大庆常渣催化裂化毕业设计

万吨/年催化裂化反-再两器工艺计算摘要本设计是万吨/年催化裂化反-再两器工艺计算，主要内容是进行反应器、再生器的物料平衡和热平衡及两器的压力平衡的计算。首先对再生器进行物料平衡计算，计算出干空气量、焦炭量、总干烟气量和生成水汽等的物质组成和流量大小，进而校核再生器物料平衡。其次根据渣油残炭值大，生焦率高等特点，可以认定该套烧焦罐装置为热过剩型，对于热过剩型装置，通过对反应器进行热平衡，计算出催化剂循环量2100t/h,并求出剂油比5.84。通过再生器热平衡计算，计算出再生器的剩余热量，取热量。由再生器的密相床层体积流量及线速确定出再生器结构尺寸：烧焦罐直径9.8m，高14.7m；稀相管直径4.8m，高9.8m；稀相段直径14.0m，高15m。反应部分工艺计算结果如下：提升管反应器直径1.5m，高27m；预提升段直径0.9m，高4m；沉降器直径7.4m，高11m；汽提段直径3.9m，高8.75m。最后进行两器压力平衡的计算,满足要求。关键词:催化裂化；渣油；烧焦罐；设计AbstractThedesignismilliontons/yearcatalyticcrackingreactor-regeneratorprocesscalculation,thethemaincontentsarethepressurebalanceoftheregeneratorandthereactor,materialbalanceandheatbalanceofthetwo's.Firstcalculateregeneratormaterialbalance,calculatetheamountofdryair,cokecontent,totaldryfluegasvolumeandgeneratewatervapor,suchasmaterialcompositionandsizeoftheflow,therebycheckthematerialbalanceoftheregenerator.Secondly,accordingtofeaturesoftheresiduecarbonresiduevalue,highrateofcoke,fortheheatexcess-typedevice,throughthereactorheatbalancethecalculatedcatalystcirculationis2100t/h.Accordingtotheregeneratorheatbalancecalculation,calculatetheresidualheatoftheregeneratortotaketheheat.Itcanbedeterminedbythevolumeflowrateandthevelocityoftheregeneratordensebedregeneratorstructuresize:charredtankdiameteris9.8m,heightis14.7m,thintubediameteris4.8mheightis9.8m;dilutesegmentdiameteris14.0m,heightis15m.Furthermorecalculationonthereactionpartoftheprocess:theriserreactordiameteris1.5m，heightis27m,pre-liftsegmentdiameteris0.9m,heightis4m.Thediameterofthesettlementis7.4m,heightis11m;stripperdiameteris3.9m,heightis8.75m.Thecalculationofthepressurebalancebetweenthetwodevicesshowedthatitcanbesatisfiedwiththedemand.Keywords:catalyticcracking,residue,charredtank,design目录TOC\o"1-3"\h\u78411文献综述 1225401.1 1176851.2 2297701.2.1 2320431.2.2 3293651.2.3 598581.2.4 5161411.3 6179291.4 7148262设计说明 950522.1加工方案的制定及装置形式的选定 9138432.1.1加工方案的制定 938622.1.2装置型式的选定 955392.2主要操作条件 1061872.2.1再生温度 11115772.2.2再生压力 11149892.2.3再生烟气中过剩氧含量 1114792.2.4反应温度 121062.2.5反应压力 1365892.2.6焦中氢碳比（H/C） 1360192.2.7反应时间 13206392.2.8烟气中CO与CO2比值（CO/CO2） 1379172.2.9原料的预热温度 14215843工艺计算 15275733.1基础数据: 15300913.2再生部分工艺计算 18173833.2.1燃烧计算 18167483.2.2反应器热平衡的计算 23190763.2.3再生器热平衡的计算 30143243.2.4再生器结构尺寸的工艺计算 36238703.3反应部分工艺计算 56221453.3.1几个参数 56278563.3.2提升管反应器尺寸计算 5776253.3.3预提升段尺寸计算 651593.3.4沉降器尺寸计算 67170383.3.5汽提段尺寸计算 67254353.4压力平衡的计算 74234483.5计算结果汇总 8027610致谢 8414360参考文献 85页数请按你自己论文的实际情况写万吨/年催化裂化反-再两器工艺计算1文献综述请将前期写的文献综述内容放于此2设计说明2.1加工方案的制定及装置形式的选定2.1.1加工方案的制定渣油催化裂化是80年代流化催化的重要进展之一，随着原油不断重质化和对汽油等轻质运输燃料要求的不断增长，把原油中重质残渣馏分改质成所要的轻质油料，客观上成为一种迫切需要，重油催化裂化装置汽油收率高，一般在45-50%，是商品汽油的主要来源，我国的催化汽油占汽油总量的78%左右。近几年来，我国原油逐渐变重，不仅常减压装置的轻质油收率降低，蜡油拔出率减少，而且催化原料变重，原料性质变重，一方面，难裂化组分增加，重金属镍钒等对催化剂污染严重，催化剂微反应活性下降快，使轻质油收率低，回炼比增大，但这些都可以通过操作条件的改善（增加催化剂补充率，提高提升管出口温度），另一方面，随原料变重，特性因数下降会使汽油MON辛烷值升高，另外，操作条件的变化提高反应温度，缩短汽、油在提升管内的停留时间对于提高汽油的质量是有利的，但对于柴油质量及安定性是不利的（由于原料中饱和烃少、芳香烃、胶质沥青质增多，以及含有较高的S、N化合物），催化汽油质量好，辛烷值高，鉴于以上原因及国内市场对汽油的要求，在装置采用汽油方案。2.1.2装置型式的选定(1)反应器。本设计选用的是提升管反应器，沉降器，汽提段提升管为同轴布置，提升管出口设有快速分离器—T型弯头。由于提升管反应器居于输送床反应器，油气和催化剂在其中流动属于活塞流同向流动，返混较轻，同时提升管反应器便于使用快速分离器，可以实现高温短接触，从而得到理想的产品分布等优点。(2)再生器。再生器的烧焦能力往往是限制整个装置处理能力的主要因素，因此，采用效率高的再生器是必要的，它的主要作用是降低再剂含炭量。本设计选用带预混合管的前置烧焦罐式再生器，并在稀相管出口采用了T型弯头作为快分装置，并设为外取热器（下流式）及外循环催化管，来实现由二密至一密的催化剂循环。(3)两器形式。采用两器并列的形式。2.2主要操作条件反应——再生系统操作参数，在催化裂化装置的生产中，我们总希望装置有较大的处理量、较高的目的产品产率、较好的产品质量和较低的消耗，已收到最好的生产效果和最高的经济效益。为了达到这个目的，我们必须掌握各种操作参数之间的关系及相互影响的规律，实现理想的平衡操作和最有化生产。对于产品产率和产品质量来说，这些条件都有其特殊的影响。由于催化裂化反应的复杂性，尤其在工业装置上，许多操作参数是相互联系的，又是相互制约的，常常在改变某个参数时会引起其他条件的变化。因此。我们必须在了解每个条件单独影响的基础上，在操作中作综合分析，从而选择合适的操作条件。2.2.1再生温度再生温度是影响烧焦速率的最重要因素之一。烧焦速度与再生温度成正比，提高再生温度可以大大提高烧焦速度。在600℃左右时每提高10℃，烧焦速度可以提高约20％.但是，提高再生温度受到催化剂水热稳定性和设备结构以及材料限制。对于常规再生来说，若使用硅酸铝催化剂再生温度一般在580～600℃.若使用分子筛催化剂可在650℃左右操作，但要考虑二次燃烧的限制。对于完全再生，可在680～700℃下操作。对于再生器为两器两段的再生装置，可提高再生温度到更高的温度。本设计取再生温度，T再=720℃。2.2.2再生压力再生压力是指再生器的顶压，因为再生器和反应器是相通的，两器的压力是相互关联的。因此还要考虑反应器与再生器的两器平衡。因为只有反应、再生两器达到压力平衡，才能保证催化裂化稳定的进行。再生压力对烧炭速度也有一定的影响，可参照烧炭速度方程（CBR公式）。但是值得考虑的是，再生压力高，要求主风机出口压力提高，同时再剂携带烟气增多，烟气的压降随之增大，烟气中催化剂夹带量增大，这是提高压力的不利因素一般情况下，再生压力取值为2.7-3.1kg/cm2(绝)。本装设计取再生压力，P再=2.9kg/cm2。2.2.3再生烟气中过剩氧含量再生烟气中过剩氧含量标志着再生器中的氧分压，过剩氧含量越大，烧焦速度越大，过剩氧含量增加，导致空气量增加。氮气含量增加，所以动力消耗大，对经济效益不利。烟气中的过剩氧含量是一个操作变数，它主要受二次燃烧的限制，常规再生控制0.5～2%。完全再生装置由于消除了二次燃烧的可能性，一般控制在3～5%。大大强化了再生过程。本设计取过剩氧含量，O2过=3.0%。2.2.4反应温度反应温度是指提升管反应器的出口温度，反应温度是催化裂化反应的最主要的影响因素之一，反应温度对反应速度，产品分布，产品质量都有很大影响。温度高则反应速度加快，能提高转化率，但温度对裂化反应速度影响比催化裂化影响大得多。当温度提高到500℃以上时。热裂化的比重逐渐增大，只是气体中C1,C2增多，产品不饱和度增大。不过，即使这样，仍以催化裂化反应为主。由于催化裂化为平行顺序反应，而反应温度有对各类反应的反应速度有不同影响。因此改变温度就会影响产品分布和产品质量。如转化率不变，提高反应温度，汽油及焦炭降低，因此，气体产率增加，而且由于提高温度对促进分解反应和芳构化反应速度提高的程度高于氢转移反应，因此使汽油中的烯烃和芳烃含量有所增加，故汽油辛烷值提高，一般工业生产的反应温度常根据生产不同方案采用460～520℃一般用510℃。本设计取反应温度，T反=510℃。2.2.5反应压力反应压力是指反应沉降器的顶压，反应压力主要根据再生压力和催化裂化反应要求来确定。提高反应压力就是提高反应器内的油气分压，油气分压的提高以为着反应浓度的增加。因此反应速度加快，从而提高了转化率。压力的变化对产品的分布也有很大的影响:提高反应压力，生焦率上升明显，干气产率也会增加，汽油产率有所降低。在生产中，希望最大限度的降低焦炭产率。另外，为了保证分馏塔等设备的正常压力操作，反应压力的选择也不能太小。实际操作中，反应—再生器之间须保持一定的压差。一般取值为2.5-2.9kg/cm2。本设计取反应压力，P反=2.8kg/cm2。2.2.6焦中氢碳比（H/C）一方面与反应条件有关，主要是反应温度和反应时间，转化程度深，则H/C降低，故汽油方案H/C要小于柴油方案。另一方面和汽提效果有关，汽提效果差，则H/C比高，本装置为汽油方案，取H/C比为6/94。2.2.7反应时间反应时间是指催化剂与油气的接触时间，对提升管反应器就是油气在提升管中的停留时间，催化裂化反应是一个平行顺序反应，反应时间对反应深度和产品分布都有很大的影响。工业上一般取2～3s，加工渣油是采取更低的反应时间，以降低生焦率。本设计取反应时间，T反=2.74s。2.2.8烟气中CO与CO2比值（CO/CO2）这个比值与再生器的形式有关系。标志着不完全燃烧和完全燃烧。本设计再生器采用高效完全再烧的烧焦罐，并利用助燃剂，实现完全再烧。则取CO/CO2=0。2.2.9原料的预热温度不同的原料和不同结构的原料喷嘴对预热温度有不同的要求。预热温度对进料雾化效果有很大影响，对产品质量和收率有不同程度的影响。同时，渣油的催化裂化不同于馏分油的催化裂化，馏分油的催化裂化过程是气固两相反应而渣油催化裂化是气固液三相反应，队伍话要求更高。雾化效果好则相同转化率条件下焦炭和气体产率下降，轻质油收率上升。雾化效果差，则焦炭产率上升。一般情况下预热温度高，雾化效果好。渣油（重质油）预热温度一般比馏分油低一些，因为生焦大，再生系统生产的热量可以与新鲜原料换热。本设计取原料的预热温度，T预=210℃。3工艺计算3.1基础数据:(1)原料及产品性质表3-1原料及产品性质项目原料油汽油柴油油浆比重0.89570.75360.86660.9149恩氏蒸馏数据℃10%9423840330%1122564195015330645690%180339496项目残炭wt%原油分子量原料中含金属ppm4.34547V0.7Ni5.3(2)产品产率表3-2产品产率:(W)%组分W%H2S0.25H23.426.265.675.095.2523.03i9.177.9220.43n3.503.50汽油45.0柴油31.1续表3-2组分W%气体13.5焦炭10.6合计100(3)催化剂性质CRC-1孔体积ml/g0.194平均堆积密度g/ml0.85微反活性68.5AL2O3%(wt)52.5骨架密度g/ml2.68沉降密度g/ml0.85充气密度g/ml0.85表3-3筛分组成筛分组成Wt%<20μ0.220～40μ12.340～80μ62.0续表3-3筛分组成Wt%80～110μ25.5>110μ03.2再生部分工艺计算3.2.1燃烧计算(1)计算目的:①确定主风量，作为选取主风量的依据。②确定烟气量，作为再生器结构的依据。③确定耗风指标和烟风比。(2)基础数据：焦炭产率10.6%焦炭中H/C6/94稀相管出口处CO2/COCO=0烟气中O%3.0%再生催化剂含碳量0.1%大气温度30℃空气相对温度70%装置处理量万吨/年=kg/h(3)计算步骤①烧碳量和烧氢量烧焦炭量=262500（原料处理量，见题目，将万吨/年转化为kg/h）×10.6%=27300kg/h烧碳量=27300×0.94=25662kg/h=2138.5kmol/h烧氢量=27300×0.06=1638kg/h=819kmol/h②空气量和燃烧产量1)理论耗氧量:生成CO2耗氧2138.5×1=2138.5kmol/h生成H2O耗氧819×1/2=409.5kmol/h理论耗氧量2138.5+409.5=2548koml/h=81536kg/h2)燃烧产物量:生成CO2量：2138.5kmol/h=94094kg/h生成H2O量：819kom/h=14742kg/h3)理论干空气量:理论N2量=×2548=9585.3kmol/h=268388.4kg/h干空气量=2548+9585.3=12133.3kom/h=349924.4kg/h4)过剩空气量:烟气中含过剩氧3.0%则3.0%==故过剩氧量==410.3kmol/h=13129.6kg/h过剩氮量=410.3×=1543.5kmol/h=43218kg/h所以,过剩空气量=410.3+1543.5=1953.8kmol/h=56347.6kg/h5)总干空气量:12133.3+1953.8=14087.1kmol/h=406272kg/h6)空气带入水量=分子湿度×干空气分子数根据大气温度为30℃空气相对湿度70%，查图得绝对温度经换算为分子温度为0.03mol水汽/mol干空气。则空气带入水量:0.03×14087.1kmol/h=422.6kmol/h=7606.8kg/h7)烧焦所需主风量（即湿空气量）14087.1+422.6=14509.7kmol/h=325017.3m3/h=5416.95m3/min此即为正常操作时的主风风量，它乘以110%，作为选取主风机的依据5416.95×110%=5958.65m3/min所以选取MEGA-1515风机四台，该主风机数据如下:表3-4主风机参数型号V入m3/mmt入℃P入kg/cm3P出kg/cm2轴功率kwMEGA-15151500Nm3/min200.983.453058)湿烟气量=CO2+理论N2+生成水+过剩干空气+空气带入水=2138.5+9583.3+819+1953.8+422.6=14917.2kmol/h=436747.6kg/h=334145.3m3/h③烧焦耗风指标（主风单耗）主风单耗===11.9标m3/kg焦④烟风比===1.03注:公式里的湿烟气量不包括各项吹入水蒸气量⑤干烟气量:由以上计算可知干烟气中各项组分量如下:CO22138.5kmol/h94094kg/hO2(过)410.3kmol/h13129.6kg/hN2(理+过)11128.8kmol/h311606.4kg/h⑥湿烟气量及烟气组成:表3-5湿烟气量及烟气组成组分流量分子量烟气组成mol%kmol/hkg/h干烟气湿烟气CO22138.5940944415.614.3O2410.313129.6323.02.75N211128.8311606.42882.174.6总干烟气量13677.641883030.6100生成水汽81914742188.32主风带入水422.67606.818总湿烟气量14919.2752785.2100⑦物料平衡校核干空气量+焦炭量=总干烟气量+生成水汽干空气量+焦炭量=406272+27300=433572kg/h总干烟气+生成水汽=418830+14742=433572kg/h所以，上述计算显然是正确的。3.2.2反应器热平衡的计算根据渣油残炭值大，生焦率高等特点，可以认定为该套装置为热过剩型对于热过剩型装置可以通过反应器热平衡算出催化剂循环量GS(1)计算目的:①计算催化剂循环量GS②求剂油比(2)基础数据:t再=720℃t反=510℃CW=0.94HW=0.06CO2/COCO=0残炭10.6%原料预热温度210℃催化剂循环量GS进入反应器水蒸气表(3)计算步骤①再生后的高温催化剂供热=其中，=0.00233AL2O3%+1.08=0.002330.525+1.08=1.0812KJ/kg.k所以，=1.0812(720-510)=227.1kJ/kg②焦炭吸附热=焦炭量2.22103=273002.22103=60606103kJ/h③再生催化剂带入烟气及水蒸气放热==1.7175KJ/kg.k1.0635KJ/kg.k1.1424KJ/kg.k2.2137KJ/kg.kKJ/kg.k按每千克催化剂带入，求④反应热催化炭=总碳-可汽提炭-附加炭其中，可汽提炭=催化剂循环量0.02%=0.0002附加炭=新鲜原料量=26250010.6%0.6=6835.5催化炭=25662-0.0002-6835.5=18826.5-0.0002所以，=9127（18826.5-0.0002）=17182.9104-1.825⑤水蒸气升温热=1.66+3.07101456+3.5610(613089+452929+526959)=2.113KJ/Kg.k=1.66+3.07101256+3.5610(613089+223729+370359)=2.05KJ/Kg.k=(雾化+预提升+汽提+松动)(510-400)+各项吹扫蒸汽（510-200）=2.113110+2.05310=4681363+0.418表3-6进入反应系统的水蒸气表项目状态用量Kg/h依据说明性质t℃PKg/cm2进料雾化蒸汽过热4001017981.25占总进料5%汽提蒸汽过热400101kg水汽/t催化剂预提升蒸汽过热400100.8kg水汽/t续表3-6项目状态用量Kg/h依据说明性质t℃PKg/cm2汽提段锥底松动蒸汽过热40010220参考武汉炼厂设计取经验值再生滑阀吹扫蒸汽饱和2001019296kg汽/阀2再生斜管膨胀节吹扫饱和2001018090kg汽/阀2防焦蒸汽饱和20010150参考武汉炼厂设计取经验值再剂带入水饱和200100.05kg水汽/t⑥热损失:按埃索公司提供的数据:=465.6烧碳量=465.625662=7324819.2kJ/h⑦原料升温汽化热根据原料油=0.9009，K混=12.2在汽体焓曲线查得=382kcal/kg=1599.4kJ/kg/在液体焓曲线查得=120kcal/kg=502kJ/kg回炼油入提升管温度为360℃在液体焓曲线查得=120kcal/kg=502kJ/kg所以，=进料量（-）+回炼油(-)=262500（1599.4-502）+2625000.37(1599.4-933.7)=.5kJ/h根据:++=+++解得=2100521.5kg/h=2100t/h剂油比===5.84对于汽油方案，剂油比为5～7，本设计为5.84，在设计范围内。3.2.3再生器热平衡的计算(1)计算目的:计算再生器的剩余热量，取热(2)基础数据:烟气组成焦炭中的H/C6/94焦炭量27300kg/h干空气量406272kg/h空气带入水量7606.8kg/h再生器出口温度720℃顶压2.9kg/(3)计算步骤a.热平衡的计算入方:焦炭燃烧放热①生成放热:烧碳量33873==84145.7kJ/h②无CO生成③生成放热:烧氢量120.06=1638120.06=19665.8kJ/h④硫燃烧放热：由于使用了硫转移催化剂，硫全部转化2625000.13%9.27=316.3kJ/h合计:104127.8kJ/h出方:①焦碳脱附热=烧焦炭量2.22=273002.22=60606kJ/h②主风升温热:200℃～720℃在此我们求取以下几个参数主风机出口温度:=式中:k-绝热指数为1.4-多变效率0.6～0.8，取0.7MEGA-1515型主风机：=3.4kg/=0.98kg/=20℃=293K所以=293=486.7K=213℃1)由于主风入再生器的温度比主风机出口温度低0～10℃，故取主风入再生器温度为200℃2)待生催化剂入反应器温度可比反应温度低0～10℃，取500℃主风中干空气升温热:干空气量=0.966+1.039=1.1125=0.8+2.07=1.0298=1.1125=1.095=406272=23133.1kJ/h③空气带入水升温热=带入水量=1.66+3.071466+3.=2.116kJ/h④焦炭升温热焦炭的比热和催化剂取相同值1.0812kJ/kg.k所以=27300=619.9kg/h⑤待生催化剂带入水汽升温热，按每吨催化剂带入1kg水汽计所以==97.9kJ/h式中:949.1为水蒸气在720℃时的热焓837.8为510℃时的热焓⑥各项吹扫及松动蒸汽升温热表3-7再生器各处吹扫及松动蒸汽表项目状态用量Kg/h依据性质t℃PKg/cm2待剂带入水汽过热5101021001kg水汽/t催化剂待生滑阀前松动蒸汽饱和20010200参考经验值单动滑阀吹扫蒸汽饱和2001019296kg汽/阀稀相喷水嘴吹扫蒸汽饱和20010158参考经验值主风事故喷嘴吹扫蒸汽饱和2001060参考经验值燃料油喷嘴吹扫蒸汽饱和2001011859kg汽/嘴膨胀节吹扫蒸汽饱和2001018090kg汽/阀待生斜管吹扫蒸汽饱和20010146参考经验值==126.4kJ/h其中，662.6为200℃时的热焓kcal/kg⑦循环催化剂取热==2100=47680.9kJ/h⑧再生器热损失=烧炭量=25662582=1493.510kJ/h则，=-=24078.5kJ/h3.2.4再生器结构尺寸的工艺计算(1)烧焦罐直径DD=其中:u-烧焦罐再生器二密线速:1.5m/s；V-密相床层体积流率m3/sV=其中:n-罐内汽提摩尔流率；R-气体常数，0.0821.033，本次设计近似取0.082；T-烧焦罐温度，700+273=973K；P-烧焦罐压力=+819+422.6+=1408kmol/h--取热循环催化剂带入烟气，==60.6kmol/h--主风=14087.1kmol/h则，=15555.7kmol/h=4.32kmol/s=2.9++0.007+++=3.06kg/cm2所以，V==112.6m2/sD===9.78m，圆整后取9.8m核算线速:u===1.49m/s(2)烧焦罐高度根据:=1.5H=1.5D所以H=1.59.8=14.7m(3)稀相管直径D=u-稀相管内线速度6～7m/s,取6.5m/sV==13677.6+60.6+1408=15146.2kmol/h=4.21kmol/sP==2.9+0.04+0.007+0.027=2.974kg/cm2V==115.27m3/s则，D===4.75m,圆整后取4.8m核算线速:u===6.51m/s(4)稀相管高度稀相管高度=流速停留时间（停留时间取1.5s）=6.511.5=9.8m(5)稀相段直径D=其中:u≯0.82m/s,本设计中稀相线速取0.75m/s；V；=13677.6+60.6+1408+8.8=15155kmol/h=4.21kmol/s=2.9+0.02=2.92kg/cm2T=720℃=993KV==117.28m3/s则，D===14.1m，圆整后取14.0m核算实际线速:u===0.76m/s(6)稀相高度：夹带分离高度+3=12+3=15m(7)过滤段高当稀密相床为异径时，两段之间以锥体连接为使催化剂不堆积应使锥面与水平夹角大于催化剂休止角，本设计为60°1)烧焦罐与稀相管过渡段高2)烧焦罐内与二密过渡段高(8)烧焦罐内催化剂藏量及催化剂停留时间的计算①藏量:根据埃索研究工程公司推荐的烧焦速率公式CBR=其中CBR:为烧焦速率，在罐中烧90%CBR=烧焦量==23095.80kg/hW:藏量P:压力因数P=所以,P=T:再生温度系数T=CR:再生催化剂上的含碳量百分数CR=V:装置因数所以W=②由于用CBR公式求出的W值偏低，故求时除以0.8==51.21s满足≯1.5min(90s)的要求③烧焦强度烧焦强度=(9)二密计算①二密藏量W=根据经验，二密烧焦强度为30～50，本设计中取45kg/tcat，烧焦量为10%，为了有一定的裕度，取5%。W==30.3t/h下面求内催化剂循环量放热:烧焦放热，烧焦罐内烧焦量为总量的90%，即104127.8kJ/h吸热:焦炭脱附热=总烧焦量kJ/h主风升温热===22202.7kJ/h空气带入水汽升温热==7606.8=802.9kJ/h焦炭升温热==kJ/h待生催化剂带入水升温热==kJ/h各项吹扫水蒸气===100.7kJ/h循环催化剂吸热===kJ/h取热催化剂吸热==kJ/h热损失===kJ/h解得t/h所以=27.5s满足≯30s的要求②胀比法求二密密度表3-8筛分组成筛分组成W%（）组分平均直径（）<20μ20～40μ40～80μ80～110μ>110μ0.212.362.025.5010306095按110m计1)催化剂的表面平均直径==57.252)颗粒密度==1.763g/ml=1763kg/m3其中:为骨架密度2.68g/ml为孔体积0.194ml/g3):最大颗粒的终端速度=其中:由于催化剂颗粒是非常均匀的，它的终端速度只能就单个颗粒来说，不能按平均直径来求，所以最大流化速度应使最大颗粒的终端速度:=100。:颗粒速度:流体密度，取0.73kg/m3:流体粘度，取0.041所以，==0.402m/s4)临界流化速度===m/s5)膨胀比，其中=0.2m/s14.014.0=1.496)起始流化体积===35.6m39.87)二密体积=膨胀比起始流化体积9.8=1.49=53.0m38)二密密度===572kg/m3③二密高度:V=53.0m3所以H=1.5m3.3反应部分工艺计算3.3.1几个参数①总转化率===68.9%②单程转化率=由于本设计的回炼比为零，所以单程转化率=总转化率=68.9%③轻质油收率=汽油+轻柴油=45+31.1=76.1%④总液体收率=汽油+轻柴油+重柴油+澄清油由于本设计不出重柴和澄清油，所以总液体收率=轻质油收率=76.1%3.3.2提升管反应器尺寸计算(1)直径:式中:-入口线速为4.5～7.5m/s，本设计中取7m/s，出口线速为8～18m/s；一般要大于13m/s。其中，P=沉降器顶压+沉降器稀相压力+快分器压降+提升管压降沉降顶压为2.8，其余三项为0.2所以，P=3.0所以,所以，t=原料入口处的混合温度，下面求温度t①估算:℃②根据热平衡估算:1)假设原料进口处温度为530℃供热:催化剂带入热催化剂带入烟气放热:催化剂带入水热:合计:耗热:原料升温汽化热:查表得,+各项吹扫水蒸气升温热(530-400)+(48+48+192+180+0.05×2100)合计:＞2)假设原料混合温度为630℃，同上供热:合计:耗热：+(630-400)+(48+48+192+180+0.051158.65)合计:＜由作图法求出t混图1热平衡法估算混合温度图1热平衡法估算混合温度由图得，T=535=808K,圆整后取1.5m核算3)核算提升管出口线速根据前求得直径，可求出提升管出口线速，如求出线速在设计范围内则说明适合取同径，出口线速在8～18m/s，一般要大于13m/s。，经查表得M汽=120，M柴=225，其中M汽体=25则,（汽油、柴油、气体的量要用自己的处理量算）所以,在8～18m/s设计范围内，故采用上下同径的提升管，直径为1.5m。(2)提升管长度令停留时间，圆整后取27m核算实际停留时间:(3)提升管压降①提升管各处的表观密度和实际密度入口:表观密度滑落系数其中，所以,=0.46出口:表观密度滑落系数表3-10相关数据表项目上段下段对数平均值催化剂流率21000002100000油气流率23.9412.1017.3524.3748.234.941.0351.07225.2251.736.89气速13.66.859.84-料柱静压差-由于催化剂颗粒被加速及出口引起压降其中，N-加速催化剂N=1，出口损失N=1，快分器转向N=1.25所以，N=3.25-摩擦压降3.3.3预提升段尺寸计算(1)直径:u-预提升段气速，为了不出现噎噻，一般不应小于1.5m/s本设计中取2.0m/sV=其中,n:所以，T=273+535=808KP=3.0则，所以，，圆整后取0.9m核算u:＞1.5m/s(2)高度：考虑到预提升段要设人孔，再生催化剂斜管入口等，根据本设计的具体情况，取高度为4m。(3)预提升段密度s取1.53.3.4沉降器尺寸计算(1)直径:沉降器的直径根据沉降器汽提流率及线速确定，为夹带的催化剂分离完全，减少催化剂单耗，气速≯0.82m/s，本设计中取气速为0.6m/s，圆整后取7.4m核算u:≯(2)沉降段高度:由于提升管出口没有快分器，一般分离效果比较好，因此沉降段的分离作用不是主要的，其高度主要考虑能满足旋分器压力平衡的要求，国内现有提升管装置沉降段高为9-12m。3.3.5汽提段尺寸计算(1)直径:质量流速为176～234t/m3h,本设计取210t/m3h其中:-汽提段内径-提升管外径所以，，圆整后取3.9mS=核算质量流速：，在允许的设计范围内(2)高度：汽提段高度常与采用的挡板数和板间距离有关，对于直提升管催化裂化装置采用圆盘式挡板，结构简单，便于检修，且便于采用分布器，国内一般采用8～10层圆环挡板，板间距为700～800m。本设计为9层，间距为750mm，上下各余一米。(3)催化剂在汽提段中停留时间其中，W（催化剂藏量）=450～530所以，，在1～3min允许设计范围内。(4)催化剂下移速度(5)汽提段线速其中，T:考虑温降几度，505+273=778K所以，汽提段线速＜0.3m/s3.4压力平衡的计算本装置的处理量为210万吨/年，其有关工艺设计计算数据列于下表：表3-12有关工艺设计计算数据项目数据项目数据再生器顶压，2.9提升管长度，27沉降器顶压，2.8提升管出口线速，13.6提升管内径1.5催化剂循环量，2100参照有关装置生产数据确定两器各处密度表3-13两器各处密度反应器再生器提升管出口以上稀相段3.72再生催化剂斜管350提升管出口二密料面22.35T型弯头以上稀相段3.01汽提段520T型弯头以下至二密9.37提升管出口处25.2二密密度572提升管入口处