西安石油大学本科毕业设计(论文) 相对误差=0.04%,所以t=526.5℃ 2223回炼油浆入口处温度和压力 压力:设原料入口到回炼油浆入口处的压降为;96kPa则回炼油浆入口处的压 力为:205-96=1954kPa 温度;取下段油气停留时间为1.15s,原料油转化率为40%,温降全由反应引起, 则回炼油入口处温度为:5265-(526.5-510)×40%=5195℃≈520℃ 该处的物流有 转化的油气流率三(干气+损失+液化气+汽油+柴油)×40% (432.53+401.87+773.20+156.98)×0.4 =705.83kmol/h 未转化的油气流率=40541×0.6-243.46kmoh 回炼油和回炼油浆摩尔流率=156.06kmoh 水蒸汽=90472 kmolh 湿烟气=3660kmoh 22.2.4提升管直径 (1)提升管下段直径取1.2m,上段直径取1.3 提升管下段面积=×D2=2×1.2=1.13m2 提升管上段面积=x×D2=2×1.32=1.33m (2)核算提升管下段气速 原料油入口处物流摩尔流率原料油-回炼油+水蒸汽+烟气 =40541+120+904.72+3660 =1466.73 kmol/h 该处气体体积流率 ,入=146673×24、526.5+273101.3 273 205+97 32274.3m3/h=8.97m3/h 该处气体线速 794 1.13 提升管下段岀口物流摩尔流率≡转化油气+未转化油气+水蒸汽+烟气 =70583+243246+120+904.72+3606
西安石油大学本科毕业设计(论文) 式中水蒸汽不包括回炼油雾化蒸汽和提升管是段采样口吹扫蒸汽 该处气体体积流率 2009.09×22.4 273195.4+97 4530598m3/h=12858m3/s 该处气体线速 下,出_12.58 11.13m/s (3)核算提升管线速 上段气体的总流率=20899 kmolh 该处气体体积流率 520+273101.3 入=20899×224 =47110.33m3/h=13.09m3/s 27397+1954 该处气体体积流率 V:x_13.09 u 上1.339.84ms F 提升管上段出口气体流率总流率=2491.85 kmol/h 该处气体体积率 V.=28616×2294+510+2731013 273185+97 =6604281m3/h=18.35m3 该处气体线速 18.3 =1380m/s 1.33 核算结果表明:提升管出、入口都在一般设计的范围内,故所选内径(下段内径 12m,上段1.3m)是可行的。 2225提升管长度 提升管下段平均线速 9.45m/s hn(u下,出/知u下,入)ln(11.13/794 下段平均停留时间
西安石油大学本科毕业设计(论文) 10 1.06(s)(估计1.05合适) 9.45 提升管上段平均线速 上.出上, 13.80-984 =11.71m/ hn(u上.此知u:,x)ln(13.809.84) 设想总停留时间为3s,上段提升管长度=1.71×(3.0-1.06)=21.55m 取上段长度为22m,则油气在提升管内总停留时间为: 2.98 1153 22.2.6核算提升管总压降 (1)料柱静压△P 提升管内各点密度见表2-12 表2-12提升管内密度 下段 上段 对数平均值 项目 出口 出口下段上段 催化剂流率,kgh 106l500 1061500 油气流率,m3/s 8.97 12.58 13.09 18.35 表观密度,kgm3 23.44 22.53 16.07 20.96 气速,m 794 11.13 13.80 11.71 滑阀系数q 1.09 实际密度,kgm3 65.74 26.72 25.91 1752 48.33 2144 △P=9.81×10-mh=981×103×48.33×10=474kpa △P=9.81×10mh=9.81×103×2144×22=463kpa △P=△Ps+△P=9.37kPa (2)速度变化引起的压降△P △P.=5×10Nm=5×104×3.5×30.89×945=5.01kpa △P:=5×10-Nph=5×104×3.5×2096×1.71=4.30kP △P=△P下+△P1=94lkPa (3)直管摩擦压降△P
西安石油大学本科毕业设计(论文) △P=775×106x 10×27.89×9.45 =775×10-=7.75×10-6 0. 14 kpa 22×20.96×11712 1.3 △P=△P+△P (4)提升管总压降 提升管下段压降=△Px+△Px+△Px=970kPa △Pa=AP+△P+△P=1992kpa 与前面假设的压降9.6kPa和20kPa很接近,因此前计算时假设的压力不必重算。 22.27预提升管尺寸确定 (1)内径 预提升段的烟气和蒸汽流率=36.60+2400/18-166.963 koth 体积流率=166,93×224 710+273101.3 4577.67m3/h=1.2716m3 273201+97 取预提升段的气速为1.5m/s,则预提升段的内径为: 12716 V0.785V0.785×1.5 1.04 取D=1m 则:预提升段实际气速=1.27161(0.785×12)=1.62m/s (2)高度 考虑到进料喷嘴以下设有事故蒸汽进口管、人孔、再生剂斜管入口等预提升管高 度取4 2228提升管工艺尺寸汇总 综合以上结果,提升管工艺尺寸汇总如下: 提升管全长36m 预提升段长度4m,内径1m; 反应段长度32m,分上下段,下段长10m,内径1.2m,上段长22m,内径1.3m 223沉降器及旋风分离器工艺尺寸的计算 22.3.1沉降器的结构尺寸的确定 (1)沉降器内气体总体积流率
西安石油大学本科毕业设计(论文) =(提升管出口气体摩尔流率+汽提蒸汽摩尔流率)×224 273+5101013 273 185+97 273+510101.3 (2861.66+2600/18)×22.4 27397+185 =6937631m3/h=19.27m3/s (2)稀相段直径 沉降器气体线速不超过0.5~0.6m/s,本设计取0.5m/s 稀相段直径=,y V0.785uV0.785×0.5=6.98m 圆整后取7.0m (3)沉降器高度 输送分离高度TDH TDHD=(27D-0360.7)×exp(0.7m,Dn=03) TDH=70×(27×7.03-07)xexp(0.7×044×7.02)=545m≈5.5m 沉降器的高度一般应大于TDH,同时应满足分离器料腿压力平衡的需求,国内现 有提升管裝置沉降段一般为9~12m,本设计取10m (4)汽提段高度 汽提段采用9层环形挡板,间距750mm,共需高度6.75m,圆整到7m (5)汽提段直径的确定 蒸汽的体积流率=26224+07+185273 101.3273+510 =333.56m3/h=0.926m3/ 取蒸汽的空塔气速为0.2m/s 0.926 式中:D为汽提段内径 解得:D=2.7m 校核:催化剂在汽提段的质量流速一般为176~234tm2h,将催化剂 的循环量带入得