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1.1.1 烧碳量及烧氢量烧焦量=×8.5%=1700kg/h H/C=7/93(已知)烧碳量=17000×0.93=15810kg/h=131705kmol/h烧氢量=17000×0.07=1190kg/h=595kmol/h设两段烧碳比为8515且全部氢再生器中燃烧掉，又已知在I段烟气中 CO2% (O)=12.8 CO%(O)=7.5 段不存在CO则段生成CO2的C为：1317.5×0.85×=706.1kmol/h=8473.5kg/h段生成CO的C为1317.5×0.

2、85×=413.7kmol/h=4965.0kg/h段烧焦量=706.1+413.7+595=1714.8kmol/h=14628.5kg/h生成CO2的C即为段烧焦量=1317.5×0.15=197.6kmol/h=2371.5kg/h1.1.2理论干空气量的计算段碳燃烧生成二氧化碳需O2量706.1×1=706.1kmol/h段碳燃烧生成一氧化碳需O2量413.7×0.5=206.9kmol/h段氢燃烧生成水需O2量595×0.5=297.5kmol/h理论需O2量=706.1+206.9+297.5=1210.5kmol/h=38736k

3、g/h理论需N2量=1210.5×79/21=4553.8kmol/h=127506.4kg/h段理论干空气量=O2+N2 =5764.3kmol/h=166242.4kg/h段碳燃烧生成CO2需O2量=197.6kmol/h=6323.2kmol/h段碳燃烧生成CO2需N2=197.6×79/21=743.4kmol/h=20813.9kg/h 段碳燃烧生成CO2需N2= O2+ N2=941kmol/h=23137.1kg/h1.1.3 实际干空气量段再生烟气中过剩量为1.0%,则1.0%=过剩02量=59.57kmol/h=1906.3kg/h过剩N2量=59.57&

4、#215;=224kmol/h=6274.7kg/h段实际干空气量=理论干空气量+过剩的干空气量=6047.87kmol/h=174422.8kg/h段烟气中过剩02为5.8%=过剩O2量=75.4 kmol/h=2412.9kg/h过剩N2量=75.4×=283.6kmol/h=7942.1kg/h段实际干空气量=1300 kmol/h=37492.1kg/h1.1.4湿空气量（主风量）由已知大气温度30相对温度70查空气湿焓图空气的湿含量为0.02kg(水)/kg(干空气)则段空气中的水气量=2488.5kg/h=193.8kmol/h段湿空气量=干空气量+水气量=139816.

5、3Nm³/h1.1.5主风单耗段= =9.68NM³湿空气/kg.焦段= =11.75NM³湿空气/kg.焦1.1.6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/hCO2706.131068.4197.68694.4CO413.711583.600H2O O259.571906.175.42412.9N24777.9178339.31026.728756总计5957.3178339.31299.739863.31.1.7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

6、环量1050吨组分 流量 组成%Kg/hKmol/h干烟气湿烟气CO231068.4706.111.8510.25CO11583.6413.76.956.0O21906.159.571.00.86N2133781.24777.980.269.37总干烟气178339.35957.3100 生成水气10710595 13.52主风带入水汽3488.5193.8 13.52待生剂带入水汽105058.3 13.52松动吹扫蒸汽150083.33 13.52总湿烟气195087.86887.73 100段再生器结果如下组分 流量 组成Kmol/hKg/h干烟气湿烟气CO2197.68694.415.

7、214.48O275.42412.95.85.52N21026.7287567975.23总的干烟气1299.739863.3100 主风带入烟气37.3670.8 4.77松动吹扫27.8500 4.77总湿烟气1364.841034.1 1001.1.8烟风比段=1.097段=1.0751.1.9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AV5612主要性能参数 入口压力 0.098MPa 出口压力 0.34 MPa 人口温度8.9 主风机出口温度k-1/k×T入=428.1K=155取管线温降20，则主风入再生器出口温度为135 1.2再生器热平衡及催

8、化剂循环阀的计算1.2.1 烧焦放热（按ESSO法计算）生成CO2放热=生成CO2的C量×生成CO2发热值=（8473.5+2371.51）×33873=36735.3×10 4 KJ/h 生成CO放热=生成CO的C量×生成CO发热值=4965×1025.8=5093.10×104KJ/h生成H2O放热=生成H2O的H量×生成H2O的发热值=1190×119890=14266.91×104 KJ/h 合计（36735.3+5093.10+14266.91）×104KJ/h=56096.3

9、5;104KJ/h1.2.2焦炭脱附热解吸催化剂上的焦炭燃烧总放热量的11.5%,则焦炭脱附热=56096.3×104×11.5%=6450.96×104KJ/h1.2.3外取热器取热量 再 外取热器取热量 11731.34×104KJh（取三催的标定数据）再 内取热器取热量 8.58×104KJ/h （取三催的标定数据） 1.2.4 段主风升温热 段主风由135升温到671需热 干空气升温需热 =干空气量×空气比热×温差=174422.8×1.09×（671135）=10171.47×104K

10、J/h 水汽升温需热量=水汽量×水汽比热×温差=386.33×104KJ/h1.2.5段主风升温热干空气升温需热=37492.1×1.09（710135）=2349.82×104KJ/h水气升温需热=670.8×2.07（710135）=79.84×104KJ/h1.2.6焦炭升温需热全部焦炭在段再生器中升温所需热量焦炭量×焦炭比热×（段再生温度反应器出口温度）=17000×1.097×（671500）=318.9×104KJ/h段烧焦量在再升温需热量=段烧焦量×焦

11、炭比热×（段再生温度段烧焦温度）=2371.5×1.097×（710671）=10.9×104KJ/h焦炭升温总热量为329.8×104KJ/h1.2.7待生剂带入水气升温需热水汽量×水比热×温差(段)=1050×2.16×(671500)=38.78×104KJ/h水汽量×水比热×温差（段）=1050×2.16×（710671）=8.58×104KJ/h合计：待生剂带入水汽升温需热47.63×104KJ/h1.2.8松动吹扫蒸汽升温需

12、热段蒸汽量×焓差=1500×（38602812）=157.2×104KJ/h段蒸汽量×焓差=500×（3981.82812）=58.5×104KJ/h式中3860，2812分别为671。0.33Mpa，过热蒸汽和183，0.11 Mpa的饱和蒸汽焓1.2.9散热损失582×烧碳量=582×15810=920.14×104KJ/h给催化剂的净热量给催化剂的净热量=焦炭燃烧热（29项之和）23276×104KJ/h1.2.11 催化剂循环量G×103×1.097×（71

13、0500）=23276×104解得G=1010t/h1.2.12再生器热平衡入方×104KJ/h出方×104KJ/h焦炭燃烧热56095.28焦炭脱附热6450.96 主风升温需热12987.46焦炭升温需热327.44水汽升温需热47.63内外取热11739.92散热损失 920.14加热循环催化剂23276合计56095.2856095.281.2.13再生器物料平衡 入方 kg/h 出方kg/hI段干烟气174422.8I段干烟气178339.3II段干烟气37492.1II段干烟气39863.3待生剂待入烟气1080生成水汽10710I段主风带水汽3488

14、.5带入水汽4159.3II段主风带水汽670.8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1250100 12501001.2.14 剂油比剂油比=1.2.15 待生剂含炭量 已知再生剂含炭为0.2%, 则段待生剂含炭量=0.452%段半再生催化剂含炭量P为段待生剂催化剂的含炭量=2.14%1.2.16再生催化剂藏量W=2CBR/(VPTCR0.7) 段中烧碳量=17000×0.85×0.93=13438.5kg/h 催化剂含炭量=0.452% 过剩O2量为0.

15、1% 压力因数=×=2.03 温度因数=3.49段藏量W=66.6T同理段藏量W=4.53T1.2.17 烧焦强度段=219.65kg/吨催化剂.h 段=523.5 kg焦/吨催化剂.h1.3第再生器尺寸计算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湿烟气28.16887.33193545.21外再热流化风2948.211398.21催化剂带走烟气28.136.651030合计 6972.59195973.421.3.1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=0.3465M

16、Pa密相段温度=273+671=943k气体体积流率=44.67m3/s取密相段线速为1.1m/s密相段直径=7.19m1.3.2 密相段的高度 再生器密相床体积=222cm3密相段高度=5.45m1.3.3稀相段直径稀相段中点压力=0.3315MPa稀相段温度=675+273=946K气体体积流率=46.84m3/s取稀相直径=9.7m稀相线速=0.62m/s1.3.4稀相段高度 取稀相段高度为12m1.3.5过渡段高度 取过渡角为45度 过渡段高度为1.25m 1.3.6催化剂的停留时间 =3.96min1.3.7再生器体积烧焦强度=65.89kg/m3h1.3.8 旋风分离器的选型和计算

17、1.3.8.1 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 1.99796m2 料腿直径426×12 筒体直径14102级入口面积1.724688m2 料腿直径219×12 筒体直径14101.3.8.2 计算1.2级旋分器入口线速湿烟气体积流速=6971.88×=47m3/s 线速=23.58m/s (1824m/s) 选6组合适1.3.8.3 复核二级入口线速二级入口线速= 26.53<35m/s在允许范围内1.3.8.4 核算料腿负荷 1级料腿负荷 再生烟气密度=1.16kg/m3催化剂的平均筛分组成 dp=57.47µ 密度p

18、 = 查FCC工艺设计图74得 气体饱和携带量Es= 旋分器入口固体浓度G=Es×V= 一级料腿质量流率= 244-366kg/m2s范围内1.3.8.5旋分器压降计算一级旋分器压降由-气体密度kg/m3 D-筒体直径Re雷诺数 1.3.8.6最小料腿长的计算一级料腿长度 =500.75+（9-3）×（300-350）+12×25/350=1.05m式中为管内密度kg/m3取350kg/m3入口中心线至灰斗底的距离为7.7m净空高度大于7.7+Z+1=9.75m稀相段高度12m 9.75小于12m所以满足。二级料腿高度 =2.8m二级入口中心线至灰斗底的距离为7.

19、7m净空高度应大于7.7+Z2+1=11.5m净空高度12m 11.5小于12m所以满足要求。1.4 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28.11364.841034.1催化剂带走烟气28.1与再生器催化剂带入烟气抵消合计1364.841034.1段再密度直径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=0.31+（6×170×0.5+8×20）×10-5=0.32MPa温度=273+710=983K气体体积流率=1364.8××

20、;=9.68m3/s取再密相段气体线速1.6m/s则直径=2.77m 取现场数据2.8m 实际线速=1.57m/s1.4.2 再密相高度密相段体积=26.6m3密相段高度=4.3m 取6m1.4.3 再稀相段直径压力P=0.31×0.5×8×20×10-5=0.32MPaV=1364.8×××=9.68m3/s取稀相线速0.55m/s则直径=4.8m 取4.9m实际线速=0.51m/s1.4.4 再稀相段高度 再稀相段高度为2m1.4.5过渡段高度取过渡角45度 则 过渡段高度=0.5×（4.92.8）=1m1.4

21、.6 催化剂的停留时间=0.27min1.4.7 再体积烧焦强度=89.2kg/m3.h1.4.8旋分器的选型和计算1.4.8.1 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 0.278 筒体直径 1193 料腿直径325×102级选用42 入口面积 0.2428 筒体直径 1092 料腿直径 168×101.4.8.2计算入口线速 湿烟气体积流率=1364.8×××=9.99m3/su=17.97m/s u在工艺允许的18-24m/s之间所选2组合适1.4.8.3 复核2级入口线速2级入口线速=20.57m/s<35m

22、/s 合适1.4.8.4 复核料腿负荷1级料腿：再生烟气密度=1.14kg/m3dp=57.47（前已计算） p=1608.6kg/m3 则查FCC工艺设计图得 气体饱和携带量Es=3.5g=3.99kg/m3 旋分器入口固体浓度G=Es×V=39.86kg/s 一级料腿质量流率= 在244-366kg/m2s范围内二级料腿假定是1级旋分器效率的90%则二级料腿固体流率=39.86×10%=3.986kg/m2s二级料腿质量流率=115.9kg/m2s 1.4.8.5 旋分器压降计算 其中汽=1.14 K=1.6 混=3.99kg/m3一级旋分器压降=4.98×1

23、0-5u12/g×(K混+3.4汽)=0.017kg/cm2二级旋分压降=0.028kg/cm21.4.8.6 最小料腿长的计算一级料腿长度Z1=-1.4m 入口中心线至灰斗底的距离为4.5m 净空高度应大于Z1+1+4.5=4.1m 设计稀相段高度8m 满足要求。二级料腿的长度=0.8m二级料腿应大于Z2+1+4.1=5.9m设计稀相段高度为8m满足要求。 第二章 提升管反应器的工艺计算1. 分子量的确定以汽油为例 取稳定汽油 d420=0.7138tv=96.4 斜率=t90t10/9010=1.36注混合蜡油常渣94%，焦化蜡油6%有效数据采用三催标定数值和设计数据提升管膨胀吹

24、汽50kg/h,半再生和再生斜管吹汽400kg/h(包括平均蒸汽100kg/h)均为250饱和蒸汽油浆外甩不回炼其数据见表II4稳定汽油轻柴油油浆混合蜡油tv96.4271.4423.4465.2k1.41.741.141.74校正值10946T中87.4263.4419.4459.20.71380.89361.0190.90470.71880.89761.020.9087M941953254302.1 几个主要参数的计算2.1.1 回炼比回炼比=0.062.1.2总转化率总转化率=×100%=59.8%2.1.3单程转化率单程转化率=×100%=56.4%2.1.4轻质油

25、收率轻质油收率=×100%=×100%=65%2.1.5总液体收率总液体收率=液态烃+汽油+轻柴油=18+38.3+26.7=83%2.2提升管直径和长度的计算2.2.1物料平衡入方物料 表-2-1项目质量流量 kg/h分子量M千摩尔流量 kmol/h新鲜原料200×103430465.12回炼油12×10343027.9循环催化剂1030×103 再剂带入烟气10302935.5水蒸气1710018950其中进料雾化10.7×103 预提升5.4×103 膨胀节物料吹扫1.0×103 合计12493301478.

26、52油+汽合计229106出方物料 表 -2-2项目质量流量分子量M千摩尔流量裂化气43.0×103301433.3汽油76.6×10394814.89轻才53.4×103195273.85油浆9.0×10332527.69回炼油12×10343027.9烟气10302935.52水蒸汽1710018950催化剂+焦炭1047.7×103损失1.0×1033033.3合计1249330油+气合计229.1×1033596.452.2.2进料预热温度2.2.2.1反应热平衡入方热再生催化剂带入热量Q1=G×

27、1.097×（706500）×103=23276.15×104KJ/h催化炭吸附热Q2=焦炭脱附热=6450.96×104KJ/h带入烟气放热Q3=G×0.1%×1.09×（706500）=23.13×104KJ/h带入水汽放热Q4=G×0.1%×2.07×（706500）=43.9×104KJ/h出方热反应热Q1=9127×催化碳=9006.52×104KJ/h催化碳=总碳附加碳可汽提碳=9868总碳=焦炭量×0.93=15810KJ/h可汽提

28、碳=G×0.02%=1030×103附加碳=新鲜原料×残碳×0.6=200×103×4.78%×0.6=57.36KJ/h原料油由预热温度升至反应温度所需热量物流Kg/h入方出方温度焓KJ/kg温度焓KJ/kg新鲜原料20×103TI5001528.26回炼油12×103332.7858.335001549.19Q2=200×103×（365×4.187I2）+12×103×4.187×（370205） =31394.12×10420I

29、2×104各蒸汽由始态为反应状态吸热量Q3=17100×（870.5710.3）×4.187=789×104KJ/h250温度的焓为710.3×4.187500温度的焓为820.5×4.187损失的热量Q4=465.6×生成焦碳量=465.6×15810=736.11×104KJ/h2.2.2.2列热平衡方程Q放=Q吸 I= I， Q1，+Q2，+Q3，+Q4，=Q供29794×104=(9006.52×104+31394.12×10420I2×104+789

30、15;104+739.11×104)×4.187解得：I2=（41925.7529794）/20×4.187=144.87kcal/kg反查焓图得原料油预热温度为243。2.2.3提升管进油处温度（猜算法）2.2.3.1入方热设催化剂烟气和水蒸气内710降至t，放出热量Q放=1016×103×1.097（710t）+1016×1.097（710t）+1016×2.16（710t）=111.78×104（710t）2.2.3.2出方热（吸热）原料油和水蒸气吸收热量Q吸=（200×103×1200&

31、#215;103×143×4.187+12×103×1×4.18712×103×205×4.187+17100（2710.3）×4.187-2-3和表-2-42.2.3.3列热平衡方程Q放=Q吸假设t，保证Q放=Q吸111.13×104×(710-t)=(21.2×104I1+1.71×104I2)××104假设t=519 1=380kcal/kg 2=828kcal/kgQ放=21349.99×104KJ/h Q吸=21568.35&

32、#215;104KJ/h假设t=517 1=379kcal/kg 2=827kcal/kgQ放=21461.76×104 KJ/h Q吸=21472.43×104KJ/h假设t=517 1=378kcal/kg 2=825kcal/kgQ放=21573.54×104KJ/h Q吸=21369.34×104KJ/h所以当t=518 Q放=Q吸 即518为原料提升管处气化温度2.2.4 提升管反应器直径和高度的确定2.2.4.1提升管直径的确定设提升管直径D=1.3m设进油处至沉降的顶P的压降为0.05MPa 则提升管进油处压力为顶压+0.05=0.28+0

33、.05=0.33MPa2.2.4.2 合算提升管下部气速由物料平衡中得油气+蒸汽+烟气总汽率为1478.52kmol/h所以下部气体体积流率为V1=1478×22.4×=8.24m3/s则下部线速U=V1/F=6.21m/s2.2.4.3核算提升管出口线速由物料出口处油气总汽率为3596.45kmol/hP1=0.28+0.01=3.29MPaV2=3596.45=22.07m3/sU1=V2/F=16.64m/s核算结果：提升管入口线速6.21m/s在4.58m/s范围内 提升管出口线速16.64m/s在818m/s范围内故所选提升管直径1.3m是可行的。2.2.4.4提

34、升管高度的计算提升管平均线速 u平=2.2.4.5催化剂在提升管内的停留时间2-4s 取3s则提升管长度L=取32m实际停留时间=2.2.4.6提升管压降计算本设计采用埃索研究工程公司设计FCC212页提升管平均视密度 提升管压降 静压头 颗粒加速度及转向的压降 N=1+1+1.5=3.5（二次转向+出口损失） 摩擦压降 =7.9×10-8×（L×平×u平2÷D）=57kg/m2 与假设值0.02MPa基本相等，不必重新计算2.2.5 预提升管直径和高度的确定2.2.5.1 预提升高度考虑到进料口喷嘴下面有预提升直径进口，再生催化剂斜口管入口，

35、事故进口管等，高度取4m.2.2.5.2预提升管直径预提升管气体的摩尔流率为催化剂带入烟气 1030kg/h 35.5kmol/h催化剂带入水汽 1030 57.2预提升直径 5400 300进料事故蒸汽量 500 27.78 420.48体积流率V=420.48×22.4×=2.88m3/h取蒸汽流速4m/s则预提升段直径D=0.955m取0.9m 实际线速U=V/0.785D2=2.88/0.785×0.92=9.5m/s结合以上计算流率 提升管尺寸如下预提升段长度4m 直径0.9m反应段36m 内径1.3 其中32m为直立管，4m为水平管，提升管长度40m直

36、立管36m2.2.6提升管进料喷嘴计算2.2.6.1 密度的确定在243原料预热温度下的密度=0.835查332.82回炼油密度为=0.72.2.6.2体积流率的确定新鲜原料 =0.0665m3/s回炼油 =0.00476m3/s2.2.6.3进料喷嘴的确定取喷嘴直径50 ，计算喷嘴线速2m/s 本设计采用新鲜原料与回炼油混合进料，设油组数为n个则 取n=6个偶数 所以u=6.05m/s>2m/s2.2.6.4油气混合物直径喷嘴的线速雾化蒸汽量594kmol/hV气=/h提升管中平均线速u平=10.57m/s两者之差>30m/s故6个喷嘴合适。2.2.7 沉降器尺寸的确定2.2.7

37、.1 沉降器直径的确定沉降线速0.50.6m/s，设平均高度9m, 密度5kg/m3, 则沉降器中点压力P=0.28+0.5=0.28MPa气体体积流率=提升管出口气体量+气提蒸汽量=3596.45+3500/18=3790.9kmol/h一般按3.1kg水蒸气/催化剂设计V=3790.9=24.1m3/s取沉降线速U=0.6m/s D=7.15m 取7.2m2.2.7.2沉降高度的确定U=0.6m/s查图73 TDH，=4.0 设TDH，=4.0TDH=1.6TDH，+2.4=1.6×4+2.4=8.6m所以圆整取沉降器高度9m .2.2.8汽提段工艺尺寸的确定2.2.8.1汽提段

38、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176234T/m2.h确定。取200T/m2.h则汽提段的面积F=催化剂循环量+焦炭量/200×103=5.14m2D=2.6m2.2.8.2汽提段高度的确定取汽提段高度的经验值8m。2.2.8.3过渡段过渡角为45度。过渡段高度=2.3m2.2.8.4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%×5.17=2.47m2汽提段挡板内径do do=1.78

39、m 2.2.8.5催化剂在汽提段内的停留时间FCC工艺设计下选取汽提段内催化剂密度为550kg/m3藏量=汽提段密度×汽提段体积=550×5.14×8=22616停留时间=1.34min2.2.8.6催化剂下移速度=0.096m/s (<0.1m/s)汽提段上升蒸汽速度 压力P=P汽+（0.5×密× h密+h过×过+h稀×稀）×10-5 =0.28+（0.5×550×8+2.3×200+9×5）×10-5 =0.307MP温度T=（500-20）+273=75

40、3K气体体积流率=汽提蒸汽+夹带的油气量 =（97.1+）×××=1.65m3/s气体速度 =0.31m/s2.2.8.8汽提蒸汽管 蒸汽压力1.0MP温度250 主管口径 设主管气体流速u=20m/sFCC工艺设计下选取12-25m/s汽提蒸汽体积流量V=0.235m3/sD=0.12m喷孔数 压力P=0.307MPV=0.765m3/s喷孔直径10-20mm取20mm 孔速50-70m/s取60m/s则V=n×0.785×60×0.022 n=40.6 取40个实际喷孔速=60.9m/s汽提蒸汽管在最下面一层挡板下面2.2.9沉降

41、器粗旋分器的计算2.2.9.1粗旋选型 用国内开发的PV型旋风分离器 入口面积1.116756/3 筒体直径1514 料腿直径754×122.2.9.2确定粗旋的组数 选用3组并联P=028MP 油气体积流率=3595.8× ×=22.92m3/s u1=20.52m/s2.2.9.3粗旋料腿负荷的计算 设粗旋效率为90% G=1010×103×90%=909kg/h 则料腿负荷=201.2 kg/m32.2.9.4粗旋料腿高度的校核 g=2.78 kg/m3 Ci=15.02kg/m3 Re=12.8×106=8.54×-0.833×-1.745×-0.1611×0.036-1 =8.54×0.368×4.19×0.9