100萬噸年催化裂化反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝設(shè)計【畢業(yè)論文】

1、<p><b>　　本科畢業(yè)論文</b></p><p><b>　　（20 屆）</b></p><p>　　100萬噸/年催化裂化反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝設(shè)計</p><p>　　所在學(xué)院 </p><p>　　專業(yè)班級

2、化學(xué)工程與工藝 </p><p>　　學(xué)生姓名 學(xué)號 </p><p>　　指導(dǎo)教師 職稱 </p><p>　　完成日期 年 月 </p><p><b>　　目 錄<

3、/b></p><p><b>　　中文摘要I</b></p><p><b>　　英文摘要II</b></p><p><b>　　1.前言1</b></p><p>　　2.催化裂化生產(chǎn)參數(shù)設(shè)備說明2</p><p>　　2.1 生

4、產(chǎn)方案詳述2</p><p>　　2.2 主要操作條件的選擇依據(jù)2</p><p>　　2.2.1反應(yīng)溫度2</p><p>　　2.2.2再生溫度2</p><p>　　2.2.3反應(yīng)壓力2</p><p>　　2.2.4再生壓力3</p><p>　　2.2.5煙氣中過剩氧量3

5、</p><p>　　2.2.6原料預(yù)熱溫度3</p><p>　　2.2.7反應(yīng)時間3</p><p>　　2.2.8 CO2/CO比4</p><p>　　2.2.9催化劑4</p><p>　　3.工藝流程的確定5</p><p>　　3.1確定工藝路線5</p>

6、<p>　　4.設(shè)計原始數(shù)據(jù)6</p><p><b>　　4.1處理量6</b></p><p><b>　　4.2開工時6</b></p><p>　　4.3原始數(shù)據(jù)及再生-反應(yīng)條件6</p><p>　　5.反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝計算8</p><p

7、>　　5.1 再生系統(tǒng)8</p><p>　　5.1.1 燃燒計算8</p><p>　　5.1.2再生器熱量平衡11</p><p>　　5.1.3再生器尺寸設(shè)計13</p><p>　　5.2提升管反應(yīng)器14</p><p>　　5.2.1 反應(yīng)器物料衡算15</p><

8、;p>　　5.2.2反應(yīng)器熱平衡16</p><p>　　5.2.3 提升管工藝計算19</p><p>　　5.2.4 旋風(fēng)分離器工工藝計算22</p><p>　　6.計算結(jié)果匯總25</p><p>　　7.經(jīng)濟效益的估算26</p><p>　　7.1原材料消耗26</p>

9、<p>　　7.2 動力消耗26</p><p>　　7.2.1蒸汽消耗26</p><p>　　7.2.2電力消耗26</p><p>　　7.3 車間費用26</p><p>　　7.4 員工工資和福利費26</p><p>　　7.5產(chǎn)品價格28</p><p>　　

10、7.6盈利估算28</p><p><b>　　小 結(jié)29</b></p><p><b>　　參考文獻(xiàn)30</b></p><p>　　100萬噸/年催化裂化反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝設(shè)計</p><p>　　[摘要] 隨著世界經(jīng)濟飛快發(fā)展，環(huán)境問題日益突出，同時能源需求量日益旺盛，各個國家對汽

11、油等輕質(zhì)油特別是高質(zhì)量的清潔燃料需求量急劇增加，同時，伴隨石油化工業(yè)的發(fā)展，需要多產(chǎn)輕質(zhì)油。催化裂化是重要的重質(zhì)油輕質(zhì)化過程之一，在汽油和柴油等輕質(zhì)油品的生產(chǎn)占有很重要的地位。催化裂化過程在煉油工業(yè)，以至國民經(jīng)濟中只有重要的地位。在我國，由于多數(shù)原油偏重，而H/C相對較高且金屬含量相對較低，催化裂化過程，尤其是重油催化過程的地位顯得更為重要。</p><p>　　本設(shè)計題目是100萬噸/年催化裂化裝置的工藝設(shè)計。

12、主要是根據(jù)已經(jīng)給定的重油催化裂化反應(yīng)-再生的年產(chǎn)量及油品參數(shù)性質(zhì)設(shè)計出合理的催化裂化反應(yīng)-再生工藝流程，該工藝對重油加工程度較深且收率較高，同時具有較好的經(jīng)濟效益和環(huán)保效益，達(dá)到設(shè)計的目的.具體包括對工藝系統(tǒng)中的反應(yīng)器和再生器里的物料進(jìn)行物料衡算和熱量衡算，計算出各設(shè)備的工藝尺寸，包括塔高、塔徑、等的確定。以及旋風(fēng)分離器的選取。從而確定反應(yīng)-再生系統(tǒng)的平面布置圖。由以上計算數(shù)據(jù)可以畫出工藝系統(tǒng)中的主要設(shè)備——反應(yīng)器和再生器的裝配圖。&l

13、t;/p><p>　　根據(jù)數(shù)據(jù)所得畫出反應(yīng)再生工藝車間的平面布置圖、帶控制點的工藝流程圖、主要設(shè)備的裝配圖。希望通過反應(yīng)再生工廠的設(shè)計讓自己對化工設(shè)備的設(shè)計、催化裂化工藝流程以及整個反應(yīng)再生工廠的布置、生產(chǎn)成本和經(jīng)濟效益的估算有更加進(jìn)一步的了解。</p><p>　　關(guān)鍵詞:重油；催化裂化；反應(yīng)-再生；催化劑；設(shè)計 </p><p>　　100 million ton

14、s/year catalytic cracking reaction-regeneration system process design</p><p>　　[Abstract] As the rapid economic development of China,more and more attention are taken to the world environmental problem, led

15、ing with gasoline,light and sweet oil especially for better qality ofcleaner fel dramaticly increase in demand,while the developmeng of petrochemical indstry needs more effectively prolific light oil . The FCC is an impo

16、rtant process of heavy oil in one of the thinner, such as petrol and diesel oil production lightweight occupies a very important position. FCC process i</p><p>　　This design topic is 100 tons/year FCC unit p

17、rocess design. Mainly based on the heavy oil has given the FCC flow-reaction - regeneration production and oil parameters design gives reasonable nature of catalytic cracking reaction - regeneration process, the proces

18、s on heavy oil processing degree is deep and yield is higher, and has good economic benefits and environmental benefits, achieve the purpose of design of process system. Specific include the reactor and the material rege

19、nerator materia</p><p>　　According to above income draw crude glycerin refining process workshop floor plan, take control process flow diagram, the main equipment assembly drawing. Hope that through reaction

20、-regeneration system let oneself to the chemical equipment design, FCC process and the entire biodiesel plant layout, the production cost and economic benefit estimate more further understanding. </p><p>　　[

21、Keywords] Catalytic cracking ; Reaction - regeneration ; catalyst ; design</p><p><b>　　前 言</b></p><p>　　石油工業(yè)是國民經(jīng)濟中最重要的支柱產(chǎn)業(yè)之一，是提供能源，尤其是提供交通運輸燃料和有機化工原料的最重要的工業(yè)。據(jù)統(tǒng)計，全世界總能源需求的40%依賴于石油產(chǎn)品

22、。我國已探明的石油資源不是很豐富，而隨著國名緊急的發(fā)展，對輕質(zhì)油的需求量卻不斷增長。為了充分利用石油資源和提高石油加工經(jīng)濟效益就必須對原油進(jìn)行深加工，采用渣油輕質(zhì)化[1]。故發(fā)展催化裂化工藝對我國原油加工有深遠(yuǎn)的現(xiàn)實意義[2]</p><p>　　在我國國內(nèi)最早的工業(yè)催化裂化裝置出現(xiàn)于1936年。幾十年來,無論是規(guī)模還是技術(shù)均有了巨大發(fā)展?，F(xiàn)在它已經(jīng)成為原油二次加工中最重要的一個加工過程。從催化裂化技術(shù)角度來說,

23、基本的是反應(yīng)－再生型式和催化劑性能兩個方面的發(fā)展。傳統(tǒng)的催化裂化原料是重質(zhì)餾分油，主要是直餾減壓餾分油，也包括焦化重餾分油。由于對輕質(zhì)油品的需求不斷增長及技術(shù)進(jìn)步，近20年來，更重的油料也作為催化裂化的原料，例如減壓渣油[3]，加氫處理重油等。最早在工業(yè)上采用的反應(yīng)器型式是固定床式反應(yīng)器。反應(yīng)和再生是輪流間歇地在同一反應(yīng)器內(nèi)進(jìn)行的。為了在反應(yīng)時供熱及在再生時取走熱,在反應(yīng)器內(nèi)裝有取熱的管束，用一種融鹽循環(huán)取熱。為了使生產(chǎn)連續(xù)化,可以將幾

24、個反應(yīng)器組成一組，輪流地進(jìn)行反應(yīng)和再生。固定床催化裂化的設(shè)備結(jié)構(gòu)復(fù)雜，生產(chǎn)連續(xù)性差，因此，在工業(yè)上早已被其他型式的反應(yīng)器所取代。由于生產(chǎn)要求的不斷擴大和生產(chǎn)技術(shù)的不斷進(jìn)步，在二十世紀(jì)九十年代初期,流化床催化裂化技術(shù)迅速地發(fā)展成熟起來并很好地運用到實際生產(chǎn)中去。</p><p>　　在100萬噸/年催化裂化反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝設(shè)計中，通過反應(yīng)—再生系統(tǒng)熱量、物料的計算，選擇合適的加工條件，得到更好的收率效果，以最大限

25、度地降低生產(chǎn)成本，高效生產(chǎn)。</p><p>　　催化裂化生產(chǎn)參數(shù)設(shè)備說明</p><p>　　2.1 生產(chǎn)方案詳述[4]</p><p><b>　　本設(shè)計采用汽油方案</b></p><p>　　隨著我國經(jīng)濟快速發(fā)展，交通日益發(fā)達(dá)，以及世界對環(huán)境問題的重視，以汽油為首的輕質(zhì)油特別是對質(zhì)量更好的油品的需求量不斷加深，同

26、時化工的生產(chǎn)，又需要有效的多產(chǎn)輕質(zhì)油。</p><p>　　其次，大慶常壓渣油具有H/C高，金屬含量低（4.3%),密度?。芏葹?.896），平均分子量大，產(chǎn)率較高的特點，符合比較理想的重油催化原料，可直接進(jìn)行催化裂化。汽油+柴油收率可達(dá)到70%以上，而焦碳收率只有10%，綜合評價采用汽油方案是可行的。</p><p>　　2.2 主要操作條件的選擇依據(jù)</p><p

27、><b>　　2.2.1反應(yīng)溫度</b></p><p>　　反應(yīng)溫度反應(yīng)對催化裂化反應(yīng)的速率和產(chǎn)品的產(chǎn)率有強烈的影響，而且反應(yīng)活化能越大，溫度對反應(yīng)的速度影響也越大；溫度是調(diào)節(jié)轉(zhuǎn)化率和產(chǎn)品分布的主要變量。通過調(diào)節(jié)溫度可以實現(xiàn)多產(chǎn)汽油的產(chǎn)品方案。溫度一般為500-510 ℃。提高反應(yīng)溫度可使汽油辛烷值增加，焦碳產(chǎn)率下降但也不可以任意提升溫度，若溫度過高所產(chǎn)生的產(chǎn)品會發(fā)生熱裂化反應(yīng)，生成

28、更多的氣體，從而降低汽油產(chǎn)率，而氣體的產(chǎn)率增加了。</p><p>　　綜合考慮各種因素，以及參考國內(nèi)外同類裝置的操作條件，本次設(shè)計裝置反應(yīng)溫度選擇500℃。</p><p><b>　　2.2.2再生溫度</b></p><p>　　提高再生溫度可大大提高炭燃燒速度，在600℃左右時每提高10℃，燒焦速度可提高約20%，燒焦時間平均的可減少1

29、5%；對燒掉同樣數(shù)量的焦炭，加快燒焦速度可使再生器體積減小。對分子篩催化劑來說，常規(guī)再生溫度一般為650--680℃；為避免催化劑在高溫下水熱失活，在完全再生條件下，最高不超過700--760℃；對于兩段再生，第二段再生器中幾乎沒有水蒸汽存在，再生溫度可達(dá)800℃以上，可實現(xiàn)無助燃劑高溫完全再生。</p><p>　　對再生溫度有顯著影響的變量是回?zé)挶?、焦碳產(chǎn)率和原料預(yù)熱溫度?；?zé)挶仍黾樱偕鷾囟认陆?，原料預(yù)熱溫

30、度升高，再生溫度升高?？紤]到設(shè)備和催化劑的允許限度，本設(shè)計取再生溫度為700℃。</p><p><b>　　2.2.3反應(yīng)壓力</b></p><p>　　對于催化裂化反應(yīng)，隨著壓力的提高，可以提高轉(zhuǎn)化率，但同時也增加了原料中重質(zhì)組分和產(chǎn)物在催化劑上的吸附量，從而提高生焦的反應(yīng)速率，使焦碳產(chǎn)率明顯提高，氣體中烯烴產(chǎn)率的相對下降，汽油產(chǎn)率下降，但穩(wěn)定性提高提高。故在汽

31、油為生產(chǎn)目的的方案中，應(yīng)采用低壓力操作。在實際操作中，壓力是固定的，不做調(diào)節(jié)變量。由于壓力平衡的要求，反應(yīng)-再生器之間必須保持一定的壓差，不能任意變動。因此，反應(yīng)壓力又隨再生壓力而定。而再生壓力又要根據(jù)全裝置的情況綜合考慮決定。本設(shè)計定為0.1MPa。 </p><p><b>　　2.2.4再生壓力</b></p><p>　　碳燃燒速度和氧分壓成正比，而氧分

32、壓為再生壓力和氧的對數(shù)平均濃度的乘積，提高再生壓力就可以提高炭燃燒的速度；決定再生壓力時，既要有利于催化劑燒焦，又要有利于提高煙氣能量回收的效率。同時還要考慮兩器的壓力平衡。正常操作壓力不用于調(diào)節(jié)燒焦速度。本設(shè)計取再生壓力0.2MPa。</p><p>　　2.2.5煙氣中過剩氧量</p><p>　　再生煙氣中含氧量過高，會使主風(fēng)負(fù)荷增大，再生溫度下降，能量回收困難，增加廢氣排放量，且易

33、發(fā)生二次燃燒，再生煙氣含氧量低，會使燒碳不完全，減少。不僅影響再生效率和后面催化劑的活性。而且增加能量回收難道，污染環(huán)境。在適宜范圍內(nèi)提高過剩氧含量，可以提高再生速度，縮短再生時間，避免催化劑在高溫狀態(tài)下停留時間過長而造成高溫失活。再生煙氣氧含量范圍一般在1—3%，本設(shè)計取3.0%。</p><p>　　2.2.6原料預(yù)熱溫度</p><p>　　原料預(yù)熱溫度是指原料油進(jìn)入反應(yīng)器前的溫度。

34、它補充再生器燒焦提供給反應(yīng)所需熱量的不足，以保證反應(yīng)溫度達(dá)到生產(chǎn)規(guī)定的指標(biāo)。渣油進(jìn)行催化裂化時，預(yù)熱溫度不高，可采用油漿進(jìn)行熱交換。在相同的轉(zhuǎn)化率下，提高原油預(yù)熱溫度可使輕質(zhì)油收率略有增加，焦炭收率下降。保持裝置的其它獨立參數(shù)不變，只提高進(jìn)料的預(yù)熱溫度，則劑油比減小。當(dāng)采用CO完全燃燒技術(shù)時，再生溫度大幅度提高，如果采用高預(yù)熱溫度會使劑油比降得很低，反應(yīng)器中活性中心太少，轉(zhuǎn)化率就很低。此外，催化劑上積炭過高會使裂化反應(yīng)的選擇性變壞。在這

35、種情況下，要適當(dāng)?shù)慕档驮系念A(yù)熱溫度，保證一定的劑油比。同時對提升管裝置來說，不同的原料油和不同結(jié)構(gòu)的原料噴嘴對預(yù)熱溫度有不同的要求。一般來說，預(yù)熱溫度對進(jìn)料的霧化效果有一定的影響，對產(chǎn)品收率和質(zhì)量有不同程度的影響。霧化效果好，則同樣轉(zhuǎn)化率條件下焦炭和氣體收率就會下降，輕質(zhì)油收率上升；霧化效果差，則焦炭收率就會上升。一般預(yù)熱溫度高霧化效果好。本設(shè)計取235℃。</p><p><b>　　2.2.7反應(yīng)

36、時間</b></p><p>　　對于提升管催化裂化，反應(yīng)時間=提升管有效長度/油氣平均線速，其中提升管有效長度是指從原料油噴入口到提升管出口的長度，油氣平均線速是指上述兩點處線速度的對數(shù)平均值。</p><p>　　可見，反應(yīng)時間是反應(yīng)油氣在提升管中的停留時間。在其他條件相同的時候，反應(yīng)時間長，轉(zhuǎn)化率高。在轉(zhuǎn)化率相同條件下，最大柴油收率和最大汽油收率各自有不相同的最佳反應(yīng)時間

37、。因此，要得到最佳產(chǎn)品分布，要控制合適的反應(yīng)時間。提升管催化裂化一般的反應(yīng)時間是2~4秒。本設(shè)計取停留時間為2s。</p><p>　　2.2.8 CO2/CO比</p><p>　　CO2/CO比影響到再生器熱效率，CO2/CO越大，燒焦放熱越大。CO2/CO比采用的范圍為1—2。燒焦罐完全再生裝置，或采用CO助燃劑，或采用完全再生都可以使焦炭幾乎全部轉(zhuǎn)化成CO2。所以煙氣中CO含量幾乎

38、為0。在稀相區(qū)里，如果CO含量過高，在含氧的高溫條件下易發(fā)生二次燃燒，其放出的熱量使旋風(fēng)分離器燒壞,設(shè)備燒壞等嚴(yán)重后果。本設(shè)計選用的 CO2/CO比為1.2。</p><p><b>　　2.2.9催化劑</b></p><p>　　在當(dāng)前使用分子篩催化劑時期，重油流化催化裂化工藝對催化劑的選擇，比一般流化催化裂化工藝尤為重要和復(fù)雜。重油硫化催化裂化工藝除了要求選取的

39、催化劑具有耐磨性，良好的再生性能，高的平衡活性，搞得水熱穩(wěn)定性和好的選擇性，</p><p>　　目前工業(yè)用分子篩催化劑大致可分為稀土Y（REY）、超穩(wěn)Y（USY）和稀土氫(REHY)三種。此外還有一些復(fù)合型的催化劑[8]。本設(shè)計選擇復(fù)合型催化劑Orbit-3000。該催化劑具有重油轉(zhuǎn)化能力強，焦炭選擇性好，抗金屬污染能力強的特點。</p><p><b>　　工藝流程的確定&l

40、t;/b></p><p><b>　　3.1確定工藝路線</b></p><p>　　催化裂化裝置一般分為三部分組成：反應(yīng)-再生系統(tǒng)，分餾系統(tǒng)，吸收-穩(wěn)定系統(tǒng)。本設(shè)計是關(guān)于反應(yīng)再生系統(tǒng)，故單對反應(yīng)-再生系統(tǒng)流程進(jìn)行分析。</p><p>　　圖3-1 為反應(yīng)-再生系統(tǒng)流程方框圖</p><p>　　原料油經(jīng)過加熱

41、汽化后進(jìn)入提升管反應(yīng)器進(jìn)行裂化。提升管中催化劑處于稀相流化輸送狀態(tài)，反應(yīng)產(chǎn)物和催化劑進(jìn)入沉降器，并經(jīng)汽提段用過熱水蒸氣汽提，再經(jīng)旋風(fēng)分離器分離后，反應(yīng)產(chǎn)物從反應(yīng)系統(tǒng)進(jìn)入分餾系統(tǒng)，催化劑沉降到再生器。在再生器中用空氣使催化劑流化，并且燒去催化劑表面的焦炭。煙氣經(jīng)旋風(fēng)分離器和催化劑分離后離開裝置，使催化劑在裝置中循環(huán)使用。反應(yīng)系統(tǒng)主要由反應(yīng)器和再生器組成。原料油在裝有催化劑的反應(yīng)器中裂化，催化劑表面有焦炭沉積。沉積的焦炭的催化劑在再生器中燒

42、焦進(jìn)行再生，再生后的催化劑返回反應(yīng)器重新使用。反應(yīng)器主要為提升管，再生器為流化床,在提升管出口安裝快速分離器[9]。</p><p>　　再生器的主要作用是：燒去催化劑上因反應(yīng)而生成的積炭，使催化劑的活性得以恢復(fù)。再生用空氣由主風(fēng)機供給，空氣通過再生器下面的輔助燃燒室及分布管進(jìn)入。在反應(yīng)系統(tǒng)中加入水蒸汽其作用為：（1）霧化——從提升管底部進(jìn)入使油氣霧化，分散，與催化劑充分接觸；（2）預(yù)提升——在提升管中輸送油氣；

43、（3）汽提——從沉降器底部汽提段進(jìn)入，使催化劑顆粒間和顆粒內(nèi)的油氣汽提，減少油氣損失和焦炭生成量，從而減少再生器負(fù)荷。汽提水蒸氣占總水蒸氣量的大部分。（4）吹掃、松動——反應(yīng)器、再生器某些部位加入少量水蒸氣防止催化劑堆積、堵塞。</p><p><b>　　設(shè)計原始數(shù)據(jù)</b></p><p><b>　　4.1處理量</b></p>

44、<p><b>　　100萬噸/年</b></p><p>　　4.2開工時 </p><p><b>　　8000 小時每年</b></p><p>　　則處理量為：100× 103 × 104 ÷ 8000 = 125000 kg/h</p><p

45、>　　4.3原始數(shù)據(jù)及再生-反應(yīng)條件</p><p>　　原料油及產(chǎn)品性質(zhì)分別見表4-1、表4-2</p><p>　　產(chǎn)品的收率及性質(zhì)見表4-3 再生器操作及反應(yīng)條件見表4-4、</p><p>　　提升管反應(yīng)器操作條件表4-5 </p><p>　　表4-1 原料油及產(chǎn)品性質(zhì)</p><

46、p>　　表4-2 原料油的主要性質(zhì)</p><p>　　表4-3 產(chǎn)品產(chǎn)率（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）</p><p>　　表4-4 再生器操作條件</p><p>　　表4-5 提升管反應(yīng)器操作條件</p><p>　　反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝計算</p><p>　　5.1 再生系統(tǒng)</p>

47、<p>　　圖5-1是反應(yīng)-再生的工藝流程圖</p><p>　　再生器的物料平衡和熱平衡計算如下：</p><p>　　5.1.1 燃燒計算</p><p>　　( 1 )燒炭量及燒氫量</p><p>　　再生器物料平衡是計算待再生催化劑進(jìn)入再生器后焦炭燃的產(chǎn)物，焦炭量按新鮮原料油的10%計算：</p><

48、p>　　焦炭產(chǎn)量=125000 × 10% = 12500 Kg/h=1041.67kmol /h </p><p>　?。ㄒ荒觊_工8000小時 三年兩修）</p><p>　　焦炭中：H/C = 10/90</p><p>　　燒碳量=12500 × 0.9= 11250kg/h=938(kmol /h )</p><

49、p>　　燒氫量=12500 × 0.1=1250 kg/h=625(kmol /h )</p><p>　　已知煙氣組成（體）：CO2 : CO = 1.2</p><p>　　根據(jù): C + O2= CO2 2C + O2= 2CO 2H2 + O2= 2H2O</p><p>　　生成CO2 的碳為938×1.2/（1.2+

50、 1)=511( kmol/h)= 6136 (kg/h)</p><p>　　生成CO 的碳為：938– 511 =421 ( kmol/h ) =5118 (kg/h)</p><p><b>　　理論干空氣量</b></p><p>　　碳燒成CO2 的耗氧量為：511× 1 = 511 kmol/h</p>&l

51、t;p>　　碳燒成CO 的耗氧量為：427 × 1/2 = 213.5kmol/h</p><p>　　碳燒成H2O 的耗氧量為：625× 1/2 = 312.5kmol/h</p><p>　　則理論的耗氧量為:312.5+511+213.5=1037kmol/h=33184(kg/h)</p><p>　　理論氮為：1037×

52、 79/21 =3901 kmol/h=109228(kg/h)</p><p>　　所以理論干空氣量=1037+3901=4938kmol/h=142412(kg/h)</p><p><b>　　實際干空氣量</b></p><p>　　煙氣中過剩氧為0.3%(體積分?jǐn)?shù)）</p><p><b>　　其中過

53、=過</b></p><p><b>　　解此方程，得</b></p><p>　　=14.0kmol/h=448 ( kg/h )</p><p>　　=kmol/h=1484(kg/h)</p><p>　　所以實際干空氣量=4938+14+53=5005 kmol/h=144344(kg/h)</

54、p><p><b>　　濕空氣量（主風(fēng)量）</b></p><p>　　大氣溫度25 ºC 相對濕度70% </p><p>　　查空氣濕焓圖 得空氣濕含量為0.010kg水氣/kg干空氣</p><p>　　空氣的水含量=1443440.010=1443(kg/h)=80.0kmol/h</p>

55、;<p>　　濕空氣量=5005+80=5085kmol/h</p><p>　　=114000（/ h )</p><p>　　=1900 (/min )</p><p>　　此即正常操作時的主風(fēng)量</p><p><b>　　主風(fēng)量</b></p><p>　　主風(fēng)單耗===9.

56、12(/kg)</p><p><b>　　干煙氣量</b></p><p>　　由以上計算已知干煙氣中各組分的量，將其相加，既得總干煙氣量。</p><p><b>　　總干煙氣=</b></p><p>　　=938+14+3901+53</p><p>　　=4906k

57、mol/h</p><p>　　按各組分的相對分子質(zhì)量計算他們的質(zhì)量流量，然后相加即得總干煙氣的質(zhì)量流量為122410kg/h</p><p>　　表5-2再生器濕煙氣量及煙氣組成</p><p>　　1按每噸催化劑帶入1kg水汽計算</p><p><b>　　2粗估算值</b></p><p>

58、;　　參考《石油加工工藝》中冊圖6-29查得：水蒸氣/干空氣 = 0.016 （摩爾）</p><p>　　空氣中含水蒸氣為 :0.016 × 4938= 79kmol/h</p><p>　　濕空氣： 4938+ 79= 5017 kmol/h</p><p>　　已知回?zé)挶?0.5， 劑油比為 6.0</p><p>　　回?zé)捰?/p>

59、漿：125000× 0.5 =62500kg/h</p><p>　　劑/油 = 劑 /（125000 + 62500）= 6.0</p><p>　　所以催化劑循環(huán)量為:6.0×（130000+62500）=1125kg/h</p><p>　　依據(jù)每噸催化劑帶入1kg 水汽,則催化劑循環(huán)量為1125t/h則帶入</p><

60、p>　　1125 kg/h=62.5kmol /h</p><p><b>　　煙風(fēng)比</b></p><p>　　濕煙氣量/主風(fēng)量（體積比）=5689/5085=1.19</p><p>　　5.1.2再生器熱量平衡</p><p><b>　　燒焦放熱</b></p><

61、;p>　　生成C放熱=613633873=20784（kJ/h)</p><p>　　生成CO放熱=511810258=5250（k J/h)</p><p>　　生成放熱=1250119890=14986（k J/h)</p><p>　　合計放熱=41020 （k J/h)</p><p><b>　　焦炭脫附熱</

62、b></p><p>　　按目前工業(yè)上仍采用的經(jīng)驗方法計算，則：</p><p>　　焦炭脫附熱=4102011.5%=4717 (k J/h)</p><p>　　( 3 )主風(fēng)由200 ºC 升溫700 ºC 需熱</p><p>　　干空氣升溫需熱=1443441.09(700-200)=7866.7/h<

63、;/p><p>　　式中1.09是空氣的平均比熱容，單位為/（kgºC )。</p><p>　　水汽升溫需熱=14432.07(700-200)=149KJ/h</p><p>　　=(7866+149)=8015KJ/h</p><p><b>　　焦碳升溫需熱</b></p><p>

64、　　假定焦炭的比熱容與催化劑相同，也取1.09 /（kgºC ), 則</p><p>　　焦炭升溫需熱=12..51.09(700-500)=273KJ/h</p><p>　　( 5 )待生催化劑帶入水汽需熱</p><p>　　=11252.16(700-500)=48.6</p><p>　　式中2.16是水汽的平均比熱容，

65、單位為/（kgºC )。</p><p>　　吹風(fēng) 松動蒸汽升溫需熱</p><p>　　=500（3929-2780）=11.5</p><p>　　式中括號內(nèi)的數(shù)值分別為148.675KPa </p><p>　　700ºC 過熱蒸汽和981KPa飽和蒸汽焓值</p><p><b>

66、　　散熱損失</b></p><p>　　=582燒碳量（以kg/h計）=58211250=655</p><p><b>　?。?）再生器耗熱</b></p><p>　　=+++++=(4717+7866+149+273+48.6+11.5+655)=13710</p><p>　　( 9 )給催化劑的凈

67、熱量</p><p>　　=催化劑的凈熱量=燒焦放熱-再生器耗熱</p><p>　　=41020 （k J/h)—13710</p><p><b>　　=27310</b></p><p>　　計算催化劑的循環(huán)量G</p><p>　　27310=G10001.09(700-500)</

68、p><p>　　G=1245 ( t / h)</p><p>　　( 11 )再生器熱平衡匯總</p><p>　　綜上所述可得再生器物料平衡如表5-2、熱平衡如表5-3。</p><p>　　表5-3 再生器物料平衡</p><p>　　表5-4 再生器熱平衡表</p><p>　　5.1.3再

69、生器尺寸設(shè)計</p><p><b>　?。?）密相段直徑</b></p><p>　　1/4πD2U=VS D=(4×VS/πU密)0.5</p><p>　　=[4×5085*29/(3.14×0.9×3600)]0.5=7.6m</p><p>　　燒焦強

70、度=燒焦量/藏量 其中</p><p>　　藏量=燒焦量/燒焦強度=12500/0.2=62500kg</p><p>　　V密=藏量/ρ密=52000/300=208.3m3</p><p>　　其中，是密相段催化劑密度</p><p><b>　?。?）密相段高度</b></p><p>　

71、　H密= V密/A密=208.3×4/3.14×7.612=4.6m </p><p><b>　　（3）稀相段直徑</b></p><p>　　1/4πD2U稀=VS D=(4×VS/πU稀)0.5</p><p>　　=(4×5689×29/3.14×0.6&

72、#215;3600)0.5=9.86m</p><p><b>　　（4）稀相段高度</b></p><p><b>　　取經(jīng)驗值=8m</b></p><p>　　圖5-2 再生器的工藝結(jié)構(gòu)</p><p><b>　　5.2提升管反應(yīng)器</b></p><

73、;p>　　圖5-3 為提升管反應(yīng)器的流程圖</p><p>　　5.2.1 反應(yīng)器物料衡算</p><p><b>　　反應(yīng)器水蒸氣包括：</b></p><p>　　新鮮原料霧化的水蒸汽： 1～2.5%·油 1250kg/h</p><p>　　回?zé)捰挽F化的水蒸氣： 4%

74、·油 2000 kg/h</p><p>　　預(yù)提升所需水蒸氣： 1kg/t·劑 1245kg/h</p><p>　　汽提所需水蒸氣； 2kg/t·劑 2490kg/h</p><p>　　催化劑帶入水蒸氣： 1.4kg/t·劑

75、 1743kg/h</p><p>　　反應(yīng)器總吹掃松動水蒸氣： 4kg/t·劑 4980kg/h</p><p>　　共 計 13708 kg/h</p><p>　　催化劑帶入煙氣： 1kg/t劑 1245kg/h&l

76、t;/p><p>　　綜上所述列見入方水蒸汽流量表4-5、反應(yīng)器物料平衡見表4-6。</p><p><b>　　表5-5入方水蒸汽</b></p><p>　　表5-6 反應(yīng)器物料平衡</p><p>　　5.2.2反應(yīng)器熱平衡</p><p>　　5.2.2.1反應(yīng)系統(tǒng)供熱方</p>

77、<p>　?。?）再生催化劑供給凈熱量</p><p>　　已知催化劑循環(huán)量是G</p><p><b>　　==219.4G</b></p><p>　　式中1.097是催化劑的平均比熱容，單位為/（kgºC )。</p><p><b>　　濕煙氣帶入熱量</b></

78、p><p><b>　　=10.22G</b></p><p>　　式中：設(shè)每噸催化劑帶1kg煙氣計算，</p><p>　　式中1.09是濕煙氣的平均比熱容，單位為/（kgºC )。</p><p><b>　　焦碳吸附熱</b></p><p>　　=再生劑焦碳脫附

79、熱=4717</p><p>　　（4）總供反應(yīng)系統(tǒng)供熱</p><p>　　=++=4717+208.64G=4747+208.64G</p><p>　　5.2.2.2反應(yīng)系統(tǒng)耗熱方（用催化碳化法計算）</p><p><b>　?。?）反應(yīng)熱</b></p><p>　　總碳=燒碳量=112

80、50</p><p><b>　　附加碳=新鮮原料量</b></p><p>　　=1250004.3%0.6=3225</p><p>　　可氣提碳催化劑循環(huán)量0.02%=2G</p><p>　　催化碳總碳-附加碳-可氣提碳</p><p>　　11250-3225-2G=8025-2G<

81、;/p><p>　　查510ºC時，催化碳的反應(yīng)熱9127 (k J/kg)</p><p>　　=(8025-2G)9127=7324-1.8254G(k J/h)</p><p>　　( 2 ) 提升管內(nèi)水蒸氣由入口狀態(tài)升溫至反應(yīng)溫度</p><p><b>　　a.進(jìn)料霧化蒸汽：</b></p>

82、<p>　　4%50000=2000</p><p><b>　　b.氣提蒸汽量</b></p><p>　　氣提蒸汽量為2~5kg(水汽）/,取2kg(水汽）/</p><p>　　21245=2490</p><p><b>　　c.松動蒸汽量:</b></p><

83、;p>　　41245=4980</p><p>　　d.預(yù)提升蒸汽量: 1245</p><p>　　過熱蒸汽總量=10715</p><p><b>　　過熱蒸汽升需要熱：</b></p><p>　　=107152.518(k J/h)</p><p>　　式中括號內(nèi)數(shù)值為141.7k

84、pa,510ºC過熱蒸汽和294。3Kpa,400ºC過熱蒸汽焓</p><p>　　（3）提升管散熱損失 </p><p>　　=465.5燒碳量=465.511250=5.236(k J/h)</p><p>　　( 4 )進(jìn)料由預(yù)熱溫度（液）升溫至反應(yīng)溫度（汽）所需熱量</p><p>　　參考石油煉制工程P85 石

85、油餾分焓值圖</p><p>　　表5-7 原料進(jìn)入熱量表</p><p>　　=（29625-11412）=18213（KJ/h)</p><p>　　總耗熱=+++=(7324+251.8+523.6+18213)-1.8254G=26312-1.8254G（KJ/h)</p><p><b>　　求催化劑循環(huán)量G</b&

86、gt;</p><p>　　4747+208.64G=26312-1.8254G</p><p>　　G=1025（t/h)</p><p>　　5.2.3 提升管工藝計算</p><p>　　5.2.3.1提升管進(jìn)料處的壓力和溫度 </p><p><b>　　(1)壓力</b></p&g

87、t;<p>　　沉降器頂部壓力為200kPa設(shè)進(jìn)油處至沉降器頂部的總壓降為19.5 kPa,則提升管內(nèi)進(jìn)油處的壓力為200+19.5=219.5 kPa</p><p><b>　　(2)溫度</b></p><p>　　加熱爐出口溫度為235ºC,此時原料油處于液相狀態(tài).經(jīng)霧化進(jìn)入提升管與</p><p>　　700&

88、#186;C的再生劑接觸,立即氣化.原料油與高溫催化劑接觸后的溫度可由熱平衡來計算。</p><p>　　催化劑和煙氣由700ºC降至TºC放出的熱</p><p>　　=1245×103×1.097×(700-T)+1245×1.09×(700-T)</p><p>　　= 136.71

89、5;104×(700-T)</p><p>　　綜上所述可得出油和蒸汽的熱量如表4-9。</p><p>　　表5-8油和蒸汽的熱量計算</p><p>　　其中1.097和1.09分別為催化劑和煙氣的比熱查焓表可知</p><p><b>　　根據(jù)熱平衡原理:</b></p><p>

90、　　136.71×(700-T) =12.5A+5.0B+1.25C+1.37D</p><p>　　設(shè)T =510ºC則查焓圖可得A=1335kJ/kg B=1322kJ/kg C=1255kJkg D=920kJ/kg</p><p>　　左邊=136.71×190=25974.9</p><p>　　右邊=166875+6

91、610+1568+1260=26125相對誤差為0.14%,所以T =510ºC</p><p>　　5.2.3.2提升管直徑</p><p><b>　　選取提升管內(nèi)徑</b></p><p>　　D＝1.2m，則提升管截面積F＝3.14×D2/4＝1.1m2</p><p><b>　　

92、提升管進(jìn)料處的壓力</b></p><p>　　沉降器頂部的壓力為200kPa（表）,設(shè)進(jìn)油處至沉降器頂部的總壓降為15 kPa，則提升管內(nèi)進(jìn)油處的壓力為200+20＝215 kPa（表）。</p><p>　　3) 核算提升管下部氣速由物料平衡得油氣、蒸汽和煙氣的總流率為1158.2kmol/h,所以下部氣體體積流率為：</p><p>　　V下＝11

93、58.2×22.4×（480+273）×101.3/[（215+101.3）×273]</p><p>　?。?1964 m3/h＝6.10m3/s</p><p>　　下部氣速為u下＝V下/F＝6.10/1.1＝5.55m/s</p><p>　　符合線速在4~7范圍內(nèi)。</p><p>　　4）核算

94、提升管出口氣速</p><p>　　提升管出口處油氣的總流率為2106.81kmol/h，所以，出口處油氣體積流率為：</p><p>　　V上＝2106.8×22.4×（480+273）×101.3/[（200+101.3）×273]</p><p>　?。?3764(m3/h)＝12.16m3/s</p>&

95、lt;p>　　所以出口線速為u上＝V上/F＝12.16/1.1＝11.05m/s</p><p>　　核算結(jié)果表明：提升管出、入口線速在一般設(shè)計范圍內(nèi)，故所選內(nèi)徑D＝1.2 m 是可行的。</p><p><b>　　5) 提升管長度</b></p><p>　　提升管平均氣速 u=(u上-u下)/ln(u上/u下)</p>

96、<p>　　=(11.05-5.55)/ln(11.05/5.55)=7.88m/s</p><p>　　反應(yīng)時間為3秒，則提升管的有效長度L＝u×3＝7.88×3＝23.64m。</p><p>　　6) 核算提升管總壓降</p><p>　　設(shè)計的提升管由沉降器的中部進(jìn)入，根據(jù)沉降器的直徑何提升管拐彎的要求，提升管直立管部分長20

97、m，水平管部分4m，提升管出口向下以便催化劑與油氣快速分離。提升管出口至沉降器內(nèi)一級旋風(fēng)分離器入口高度取7m，其間密度根據(jù)經(jīng)驗取8kg/m3.</p><p>　　提升管總壓降包括靜壓ph、摩擦壓降pf及轉(zhuǎn)向、出口損失等壓降pa。各項分別計算如下：提升管內(nèi)密度計算見表4-10。</p><p><b>　　1）△ph</b></p><p>　

98、　表5-9提升管內(nèi)密度計</p><p>　　△ph＝r△h×10-4=47.4×24=9.3 kPa</p><p>　　2) △pf(直管摩擦壓降)</p><p>　　△pf=7.9×10-8L/D×ρu2g=7.9×10-8×24/1.2×30.43×102×9.81&

99、lt;/p><p>　　=0.47(kPa)</p><p><b>　　3）△pa</b></p><p>　　△pa＝Nρu2×10-4/2=3.5×7.952×30.43×10-4/2=3.37KPa</p><p>　　(N=3.5，包括兩次轉(zhuǎn)向及出口損失)</p>

100、<p>　　4）提升管總壓降△p提</p><p>　　△p提 ＝△ph+△pf+△pa</p><p>　?。?.3+0.47+3.37＝13.14KPa</p><p>　　5）校核原料油進(jìn)口處壓力</p><p>　　提升管出口至沉降器頂部壓降：8×7×10-4＝0.56KPa</p>&

101、lt;p>　　提升管內(nèi)原料入口處壓力：</p><p>　　沉降器頂部壓力+0.56+△p提 ＝200+0.56+13.14＝213.7KPa（表）</p><p>　　此值與前面假設(shè)的215 KPa（表）基本相同，故前面計算時假設(shè)的壓力不用重算。</p><p>　　5.2.3.3 預(yù)提升段的直徑和高度</p><p><b&g

102、t;　　1）直徑</b></p><p>　　預(yù)提升段的煙氣及預(yù)提升蒸汽的流率</p><p>　　42.93+1245/18＝112.09kmol/h </p><p>　　體積流率＝112.09×22.4×（700+273）×101.3/[273×（213.7+101.3）×3600]＝0.77m3

103、/s</p><p>　　取預(yù)提升段氣速為1.5 m/s，則預(yù)提升段直徑D預(yù)＝[0.77×4/（1.5×3.14）]1/2=0.64m</p><p>　　取預(yù)提升段直徑0.64m.</p><p><b>　　2) 高度</b></p><p>　　考慮到進(jìn)料噴嘴以下設(shè)有事故蒸汽進(jìn)口管、人孔、再生劑

104、斜管入口等，預(yù)提升段的高度取4m。</p><p>　　由上面的計算可知預(yù)提升段長度4m，內(nèi)徑0.64m；反應(yīng)段長23.64m，內(nèi)徑1.2m，其中20m是直立管、4m是水平管；提升管全長28m，直立管24m，見圖5-3所示。</p><p>　　5.2.3.4沉降室</p><p><b>　　（1）沉降室直徑</b></p>&

105、lt;p>　　=[V/(0.785u)]</p><p>　　V油氣 氣提蒸汽流率之和，m/s:</p><p>　　V:油氣流率為43764m/h=12.16m/s</p><p>　　u:油氣線速度，介于0.5m/s到0.6m/s之間,取0.5m/s</p><p>　　=[12.16/(0.7850.5)]=5.56(m)<

106、/p><p><b>　　取沉降室直徑為6米</b></p><p><b>　　（2）沉降室高度</b></p><p>　　稀相段取16米，密相段取8米，總高24米</p><p>　　圖5-4提升管反應(yīng)沉淀器</p><p>　　5.2.4 旋風(fēng)分離器工工藝計算

107、 圖5-5旋風(fēng)分離器結(jié)構(gòu)簡圖</p><p>　　選用我國自主開發(fā)的PV型旋風(fēng)分離器，采用二級串聯(lián)，按PV旋風(fēng)分離器的設(shè)計方法和規(guī)格進(jìn)行工藝計算。</p><p>　　5.2.4.1 筒體直徑</p><p>　　濕煙氣流率： 5689×22.4×（700+273）×101.3/273&#

108、215;（101.3+200）×3600=42.42m2/s </p><p>　　表5-10旋風(fēng)分離器壓力等基礎(chǔ)數(shù)據(jù)</p><p>　　按筒體的內(nèi)氣速為4m/s結(jié)算，則</p><p>　　總筒體截面積=濕煙氣流率/4=42.42/4=10.6m2，選用10組旋風(fēng)分離器，則每個旋風(fēng)分離器筒體截面積為1.06m2</p><p>

109、　　筒體直徑=（1.06×4/π）1/2=1.16m</p><p>　　選用直徑1200㎜的旋風(fēng)分離器。一級和二級用此直徑的筒體。</p><p>　　5.2.4.2一級入口截面積</p><p>　　按入口線速為18m /s考慮則</p><p>　　一級入口截面積為A1/筒體截面積A=4/18</p><p

110、>　　A1=1.06×4/18=0.24m2</p><p>　　旋風(fēng)分離器入口為矩形，其高度為a是寬度b的2.25倍，由此得b=0.33m，a=0.73m 。</p><p>　　5.2.4.3 二級入口截面積</p><p>　　按二級入口線速為22m/s考慮則二級入口截面積A2/筒體截面積A=4/22</p><p>　

111、　A2=1.06×4/22=.0.19m2</p><p>　　入口高度a=0.65m，寬度b=0.29m</p><p>　　5.2.4.4核算旋風(fēng)分離器組數(shù)</p><p>　　一級入口線速 = 濕煙氣流率 / 一級入口截面積</p><p>　　= 42.42/(10×0..24) = 17.68m/s</p&

112、gt;<p>　　二級入口線速 = 濕煙氣流率 / 二級入口截面積</p><p>　　=42.42/(10×0.19) =22.32m/s</p><p>　　由計算結(jié)果得：一級、二級入口線速符合</p><p>　　一級線速最高不大于25m/s；</p><p>　　二級線速最高不大于35m/s；</p>

113、;<p>　　最小線速不小于 15m/s 。</p><p>　　因此， 選用10組旋風(fēng)分離器符合要求。</p><p>　　5.2.4.5一級料腿負(fù)荷及管徑</p><p>　　Pv型一級旋風(fēng)分離器料腿的適宜固體質(zhì)量速度為300~500（kg/m2·s）設(shè)一級旋風(fēng)分離器的入口氣體的固體濃度為10Kg/m3</p><p&

114、gt;　　則對每一個旋風(fēng)分離器的進(jìn)入固體流量為</p><p>　　42.42×10×1/10=42.42Kg/s</p><p>　　選用直徑為350m管子作一級料腿</p><p>　　42.42/（0.352×3.14/4）=441.13kg/m2·s</p><p><b>　　所選管

115、徑合適。</b></p><p>　　對直徑1200mm的旋風(fēng)分離器，二級料腿選用直徑219mm的管子。</p><p><b>　　旋風(fēng)分離器的壓降</b></p><p>　　PV型旋風(fēng)分離的壓降計算公式：</p><p>　　P=（ρg+Ci/1000）vi/2+ε（ci0/ci）0.045×

116、(ρgvi2/2)</p><p>　　ε=8.54KA-0.833dr-1.745D-0.161Re0.036-1</p><p>　　Re=ρg viD/μ</p><p>　　式中 ρg-——氣體密度 kg/m3；</p><p>　　μ——氣體黏度，Pa.s;</p><p>　　Ci0——基準(zhǔn)入口濃度

117、，10kg/m3；</p><p>　　KA——筒體與入口截面積之比；</p><p>　　dr——出口管與筒體的直徑之比；</p><p><b>　　ε——系數(shù)；</b></p><p>　　Ci——入口氣體中固體濃度，kg/m3；</p><p>　　D——筒體直徑，m；</p>

118、<p>　　Vi——入口氣體線速 m/s；</p><p><b>　　Re——雷諾數(shù)。</b></p><p>　　1)計算一級旋風(fēng)分離器壓降△P1</p><p><b>　　氣體密度=1.25</b></p><p>　　Re=1.04×18×1.2/0.0

119、00035=446000</p><p>　　ε=8.54(1.06/0.24)-0.833(0.44)-1.7451.2-0.1614460000.036-1=15.1</p><p>　　P1=（ρg+Ci/1000）vi/2+ε（ci0/ci）0.045×(ρgvi2/2)</p><p>　　=(1.04+10/1000) ×(182/2

120、)+15.1×(10/10)0.045×(1.04×182/2)</p><p><b>　　=2.714KPa</b></p><p>　　2) 計算二級旋風(fēng)分離器壓降△P2</p><p>　　Re=1.04×22×1.2/0.000035=784457</p><p&g

121、t;　　ε=8.54(1.06/0.19)-0.833(0.44)-1.7451.2-0.1617844570.036-1</p><p><b>　　=12.5</b></p><p>　　P2=（ρg+Ci/1000）vi/2+ε（ci0/ci）0.045×(ρgvi2/2)</p><p>　　=(1.04+1/1000) &#

122、215;(222/2)+12.5×(10/1)0.045×(1.04×222/2)=3.74KPa</p><p><b>　　計算結(jié)果匯總</b></p><p>　　表6-1 催化裂化反應(yīng)-再生的設(shè)備參數(shù)一覽表</p><p><b>　　經(jīng)濟效益的估算</b></p>&l

123、t;p><b>　　7.1原材料消耗</b></p><p>　　以下原料單價和車間制造成本均參考100萬/t催化裂化可行性研究報告。</p><p>　　本次反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝,每年的處理量100萬噸。原料價格按照有關(guān)規(guī)定確定：</p><p>　　混合原料油：1309元/噸</p><p>　　原料油消耗=13

124、0900萬元元</p><p>　　年消耗催化劑消耗720噸，單價20000元/噸 </p><p>　　催化劑消耗=72020000=1440萬元</p><p><b>　　7.2 動力消耗</b></p><p>　　本次本次反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝的設(shè)計中所用到的動力消耗如下：</p><p&

125、gt;<b>　　7.2.1蒸汽消耗</b></p><p>　　1.0Mpa水蒸氣，反應(yīng)器的消耗量為13708kg/h,再生器的消耗量3068kg/h 總的水蒸氣的消耗量為</p><p>　　=13708+3068=16776kg/h </p><p>　　參照廠房價格1.0Mpa水蒸氣 59.89元/噸</p><p&