年產(chǎn)30萬噸重油催化裂化反應(yīng)再生系統(tǒng)工藝設(shè)計(jì)

1、年產(chǎn)年產(chǎn) 30 萬噸重油催化裂化反應(yīng)萬噸重油催化裂化反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝設(shè)計(jì)再生系統(tǒng)工藝設(shè)計(jì) 作作 者者 姓姓 名名 周周 華華 東東 專專 業(yè)業(yè) 化學(xué)工程與工藝化學(xué)工程與工藝 指導(dǎo)教師姓名指導(dǎo)教師姓名 袁袁 芳芳 專業(yè)技術(shù)職務(wù)專業(yè)技術(shù)職務(wù) 講講 師師 齊魯工業(yè)大學(xué) 2013 屆畢業(yè)設(shè)計(jì) 目 錄摘 要 .1abstract .1第一章 前言 .11.1 催化裂化的目的及意義.11.2 催化裂化技術(shù)發(fā)展.11.3 設(shè)計(jì)的主要內(nèi)容.2第二章 工藝敘述 .32.1 反應(yīng)-再生系統(tǒng).32. 2 分餾系統(tǒng) .42. 3 吸收穩(wěn)定系統(tǒng) .4第三章 設(shè)計(jì)原始數(shù)據(jù) .53.1 處理量 .53.2 開工時 .53

2、.3 原始數(shù)據(jù)及再生-反應(yīng)及分餾操作條件.5第四章 反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝計(jì)算 .94.1 再生系統(tǒng) .94.1.1 燃燒計(jì)算.94.1.2 熱量平衡 .104.1.2.1 熱流量入方.104.1.2.3 熱流量出方.114.1.3 催化劑循環(huán)量 .114.1.4 空床流速 .134.1.4.1 密相床層 .134.1.4.2 稀相床層.134.2 提升管反應(yīng)器.144.2.1 物料衡算.144.2.2 熱量衡算 .164.2.2.1 熱量入方各進(jìn)料溫度 .174.2.3 提升管工藝計(jì)算.194.2.3.1 提升管進(jìn)料處的壓力和溫度 .194.2.3.2 提升管直徑 .204.2.3.3 預(yù)提升段

3、的直徑和高度.234.2.4 旋 風(fēng) 分 離 器 工藝計(jì)算.234.2.4.1 筒體直徑.244.2.2.2 一級入口截面積 .254.2.2.3 二級入口截面積.254.2.2.4 一級料腿負(fù)荷及管徑 .25第五章第五章 分餾塔能量平衡計(jì)算分餾塔能量平衡計(jì)算 .27齊魯工業(yè)大學(xué) 2013 屆畢業(yè)設(shè)計(jì) 第六章第六章 計(jì)算結(jié)果匯總計(jì)算結(jié)果匯總 .29結(jié)束語結(jié)束語 .30參考文獻(xiàn)參考文獻(xiàn) .31致致 謝謝 .32齊魯工業(yè)大學(xué) 2013 屆畢業(yè)設(shè)計(jì)1摘摘 要要催化裂化是石油煉制過程之一，是在熱和催化劑的使用下使重質(zhì)油發(fā)生裂化反應(yīng)，轉(zhuǎn)變?yōu)榱鸦?，汽油和柴油等的過程。本設(shè)計(jì)題目是年產(chǎn) 30 萬噸的重質(zhì)油

4、催化裂化反應(yīng)工藝設(shè)計(jì)。所用工藝對重油加工程度較深，且產(chǎn)品收率很高，同時具有較好的經(jīng)濟(jì)效益和環(huán)保效益。通過汽油的方案及反-再系統(tǒng)工藝的計(jì)算，達(dá)到設(shè)計(jì)的目的。關(guān)鍵詞：重油；關(guān)鍵詞：重油； 催化裂化；催化裂化； 裝置；裝置； 設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)abstract fcc is one of the petroleum refining processes. fcc is the process in which heavy oil cracks into stream cracker，gasoline, diesel, and etc. with the use of heat and catalysts.th

5、e topic of this design is 0.3 million tons per year of fcc process design. the technic used in this design is characterized by deeper heavy oil processing, higher yield, and better both economic and environmental performance. the aim of this design is to decide on the design of the gasoline and calc

6、ulate the technics of the reaction-regeneration for heavy oil. key word：heavy oil; catalytic cracking； installment； design第一章 前言1第一章第一章 前言前言1.1 催化裂化的目的及意義 我國原油偏重，輕質(zhì)油品含量低，為增加汽油、柴油、乙烯用裂解原料等輕質(zhì)油品產(chǎn)量。我國煉油工業(yè)走深度加工的道路，形成了以催化裂化（fcc）為主體，延遲焦化、加氫裂化等配套的工藝路線。2001 年底全國有 147 套催化裂化裝置，總加工能力超過 100.0mt/a ，比 1991 年增加 58.

7、4 mt/a，增長 137.16%，可以說是世界上催化裂化能力增長最迅速的國家。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(jì)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。隨著工業(yè)、農(nóng)業(yè)、交通運(yùn)輸業(yè)以及國防工業(yè)等部門的迅速發(fā)展，對輕質(zhì)油品的需求量日益增多，對質(zhì)量的要求也越來越高。以汽油為例，據(jù) 1988 年統(tǒng)計(jì)，全世界每年汽油總消費(fèi)量約為 6.64 億噸以上，我國汽油總量為 1750 萬噸，從質(zhì)量上看，目前各國普通級汽油一般為 91

8、92（ron） ，優(yōu)質(zhì)汽油為 9698（ron） 。為了滿足日益嚴(yán)格的市場需求，催化裂化工藝技術(shù)也在進(jìn)一步發(fā)展和改進(jìn)。本設(shè)計(jì)是對催化裂化反應(yīng)-再生及分餾系統(tǒng)進(jìn)行工藝上的設(shè)計(jì)與分析。1.2 催化裂化技術(shù)發(fā)展 80 年代以來，催化裂化技術(shù)的進(jìn)展主要體現(xiàn)在兩個方面： 開發(fā)成功摻煉渣油（常壓渣油或減壓渣油）的渣油催化裂化技術(shù)（稱為渣油 fcc，簡寫為 rfcc） ； 催化裂化家族技術(shù)，包括多產(chǎn)低碳烯烴的 dcc 技術(shù)，多產(chǎn)異構(gòu)烯烴的 mio 技術(shù)和最大量生產(chǎn)汽油、液化氣的 mgg 技術(shù)。目前國外新開發(fā)的重油催化裂化技術(shù)有：渣油加氫處理(vrds)催化裂化(fcc)組合工藝” 、毫秒催化裂化工藝（msc

9、c）雙臺組合循環(huán)裂化床工藝、劑油短接觸工藝（sct） 、雙提升管工藝、兩段渣油改質(zhì)技術(shù)等等。國內(nèi)靈活雙效催化裂化工藝（fdfcc） 、vrfcc 技術(shù)、催化裂化（mip）新技術(shù)等等。下面以兩個技術(shù)為例說明：（1）渣油加氫處理催化裂化組合工藝基礎(chǔ)研究的應(yīng)用 它是在對加氫處理和催化裂化兩種工藝過程的特點(diǎn)、原料產(chǎn)品性質(zhì)及加工方案進(jìn)行深入研究的基礎(chǔ)上，經(jīng)過理論分析，實(shí)驗(yàn)室及工業(yè)試驗(yàn)后開發(fā)出的一種新的石油加工工藝“渣油加氫處理(vrds)催化裂化(fcc)組合工藝” 。 流化催化裂化（fcc）是現(xiàn)代化煉油廠用來改質(zhì)重質(zhì)瓦斯油和渣油的核心技術(shù)，是煉廠獲取經(jīng)濟(jì)效益的一種重要方法。據(jù)統(tǒng)計(jì)，截止到 1999 年

10、 1 月 1 日，全球原油加工能力為 4 015.48 mt/a，其中催化裂化裝置的加工第一章 前言2能力為 668.37 mt/a，約占一次加工能力的 16.6%，居二次加工能力的首位。美國原油加工能力為 821.13 mt/a，催化裂化能力為 271 mt/a，居世界第一，催化裂化占一次加工能力的比例為 33.0%。我國催化裂化能力達(dá) 66.08 mt/a，約占一次加工能力的38.1%，居世界第二位。世界 rfcc 裝置原料中渣油的平均量為 15%20%。從國外各大公司對原料的要求來看，殘?zhí)颗c金屬兩個指標(biāo)已分別達(dá)到 8%和 20 g/g。而國內(nèi)渣油催化裂化原料的殘?zhí)恳话氵_(dá)到 6%，金屬 1

11、5 g/g，與國外水平相比，尚有潛力。中國石化集團(tuán)公司 fcc 裝置中約 80%都摻煉不同比例的渣油，平均摻渣比約為26%，1989-1997 年，摻煉重質(zhì)油的比例從 18.52%增至 43.64%。我國大慶石蠟基原油具有殘?zhí)康汀⒔饘俸康偷奶攸c(diǎn)，其減壓渣油的殘?zhí)繛?8.95%，金屬為 7 g/g，所以大慶減壓渣油可以直接進(jìn)行催化裂化。前郭煉油廠已進(jìn)行了大慶全減壓渣油催化裂化的嘗試，但未見國外全減壓渣油催化裂化的報(bào)道（2）兩段提升管催化裂化（tsrfcc）新技術(shù)tsrfcc 可大幅度提高原料的轉(zhuǎn)化深度，同比加工能力增加 2030%；顯著改善產(chǎn)品分布，輕油收率提高 23 個百分點(diǎn)，液收率提高 3

12、4 個百分點(diǎn)，干氣和焦炭產(chǎn)率大大降低；產(chǎn)品質(zhì)量得到明顯改善，汽油烯烴含量下降 20 個百分點(diǎn)以上，柴油密度減小、十六烷值提高，汽油和柴油的硫含量都明顯降低。采用兩段提升管催化裂化技術(shù)可使企業(yè)獲得巨大的經(jīng)濟(jì)效益。1.3 設(shè)計(jì)的主要內(nèi)容 1.設(shè)計(jì)專題的經(jīng)濟(jì)、技術(shù)背景分析 2.工藝流程的選擇3.主要設(shè)備物料、能量衡算 4.主要設(shè)備工藝尺寸計(jì)算5.裝置工藝流程、再生器、反應(yīng)器提升管工藝流程圖的繪制 6.再生器、反應(yīng)器提升管、分餾塔能量衡算第二章 工藝敘述3第二章 工藝敘述 工藝流程說明工藝流程說明 該裝置工藝流程分四個系統(tǒng)如圖 2-1 所示。提升管反應(yīng)器沉降器再生器圖2-1催化裂化裝置工藝流程圖回?zé)捰?/p>

13、漿催化劑罐主風(fēng)機(jī)加熱爐水蒸汽新原料油油漿重柴油輕柴油粗汽油富氣氣提塔塔餾分回?zé)捰凸匏魵?.1 反應(yīng)-再生系統(tǒng) 原料油經(jīng)過加熱汽化后進(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焦進(jìn)行再生，再生后的催化劑返回反應(yīng)

14、器重新使用。反應(yīng)器主要為提升管，再生器為流化床。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(jī)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；第二章 工藝敘述4（2）預(yù)提升在提升管中輸送油氣；（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。2. 2 分餾系統(tǒng) 由反應(yīng)器來的反應(yīng)產(chǎn)物油

15、氣從底部進(jìn)入分餾塔，經(jīng)塔底部的脫過熱段后在分餾段分割成幾個中間產(chǎn)品：塔頂為富氣，汽油，側(cè)線有輕柴油，重柴油和回?zé)捰?，塔底產(chǎn)品為油漿。輕、重柴油分別經(jīng)汽提后，再經(jīng)換熱，冷卻后出裝置。分餾系統(tǒng)主要設(shè)備是分餾塔，裂化產(chǎn)物在分餾塔中分餾成各種餾分的油品。塔頂汽在粗汽油分離罐中分成粗汽油和富氣。分餾塔具有的特點(diǎn)有：（1）分餾塔底部設(shè)有脫過熱段，用經(jīng)過冷卻的油漿把油氣冷卻到飽和狀態(tài)并洗下夾帶的粉塵以便進(jìn)行分餾和避免堵塞塔盤。（2）設(shè)有多個循環(huán)回流：塔頂循環(huán)回流、一至兩個中段回流、油漿回流。（3）塔頂回流采用循環(huán)回流而不用冷回流。2. 3 吸收穩(wěn)定系統(tǒng)該系統(tǒng)主要由吸收塔，再吸收塔，解吸塔及穩(wěn)定塔組成。從分餾

16、塔頂油氣分離器出來的富氣中帶有汽油部分，而粗汽油中則溶解有 c3，c4 組分。吸收穩(wěn)定系統(tǒng)的作用就是利用吸收和精餾方法，將富氣和粗汽油分離成干氣（c2） ，液化氣（c3 、c4）和蒸汽壓合格的穩(wěn)定汽油。第三章 設(shè)計(jì)原始數(shù)據(jù)5第三章第三章 設(shè)計(jì)原始數(shù)據(jù)設(shè)計(jì)原始數(shù)據(jù)3.1 處理量 30 萬噸/年3.2 開工時 8000 小時每年則處理量為：301031048000=37500 kg/h3.3 原始數(shù)據(jù)及再生-反應(yīng)及分餾操作條件 原料油及產(chǎn)品性質(zhì)分別見表 3-1、表 3-2；產(chǎn)品的收率及性質(zhì)見表 3-3；再生器操作及反應(yīng)條件見表 3-4；提升管反應(yīng)器操作條件表 3-5；催化裂化分餾塔回流取熱分配見表

17、 3-6；分餾塔板形式及層數(shù)見表 3-7；分餾塔操作條件表見 3-8。表表 3-1 原料油及產(chǎn)品性質(zhì)原料油及產(chǎn)品性質(zhì)物料，性質(zhì)穩(wěn)定汽油輕柴油回?zé)捰突責(zé)捰蜐{原料油密度0.74230.87070.88000.99850.8995初餾點(diǎn)5419928822410%7822134738037730%10625736042543850%12326839945051070%13730043147055090%163324440490700恩氏蒸餾終餾點(diǎn)183339465表表 3-2 原料油的主要性質(zhì)原料油的主要性質(zhì)項(xiàng)目數(shù)據(jù)項(xiàng)目數(shù)據(jù)密度0.8995族組成分析/w%餾程飽和烴62.27初餾點(diǎn)224芳烴2510

18、%377膠質(zhì)11.8830%438瀝青質(zhì)0.85350餾出率/v%7.5重金屬含量/gg-1500餾出率/v%49ni5.99元素組成/w%v4.77c84.81na0.32h12.85fe5.91硫/w%0.77殘?zhí)?，w%5.38第三章 設(shè)計(jì)原始數(shù)據(jù)6表表 3-3 產(chǎn)品產(chǎn)率（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）產(chǎn)品產(chǎn)率（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）產(chǎn)品產(chǎn)率%流量，t/h干氣5.0液化氣11.0穩(wěn)定汽油48.0輕柴油21.2油漿6.0焦炭8.0損失0.8原料油100.0表表 3-4 再生器操作條件再生器操作條件項(xiàng)目數(shù)據(jù)備注再生器頂部壓力/ mpa0.200主風(fēng)入再生器溫度/162再生器密相溫度/700待生劑溫度/大氣溫度/25大氣壓力/

19、 mpa0.1013空氣相對濕度/%70煙氣組成（體）/%co214.2co0.2o24.0焦碳組成/ h/c，質(zhì)待生劑含碳量/%1.10再生劑含碳量/%0.02燒焦碳量/ t/h第三章 設(shè)計(jì)原始數(shù)據(jù)7表表 3-5 提升管反應(yīng)器操作條件提升管反應(yīng)器操作條件項(xiàng)目數(shù)據(jù)備注提升管出口溫度/505沉降器頂部壓力/ mpa0.200原料預(yù)熱溫度/235回?zé)捰瓦M(jìn)反應(yīng)器溫度/265回?zé)捰蜐{進(jìn)反應(yīng)器溫度/350催化劑活性/%60.0劑油比6.0反應(yīng)時間/ s3.0回?zé)挶?.5催化劑循環(huán)量/ th-1原料進(jìn)料量/ th-1回?zé)捰?回?zé)捰蜐{1：0.25表表 3-6 催化裂化分餾塔回流取熱分配（參考催化裂化分餾塔回

20、流取熱分配（參考）物 料頂循環(huán)回流一中循環(huán)回流二中循環(huán)回流油漿循環(huán)回流取熱比例%1520152015204050表表 3-7 分餾塔塔板形式及層數(shù)（參考）分餾塔塔板形式及層數(shù)（參考）序號塔 段塔 板 形 式層 數(shù)1油漿換熱段人字擋板或圓型擋板682回?zé)捰统槌鲆韵鹿躺嘈?3回?zé)捰统槌隹谏现烈恢谢亓鞒槌鱿驴谙鹿躺嘈?，條形浮閥，填料10124一中回流固舌形，條形浮閥，填料345輕柴油抽出以上至頂循環(huán)回流段抽出下固舌形，篩孔，條形浮閥，填料896循環(huán)回流段固舌形，條形浮閥，填料34分餾塔總塔板數(shù)2832第三章 設(shè)計(jì)原始數(shù)據(jù)8表表 3-8 催化裂化分餾塔操作條件（參考）催化裂化分餾塔操作條件（參考）序號

21、物 料溫度/壓力/mpa塔板位置塔板類型1分餾塔塔頂油氣1250.25530浮閥2頂循環(huán)回流10030浮閥3頂循環(huán)回流出塔16027浮閥4富吸收油(再吸收油，視為輕柴油）返分餾塔12020浮閥5輕柴油抽出22019浮閥6一中回流返回16018浮閥7一中回流抽出27516固舌形8回?zé)捰头祷?105固舌形9回?zé)捰统槌?652固舌形10油漿循環(huán)回流返回2701固舌形11回?zé)捰蜐{抽出350塔底12循環(huán)/外排油漿抽出350塔底13輕柴油汽提蒸汽溫度2501.014反應(yīng)油氣進(jìn)分餾塔500塔底第四章 反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝計(jì)算 - 9第四章第四章 反應(yīng)反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝計(jì)算再生系統(tǒng)工藝計(jì)算4.1 再生系統(tǒng)4.1

22、.1 燃燒計(jì)算 再生器物料平衡是計(jì)算待再生催化劑進(jìn)入再生器后焦炭燃燒的產(chǎn)物，焦炭量按新鮮原料油的 8%計(jì)算： 焦炭產(chǎn)量=37500 8% =3000 kg/h =250 kmol /h h/c = 8.93 0.425 （co2 + o2 ）- 0.257c0/（co2 + co） =1.1436 / 14.4 = 0.0794 燒碳量=300092.66%=2779.8 kg/h 燒氫量=30002779.8=220.2 kg/h 已知煙氣組成（體）：co2 : co = 14.2 : 0.2 = 71 : 1 根據(jù)： c + o2= co2 2c + o2= 2co 2h2 + o2= 2

23、h2o 生成 co2的碳為 2779.871/（71+ 1)= 2741.19kg/h=228.43kmol/h生成 co 的碳為：2779.8-2741.19 = 38.61kg/g=3.22kmol/h生成 co2的耗氧量為：228.43 1 =228.43 kmol/h生成 co 的耗氧量為：3.22 1/2 =1.61kmol/h生成 h2o 的耗氧量為：220.2 1/2 1/2 = 55.05kmol/h則理論的耗氧量為:228.43+1.61+55.05=285.09kmol/h理論氮為：285.09 79/21 =1072.48 kmol/h所以，可知燃料產(chǎn)物為 228.43k

24、mol/h co2， 3.22kmol/h co，55.05 2 = 110.1kmol/h h2o。理論干煙氣包括燃燒生成 co2和 co 和理論氮的總量:228.43+3.22+1072.48 = 1304.13kmol/h已知煙氣中過剩氧為 4%所以過剩空氣摩爾百分?jǐn)?shù)： (4100/21)100% = 19%過?？諝猓海ㄟ^?？諝獍俜?jǐn)?shù)/ 1- 過?？諝獍俜?jǐn)?shù)）理論干煙氣氣量= 0.19/（1 0.19）1304.13=305.91 kmol/h 過剩氧氣：305.910.21 = 64.24kmol/h過剩空氣含氮：305.91-64.24= 241.67kmol/h實(shí)際干煙氣為理論生成

25、干煙氣和過?？諝饨M成：1304.13+ 305.91 = 1610.04kmol/h理論干空氣用量：285.09+1072.48+305.91=1663.48kmol/h第四章 反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝計(jì)算 - 10 已知空氣的相對濕度為 70%，溫度為 25 c，根據(jù)石油加工工藝中冊圖 6-29 查得：水蒸氣/干空氣 = 0.016 （摩爾）空氣中含水蒸氣為：0.016 1663.48 = 26.62kmol/h濕空氣：1663.48+ 26.62= 1690.1 kmol/h已知回?zé)挶?0.5，劑油比為 6.0回?zé)捰蜐{：37500 0.5 =18750kg/h劑/油 = 劑 /（37500 +

26、18750）= 6.0所以催化劑循環(huán)量為：6.0（37500+18750）=337500kg/h依據(jù)每噸催化劑帶入 1kg 水汽，則催化劑循環(huán)量為 337.5t/h 則帶入337.5 kg/h=18.75kmol /h吹掃松動水蒸氣量：500kg/h=27.78kmol /h水蒸氣為濕度與生成水及本身帶入和吹掃的水蒸氣之和煙氣中水蒸氣為：26.62+27.78+18.75+110.1=183.25kmol/h綜上所述可以得出再生器煙氣流量及組成如表 4-1。表表 4-1 再生器煙氣流量及組成再生器煙氣流量及組成組分分子量流量（kmol/h）摩爾百分?jǐn)?shù)濕煙氣干煙氣o23264.243.583.9

27、9co283.220.180.20co244228.4312.7414.19n2281314.1573.2881.62干煙氣301610.04100總水蒸氣18183.2510.22濕煙氣291793.291004.1.2 熱量平衡根據(jù) qi = nicpit 式中，qi熱流量，kj/h； ni物流 ni的流量，kmol/h；cpi物流 i 的熱容，kj/（kmolc） ； t溫度，c。4.1.2.1 熱流量入方 (1)干空氣 t = 162 c cp = 44.6814 kj/kmolcq1 = 1610.0444.681 162 = 11.65106 kj/h(2)濕空氣中水蒸氣 c水=3

28、4.542 kj/kmolc第四章 反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝計(jì)算 - 11q2 =26.62 34.542 162 =1.49105 kj/h(3)催化劑帶入水蒸氣 q3=18.7535.6505 = 3.37105kj/h(4)吹掃、松動水蒸氣 q4= 27.7834.6280 =0.27106kj/h(5)燒焦炭 q5 =25015.6505 =1.97106 kj/h(6)催化劑 q6 (7)燃燒熱 q7，j = njh 查石油餾分焓圖得co2 q7，1= 228.43407.0 103 =93106kj/hco q7，2=3.22 122.7 103 =0.395106 kj/hh2o q7

29、，3= 110.1 239.4103 =26.36106 kj/hq7 =（93 +0.395+26.36）106= 119.755106kj/h共計(jì) q = qi = (11.65+0.149+0.337+0.27+1.97+119.755)106 + q6 =134.13 106 + q64.1.2.3 熱流量出方 干煙氣 q，1 = 1610.0432.58700 = 36.72106 kj/h(1)水蒸氣 q，2 =183.2539.877700 = 5.12106kj/h (2)催化劑帶出水蒸氣 q，3 = 18.7539.877700= 0.52106 kj/h(3)脫附熱，脫附熱

30、為燃燒熱的 11.5%q，4 = 119.7551060.115 =13.77106 kj/h(4)熱損失= 582燒碳量q，5 = 5822779.8 = 1.62106kj/h(5)催化劑 q，6出方的能量:q，= (5.12+0.52+13.77+1.62+36.72)106 + q，6=57.75106 + q，6根據(jù)熱量平衡式：134.13106 + q6 = 57.75106 + q，6催化劑升溫所需的熱量：q=q，6 -q6=76.38106kj/h4.1.3 催化劑循環(huán)量 催化劑平均比熱為 1.086kj/（kgc） 。設(shè)催化劑循環(huán)量為 w/h 1.086w（700-505）=

31、76.38106 w=0.36106kg/h因?yàn)榛責(zé)挶?0.5，所以劑油比為：0.36106/ 37500（1+0.5）=6.4綜上所述可得再生器物料平衡如表 4-2、熱平衡如表 4-3。第四章反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝計(jì)算12表表 4-2 再生器物料平衡再生器物料平衡入方 kg/h出方 kg/h干空氣48346.69干煙氣46791.16主風(fēng)帶入480.12生成水汽1990.0待生劑帶入337.5水汽帶入水汽962.8水汽松動.吹動500合計(jì)49743.96合計(jì)4.97104焦碳3000循環(huán)催化劑（kg/h）0.36106循環(huán)催化劑0.36106合計(jì)41.27104合計(jì)41.27104表表 4-3

32、再生器熱平衡表再生器熱平衡表入方，106kj/h出方，106kj/h 生成 co2放熱93焦碳脫附熱13.77生成 co 放熱0.395主風(fēng)干空氣升溫需熱36.72生成 h2o 放熱26.36主風(fēng)帶入水氣升溫需熱5.12吹掃、松動蒸汽0.27加熱催化劑需熱76.38焦碳升溫需熱1.97散熱損失1.62催化劑帶入水蒸氣的熱量0.337焦碳燃燒熱 干空氣的熱量11.65合計(jì)122.33合計(jì)122.33再生器的尺寸設(shè)計(jì)1/4d2u=vs d=(4vs/u密)0.5=41690.1*29/(3.140.93600)0.5=4.4m燒焦強(qiáng)度=燒焦量/藏量 藏量=燒焦量/燒焦強(qiáng)度=3000/0.2=150

33、00kgv密=藏量/密=52000/300=50m3h密= v密/a密=504/3.144.42=3.29m1/4d2u稀=vs d=(4vs/u稀)0.5=(41793.2929/3.140.63600)0.5=5.54mtdh=(2.7d-0.36-0.7) exp(0.7ufdt-0.23) dt=(2.7 5.54-0.36-0.7) exp(0.70.65.54-0.23) 5.54=5.6 m第四章 反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝計(jì)算 - 13再生器的工藝結(jié)構(gòu)圖 4-1。集 氣 室人 孔冷 卻 蒸 汽旋風(fēng)分離器裝 卸 手 孔燃料油輔 助燃 燒室燃料氣燃料油 二次風(fēng) 待 生 管淹 流 管緊 急

34、噴 水稀 相噴 水襯 里煙 氣 窗 口人孔一次風(fēng)看火窗圖 4-1再 生 器 結(jié) 構(gòu) 簡 圖4.1.4 空床流速4.1.4.1 密相床層 進(jìn)入密相床層的氣相流量為：干煙氣：1610.04kmol/h、水蒸氣：183.25-4.4=178.85kmol/h（從水蒸氣中 178.85kmol/h 扣除稀相床層中吹入的吹掃蒸汽 4.4kmol/h） ，所以氣相流量為 1610.04+178.85=1788.89 kmol/h 已知床層溫度為 700 c，壓力為 200+2=202kpa所以體積流量：1788.8922.4（273+700）101.3103/（2732021033600）=19.89m3

35、/s4.1.4.2 稀相床層有 4.4kmol/h 水蒸氣吹入，因此流量為 1768.1+4.4=1772.5kmol/h體積流量：1772.522.4（273+710）101.3103/（2732001033600）=20.11m3/s4.2 提升管反應(yīng)器第四章 反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝計(jì)算 - 14提升管反應(yīng)器的流程圖 4-2。 再生劑、煙氣、水汽新鮮原料回?zé)捰突責(zé)捰蜐{霧化蒸汽反應(yīng)油氣、催化劑、煙氣、水蒸汽、預(yù)提升蒸汽反應(yīng)溫度圖圖 4-2 提升管反應(yīng)器的流程提升管反應(yīng)器的流程4.2.1 物料衡算新鮮原油：37500kg/h 回?zé)捰停夯責(zé)捰蜐{=1：0.25回?zé)挶?（回?zé)捰土髁?回?zé)捰蜐{流量）/新鮮

36、原油=0.5回?zé)捰土髁?回?zé)捰蜐{流量=0.537500=18750kg/h回?zé)捰蜐{流量：187500.25/(1+0.25)=3750kg/h則回?zé)捰土髁?18750-3750=15000 kg/h催化劑循環(huán)量：w=0.36106kg/hs=（90%餾出溫度-10%餾出溫度）（90-10）tv=（t10+t30+t50+t70+t90）5lnme=-2.21181-0.012800tv0.6667+3.6478s0.3333me=e lnme tme=tv-me又因?yàn)?k=11.8，由 tme和 k 查表（石油煉制工程 ）p76 注：（林世雄.石油煉制工程(第三版).北京：石油工業(yè)出版社，20

37、00）可得相對分子質(zhì)量見表 4-4 。表表 4-4 物料相對分子質(zhì)量物料相對分子質(zhì)量物料穩(wěn)定汽油輕柴油回?zé)捰突責(zé)捰蜐{原料油平均相對分子量106214342392445反應(yīng)器水蒸氣包括：新鮮原料霧化的水蒸汽： 12.5%油 375kg/h第四章 反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝計(jì)算 - 15回?zé)捰挽F化的水蒸氣： 4% 油 600 kg/h預(yù)提升所需水蒸氣： 1kg/t劑 366kg/h汽提所需水蒸氣； 2kg/t劑 732kg/h催化劑帶入水蒸氣： 1.4kg/t劑 513kg/h反應(yīng)器總吹掃松動水蒸氣： 4kg/t劑 1464kg/h共 計(jì) 4050 kg/h催化劑帶入煙氣： 1kg/t 劑 360kg/h

38、綜上所述，入方水蒸汽流量見表 4-5，反應(yīng)器物料平衡見表 4-6。表表 4-5 入方水蒸汽入方水蒸汽項(xiàng)目質(zhì)量流量/kg/h分子量kmol/h進(jìn)料霧化3751820.83預(yù)提升蒸汽36620.33吹掃、松動水蒸汽146481.33氣提蒸汽73240.67回?zé)捰挽F化的水蒸汽60033.33再生劑帶入水蒸氣51328.5水蒸氣總量4050225表表 4-6 反應(yīng)器物料平衡反應(yīng)器物料平衡第四章 反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝計(jì)算 - 16名稱相對平均分子量對新鮮原料油%（質(zhì)量）流量kg/hkmol/h新鮮原料油4441003750084.46回?zé)捰?421500043.86回?zé)捰蜐{39237509.57催化劑36

39、0000水蒸氣184050225再生劑帶入煙氣2936012.41進(jìn) 料共計(jì)100420660375.30帶出煙氣2936643.79水蒸汽184050780.44回?zé)捰蜐{392375033.13回?zé)捰?4215000152.05干氣305187562.5液化氣5011.0412582.5穩(wěn)定汽油1064818000169.8輕柴油21421.2795037.2油漿2826.022508.0焦碳8.03000損失300.830010催化劑360000出料 共計(jì)1004206661379.414.2.2 熱量衡算4.2.2.1 熱量入方各進(jìn)料溫度第四章 反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝計(jì)算 - 17催化劑為

40、700c，回?zé)捰蜐{為 350c ，由催化劑帶入的水蒸氣和煙氣為 700c需汽提： 4kg/t劑=4366=1464kg/h預(yù)汽提： 1kg/t劑=1366=366g/h吹掃等水蒸氣： 4.418=79.2kg/h共計(jì)： 1909.2kg/h當(dāng) 250c 時查焓表可知所需的水蒸氣所需熱量: h（t）=2790kj/kg比熱=4.844 kj/（kgc） 。則可知水蒸氣的量為 166kg=9.2kmol設(shè)原料油和回?zé)捰蜏囟葹?t催化劑平均比熱為 1.086kj/（kgc） 。a.催化劑：q1=3661.086700103=0.28109kj /hb.催化劑帶入煙氣查表 cp = 32.57kj/k

41、molc q2=12.632.57700=2.88105kj/hc.催化劑帶入水蒸氣 cp = 38.877kj/kmolc q3=28.5538.877700=7.77105kj/h300c 水蒸氣 q4 =1031.92300=0.59105kj/hd.250c 水蒸氣 q5=9.21.91250=0.44104k j/he.原料油和回?zé)捰蜏囟葹?t，焓為 h（t），q6=（37500+18750）h（t）= 56250h（t） 回?zé)捰蜐{溫度為 350c . 查焓在（石油煉制工程 ）p99h=198.0kcal/kg=198.04.184=828.432kj/kgq7=3750828.43

42、=3.11106kj/hh.焦碳吸附的吸附熱等于脫附熱q8=13.76106kj/kg共計(jì) q=0.307109+56250 h（t）4.2.2.2 熱量出方各出料溫度為 505ca.催化劑：q1=3661031.086505=0.20109kj/hb.催化劑帶出的煙氣：q2=36630.1505=0.56107kj/hc.催化劑帶出的水蒸氣（由再生器熱量流出方知）：q3=0.34106kj/hd.水蒸氣：q4=（103+9.23）1.98505=0.011106kj/he.原料油和回?zé)捰驮?505c 時汽化為油氣。油氣的焓為由 505 c 查到油的密度 。由（石油煉制工程 ）p99）注：（林

43、世雄.石油煉制工程(第三版).北京：石油工業(yè)出版社，2000）第四章 反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝計(jì)算 - 18查得 h（t）=98.14.184=410.3kj/kgq5=（37500+18750）410.3=23.08106kj/hf.在 505c 時油漿汽化為油氣.此焓為 410.3kj/kgq6=3750410.3=1.54106kj/hd.催化碳帶出熱量 催化碳=總碳-可汽提碳-附加碳可汽提催化碳=w0.02% =3661030.02%=73.3kg/h附加碳=新鮮原料5.38%0.6=375005.38%0.6=1210.5 kg/h焦化碳量=2779.8-73.3-1210.5=1496

44、查焓圖得q7=1496 21804.1868=13.65106 kj/h共 計(jì)： q=0.4205109kj/h熱量平衡 0.307109+56250 h（t）=0.4205109 kj/h 令混合原料油的預(yù)熱溫度為283c混合原料的相對密度 d混d混=v新d新+v回d回+v漿d漿v新=37500/0.8995（37500/0.8995+18750/0.8800+3750/0.9985）=0.62 m3/hv回=18750/0.8800（37500/0.8995+18750/0.8800+3750/0.9985）=0.32 m3/hv漿=3750/0.9985（37500/0.8995+187

45、50/0.8800+3750/0.9985）=0.056 m3/h則 d混=0.620.8995+0.320.8800+0.0560.9985=0.56+0.28+0.056 =0.9m3/h t=283c d混=0.9 k=11.8 查焓濕圖h（283c）=1624.184=677.81kj/kg入方=132106+196000677.8=1106106kj/h出方=1274.8106 kj/h故反應(yīng)器部分應(yīng)取熱；q 取=1274.8106-1106106=168.8106kj/h第四章 反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝計(jì)算 - 19表表 4-7 提升管入口進(jìn)料熱量提升管入口進(jìn)料熱量名稱流量溫度/cq10

46、5/kj/hkg/hkmol/h新鮮原料油3750084.46235回?zé)捰?500043.86265回?zé)捰蜐{37509.573500.195 h（t）催化劑帶入的煙氣36012.417002.88催化劑帶入的水蒸氣51328.57007.77水蒸氣1854.41033000.59水蒸氣166.19.232500.044催化劑3601037002800共計(jì)419143.52811.3表表 4-8 提升管出口物料提升管出口物料 505c 的熱量的熱量項(xiàng)目kg/h相對分子質(zhì)量kmol/hq106/kj/h干氣18753062.5液化氣412530137.5汽8輕柴油7950

47、21437.15油漿22502827.98回?zé)捰?500034044.11回?zé)捰蜐{37503929.57353.76煙氣3663012.20.19水蒸氣40501822.52.39催化劑360103198.457.34損失30030101.18油+氣合計(jì)417666711.71414.864.2.3 提升管工藝計(jì)算第四章 反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝計(jì)算 - 204.2.3.1 提升管進(jìn)料處的壓力和溫度 (1)壓力沉降器頂部壓力為 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(2)溫度加熱爐出口溫度為 235c，此時原料油

48、處于液相狀態(tài)。經(jīng)霧化進(jìn)入提升管與700c 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(jì)算。催化劑和煙氣由 700c 降至 tc 放出的熱=3661031.097(700-t)+3661.09(700-t)=40.19104(700-t)綜上所述，可得出油和蒸汽的熱量如表 4-9。表表 4-9 油和蒸汽的熱量計(jì)算油和蒸汽的熱量計(jì)算其中，1.097 和 1.09 分別為催化劑和煙氣的比熱，查焓表可知根據(jù)熱平衡原理：40.19(700-t) =13a+5.2b+1.3c+6.4d設(shè) t =480c，則查焓圖可得 a=1335kj/kg b=1322kj/kg c=1255kj

49、/kg d=920kj/kg左邊=139.46190=26497.4右邊=17355+6874+1632+589=26450相對誤差為 0.17%，所以 t =480c4.2.3.2 提升管直徑1) 選取提升管內(nèi)徑 d0.8m，則提升管截面積 f3.14d2/40.5m22) 提升管進(jìn)料處的壓力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 24 kpa，則提升管內(nèi)進(jìn)油處的壓力為 200+24224 kpa（表） 。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 375.30kmol/h,物 流流量進(jìn)出kg/h溫度/c焓 kj/kg熱量/(kj/h)溫

50、度/ckj/kg熱量/(kj/h)原料3750023557721637500ta13104 a回?zé)捰?50002656599885000tb5.2104 b油漿37503508493183750tc1.3104 c水蒸氣1854.43005521023629td 0.64104 d第四章 反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝計(jì)算 - 21所以下部氣體體積流率為：v下375.3022.4（480+273）101.3/（224+101.3）273 7220.8m3/h2.0m3/s下部氣速為 u下v下/f2.0/0.54m/s4）核算提升管出口氣速提升管出口處油氣的總流率為 711.71 kmol/h，所以，出口處

51、油氣體積流率為：v 上=711.7122.4（480+273）101.3/（200+101.3）273 14784.1(m3/h)4.11m3/s所以，出口線速為 u上v上/f4.11/0.58.22m/s核算結(jié)果表明：提升管出、入口線速在一般設(shè)計(jì)范圍內(nèi)，故所選內(nèi)徑 d0.8 m 是可行的。5) 提升管長度提升管平均氣速 u=(u上-u下)/ln(u上/u下)=(8.22-4)/ln(8.22/4)=5.86m/s反應(yīng)時間為 3 秒，則提升管的有效長度 lu35.86317.6m6) 核算提升管總壓降 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(xiàng)分別計(jì)算如下：提升管內(nèi)

52、密度計(jì)算見表 4-10。 1）ph表表 4-10 提升管內(nèi)密度計(jì)提升管內(nèi)密度計(jì)項(xiàng)目上部下部對數(shù)平均值催化劑流率/(kg/h)366366油氣流率/(m3/s)4.112.0視密度/(kg/m3)21.3348.833.19氣速/(m/s)8.2245.86滑落系數(shù)1.12.0實(shí)際密度/(kg/m3)23.4697.652 phrh10-4=52259.81=12.75 kpa2) pf(直管摩擦壓降) pf=7.910-8l/du2g=7.910-830/1.233.195.8629.81=0.22kpa3）papanu210-4/2=3.55.86233.1910-4/2=1.95kpa第四

53、章 反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝計(jì)算 - 22 (n=3.5，包括兩次轉(zhuǎn)向及出口損失)4）提升管總壓降p提p提 ph+pf+pa 12.75+0.22+1.9514.92kpa5）校核原料油進(jìn)口處壓力 提升管出口至沉降器頂部壓降：8710-40.56kpa 提升管內(nèi)原料入口處壓力：沉降器頂部壓力+0.56+p提 200+0.56+14.92215.5kpa（表） 此值與前面假設(shè)的 215.5 kpa（表）基本相同，故前面計(jì)算時假設(shè)的壓力不用重算。4.2.3.3 預(yù)提升段的直徑和高度1）直徑預(yù)提升段的煙氣及預(yù)提升蒸汽的流率12.41+366/1832.76kmol/h 體積流率32.7622.4（700+

54、273）101.3/273（213.4+101.3）36000.23m3/s取預(yù)提升段氣速為 1.3 m/s，則預(yù)提升段直徑 d預(yù)0.234/（1.33.14）1/2=0.47m取預(yù)提升段直徑 0.47m。2) 高度考慮到進(jìn)料噴嘴以下設(shè)有事故蒸汽進(jìn)口管、人孔、再生劑斜管入口等，預(yù)提升段的高度取 4m。由上面的計(jì)算可知預(yù)提升段長度 4m，內(nèi)徑 0.47m；反應(yīng)段長 17.6m，內(nèi)徑0.8m,提升管全長 21.6m，見下圖所示。第四章 反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝計(jì)算 - 234.2.4 旋風(fēng)分離器工藝計(jì)算dcdrh574326891芯管氣體排放罐葉片氣體排出管epv分離單管圖4-3旋風(fēng)分離器結(jié)構(gòu)簡圖1、中

55、心管2、吊筒3、上隔板4、下隔板5、單體6、殼體7、煙氣分 配控8、集塵腔9、集塵腔 反應(yīng)器內(nèi)的旋風(fēng)分離器任選用型，采用一級便可，其主要的工藝尺寸如下pv表表 4-11 型旋風(fēng)分離器尺寸型旋風(fēng)分離器尺寸pv項(xiàng)目一級二級入口面積，m20.2690.269料腿直徑，mm4261216810料腿內(nèi)截面積，m20.1270.0172再生器的旋風(fēng)分離器采用多組兩級串聯(lián)方式，又因 pv 型旋風(fēng)分離器的結(jié)構(gòu)簡單，襯里易于施工，檢修方便，其長徑比大，且長徑比可通過優(yōu)化設(shè)計(jì)靈活調(diào)整。因此本第四章 反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝計(jì)算 - 24設(shè)計(jì)采用 pv 型旋風(fēng)分離器，兩級串聯(lián)。再生器內(nèi)的旋風(fēng)分離器的工藝簡圖如圖 4-3，

56、一級料腿伸入到第二密相床以下 1.5m，二級料腿伸入 1.0m，一、二級料腿均采用全覆蓋閥。4.2.4.1 筒體直徑濕煙氣流率：1793.2922.4（700+273）101.3/273（101.3+200）3600=13.37m2/s 旋風(fēng)分離器的壓力如表 4-11。 表表 4-12 旋風(fēng)分離器壓力旋風(fēng)分離器壓力再生器頂部壓力200kpa再生溫度700密相床密度300kg/m3濕煙氣流率13.37m3/s濕煙氣密度1.25kg/m3按筒體的內(nèi)氣速為 4m/s 結(jié)算，則總筒體截面積=濕煙氣流率/4=13.37/4=3.34m2，選用 3 組旋風(fēng)分離器，則每個旋風(fēng)分離器筒體截面積為 1.12m2

57、筒體直徑=（1.124/）1/2=1.19m選用直徑 1200mm 的旋風(fēng)分離器。一級和二級用此直徑的筒體。 4.2.2.2 一級入口截面積 按入口線速為 18m/s 考慮，則 一級入口截面積為 a1/筒體截面積 a=4/18 a1=1.124/18=0.25m2 旋風(fēng)分離器入口為矩形，其高度為 a 是寬度 b 的 2.5 倍，由此得b=0.32m，a=0.79m。4.2.2.3 二級入口截面積按二級入口線速為 22m/s 考慮，則二級入口截面積 a2/筒體截面積 a=4/22。a2=1.124/22=0.21m2入口高度 a=0.72m，寬度 b=0.28m4.2.2.4 一級料腿負(fù)荷及管徑

58、pv 型一級旋風(fēng)分離器料腿的適宜固體質(zhì)量速度為 300500（kg/m2s） ，設(shè)一級旋風(fēng)分離器的入口氣體的固體濃度為 10kg/m3，則對每一個旋風(fēng)分離器的進(jìn)入固體流量為第四章 反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝計(jì)算 - 25 13.37101/3=44.57kg/s選用直徑為 350mm 管子作一級料腿44.57/（0.3523.14/4）=463.45kg/m2s所選管徑合適。對直徑 1300mm 的旋風(fēng)分離器，二級料腿選用直徑 350mm 的管子。旋風(fēng)分離器的壓降pv 型旋風(fēng)分離的壓降計(jì)算公式：p=（g+ci/1000）vi/2+（ci0/ci）0.045(gvi2/2)=8.54ka-0.833dr

59、-1.745d-0.161re0.036-1 re=g vid/ 式中，g-氣體密度，kg/m3； 氣體黏度，pa.s; ci0基準(zhǔn)入口濃度，10kg/m3； ka筒體與入口截面積之比； dr出口管與筒體的直徑之比； 系數(shù)； ci入口氣體中固體濃度，kg/m3； d筒體直徑，m； vi入口氣體線速，m/s； re雷諾數(shù)。1)計(jì)算一級旋風(fēng)分離器壓降p1氣體密度 g=1.25273（700+273）（200+101.3）101.3=1.04 kg/m3re=1.04181.19/0.000035=638411.8=8.54(1.12/0.25)-0.833(0.44)-1.7451.19-0.16

60、1638411.80.036-1=15.14p1=（g+ci/1000）vi/2+（ci0/ci）0.045(gvi2/2)=(1.04+10/1000) (182/2)+15.14(10/10)0.045(1.04182/2)=2.7kpa2) 計(jì)算二級旋風(fēng)分離器壓降p2 re=1.04221.19/0.000035=777920=8.54(1.12/0.21)-0.833(0.35)-1.7451.19-0.1617779200.036-1 =19.96p2=（g+ci/1000）vi/2+（ci0/ci）0.045(gvi2/2) =(1.04+1/1000) (222/2)+19.96