225万吨新疆渣油催化裂化反再系统工艺设计本科生毕业论文设计.doc

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1、本科生毕业论文（设计） 225万吨/年新疆渣油催化裂化反-再系统工艺设计目 录中文摘要3英文摘要4引言51总论51.1概述51.2新疆渣油的特点及催化裂化所需要解决的问题51.3催化裂化的发展现状以及发展趋势61.4设计地区的选择61.5 设计任务书62生产方案的确定以及生产流程说明7 2.1方案的确定依据7 2.2装置形式及特点7 2.3装置设计特点83生产流程简述9 3.1流程说明93.1.1反应-再生系统93.1.2分馏部分93.1.3吸收稳定部分10 3.2主要操作条件的选择依据103.2.1反应温度103.2.2反应压力113.2.3再生温度113.2.4再生压力113.2.5再生烟

2、气氧含量113.2.6再剂碳含量123.2.7原料预热温度123.2.8反应时间123.2.9焦中H/C比133.2.10 CO/CO2 比133.2.11剂油比134工艺计算13 4.1基础数据13 4.2物料衡算154.2.1再生器物料衡算154.2.2反应器物料衡算17 4.3热量衡算204.3.1反应器热量衡算204.3.2再生器热量衡算235主要设备工艺计算和设备选型25 5.1提升管反应器255.1.1几个参数的确定255.1.2原料预热温度265.1.3提升管尺寸的计算26 5.2提升管长度的确定296环境保护与安全措施30 6.1污水处理30 6.2废气排放31 6.3废渣排放

3、32 6.4安全措施防护327设计体会及收获33参考文献35致谢36225万吨/年新疆渣油催化裂化反-再系统工艺设计江亚峰指导老师：许修强（黄山学院化工学院，黄山，安徽 245041）摘 要：本设计主要针对根据新疆渣油的性质特点确定选用同轴式催化裂化装置进行工艺设计，本设计采用两段再生过程，在提升管下段增加预提升段及下流式外取热器，该过程可以提高原料、催化剂、水以及能量的可循环利用率，提高效率。根据设计任务书要求及新疆渣油物性数据，进行物料衡算和能量衡算以及设备选型及计算。最终确定了提升管反应器的直径为1.5m，高度为38m；再生器稀相段和密相段直径15m分别9m，再生器高度为16.5m。该工

4、业设计更为新疆渣油的深加工利用具有十分重要的意义。关键词：渣油；催化裂化；物料衡算；热量衡算Process Design for 2.25M/a Xinjiang Residue Catalytic Cracking Reactor-Regenerator System Jiang Yafeng Director：Xu Xiuqiang(College of Chemistry and Chemical Engineering, Huangshan University, Huangshan, Anhui, 245041)Abstract：According to the feature an

5、d nature of Xinjiang residue this paper adopts coaxial catalytic cracking unit. This design used two-stage regeneration technology and the pre-lifting zone and a down-flow external cooler were added in the bottom stage of the raiser, which can improve the efficiency of the system and the cyclic util

6、ization rate of raw materials, catalyst water and energy. According to the duty book requirements and the physical data of the residue, the accounting of materials and energy, the selection and calculation of the equipment were carried out. Finally, the diameter of the riser reactor was determined a

7、s 1.5m and the height is 38m.The dilute segment diameter of the regenerator is 15m, the dense segment diameter is 9m and the height is 16.5m. This industrial design has a significant importance to the deep-processing utility of Xinjiang residue.Key words： residual oil；catalytic cracking；material bal

8、ance；heat balance引 言随着国内社会经济的发展，国内汽车数量明显增加，在2003年，全国的汽车量已经达444万辆，直至2003年底，全国汽车量大概达有2420万辆，有专家预测2020年汽车量可能会超过1亿辆，除此之外还会有1亿辆摩托车。在调整车型构造和提高燃油经济性的前提条件下，汽油需求量将会超过74Mt，按柴汽比2：1计，届时柴油需求量将会达到将近150Mt，我国大约有80%的汽油和30%的柴油来自催化裂化，催化裂化装备是我国生产运输燃料最重要的装置。目前，装置面临的主要问题是汽柴油清洁化生产问题。1 总论1.1 概述渣油主要是指从常减压装置底层出来的重组分，是生产汽油、柴油

9、、等主要原料。渣油的催化裂化是石油炼制过程中最重要的催化过程，其原料加工量仅次于原油蒸馏。石油馏分的催化裂化过程是十分复杂的，涉及原料和产品的成千上万个组分，反应繁多复杂，并伴随多种副反应，要完全准确地建立机理模型几乎是不可能的，而且对于工业过程在线计算也是不必要的1。目前，我国催化裂化装置有130多套，加工能力超过1.0亿吨/年，居世界第二。大多数装置掺炼常压渣油和减压渣油，其蜡油大多都含有溶剂（丙烷、或作溶剂）脱沥青油、缓和热裂石化、焦化蜡油等，属重油催化裂化装置。曾在2003年，中国石油、中国石化两大公司的催化裂化装置加工原料为8035.5万吨，其中折合成减压渣油为35%，达2815.5

10、多万吨，远远超过了当年的焦化能力，是我国加工重油第一位的装置。1.2 新疆渣油的特点及催化裂化所需要解决的问题新疆渣油的性质主要表现在以下几个方面：硫和氮等杂原子含量较高；镍、钒、铁、铜和钠等金属含量较高；胶质、沥青杂质的含量较高，残炭值也较高；高沸点组分较多，汽化性能较差。渣油催化裂化所需要解决的问题：减少焦炭产率和氢气的产率，提高柴油和汽油的产率；保持催化剂的活性，减少重金属对催化剂的污染。保持催化剂的活性和选择性；保证装置的热平衡，维持装置的正常运转。问题解决具体体现在以下几个方面： 取热装置解决了焦碳收率高带来的热过量问题，使系统保持热平衡； 新型催化剂具备活性、选择性、水热稳定性、抗

11、重金属性能良好的特点； 引入了脱硫、脱氮工艺，采用了SOx转移剂、金属钝化剂，另外干气预提升技术可以使钝化金属2。渣油催化裂化遇到的困难已得到解决也就标志着渣油催化裂化的工业化及背了相当大的可行性。 1.3 催化裂化的发展现状以及发展趋势石油是地球上一种有限不可再生资源，所以石油资源的利用率是当今世界各国面临的共同责任和职责。提高石油资源的利用率，关键是要把渣油最大限度地催化裂化为汽油，柴油等为产品投资市场运输燃料3。催化裂化工艺在石油炼制工业中是重油轻质化的主要方法，也是当今世界发展速度最快的石油加工工艺之一。流化催化裂化工艺实现在中国国内工业化生产也近50左右的历史。根据我国的具体数据表明

12、，21世纪初我国已建立催化裂化装置超过100多套，年加工能力超过100多Mt，至2004年底，我国催化裂化加工能力达到111.05Mt/a4，实际加工量为92.54 Mt/a，约占原油加工能力的39.81%，远远超过世界平均水平，也说明了催化裂化工艺技术在我国炼油工业中的核心地位和重要作用。为了我国清洁燃料的标准逐步走向国外高档次，我国石油化工类企业抓紧了对科研工作的重视，相继开发了多种催化剂、助剂和工艺技术，成功应对了高价引进国外专利技术和市场将导致外油大量进口的压力，催化裂化的汽油和柴油不断走向全世界的市场5。随科学技术的不断发展，催化裂化也不段日趋完善。催化裂化技术、催化剂、工艺设备、技

13、术更新，安全可靠性及经济环境效益等各方面都将走在石油炼制技术的前列。1.4 设计地区的选择新疆地区油田较广，设计地区的选择，对于企业的建设投资及经济收益，社会收益和环境保护具有深远的意思，新疆渣油主要来源常压装置蒸馏塔底所得到的重油。厂址应该建在主要原来比较近的供应地区，而且要靠近主要交通运输地区方便于产品的外运销售；渣油催化裂化工厂耗电量较大，厂址应靠近供电方便的地区且不能占地过于庞大。注意厂址的防洪排涝。工厂需远离人居地区。因渣油催化裂化工程耗水量大，建厂需要水资源充足的地区，对于排放三废必须严格按照国家标注实施。厂址建筑物是否要有抗震设施，应根据厂址资料参照TJ11-18工业与民用建筑设

14、计规范设计。本次综合考虑应该设计在新疆克拉玛依 。1.5 设计任务书一、设计题目：225万吨/年新疆渣油催化裂化反-再系统工艺设计二、设计内容：1、工艺流程的选择与确定2、物料恒算、能量恒算3、主要设备的设计计算4、工艺流程图（2号图纸一张）5、主要设备图（2号图纸一张）三、设计条件：原料：新疆油田渣油（物性通过文献查询）年处理量：225万吨开工周期：330天/年建设地：新疆克拉玛依四、设计要求1、设计计算说明书撰写规范、严谨，条理清晰2、数据可靠，论证合理，有设计价值3、图纸绘制符合化工制图标准。2 生产方案的确定以及生产流程说明2.1 方案的确定依据催化裂化产品包括干气、液态烃和轻柴油（L

15、CO）、油浆（澄清油DO），其中间产品是重循环油（HCO）。催化裂化反应规律和烯烃的二次反应特点6决定了催化汽油具备了如下特点：（1）催化汽油的马达法辛烷值在80左右，而热裂化汽油辛烷值只有 6065，远高于热裂化汽油。（2）汽油的安定性好。由于氢转移反应和-烯烃异构化的原因，烯烃相对较少，尤其是-烯烃少，且基本不含二烯烃。 （3）汽油中含小分子较多，它的10点和50点温度较低，使用性能好。根据原料的特点重油的催化裂化工艺的发展偏向于多产高质汽油，如DCC、ARGG等工艺。当操作条件得到改善，采用高反应温度、低反应压力、短接触时间对提高汽油收率有利，且汽油辛烷值增加而柴油收率下降、十六烷值降低

16、、安定性能差。同时，当前车辆运输耗油量呈上升趋势，汽油的需求量增加，故要注重汽油的生产。鉴于上述原有，本设计采用汽油为生产目的的生产方案。2.2 装置形式及特点流化床催化裂按反应器和再生器布置的相对位置的不同可分为两大类：反应器和再生器分开布置的并列式；反应器和再生器架叠在一起的同轴式。并列式又由于反应器和再生器位置高低的不同而分为同高并列式和高低并列式两类。同高并列式主要特点是:催化剂由U型管密相输送；反应器和再生器间的催化剂循环主要靠改变U型管两端的催化剂密度来调节；由反应器输送到再生器的催化剂，不通过再生器的分布板，直接由密相提升管送入分布板上的流化床可以减少分布板的磨蚀。高低并列式,特

17、点是反应时间短，减少了二次反应；催化剂循环采用滑阀控制,比较灵活。同轴式装置形式特点是：反应器和再生器之间的催化剂输送采用塞阀控制；采用垂直提升管和90耐磨蚀的弯头；原料用多个喷嘴喷入提升管。综合特点考虑本设计采用并列式装置型式。2.3 装置设计特点(1)采用并列式装置型式：反应器比再生器高，这样的布置允许再生压力比反应压力高20-40Kpa。提升管从沉降器汽提段底部伸进沉降器，并与之同轴，即提升管为提升管。两器之间催化剂采用斜管输送，催化剂循环量由再生单动滑阀控制。(2)使用两段再生过程把再生过程分为两段，形式是多样的，烧碳量一般按80:20分配，即在第一段去全部氢和80%的碳，然后进入第二

18、段，在第二段通入新鲜空气，用提高氧浓度来弥补催化剂上含碳量降低带来的影响。采用两段再生在达到同样再生效果的前提下，再生器的总藏量可比一般常规再生器的藏量降低约20-40%从再生效果看与单段加助燃剂的完全再生效果差别不大，并且二段再生也须加CO助燃剂，这样可取消CO锅炉，减少CO对大气的污染。提高催化剂的活性和选择性，改善产品分布，提高轻油收率。(3)提升管下端增加预提升段馏分油提升管催化裂化装置进料是在提升管最底端。在进料处，催化剂尚未达到均匀分布状态，使原料与催化剂混合不均匀。渣油催化裂化装置一般把提升管进料位置提高56米，下部为催化剂预提升段，催化剂在预提升段提前加速，使催化剂分布均匀，为

19、催化剂与原料充分混合提供一个理想的反应环境。(4)提升管反应器采用高反应温度、短停留时间操作 我国渣油催化裂化反应温度，一般控制在480510，较馏分油催化裂化高。高反应温度有以下几个好处： 可以弥补由于催化剂受金属污染和水蒸气作用而失去的活性； 有利于进料汽化和改善汽提效果； 有利于汽油辛烷值和气体中稀烃产率的提高； 可以维持较高的苛刻度，特别是渣油与催化剂接触瞬间的较高温度，有利于部分沥青质裂解，减少生焦。 提高反应温度也有不利的一面。使用高活性催化剂时，在高温下会使二次裂化加剧，使焦碳和气体产率增加。为减少二次裂化，应尽量缩短提升管中油剂接触时间，常规馏分油催化裂化时间为24S，渣油催化

20、裂化一般要求在3S左右7。 (5)采用油剂快速分离器在沉降器稀相如果油剂分离不好，会发生二次反应使产品分布变坏。为了使反应后的油气与催化剂在出提升管后快速分离，在提升管出口安装快速分离器。(6)采用下流式外取热器。渣油催化化生焦量大，即使采用CO不完全燃烧的操作方式，燃烧放出的热量也超过两器热平衡的需要。因此如何利用过剩热量，是渣油催化裂化需要解决的主要关键问题之一。综上所述，本设计采用下流式外取热器。(7)用外集气管 外集气管不仅可降低装置标高，减少稀相空间，而且结构简单，不受高温影响，设备不易变形，因此本设计再生器用外集气管，反应沉降器顶用外集气室。(8)在循环管线上安装塞阀本设计待生和再

21、生催化剂循环管线上都安装塞阀来调节两器间催化剂循环量，它的执行机构与调整机构和一般控制催化剂流动的滑阀相同，与单动滑阀相比较，具有磨损均匀，操作周期长的优点8。3 生产流程简述 3.1 流程说明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、产品精制系统、主风及烟气能量回收系统等组成。3.1.1反应-再生系统反应再生系统是催化裂化装置的核心所在，反应和再生过程是连续进行的。该系统由反应部分和再生部分组成。常压渣油从装置外的原料油罐进入装置，用原料泵输送，先经分馏塔顶循环回流与循环回流油换热，再经中段回流与油浆换热，最后和回炼油混合，一起进入提升管反应器。进料与来自再生器的高温催化剂接触

22、，较短时间内发生汽化反应，反应生成油气从提升管出口进入沉降器，经二级旋风分离后进入分馏塔。而反应生成的焦碳沉积在催化剂上经汽提后进入再生器，烧焦除去焦碳，再生催化剂经待生斜管进入提升管反应器。3.1.2分馏部分催化裂化分馏系统主要有分馏塔、柴油汽提塔、原料油缓冲罐、回炼油罐以及塔顶油气冷凝冷却系统、各中段循环回流及产品的热量回收系统组成。其主要任务是将来自反应系统的高温油气脱过热后，根据各组分沸点的不同切割为富气、汽油、柴油、回炼油和油浆等馏分，通过工艺因素的控制，保证各馏分质量合格。分馏部分进料是过热气体，并带有催化剂细粉，所以进料在塔的底部，塔下段用油浆循环以冲洗挡板和防止催化剂在塔底沉积

23、，并经过油浆与原料换热取走过剩热量。由于全塔剩余热量大，为保证全塔汽液相符合相差不过于悬殊，并回收高温位热量，因此除塔底设置油浆循环取热外，还设置中段回流取热。塔顶气态产品量大，为减少塔顶冷凝器负荷，故塔顶也采用循环回流取热代替冷回流，以减少冷凝冷却器的总面积。3.1.3吸收稳定部分 吸收稳定系统的任务是加工来自分馏塔顶油气分离器的粗汽油和富气，以分离出干气，并回收汽油和液化气。吸收稳定系统包括气压机、吸收解吸塔、再吸收塔、稳定塔和汽油分离塔及相应的冷换装置。吸收稳定系统中的吸收、脱吸过程要求同时达到两个目的：通过吸收塔尽可能将C3、C4组分吸收下来；通过脱吸塔尽量将C2组分脱吸出去。吸收剂一

24、般是分馏部分的石脑油，并根据吸收率的要求以稳定汽油作为补充吸收剂9。简单工艺流程图如下所示：分馏塔反应器再生器富气粗汽油轻柴油重柴油油浆新鲜原料回炼油回炼油浆催化剂罐再生剂、烟气、水汽反应油气、催化剂、烟气、水蒸汽、烟气雾化蒸汽预提升蒸汽主风图3-1反应再生工艺流程图3.2 主要操作条件的选择依据3.2.1反应温度一般通过调节两器催化剂循环量或反应进料温度控制反应温度，温度对裂化反应的影响较大，温度是调节转化率和产品分布的主要变量。通过调节温度可以实现多产汽油的产品方案。温度一般为 500510 。提高反应温度对裂化反应和芳构化反应有利而不利于氢转移反应和异构化反应。此外，随反应温度的提高幅度

25、，也不利于汽油烯烃含量的降低。在提升管装置中，反应温度主要用再生单动滑阀通过调节开度调节催化剂循环量来达到控制目的。本设计取反应温度为 510。3.2.2反应压力一般指沉降器顶部的压力，提高反应压力有利于吸附而不利于脱附，可是转化率、焦炭和气体收率增加而汽油收率稍有下降，产品中烯烃含量减少，汽油的辛烷值下降。故在汽油为生产目的的方案中，应采用低压力操作。在实际操作中，压力是固定的，不做调节变量。由于压力平衡的要求，反应-再生器之间必须保持一定的压差，不能任意变动。因此，反应压力又随再生压力而定。而再生压力又要根据全装置的情况综合考虑决定。本设计定为0.15MPa。3.2.3再生温度提高再生温度

26、可大大提高炭燃烧速度，在600左右时每提高10，烧焦速度可提高约20%，烧焦时间平均的可减少15%；对分子筛催化剂来说，常规再生温度一般650680；为避免催化剂在高温下水热失活，在完全再生条件下，最高不超过700760；对于两段再生，第二段再生器中几乎没有水蒸汽存在，再生温度可达800以上，可实现无助燃剂高温完全再生。采用两段再生的装置，可调整一、二段烧焦比例，在控制再生温度。考虑到设备和催化剂的允许限度，本设计取再生温度为720。 3.2.4再生压力再生压力可采用再生压力单参数控制或反再两器差压控制，决定再生压力时，既要有利于催化剂烧焦，又要有利于提高烟气能量回收的效率。同时还要考虑两器的

27、压力平衡。正常操作压力不用于调节烧焦速度。本设计取再生压力 0.143MPa。3.2.5再生烟气氧含量再生烟气氧含量是一个操作变量，对分子筛催化剂的不完全燃烧再生方式,烟气出口氧浓度一般控制在 1%左右，过高容易再稀相区促使发生二次燃烧。烟气出口氧含量太低则容易发生炭堆积事故。再生烟气氧含量范围一般在 1%3%，本设计取1.5%。3.2.6 再剂碳含量再剂碳含量对转化率影响很大，在再剂量含量0.10.6%(质)范围内，再剂碳含量每降低0.1%(质)，转化率提高4%。表3-1 再剂碳含量对转化率和选择性的影响再剂碳含量%（质）重量空速为5h-1下的转化率，%（体）转化率为75%(体)时的空速，h

28、-1转化率为75%（体）时产品分布（对新鲜原料）C3以下气体%（体）C4馏分%（体）汽油%（质）焦炭%（质）0.1 0.20.478.575.167.86.15.03.68.08.58.816.016.517.558.757.954.95.56.06.7分子筛催化剂对再生碳含量是很敏感的。再剂碳含量过高，分子筛催化剂的活性和选择性都会下降，因而大大降低转化率，汽油收率下降，溴价上升，诱导期下降。采取高温再生可降低再剂碳含量，一般降低碳含量0.1%，活性提高2-3个单位。在汽油方案中，此值应低于0.2%，有些装置要求0.05%以下，本装置选用0.05%。 3.2.7 原料预热温度 原料预热温度是

29、指原料油进入反应器前的温度。它补充再生器烧焦提供给反应所需热量的不足，以保证反应温度达到生产规定的指标。在进料量和反应温度等相同的条件下，提高原料预热温度，催化剂循环量降低，再生温度升高，转化率和生焦率降低。在相同的转化率下，提高原油预热温度可使轻质油收率略有增加，焦炭收率下降。保持装置的其它独立参数不变，只提高进料的预热温度，则剂油比减小。此外，催化剂上积炭过高会使裂化反应的选择性变坏。在这种情况下，要适当的降低原料的预热温度，保证一定的剂油比。同时对提升管装置来说，不同的原料油和不同结构的原料喷嘴对预热温度有不同的要求。一般来说，预热温度对进料的雾化效果有一定的影响，对产品收率和质量有不同

30、程度的影响。雾化效果好，则同样转化率条件下焦炭和气体收率就会下降，轻质油收率上升；雾化效果差，则焦炭收率就会上升。一般预热温度高雾化效果好。本设计取 240。 3.2.8 反应时间反应时间与温度、再剂碳含量、原料性质等共同决定原料的转化率和产品分布。对汽油方案来说，采用短接触时间有利，可提高汽油收率和和汽油质量。同时还可以降低焦炭收率。渣油裂化一般在 2-4s 左右，反应时间太短，单程转化率过低；反应时间太久，会出现过度裂化，使产品分布变差。本设计取 3s。3.2.9 焦中H/C比 原料反应深度以及汽提效果的好坏都会影响到焦中 H/C 比。汽油方案中，反应温度较高，深度较大时，焦中的 H/C

31、比也就相对的较小。汽提效果的好坏直接有待剂中所含油气来体现，如果待剂中油气含量高则汽提效果差，焦中 H/C 比就相对较大。反之则较小。本设计选用的H/C比为12/88。3.2.10 CO/CO2比CO/CO2比影响到再生器热效率，CO2/CO越大，烧焦放热越。CO2/CO比采用的范围为 12。烧焦罐完全再生装置，或采用CO助燃剂，或采用完全再生都可以使焦炭几乎全部转化成CO2。所以烟气中CO含量几乎为0。在稀相区里，如果CO含量过高，在含氧的高温条件下易发生二次燃烧，其放出的热量使旋风分离器烧坏,设备烧坏等严重后果。本设计选用的CO/CO2比为0。3.2.11剂油比剂油比是催化剂循环量与反应总

32、进料量的比值。提高剂油比可增加与单位原料接触的催化剂活性衷心，可提高反应转化率比，气体和焦炭产率升高。提高剂油比，可采取：适当降低再生温度或进料预热温度、选择焦炭选择性好的裂化催化剂或抑焦剂维持较低的催化剂碳差10。4 工艺计算4.1 基础数据：(1) 原料及产品性质如下：表4-1 原料及产品性质混合原料汽油柴油回炼油相对密度d4200.89850.71040.8605t1040753199410t5045297243450t90503156301500残炭重%V100厘斯14.0分子量400回炼比：回炼油/新鲜原料=0.43(2) 原料重金属含量如下：表4-2 原料重金属含量铁（ppm）镍（

33、ppm）钒（ppm）铜（ppm）2.2214.480.440.37(3) 产品产率如下：表4-3 产率气体汽油柴油焦碳合计14.4947.6826.3511.48100(4) 气体组成如下：表4-4 气体组成H2C1C20C30C3=iC40nC40C4=34.856.432.046.9320.7310.752.4612.38 (5)催化剂性质采用CRC-1渣油催化裂化催化剂催化剂密度（g/cm3）如下：表4-5 催化剂密度充气密度沉降密度压紧密度骨架密度0.870.910.982.61 （6）反应条件参数： 再生温度 720 再生压力(表) 0.143MPa 反应温度 510 反应压力（表）

34、 0.15MPa 焦中H/C 12/88 过剩氧含量 3% CO/CO2 0 反应时间 3s 原料预热温度 240 再生催化剂含碳量 0.05% 4.2 物料衡算4.2.1再生器物料衡算(1)理论干空气量与实际干空气量烧焦炭量=22511.48%104/33024=32.61t/h烧碳量=32.611030.88=28696.8kg/h=2391.4kmol/h烧氢量=32.611030.12=3913.2kg/h=1956.6kmol/h过剩氧含量为3%，则碳完全燃烧，故烧碳量2391.4kmol/h。烧成CO2所需要的氧气量=2391.41=2391.4kmol/h氢烧成水所需的氧气量=1

35、956.6/2=978.3kmol/h则总需要的氧气量=2391.4+978.3=3369.7kmol/h=107830.4kg/h理论上带入的N2量=3369.779/21=12676.5kmol/h=354942kg/h所以理论的干空气的量=3369.7+12676.5=16046.2kmol/h=465339.8kg/h而计算实际的烟气中过剩氧的体积分数为3%，则有：3%O2（过）/（CO2N2(理)N2（过）O2（过）O2(过)/（2162.612676.5O2（过）79/21O2（过）可以求得实际O2过剩量=519.3kmol/h=16617.6kg/h则实际带入N2的过剩量=519

36、.379/21=1953.56kmol/h=54699.6kg/h所以实际干空气量=519.3+1953.56+16046.2=18519.06kmol/h=537052.74kg/h(2)主风量大气温度 25相对湿度 50%由空气的湿焓图11，得知空气的湿焓量为0.01kg(水汽）/kg（干气）。空气中水汽量=537052.740.010=5370.53kg/h=298.36kmol/h因此湿空气量=18519.06+298.36=18808.42kmol/h 为正常操作时的主风量。由以上的计算可知：总干烟气量=CO2+N2+O2 =2391.4+519.3+12676.5+1953.56

37、=17540.76kmol/h总干烟气的质量流率=105221.6+16617.6+354942+54699.6 =531480.8kg/h烟气含量与组成数据如表4-6所示：表4-6 湿烟气量及组成组分流量相对分子质量组成(摩尔分数)kmol/hkg/h干烟气湿烟气C022391.4105221.64413.611.9O2519.316617.6323.025.9N214630.06409641.682883.472.9总干烟气17540.76522714.6529.8生成水汽978.317609.418主风带入水汽298.365370.4818再生剂带入水汽211379818吹扫松动蒸汽86

38、154818总湿烟气20083.76568487.9沉积的焦炭的催化剂在再生器中烧焦进行再生，再生后的催化剂返回反应器重新使用。在再生器中用空气使催化剂流化，并且烧去催化剂表面的焦炭。烟气经旋风分离器和催化剂分离后离开装置，使催化剂在装置中循环使用。再生器入口物料主要为干空气、水汽、焦炭；出口物料主要为干烟气以及生成的水汽。根据以上的计算，再生器的物料平衡表如表4-7所示。表4-7 再生器物料平衡表入口，kg/h出口，kg/h干空气465339.8干烟气531480.8水 汽主风带入水汽5370.53水 汽生成水汽17609.4再生剂带入水汽3798松动吹扫蒸汽1548合计40427.28合计

39、10716.5焦炭32610循环催化剂1501000合计2082700.2合计2082700.24.2.2反应器物料衡算提升管反应器的流程图如图4-1所示再生剂、烟气、水汽新鲜原料回炼油回炼油浆雾化蒸汽反应油气、催化剂、烟气、水蒸汽、预提升蒸汽反应温度图4-1提升管反应器的流程新鲜原料：284090kg/h 回炼比：回炼油/新鲜原料=0.43回炼油流量为：0.43284090=122158.7 kg/h催化剂循环量：1501000 kg/h新鲜原料雾化的水蒸气： 12.5%油 2841kg/h回炼油雾化水蒸气： 4% 油 4886kg/h预提升所需水蒸气： 1kg/t剂 1501 kg/h汽提

40、所需水蒸气： 2kg/t剂 3002 kg/h催化剂带入水蒸气： 1.4kg/t剂 2101kg/h反应器总吹扫松动水蒸气： 4kg/t剂 6004 kg/h共计： 20335 kg/h催化剂带入烟气： 1kg/t剂 1501 kg/h综上所述入方水蒸气流量表如表4-8，反应器物料平衡见表4-9表4-8入方水蒸汽水蒸气项目质量流量/Kg/h分子量kmol/h进料雾化488618271.4预提升蒸汽150183.4吹扫、松动水蒸汽6004333.6气提蒸汽3002166.8回炼油雾化的水蒸汽4886271.4再生剂带入水蒸气2101116.7总量203351129.7表4-9 反应器物料平衡名称相对平均分子量流量kg/