200万吨年渣油催化裂化同轴式反应再生系统工艺设计 180万吨每年重油催化裂化#优质参考

1、200万吨/年渣油催化裂化同轴式反应再生系统工艺设计摘 要本设计以任丘减压蜡油和常压渣油的混合油为原料，对200万吨/年渣油催化裂化反再系统工艺进行了设计计算。该混合油氢碳比高，重金属含量低，是较好的催化裂化原料。根据该油的点以及市场对汽油的需求情况，设计采用柴油加工方案。由于要求渣油催化裂化的焦碳产率低，且对再生剂含碳量要求很低，所以采用两段再生形式。采用提升管反应器和较先进的进料雾化技术、提升管出口快速分离技术以及高温短接触技术。设计进行了燃烧计算，反应系统、再生系统的热平衡计算，对再生器、提升管反应器、反应沉降器、汽提段、辅助燃烧室的机构尺寸和旋风分离器进行了设计计算，对两器的压力平衡进

2、行计算。设计根据催化裂化的基本理论和工艺计算方法，借鉴现有工业装置的操作数据，得到的能够满足工艺要求的设计结果。关键词： 催化裂化， 同轴式， 渣油，设计计算ABSTRACTReaction and regeneration system technology of a 200wt/a RFCC processing RenQiu pressure-relief wax and atmospheric residue feedstock has been designed and calculated in this paper.The mixture has higher H/C ratio

3、 and lower content of heavy metals, is good feedstock for RFCC. According to characters of it and market demand, a diesel fuels scheme is adopted in design. A two state regeneration was adopted because lower coke was produced and lower content of regenerated catalyst. Riser reactor, atomization of f

4、eedstock, dry gas lifting technology, fast separation technology of riser, high temperature and short contact time technology were adopted. Coke burning calculation and thermal equilibrium calculation of reactor and regeneration system were carried. The structure size of regenerator, riser reactor,

5、stripping stage, auxiliary combustion chamber, cyclone separator were designed and calculated. The pressure equilibrium between reactor and regenerator was calculated. According to base theory of FCC and method of technological calculation and operation data of FCC unit, design results met the FCC t

6、echnology demandKey words：FCC，Coaxial ，Type.residual，Design calculation目 录1 设计说明书51.1 前言51.2 加工方案的确定及装置形式的选择51.2.1 加工方案的确定31.2.2 装置形式的选择61.3 流程说明61.3.1 反应再生系统71.3.2 分馏系统71.3.3吸收稳定系统81.4 主要操作条件的选择81.4.1 再生部分81.4.2反应部分121.5 装置的设计特点141.6 再生烟气的能量回收与节能161.7 渣油催化裂化的环境保护171.8 计算结果汇总182 设计计算书242.1 设计基础数据242

7、.2 再生部分设计计算272.2.1 燃烧计算272.2.2反应系统热平衡的计算过程312.2.3 再生器热平衡计算362.2.4 再生器结构尺寸的计算402.2.5 旋风分离器型式的选择452.2.6空气分布器的设计计算482.2.7 能量回收系统的计算522.2.8辅助燃烧室计算542.2.9上行式外取热器计算572.3反应沉降器部分设计计算602.3.1提升管尺寸的计算602.3.2预提升段的直径和高度的计算652.3.3沉降器和汽提段662.4两器压力平衡的校核702.4.1压力平衡的计算702.4.2滑阀直径的计算75致 谢77参考文献78附图79200万吨/年渣油催化裂化同轴式反应

8、再生系统工艺设计1 设计说明书1.1 前言我国原油一般都是重质原油，常压原油占原油的65-75%，减压渣油占原油的40-50%。渣油是原油中最重的组分，它含有大量的胶质，沥青质和各种稠环烃类，它的元素组成中氢碳比小，残炭值高,在反应中易于浓缩中焦碳，这对产品分布和装置热平衡都有很大的影响。在催化裂化过程会使催化剂中毒，进而也会影响产品分布，同时将加重对环境的污染。渣油几乎集中了原油所含的全部的铁、镍、钒等重金属。这些重金属吸附在催化剂上，使催化剂中毒。但是为了充分利用石油资源和提高石油加工的经济效益，必须对原油进行深度加工。渣油在原由中占有相当大的比重，因此如何合理的加工这部分重质油料对实现原

9、油深度加工具有十分重要的意义。1.2 加工方案的确定及装置形式的选择1.2.1 加工方案的确定渣油经催化裂化后反应生成气体，汽油，柴油，重质油及焦炭。气体产率约1020%，汽油产率为4060%（重），柴油产率约2040%（重）焦炭57%。一般来说是希望尽量提高目的产物的产率而限制副产品的产率，产率的分布与原料性质和催化剂的选择性有密切关系，所以在生产中应该根据原料与所用催化剂的不同控制好操作条件，在适宜的转化率下取得合理的产品分布。在我国，由于工农业生产的迅速发展，特别是农业机械的普遍使用，使农用柴油的需求量日益增长，打破了过去的供需平衡。由于农用柴油用量大，质量要求不高，因此，通过流化催化裂

10、化装置生产更多的柴油可解燃眉之急。为此，本设计选用多产柴油方案。1.2.2 装置型式的选择 同轴式催化裂化装置就是把两器重叠在一条轴线上，因此称为同轴式。同轴式的装置形式特点是：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。同高并列式的主要特点是: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。如果用两器同高并列式催化裂化装置，由于它采用的是活性不太高的无定形催化剂，同时原料的提升管

11、长度较短，所以就需要有床层，通过调节床层的高度来改变反应的深度，但是正因为有床层的存在，所以就必定会有反混现象，将会对收率和产品的质量有一定的影响；高低并列式催化裂化装置采用的是分子筛催化剂，它要求再生催化剂的碳量应尽量降低，再生压力要提高，因此高低并列式反应器位于上方，位置较高，再生器位于下方，位置较低，催化剂的循环量一般用滑阀调节，同时用反应温度控制再生滑阀的开度，由于滑阀经常处在节流状态，所以要求滑阀的材质应尽量满足耐磨的要求；选择同轴式催化裂化装置，可以省掉反应器的框架，布置紧凑，占地面积小，投资和钢材消耗都有较大的节省。故本设计选同轴式催化裂化装置。1.3 流程说明 1.3.1 反应

12、再生系统 新鲜原料(减压馏分油)经过一系列换热后与回炼油混合，进入加热炉预热到370左右，由原料油喷嘴以雾化状态喷入提升管反应器下部，油浆不经加热直接进入提升管，与来自再生器的高温(约650700)催化剂接触并立即汽化，油气与雾化蒸汽及预提升蒸汽一起携带着催化剂以7米/秒8米/秒的高线速通过提升管，经快速分离器分离后，大部分催化剂被分出落入沉降器下部，油气携带少量催化剂经两级旋风分离器分出夹带的催化剂后进入分馏系统。 积有焦炭的待生催化剂由沉降器进入其下面的汽提段，用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催化剂表面上的少量油气。待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器，与来自再生器底部的空气(由主风

13、机提供)接触形成流化床层，进行再生反应，同时放出大量燃烧热，以维持再生器足够高的床层温度(密相段温度约650680)。再生器维持0.15mPa0.25mPa(表)的顶部压力，床层线速约0.7米/秒1.0米/秒。再生后的催化剂经淹流管，再生斜管及再生单动滑阀返回提升管反应器循环使用。 烧焦产生的再生烟气，经再生器稀相段进入旋风分离器，经两级旋风分离器分出携带的大部分催化剂，烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱。再生烟气温度很高而且含有约5%10%CO，为了利用其热量，不少装置设有CO锅炉，利用再生烟气产生水蒸汽。对于操作压力较高的装置，常设有烟气能量回收系统，利用再生烟气的热能和压力作功，驱动主风机以

14、节约电能。 1.3.2 分馏系统 分馏系统的作用是将反应?再生系统的产物进行分离，得到部分产品和半成品。 由反应-再生系统来的高温油气进入催化分馏塔下部，经装有挡板的脱过热段脱热后进入分馏段，经分馏后得到富气、粗汽油、轻柴油、重柴油、回炼油和油浆。富气和粗汽油去吸收稳定系统；轻、重柴油经汽提、换热或冷却后出装置，回炼油返回反应再生系统进行回炼。油浆的一部分送反应再生系统回炼，另一部分经换热后循环回分馏塔。为了取走分馏塔的过剩热量以使塔内气、液相负荷分布均匀，在塔的不同位置分别设有4个循环回流：顶循环回流，一中段回流、二中段回流和油浆循环回流。 催化裂化分馏塔底部的脱过热段装有约十块环形挡板。由

15、于进料是220以上的带有催化剂粉末的过热油气，因此必须先把油气冷却到饱和状态并洗下夹带的粉尘以便进行分馏和避免堵塞塔盘。因此由塔底抽出的油浆经冷却后返回人字形挡板的上方与由塔底上来的油气逆流接触，一方面使油气冷却至饱和状态，另一方面也洗下油气夹带的粉尘。 1.3.3吸收稳定系统 从分馏塔顶油气分离器出来的富气中带有汽油组分，而粗汽油中则溶解有C3、C4甚至C2组分。吸收稳定系统的作用就是利用吸收和精馏的方法将富气和粗汽油分离成干气(C2)、液化气(C3、C4)和蒸汽压合格的稳定汽油。 1.4 主要操作条件的选择1.4.1 再生部分1.4.1.1 再生温度 再生温度是影响烧焦速率的最重要因素之一

16、。如果烧焦的热量不能满足反应的需要，而又没有采取其他措施及时调整，再生温度将下降，再生烟气带走的热量减少，在较低的再生温度下达到新的热平衡。此时再生器烧焦的效果恶化，再生催化剂含碳量上升，有时可能会引起碳堆积事故。如果烧焦热量过剩而又没有采取其他的措施及时调整，则再生温度将上升，烟气离开再生器带走的热量增加，在新的较高的再生温度下达到热平衡，此时容易发生二次然烧和再生器超温等事故。而再生器超温会引起催化剂的水热失活，导致催化剂活性下降。所以应该将再生器的温度控制在一个适宜的温度。本设计选二段再生温度为710，一段烧焦温度可由热平衡核算得到。1.4.1.2 再生压力 烧焦速率与再生烟气中的氧分压

17、成正比，氧分压是再生压力与再生烟气中的氧的分子浓度的乘积，因此提高再生压力可以提高烧焦速率。提高再生压力就必须提高主风机的出口压力，使主风机功耗增加。另外根据压力平衡的要求，再生压力的提高将影响到反应压力。故再生压力的提高受到一定的限制。根据一些工业装置的经验数据，选取一再压力为244 kPa（表），二再压力为148 kPa（表）。表1-4-1压力对再生的影响提高压力的优点提高压力的缺点再生器催化剂藏量降低，设备便小 对产品分布不利，焦碳产率增大使分馏塔中蒸汽负荷减少 鼓风机的功率需要提高使气体压缩机功率降低再生器烟道的压力降比较高压力降大，旋风分离器效率提高随再生催化剂带入反应器和回收系统的

18、惰性气体增加能量回收系统动力提高，效率提高同样速度下的催化剂夹带量提高1.4.1.3 焦中的氢碳比（H/C）待生催化剂上焦碳的H/C比与反应深度、原料、汽提效果等因素有关。反应深度大、缩合程度大，则H/C低，原料中的胶质、沥青质含量越多，则H/C越低。汽提效果越好,焦碳的氢碳比将减少，而汽提效果的好坏与汽提温度、汽提蒸汽量、汽提段效果等因素有关。由于本设计采用的是柴油方案，反应温度相对较高，反应深度相对较大，焦中的H/C比也就相对较小。根据胜利渣油的特点和一些装置的经验数据， H/C取10/90。1.4.1.4 过剩氧含量通常再生过程是将催化剂上的焦炭在再生器的密相床中烧掉。当再生器热量大量过

19、剩，稀相温度升高时，烟气中的 一氧化碳和剩余的氧在稀相段和旋风分离器以致集气室等处能引起剧烈的氧化，并放出大量的热使烟气温度迅速上升会将旋风分离器和集气室烧坏。随时有微调放空控制进入再生器的主风量来调节过剩氧含量。但是对于烧同轴的装置可以避免此隐患故可以采取高过剩氧含量以实现完全再生。1.4.1.5 CO/CO2在再生过程中，焦炭中的碳提供了燃烧过程中的大部分热量，当碳燃烧成CO时，每公斤碳的燃烧热为2450千卡，碳燃烧成CO2时，每公斤碳的燃烧热为8100千卡，在再生过程中CO的产生不仅减少了热量，而且使稀相统一发生二次燃烧。因此在生产中应尽量增大CO2/CO的比值。CO和O2反应生成CO2

20、的过程，除了在CO由催化剂内表面向外扩撒时发生之外，还在催化剂 颗粒之间进行，试验室研究表明在650以上，颗粒之间的CO转化反应变的非常重要，比较高的密相温度，比较高的氧浓度，较低的再生剂含碳量，有利于CO的燃烧。且本设计采用了CO助燃剂则本设计的CO/ CO2比值为0。1.4.1.6 再生催化剂含碳量炭差就是待生催化剂与再生催化剂含碳量的差值，以催化剂重量百分比表示。炭差同时也可以被认为是催化剂一次通过反应器生成的焦炭量，同时也等于在再生器中从催化剂上烧掉的焦炭量。对于无定形硅酸铝催化剂，不论是低铝的还是高铝的，当再生催化剂含碳量低于0.7%以后，含碳量对催化剂的裂化活性没有显著的影响，因此

21、不必追求过低的再生催化剂含碳量。对分子筛催化剂，情况则不同，所谓分子筛催化剂，实际是以硅酸铝催化剂为担体，分子筛的含量一般在515%。实际数据证明，裂化反应所生成的焦炭主要沉积在分子筛催化剂的活性中心。再生催化剂含碳量增加后，相当于减少了催化剂中分子筛的含量，使其性能向无定形硅酸铝催化剂接近，使转化率下降，氢转移速度减慢，烯烃含量增加，气柴油的溴价上升。因此对于分子筛催化剂，再生催化剂含碳量影响很大。通过实验表明，在其他条件不变的情况下，催化剂活性提高，转化深度增加，因而焦炭产率将会增加，如果转化率保持不变，则再生催化剂含碳量降低后，其他条件要相应变化，这些条件变化将会对焦炭产率产生影响。1.

22、4.2 反应部分1.4.2.1反应温度反应温度对催化裂化的反应速度和产品的产率分布以及产品的质量都会有显著的影响。温度和反应速度常数的关系为： K=k0e-E/Rt，所以提高反应温度则反应速度将会增大，温度对催化裂化反应的转化率是显著的，通过催化裂化反应温度因数计算图可以看出，当温度由460提高到500时，转化率函数将增加一倍以上，即转化率也将增加50% 以上。在生产实践中，温度是调节转化率的主要变量。多产汽油，多产柴油或多产气体等不同的生产方案，都主要是依靠采用不同的反应温度来实现的。随着反应温度的上升，汽油柴油和气体产品中的硫含量明显增加，分布到这几类产品中的硫占原料总硫的质量分数也随着反

23、应温度升高而明显增加，中油中的硫含量也呈现出增加趋势，分布到重油中的硫占原料总硫的质量分数急剧下降，焦炭中的硫含量和分布到焦炭中的硫站原料总硫的质量分数随着反应温度上升而减少。催化裂化是平行顺序反应，因此随着反应温度增加，在转化率增加的同时，气体产率将迅速增加，以国内炼厂操作情况看，汽油方案和柴油方案相比，温度只升高月300C左右，气体产率却增加50%左右。温度对产率的影响，如果进温度发生变化其他条件都不变，则可以看出温度对焦炭产率的影响很小。通过经验总结国内汽油方案的反应温度一般为5005100C，国外现在的趋势是把反应温度提高到5305400C。1.4.2.2 反应压力对于催化裂化反应，随

24、着压力提高，提升管处理能力提高，烯烃产率将会下降，焦炭产率上升。虽然压力对反应的影响较大，但在操作中，压力一般是固定不变的，压力不作为调节操作的变量，同时催化裂化装置的操作压力主要不是由反应系统决定的，由于压力平衡的要求，反应压力和再生压力之间应保持一定的差压，不能任意改变，反应压力随再生压力而定，而再生压力又应根据全装置的综合考虑决定。 1.4.2.3 反应时间反应时间不是一个孤立的变量，它和温度，催化剂的活性，再生催化剂含碳量，剂油比以及原料的性质等，共同决定这原料的转化率和产品分布。是否会发生汽柴油等产品的二次裂化也不单纯取决于反应时间，还需要和温度，催化剂活性等其他变量一起来综合进行分

25、析。离开了其它条件，孤立的谈反应时间应为若干秒是不适当的。由于高温使气体产率增加，因而烷基化的原料增加，使高辛烷值汽油的总收率增加，因此对于汽油方案而言，从汽油收率和质量看，采用高温短接触时间是有利的，反应时间一般为23秒。 1.4.2.4 原料预热温度原料的预热温度与原料的性质关系很大，原料预热温度主要是保证能充分雾化和给反应提供一定的热量，如果是常压渣油或蜡油，温度一般在1602000C就行了，如果掺炼了劣质燃料油就要适当提高到2202400C；但是不应该过分的提高，提高太多了，将会使剂油比下降，将会对操作产生影响，同时也将影响产品分布和质量，使产品收率下降， 1.5 装置的设计特点1.5

26、.1 原料入口位置采用原料油与回炼油混合进料，1.5.2 提升管型式提升管反应器的型式大致可以分为以下三种形式：a 直提升管：其再生催化剂和待生催化剂的输送管线一般均采用斜管，调节滑阀置于斜管上，滑阀前后采用波形膨胀节。b 斜提升管：其提升管为斜管，而再生催化剂输送管线一般为立管或至少有一段是立管，再生剂的调节滑阀置于立管上。c 折叠式提升管：如凯洛格公司同轴式催化裂化装置，埃索公司同轴式催化裂化装置等。在提升管内，由于催化剂和油气处于高速流动的状态，转弯处的压降很大，磨损也很严重，直提升管结构形式简单，提升管压降很小。同轴式催化裂化装置为了在尽可能降低催化裂化装置总高度下满足提升管的长度要求

27、一般均采用折叠式提升管，此时弯头是容易磨损的部位，因此一般采用偏心截锥直角弯头，因为它磨损比较轻微，可以连续正常操作五年以上。本设计选折叠式。 1.5.3 提升管出口快速分离器弹射式快速分离器，结构简单维修方便，分离效率高（约达90%以上）特别是对渣油催化裂化，故本设计选择弹射式快速分离器、1.5.4 旋风分离器流化催化裂化装置中反应器，再生器的操作线速大于催化剂最大颗粒的终端速度，如果没有高效的旋风分离器，就不可能维持正常操作。早期的催化裂化装置再生器内旋风分离器为三级串联或两级串联，近年来已经改为两级串联。在烟气膨胀透平之前要有三级旋风分离器，使进入烟气膨胀透平的再生烟气含尘量降到0.08

28、0.2克/米3，以免透平叶片磨损，经烟气膨胀透平作功后的烟气进入CO锅炉，目前高国内常用的旋风分离器有两种类型：杜康型和布塞尔型，由于杜康型分离器的数据较全故本设计选杜康型旋风分离器。1.5.5 汽提段挡板型式采用盘环式挡板，结构简单，检修方便，且便于采用环状分布管；同高并列式催化裂化装置采用人字挡板，它的层数为10层，挡板间距为450510毫米。1.5.6 空气分布器再生器的空气分布器有两种型式，即分布板和分布管。它的作用是使空气沿整个床层截面分布均匀，但分布板存在着特有的缺点：压降较大，制作和检修困难，大型再生器分布板容易变形。则本设计选用分布管。1.5.7 辅助燃烧室辅助燃烧室是在开工时

29、用外来燃料再次燃烧，提供再生器升温所需热量。在出现反应部分生焦量少，热量不足时，可以向再生器喷燃烧油，也可以点燃辅助燃烧室以补足热量，再出现紧急任务时同样可以向再生器喷燃烧油，也可以向辅助燃烧室提供热量，以维持系统温度。故本设计设辅助燃烧室。1.5.8 原料进入的喷嘴形式采用KH-2型高效喷嘴，可以改善提升管入口区的剂油接触状态。这种喷嘴可处理蜡油，掺炼渣油或全炼常压渣油，具有喷嘴压降小，操作弹性大，雾化性能好等优点。1.5.9 催化剂输送管线分为稀相输送和密相输送。稀相输送管路包括：催化剂大型加料，大型卸料，小型加料，稀相提升管，提升管反应器。密相输送包括：U型管。再生催化剂密相提升管。催化

30、剂流动采用双动滑阀。1.5.10 取热器形式外取热器热量可调，操作灵活。维修方便。故选外取热器，且采上流式外取热形式时，管束的磨损很小，而且床层的温度分布均匀，动力消耗小，故本设计选下流式外取热。1.5.11 催化剂使用新型的DVR催化剂，与mLC-500相比重油转化率提高了0.8个百分点，焦炭产率减少了0.4个百分点。1.6 再生烟气的能量回收与节能 烟气中含有大量的动能、热能和化学能，为了充分利用能量减少大气污染，提高经济效益，催化裂化装置再生烟气能量回收成为一个比不可少的环节。目前，炼厂中常使用动力回收机组、余热锅炉、CO锅炉来回收烟气中的部分能量。其中动力回收机组，烟机+主风机+电动机

31、/发电机是炼厂中比较常用的动力回收装置。常用的能量回收流程中只回收一再烟气的动能以消除在三旋、烟气轮机等处可能发生的尾燃现象。二再中的高温、富氧烟气与第一再生器中较大量CO的烟气在焚烧炉前混合，有利于节约补充燃料和提高CO燃烧的效果。系统中烟气透平做功主风机。若有多余功可带动发电机进行发电，若烟气透平所做功不能满足主风机功耗时，切入电动机对主风机进行做功。旁路在正常操作时，双动滑阀自动切入，这时烟气全部通过双动滑阀进入CO锅炉，锅炉所回收的热能和化学能，全部用来发生蒸汽，供整个车间使用。1.7 渣油催化裂化的环境保护 渣油催化裂化过程中不可避免的会产生各种废水，废气和废渣。如不加以治理，必将严

32、重污染环镜，危害人们的健康，炼油厂必须按照国家规定对所产生的各种废水，废气和废渣进行治理，不能随意排放。此外噪声也是一种污染，过强的噪声会引起各种疾病，同样需要加以治理。 一：废水。主要来源有原油脱盐水，循环水污染，工艺冷凝水，产品洗涤水，机泵冷却水及油罐排水等，各种来源废水的污染程度不同，其中所含污染物也有差异。可将废水分为含油废水，含硫废水，含盐废水和含碱废水。 废水的处理方法分为：物理处理方法，物理-化学处理方法和生物化学处理方法。物理处理方法包括沉淀，隔油和聚结过滤。物理-化学处理方法包括混凝法和气浮法，。生物化学处理法包括活性污泥法和生物膜法。二：废渣。炼油厂废水在隔油，气浮和生化处

33、理过程中会产生油泥，浮渣和剩余活性污泥等废渣。这些废渣中含有大量的污染物必须加以处理。由于废渣中含有大量的水，所以先进行脱水，然后在送入焚烧炉进行焚烧。三：废气。炼油厂的废气来源很多，其组成和性质也各不相同，需要采取不同的方法加以处理。废气的处理方法主要有，气体脱硫及硫磺回收，氧化沥青尾气的处理，锅炉及加热炉的烟气脱硫，减少火炬排放和减少设备的泄露及储存和装车时的蒸发损失。四：噪声污染。所谓噪声污染是指各种不同频率和强度的声音，无规则的杂乱的组合在一起，造成对人体和环境的不良影响。炼油厂的噪声主要来自机泵，加热炉，气压机及风机等。其强度较高，由于炼油装置的生产是连续的，其设备及机械所产生的噪声

34、多为连续的稳定的噪声。而且以低中频的气流噪声为主，这些噪声的声压级多在85dB（A）以上，有时甚至高达100-110 dB（A）.再者，炼油厂的设备及机械大多是露天的，又是高程传播，所以对周围环境的影响很大。针对炼油厂中不同的噪声来源，需采取不同的处理方法。对于加热炉，可采取用隔声罩以减少噪音，或采用低噪声的燃烧喷嘴。对于风机和压缩机除在安装是严格要求外，可以在进出口装设消音器，在设备基础上装减震器或减震材料等。对于电机的噪声，可装设隔声罩，改善冷却风扇的结构，或选低噪声的电机。在装置的各个放空口，均需安装不同形式的消声器，以控制其噪声。1.8 计算结果汇总表1-8-1反应系统的水汽表项目 数

35、据(kg/h)吹扫蒸汽1600松动蒸汽500 预提升蒸汽500汽提蒸汽4000雾化蒸汽 4000表1-8-2反应系统热平衡供热方104(kJ/h)耗热方104(kJ/h)再生催化剂供给的热量49496.7 反应热15071.1 焦碳吸附热6371.4水蒸汽升温热512.1与催化剂一起带来的烟气及水蒸汽热146.2散热损失原料升温热1202.639219.5合 计56014.3合 计56014.3表1-8-3再生器一密热平衡入方104(kJ/h)出方104(kJ/h)焦碳燃烧热102175.1焦碳脱附热11750.14主风升温21856.1焦碳升温497.86带入水汽升温240.72散热损失吹扫

36、松动蒸汽1202.4246.2加热循环催化剂 66381.68合计102175.1合计 102175.1表1-8-4再生器二密热平衡入方104(kJ/h)出方104(kJ/h)焦碳燃烧热16939.3焦碳脱附热1948.02主风升温4176.88焦碳升温24.04散热损失300.66加热循环催化剂10489.69合计16939.3合计 16939.3表1-8-5反应再生系统的主要参数计算结果汇总项目 数据密相段直径一密相段高度二密相段高度稀相段直径稀相段高度过渡段高度 提升管直径提升管高度预提升管直径预提升管高度过渡段整个提升管全长沉降器直径沉降器高度气提段高度气提段直径11.4m5.7m3.

37、914.2m14.2m2.4m1.4m27m1.2m6m0.2m33.2m5.6m10m9.2m4.0m表1-8-6再生催化剂线路推动力 推动力 kPa 再生器顶压 240 稀相段静压 2.89 再生立管静压 28.42 合 计 271.37表1-8-7再生催化剂线路推阻力 阻力 kPa沉降器顶部压力 230沉降器稀相段静压 4.04预提升段静压 21.43提升管直管段静压 8.54再生滑阀摩擦压降 32.4合 计 271.37表1-8-8待生线路推动力 推动力 kPa 再生器顶部压力 240 再生器稀相段静压 2.89 再生器密相段静压 14.21 待生滑阀压降 30.1合 计 287.2表

38、1-8-9待生线路阻力 阻 力 kPa 沉降器顶部压力 230 稀相段静压 4.04 过渡段静压 1.37 待生立管 11.22 气提段静压 40.57 合 计 287.2 2 设计计算书2.1 设计基础数据1 原料：胜利蜡油+胜利减压渣油2 原料及产品性质表2-1-1 原料基础数据项目 混合原料 汽油 柴油 回炼油相对密度d420 0.8942 0.7104 0.8605 t10 53 199 t50 97 243t90 156 301残炭 重% 5.91 5.91 V100厘斯 14.0分子量 4000 回炼比 回炼油/新鲜原料=0.43(3) 原料中重金属含量表2-1-2 原料中重金属含

39、量铁（ppm） 镍（ppm） 钒(ppm) 铜（ppm）2.22 % 14.48% 0.44% 0.37%（4）产品产率表2-1-3 产品产率气体 汽油 柴油 焦碳 合计11.49% 47.68% 26.35% 11.48% 100%（5） 气体组成（%）表2-1-4 气体组成H2 C1 C20 C30 C3= iC40 nC40 C4= 34.85 6.43 2.04 6.93 20.73 10.75 2.46 12.38（6） 催化剂性质采用CRC-1和ZCM-7渣油催化裂化催化剂 CRC-1：ZCM-7=2:1混合催化剂性质表2-1-5 催化剂密度（g/cm）充气密度 沉降密度 压紧密度

40、 骨架密度0.87 0.91 0.98 2.61表2-1-6 催化剂筛分组成（重%）0-20 20-40 40-80 80-105 105-149 1490.8 9.4 54.2 19.5 10.2 5.92.2 再生部分设计计算2.2.1 燃烧计算基础数据见表2-2-1表2-2-1 基础数据项 目 数 据处理量 按年开工8000小时焦炭产率 11.48%焦中H/C 10/90烟气中的CO/ CO2 0烟气中的过剩氧含量 3%大气温度 17.2 空气相对湿度 81% 2.2.1.1计算步骤（1）烧焦量=200/800011.48%10000=28.7（t/h） 烧炭量=28.710000.9=

41、25.83103(kg/h)=2152.5(kmol/h) 烧氢量=28.710000.1=2.87103(kg/h)=1435(kmol/h)（2）本装置采用同轴再生器则对一密相区烧去80%的碳和100%的氢，且CO/ CO2=0在一密中烧炭量为：25.831030.8=20.66103(kg/h)=1721(kmol/h)在一密中烧氢量为：25.83103(kg/h)=1435(kmol/h)则生成CO2的碳为：1721(kmol/h) =20652(kg/h)理论干空气量： 碳烧成CO2需要O2的量为=1721(kmol/h) 1=1721(kmol/h) 氢生成水需要O2的量为=143

42、51/2=717.5(kmol/h) 则理论需O2的量为=1721+717.5=2438.5(kmol/h)=78032(kg/h) 理论带入N2的量为=2438.579/21=9173(kmol/h)=256844(kg/h)所得理论干空气量为2438.5+9173=11611.5(kmol/h)=336733.5(kg/h)实际干空气量： 3%= O2(过)/ CO2+ N2（理）+CO+ N2（过）+ O2(过)解得O2(过)=381.3(kmol/h)=12201.6(kg/h)N2（过）=1434.4(kmol/h)=40163.2(kg/h)实际干空气量=11611.5+381.3

43、+1434.4=13427.2(kmol/h)=389388.8(kg/h)空气带入水量：空气带入水量=分子湿度干空气分子数根据大气湿度为17.2.空气相对湿度为81%由空气湿焓图得空气的湿焓量为0.011 kg（水汽）/ kg（干空气）所以空气带入水量=0.01113427.2=147.7(kmol/h)=2658.6(kg/h)需湿空气量（主风量）： 空气中的水汽量=389388.80.011=4283.3(kg/h)=238(kmol/h) 湿空气量=13427.2+238=13665.2(kmol/h)=306103m3（N）/H =5100m3（N）/min 湿空气量110%=561

44、0m3（N）/min此值作为选取风机依据，则选4个mEGA1515主风机。（3）对同轴式再生器在二密相区烧去20%的碳有：在二密中烧炭量=25.831030.2=5.166103(kg/h)=430.5(kmol/h) 生成CO2的碳=430.5(kmol/h)= 5.166103(kg/h)理论干空气量： 炭生成CO2需要O2的量=430.5(kmol/h)= 13.776103(kg/h) 理论带入N2的量=430.579/21=1619.5(kmol/h)=45346(kg/h) 则实际理论干空气量=430.5+1619.5=2050(kmol/h)=59450(kg/h)实际干空气量：

45、 3%= O2(过)/ CO2+ N2（理）+CO+ N2（过）+ O2(过)解得O2(过)=71.75(kmol/h)=2290(kg/h) N2（过）=270(kmol/h)=7560(kg/h)实际干空气量=2050+71.75+270=2391.8(kmol/h)=69362.2(kg/h) 空气带入水量： 空气带入水量=分子湿度干空气分子数根据大气湿度为17.2.空气相对湿度为81%由空气湿图得空气的湿焓量为0.011 kg（水汽）/ kg（干空气）所以空气带入水量=0.0112391.8=26.3(kmol/h)=473.4(kg/h)需湿空气量（主风量）： 空气中的水汽量=69362.20.011=763(kg/h)=42.4(kmol/h) 湿空气量=2391.8+42.4=2434.2(kmol/h)=54.5103m3（N）/h =908.8m3（N）/min 湿空气量110%=999.68m3（N）/min故选一个mEGA-1515型主风机。（4） 装置所需的主风量： 装置所需的主风量=2434.2+13665.2=16099.4(kmol/h)=306103+54.5103=360.5103m3（N）/h=6008.3m3（N）/min