催化裂化装置设计工艺计算方法

1、第一章再生系统工艺计算1.1 再生空气量及烟气量计算烧碳量及烧氢量43烧焦量二16詈x%=1700kg/hH/C=7/93(已知)烧碳量=l7000X=15810kg/h=131705kmol/h烧氢量=17000X=1190kg/h=595kmol/h设两段烧碳比为85：15且全部氢I再生器中燃烧掉，又已知在中CQ% (O)= CO%(O)=U段不存在CO则I段生成CO的C为:7 712.8 .XX=h=h12.87.5I段生成CO的C为XX空=h=h12.87.5I段烧焦量=+595=h=hU生成CO的C即为U段烧焦量=X=h=h理论干空气量的计算I段碳燃烧生成二氧化碳需Q量X仁hI段碳燃

2、烧生成一氧化碳需Q量X=hI段烟气I段氢燃烧生成水需Q量595X=h理论需Q量=+=h=38736kg/h理论需N2量=X79/2仁h=hI段理论干空气量=Q+2 =h=hI段碳燃烧生成CO需Q量=h=hI段碳燃烧生成CO需NFX79/2仁h=hI段碳燃烧生成CO需N= O2+N2=941kmol/h=h实际干空气量I段再生烟气中过剩量为%,过剩02量=h=h79过剩 量=X=224kmol/h=h21I段实际干空气量=理论干空气量+过剩的干空气量=h=h过剩Q量=kmol/h=h过剩 量=X79=h=h21I段实际干空气量=1300 kmol/h=h则 -706.1413.72（过剩）2（过

3、剩）2（过剩）II段烟气中过剩02为 -197.62（过剩）743.4（179）212（过剩）湿空气量（主风量）由已知大气温度30C相对温度70C查空气湿焓图空气的湿含量为（水）/kg（干空气）则I段空气中的水气量=h=hU段湿空气量=干空气量+水气量=3/h主风单耗干烟气量由以上计算可知干烟气中各组分的量如下:组分I段再生器II段再生器Kmol/hKg/hKmol/hKg/hCQCO00H2QQI段湿空气量I段烧焦量=3湿空气/kg.焦II段=n段湿空气量I段烧焦量=3湿空气/kg.焦28756总计湿烟气量及烟气组成I段再生器结果如下:按每吨催化剂带入1kg水气及设催化剂循环量1050吨组分

4、流量组成%Kg/hKmol/h干烟气湿烟气COCOQ总干烟气100生成水气10710595主风带入水汽待生剂带入水汽1050松动吹扫蒸汽1500总湿烟气100U段再生器结果如下组分流量组成Kmol/hKg/h干烟气湿烟气COQ2875679总的干烟气100主风带入烟气松动吹扫500总湿烟气100烟风比主风机选型根据所需主风量及外取热器吹入总流化风选轴流式主风机一台型号AV56-12主要性能参数入口压力I段湿烟气量I段主风量195087.8=177911.3n段湿烟气量n段主风量41034.1=38162.9出口压力MPa人口温度C出主风机出口温度出（一）k-1/kxXT入=155C入取管线温降

5、20C，则主风入再生器出口温度为135C再生器热平衡及催化剂循环阀的计算烧焦放热（按ESSOfc计算）生成CO放热二生成CO的C量X生成CO发热值4=（+）X33873=X10 KJ/h生成CC放热二生成CO的C量X生成CO发热值=4965X=X104KJ/h生成HO放热二生成HO的H量X生成0的发热值=1190X119890=X104KJ/h合计（+）X104KJ/h=X104KJ/h焦炭脱附热解吸催化剂上的焦炭燃烧总放热量的%,44则焦炭脱附热=X10X%=X10 KJ/h外取热器取热量I再外取热器取热量x104KJh(取三催的标定数据)U再 内取热器取热量x104KJ/h(取三催的标定数

6、据)I段主风升温热I段主风由135C升温到671C需热干空气升温需热=干空气量X空气比热X温差=xx(671135)=x104KJ/h水汽升温需热量=水汽量X水汽比热X温差=x104KJ/h段主风升温热干空气升温需热=X(710135)=X104KJ/h水气升温需热=X(710135)=X104KJ/h焦炭升温需热全部焦炭在I段再生器中升温所需热量焦炭量X焦炭比热X(I段再生温度一反应器出口温度)=17000XX(671500)=X104KJ/hU段烧焦量在U再升温需热量刃段烧焦量X焦炭比热X(n段再生温度一I段烧焦温度)=XX(710671)=X104KJ/h焦炭升温总热量为x104KJ/h

7、待生剂带入水气升温需热水汽量x水比热x温差(I段)=1050 xx(671500)=x104KJ/h水汽量x水比热x温差(U段)=1050 xx(710671)=x104KJ/h合计：待生剂带入水汽升温需热x104KJ/h松动吹扫蒸汽升温需热I段蒸汽量x焓差=1500 x(3860-2812)=x104KJ/hU段蒸汽量x焓差=500 x(2812)=x104KJ/h式中3860,2812分别为671C。过热蒸汽和183C,Mpa的饱和蒸汽焓散热损失582x烧碳量=582x15810=x104KJ/h给催化剂的净热量给催化剂的净热量二焦炭燃烧热一(2-9项之和)=23276x104KJ/h催化

8、剂循环量Gx103xx(710500)=23276x104解得G=1010t/h再生器热平衡入方x104KJ/h出方x104KJ/h焦炭燃烧热焦炭脱附热主风升温需热焦炭升温需热水汽升温需热内外取热散热损失加热循环催化剂23276合计再生器物料平衡入方kg/h出方kg/hI段干烟气I段干烟气II段干烟气II段干烟气待生剂待入烟气1080生成水汽10710I段主风带水汽带入水汽II段主风带水汽松动吹扫2000I段松动吹扫汽1500待生剂带入水汽1050II段松动吹扫汽500循环催化剂1010000焦炭17000循环催化剂1010000合计12501001250100剂油比待生剂含炭量已知再生剂含炭

9、为%,则U段待生剂含炭量=催化剂循环量103一 2%17000 15%=%I段半再生催化剂含炭量P为U段待生剂催化剂的含炭量=%再生催化剂藏量W=2CBR/I段中烧碳量=17000XX=h催化剂含炭量=%过剩Q量为%21 (21 1)/1n 压力因数=一.x10=1.3158.08温度因数二上也二2.858I段藏量W=剂油比=催化剂循环量1010总进料量4.76200催化剂循环量103同理U段藏量W=烧焦强度I段烧隹量I段=丄段烧焦量=吨催化剂.hI段臧量n段烧隹量u段=段烧焦量kg焦/吨催化剂.h段臧量第I再生器尺寸计算I再密相段气体（设1吨催化剂带1kg烟气）项目分子量Kmol/hKg/h

10、湿烟气外再热流化风29催化剂带走烟气1030合计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=密相段温度=273+671=943k气体体积流率=s取密相段线速为s密相段直径=密相段的高度再生器密相床体积=W=222crm密222密相段高度=2222=0.785 7.2稀相段直径稀相段温度=675+273=946K气体体积流率:6899.8 0.1013 948 22.4 =s0.3315 3600 273取稀相直径-0.74咒.62稀相线速=s稀相段高度取稀相段高度为12m过渡段高度稀相段中点压力=顶0.5h稀稀10取过渡

11、角为45度过渡段高度为催化剂的停留时间=I段臧量66.6循环量1010再生器体积烧焦强度烧焦量=14628.5二用人再生器体积215.33m旋风分离器的选型和计算选型选国内开发的PV型旋分器6组并联2级串联1级入口面积料腿直径426X12筒体直径14102 级入口面积 料腿直径219X12 筒体直径1410计算级旋分器入口线速湿烟气体积流速=X0.1013(673 273)22.4=47m3/s273 0.33 3600线速=s (1824m/s)选6组合适1.3.8.3复核二级入口线速235m/s在允许范围内核算料腿负荷1级料腿负荷二级入口线速=湿烟气流率二级入口面积45.7626.53m/

12、 s1.724688I再生烟气密度=质量流率=3体积流率mdp=10.0040.1220.6420.1120.117jl10306095120di催化剂的平均筛分组成密度P110002620_2620 0.2411000查FCC工艺设计图7-4得气体饱和携带量Es=旋分器入口固体浓度G=ESX V=一级料腿质量流率=244-366kg/m2s范围内旋分器压降计算一级旋分器压降gCi1000 ui20.045Go G2gui21稀12密11稀/10.833 |1.7450.1610.036/8.54KAdr D Re 1Regv D/KA筒体与入口截面积之比dr出口管与筒体直径之比RL雷诺数10

13、4 1045007.5Pa5889.2Pa最小料腿长的计算一级料腿长度度kg/m3CjO基准入口浓度10kg /m3RegUiD4120 1048.540.785 1.4121.724688/ 60.441.7451.410/161120 1040.036112.54气体粘度pa. sci入口气体中固体浓度kg/m3ui入口气体线速m/ s系数D-筒体直径8.540.785 1.4121.997964/60.8330.441.7451.410.1611044 0.03610114.48Re=+(9-3)X(300-350)+12X25/350=式中1为管内密度kg/m3取350kg/m3入口中

14、心线至灰斗底的距离为净空高度大于+Z+1 =稀相段高度12m小于12m所以满足二级料腿高度/500.75 588.92 12 253002121稀3密2阀/245023阀35kg /m2450kg / m二级入口中心线至灰斗底的距离为净空高度应大于+Z2+仁净空高度12m小于12m所以满足要求。II 再生器的计算II再密相段气体（设1公斤催化剂携带1kg烟气）项目分子量Kmol/hKg/h湿烟气催化剂带走烟气与再生器催化剂带入烟气抵消4503合计段再密度直径U段密度段平均密度取170kg/m3高度取6m稀相密度20kg/m3高度8m压力P=+(6X170X+8X20)x10-5=温度=273+

15、710=983K22.4983 0.1013气体体积流率=Xx=s3600 2730.32取U再密相段气体线速s则直径=取现场数据实际线速=sII再密相高度I再稀相段直径压力P=xx8X20X10-5=取稀相线速s密相段体积=WI4.53 103170密相段高度26.60.785 2.82取6mV=x22.4X983x36002730.10130.32=s则直径=9.960.785 0.55实际线速=1884=sU再稀相段高度U再稀相段高度为2m过渡段高度取过渡角45度则 过渡段高度=X()=1m催化剂的停留时间=藏量=催化剂的循环量II再体积烧焦强度烧焦量=2371.5=密相段体积26.6旋

16、分器的选型和计算选型选用布埃尔型旋分器2组2级串联1级选用46# 入口面积筒体直径巾1193料腿直径巾325X102级选用42#入口面积 筒体直径 巾1092料腿直径 巾168X10计算入口线速湿烟气体积流率=x224X983x0.1013=s3600 273 0.31u=9.99s u在工艺允许的18-24m/s之间 0.278 2所选2组合适复核2级入口线速2级入口线速=1364.8=s2m/sn 0.7850.052油气混合物直径喷嘴的线速雾化蒸汽量594kmol/h18 8.314 10360.98 10273 2502637.5m3/h 0.73m3/h0.0665 0.004760

17、.7326 0.7850.0568.05m/s提升管中平均线速u平=s两者之差30m/s故6个喷嘴合适。沉降器尺寸的确定沉降器直径的确定沉降线速一s,设平均高度9m,密度5kg/m3,则沉降器中点压力P=+9 5 105=气体体积流率=提升管出口气体量+气提蒸汽量=+3500/18=h一般按水蒸气/催化剂设计x/22.47710.1013V=s36002730.28取沉降线速U=s24.10.785 0.6沉降高度的确定U=s查图73 TDH=设TDH=TDH=，+=X4+=所以圆整取沉降器高度9m.汽提段工艺尺寸的确定汽提段直径的确定FCC工艺设计推荐汽提段的直径可按催化剂在汽提段的质量流速

18、176234T/确定取200T/则汽提段的面积F=催化剂循环量+焦炭量/200X103=v0.785u汽提段高度的确定取汽提段高度的经验值8m过渡段过渡角为45度。D沉D汽过渡段咼度=汽提段挡板的确定挡板采用圆型挡板与水平成45度角挡板间距取800mm挡板层数9层由FCC工艺设计推荐汽提段内一排挡板间的最小自由截面积为汽提段截面积的43%-50%取48%自由截面积A=48%X=汽提段挡板内径do催化剂在汽提段内的停留时间FC（工艺设计下选取汽提段内催化剂密度为550kg/m3D=5.140.785=藏量二汽提段密度X汽提段体积=550XX8=22616催化剂下移速度催化剂1010 103/、=

19、2=s (s)密度 截面积550 0.785 3600 2.6汽提段上升蒸汽速度i ,-5压力P=P汽+(Xp密xh密+h过Xp过+h稀Xp稀)x10=+(X550X8+X200+9X5)X10-5温度T=(500-20)+273=753K气体体积流率=汽提蒸汽+夹带的油气量/ 3500、/ 22.4z7530.1013=(+)XX X=s1836002730.307气体速度气体体积流率1.65=s截面积0.785 2.62汽提蒸汽管蒸汽压力温度250E主管口径设主管气体流速u=20m/sFC（工艺设计下选取12-25m/s停留时间=藏量循环量汽提蒸汽体积流量x/3500 18 22.4 0.

20、1013273 250V=1.0 273 3600D=V=a235=、0.785u : 0.785 20喷孔数 压力P=3500 18 22.4 0.1013273 250V=273 0.307 3600喷孔直径10-20mm取20mm孔速50-70m/s取60m/s贝UV=nxx60 xn=取40个=s=s实际喷孔速0.76540 0.785 0.022=S汽提蒸汽管在最下面一层挡板下面沉降器粗旋分器的计算粗旋选型用国内开发的PV型旋风分离器入口面积3筒体直径1514料腿直径754X12确定粗旋的组数选用3组并联P=028MPX0.1013273500=s273 0.28油气体积流率1=入口

21、面积油气体积流率=X22.43600粗旋料腿负荷的计算设粗旋效率为90% G=1010X103X90%=909kg/h22.921.116756=sg=提升管的质量流率体积流率229.1 10322.92 3600kg/mRe=10100002291003=m22.92 36002.78 20.52 1.574=X佰0.007 103X 、/0.785 1.574E=X1.116756 3X0.44X1.574X12.8 106XXXX=Po=2.7821502X20.52+x(10/) X(X2)1000 22=+XX=m粗旋出口的浓度则料腿负荷:=909 1032= kg/m33 0.785 3600 0.73粗旋料腿高度的校核480根据稀相线速当u=s催化剂带出量为m3稀=4+=m料腿粗旋在反应1+21 即+3+1 =一级入口中心线至灰斗底的距离为所以净空高度应11 5.237m即+1+=设计净空高度为9m大于满足粗旋压力平衡要求沉降器单旋旋分器的计算单旋选型采用国内开发的PV型旋风分离器 入口面积3筒体直径1624料腿直径426X12确定单旋的组数料腿负荷催化剂循