卢春喜反应—再生系统工艺计算
最新万吨年催化裂化反应—再生系统计算
万吨年催化裂化反应—再生系统计算摘要催化裂化装置主要由反应—再生系统、分馏系统、吸收稳定系统和能量回收系统构成，其中反应—再生系统是其重要组成部分，是装置的核心。
设计中以大庆原油的混合蜡油与减压渣油作为原料，采用汽油方案，对装置处理量为250万吨/年（年开工8000小时）的催化裂化反应—再生系统进行了一系列计算。
根据所用原料掺油量低，混合后残炭值较低，其硫含量和金属含量都较小且由产品分布和回炼比较小，抗金属污染能力强，催化剂的烧焦和流化性能较好及在此催化剂作用下，汽油辛烷值较高这些特点，故采用汽油方案。
设计中，采用了高低并列式且带有外循环管的烧焦罐技术，并对烧焦罐式再生器和提升管反应器进行了工艺计算，其中再生器的烧焦量达32500㎏/h，烧焦罐温度为680℃，稀相管温度为720℃，由于烟气中CO含量为0，则采用高效完全再生。
在烧焦罐中，烧焦时间为1.8s，罐中平均密度为100㎏/m3，烧焦效果良好。
在提升管反应器设计中，反应温度为505℃，直径为1.62 m，管长为29 m，反应时间为3s，沉降器直径为2 m，催化剂在两器中循环，以减少催化剂的损失，提高气—固的分离效果，在反应器和再生器中分别装有旋风分离器，旋风分离器的料腿上装有翼阀，在提升管和稀相管出口处采用T型快分器。
由设计计算部分可知，所需产品产率基本可以实现。
关键词：催化裂化，反应器，再生器，提升管，烧焦罐，完全再生AbstractThe catalytic cracker constitutes reaction-regeneration system、fraction system、 absorption-stabilization system and power-recovery system. The most important and core part of the unit is reaction-regeneration system. The DaQing Crude wax oil and vacuumdistillation residue are taken as feedstock. This paper is a series of processing calculation mainly about reaction-regeneration system. With gasoline scheme, capacity is designed to be 150 Mt/a under the condition of 8000 hours’ operating time.After being mixed the contents of blending residuum, sulphur and metal as well as the carbon residue in feedstock are low. As the even distribution of product, superior properties of resisting metal pollution and the catalyst’s coke burning and fluidization as well as the higher octane number of gasoline with the function of this catalyst, the gasoline scheme are taken.In the design, technology of coke-burning drum with outsider-circulation tube is applied. The drum is of high-low parallel style. The processing calculation is about reproducer of coke-burning drum style and riser, coke-burning capacity is 32500㎏/h, the temperatures of coke-burning drum and dilute phase riser are respectively 680℃and 720℃. Accounting that there is no carbon monoxide in off-gase. The high efficient regeneration is applied. In the coke-burning drum, the scorching time is 1.8s and its average density is 100 ㎏/m3, thus the effect of coke-burning is good. The temperature of riser is 505℃. Its diameter is 1.62m and the length is 29m. While its reaction time is 3s and the diameter of settling vessel is 2m. Catalysts circulate in the drum and reactor. In order to reduce the loss of catalyst and improve the effect of gas-solid separation, cyclones are equipped in both reactor and reproducer. There is trickle vavle on the dipleg of the latter, whilethe T-rapid separation unit is fitted in the exit of riser and dilute phase riser. From the date, the unit can substantially reach the required yield. Keywords: Catalystic cracking, Reactor, Reproducer, Riser, Coke-burning drum毕业设计（论文）原创性声明和使用授权说明原创性声明本人郑重承诺：所呈交的毕业设计（论文），是我个人在指导教师的指导下进行的研究工作及取得的成果。
年产20万吨乙烯MTO反应器与再生器的设计
20万吨/年乙烯MTO反应器与再生器的设计总计：毕业论文41页表格：17表插图：7幅指导老师：赵启成评阅人：完成日期：2012.摘要资源是人类社会发展的物质基础，环境是人类赖以生存的基本条件。
采用合理的手段利用资源保护环境是当今化工研究的重点，也是人类面临的挑战。
基于对我国国情及资源种类考虑，研究MTO技术将是我国化工生产烯烃产物的理想道路。
通过调查和查阅有关的数据表明，MTO技术中的反应装置的设计是目前较为前沿的技术，大多都是将FCC中的流化床反应器应用于该工艺中。
本设计的内容主要包括反-再系统的工艺计算、反应器的结构设计及其强度校核三个部分。
首先利用Aspen plus软件对反—再系统进行模拟计算，得到物料及热量衡算结果。
再根据计算结果并结合大连物化所研究的催化剂SAPO-34的反应条件及相关数据，对MTO过程中的流化床反应器和再生斜立管进行工艺设计，得出流化床反应器的高度和直径。
最后依据反应物和产物的物理性质、化学性质、反应条件及设计参数，对反应器进行结构设计及强度校核。
最终设计得到一套20×104t/a的MTO反应装置。
关键词：MTO，流化床反应器，SAPO-34催化剂，结构设计。
AbstractResource is the material basis of social development, the environment is the basic condition of survival. Reasonable of resources is the focus in the study of chemical industry, is also face the challenge of human beings.Based on China’s national conditions and resource type consideration, research MTO technology will be the country’s chemical production olefins product ideal road. Trough the survey and consult relevant data show that the reaction in the device MTO technology design is now more forward technical, mostly in the FCC is reaction device used in the fluidized bed process.This design content mainly includes the process calculation, the system to the reactor structure design and strength check three parts. First, the Aspen plus software for simulate reaction regeneration system, and get material and heat calculation results. Then through the calculation results and combining with the catalyst SAPO-34 reaction conditions of Dalian institute of chemical and the related data, to the MTO process of fluidized bed reactor and regeneration inclined stand pipe process design, draw the fluidized bed reactor height and diameter. The last, based on the physical properties of reactant and product, chemical properties, the reaction conditions and the design parameters, the structure design of reactors and strength check. The final get a set of 20×104t/a reaction of the MTO device.Keyword: MTO, fluidized bed reactor, SAPO-34 catalyst, structure design.目录摘要 (i)Abstract .......................................................................................................................... i i 1. 绪论 (1)1.1. 历史简述 (1)1.2. 能源形势 (2)1.3. 流化床的优缺点 (3)2. 工艺过程设计 (5)2.1. 工艺条件 (5)2.1.1. 反应温度对过程的影响 (5)2.1.2. 空速对过程的影响 (5)2.1.3. 甲醇浓度对过程的影响 (5)2.1.4. 催化剂的再生研究 (6)2.1.5. 设计条件参数 (6)2.2. 过程设计 (7)2.2.1. 技术方案 (7)2.2.2. 工艺计算 (7)2.2.3. 生产工艺流程 (10)3. 反应-再生系统的工艺设计 (11)3.1. 直径的确定 (11)3.2. 高度的确定 (12)3.3. 关键部件的确定 (14)3.3.1. 分布板 (14)3.3.2. 内部构件 (17)3.3.3. 流化床料腿 (18)3.3.4. 气固分离器 (18)4.反应-再生系统的机械设计 (21)4.1. 材料选择 (21)4.2. 壁厚设计 (21)4.3. 质量载荷计算 (22)4.4. 塔的自振周期 (25)4.5. 地震载荷计算 (26)4.6. 风载荷和偏心弯矩计算 (27)4.7. 各种载荷引起的轴向应力 (30)4.8. 危险截面强度和稳定性校核 (31)4.9. 水压试验应力校核 (32)4.10. 基础环设计 (34)4.11. 地脚螺栓设计 (35)4.12. 设计一览表 (36)5.小结 (39)鸣谢 (40)参考文献 (41)1.绪论1.1.历史简述资源是人类社会发展的物质基础，环境是人类赖以生存的基本条件。
《炼油技术与工程》2011年1—12期分类索引
马书涛 （ ８—２ ） ６
傅 钢 强 （９一 １ ）
延迟焦化装置提高负荷率 的瓶颈分析及对策
一
Ⅱ 一
２ １ 年《 ０ １ 炼油技 术与工程》 分类索弓 连续重整装置预加氢反应器压力降分析及解决方案
闰德 兴等 （ ９—５）
夏佳兴 张 奎 山 马 强 （ ３—２ ３）
高导 电性高酸原油 电脱盐工艺研究
电脱盐罐 内钙渣沉积的分析及对策
张海兵 甄新平 马 忠庭等 （ ０— ８ １ ２） 朱 军 （ ０— １ １ ３）
脱丙烯干气带液的原因及对策
马献 波
聚丙烯粒料气力输送设计计算
高空速条件下生产符合欧 Ｖ排放标准清洁柴油的工业
柴油超深度 加氢脱硫机理及氮化物影响 的研究进展 弹丸焦生产 方案 的经济效益和实施措施
夏少青 耿 庆光 李学华 李 步
催化裂化汽油选择性加氢装置的设计与开工 王德会 （ ４—２ ４） 黄 占修 （ ５—１） ４ ｔａ硫回收联合装 置烧 氨实践 ０ｋ ／
加 工工 艺
２ ２Ｍｔａ ． ／ 连续重整装置的设计与开工
张 欣 （ ４—３ ９）
板式空气预热器 内部流场数值模拟与结构优化 炼油厂高温烃泵机械密封的设计选用探讨 丙烷泵机械密封系统的选用
潘从 锦 张 兴 明 木合塔 尔等 （ ４—４ ４）
邵 以华 （ ５—１ ８）
独山子石化分公司氢网压力波动分析和改进措施
任 斌 （ ０— ２ １ ２）
李 汩 王 雷 （ ８—１ ） ８
金 陵连续重整装置长周期运转 的问题及对策
张延雪 （ ８—２ ） ２
加氢裂化装置掺炼劣质催 化裂 化柴油技术 的应用
徐光 明 于长青 （ ４—１）
催化裂化后反应系统快分的研究进展
催化裂化后反应系统快分的研究进展刘梦溪;卢春喜;时铭显【摘要】催化裂化后反应系统对装置的产品收率、分布和长周期运转具有重要的意义，提升管出口快分是后反应系统的核心装备。
对近年来我国催化裂化后反应系统快分的基础研究、开发和工业化进行了回顾，对关键几何结构和尺寸对不同类型快分内两相流场、分离效率和压降的影响进行了总结和分析。
为减少油剂接触时间并尽快引出油气，将提升管出口粗旋和一个预汽提器耦合起来并形成了FSC和CSC系统。
系统内设置了多个内构件以消除旋进涡核的摆动效应并减弱底部预汽提蒸汽对旋分流场的影响。
针对内提升管进而提出了包含旋流头和封闭罩的VQS系统。
优化结果表明，带有向下旋转的长臂的旋流头具有更加优越的性能。
此外，数值模拟结果显示在臂出口存在严重的短路流现象，导致分离效率显著下降。
为解决这一问题，增设了一个环形盖板和隔流筒，从而形成了SVQS系统。
结果表明，对平均粒径18μm的滑石粉SVQS系统的分离效率提高了约30%，与此同时压降仅增加不到400 Pa。
为了进一步缩短油剂在分离器内的分离时间，提出了一种新型SRTS快分，该快分能够将分离时间缩短到1 s以内，与此同时分离效率仅略低于旋风分离器。
%A post-riser system in RFCC unit has a significant influence on product yield and distribution, as well as long term operation of the unit. Quick separators are the core equipment of the system. The fundamental research, development and commercialization of quick separators of post-riser system in China were reviewed. The influence of key geometric configuration and size on the two-phase flow field, separation efficiency and pressure drop were also analyzed and discussed. In order to reduce the contact time of catalyst and oil gas and to dischargeoil gas as soon as quickly, a rough cut cyclone was coupled with a pre-stripper. Internals were mounted in the system, which were also called FSC and CSC system, to diminish the fluctuating processing vortex core and to reduce the influence of pre-stripping steam. Then a post-riser system called VQS was proposed, which included a vortex quick separator and an isolated shell. The study was conducted to optimize the geometric configuration of the separator, and the one with long and downward spiral arms was found to have excellent performance. Furthermore, the simulation results showed that severe short cut flow occurred in the vicinity of the exit of arms, leading to significant drop of separation efficiency. Then, a new system called SVQS was proposed by adding an annular cover and a tube into the system. As a result, the separation efficiency considerably increased about 30%for 18μm talc, meanwhile the separation pressure drop raised only 400 Pa. In order to reduce the separation time, a quick separator was proposed and optimized. The separation time was reduced to less than 1 s, and separation efficiency was closed to 75% for 44μm talc, which was slightly lower than separation efficiency of cyclone.【期刊名称】《化工学报》【年(卷),期】2016(067)008【总页数】13页(P3133-3145)【关键词】流态化;多相流;分离;催化裂化;后反应系统【作者】刘梦溪;卢春喜;时铭显【作者单位】中国石油大学北京重质油国家重点实验室，北京 102249;中国石油大学北京重质油国家重点实验室，北京 102249;中国石油大学北京重质油国家重点实验室，北京 102249【正文语种】中文【中图分类】TQ052.5催化裂化是我国炼油工业最重要的二次加工工艺，生产了国内约75%的汽油、30%的柴油和40%以上的丙烯。
荆门催化裂解装置催化剂磨损和跑剂的控制
该装置第二周期运转( 1999 年 10 月起) 以来, 平衡催化剂细粉含量增加较快。0~ 20 m 细粉由 1. 2% 增加到 5. 4% , 20~ 40 m 细粉由 19. 4% 增到 27. 0% , 平均粒度由 60. 5 m 降到 52. 5 m( 表 1) 。
表 1 平衡催化剂筛分组成
第一周期旋风分离器入口线速也比较高, 但由 于平衡催化剂细粉少, 跑剂量仅 0. 3~ 0. 6 kg/ t; 而 在相同的旋风分离器入口线速下, 第二周期由于平 衡催化剂细粉超高, 再生跑剂达到 1 kg/ t 以上。说 明旋分器入口细粉含量和跑剂量是成正比的关系。 3 磨损控制 3. 1 提升管原料喷嘴线速过高的控制
27
70% 下降到 30% 以下, 再经过回炼油喷嘴与回炼 油反应后, 活性降得更低, 到达油浆喷嘴时, 过低的 活性不能保证油浆的裂化效果, 使得富含稠环芳烃 的油浆以热裂化缩合生焦为主, 故油浆喷嘴处结焦 比较严重, 提升管流通面积缩小, 线速增大。
解决油浆喷嘴结焦的方法除了清焦以外, 简单 有效的办法是降低油浆回炼量或停止回炼, 即逐步 做到单程转化。将油浆回炼量和回炼比降到 5 t / h 和 0. 05 以下, 今后当掺渣率上升时, 还要停止油浆 回炼。 3. 4 再生二密床内分布环过孔线速过高的控制
2001 年 12 月
石油炼制与化工 PETROLEUM PROCESSING AND PETROCHEM ICALS
冷再生催化剂循环方法以及催化裂化反应再生系统[发明专利]
![冷再生催化剂循环方法以及催化裂化反应再生系统[发明专利]](https://img.taocdn.com/s3/m/e6fc74e6b8f3f90f76c66137ee06eff9aff8497e.png)
(10)申请公布号 CN 102649912 A(43)申请公布日 2012.08.29C N 102649912 A*CN102649912A*(21)申请号 201210152931.4(22)申请日 2012.05.16C10G 11/18(2006.01)(71)申请人中国石油大学(北京)地址102249 北京市昌平区府学路18号(72)发明人刘梦溪 卢春喜 王祝安 范怡平(74)专利代理机构北京三友知识产权代理有限公司 11127代理人李景辉(54)发明名称冷再生催化剂循环方法以及催化裂化反应再生系统(57)摘要本发明提出一种催化裂化反应再生系统和一种冷再生催化剂循环方法。
所述催化裂化反应再生系统包括：提升管反应器、预提升段、再生器、取热器和气固环流混合汽提器，所述气固环流混合汽提器用于再生形式的流化催化裂化过程中混合不同温度的第一种固体颗粒和第二种固体颗粒，并汽提掉混合后的固体颗粒夹带的烟气和空气，第一种固体颗粒为低温催化剂或低温待生剂，第二种固体颗粒为高温催化剂。
所述冷再生催化剂循环方法将来自所述取热器的第一种固体颗粒与来自所述再生器的第二种固体颗粒在如前面所述的气固环流混合汽提器中混合换热并同时汽提掉夹带的烟气和空气，形成混合催化剂后进入所述预提升段。
(51)Int.Cl.权利要求书3页 说明书15页 附图9页(19)中华人民共和国国家知识产权局(12)发明专利申请权利要求书 3 页 说明书 15 页 附图 9 页1.一种催化裂化反应再生系统，所述催化裂化反应再生系统包括：提升管反应器、预提升段、再生器、以及设置在所述再生器外的取热器，其特征在于，所述催化裂化反应再生系统还包括：设置在提升管反应器和预提升段之外的气固环流混合汽提器，所述气固环流混合汽提器用于流化催化裂化过程中混合不同温度的第一种固体颗粒和第二种固体颗粒，并汽提掉第一种固体颗粒和第二种固体颗粒夹带的烟气和空气，第二种固体颗粒的温度高于第一种固体颗粒的温度；所述气固环流混合汽提器包括：具有内腔的筒体(7)、设置在所述筒体的内腔中并与所述筒体同轴布置的导流筒(6)、位于所述筒体(7)与所述导流筒(6)之间的环隙空间底部的环隙气体分布器(3)、位于所述筒体中并位于所述导流筒(6)之下的导流筒气体分布器(11)、伸入到所述筒体(7)内腔中的气体出口、所述筒体(7)下端与锥体(2)连接、设置在所述锥体(2)下方的混合固体颗粒出口(1)、位于锥体(2)底部的并处于混合固体颗粒出口(1)上方的锥体汽提蒸汽环(12)、以及分别连接到所述筒体的内腔中的第一种固体颗粒进入通道和第二种固体颗粒进入通道，第种固体颗粒进入通道连接所述取热器，第二种固体颗粒进入通道连接所述再生器；其中，所述筒体(7)的内腔包括：所述环隙空间和所述导流筒(6)的内部空间，所述环隙气体分布器(3)为环管式气体分布器且环隙气体分布器(3)的开孔与所述环隙空间相连通，所述导流筒气体分布器(11)位于所述导流筒(6)之下并且导流筒气体分布器(11)的开孔与所述导流筒(6)的内部空间连通。
酸再生
200（） 200（所需浓盐酸体积）
按以上规律，如由水得到385L200g/l的混合酸， 可以用185体积的再生酸和200体积的浓盐酸混合得到。
#
• 2、贮酸区操作步骤
打开再生酸段机械密封水加压泵 打开新酸泵、冲洗水泵密封水阀 并调节流量
打开和关闭相应阀门
向冲洗水罐泵水
打开冲洗水泵
#
• 然后启动新酸罐的同时，暂时通 过再生酸罐上的阀门调节新酸量， 通过阀门和流量显示器控制冲洗 水量。随后观察液位显示器在再 生酸罐内配制酸洗用酸。按同样 顺序在另一再生酸罐内配制酸洗 用酸。
三、主要设备简介
• 1、焙烧炉：焙烧炉为立式圆柱型钢结构，内
衬耐火耐酸砖，外面保温，燃烧室成切线布置， 烧嘴燃烧废气在烧嘴相同平面喷入炉中。喷嘴 将浓缩酸从焙烧炉顶部喷入。液化气体，其中 的氯化铁颗粒下降与燃烧废气逆流接触至焙烧 炉下段，被氧化成氧化铁粉。焙烧废气从焙烧 炉顶排除，其含有HCl气体，水蒸气，燃烧废 气和残余气。
#
• 3、准备过程 • 启动前检查酸贮存区和再生装置所有 阀门位置（工业水、应用水）
• （1）打开仪表控制电压 • （2）打开交流电机控制电压 • • 装置的启动可手动或控制室完成，联锁 参考计算机操作规程。
#
• 4、再生装置的启动
• 注意： • 装置首次启动时，不要使用不含铁的 冲洗水，因为废气风机部件材质为钛， 此材质不耐不含铁的HCl。
酸再生
2009.07.08
主要内容
• • • • • • • • 一、历史 二、工艺简介 三、主要设备简介 四、操作 五、装置停工 六、焙烧炉水操作 七、浓酸过滤器的清洗 八、操作时装置检查
#
一 、历史
• 废盐酸再生装置采用的是喷雾焙烧 法也叫鲁斯纳法，是鞍钢集团八十 年代从奥地利引进的技术，经多次 小范围修改后，更适应了我国的情 况直到今天。
《植物细胞工程》word版
HUAZHONG AGRICULTURALUNIVERSITY烟草叶片愈伤组织诱导与植株再生的研究Research on Callus Induction and PlantRegeneration of Tobacco Leaves姓 名: 黄金波CANDIDATE ： Huang-Jin Bo 学 号: 2012304200510 STUDENT ID ： 2012304200510 课 程: 植物细胞工程实验 CURRICULUM ： Plant Cell Engineering Experiment 班 级: MAJOR: 生技1201班 Biotechnology 1201 指导老师： SUPERVISOR ：柳俊 齐迎春 陈浩Liu-Jun Qi-Ying Chun Chen-Hao中国 武汉 WUHAN ，CHINA二○一四年十二月DEC, 2014烟草叶片愈伤组织诱导与植株再生的研究黄金波华中农业大学生命科学技术学院生技1201班[摘要] [目的]以烟草叶片为材料，通过这次实验，基本掌握植物愈伤组织诱导与植株再生的原理和方法，熟练掌握相关实验操作技术；另外，通过本次实验，完成烟草植株再生，并对比光照和黑暗等不同方法，对诱导愈伤组织状态和诱导率的影响，进行结果分析。
[方法]在无菌条件下，把烟草叶片剪成1cm2大小的小方块，先通过含0.25mg/L NAA和0.25mg/L BA的MS诱导培养基在光照和黑暗条件下诱导培养；三周后，转接到含0.25mg/L NAA和1.0mg/L BA的MS分化培养基中光照培养；两个月后，观察结果，统计分析。
[结果]诱导培养后，在光照条件下和在黑暗条件下培养的均有67.7%的被污染了；用剩下的33.3%全部接种到分化培养基上培养。
结果表明分化率在光照条件下和在黑暗条件下无差别；每个愈伤组织分化芽数在光照条件下明显多于在黑暗条件下诱导；分化芽状态在黑暗和光照条件有一定的区别，分化植株苗在光照和黑暗条件下诱导没有明显区别。
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2.再生器热平衡
（1）烧焦放热（按 ESSO 法计算）
生成 CO2 放热 生成 CO 放热
6156×33873 千焦/公斤碳=2085×104 千焦/时 4104×10258=4210×104 千焦/时
生成 H2O 放热 合计
1140×119890=13667×104 千焦/时 38729×104 千焦/时
二、 提升管反应器的设计-----------------------------------------------------12 1、 基础数据--------------------------------------------------------------------12 2、 提升管直径和长度计算--------------------------------------------------13
表 2——4 再生器物料平衡
入方，公斤/时
出方，公斤/时
干空气
136380
干烟气
137520
水汽
3164
水汽
13424
其中
其中
主风带入 1364
生成水汽 10260
待生剂带入 1300
带入水汽 3164
松动、吹扫 500
焦碳
11400
循环催化剂 1325×103 循环催化剂 1325×103
合计
1475.944×103 合计
3
碳烧成 C O 需要 O2 量=342×1/2=171 千摩/时 氢烧成 H2 O 需要 O2 量=570×1/2=285 千摩/时 理论需氧气量=513+171+285=969 千摩/时=31000 kg/h
理论需Ｎ2 量=969×（79/21）=3650 千摩/时=102200 kg/h 所以理论上干空气量=969+3650=4619 千摩/时
催化裂化反应——再生系统的工艺设计计算主要包括以下几部分： （1）再生器物料平衡，决定空气流率和烟气流率 （2）再生烧焦计算，决定藏量。 （3）再生器热平衡，决定催化剂循环量。 （4）反应器物料平衡、热平衡，决定原料预热温度。结合再生器热平衡决定燃烧油量 或取热设施。 （5）再生器设备工艺设计计算，包括壳体、旋风分离器、分布板（管）、溢流管（淹流 管）、辅助燃烧室、双动滑阀、稀相喷水等。 （6）反应器设备工艺设计计算，包括汽提段和进料喷嘴的设计计算。 （7）两器压力平衡，包括催化剂输送管路。 （8）催化剂贮罐及抽空器。 （9）其它细节，如松动点的布置、限流孔板孔径等。 下面分别对其中的主要内容予以说明：
主风带入水汽
75.9 1364
吹扫、松动蒸汽② 27.8 500
总湿烟气
5361 150944
组成 (mol) %
干烟气 湿烟气
11.1 9.62
7.4
6.45
0.5
0.42
81.0 69.57
100.0
13.93 100.0
①按每吨催化剂带入 1kg 水汽及设催化剂循环量为 1300 吨/时计算 ②粗估算值
(6) 干烟气量 由以上计算已知干烟气中各组分的量如下：
CO2
513 kmol/h
CO
342 kmol/h
O2（过剩）
23.1 kmol/h
Ｎ2 (理论+过剩) 3737 kmol/h
总干烟气量=4615.1 kmol/h
22570 kg/h 9570 kg/h 740 kg/h 104640 kg/h 或 137520 kg/h
还有一点必须强调的是，由于对催化裂化反应、再生过程和流态化等问题还没有完全 认识，因此在工艺设计中常常是依靠经验而不是理论计算。即使有些设计计算可以依靠某 些计算公式或计算方法，但是仍然要十分重视用实际生产数据来比较、检验计算结果。
在工艺设计计算之前，首先要根据国家的需要和具体条件选择好原料和生产方案，例 如主要是生产柴油方案还是生产汽油—气体方案。第二步是参考中型试验和工业生产数据， 制定总物料平衡和选择相应的主要操作条件。
再生条件下 C、H2 燃烧反应热如下：
C + O2
CO2
33873 千焦/公斤碳
C + 1/2O2
CO
10258 千焦/公斤碳
H2 + 1/2O2
H2O
119890 千焦/公斤氢
（2）焦碳脱附热 脱附热=38729×104×11.5%=44.54 ×104 千焦/时
5
(3) 主风由 140℃升温至 650℃需热 ① 干空气升温需热=136380×1.09(650-140)=7.581 ×104 千焦/时 式中 1.09 是空气的平均比热，千焦/公斤. ℃ ② 水蒸汽升温需热=1364×2.07(650-140)=144.0 ×104 千焦/时 式中 2.07 是水汽的平均比热，千焦/公斤. ℃
(10) 再生器热平衡汇总见表 2—3
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表 2——3 再生器热量汇总
入方，104 千焦/时
出方，104 千焦/
焦碳燃烧热 38729
焦碳脱附热
4454
主风升温
7725
焦碳升温
2251
带入水汽升温 102.3
散热损失
597.1
加热循环催化剂 25625.5
合计
38729
合计
38729.0
3． 再生器物料平衡见表 2—4
1475.944×103
4．附注 （1）计算散热损失时可以用本例题中的经验计算方法，对于小装置，用此经验公式会
有较大误差，必要时也可以用下式计算。 散热损失=散热表面积×传热温差×传热系数
其中传热温差是指器壁表面温度与周围大气的温度之差，对有 100 毫米厚衬里的再生 器，其外表温度一般约 110℃。传热系数与风速有关，可查阅有关参考资料，一般情况下可
7
取 71.2 千焦/米 2 散热面.℃.小时。
（2）反应器的热平衡计算与再生器热平衡计算方法类似。通常是由再生器热平衡计算
求得循环催化剂供给反应器的净热量以后，再由反应器热平衡计算原料油的预热温度，从
而决定加热炉的热负荷。反应器热平衡的出、入方各项如下：
(4) 焦碳升温需热 焦碳升温需热=11.4×103×1.097(650-470)=225.1×104 千焦/时 假定焦碳的比热与催化剂的相同，也取 1.097 千焦/公斤. ℃,即 0.262 千卡/公斤. ℃
(5) 待生剂带入水汽升温需热 待生剂带入水汽升温需热=1300×2.16(650-470)=50.5×104 千焦/时 式中 2.16 是水汽的平均比热，千焦/公斤.℃
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(7) 湿烟气量及烟气组成 见表 2—2
组分
表 2——2 流量
分子量
kmol/h kg/h
CO2 CO O2 Ｎ2 总干烟气
513
22570
44
342
957028Βιβλιοθήκη 23.1 74032
37.37 104640 28
4615.1 137520 29.8
生成水汽
570
10260
18
待生剂带入水汽① 72.2 1300
(8) 给催化剂的净热量 给催化剂的净热量=焦碳燃烧热-[第(2)项至第(7)项之和] =38729×104 –(4454+7581+1440+225.1+50.5+51.8+597.1) ×104 =25625.5×104 千焦/时
(9) 催化剂循环量 催化剂循环量 G 的计算 给催化剂的净热量= G×103×1.097(650-470) 即 25625.5×104 = G×103×1.097(650-470) G =1325 吨/时 与假设接近
反应——再生系统工艺计算
石油大学 卢春喜
1998 年 5 月
目录
一、 再生器物料平衡和热平衡计算------------------------------------------2 1．燃烧计算-------------------------------------------------------------------3 2．再生器热平衡-------------------------------------------------------------6 3．再生器物料平衡----------------------------------------------------------8 4．附注------------------------------------------------------------------------10
(6) 吹扫、松动蒸汽升温需热 Q=500（3816-2780）=51.8×104 千焦/时
式中括弧内数值分别为 10 公斤/厘米 2(表)饱和蒸汽和 1.42 巴(表)及 650℃过热蒸 汽的焓。
(7) 散热损失 散热损失=582 千焦/公斤(碳) ×烧碳量(kg/h) =582×855×12=597.1×104 千焦/时
烧氢量=11.4×103×0.1=1.14×103 kg/h =570 千摩/时 ∵ 烟气中 CO2/ CO (体)=1.5 ∴ 生成 CO2 的 C 为：
855×1.5/(1.5+1)=513 千摩/时=6156 kg/h 生成 CO 的 C 为： 855－513=342 千摩/时=4104 kg/h （2）理论干空气量 碳烧成 C O2 需要 O2 量=513×1=513 千摩/时
所以空气的水汽量=136380×0.010=1364 kg/h=75.9 kmol/h
湿空气量=4729.1+75.9=4805 kmol/h 或=4805×22.4=1.076×105 ｍ3/h=1795 ｍ3/ｍin
此即正常操作时的主风用量。