催化裂化装置设计工艺计算方法

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160X104X103烧焦量二 X8.5%=1700kg/h8000H/C=7/93(已知)烧碳量=17000X0.93=15810kg/h=131705kmol/h烧氢量=17000X0.07=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I段烟气中CO2%(O)=12.8CO%(O)=7.5II段不存在CO则I段生成CO2的C为：1281317.5X0.85X =706.1kmol/h=8473.5kg/h+7.575 一， ，段生成CO的C为1317.5X0.85X一—一二413.7kmol/h=4965.0kg/h+7.5I段烧焦量二706.1+413.7+595=1714.8kmol/h=14628.5kg/h生成CO2的C即为II段烧焦量=1317.5X0.15=197.6kmol/h=2371.5kg/h1.1.2理论干空气量的计算I段碳燃烧生成二氧化碳需O2量706.1X1=706.1kmol/hI段碳燃烧生成一氧化碳需O2量413.7X0.5=206.9kmol/hI段氢燃烧生成水需O2量595X0.5=297.5kmol/h理论需O2量=706.1+206.9+297.5=1210.5kmol/h=38736kg/h理论需“量=1210.5X79/21=4553.8kmol/h=127506.4kg/hI段理论干空气量二O2+N2=5764.3kmol/h=166242.4kg/hII段碳燃烧生成CO2需O2量=197.6kmol/h=6323.2kmol/hII段碳燃烧生成CO2需N「197.6X79/21=743.4kmol/h=20813.9kg/hII段碳燃烧生成CO2需N「二O2+N「941kmol/h=23137.1kg/h1.1.3实际干空气量I段再生烟气中过剩量为1.0%,则1.0%= 79706.1+413.7+O（过剩）+O（过剩）x7-+4553.8过剩02量=59.57kmol/h=1906.3kg/h79 , ,过剩“量=59.57X-1=224kmol/h=6274.7kg/hI段实际干空气量二理论干空气量+过剩的干空气量二6047.87kmol/h=174422.8kg/hII段烟气中过剩0为5.8%= °（过剩） 2 197.6+743.4+（1+79）O21 2（过剩）过剩O2量=75.4kmol/h=2412.9kg/h79过剩“量=75.4X2-=283.6kmol/h=7942.1kg/hII段实际干空气量=1300kmol/h=37492.1kg/h1.1.4湿空气量（主风量）由已知大气温度30°C相对温度70°C查空气湿焓图空气的湿含量为0.02kg（水）/kg（干空气）则I段空气中的水气量=2488.5kg/h=193.8kmol/hII段湿空气量二干空气量+水气量=139816.3Nm3/h

1.1.5主风单耗1段二【段湿空气量=968NM3湿空气/kg焦I段烧焦量9-68NM湿空气/kg•焦[[段二"段湿空气量=1175NM3湿空气/kg焦段II段烧焦量^ 湿空气/g•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/hCO706.131068.4197.68694.42CO413.711583.600HO 2 O 2 59.571906.175.42412.9N 2 4777.9178339.31026.728756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水气及设催化剂循环量1050吨组分流量组成％Kg/hKmol/h干烟气湿烟气CO31068.4706.111.8510.252CO11583.6413.76.956.0O1906.159.571.00.862N 2 133781.24777.980.269.37总干烟气178339.35957.3100生成水气1071059513.52

主风带入水汽3488.5193.813.52待生剂带入水汽105058.313.52松动吹扫蒸汽150083.3313.52总湿烟气195087.86887.73100II段再生器结果如下组分流量组成Kmol/hKg/h干烟气湿烟气CO197.68694.415.214.482O75.42412.95.85.522N1026.7287567975.23总的干烟气1299.739863.3100主风带入烟气37.3670.84.77松动吹扫27.85004.77总湿烟气1364.841034.11001.1.8烟风比二1段湿烟气量=195087.8=1.097I段主风量 177911.3二11段湿烟气量=坐也=1.075II段主风量 38162.91.1.9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AV56—12主要性能参数入口压力0.098MPa出口压力0.34MPa人口温度8.9°C主风机出口温度T出=（^出）k-i/kxXT入二428.1K=155CP入取管线温降20C，则主风入再生器出口温度为135C1.2再生器热平衡及催化剂循环阀的计算1.2.1烧焦放热（按ESSO法计算）生成CO2放热二生成CO2的C量X生成CO2发热值=（8473.5+2371.51）X33873=36735.3X104KJ/h生成CO放热二生成CO的C量X生成CO发热值=4965X1025.8=5093.10X104KJ/h生成HO放热二生成HO的H量X生成HO的发热值2 2 2=1190X119890=14266.91X104KJ/h合计（36735.3+5093.10+14266.91）X104KJ/h=56096.3X104KJ/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=56096.3X104X11.5%=6450.96X104KJ/h1.2.3外取热器取热量I再外取热器取热量11731.34X104KJh（取三催的标定数据）II再内取热器取热量8.58X104KJ/h （取三催的标定数据）1.2.4I段主风升温热I段主风由135°C升温到671°C需热干空气升温需热二干空气量X空气比热X温差二174422.8X1.09X(671—135)=10171.47X104KJ/h水汽升温需热量二水汽量X水汽比热X温差二386.33X104KJ/h1.2.511段主风升温热干空气升温需热二37492.1X1.09(710—135)二2349.82X104KJ/h水气升温需热二670.8X2.07(710—135)=79.84X104KJ/h1.2.6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)=17000X1.097X(671—500)二318.9X104KJ/hII段烧焦量在II再升温需热量二11段烧焦量X焦炭比热X(II段再生温度一I段烧焦温度)=2371.5X1.097X(710—671)=10.9X104KJ/h焦炭升温总热量为329.8X104KJ/h1.2.7待生剂带入水气升温需热水汽量X水比热X温差(I段)=1050X2.16X(671—500)=38.78X104KJ/h水汽量X水比热X温差(II段)=1050X2.16X(710—671)=8.58X104KJ/h合计：待生剂带入水汽升温需热47.63X104KJ/h1.2.8松动吹扫蒸汽升温需热I段蒸汽量X焓差=1500X(3860—2812)=157.2X104KJ/hII段蒸汽量X焓差=500X(3981.8—2812)=58.5X104KJ/h式中3860,2812分别为671°C。0.33Mpa，过热蒸汽和183°C,0.11Mpa的饱和蒸汽焓1.2.9散热损失582X烧碳量=582X15810=920.14X104KJ/h1.2.10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/h1.2.11催化剂循环量GX103X1.097X(710—500)=23276X104解得G=1010t/h1.2.12再生器热平衡入方X104KJ/h出方X104KJ/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3488.5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125010012501001.2.14剂油比剂油比-催化剂循环量-1°1°-476剂油比总进料量而―4.761.2.15待生剂含炭量已知再生剂含炭为0.2%,则II段待生剂含炭量二催化剂循环量则II段待生剂含炭量二催化剂循环量x1°3x°.2%+17°°°x15%催化剂循环量x1°3=0.452%I段半再生催化剂含炭量P为II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)I段中烧碳量=17000X0.85X0.93=13438.5kg/h催化剂含炭量=0.452%过剩02量为0.1%压力因数二3.31.315(21-1)/ln压力因数二3.31.315(21-1)/ln工1.°8.°8二2.03温度因数二兰1=3.492.858・・.1段藏量W=66.6T同理II段藏量W=4.53T1.2.17烧焦强度I段二I段烧焦量I段藏量二219.65kg/I段二I段烧焦量I段藏量二219.65kg/吨催化剂.hII段二II段烧焦量II段藏量523.5kg焦/吨催化剂.h1.3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12m密相段中点压力=0.3465MPa密相段温度二273+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二K=222cm3P密密相段高度二一222一二5.45m0.785x7.221.3.3稀相段直径稀相段中点压力二P顶+0.5xh稀P稀x10-5=0.3315MPa稀相段温度二675+273=946Kx0.1013x948x22.4气体体积流率二 =46.84m3/s0.3315x3600x273取稀相直径二J——46.65——=9.7m0.785x0.62稀相线速=0.62m/s1.3.4稀相段高度取稀相段高度为12m1.3.5过渡段高度过渡段高度为1.25m取过渡角为45过渡段高度为1.25m1.3.6催化剂的停留时间e-I段藏量e-I段藏量循环量101066.6=3.96min1.3.7再生器体积烧焦强度1.3.7再生器体积烧焦强度烧焦量

再生器体积14628.5215.33烧焦量

再生器体积14628.5215.33二65.89kg/m3h1.3.8旋风分离器的选型和计算选国内开发的PV型旋分器6组并联2级串联1级入口面积1.99796m2料腿直径中426X12筒体直径中14102级入口面积1.724688m2料腿直径中219X12筒体直径中14101.3.8.2计算1.2级旋分器入口线速0.1013x(673+273)x22.4湿烟气体积流速=6971.88X =47m3/s273x0.33x3600线速=23.58m/s(18〜24m/s)选6组合适1.3.8.3复核二级入口线速二级入口线速二湿烟气流率

二级入口面积45.761.724688二级入口线速二湿烟气流率

二级入口面积45.761.724688=26.53m/s26.53<35m/s在允许范围内1.3.8.4核算料腿负荷1级料腿负荷I再生烟气密度=I再生烟气密度=质量流率体积流率=1.16kg/m3催化剂的平均筛分组成dp=0.004100.1220.642 + +30 60dp=0.004100.1220.642 + +30 600.112 +950.117120=57.47四密度P二^^= 2620p]+£^V ]+2620x0.241000 1000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=EsXV=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△P=一级旋分器压降△P=G+C:1000)xu:2+£x(c:C).045X(XU2:2)£=8.54K-0.833dr-1.745D-0.161Re0.036一1ARe=pvD/日由pg--气体密度R-气体粘度〃1.XSkg/m3 c-基准入口浓度10kg/m3ka-筒体与入口截面积之比dr-出口管与筒体直径之比c-入口气体中固体浓度kg/m3u,-入口气体线速m/s£-系数D-筒体直径Re一雷诺数Re=PgUiD=104x104R£=8.54xf0.785乂1.412]0.833x(0.44)1.745x(1.41)0.161x(04X104)・°36-1=14.48"1.997964/6)△P]=5007.5尸。Re=^^=120x104P£=8.54xf0.785x1.412]x6.44)1.745xG.41)0-161x(20x1041。36-1=12.54"1.724688/6J△P2=5889.2Pa1.3.8.6最小料腿长的计算一级料腿长度AP+Zy+Hy=P+Hy+Hy1 11 21稀1稀2密Z=B-P)+H(y—y)+Hy1y1稀1 2密1 1稀1=500.75+(9-3)X(300-350)+12X25/350=1.05m式中y1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12m9.75小于12m所以满足。二级料腿高度7r ( )ADI 500.75+588.92+12x25+(300-450)+3Z=IAP+AP+Hy+H坪-y7+AP」/y= 2 1 2 1稀3密2阀2 450=2.8mAP阀=35kg/m2y=450kg/m3二级入口中心线至灰斗底的距离为7.7m净空高度应大于7.7+Z2+1=11.5m净空高度12m11.5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1364.841034.11.4.1II段再密度直径II段密度段平均密度取170kg/m3高度取6m稀相密度20kg/ms高度8m压力P=0.31+(6X170X0.5+8X20)X10-5=0.32MPa温度二273+710=983K9830.1013n“/气体体积流率=1364.8X xX =9.68m3/s3600273 0.32取II再密相段气体线速1.6m/s则直径二2.77m取现场数据2.8m实际线速=1.57m/s1.4.2II再密相高度W 4.53x103密相段体积=-^=―170—=26.6m3P密取6m密相段高度二一266—取6m0.785x2.821.4.3II再稀相段直径压力P=0.31X0.5X8X20X10-5=0.32MPa

z9830.1013rV=1364.8X XX =9.68m3/s3600 273 0.32取稀相线速0.55m/s则直径二:'—竺—=4.8m取4.9m0.785x0.55实际线速=2竺=0.51m/s18.841.4.4II再稀相段高度II再稀相段高度为2m1.4.5过渡段高度取过渡角45度 则过渡段高度二0.5X(4.9—2.8)=1m1.4.6催化剂的停留时间0二藏量催化剂的循环量=0.27min1.4.7II再体积烧焦强度烧焦量密相段体积23715 ,烧焦量密相段体积= =89.2kg/m3.h26.61.4.8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筒体直径祖1193 料腿直径祖325X102级选用42#入口面积0.2428筒体直径祖1092 料腿直径祖168X10

1.4.8.2计算入口线速湿烟气体积流率=1364.8X?!X竺X0.1013=9.99m3/s3600 273 0.31999u= =17.97m/su在工艺允许的18-24m/s之间0.278x2所选2组合适1.4.8.3复核2级入口线速2级入口线速=1364.8=20.57m/s<35m/s合适0.2780x21.4.8.4复核料腿负荷1级料腿:再生烟气密度=质量流率1级料腿:再生烟气密度=质量流率体积流率4103419.99x3600=1.14kg/m3U2d=57.47U（前已计算）P=1608.6kg/m3则 =2.03x10-3p p pd查《FCC工艺设计》图得气体饱和携带量Es=3.5Pg=3.99kg/m3旋分器入口固体浓度G=EsXV=39.86kg/s一级料腿质量流率=39竺=284.7kg/m2s在244-366kg/m2s范围内0.14二级料腿假定是1级旋分器效率的90%则二级料腿固体流率=39.86X10%=3.986kg/m2S二级料腿质量流率二兰竺=115.9kg/m2S0.03其中Y汽=1.14K=1.6Y混=3.99kg/m3一级旋分器压降=4.98X10-5ui2/gX(Ky混+3.4Y汽)=0.017kg/cm2二级旋分压降="2'I。^x4.98x11.6xp=0.028kg/cm29.81 g1.4.8.6最小料腿长的计算一级料腿长度4mZ=弩+(6-1.5)x(170-350)+8x20_170+(-810)+160=_14m1 350 350 .入口中心线至灰斗底的距离为4.5m净空高度应大于Z+1+4.5=4.1m1设计稀相段高度8m满足要求。二级料腿的长度二170+280+8x20+(170—40)+35)=0.8m450二级料腿应大于Z+1+4.1=5.9m2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d20=0.71384t=‘10‘90=96.4 斜率二t—t/90—10=1.36v5 90 10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°C饱和蒸汽油浆外甩不回炼其数据见表II—4稳定汽油轻柴油油浆混合蜡油t96.4271.4423.4465.2k1.41.741.141.74校正值—10—9—4—6T87.4263.4419.4459.21中d2040.71380.89361.0190.9047d15.615.60.71880.89761.020.9087M941953254302.1几个主要参数的计算2.1.1回炼比回炼比二回炼油新鲜原料油12回炼比二回炼油新鲜原料油12200=0.062.1.2总转化率总转化率二气体2.1.2总转化率总转化率二气体+汽油+焦炭

新鲜原料油X100%(3.5+1.8+38.5+8.5)x2°。*%2002.1.3单程转化率单程转化率二气体+汽油+焦炭X100%=56.4%总进料2.1.4轻质油收率轻质油收率二汽油+轻质油收率二汽油+轻柴油

新鲜原料油X100%=成3+26.7*200x100%=65%2002.1.5总液体收率总液体收率二液态烃+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II-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200X103430465.12回炼油12X10343027.9循环催化剂1030X103再剂带入烟气10302935.5水蒸气1710018950其中进料雾化10.7X103预提升5.4X103膨胀节物料吹扫1.0X103

合计12493301478.52油+汽合计229106出方物料表II-2-2项目质量流量分子量M千摩尔流量裂化气43.0X103301433.3汽油76.6X10394814.89轻才53.4X103195273.85油浆9.0X10332527.69回炼油12X10343027.9烟气10302935.52水蒸汽1710018950催化剂+焦炭1047.7X103损失1.0X1033033.3合计1249330油+气合计229.1X1033596.452.2.2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Q=GX1.097X(706—500)X103=23276.15X104KJ/h1催化炭吸附热Q二焦炭脱附热=6450.96X104KJ/h2带入烟气放热Q=GX0.1%X1.09X(706—500)=23.13X104KJ/h3带入水汽放热Q=GX0.1%X2.07X(706—500)=43.9X104KJ/h4出方热反应热Q=9127X催化碳=9006.52X104KJ/h催化碳二总碳一附加碳一可汽提碳=9868总碳二焦炭量X0.93=15810KJ/h可汽提碳二GX0.02%=1030X103附加碳二新鲜原料X残碳X0.6=200X103X4.78%X0.6=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20X103TI5001528.26回炼油12X103332.7858.335001549.19Q，=200X103X(365X4.187—I)+12X103X4.187X(370—205)2=31394.12X104—20IX1042各蒸汽由始态为反应状态吸热量Q，=17100X(870.5—710.3)X4.187=789X104KJ/h250温度的焓为710.3X4.187500温度的焓为820.5X4.187损失的热量Q=465.6X生成焦碳量=465.6X15810=736.11X104KJ/h42.2.2.2列热平衡方程Q放二Q吸£qi=Zqi；Q「+Q2,+Q3,+Q4,二Q供29794X104=(9006.52X104+31394.12X104—20I2X104+789X104+739.11X104)X4.187解得：I=(41925.75—29794)/20X4.187=144.87kcal/kg2反查焓图得原料油预热温度为243°C。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710C降至tC,放出热量Q放=1016X103X1.097(710—t)+1016X1.097(710—t)+1016X2.16(710—t)=111.78X104(710—t)2.2.3.2出方热(吸热)原料油和水蒸气吸收热量

Q吸二(200X103X11—200X103X143X4.187+12X103X11X4.187—12X103X205X4.187+17100(12—710.3)X4.187II-2-3和表II-2-42.2.3.3列热平衡方程Q建吸假设t°C,保证Q放二。吸111.13X104X(710-t)=(21.2X104l+1.71X10111.13X104X(710-t)=(21.2X104l+1.71X104I)X4.187-18257.9X104假设t=519C1 :I1=380kcal/kgQ放=21349.99X104KJ/hI1=379kcal/kgQ放=21461.76X104KJ/hI1=378kcal/kgQ,=21573.54X104KJ/h所以当t=518CQ放二。吸即518C为原料提升管处气化温度假设t=517C假设t=517CI2=828kcal/kgQ吸=21568.35X104KJ/hI2=827kcal/kgQ吸=21472.43X104KJ/hI2=825kcal/kgQ吸=21369.34X104KJ/h2.2.4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+0.05=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V=1478X22.4X273+51"0.1013=8.24m3/s273x0.33则下部线速U=V/F=6.21m/s12.2.4.3核算提升管出口线速

由物料出口处油气总汽率为3596.45kmol/hP=0.28+0.01=3.29MPa1(273+498)x0.1013「七二3596.45x22.4x'%。指3600=22.07m3/sU=V/F=16.64m/s1.2 …一 .核算结果：提升管入口线速6.21m/s在4.5—8m/s范围内提升管出口线速16.64m/s在8—18m/s范围内故所选提升管直径1.3m是可行的。2.2.4.4提升管高度的计算提升管平均线速u=^上二=10.57m/s平「uln上u下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="平x0=10.57x3=32m取32m32实际停留时间=-^=3.03s10.572.2.4.6提升管压降计算本设计采用埃索研究工程公司设计《FCC》212页提升管平均视密度Gxs1010x1.12x103p= = =14.2kg/m3上匕22.13x3600=42.87kg/m3Gxs1010x1033x1.25=42.87kg/m3V8.18x3600%=二Kp上提升管压降p-p42.87-14.228.67%=二Kp上提升管压降=|42.87=TF=河06々/m3ln14.2静压头AP1=Lx（.5p平）=32xG.5x26.06）=1250.88kg/m2颗粒加速度及转向的压降AP=Nxp平x说2平=3.5x26.06x10.572=519.4kg/m22g 2x9.81N=1+1+1.5=3.5（二次转向+出口损失）摩擦压降AP3=7.9X10-8X(LXp平Xu平2：D)=57kg/m2AP=AP1+AP2AP3=1827.28kg/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，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/h35.5kmol/h催化剂带入水汽103057.2预提升直径5400300进料事故蒸汽量50027.78420.48体积流率V=420.48X22.4X(706+273)x0」013=2.88ms/h273x0.33x3600取蒸汽流速4m/s则预提升段直径八:2.88则预提升段直径八:2.88\0.789x4=0.955m取0.9m实际线速U=V/0.785D2=2.88/0.785X0.92=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°C原料预热温度下的密度dt=d243=0.835查332.82回炼油密度为dt=0.72.2.6.2体积流率的确定新鲜原料 200 =0.0665m3/s0.835x360012回炼油 =0.00476m3/s0.7x36002.2.6.3进料喷嘴的确定取喷嘴直径祖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u=。.0665+°.0047%22取n=6个偶数所以u=6.05m/s>2m/snx0.785x'0.05272.2.6.4油气混合物直径喷嘴的线速雾化蒸汽量594kmol/hV=10.7x10"18x&314xI03x(273+250)=26375/h=0.73m3/h气 0.98x106u=0.0665+Q004；6+Of3=68.05m/s6x0.785x'0.0527提升管中平均线速u,=10.57m/s两者之差＞30m/s故6平个喷嘴合适。2.2.7沉降器尺寸的确定2.2.7.1沉降器直径的确定沉降线速0.5—0.6m/s，设平均高度9m,密度5kg/m3,则沉降器中点压力P=0.28+0.5x9x5x10-5=0.28MPa气体体积流率二提升管出口气体量+气提蒸汽量二3596.45+3500/18=3790.9kmol/h一般按3.1kg水蒸气/催化剂设计7710.1013睥〔/V=3790.9x xx =24.1m3/s3600273 0.28取沉降线速U=0.6m/sD="一v—=、「―241—=7.15m取7.2mI，0.785u V0.785x0.62.2.7.2沉降高度的确定U=0.6m/s查图7—3T^，=4.0设Th=4.0T=1.6T,+2.4=1.6X4+2.4=8.6m"辩以圆整I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176—234T/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/200X103=5.14m2D=、,'5.14/0.785=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=D'uD汽=2.3m22.2.8.4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%X5.17=2.47m2汽提段挡板内径dod ：m