催化裂化装置物料平衡与热量平衡计算
石油催化裂化—催化裂化工艺主要操作条件分析
原料性质也影响产品分布，在同样转化率时，石蜡基原料的汽油及焦 炭产率较低，气体产率较高；环烷基原料的汽油产率高，气体产率低；芳 香基原料汽油产率居中，焦炭产率高。
五、空速和反应时间
空速：每小时进入反应器的原料油量与反应器催化剂藏量之比。分质 量空速和体积空速。空速大小反应映反应时间长短。其倒数为反应时间。
今天任务 催化裂化反应操作的
影响因素
七 回炼比
六 再生催化剂含碳量
一、 反应温度
催化裂化反 应操作的影
响因素
二、 反应压力(油气分压)
三 剂油比（C/O）
五 空速和反应时间
四 原料的性质
一、反应温度——以沉降器出口温度为标准
反应温度是生产中的主要调节参数，也是对产品产率和质量影响最灵 敏的参数。一方面，反应温度高则反应速度增大。另一方面，反应温度可 以通过对各类反应速率大小来影响产品的分布和质量。通过调节再生滑阀 的开度来调节反应温度。
七、回炼比
回炼比是回炼油（包括回炼油浆）的质量和新鲜原料油质量之比。回 炼比虽不是一个独立的变量，但却是一个重要的操作条件。回炼比的选取 要根据生产实际综合选定。
今天任务 催化裂化反应再生系
统的三大平衡
一、 压力平衡
催化裂化反 应再生系统 的三大平衡
二、 热平衡
三、 物料平衡
催化裂化反应—统的三大平衡 三、物料平衡
物料平衡包括催化剂和原料在数量上的平衡、单程转化 率和回炼比的平衡及催化剂的损失和补充的平衡。
• 总结：
反再系统操作关键： 三大平衡控制（压力平衡、热平衡、 物料平衡）
二、反应压力(油气分压)
油气分压提高意味着反应物浓度提高，因而反应速度加快，生焦的反 应速度也提高。
重油催化裂化反应-再生系统的热平衡控制
催化裂化工艺计算与技术分析
催化裂化工艺计算与技术分析[例4-1] 已知某催化裂化装置操作条件、产品分布等数据（见表4-6），求提升管油气停留时间。
解：（1）计算提升管入口油气流率，如表4-7所示。
= 26887m 3/h= 7.5 m 3/s（2） 计算提升管出口处油气流率，如表4-8所示。
1011401012732735204.22986+⨯+⨯⨯=i V= 54821m 3/h = 15.2m 3/s （3）计算油气线速 提升管横截面积：F = 0.25 πD 2= 0.25×3.14×1.22= 1.13 m 2计算入口油气流速： U i = V i /F = 7.5/1.13 = 6.6 m/s 计算出口油气流速： U o =V o /F = 15.2/1.13 = 13.5 m/s提升管内油气平均流速= 9.6 m/s（4） 计算油气平均停留时间 t = L / U m = 25 / 9.6 = 2.6 sYc ＝∆C k ·Rc(1+R F ) （ 4-3） 式中：∆C k ——催化剂的焦炭差，％（重）；R F ——回炼比。
流量计有多种，应根据不同的流量计要求，进行校正。
（1）质量流量计是目前为许多炼厂所采用的先进的流量计，这种流量计不受检测点条件变化的影响，可以直接取得总通过量，前后数据相减即可。
（2）差压式流量计是利用流体流经节流装置时所产生的压力差实现流量测量的。
应用最广泛的节流1011161012732734931874+⨯+⨯=o V )6.65.13ln(6.65.13ln-=-=io i o m U U U U U装置是孔板，其次是喷嘴。
使用差压式流量计时，液体体积流量可用下式表示：V 实= C △实Pρ （5-1）式中：V 实—流体体积流量， m 3/h;△P —孔板前后压差，Pa ；ρ实—操作条件下流体的密度，m 3/kg ； C —常数。
流体质量流量可表示为：P CG △实实⋅=ρ （5-2）G 实——液体质量流量，t/h 。
物料平衡和热量平衡
物料平衡和热量平衡物料平衡和热量平衡是工程领域中常用的分析方法，用于研究物质和能量在化工过程中的流动与转化。
物料平衡是指在一个封闭系统中，物质的输入、输出和积累之间的关系。
热量平衡是指在一个封闭系统中，能量的输入、输出和积累之间的关系。
物料平衡是化工过程设计和优化的基础，通过物料平衡分析可以确定反应器中物料的组成和流量，以及各个装置之间的物料流动情况。
物料平衡的基本原理是质量守恒定律，即物料的输入和输出之和等于物料的积累量。
在进行物料平衡分析时，首先需要确定系统的边界，即确定分析的范围。
然后根据系统的输入和输出量，编写物料平衡方程。
物料平衡方程可以分为总物料平衡和组分物料平衡两种形式。
总物料平衡是指对物料的总量进行平衡，而组分物料平衡是指对物料中各个组分的量进行平衡。
在编写物料平衡方程时，需要考虑物料的输入、输出和积累量，以及反应或转化过程中的损失。
物料平衡方程可以通过实验数据或估算方法得到，也可以通过模拟计算得到。
通过求解物料平衡方程，可以确定物料的流动情况和组成，为工程设计和操作提供依据。
热量平衡是指在化工过程中，研究能量的输入、输出和积累之间的关系。
热量平衡的基本原理是能量守恒定律，即能量的输入和输出之和等于能量的积累量。
热量平衡分析可以确定反应器中的热量流动情况，以及各个装置之间的热量交换情况。
在进行热量平衡分析时，需要考虑各个装置的热量输入和输出，以及热量的传导、对流和辐射等方式的损失。
热量平衡方程可以通过实验数据或估算方法得到，也可以通过模拟计算得到。
通过求解热量平衡方程，可以确定热量的流动情况和温度分布，为工程设计和操作提供依据。
物料平衡和热量平衡在化工工程中的应用非常广泛。
通过物料平衡和热量平衡分析，可以确定化工过程中的物料流动和热量流动情况，找出问题所在，优化工艺参数，提高生产效率和产品质量。
同时，物料平衡和热量平衡也是工程安全和环保的重要手段，可以预测和控制系统中的物料和能量的流动，减少事故和污染的发生。
催化裂化装置设计工艺计算方法
1.3.3稀相段直径
稀相段中点压力=0.3315MPa 稀相段温度=675+273=946K 气体体积流率=46.84m3/s 取稀相直径=9.7m 稀相线速=0.62m/s
1.3.4稀相段高度 取稀相段高度为12m
1.3.5过渡段高度 取过渡角为45度
1.3.6催化剂的停留时间
过渡段高度为1.25m
195973.42
1.3.1密相床直径
取密相床密度300kg/m3稀相段平均密度25kg/m3 密相段高度为9m 稀相段高度为12 m 密相段中点压力=0.3465MPa 密相段温度=273+671=943k 气体体积流率=44.67m3/s 取密相段线速为1.1m/s
密相段直径=7.19m
1.3.2 密相段的高度 再生器密相床体积==222cm3 密相段高度==5.45m
1.2.13再生器物料平衡
入方 kg/h
I段干烟气
174422.8
II段干烟气
37492.1
待生剂待入烟 1080 气
I段主风带水 汽
3488.5
II段主风带水 670.8 汽
I段松动吹扫 汽
1500
II段松动吹扫 500 汽
焦炭
17000
循环催化剂 1010000
合计
1250100
出方kg/h
I段干烟气
1.1.2理论干空气量的计算
Ⅰ段碳燃烧生成二氧化碳需O2量706.1×1=706.1kmol/h Ⅰ段碳燃烧生成一氧化碳需O2量413.7×0.5=206.9kmol/h Ⅰ段氢燃烧生成水需O2量595×0.5=297.5kmol/h 理论需O2量=706.1+206.9+297.5=1210.5kmol/h=38736kg/h 理论需N2量=1210.5×79/21=4553.8kmol/h=127506.4kg/h Ⅰ段理论干空气量=O2+N2 =5764.3kmol/h=166242.4kg/h Ⅱ段碳燃烧生成CO2需O2量=197.6kmol/h=6323.2kmol/h Ⅱ段碳燃烧生成CO2需N2=197.6×79/21=743.4kmol/h=20813.9kg/h Ⅱ段碳燃烧生成CO2需N2== O2+ N2=941kmol/h=23137.1kg/h 1.1.3 实际干空气量
重油催化裂化反应-再生系统的热平衡控制
带 走 的热量 。
表 １ 某 炼 化 装 置 反 应 器 内 的各 部 分 物 料 的流 量 和操作条件表
７ ） 从 反应器 、 再生器散热到环境所需 的热量 ，
即散 热损失 。
８ ） 其他热量 ， 如焦碳脱附热等。
９ ） 当催 化 裂化 反 应 所 生成 的焦 碳 过 多 时 ， 还 包
所 需要 的热 量 。
重 油 催 化 裂 化 的催 化 剂 作 为 催 化 裂 化 装 置 的 热 载体 ， 催 化 剂 的循 环 量 影 响 到 了装 置 的热 平 衡 。 图 ｌ为 中有 催 化裂 化装 置 的热平 衡示 意 图 。 催 化 裂 化 装 置 的热 平 衡 状 态 既 受 装 置 进 料 质
中图分 类号 ： Ｔ Ｑ ２ ０ ３ ． ８
文 献标 志码 ： Ａ
文章编 号 ： １ ０ ０ ８ — １ ２ ６ ７ （ ２ ０ １ ７ ） ０ ３ — ０ ０ ３ ７ — ０ ３
我 国某 炼 化 装 置 采 用 常 压 蒸 馏 得 到 的 常 压 渣 油 作 为 催 化 裂 化 装 置 的原 料 ， 生焦量大 ， 导 致 再 生 烧 焦 后 的二 密 出 口温 度过 高 ， 达到了 ６ ９ ０ ～ ７ ０ ０ ℃， 高
第３ １ 卷第 ３ 期
２ ０ １ ７ 年５ 月
天
津
化
工
Ｖｏ １ ． ３ １ ＮＯ ． ３
Ｔ ｉ ａ ｎ ｊ ｉ ｎ Ｃ ｈ ｅ ｍ ｉ ｃ ａ ｌ Ｉ ｎ ｄ ｕ ｓ ｔ ｒ ｙ
Ｍａ ｙ ． ２ ０ １ ７
重油催 化裂化反应一 再生系统 的热平衡控制
康 明艳 。 李钒 ， 伍 丽娜 。 孙津 清
（ 天津渤海职业技 术学院 ， 天津 ３ ０ ０ ４ ０ ２ ）
催化裂化催化剂单耗计算公式
催化裂化催化剂单耗计算公式概述催化裂化是石油炼制中的一项重要工艺，而催化剂则是催化裂化过程中的关键因素之一。
催化剂的单耗计算对于优化生产过程、降低生产成本具有重要意义。
本文将介绍催化裂化催化剂单耗的计算公式及其应用。
催化剂单耗计算公式催化剂单耗计算公式是通过对催化剂的消耗量进行量化来评估催化裂化生产中的资源利用效率。
下面给出催化剂单耗计算公式的详细描述：公式一：单耗计算催化剂单耗=（进料中催化剂质量-出料中催化剂质量）/进料质量公式二：燃烧热值校正催化剂单耗（修正）=催化剂单耗*燃烧热值修正系数催化剂单耗计算示例为了更好地理解催化剂单耗计算公式的应用，我们将通过一个实际的示例来展示其计算过程。
示例假设某炼油厂使用的催化裂化装置进料中含有1000kg的催化剂，在经过催化裂化反应后，出料中含有800kg的催化剂。
催化过程中，进料总质量为10000k g。
燃烧热值修正系数为0.95。
根据公式一，可得：催化剂单耗=（1000k g-800kg）/10000k g=0.02k g/kg根据公式二，可得：催化剂单耗（修正）=0.02k g/kg*0.95=0.019k g/kg因此，该催化裂化装置的催化剂单耗为0.019kg/k g。
催化剂单耗计算的意义催化剂单耗计算的结果能够反映催化裂化装置中催化剂的利用效率，对生产过程进行优化具有重要意义。
通过计算催化剂单耗，可以评估催化裂化装置的状态，判断催化剂的耗用情况，并及时采取调整措施，以提高生产效益和降低生产成本。
总结本文介绍了催化裂化催化剂单耗计算公式及其应用。
催化剂的单耗计算对于优化生产过程、降低生产成本具有重要意义。
通过计算催化剂单耗，可以评估催化裂化装置的状态，提高资源利用效率。
同时，我们还通过一个示例展示了催化剂单耗计算公式的具体应用过程。
注意：在进行催化剂单耗计算时，需要准确获取催化剂的进料和出料质量，并根据实际情况进行燃烧热值的修正。
只有在真实数据的基础上进行计算，才能得到准确的催化剂单耗结果。
催化裂化装置的物料平衡与热量平衡计算
前言催化裂化过程是石油二次加工的重要过程之一。
监测一个催化裂化装置，唯一正确的方法就是定期考察装置的物料平衡和热平衡。
通过经常收集和研究装置运行的物料平衡和热平衡，才能更好地了解和理解装置运行的历史和现状，予期其未来，并为优化装置操作奠定基础。
理解催化裂化装置的操作，也需要深入了解装置的热平衡。
进料质量、操作条件、催化剂和设备状况的任何变化，都将影响装置的物料平衡及热平衡。
热平衡也是预测合评价装置变化的一个重要工具，这些变化将影响催化裂化产品的数量和质量。
要想深入了解和理解装置运行的物料平衡和热平衡，首先就必须正确做好物料平衡和热平衡计算。
为此目的，本文首先介绍了催化裂化物料平衡和热平衡的计算方法。
物料计量是做好物料平衡的基础。
本文所采用的基本方法是：1、油品1.1 油罐检尺/输油体积计量国家标准GB/ T 1884 石油和液体石油产品密度测定法（密度计法）；国家标准GB/ T 1885—1998 石油计量表；等效采用国际标准ISO 91—2：19911.2流量计计量2、液化石油气2.1球罐计量中华人民共和国石油化工行业标准SH/T 0221—92 液化石油气密度或相对密度测定法（压力密度计法）。
本标准等效采用国际标准ISO 3993—1984。
中华人民共和国石油化工行业标准SH/T 0230—92 液化石油气组成测定法（色谱法）。
用混合油品密度公式求液化石油气20℃密度。
3、焦碳计量用主风实际条件校正主风流量计表。
用奥氏分析仪、气相色谱仪或在线分析仪测再生烟气中的CO2、CO、及O2。
公式计算。
4、干气/富气用实际条件校正干气/富气流量计表。
公式计算。
干气/富气组成测定法（色谱法）。
用石油化工科学研究院分析方法。
热平衡1、方法一：不考虑焦碳吸附热、脱附热。
2、方法二：反应、再生过程中存在焦碳吸附热和脱附热。
参考文献1、石油化工工艺计算图表P113 烃加工出版社1985. 122、梁文杰：〈石油化学〉P100，P477 石油大学出版社1995.3第一节计量1.油品计量油品计量一般有二种方法：油罐检尺/输油体积法和在线流量计测定法。
催化裂化操作规程
寿光市鲁清防水建材有限公司重油催化裂化装置操作规程第一章装置生产任务和概况我公司重油催化裂化装置是重质油加工的主要装置，以混合蜡油掺炼部分常压渣油为原料，使用分子筛催化剂，生产高辛烷值汽油、轻柴油和液化气等。
工程设计采用国内开发的先进可靠的工艺技术，成熟可靠的新设备、新材料等，装置技术先进，经济合理。
采用集散控制系统（DCS），提高自动控制水平。
设备及仪表立足国内，尽量采用“清洁工艺”减少环境污染，严格遵循环保、安全卫生等有关规定，确保装置安全生产。
充分吸收国内生产装置长期实践积累的有利于长周期运转，降低能耗以及简化操作等方面经验，确保装置投产后高水平，安、稳、长、满、优生产。
1 装置概况1.1装置为新建催化裂化装置。
1.2装置规模设计公称能力为50×104T/a，实际可达60×104T/a，LPG收率为12～22%(w)。
1.3装置开工时数装置物料平衡按年开工时数8000小时计算。
1.4原料油设计采用的原料油为胜利蜡油、海洋油、辽河油、新疆油等，并掺炼20%常渣。
1.5产品方案生产方案采用多产液化石油气（尤其是丙烯）和高辛烷值汽油或汽油降烯烃的MIP 工艺，也可根据实际情况调整操作。
1.6催化剂及助剂采用RAG系列、COR系列催化剂为主，同时采用金属钝化剂、CO助燃剂、油浆阻垢剂、高效脱硫剂、中和缓蚀剂等。
1.7设计内容和范围本装置包括反应—再生部分、分馏部分、吸收稳定部分、离心式主风机部分、余热锅炉及产汽部分、气压机部分、产品精制部分、酸性水汽提部分。
1.8主要工艺技术及装置特点本装置为重油催化裂化装置，根据重油的催化裂化特点，装置的原料性质及产品方案等因素，选择合适的重油催化裂化的催化剂和相应的工艺技术。
以常压渣油为原料，在较高的反应温度、较深的反应深度、较低的油气分压、较高的剂油比，并在添加了择型分子筛的专用催化剂的作用下进行催化裂解反应，生产较多的丙烯及高辛烷值汽油。
催化裂化装置基础能耗计算方法
(3)回炼比
(4)原料雾化蒸汽比例
(5)主风机出口压力
(6)气压机出口压力
(7)反应压力
(8)装置设计时焦炭产率的设计值
(9)装置设计时的公称处理量
(10)装置实际处理量
(11)终止剂或回炼汽油量
5.2 基准能耗计算方法及步骤
基准能耗计算公式如下：
式中：E1～E11分别见下述。 (1)化学焓差能耗E1（MJ/t）
11
∑ EB=
Ei
i =1
Mc − Mp E1=CR McMp
式中：CR—与原料性质有关的系数； CR =58066D + 957C - 6539 ， kJ/kmol； MC—原料平均分子量，若有该数据按实际数据输入，若无该数据按下式估算， MC=42.97exp（2.10×10 -4T-7.79D+2.09×10 -3TD）T1.26D4.98； Mp—产品平均分子量； Mp=（yH + yLO + yG + yL + yF）/（2.86×10 -3yH +5×10 -3yLO +0.01yG +0.02yL
式中：P1—主风机出口压力MPa（绝）； Ne—增压机能耗：无增压机 Ne=0，有增压机时按增压机实际耗功计； Ne=11.84N/W N=增压机实际耗功，kW； W=装置实际处理量，t/h。
化工物料能量平衡计算公式
化工物料能量平衡计算公式在化工生产过程中，能量平衡是一个非常重要的概念。
能量平衡是指在一个系统中能量的输入和输出之间的平衡关系。
在化工生产中，能量平衡的计算对于确定生产过程中的能量流动和能量利用效率非常重要。
本文将介绍化工物料能量平衡的计算公式，并通过一个实际案例来说明其应用。
化工物料能量平衡计算公式可以表示为：ΣEin ΣEout = ΔEsystem。
其中，ΣEin表示系统中的能量输入总和，ΣEout表示系统中的能量输出总和，ΔEsystem表示系统内能量的变化。
这个公式表明了在一个系统中，能量的输入和输出之间必须保持平衡，否则系统的能量状态将发生变化。
在化工生产中，能量的输入通常来自于原料的燃烧、电能的输入、化学反应释放的热能等。
而能量的输出则包括产品的产出、废热的排放等。
通过对这些能量的输入和输出进行计算，可以得到系统内能量的平衡状态，从而确定生产过程中的能量利用效率。
下面我们通过一个实际案例来说明化工物料能量平衡的计算方法。
假设在一个化工生产过程中，原料A和原料B通过化学反应生成产品C，同时释放出热量。
我们需要计算这个生产过程中的能量平衡状态。
首先，我们需要确定系统中的能量输入和输出。
原料A和原料B的化学反应释放的热量是能量的输入，而产品C的产出和废热的排放是能量的输出。
我们可以通过化学反应的热值和产物的产量来计算能量的输入和输出。
其次，我们需要计算系统内能量的变化。
这可以通过测量系统的温度变化来得到。
如果系统内能量发生了变化，那么就意味着系统的能量平衡状态发生了变化，我们需要对生产过程进行调整，以确保能量平衡。
最后，我们可以将能量输入和输出以及系统内能量的变化代入能量平衡计算公式中，来确定系统的能量平衡状态。
如果ΣEin ΣEout = ΔEsystem，那么系统就是能量平衡的；如果ΣEin ΣEout ≠ΔEsystem，那么系统就是能量不平衡的，我们需要对生产过程进行调整。
通过这个案例，我们可以看到化工物料能量平衡计算公式的应用。
催化裂化两器内的压力平衡设计与计算
催化裂化压力平衡设计及计算为了使流化催化裂化装置中的催化剂和气体按照预定方向作稳定流动，不出现倒流、架桥、串气等现象，保持各设备之间的压力平衡是十分重要的。
通过压力平衡的计算可以确定两器的相对位置，并确定在各种不同处理量条件下两器顶部应采取的压力，而两器顶部压力的变化，又会引起藏量、循环量的变化。
同高并列式装置两器的顶部保持着大致相同的压力，两根Ｕ型管很象两根连通管，在Ｕ型管的一端施加压力时，催化剂就会从另一端流出。
同样，Ｕ型管一端的压力降低时，催化剂就可由这根Ｕ型管的另一端压过来，使Ｕ型管的一条腿为重腿，一条为轻腿时就可以达到这一目的。
高低并列式装置的两器保持着较大的压差，再生催化剂斜管相当于同高并列式装置Ｕ型管的重腿，提升管则相当于Ｕ型管的轻腿。
改变两类装置两器压差都可以改变藏量和循环量。
但对于高低并列式装置来说，改变藏量和循环量主要是靠改变待生斜管上滑阀的开度来调节的。
目前，国内催化装置绝大部分属于立管一提升管输送系统。
有的还包括斜管、快速床输送系统，含有Y型、半Ｕ型及直角弯头，粗旋分、弹射分离、三叶型快分等组件。
使压力平衡的设计计算更复杂化。
一．埃索压力平衡设计准则[1]埃索设计准则可归纳为；(1) 将FCC装置反应器一再生器压力平衡系统分别按再生剂输送线及待生剂输送线两条独立线路的压力平衡来计算。
(2) 在再生剂(或待生剂)输送线上，以线路标高取低点为基准，按催化剂流动方或划分该线路的上、下游。
上游的压力及静压头总和为催化剂流动的推动力，下游的压力、静压头及滑阀压降之总和为催化剂流动的阻力。
(3) 维持催化剂平衡循环流动的条件为：推动力=阻力。
对图1所示的装置，两条输送线上的推动力项及阻力项分别为:再生剂输送线待生剂输送线 再生器顶压 沉降器顶压 再生器稀相静压 沉降器稀相静压 二密相静压头 汽提`段静压头 推 动 力再生立管静压头待生剂斜管静压 沉降器顶压 再生器顶压 沉降器稀相静压 再生器稀相静压 提升管粗旋压降 稀相管粗旋压降 提升管总压降 稀相管压降 预提升段静压头 烧焦罐静压 阻 力再生滑阀压降待生滑阀压降图1 催化裂化反再系统结构示意图二、与压力平衡计算有关的流态化知识1、流化床的整体特性（再生器部分）沿整个流化床高度可分为四个区，即分布器作用区—密相区—弹溅区—湍流扩散区，见图2。
催化裂化两器内的压力平衡计算
焦
罐
图1催化裂化反再系统结构示意图
二、与压力平衡计算有关的流态化知识。
1、流化床的整体特性（再生器部分）
沿整个流化床高度可分为四个区，即分布器作用区—密相区—弹溅区—湍流扩散区，见图2。也可以把弹溅区和湍流扩散区合并为稀相区。
ＴＤＨ
稀相区
Ｚｃ
密相区Ｈｆ
分布器区ｈｊ
图2流化床的整体特性示意图
ρ
密
相
区弹
△pT＝ρg（1+ Gs提/ Gg）ｕg2+ρgL（1+Gs提/Gg）（1+17.5 Dt/L）------------(20)
式中：（Pa）
ρg————提升管内混合气体密度，kg/ｍ3
Gs提————提升管内催化剂循环强度，kg/ｍ2·s
Gg————混合气体质量流率，kg/ｍ2·s
ｕg————混合气体表观气速，ｍ/s
例1：
已知：一再藏量W1=30ⅹ103kg有效截面积At1=15.9ｍ2
充气密度ρBT=903kg/ｍ3ｕ1=1.0ｍ/s
求：Hf1=？
解：由Ho1= W1/（ρBTAt1）=30ⅹ103/（903ⅹ15.9）≈2.08 (ｍ)
由ｕ1=1.0ｍ/s查图5可得Hf1/ Ho1≈1.38
Hf1=1.38 Ho1=1.38ⅹ2.08=2.87ｍ
20
1.0 1.8 2.6 3.4×10-2
△PB（ＭPa）
图4 80万吨/年重油催化裂化装置藏量与藏量总差压关联（以大比重剂为主）
（3）一再和二再床高的计算
先由图5、图6分别查出Hf/ Ho值然后由藏量及充气密度算出Ho值。
Hf1/ Ho1
1.8
1.4
1.0
[冶金矿山地质]催化裂化工艺计算与技术分析
![[冶金矿山地质]催化裂化工艺计算与技术分析](https://img.taocdn.com/s3/m/bf4ee411eef9aef8941ea76e58fafab069dc44c1.png)
催化裂化工艺计算与技术分析[例4-1] 已知某催化裂化装置操作条件、产品分布等数据（见表4-6），求提升管油气停留时间。
解：（1）计算提升管入口油气流率，如表4-7所示。
= 26887m 3/h= 7.5 m 3/s（2） 计算提升管出口处油气流率，如表4-8所示。
1011401012732735204.22986+⨯+⨯⨯=i V= 54821m 3/h= 15.2m 3/s （3）计算油气线速 提升管横截面积：F = 0.25 πD 2= 0.25³3.14³1.22= 1.13 m 2计算入口油气流速： U i = V i /F = 7.5/1.13 = 6.6 m/s 计算出口油气流速： U o =V o /F = 15.2/1.13 = 13.5 m/s提升管内油气平均流速= 9.6 m/s（4） 计算油气平均停留时间 t = L / U m = 25 / 9.6 = 2.6 sYc ＝∆C k ²Rc(1+R F ) （ 4-3） 式中：∆C k ——催化剂的焦炭差，％（重）；R F ——回炼比。
流量计有多种，应根据不同的流量计要求，进行校正。
（1）质量流量计是目前为许多炼厂所采用的先进的流量计，这种流量计不受检测点条件变化的影响，可以直接取得总通过量，前后数据相减即可。
（2）差压式流量计是利用流体流经节流装置时所产生的压力差实现流量测量的。
应用最广泛的节流1011161012732734931874+⨯+⨯=o V )6.65.13ln(6.65.13ln-=-=io i o m U U U U U装置是孔板，其次是喷嘴。
使用差压式流量计时，液体体积流量可用下式表示：V 实= C △实Pρ （5-1）式中：V 实—流体体积流量， m 3/h;△P —孔板前后压差，Pa ；ρ实—操作条件下流体的密度，m 3/kg ； C —常数。
流体质量流量可表示为：P C G △实实⋅=ρ （5-2） G 实——液体质量流量，t/h 。
反应器设计中物料平衡与能量平衡的优化方法
反应器设计中物料平衡与能量平衡的优化方法随着工业化进程的不断推进，反应器设计成为许多化工工程师日常工作的一部分。
而在反应器设计中，物料平衡与能量平衡是至关重要的环节，直接关系到反应器的性能和效率。
如何优化物料平衡与能量平衡，提高反应器的工艺性能，成为了化工工程师们亟待解决的问题。
物料平衡是指在反应器中物质的输入与输出达到均衡。
在进行物料平衡时，首先需要确定反应器中的物种组成和反应速率，然后建立反应物料的输入和产物的输出流量的数学模型。
根据该数学模型，可以计算反应器在一定时间内的物料平衡情况，并通过调整输入流量和反应条件，达到物料平衡。
在进行物料平衡优化时，有几个关键点需要考虑。
首先是反应物料输入的选择，要根据反应的需要选择合适的原料。
其次是反应物料的进料速度，要根据反应的速率和反应器的尺寸来确定。
还有反应物料的输出和产物的回收，要根据反应的产物选择适当的方法进行回收，以提高物料利用率。
另一方面，能量平衡是指在反应过程中能量的输入与输出达到均衡。
能量平衡的优化是为了提高反应器的热效率和节能效果。
在进行能量平衡时，需要考虑反应器的热容量和热传导等因素，通过调整反应条件和热交换设备，来达到能量平衡。
优化能量平衡的方法主要包括以下几个方面。
首先是合理设计反应器的热交换设备，如换热器和冷却器等，通过充分利用废热和热能，提高热能的回收利用率。
其次是对反应物料的加热和冷却进行合理控制，避免能量的浪费。
还有调整反应物料的流动方式和反应器的结构，以降低能量的损失，提高反应器的节能性能。
在物料平衡和能量平衡的优化过程中，还需要考虑反应器的稳定性和安全性。
因为反应器在反应过程中会产生一些副产物和中间产物，在物料平衡和能量平衡的优化过程中，需要对这些产物进行合理处理，以避免对环境和人体造成危害。
总的来说，优化物料平衡和能量平衡是反应器设计中的重要任务。
通过合理选择反应物料、调整输入输出、优化能量交换设备等手段，可以提高反应器的工艺性能，实现能量的高效利用和物料的有效回收。
年产80万吨催化裂化装置设计毕业设计计算书(可编辑)
年产80万吨催化裂化装置设计毕业设计计算书年产80万吨催化裂化装置设计绪论1.1 概述1.1.1 催化裂化工业的意义与作用石油工业是国民经济中最重要的支柱产业之一,是提供能源,尤其是提供交通运输燃料和有机化工原料的最重要的工业。
据统计,全世界总能源需求的40%依赖于石油产品[1]。
然而作为一种不可再生资源,石油的产量在不断的下降,而社会生产,人民生活却需要大量的汽油,柴油等轻质油品,但是石油不能直接作为产品使用,必须经过各种加工过程,炼制成多种符合使用要求的各种石油产品。
而原油经过第一步加工只能得到少部分轻质油,大部分仍为渣油,因此需要对重质油进一步加工,催化裂化是对重质油加工的主要手段。
以我国目前的需要情况为例,对轻质燃料油,重质燃料油和润滑油三者需要的比例是20:6:1。
另一方面,由于内燃机的发展对汽油的质量提出更高的要求,而直馏汽油一般难以满足这些要求。
同时由于石油价格上涨和石油资源逐渐枯竭,许多国家都在努力寻找能替代石油的新能源。
寻找新能源的工作近年来虽然取得很大的进展,但是至少在几十年内,由石油生产的轻质液体燃料仍然是不可能被替代的,而且对它的需求量还不断增大。
所有的这一切都促使了石油的催化裂化工业的产生和发展。
1.1.2 催化裂化技术国内外发展现状催化裂化是最重要的重质油轻质化过程之一,在汽油和柴油等轻质油品的生产中占有重要的地位。
在一些原油加工深度较大的国家,例如德国和美国,催化裂化的处理能力达原油加工能力的30%以上。
在我国,由于多数原油偏重,氢碳比(H/C)相对较高而金属含量相对较低,因此催化裂化过程,尤其是重油催化裂化过程的地位就显得更为重要。
在我国国内最早的工业催化裂化装置出现于1936年。
几十年来,无论是规模还是技术均有了巨大发展。
现在它已经成为原油二次加工中最重要的一个加工过程。
从催化裂化技术角度来说,基本的是反应-再生型式和催化剂性能两个方面的发展。
传统的催化裂化原料是重质馏分油,主要是直馏减压馏分油,也包括焦化重馏分油。
催化裂化两器内的压力平衡计算1
ρ稀相管=0.956ｕ5–1..348Gs稀相管1.2309-------------(16)
ｕ5————稀相管线速，ｍ/s
Gs稀相管——稀相管循环强度，kg/ｍ2·s
（12）—（16）式适用于小比重催化剂。
对大比重剂可按下式计算：
△PT＝ρg（1+ Gs提/ Gg）ｕg2+ρgL（1+Gs提/Gg）（1+17.5 Dt/L）------------(20)
式中：（Pa）
ρg————提升管内混合气体密度，kg/ｍ3
Gs提————提升管内催化剂循环强度，kg/ｍ2·s
Gg————混合气体质量流率，kg/ｍ2·s
ｕg————混合气体表观气速，ｍ/s
ρ烧=1.923ｕ4-0. 915h-0. 347Gs烧1.362-------------(17)
ρ烧=2.945ｕ4-0. 915Gs烧1.362H-0.347-------------(18)
4．提升管总压降
提升管的流动特性属于快速床和输送床的范畴，主要参考文献有：
Leｕng[2]，Kato[3]，Wierｍa[4]，Capes[5]，Khan[6]，Sterｍerding[7]，Kｕnii[8]，Kowton[9]，Jones[10]，金涌[11]，李松年[12]，杨贵林[13]，卢春喜[14]，王勤获[15]等
L ————提升管长度，ｍ
Dt————管径，ｍ
各分项的计算：
2）提升管静压
ΔPs＝ρp（1-ε）gL＝ρgL ----------（21）
ε的计算，Kｕnio Kato建议用下式预测：
ε/（1-ε）＝230[（ｕg-ｕt）/ｕt]1. 5Gs提-1D-0.4ｕt1. 8-----------------(22)
万吨每年催化裂化柴油加氢精制计算书
一、全装置物料平衡1、物料平衡本设计的处理量为95万吨/年，反应阶段为其末期，每年开工时数按8000小时计算。
入方：①原料油=8000%10010109534⨯⨯⨯=118750公斤/小时=248000%10010954⨯⨯⨯=2850吨/天 ②重整氢=8000%70.210109534⨯⨯⨯=3206公斤/小时=248000%70.210954⨯⨯⨯=77吨/天 出方：①精制柴油=118750×96.95%=115128公斤/小时=2850×96.95%=2763吨/天②粗汽油=118750×1.52%=1805公斤/小时=2850×1.52%=43吨/天③高分排放气=118750×1.78%=2114公斤/小时=2850×1.78%=51吨/天④低分排放气=118750×0.31%=368公斤/小时=2850×0.31%=8.8吨/天⑤回流罐排放气=118750×2.084%=2475公斤/小时=2850×2.084%=59吨/天⑥溶于水中的硫化氢=118750×0.022%=26公斤/小时=2850×0.022%=0.6吨/天⑦溶于水中的氨气=118750×0.024%=28.5公斤/小时=2850×0.024%=0.7吨/天⑧设备漏损=118750×0.01%=12公斤/小时=2850×0.01%=0.3吨/天 2、化学耗氢量计算①计算杂质脱除率a)硫脱除率=18001801800-×100%=90%b)氮脱除率=26158261-×100%=77.8%c)硫醇硫脱除率=15115-×100%=93.3%d)氧脱除率（以酸度计算） 原料油含氧率=8642.01001656/108.53⨯⨯⨯-×100%=0.00192%精制油含氧率=8595.01001656/1014.03⨯⨯⨯-×100%=0.0000463%氧脱除率=00192.00000465.000192.0-×100%=97.58%e)烯烃饱和率（以溴价计算）烯烃饱和率=5.201.45.20-×100%=80%②化学耗氢量计算a) 每脱掉1%的硫消耗12.5Nm 3H 2/m 3原料油加氢脱硫耗氢量=8642.0100%901018005.126⨯⨯⨯⨯-=2.34Nm 3/T2.34×118750/22.4×10002=25kg/hr b) 每脱掉1%的氮消耗53.7Nm 3H 2/m 3原料油加氢脱氮耗氢量=8642.0100%8.77102617.536⨯⨯⨯⨯-=1.26Nm 3/T1.26×118750/22.4×10002=13kg/hr c) 每脱掉1%的氧消耗44.6Nm 3H 2/m 3原料油加氢脱氧耗氢量=8642.0100%6.971092.16.445⨯⨯⨯⨯-=0.0967Nm 3/T0.0967×118750/22.4×10002=1kg/hr d) 烯烃饱和耗氢量烯烃饱和耗氢量=（20.5-4.1）×10×22.4/160=22.96Nm 3/T22.96×118750/22.4×10002=243kg/hre) 饱和1%的芳烃消耗5.0Nm 3H 2/m 3原料油芳烃饱和耗氢量=8642.0568.05.411.43⨯⨯-）（=6.29Nm 3/T6.29×118750/22.4×10002=67kg/hrf) 每脱掉1%的硫醇硫消耗12.5Nm 3H 2/m 3原料油硫醇硫耗氢量=8642.0100%3.9310155.126⨯⨯⨯⨯-=0.02Nm 3/T0.0202×118750/22.4×10002=0.2kg/hr g) 加氢裂解耗氢量原料油裂解程度为3%，每裂解1分子原料，消耗3分子氢加氢裂解耗氢量=34.197%31000⨯×3×22.4=10Nm 3/T10.22×118750/22.4×10002=108kg/hr总化学耗氢量=2.34+1.26+0.0967+22.96+6.29+0.0202+10.22=43Nm 3/T =24.81+13.36+1.025+243.44+66.69+0.214+108.36=458kg/hr重量分数：加氢脱硫：899.45781.24×100%=5.42%加氢脱氮：899.45736.13×100%=2.92%加氢脱氧：899.457025.1×100%=0.22%烯烃饱和：899.45744.243×100%=53.16%芳烃饱和：899.45769.66×100%=14.56%硫醇脱硫：899.457214.0×100%=0.05%加氢裂解：899.45736.108×100%=23.66%3、化学反应放热量a)．加氢脱硫反应放热量=600kcal/Nm 3×2.34Nm 3/T=1404kcal/T 1404kcal/T×118.75T/hr=166725kcal/hrb)．加氢脱氮反应放热量=600kcal/Nm 3×1.26Nm 3/T=756kcal/T 756kcal/T×118.75T/hr=89775kcal/hrc)．加氢脱氧反应放热量=600kcal/Nm 3×0.0967Nm 3/T=58.02kcal/T58.02kcal/T×118.75T/hr=6890kcal/hrd)．加氢烯烃饱和反应放热量=1260kcal/Nm 3×22.96Nm 3/T=28929.6kcal/T28930kcal/T×118.75T/hr=3435438kcal/hre)．加氢芳烃饱和反应放热量=540kcal/Nm 3×6.29Nm 3/T=3396.6kcal/T3397kcal/T×118.75T/hr=403394kcal/hrf).加氢裂解反应放热量=450kcal/Nm 3×10.22Nm 3/T=4599kcal/T4599kcal/T×118.75T/hr=546131kcal/hr总的反应放热量∑=1404+756+58.02+28930+3397+4599=39144kcal/T=166725+89775+6889.875+3435437.5+403393.75+546131.25=4648352.375kcal/hr重量分数：加氢脱硫：%59.3%100391441404=⨯加氢脱氮：%93.1%10039144756=⨯加氢脱氧：%15.0%1003914402.58=⨯烯烃饱和：%95.73%100391446.28929=⨯芳烃饱和：%68.8%100391446.3396=⨯加氢裂解：%76.11%100391444599=⨯4、纯氢平衡表入方：新氢=5.51095%7.27⨯⨯×2×87.68%/8000=1022kg/hr10002427.1022⨯=25T/d出方：化学耗氢量=458kg/hr 100024899.457⨯=10.99T/d排放耗氢量=5.675.2113×2×80.86%=525.9kg/hr1000249.525⨯=13T/d溶解耗氢（包括低分排放和回流罐排放）：低分罐=11.18125.368×43.10%×2=18kg/hr回流罐=46.4475.2474×2.03%×2=2.kg/hr溶解耗氢总量∑=17.52+2.26=20kg/hr10002478.19⨯=0.47472T/d机械漏损：入方-出方=1022.27-(457.899+525.9+19.78)=18.691kg/hr100024691.18⨯=0.449T/d重量分数：化学耗氢：27.1022899.457×100%=44.79%排放耗氢：27.10229.525×100%=51.44%溶解耗氢：27.102278.19×100%=1.93%机械漏损：27.1022691.18×100%=1.83%5、硫化氢的物料平衡产生H 2S ：3432%901018001187506⨯⨯⨯⨯-=204kg/hr 10002440.204⨯=5T/d排放H 2S ：①高分排放：34%6.05.675.2113⨯⨯=66kg/hr ②低分排放：34%55.211.18125.368⨯⨯=18kg/hr③回流罐排放：34%85.446.4475.2474⨯⨯=92kg/hr④水中溶解：26kg/hr （在装置总物料平衡中已计算）⑤粗汽油中溶解：204.40-（66.34+17.62+91.79+26.125）=2.5kg/hr重量分数：高分排放：%10040.20466⨯=32.46%低分排放：10040.20418⨯%=8.62%回流罐排放：10040.20492⨯%=44.90%水中溶解：10040.20426⨯%=12.78%粗汽油中溶解：10040.2045.2⨯%=1.24%二、反应器的工艺设计入口温度为320℃，入口压力为4.0Mpa ，取塔径为3.4m ，出口压力为3.9Mpa ，选用固定床轴向冷壁式反应器，已知数据如下：表一在压力为4.0Mpa 时，温度与气化率和热焓的对应关系如下：加氢反应器入口注：物料包括原料油，新氢和循环氢表二在不同压力下，气化率与温度和热焓之间的对应关系如下：注：物料包括加氢生成油，反应生成气和循环氢图一3.90Mpa 下焓值与温度对应关系 图二3.90Mpa 下气化率与温度对应关系表三不同气化率下的油气平均分子量图三不同气化率的油气平均分子量1.催化剂装填体积（选空速=2.5h -1）空速=催化剂的体积时的体积油在C 20︒=催V 8000/2.86410957⨯=2.5催V ∴=54.96m 3假设D=3.4m ，则L=2V 4D π催⨯=24.314.396.544⨯⨯=5.06m 2.催化剂的当量直径（所选催化剂为mm 62.1⨯Φ）D p =6×F V =6×3323323106102.12)102.1(4/106)102.1(4/-----⨯⨯⨯⨯+⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯πππ=1.64×310-m 3.循环氢（选氢油比=300） 氢油比=油混合氢V V =2.864/8000/1095V 7⨯混合氢=300混合氢V ∴=41223.1Nm 3 混合氢w =混合氢V /22.4×M =18.64.221.41223⨯=11373.16kg/hr循环氢w =混合氢w -新氢w =11373.16-3206.25=8166.91kg/hr4.D E =0.335.反应器入口温度下物料的气化率和氢分压作4.0Mpa 下的H m ～t 、e w %～t 图，查得t=320℃时，e w =21%，H m =262.0Kcal/kg 由图可得：当e w =21%时，油气M =160.5g/mol入口2p H =总p ×油气纯氢纯氢m m m +=4.0×油气M e w⨯+⨯11875018.6/16.11373%08.83)18.6/(11373.16=3.06Mpa6.反应器出口温度及气化率根据热量衡算得：（原料油混合氢w w +）入口m H +Q×95%=（原料油混合氢w w +）出口m H(11373.16+118750)×262.0+39144×118750×310-×95%=（11373.16+118750）出口m H出口m H =295.94Kcal/kg作t ～H m 、e w %～H m 图，查得出口w e =36.0%，出口t =356℃ 7.出口氢分压反应生成气m =循环氢m +[1-(96.95%+1.52%)]×原料油m=1187500153.091.8166⨯+=9983.785kg/hr 由图可得：当e w =36.0%时，油气M =168g/mol出口2p H =总p ×油气原料油反应生成气反应生成气（M e w /%)52.1%95.96m 95.7/m %60.7795.7/m ⨯+⨯+⨯=3.9×168%0.369847.011875095.7/785.9983%60.77)95.7/(9983.785⨯⨯+⨯=2.52Mpa8..气体密度v ρt =(进口t +出口t )/2=(320+356)/2=338℃w e =(进w e +出w e )/2=(21%+36%)/2=28.5%气w =混合氢w +原料油w ×w e =11373.16+118750×28.5%=45216.91kg/hr 气V =[混合氢混合氢M w +油气原料油M e w w⨯]×22.4×869.995.31⨯×273273t +=[18.611373.16+25.164%5.28187501⨯]×22.4×869.995.31⨯×273273338+ =2631.72m 3/hr v ρ=气气V w =72.263191.45216=17.18kg/m 39.空塔线速u假设D=3.4m ，则S==(π/4)D 2=9.075m 2 u=S气V =3600075.972.2631⨯=0.081m/sec10.混合物粘度查分子量为164.25、温度为338℃下，石油馏分蒸汽粘度为i z =0.0082厘泊Tr=）（）（K c K T T =40.182.33273338=+Pr=05.3297.195.3Pc P == 根据Tr 与Pr 氢的粘度图得2iH z =0.013厘泊[2]=193.052H 粘度：iy 总p p 2H =25.164%5.2811875018.616.11373%08.8318.616.11373⨯+⨯=0.747 混z =∑∑0.5iii0.5ii my z m y =5.05.05.05.005.193747.012747.00082.005.193747.01013.02747.0⨯-+⨯⨯⨯-+⨯⨯）（）（=9.31×310-厘泊 11.求hv G =w e m m ⨯+原料油混合氢=11373.16+118750×28.5%=45216.91kg/hrL G =）（原料油w e 1m -=118750×(1-28.5%)=84906.25kg/hrL G /v G =84906.25/45216.91=1.878 v G =45216.91kg/hr=24.34/2048.091.45216⨯⨯π=1020.5磅/2尺·hr 根据v G 与L G /v G 关系图查得：h=0.18=1.133239.19.05])3.2/18.01(1064.1318.067.0[18.033.01000/1021.907.018.17103.6+⨯⨯⨯+⨯-⨯⨯⨯⨯⨯---）（）（ =0.1034Pa/m12.检验①=LpΔ0.1034Pa/m ，在0.023～0.115Pa/m 范围内 ②15.14.306.5D L >== ③=⨯=L Lp p ΔΔ0.1034×5.06=0.523 kg/cm 2<0.84kg/cm 完全符合要求。
化工中物料衡算和热量衡算公式
物料衡算和热量衡算物料衡算根据质量守恒定律，以生产过程或生产单元设备为研究对象，对其进出口处进行定量计算，称为物料衡算。
通过物料衡算可以计算原料与产品间的定量转变关系，以及计算各种原料的消耗量，各种中间产品、副产品的产量、损耗量及组成。
物料衡算的基础物料衡算的基础是物质的质量守恒定律，即进入一个系统的全部物料量必等于离开系统的全部物料量，再加上过程中的损失量和在系统中的积累量。
∑G1=∑G2+∑G3+∑G4∑G2：——输人物料量总和；∑G3：——输出物料量总和；∑G4：——物料损失量总和；∑G5：——物料积累量总和。
当系统内物料积累量为零时，上式可以写成：∑G1=∑G2+∑G3物料衡算是所有工艺计算的基础，通过物料衡算可确定设备容积、台数、主要尺寸，同时可进行热量衡算、管路尺寸计算等。
物料衡算的基准(1)对于间歇式操作的过程，常采用一批原料为基准进行计算。
(2)对于连续式操作的过程，可以采用单位时间产品数量或原料量为基准进行计算。
物料衡算的结果应列成原材料消耗定额及消耗量表。
消耗定额是指每吨产品或以一定量的产品(如每千克针剂、每万片药片等)所消耗的原材料量；而消耗量是指以每年或每日等时间所消耗的原材料量。
制剂车间的消耗定额及消耗量计算时应把原料、辅料及主要包装材料一起算入。
热量衡算制药生产过程中包含有化学过程和物理过程，往往伴随着能量变化，因此必须进行能量衡算。
又因生产中一般无轴功存在或轴功相对来讲影响较小，因此能量衡算实质上是热量衡算。
生产过程中产生的热量或冷量会使物料温度上升或下降，为了保证生产过程在一定温度下进行，则外界须对生产系统有热量的加入或排除。
通过热量衡算，对需加热或冷却设备进行热量计算，可以确定加热或冷却介质的用量，以及设备所需传递的热量。
热量衡算的基础热量衡算按能量守恒定律“在无轴功条件下，进入系统的热量与离开热量应该平衡”，在实际中对传热设备的衡算可由下式表示Q 1+Q 2+Q 3=Q 4+Q 5+Q 6 （1—1）式中： Q 1—所处理的物料带入设备总的热量，KJ;Q 2—加热剂或冷却剂与设备和物料传递的热量（符号规定加热剂加入热量为“+”，冷却剂吸收热量为“-”），KJ;Q 3—过程的热效率，（符号规定过程放热为“+”；过程吸热为“-”）Q 4—反应终了时物料的焓（输出反应器的物料的焓）Q 5—设备部件所消耗的热量，KJ;Q 6—设备向四周散失的热量，又称热损失,KJ;热量衡算的基准可与物料衡算相同，即对间歇生产可以以每日或每批处理物料基准。
第六章热量平衡第一节概述催化裂化...
第六章热量平衡第一节概述催化裂化反应再生系统的热平衡是三大平衡之一，本章研究的范围是指在维持合理的反应再生条件下的热平衡，而不是泛指的热平衡。
研究热平衡就是要研究各种参数变化对反应再生系统的热平衡所产生的影响及相应应该采取的对策。
一反应再生系统热平衡的意义1 预测较合理的操作条件在新建或改建装置设计、生产装置改变生产条件( 换催化剂、换原料及生产方案等）时，为保证生产的安全和稳定，均需对热平衡进行预测，以采用相应对策，保证合理的操作条件。
2 取得优化的产品分布要得到最优的产品分布，需要优化的反应及再生条件。
通过计算系统热平衡才能得到反应温度、再生温度、催化剂循环量和进料预热温度之间的优化匹配，得到优化的产品分布。
3 保证安全，平稳生产再生条件对安全生产及维持催化剂活性是至关重要的，通过热平衡计算预测再生条件，保证再生器不发生严重超温并有应急措施。
二反应再生系统热平衡的特点加工减压馏分油的流化催化裂化装置有一个较为满意的热平衡状态，图6-1 给出了它的热平衡示意图，由图6-1可以看出，热的再生催化剂提供反应段所需的大部分热量。
其中：加热和气化液体进料占60-85%；裂化反应热约占10-35%；热损失约占5%。
图6-1 馏分油催化裂化反应再生系统的热平衡由图6-1还可以看出，在加工馏分油时，再生温度在680℃-760℃之间，这一温度对于催化剂和再生器的材质来说，都是可以承受的。
当处理重质原料时，例如常压渣油或掺炼部分减压渣油，过多的焦炭生成导致过多的烧焦热量，过高的再生温度将会破坏再生器的内构件及大大加速催化剂的减活。
通过内、外取热设施来冷却催化剂，单程操作，外排油浆，或降低原料预热温度是常用的办法。
图6-2给出了使用内、外取热器时的热平衡。
图6-2 重油催化裂化反应再生系统的热平衡两段再生是解决加工重质原料热平衡问题的另一方法。
它既减少了烧焦的放热，又保证了催化剂的再生效果。
图6-3是使用两段再生器的热平衡示意图。
- 1、下载文档前请自行甄别文档内容的完整性，平台不提供额外的编辑、内容补充、找答案等附加服务。
- 2、"仅部分预览"的文档,不可在线预览部分如存在完整性等问题,可反馈申请退款(可完整预览的文档不适用该条件!)。
- 3、如文档侵犯您的权益，请联系客服反馈,我们会尽快为您处理(人工客服工作时间：9:00-18:30)。
言
Hale Waihona Puke 催化裂化过程是石油二次加工的重要过程之一。监测一个催化裂化装置，唯一正确的 方法就是定期考察装置的物料平衡和热平衡。 通过经常收集和研究装置运行的物料平衡和热 平衡，才能更好地了解和理解装置运行的历史和现状，予期其未来，并为优化装置操作奠定 基础。理解催化裂化装置的操作，也需要深入了解装置的热平衡。进料质量、操作条件、催 化剂和设备状况的任何变化， 都将影响装置的物料平衡及热平衡。 热平衡也是预测合评价装 置变化的一个重要工具，这些变化将影响催化裂化产品的数量和质量。 要想深入了解和理解装置运行的物料平衡和热平衡， 首先就必须正确做好物料平衡和热 平衡计算。为此目的，本文首先介绍了催化裂化物料平衡和热平衡的计算方法。 物料计量是做好物料平衡的基础。本文所采用的基本方法是：
体积修正系数表 表 60A
其他石油计量表 表 E1 表 E2 表 E3 表 E4 1.1.2 表 59B——产品标准密度表和表 60B——产品体积修正系数表是 GB/T 1885—
1998《石油计量表》的组成部分。由于表格部分篇幅太长，因此按国际上的习惯作法，将其 单独编辑出版，以便用户按需要进行选择和使用。 1.1.3 表 59B 用于润滑油以外的石油产品， 由已知试验温度下的视密度 （密度计读数）
查取标准密度（20℃温度下的密度） 。表 60B 用于润滑油以外的石油产品，由标准密度和计 量温度查取由计量温度下体积修正到标准体积 （20℃温度下体积） 的体积修正系数 （VCF20） 。 1.1.4 编表常数
－6
密度计玻璃膨胀系数为 25×10
℃ 。
－1
热膨胀系数与 ISO 91－2 等同。 1.1.5 编表范围
V K P
法（压力密度计法） 。本标准等效采用国际标准 ISO 3993—1984。 中华人民共和国石油化工行业标准 SH/T 0230—92 法） 。 用混合油品密度公式求液化石油气 20℃密度。 液化石油气组成测定法 （色谱
3、焦碳计量 用主风实际条件校正主风流量计表。
用奥氏分析仪、气相色谱仪或在线分析仪 测再生烟气中的 CO2、CO、及 O2。 公式计算。 4、干气/富气 用实际条件校正干气/富气流量计表。 公式计算。 干气/富气组成测定法（色谱法） 。用石油化工科学研究院分析方法。 热平衡 1、方法一：不考虑焦碳吸附热、脱附热。 2、方法二：反应、再生过程中存在焦碳吸附热和脱附热。 参考文献 1、石油化工工艺计算图表 P113 2、梁文杰： 〈石油化学〉 P100，P477 烃加工出版社 1985. 12 石油大学出版社 1995.3
第一节
1. 油品计量
计
量
油品计量一般有二种方法：油罐检尺/输油体积法和在线流量计测定法。 1.1 油罐检尺/输油体积法： 油罐检尺法是炼厂中应用最广泛，计量也较为准确的方法之一。在通过油罐检尺/输 油体积而对油量进行计量时，应根据国家标准 GB/T 1885—1998 计算。该标准等效采用国际 标准 ISO 91—2：1991《石油计量表——第二部分：以 20℃为准标温度的表》的技术内容， 代替 GB/T 1885—83（91） ， 计算结果与 ISO 91—2：1991—致。该标准与 GB/T 1885—83 （91） 相比，基础数据取样广泛，石油计量表按原油、产品和润滑油分类建立。现已为世界大多数 国家采用，在石油贸易中更具通用性。催化裂化所用原料（除原油外）及产品均应使用石油 计量表——产品部分。石油计量所采用的密度计为玻璃密度计。GB/T 1885—1998《石油计 量表》——产品部分的简要说明及使用方法如下： 1.1.1 石油计量表的组成 标准密度表 表 59A 表 59B 表 60B 表 59D 表 60D
V20=Vt × VCF20…………………（1）
计算产品在空气中的质量（商业质量）时，应进行空气浮力修正，将标准密度（kg/m ） 减去空气浮力修正值 1.1kg/m ，再乘以标准体积，就得到产品质量（m） ，见公式（2） 。 m =V20×（ρ20－1.1）…………………（2）
3 3
在对油罐进行计量时，除应采用 GB/T 1885—1998 外，还应注意以下几点： 为了获取较正确的油罐中油品温度及油品密度，应对油罐上、中、下分别取样，等量混 合后，测其温度、视密度及测密度时的温度； 视密度是在非标准温度下获得的玻璃石油密度计读数； 根据国家质检部门的要求，定期由油罐检测部门检测油罐大小。 1.2 流量计测量法
1、油品 1.1 油罐检尺/输油体积计量 国家标准 GB/ T 1884 石油和液体石油产品密度测定法（密度计法） ； 国家标准 GB/ T 1885—1998 1991 1.2 流量计计量 石油计量表； 等效采用国际标准 ISO 91—2：
2、液化石油气 2.1 球罐计量 中华人民共和国石油化工行业标准 SH/T 0221—92 液化石油气密度或相对密度测定
有些物料量不能用油罐检尺法，只能依靠流量计计量。例如，为了节约能量，常常采用 常压渣油、减压渣油等热进料。在这种情况下，只能用流量计计量。流量计有多种：采用孔 板的差压式流量计、靶式流量计、椭圆齿轮流量计、涡轮流量计等，其表示的数值均为瞬时 流量，即单位时间内流过管道某一截面的流体数量大小，常以体积流量（m /h）或质量流量 （t/h）表示。 以差压式流量计为例，用其测定的液体体积流量可用下式表示
密度，kg/m3 温度，℃
1.1.5
653~778 -18~95
778~824 -18~125
824~1075 -18~150
关于产品计量
产品按空气中的质量计算数量。 当在非标准温度下使用石油密度计测得产品的视密度时，应该用表 59B 查取该产品的标 准密度（ρ20） 。 在计算产品数量时，产品在计量温度下的体积，通常要换算成标准体积，产品的标准体 积（V20）用计量温度下的体积（Vt）乘以计量温度下的体积修正到标准体积的体积修正系数 （VCF20）获得，见公式（1） ，而体积修正系数是用标准密度和计量温度查表 60B 获得的。