1.1Mt每年独山子炼厂催化裂化装置工艺设计

1、西安石油大学高职毕业设计（论文）PAGE 391.1Mt/a独山子炼厂催化裂化装置工艺设计摘 要：根据独山子石化常压渣油催化裂化反应性质数据及相关数据对催化裂化装置进行了工艺设计，本设计主要内容是反应再生系统。首先确定独山子石化1.1Mt/a常压渣油催化裂化装置的加工方案为多产汽油方案，反应再生系统的烧焦形式为烧焦罐完全燃烧形式，并对反应系统和再生系统分别进行了物料衡算和热量衡算，根据计算的结果设计了反应再生系统的主要主要设备（反应器，再生器，沉降器，旋风分离器等）的工艺尺寸，其次还对反应再生系统进行了压力平衡计算，并计算滑阀直径。关键词：催化裂化；反应再生；催化剂西安石油大学高职毕业设计（论

2、文）PAGE II目 录 TOC o 1-3 h z u HYPERLINK l _Toc5448 1 绪论 PAGEREF _Toc5448 1 HYPERLINK l _Toc1166 1.1 设计依据 PAGEREF _Toc1166 1 HYPERLINK l _Toc24816 1.2 设计原则 PAGEREF _Toc24816 1 HYPERLINK l _Toc17502 1.3 装置的特点 PAGEREF _Toc17502 1 HYPERLINK l _Toc2760 1.4 催化裂化的国内外发展概况和趋势 PAGEREF _Toc2760 1 HYPERLINK l _T

3、oc5659 1.5 工艺流程说明 PAGEREF _Toc5659 2 HYPERLINK l _Toc1627 2 反应系统的计算 PAGEREF _Toc1627 4 HYPERLINK l _Toc13604 2.1 原料及产品性质计算 PAGEREF _Toc13604 4 HYPERLINK l _Toc18334 2.1.1 基础数据 PAGEREF _Toc18334 4 HYPERLINK l _Toc7007 2.1.2 原料及产品性质 PAGEREF _Toc7007 4 HYPERLINK l _Toc1924 2.2 提升管工艺计算 PAGEREF _Toc1924

4、5 HYPERLINK l _Toc12813 2.2.1 基础数据 PAGEREF _Toc12813 5 HYPERLINK l _Toc13813 2.2.2 提升管直径和长度的计算 PAGEREF _Toc13813 5 HYPERLINK l _Toc28258 2.2.3 预提升段尺寸的确定 PAGEREF _Toc28258 12 HYPERLINK l _Toc19615 2.3 沉降器的工艺设计计算 PAGEREF _Toc19615 13 HYPERLINK l _Toc24461 2.3.1 沉降器的结构 PAGEREF _Toc24461 13 HYPERLINK l

5、_Toc4418 2.3.2 旋风分离器的设计计算 PAGEREF _Toc4418 14 HYPERLINK l _Toc8792 2.4 反应沉降器的工艺计算结果汇总 PAGEREF _Toc8792 17 HYPERLINK l _Toc2914 3 再生系统的计算 PAGEREF _Toc2914 18 HYPERLINK l _Toc3730 3.1 再生器的燃烧计算 PAGEREF _Toc3730 18 HYPERLINK l _Toc20613 3.1.1焦炭中的碳与氢的量 PAGEREF _Toc20613 18 HYPERLINK l _Toc21715 3.1.2 燃烧产

6、物量和空气用量 PAGEREF _Toc21715 18 HYPERLINK l _Toc9063 3.1.3 烧焦耗风指标 PAGEREF _Toc9063 20 HYPERLINK l _Toc14175 3.1.4 烟风比 PAGEREF _Toc14175 20 HYPERLINK l _Toc1484 3.1.5 燃烧结果汇总 PAGEREF _Toc1484 20 HYPERLINK l _Toc7992 3.2 再生器的热平衡计算 PAGEREF _Toc7992 21 HYPERLINK l _Toc6610 3.2.1 再生器各处吹扫及松动蒸汽 PAGEREF _Toc661

7、0 21 HYPERLINK l _Toc5784 3.2.2 供热烧焦放出的热量 PAGEREF _Toc5784 21 HYPERLINK l _Toc22264 3.2.3 出再生器热 PAGEREF _Toc22264 21 HYPERLINK l _Toc15471 3.2.4 外取热器取出热量 PAGEREF _Toc15471 22 HYPERLINK l _Toc30771 3.2.5 再生器热平衡汇总 PAGEREF _Toc30771 23 HYPERLINK l _Toc8345 3.3 再生器的物料平衡 PAGEREF _Toc8345 23 HYPERLINK l _

8、Toc29635 3.4 再生器藏量及烧焦强度计算 PAGEREF _Toc29635 23 HYPERLINK l _Toc14047 3.4.1 再生器藏量的计算 PAGEREF _Toc14047 23 HYPERLINK l _Toc4782 3.4.2 再生器烧焦强度计算 PAGEREF _Toc4782 25 HYPERLINK l _Toc16140 3.5 再生器的工艺尺寸设计 PAGEREF _Toc16140 25 HYPERLINK l _Toc11522 3.5.1 主要部件直径的计算 PAGEREF _Toc11522 25 HYPERLINK l _Toc12954

9、 3.5.2 高度的计算 PAGEREF _Toc12954 26 HYPERLINK l _Toc31065 3.5.3 内部附件设备的设计计算 PAGEREF _Toc31065 27 HYPERLINK l _Toc3259 3.5.4 旋风分离器的设计计算 PAGEREF _Toc3259 28 HYPERLINK l _Toc4392 3.6 主风机选型 PAGEREF _Toc4392 31 HYPERLINK l _Toc10196 3.7 再生器计算结果汇总 PAGEREF _Toc10196 32 HYPERLINK l _Toc6373 4 两器压力平衡 PAGEREF _

10、Toc6373 34 HYPERLINK l _Toc930 4.1 再生线路压力平衡 PAGEREF _Toc930 35 HYPERLINK l _Toc12812 4.1.1 推动力 PAGEREF _Toc12812 35 HYPERLINK l _Toc8602 4.1.2 阻力 PAGEREF _Toc8602 35 HYPERLINK l _Toc20097 4.2 待生线路压力平衡 PAGEREF _Toc20097 35 HYPERLINK l _Toc20809 4.2.1 推动力 PAGEREF _Toc20809 35 HYPERLINK l _Toc30700 4.2

11、.2 阻力 PAGEREF _Toc30700 35 HYPERLINK l _Toc21697 4.3 滑阀的设计计算 PAGEREF _Toc21697 36 HYPERLINK l _Toc29435 4.3.1 再生滑阀 PAGEREF _Toc29435 36 HYPERLINK l _Toc17745 4.3.2 待生滑阀 PAGEREF _Toc17745 36 HYPERLINK l _Toc9649 5 毕业设计总结 PAGEREF _Toc9649 37 HYPERLINK l _Toc8988 参考文献 PAGEREF _Toc8988 38 HYPERLINK l _T

12、oc8488 致 谢 PAGEREF _Toc8488 39PAGE 391 绪论1.1 设计依据（1） 西安石油大学职业技术学院下发的毕业设计任务书 。（2） 中国石油化工总公司“炼油装置工艺设计技术规定” 。（3） 国家标准总局“中华人民共和国国家标准” 。1.2 设计原则（1） 设计规模为1.1Mt/a。（2） 原料为独山子炼厂常压渣油。（3） 装置组成：装置主要由反应再生、分馏、吸收稳定、烟气能量回收系统等部分组成。（4） 装置年开工时数：8000h。（5） 余热锅炉：充分利用再生烟气的能量产生蒸汽。（6） 低温热利用：尽量回收装置低温位热量，用以加热生活用水。1.3 装置的特点由于装

13、置所处理的原料是常压渣油，与馏分油相比：原料变重、残炭含量高、生焦率变大，同时原料中的硫、氮杂质和重金属含量也明显变大，这就对裂化反应和催化剂再生条件提出更高的要求，本设计参照国内外在重油催化裂化设计方面的各项有关技术。为满足重油催化裂化要求快速反应、快速分离的特点，本设计采用提升管反应器，在提升管下部设预提升段，并采用新型高效喷嘴，提升管出口设有T型快速分离器。由于重油催化裂化对催化剂在选择性和活性上要求高，本设计一方面采用适用于渣油催化裂化的新型催化剂超稳分子筛催化剂；另一方面采用烧焦罐完全再生的技术。 决定催化裂化装置处理能力的关键参数之一是烧焦能力，因为它涉及到核心设备再生器的设计以及

14、核心机组主风机组的选择设计，而且对转装置以后的发展非常重要。1.4 催化裂化的国内外发展概况和趋势由于原油的日益重质化和劣质化，给重油裂化带来了一系列难题。催化裂化未来的发展将重点集中在两个方面：即新型催化剂和催化裂化工艺的研究。催化剂方面：全世界FCC催化剂约80的市场为GRACE DaNisonAlbemarce和Engellarddg三大跨国公司所拥有，随着近年来我国催化裂化催化剂的研究，新品种也不断推出，在应用方面基本上可以做到“量体裁衣”。例如在RFCC方面已开发出的催化剂有CA一2000、LIP和LCC一2、LHO一1、RCH系列催化剂、ZSM一5Y复合分子筛和机械混合分子筛催化剂

15、等，在重油的裂解能力、抗重金属污染能力和焦炭选择性方面都有较大的优势。今后催化剂的重点发展将围绕提高催化剂的焦炭选择性、降低催化裂化能耗、提高汽油质量三方面进行，从而满足化工原料和汽油新标准的要求。工艺方面：研究者们越来越重视通过数学模拟对催化裂化工业过程进行操作和优化设计以及对复杂反应体系进行动力学研究，其主要方法是通过物理和化学分析手段，将大量化合物按其动力学性质合并成若干个虚拟的单一组分来进行处理，即所谓的集总(Lumping)方法。目前在RFCC方面主要是用十集总动力学模型、十一集总动力学模型、十四集总动力学模型、十六集总动力学模型进行模拟和优化，实现现有装置的“免费升级”，在实践中创

16、造了经济效益。综上所述，催化裂化未来的总体发展将是能量系统综合优化。其关键就是采用各种先进技术，使自身及相关装置的能量得到最佳利用。Shell公司就提出了“合成气园”新概念，它以渣油等为气化原料，生产合成的产品用于发电、制氢、生产甲醇和化肥，并且还向城市提供清洁燃料。像此种生产比单独生产的投资、运行成本及能量的运用都要优越，因而更具有竞争力、抗风险能力，能量利用率明显提高。从全局的角度出发，采用先进技术，从而实现催化裂化的能量优化和可持续发展。基于我国原油资源的特点和RFCC在二次加工能力中占绝对比重的现状，未来RFCC仍然是我国重油轻质化和生产汽油的主要加工技术。加强技术创新，注重现有工艺、

17、催化剂、工程技术和生产技术的改进以及现有装置的改造。尽可能掺炼更多的渣油，实现炼油工业尽可能低的投资把原油转变成符合环保法规要求的石油产品。提高RFCC综合技术水准，缩小同先进水平的差距，使其具有同国外大公司竞争的能力。1.5 工艺流程说明催化裂化的流程主要包括三个部分：原料油催化裂化；催化剂再生；产物分离。原料喷入提升管反应器下部，在此处与高温催化剂混合、气化并发生反应。反应温度480530,压力0.14MPa（表压）。反应油气与催化剂在沉降器和旋风分离器(简称旋分器)，分离后，进入分馏塔分出汽油、柴油和重质回炼油。裂化气经压缩后去气体分离系统。结焦的催化剂在再生器用空气烧去焦炭后循环使用，

18、再生温度为600730。 1.5.1反应部分 原料经换热后与回炼油混合经对称分布物料喷嘴进入提升管，并喷入燃油加热，上升过程中开始在高温和催化剂的作用下反应分解，进入沉降器下段的气提段，经汽提蒸汽提升进入沉降器上段反应分解后反应油气和催化剂的混合物进入沉降器顶部的旋风分离器（一般为多组），经两级分离后，油气进入集气室，并经油气管道输送至分馏塔底部进行分馏，分离出的催化剂则从旋分底部的翼阀排出，到达沉降器底部经待生斜管进入再生器底部的烧焦罐。 1.5.2再生部分 再生器阶段，催化剂因在反应过程中表面会附着油焦而活性降低，所以必须进行再生处理，首先主风机将压缩空气送入辅助燃烧室进行高温加热，经辅助

19、烟道通过主风分布管进入再生器烧焦罐底部，从反应器过来的催化剂在高温大流量主风的作用下被加热上升，同时通过器壁分布的燃油喷嘴喷入燃油调节反应温度，这样催化剂表面附着的油焦在高温下燃烧分解为烟气，烟气和催化剂的混合物继续上升进入再生器继续反应，油焦未能充分反应的催化剂经循环斜管会重新进入烧焦罐再次处理。最后烟气及处理后的催化剂进入再生器顶部的旋风分离器进行气固分离，烟气进入集气室汇合后排入烟道，催化剂进再生斜管送至提升管。 1.5.3烟气利用 再生器排除的烟气一般还要经三级旋风分离器再次分离回收催化剂，高温高速的烟气主要有两种路径：（1）进入烟机，推动烟机旋转带动发电机或鼓风机；（2）进入余热锅炉

20、行余热回收，最后废气经工业烟囱排放。2 反应系统的计算2.1 原料及产品性质计算2.1.1 基础数据原料及产品基础数据见表2-1 。表2-1 原料及产品基础数据表项目恩氏馏程（）0%10%30%50%70%90%100%原料油0.8887203315382418486559汽油0.7328385882112146179201柴油0.8636202235256276300328345回炼油0.8745248334375383397426456油浆0.9368285378436465508568原料预热温度：200 新鲜原料量：137500kg/h 回炼油量：27500kg/h 回炼比：0.22.

21、1.2 原料及产品性质原料及产品的特性因子及分子量（以原料油为例来计算）斜率s = （2-1）= 3.05（/%） 体积平均沸点： （2-2） = =432() Me = -1.53181-0.0128+3.64678 （2-3）=3.025则： Me=20.594() Me=-Me=432-20.594=411.41() d EQ 由d查相关图表换算得0.8927 由d EQ 和Me 查图得K=12.0，M=380其它油品计算结果如表2-2 ：表2-2 各原料及产品的性质项目t ，Me ，特性因子K斜率s分子量M原料油0.8928432.00411.4112.03.0500380汽油0.73

22、77115.40104.9011.91.5125102柴油0.8678279.00273.2111.41.1625212回炼油0.8786383.00377.9812.01.1500330油浆0.9406489.00476.3311.72.37504302.2 提升管工艺计算2.2.1 基础数据（1） 反应条件 沉降器顶部压力： 0.180 Mpa 提升管出口温度： 510 原料预热温度： 200 新鲜原料流量： 137.5 t/h 回炼油流量： 27.5 t/h 催化剂循环量： 898.7 t/h 再生剂入口温度： 720 提升管停留时间： 2.8s （2） 产品产率 表2-3 产品产率表名

23、称干气液化气汽油柴油油浆焦炭损失产率(m%)4.512442559.30.5（3） 原料及产品性质原料及产品基础数据见表2-1，原料及产品性质见表2-2。2.2.2 提升管直径和长度的计算 （1）物料衡算提升管物料平衡见表2-42-4 物料衡算表项目kg/h平均分子量kmol/h入方新鲜原料137.5103380361.84回炼油27.510333083.33催化剂898.7103再生剂带入烟气898.729.030.99水蒸气进料雾化750018预提升50018吹扫64818松动43518总量1108318615.72合计19825661091.88出方干气+损失6462.519.47 33

24、0.86液化气1650049.53333.13汽油60500102593.13柴油34375212162.15回炼油2750033083.33油浆687543015.99烟气898.729.030.99水蒸气1108318615.72催化剂+焦炭911075合计116154882165.3（2）热量衡算由公式： Q=qCT (2-4)式中： Q热量，kJ/h C比热，kJ/(kg) q流量，kg/h T温差，计算可得：1）供热方： 再生催化剂带入热Q，设催化剂的循环量为Xkg/h， 720 Q催化剂循环量催化剂比热容（） （2-5） X1.12(720-510) =148.8X（kJ/h） 反

25、应生成的焦炭吸附在催化剂上放出的吸附热Q,焦炭产量=1375009%=12375 (kJ/h) 因为焦炭 C/H=90/10所以 烧炭量=123750.9=11137.5 (kJ/h)=928.13 (kmol/h) 烧氢量=123750.1=1237.5 (kJ/h)=618.75(kmol/h)所以 烧焦放热： 生成CO放热=11137.533873=3772610 (kJ/h) 生成HO放热=1237.5119890=1483610 (kJ/h) Q=总放热11.5%=525621011.5%=604510 (kJ/h) 与催化剂一起过来的烟气和水蒸汽放出Q，（假设每吨催化剂带入1kg

26、烟气） Q 带入湿烟气量烟气比热（） =0.001X1.09(720-510) =2.29X(kJ/h) 式中1.09为烟气平均比热，kJ/(kg)。 总供热Q QQ+Q+Q =148.8X +2.29X +6045104（kJ/h）2）耗热方： 原料油升温热Q 原料油升温热计算列于表2-5 表2-5 原料油升温热物流流量，kg/h密度，g/cm3进料出料T，焓(l)kJ/kg热量，104kJ/hT，焓(g)kJ/kg热量，104kJ/h新鲜原料13.751040.88872006879501.255101741.321766.3回炼油2.751040.874520013752071.3510

27、1740.23624.5合计11572.525390.8所以，原料油升温热Q=25390.8104-11572.5104 =13818.3104（kJ/h） 反应热QQ9127催化炭（查经验资料：9127为510时催化碳的反应热）催化炭总炭附加炭可汽提炭附加炭新鲜原料量新鲜原料的残炭0.61375004.86%0.64009.5(kg/h)可汽提炭X0.02(kg/h)催化炭11137.5-4009.5-0.02%X=7128-0.02%X(kg/h)Q9127（7128-0.02%X） (kg/h) 水蒸汽吸热Q Q11084（3508-3273）=260104（kJ/h）反应器散热损失热量

28、Q查文献按埃索公司资料Q465.6烧碳量= 465.611137.5= 518.6104 (kJ/h) 总耗热Q Q =6120104-1.83X+(308.6+518.6+13818.3) 104 =20765.5104-1.83X (kJ/h)3）循环催化剂量由 QQ （2-6） 148.8X +0.2289X +567810420765.5104-1.83X 解得： X80.7104 (kg/h)4）剂油比剂油比=催化剂循环量/总进料量6工业上要求剂油比在4到8之间，所以满足要求。5）待生剂含碳量循环催化剂碳差= =1.4%待生剂含碳量=循环催化剂碳差+再生剂含碳量=1.4%+0.1%=

29、1.5%6） 反应器热衡汇总提升管反应器热平衡计算结果汇总见表2-6表2-6 反应器热衡汇总表供热方，10kJ/h耗热方，10kJ/h再生剂带入热量15289.2原料油升温热13818.3湿烟气带入热量151.9反应热5985.7焦炭吸附热6045水蒸气吸热260合计19567.1散热损失518.6（3）提升管进料处的压力和温度1）压力的确定由石油炼制工艺教材查得：提升管催化裂化沉降器顶部压力根据压力平衡的需要一般为0.12到0.20MPa。（表压）本设计取0.18 MPa，则绝压为0.267MPa。沉降器稀相压力降取0.25 KPa，粗分压力降取7.0 KPa，设提升管压力降取13.5 KP

30、a，则进料处压力P=267+0.25+7.0+13.5 =287.75 KPa。2）温度的确定 原料油由200，经雾化后进入提升管与720的再生剂接触，立即完全汽化。接触后温度可由热平衡来确定，隔离体系如下图： 总放热： 待生剂再生剂原料预提升蒸汽 图2-1 隔离体系催化剂由720降到T时放出的热量=7340001.097（720-T）催化剂中烟气由720降到T时放出的热量=4001.09（720-T） 总吸热： 油和蒸汽升温及汽化所吸收的热量计算见表2-7 。表2-7 油和蒸汽升温及汽化所吸收的热量物流流量kg/h进料出料T，焓（l），kJ/kg热量， 104kJ/hT，焓(g)， kJ/k

31、g热量， 104kJ/h新鲜原料1375002006879501.25TH112.5H1回炼油2750020013752071.3.3TH22.08H2饱和水蒸气46820032731710.1TH40.56H3过热水蒸气104354202780104.3TH40.56H3 所以总吸热=（12.5H1+2.08H2+0.56H3）104-（12335.2104） 根据热平衡原理，则有 = （2-7）（12.5H1+2.08H2+0.56H3）104-12335.2104=1292802.3104（720-T） 按T=515计算，查相关数据，带入上式可得： 右边=左边 所以相对误差E=0.03%

32、相对误差很小，符合要求，所以T=520 .（3）提升管直径的计算： 选取提升管直径为1米，则提升管面积S= D2式中： S面积，m2 D直径所以S=(1)2=0.78（m2） 确定提升管下部原料入口处线速度 入口处摩尔流率ni=原料流率+烟气流率+水蒸气流率 =312.5+56.3+517.49+23 =909.29（kmol/h）由于提升管内部温度很高，压力又不是很大，故其中的气体可视为理想气体，由理想气体公式PV=nRT可得：体积流率Vi=6.36（m/s） 所以入口处的线速度vi=Vi/S=6.36/0.78=8.15(m/s) 确定提升管上部出口处线速度vo出口处摩尔流率no=出口物料

33、油气+水蒸气+烟气 =1605.6（kmol/h）由理想气体状态方程PV=nRT可得：（提升管出口处压力为274.25 KPa，温度为520）所以Vo=15.01（m/s）所以提升管出口处线速度vo=Vo/S=15.01/0.78 =19.24(m/s)核算结果表明：提升管出入口线速在一般设计计算范围内，故提升管 直径选1m是合适的。（进口4.57.5(m/s)，出口818(m/s)）（4）提升管长度H的确定： 提升管的平均气速： = = =11.48(m/s) （2-8） 经验数据：一般在提升管内停留时间为2到4秒，本设计取2.5秒。 则有H=t=28.7(m) 圆整取29 m。 则实际停留

34、时间t实=29/11.48=2.53s（5）提升管总压降的核算： 提升管内密度计算见表2-8 。表2-8 提升管内密度项目提升管上部提升管下部对数平均值催化剂流率，kg/h88.7910488.79104油气流率，m3/ s13.386.83视密度，kg/m318.3135.6426.02气速，m/s11.836.048.70 滑落系数21.12实际密度，kg/m320.5171.2840.76提升管总压降包括：静压P1，转向出口损失等压降P2及摩擦阻力P3，各项计算分别如下：设计的提升管由沉降器的正下方进入全为直立管29m，使用直提升管T型快分；则： 提升管内静压P1P1= （2-9） =4

35、0.769.8110-329 =11.6(kPa) 转向出口损失等压降P2P2=510-4N （2-10） 式中：N系数（加速催化剂N1，出口损失N1， 每转弯一次N 1.25） 气体速度m/s 滑落系数为1时气固平均混合密度kg/m3， g重力加速度 N1+1.252=3.5P2=510-43.526.028.70 =3.45(KPa) 摩擦阻力压降P3 P3 =7.910-8L/D （2-11）式中： L管线长度，m D管线内径，m 滑落系数为1时气固平均混合密度，kg/m3 气体平均线速，m/s 则： P3 =7.910-829/1.1226.028.70 =0.0331(KPa) 提升

36、管总压降P提=P1+P2+P3 =11.6+3.45+0.0331 =11.5993(KPa) 与前面假设的提升管压降为13.5 kPa很接近，因此假设合理，不必重算。2.2.3 预提升段尺寸的确定 确定预提升段直径D预 ： （）1/2 （2-12） 式中： D 预提升段直径，m; V催化剂带入烟气量及预提升蒸汽量，m3/s u预提升段流速，m/s （一般不应小于1.5m/s）预提升段的烟气与预提升蒸汽的流率=30.99+27.78=58.40（kmol/h）压力P=274.25 KPa 由理想气体状态方程PV=nRT可得： V =nRT/P = =0.488（ m3/s）取预提升管气速为1.

37、5m/s，则： D（）1/2=0.64(m) 核算气速u=1.48m/s,基本满足要求，所以预提升管直径为0.64m。 确定预提升段高度H预 ：考虑在预提升段需要设人孔，再生催化剂斜管入口等，预提升段高度取4m,即H预=4m。 综合结果：根据以上计算结果，提升管尺寸为：预提升段高度H预为4m,内径为0.64m。反应段高度为29m，内径为1.20m。整个提升管全长为 33 m。2.3 沉降器的工艺设计计算2.3.1 沉降器的结构（1）沉降器内气体的总体积流率V沉 ：摩尔流率n沉 =（出口油气+烟气+预提蒸汽） =330.86+308.85+593.13+162.15+15.99+83.33+30

38、.99+615.72 =2141.02（Kmol/h）由理想气体状态方程PV=nRT可得： V沉 = nRT/P （2-13） = =14.5（m3/s）（2）稀相管直径的计算:沉降器线速一般不超过0.5到0.6m/s。本设计取0.5m/s。则稀相段直径D稀= =4.77m。圆整后，取稀相段直径为5m。（3）汽提段高度H汽：汽提段设有人字行挡板，本设计设有20块人字行挡板，每层高度0.25m，则汽提段高度H汽=200.25=5m（4）汽提段直径D汽蒸的体积流率V汽=rRT/P = =0.806（m3/s）取蒸汽的空塔气速为0.18m/s，则有：0.18= D汽 =2.86m 校核： =233.

39、57（t/m2h）催化剂在汽提段的质量流速一般为176234 t/m2h，所以设计在合理的范围内，故直径为2.86米，是合理的。（5）稀相段高度H稀 由经验公式： （2-14） =5.963 m 沉降段高度主要考虑能够满足分离器压力平衡的需要，目前，国内现有提升管沉降段高度一般为9到12米，本设计取10米，（6）密相段高度H密 取倾角为60，则锥体部分高H密= 4.2 m。 2.3.2 旋风分离器的设计计算从1986年起，中国石油化工总公司北京设计院、洛阳石化工程公司和石油大学合作研制国产PV型高效旋风分离器，分离效果已达到国际先进水平，故本设计中采用国产PV型高效旋风分离器。且采用单级分离：

40、要使催化剂能从料腿排出，必须使料腿内保持一定的料柱高度，本设计使料腿深入床面以下1.5m，采用全覆盖翼阀。（1）筒体直径的计算：筒体内的气速按3.5 m/s计算，则总筒体的截面积： S总=总气体流率/3.5=14.5/3.5 =4.143(m2)本设计选用四组旋风分离器，则每组的筒体截面积为：所以筒体的直径D筒= =1.149(m)因此可选用的旋风分离器。（2）入口处的截面积S1入口线速一般为20m/s左右，本设计取20m/s，则有：S1=0.173(m2)旋风分离器入口为矩形，其高度a是宽度b的2.25倍，由此计算得a=0. 626m，b=0.278m。（3）料腿负荷及管径计算：PV型一级旋

41、风分离器料腿适宜固体质量流速为300500kg/( ms)设一级旋风分离器入口固体浓度为8 kg/m，对每个旋风分离器进入固体流量为： 14.58=27.46 kg/s 。 选用的管子做一级料腿，则固体质量流速为：27.46/(0.3) =388.68kg/( ms) 此值在300500kg/( ms)之间，所以选用管径合适。（4）旋风分离器的压降P=（K+3.4） （2-15） 式中： v1一级入口线速m/s， K阻力系数（为入口线速的函数）， 气体密度kg/m， 油气和催化剂的总密度，kg/m 取8 kg/m， =G/V=162845.9/49788=3.27 kg/m =+ =3.27+

42、8=11.27（ kg/m） v1为20m/s时，K=1.71 所以 P= (1.7111.27+3.43.27) =619.57（kg/m2）=6.08（kPa）（5）旋风分离器的压力平衡及料腿长度计算： P+Z+H=P+H+ H 式中：H为稀相段静压头，按埃索准则4可知： H =3108+（10-3）1.58=324（kg/m2） =3.18（KPa）取300（ kg/m），取350（ kg/m） H=4.2-1.5=2.7m 所以Z=P+ H+ H（-） =619.57+324+2.7（300-350） =808.57（ kg/m） =7.932（KPa） 所以Z=808.57/350=

43、2.31（m） 所以料腿长度应为：Z+埋入密相长度+从入口中心线到灰斗底的高度（取4.5米） 所以L=2.31+1.5+4.5=8.31（m）小于10m 即设计合理，满足要求。2.4 反应沉降器的工艺计算结果汇总 表2-9 反应沉降器的工艺计算结果汇总表项目单位设计值备注原料油进料量Kg/h13.75104回炼油量Kg/h2.75104原料油进料温度200反应温度510回炼比0.2催化剂循环量Kg/h89.87104剂油比6提升管内径m1.2入口线速m/s6.04出口线速m/s11.83停留时间s2.99沉降器顶部压力KPa200汽提段内径m2.86汽提蒸汽量Kg/h2000沉降器内径m5沉降

44、器线速m/s0.5旋风分离器组数4入口线速m/s20提升管高度m33预提升直径0.64m汽提段高度m5稀相高度m10密相高度m4.2提升管压降KPa13.8833 再生系统的计算 烧焦罐的温度为：720，稀相管、二密取720，顶部压力取183KPa（表压）。3.1 再生器的燃烧计算3.1.1焦炭中的碳与氢的量焦炭产率：0.093, H/C=10/90焦炭产量=焦炭产率=1375000.093=12787.5kg/h 焦中碳量=焦炭产量焦炭中碳含量=12787.50.9=11508.75（kg/h） =952.0625（kmol/h） 焦中氢量=焦炭产量焦炭中氢含量=12787.50.1=127

45、8.75（kg/h） =639.375（kmol/h） 3.1.2 燃烧产物量和空气用量（1）烧炭量及烧氢量： 烧焦罐烧炭量=11508.750.8=9207（kg/h）=767.25（kmol/h） 烧焦罐烧氢量=1278.75（kg/h）=639.375（kmol/h） 二密烧炭量=11508.750.2=2301.75（kg/h）=191.8125（kmol/h） 二密烧氢量=0（2）理论干空气用量：（假设完全燃烧 即CO/CO2=0） 1） 烧焦罐碳烧成CO2 需O2 = 767.251 = 767.25 (kmol/h) 烧焦罐氢烧成H2O需O2 = 639.3750.5 =319.

46、6875 (kmol/h) 烧焦罐理论需O2 = 767.52+319.6875 = 1086.9375(kmol/h) 烧焦罐理论干空气量=5175.89286(kmol/h) 2） 二密碳烧成CO2 需O2 =191.81251 = 191.8125 (kmol/h) 二密氢烧成H2O需O2 =0 (kmol/h) 二密理论需O2 =191.8125 (kmol/h) 二密理论干空气量=913.392857(kmol/h)3） 总的理论空气用量=5175.89286+913.392857=6089.28572 (kmol/h)（3）过剩空气量：（设烧焦罐烟气中过剩氧气为3%） 3%= 由上

47、式可得： 3%= 解得：过剩氧量为169.97(kmol/h)。则过剩氮气量为639.39(kmol/h) 所以过剩空气量为：169.97+639.39=809.36(kmol/h) 设再生器出口中氧含量为2%，则： 2%= 2%= 解得：过剩氧量为21.36(kmol/h)。则过剩氮气量为76.07(kmol/h) 所以过剩空气量为21.36+76.07=97.43(kmol/h) 所以总的过剩空气用量为：808.79+96.43=905.22(kmol/h)（4）总实际干空气用量为：6089.29+831.22=6958.94(kmol/h)=201730.83（kg/h）（空气相对分子质

48、量为28.84kg/mol。）（5）空气带入水量空气带入水量绝对湿度干空气量分子湿度H= （3-1） 式中：Ps该温度下水的饱和蒸汽压； 相对湿度（设计中已经给出为55%）； P 表示总压。 20摄氏度时水的饱和蒸汽压为2.3346KPa，总压为87KPa。 所以 H= = =0.00932（kg水气/kg干空气） 所以湿空气带入水量=0.009326418.94=59.27(kmol/h) =1154.75（kg/h）（6）湿空气用量（即主风用量）=干空气用量+空气带入水量 =6418.94+59.27 =7028.21(kmol/h)=202904.36（kg/h） =158143.90m

49、(N)/h3.1.3 烧焦耗风指标 烧焦耗风指标= =13.61m(N)/kg(焦炭)3.1.4 烟风比 烟风比=湿烟气量=二氧化碳+理论氮气+生成水+过剩干空气+空气带入水 生成二氧化碳量=697.5+174.375=871.875(kmol/h) 生成水量=290.625+290.625=581.25(kmol/h) 理论氮气=5535.7279%=4373.22(kmol/h) 所以湿烟气=871.875+4373.22+581.25+823.22+59.27 =6708.835(kmol/h)=150277.9m(N)/h 所以 烟风比= = =1.15 一般工业要求烟风比在1.1左右

50、，故本设计基本满足要求。3.1.5 燃烧结果汇总表3-1 烟气量及组成 项目流量分子量组成，%(mol)kmol/hkg/h干烟气湿烟气CO2871.87538362.54413.13612.80O2193.756200323.142.85N25102.1142858.492883.72474.93总干烟气6167.725187420.9930.4100生成水汽581.2510462.5189.42主风带入水汽60.191083.4518总湿烟气6809.165198966.9429.0100 以上各烟气中不包括各项吹入水蒸气。3.2 再生器的热平衡计算3.2.1 再生器各处吹扫及松动蒸汽 表

51、3-2 再生器各处吹扫及松动蒸汽项目数量kg/h性质热焓值待生滑阀吹扫蒸汽751.0Mpa(饱和)膨胀节 吹扫蒸汽1501.0Mpa(饱和)主风事故蒸汽喷嘴吹扫蒸汽501.0Mpa(饱和)燃料油吹扫蒸汽601.0Mpa(饱和)稀相喷水嘴吹扫蒸汽1401.0Mpa(饱和)待生斜管松动蒸汽1251.0Mpa(饱和)合计6001.0Mpa(饱和)2381.65 kJ/(kg)3.2.2 供热烧焦放出的热量（完全燃烧，认为没有CO） 查相关资料，可得碳的燃烧热为：89104.184 kJ/kg 氢的燃烧热为：314604.184 kJ/kg生成放出的热量： 10462.589104.18437885.

52、12104 (kJ/h) 生成放出的热量： 1162.5286004.18415301.75104 (kJ/h) 合计放出热： Q(37885.12+15301.75)104= 53186.87104 (kJ/h)3.2.3 出再生器热空气入再生器温度可根据主风机出口温度确定，出主风机出口温度可按下式计算： （3-2） 式中： 为大气的温度，K ，P分别为主风机出入口压力，Pa 绝热指数（等于1.4） 多变效率（0.60.8） 主风机入出口压力比为3.0则： 459(K) 考虑到温降取出主风机温度为170，且令出再生器温度为720。（1）干空气升温需热Q1（干空气在该温度范围内的平均比热为1.

53、08）Q=CpGT （3-3） 式中： Q需热量，kJ/h Cp比热，kJ/(kg) G质量流率，kg/h T温差，186258.53 1.08（720-170） 12169.76104 (kJ/h)（2）空气中带入水汽升温需热Q2：（水汽在该温度范围内的平均比热为2.00）1083.452.0（720-170） 131.18104(kJ/h)（3）焦炭的温升Q：焦炭产量为11625kg/h，取焦炭的比热1.12， Q3116251.2（720-510） 271.38104 (kJ/h)（4）待生剂带入水升温热Q4：按每吨催化剂带入水量为1kg，催化剂循环量为976.9103 kg/h， 水蒸

54、气在720时的热焓为949.1kcal/kg，510摄氏度的热焓为837.8 kcal/kg. 则 Q4976.91034.184（720-510）= 45.35104(kJ/h)（5）各处吹扫及松动蒸汽升温热Q： 1MPa（饱和）蒸汽热焓2778kJ/kg，蒸汽量为600kg/h， 720过热蒸汽的热焓为3971kJ/kg。 Q600（3971-2778）78.58104(kJ/h)（6）再生器热损失Q： 再生器热损失可以按每燃烧1kg碳散热为582kJ，对于高温完全再生，此值偏低，本设计按每燃烧1kg碳散热为600kJ计算。 Q60010462.5 689.75104(kJ/h)（7）焦炭

55、吸附热Q7：（按总效应的11.5%计算） Q7 =总热效应11.5%=48351.8710411.5% = 6060.47104(kJ/h) （8）烧焦给催化剂的热量Q8：Q8=898.71031.12(720-510)=22783.41104(kJ/h)3.2.4 外取热器取出热量 Q= Q-(+ Q7 +Q8) =11709.99104(kJ/h)3.2.5 再生器热平衡汇总 表3-3 再生器热平衡汇总入方，10kJ/h出方，10kJ/h焦炭燃烧53186.87空气带入水升温热119.18干空气升温热11.63.18焦炭升温热247.38待生剂带入水升温热41.35吹扫、松动蒸气升温热71

56、.58散热损失627.75给催化剂的热焦炭吸附热20883.415560.47外取热9736.99合计53186.87合计53186.873.3 再生器的物料平衡表3-4 再生器的物料平衡表入方，kg/h出方，kg/h干空气204883.53干烟气206162.99水气主风带入1183.45水气生成水气11462.5待生剂带入967.9吹扫松动660带入水气1183.45合计2771.35合计12545.95焦炭12625循环催化剂967.9103循环催化剂967.9103合计1188354.88合计1188354.84 3.4 再生器藏量及烧焦强度计算3.4.1 再生器藏量的计算 国内常用的

57、一种烧焦动力学方程为： CBR=0.5WVPTCR （3-4） 式中：CBR碳燃烧速率，kg/h； W再生器分布板以上的催化剂藏量，t；（约为总藏量的80%） V再生器效率因数或者叫装置因数，其值与流化状态有关； CR再生催化剂的含碳量百分数； P压力因数，P=PTP0 P=PTP0 式中：PT再生器顶部压力，kg/cm（绝）与基准压力1.315之比； P0氧分压分数，再生器出口烟气中过剩氧含量的体积分数和再生器进口空气中氧含量21%的对数平均值与出口烟气氧含量为2%时的对数平均值（8.08）之比； T再生温度因数，为再生温度下氧化系数的温度系数与593.33摄氏度时温度系数之比， 即 （3-

58、5）式中：t再生温度，摄氏度； e 自然对数的底数，e =2.718； 底层线速越高，效率因数越高，当床层线速达到1.2m/s时，V=300到350，有些装置可达到430，对于烧焦罐再生器线速可达1.53.0m/s，故装置因数V=430。分子筛提升管催化裂化装置多采用0.140.23Mpa（表）的压力。烧焦罐温度为720，压力取再生器顶部压力 0.183+0.087=0.27 Mpa（绝）。 所以：CBR=1162580%=9300(kg/h) CR =0.3 P0=1.145 PT=2.20 P=1.1452.10=2.50 又因为 =5.43 所以 W= =12.06(t)第二密相床用的是

59、低速床，由文献可得：V=200，压力为0.27 Mpa，温度为720，CR =0.02 ，CBR=2325。 所以 P=2.40 T=7.16W= =81.41（t）催化剂在再生器内的停留时间 t=所以停留时间 t=291.6秒=4.86（min）停留时间在35分钟之间，所以本设计符合要求。3.4.2 再生器烧焦强度计算 烧焦强度=（1） 烧焦罐的烧焦强度计算： 烧焦强度=1032.87 kg焦/(t h)500 kg焦/(t h) 所以烧焦罐的烧焦强度满足烧焦强度要求。（2）第二密相床的烧焦强度计算： 烧焦强度=41.37 kg焦/(t h)3.5 再生器的工艺尺寸设计3.5.1 主要部件直

60、径的计算 D=（3-6） 式中： D 直径，m; V 再生床层气体流率，m/s； u 床层线速，m/s;（1）烧焦罐直径的计算： 对于烧焦罐再生器的第一密相床的线速一般为1.5m/s左右，本设计取1.5m/s，稀相管内气体线速为67m/s，本设计取6.5m/s，取稀相管、稀相段压降为0.012Mpa。烟气体积流率V=6518.13m/h =61.76 m/sD= 取 7m（2）稀相管直径的计算：稀相管内气体线速取6.5 m/s （67m/s）；压力近似顶压为183kPa(表)； 则： V=6809.165 =70.10 m/s D =（3）二密直径的计算：所有烟气全部过二密；取其线速为0.8m