面积为, F=0.398/0.24=1.66m 2

直径为, m d 45.1785

.066

.1==

采用直径1.8m, 则顶部流速为: w=0.398/(0.785×1.82)=0.156m/s （2）溢流管顶槽口

槽口宽50mm ，高600mm ，面积0.03m 2 溢流管顶催化剂压头由下式计算:

67

.03

3)()/(/,105??

???????=英寸堰长英尺磅床层密度分吨最大循环量h

循环量=530×1.1=583短吨/时=9.71短吨/分

床层密度280kg/m 3=17.5磅/英尺

3 堰长=2×40=80英寸

)6(2727.107.34)80

5.1771.9105(67.067

.03英寸英寸>===??

?=mm h

所以取槽口开孔面积为溢流管顶面积的50%

则槽口总面积为, F=1.82×0.785×50%=1.27m 2

开槽口总数=1.27/0.03=42条 实际开槽口40条 （3）再生待生催化剂斜管

采用斜管衬里后内径为584mm 催化剂循环量530000kg/h

催化剂质量流速=530000/(0.785×0.5842)=2000000kg/h ·m 2 取再生斜管密度200kg/m 3

催化剂管内流速=2000000/(200×3600)=2.78m/s 取待生斜管密度400kg/m 3

催化剂管内流速=2000000/(400×3600)=1.39m/s （4）分布板开孔

取分布板压降△P=0.1kg/cm 2=1000 kg/m 2 取颂板下温度t=250+273=523 K

分布板下压力P=2.8+6.7×280×10-4+0.1=3.088 kg/m 2 通过分布板的风量为712Nm 3/min

即: s m Q /36.7273

088.3601

5237122=????=

空气密度3/32.2523

088

.327342700112853200m kg =??+=

ρ

按式: g

W N P 22ρ

??=?

通过分布板的空气速度:

ρ

???=

N P

g W 2 取N=2.2

s m W /6232

.22.21000

81.92=???=

所以分布板开孔面积为: F=Q/W=7.36/62=0.119m 2

按φ15开孔, 则开孔数论为: n=0.119/(0.0152×0.785)=673个

实际分布板开孔为: φ15,656个; φ25,4个

实际开孔面积=656×0.785×0.0152+4×0.785×0.0252=0.118m 2

分布板直径为4.83m

分布板开孔率=0.118/(0.785×4.832)=0.646% 7、旋风分离系统

（1）旋风分离器入口线速

总湿烟气量=2220kgmol/h 气体体积流率17m 3/s

旋分器一级入口截面积 0.305×0.71=0.217m 2 旋分器二级入口截面积 0.288×0.686=0.197m 2 采用5组旋风分离器.

则一级入口线速W1=17/(5×0.217)=15.6m/s 二级入口线速W2=17/(5×0.197)=17.2m/s

增加旋风分离器级间冷却蒸汽1210kg/h, 二级旋风分离器入口线速为:

入口气体体积,s m V /2.173600

2738.21

4.22929)18/12102220(3?????+=

二级入口线速W2=17.2/(5×0.197)=17.5m/s （2）旋风分离器压力降

①一级旋风分离器的压降△P1 △P1=(KD T +3.4D V )×W12/2g W1——一级入口线速，15.6m/s G ——重力常数, 9.8 K ——速度函数, 1.8

D T ——介质和催化剂的密度 D V ——介质密度

3/0.13600

177372

536533600m kg D V =?+=?+=

介质体积水汽量烟气量

取入口处催化剂密度为10kg/m 3

则D T =10+1.0=11 kg/m 3

242

2/0288.010)0.14.3118.1(8

.926.15)4.3(211m kg D KD g W P V T =??+??=+=?

②二级旋风分离器的压降△P 2

)6.11(22

22V D g

W P =?

3/0.13600

2.171210

737253653m kg D V =?++=

22

222/018.0)0.111(8

.925.17)6.11(2cm kg D g W P V =??==?

③一、二级旋风分离器总压降ΔP

ΔP=ΔP 1+ΔP 2=0.0288+0.018=0.0468kg/cm 2 （3）料腿长度计算 ①一级料腿长度

静压头

密相床静压头 6×280=1680kg/m 2 稀相床静压头 208kg/m 2 旋风分离器压降 288 kg/m 2

以上三项小计: 1680+208+288=2176 kg/m 2 取一级料腿密度 480 kg/m 3

一级料腿当量长度=2176/480=4.53m

一级料腿应取长度=4.53+4.53×0.35=6.11m 实际长度为15301mm

②二级料腿长度

静压头

稀相床静压头 208kg/m 2 取翼阀压降 35 kg/m 2

旋风分离器压降 468 kg/m 2

密相床静压头 1.314×280=368kg/m 2

以上四项小计: 208+35+468+368=1079 kg/m 2 二级料腿当量长度=1079/480=2.25m 二级料腿应取长度=2.25+0.9=3.15m 实际长度为10501mm

（4）负荷情况

进入一级旋风分离器的催化剂量为： ρ×V=10×17=170kg/s=612吨/时

进入每一组旋风分离器的催化剂量=612/5=122.2吨/时 一级料腿采用φ426×12管子

管子截面积=0.785×0.4022=0.127m 2

质量流速=122200/（3600×0.127）=268kg/m 2·s 进入二级旋风分离器的催化剂若为一级的10% 二级料腿采用φ168×10管子

管子截面积=0.785×0.1482=0.0172m 2

二级料腿质量流速=122200×0.1/（3600×0.0172）=198kg/m 2·s

（5）催化剂损失

催化剂单耗按0.6公斤/新鲜原料吨

每小时为0.6×75=45公斤/时=1080公斤/天 损耗率=45/612000=0.00735%

旋风分离器回收率=100-0.0074=99.9926% 8、双动滑阀

考虑双动滑阀有三种不同的操作。

正常流量：在设计负荷下操作不用紧急水

最大流量：在最大烧焦负荷下操作，由于二次燃烧而动用喷水及旋风分离喷入最大蒸汽量。 最小流量：由于二次燃烧而将烧焦空气切断，动用稀相喷水，并且吹入事故蒸汽，此时单动滑阀切断。 （1）正常流量

考虑旋风分离器喷蒸汽降温14℃，即烟气从670℃降至656℃。 干烟气1810kmol/h=53653kg/h

水蒸汽532 kmol/h=9582kg/h （见水平衡）

两项小计：1810+532= 2342kmol/h=53653+9582=63235kg/h 滑阀前压力P 1=2.8-0.0468=2.7532kg/cm 2=39.1英磅/英寸2 滑阀后压力P 2=2.7532-0.6=2.1532kg/cm 2=30.5英磅/英寸2

烟气体积流率h m V /645007532

.2273)

656273(23424.223=++??=

烟气密度, ρ=63235/64500=0.982kg/m 3 烟气分子量,M=63235/2342=27 滑阀前温度,T 1=1212+460=1672o R 压缩因数,μ=1

烟气流量W=63235×2.2/3600=38.7磅/秒 绝热指数,k=1.38

设d/D=0.38, Cd=0.66

Rc=P 2最小/P 1=0.615, P 2最小=Rc ·P 1=0.615×39.1=24.0磅/英寸2

P 2最小

159.096

.536

.838.11.395.301.391211==?-=-=?k P P P k P P Y 1=0.925

35

.209829.07

.38925

.066.0161.07

.38161.01

1672271.396.8)(1

1

1121?=

??=

=

???-μT M

P P P d Y C W

d

=13.0英寸=0.33m

d/D=0.33/0.87=0.38, 与假设一致, 计算正确. 滑阀开孔面积=0.785×0.332=0.0855m 2 滑阀全开面积=0.785×0.4042=0.128m 2 正常双动滑阀开度=0.0855/0.128=66.8%

（2）最大流量

主风机最大流量51000Nm 3/h=2280kmol/h 烟气量2280 Nm 3/h=2518kmol/h

其中: 干烟气量=1810×2510/(1810+532)=2020 kmol/h=60000/kg/h

水蒸汽量=2510-2020=490 kmol/h=8810/kg/h 另: 级间喷汽最大=556 kmol/h=10000/kg/h 集气室穹顶蒸汽118 kmol/h=2500/kg/h 紧急喷水408 kmol/h=7350/kg/h 小计 3592kmol/h=88660/kg/h

烟气平均分子量M=88660/3592=24.6 烟气量W=88660×2.2/3600=54.2磅/秒 烟气温度 T 1=670℃=1238o F=1698o R 压缩因数,μ=1

滑阀上游压力P 1=2.8-0.1=2.7kg/cm 2=38.41英磅/英寸2 滑阀下游压力P 2=2.7532-1.6=2.1kg/cm 2=30.0英磅/英寸2 绝热指数,k=1.38

设d/D=0.46, Cd=0.7

Rc=P 2最小/P 1=0.63, P 2最小=Rc ·P 1=0.63×38.4=24.2磅/英寸2 P 2最小

159.099

.524

.838.14.38304.381211==?-=-=?k P P P k P P Y 1=0.92

23816

.210368.02

.5492

.07.0161.02

.54161.01

16986.244.384.8)(1

1

1121=?=

??=

=

???-μT M

P P P d Y C W

d

=15.4英寸=0.392m

d/D=0.392/0.87=0.45, 与假设近似, 计算正确. 滑阀开孔面积=0.785×0.3922=0.12m 2 滑阀全开面积=0.785×0.4042=0.128m 2 正常双动滑阀开度=0.12/0.128=93.8%

（3）最小流量

最小流量包括下列各项: 主风事故蒸汽 8000kg/h 稀相喷水 7350 kg/h 旋风分离器蒸汽 6000 kg/h 穹顶蒸汽 2500 kg/h 小计 23850 kg/h

气体流量W=23850×2.2/3600=14.6磅/秒 气体分子量,M=18

烟气温度,T 1=1238+460=1698o K 压缩因数,μ=1 绝热指数,k=1.31

为了安全泄放, 滑阀在最小的位置, 压力将上升至容器长期安全工作压力的110%, 在此压力下主风机空气流率将是零。

滑阀上游压力P 1=4.0kg/cm 2=56.7英磅/英寸2 滑阀下游压力P 2=1.15kg/cm 2=16.3英磅/英寸2 设d/D=0.22, 查图Cd=0.625 Rc=P 2最小/P 1=0.595

P 2最小=Rc ·P 1=0.595×56.7=33.7磅/英寸2 P 2最小>P 2 计算取P 2最小

31.028.742331.17.567.337.561211==?-=-=?k

P P P k P P 最小 查图Y 1=0.885

5.4932

.308905.06

.14885

.0625.0161.06

.14161.01

1698187.5618)(1

1

1121=?=

??=

=

???-μT M

P P P d Y C W

d

=7.03英寸=0.178m

d/D=0.178/0.87=0.205, 与假设相近, 计算正确. 滑阀开孔面积=0.785×0.1782=0.0248m 2 实际采用最小开孔面积=0.0252m 2

9、辅助燃烧室

（1）在装置开工升温用空气量为600Nm 3/min

湿空气量600Nm 3/min =1600kmol/h

h kg h kmol /44700/1550034

.011600

1==+=+=

干空气水汽

湿空气干空气 水蒸汽=1600-1550=50kmol/h=900kg/h 空气入口温度170℃, 出口温度580℃

热负荷Q=44700×0.26(580-170)+900×0.5(580-170)=476×104+18.9×104=494×104

kCal/h 装催化剂时湿空气量550Nm 3/min=1470kmol/h 干空气量=1470/1.034=1420kmol/h=40500kg/h 水蒸汽量=1470-1420=50 kmol/h=900kg/h 空气入口温度170℃, 出口温度620℃

热负荷Q=40500×0.26(620-170)+900×0.5(620-170)=474×104+20.2×104=494.2×104

kCal/h （2）一次二次风量的分配

①控制炉膛温度1000℃所需一次风量

min /296/17750/22900)

1701000(26.0102.494334

1Nm h Nm h kg V ===-?=

二次风量，V 2=600-296=304Nm 3/min

②装催化剂时总空气量550Nm 3/min=1470kmol/h

一次风量，min /296/17750/22900)

1701000(26.0102.494334

1Nm h Nm h kg V ===-?=

二次风量，V 2=550-296=254Nm 3/min ③正常时主风量712 Nm 3/min

一次风量，V 1=296Nm 3/min 二次风量，V 2=416Nm 3/min （3）燃烧室环形空隙

环隙处压力，P 环=2.8+0.0208+0.187+0.1=3.108kg/cm 2(绝)

环隙处温度, T 环=443 o K 二次空气流量=296×443×1/(273×3.108)=2.57m 3/s 环隙处空气流速为10m/s 环隙截面积=2.57/10=0.257m 2

设计采用环隙截面积为0.416m 2

（4）燃烧室尺寸

燃烧室尺寸示意图如图1所示。 炉膛热强度选250×104kCal/h ·m 3 则炉膛体积=500×104/250×104=2m 3

燃烧室总高度2219mm 图1 燃烧室尺寸示意图 燃烧室直径φ992/φ1054

则炉膛体积=0.785×0.9922×0.347+0.785×1.0542×1.872=0.268+1.63=1.898m 3

燃烧室耐火砖厚113mm, 石棉厚10mm, 金属壁厚10mm,则燃烧室金属外径为1312mm 。 （5）炉体外径

由环形面积公式

)(4

22环炉环d d S -=

π

m d S d 5.125.2312.114

.341

.04422

==+?=

+=

燃环

炉π

（6）一次风、二次风管径

一次空气量296Nm 3/min=17800Nm 3/h

空气体积流量，s m V /58.2108

.327336001

)170273(178003=???+=

一次风流速22m/s 一次风管径, m d 39.0785

.022

/58.21==

选用管径D g 400

二次空气量416Nm 3/min=25000Nm 3/h 空气体积流量，s m V /6.3108

.327336001

)170273(250003=???+=

二次风流速21m/s 二次风管径, m d 462.0785

.021

/6.31==

选用管径D g 500

四、提升管反应器系统 1、水平衡及物料平衡 （1）水平衡

提升管反应器系统水平衡见表6。

表6 提升管反应器系统水平衡

（2）物料平衡

提升管反应器系统物料平衡见表7。

2、原料油预热温度的计算

作反应系统热平衡 供热方：

（1）热催化剂自再生器带入热量Q 1

Q 1=530×0.262(670-510)×103=2220×10-4kCal/h （2）焦炭吸附放热，Q2

Q 2=3481×104

×11.5%=401×10-4kCal/h （3）催化剂带入惰性气及水汽放热, Q3

Q 3=885×0.26(670-510)+88×0.5(670-510)=3.7×104+0.7×104

=4.4×10-4kCal/h

总放热, Q 放=Q 1+Q 2+Q 3=(2220+401+4.4)×104=2625.4×104

kCal/h 耗热方: （1）反应热, Q4

附加热=0.6×进料量×残碳%=0.6×75000×0.23=103kg/h

可汽提碳=催循环量×0.02%=530×103

×0.02=106kg/h 催化碳=4485-(103+106)=4276kg/h

根据玉门炼油厂提升管催化裂化装置标定数据, 取每公斤催化碳反应热2300kCal/kg 催化碳。

反应热Q4=2300×4276=985×10-4kCal/h （2）水蒸汽吸热，Q 5

Q 5=(2250+1960+530+294+216)×0.5(510-300)+(172+150+18+87+36+48+48)×0.5(510-250) =55.1×10-4+7.3×10-4=62.4×10-4kCal/h （3）热损失, Q6

取Q 6=75×10-4kCal/h （4）原料油汽化吸热, Q 7

Q 7=90000(377-q L

t )

总进料9.020

4≈d ,查得377510=g

q kCal/kg

Q 7=90000(377-q L

t )=3390×10-4-9q L

t ×10-4 kCal/h 总耗热, Q 耗=Q 4+Q 5+Q6+Q 7

=(985+62.4+75+3390)×10-4-9q L t ×10-4=4512.4×10-4-9q L

t ×10-4 kCal/h

由: 总供热=总耗热

则: 2625.4×104=4512.4×10-4-9q L t×10-4

所以: q L t=(4512.4-2625.4)/9=210kCal/kg

查图得原料预热温度t=350℃

3、提升管反应器的计算

根据石油化工研究院综合研究所中型试验推荐数据:

提升管停留时间取~4s.

提升管体积处理能力陈~3吨新鲜原料/米3·时.

提升管设计分两段.

设取上段直径ф1000,长22000; 下段直径ф900,长10000.

（1）各处线速度

①新鲜原料入口线速

1）进入提升管下段的物料

进入提升管下段的物料见表8。

2）求新鲜进料喷入口温度

作提升管下段热平衡. 设进料喷入口温度为560℃. 升管下段热平衡见表9.

表9 升管下段热平衡

供热≈耗热, 所设560℃正确。

3）进入提升管下段物料气体体积流率

提升管中催化剂平均密度设取36kg/m 3。 提升管长32米.

则提升管底喷嘴处压力为:

P ≈2.5+36×32×10-4=2.61kg/cm 2(绝)

体积流率, s m V /9.261

.236002731

)560273(4.228.3993=???+?=

下入

4）新鲜原料入口线速

w 下入=V 下入/F 下=2.9/(0.785×0.92)=4.6m/s ②提升管上段出口线速 1）提升管上段出口的物料

进入提升管上段出口的物料见表10。

2）提升管出口油气体积

s m V /1.85

.227336001

)510273(4.223.11333=???+?=

上出

3）提升管上段出口线速

s m F V w /3.101

785.01

.82

=?=

=

上

上出上出 ③提升管下段出口线速 1）提升管下段出口物料

取提升管下段转化率50%计算。

则：油气mol 流率=[904.5-(22+19.7)]/2=862.8/2=431.4kmol/h 水蒸汽mol 流率=168kmol/h 烟气mol 流率=29.8kmol/h

未转化原料mol 流率=75000×50%/370=101kmol/h 合计=431.4+168+29.8+101=730.2kmlo/h 2）下段出口油气体积流率

取提升管上段平均密度为25.4kg/m 3, 提升管上段长22m. 则下段出口处压力=2.5+25.4×22×10-4=2.556kg/cm 2.

气体体积流率为, s m V /25.5556

.22733600)

535273(4.222.7303=??+?=

下出

3）下段出口线速

w 下出=5.25/(0.785×0.92)=8.24m/s ④提升管上段入口线速 1）上段入口油气mol 流率

由下段进入油气730.2kmol/h 回炼油22.0kmol/h 油浆19.7kmol/h

回炼油浆雾化蒸汽375/18=20.8kmol/h 起动蒸汽口吹扫蒸汽87/18=4.8kmol/h

合计=730.2+22.0+19.7+20.8+4.8=797.5kmol/h

气体体积流率, s m V /75.5556

.22733600)

535273(4.225.7973=??+?=

上入

2）上段入口线速

w 上入=5.75/(0.785×12)=7.3m/s

（2）提升管停留时间

①提升管下段对数平均线速 w 下入=4.6m/s w 下出=8.24m/s

s m w /2.6582

.064

.3ln 6.424.86.424

.8==-=

下平 ②提升管上段对数平均线速

w 上入=7.3m/s