【《生物油共催化裂化装置工艺设计》21000字】

绪论1.1设计依据1）西安石油大学化学化工学院化学工程与工艺专业的毕业设计任务书。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”。4）中国天然气行业标准“石油工程制图标准”1.2设计原则1）共催化裂化处理量为1.8Mt/a。2）处理原材料为生物油与减压蜡油。3）催化剂采用分子筛催化剂。4）装置设计由反应-再生系统、分馏塔等组成5）装置年开工8000h。6）热量取用再生器的外加热量和烟气所产生的蒸汽。1.3课题背景及目的石油、天然气等是人类生存的重要能源，但随着经济全球化进程的不断推进，人们对于能源的消耗骤增，导致其储备急剧减少；并且传统能源的使用会破坏人类生存环境。在这两大问题的压力下，寻求可持续发展能源成为重中之重。生物质在植物体内可以转化为为大量含碳化合物，与化石能源结构类似。两者相比，生物质会极大减少环境污染，并且可循环利用。生物质广泛存在与自然界中，获取使用较为方便，因此生物质衍生燃料在世界能源供应中越来越占有重要地位。生物油是生物质能源在催化裂化的技术下得到的产物，其具有优良的性能，可替代传统的化石能源供应人们所使用。对于解决能源短缺问题具有战略性意义。在当前对于生物质能源的开发和利用以及成为二十一世纪可持续能源研究课题的重要方面之一。催化裂化在国内化工生产占有重要地位，该过程可以将重油转化为轻质油，在我国大约有4/5的汽油和1/3的柴油来自源于上述过程。在当下，人们对于生物质的认识和利用还处于不成熟的阶段，在日常生产生活中，通常对于植被废弃物采用大气燃烧的方式处理，使得生物质能源遭到浪费，同时造成环境污染。因此合理的开发利用生物质能源，对于我国能源短缺的现状有一定的缓解。1.4国内外研究现状1.4.1催化裂化技术催化裂化技术主要包括五个方面：多产液化气及高辛烷值汽油催化裂化技术(MGG/ARGG)，多产液化气及柴油催化裂化技术(MGD)，深度催化裂化技术(DCC)，生产清洁汽油并多产丙烯催化裂化技术(CGP)，灵活多效催化裂化工艺技术(FDFCC-ⅢI)MGG与DCC的工艺流程与FCC工艺流程相似，MGG通常用于生产性能良好的抗爆性汽油与高烯烃含量的液化气。工艺流程为原料油加热后与催化剂在提升管中混合，发生催化裂解反应。反应后的催化剂进入反应器中继续使用，提供部分热量，使得系统热量平衡。DCC工艺的原料来源广泛，产品的产率较高，可生产较高辛烷值的汽油产品，其过程的反应温度远高于普通的FCC过程，低于蒸汽裂解温度。该工艺产生的大量气体会由分馏吸收系统进行处理，以确保产品纯度。MGD工艺使用选择性的催化裂解技术，将提升管划分为不同区域，不同区域的反应深度不同。原材料在不同的区域可生产出液化气、柴油等产品，可降低产品中含硫量，使得油品的质量得到提高，具有较为优良的辛烷值。FDFCC-ⅢI工艺使用双提升管，加入沉降器等设备，该工艺对于原料的选择性低，同时硫化物的排放低，有利于环境的保护。CGP的工艺流程具有两个反应区，第一反应区中原料与催化剂快速接触；在第二反应区中长时间低温反应，产物进入旋风分离器分离，催化剂在第二反应区中循环再生。1.4.2共催化裂化技术目前共催化裂化技术仍处于开发研究的阶段，在国内外许多研究人员分别对其进行了研究主要有：WangShurong等[14]选用了生物油中含有的三种酸酮类的化合物进行研究，在HZSM-5催化作用下于固定床反应器内它们与乙醇的共催化裂化的性能，分析了反应温度和压力对产品的影响。在该实验的条件下原材料的转化率几乎为100%，油相中的芳香烃含量可达90%以上。Cora和Huber等[15]在MAT装置上研究了丙三醇与VGO共催化裂化，与传统VGO裂化相比，较大比例的丙三醇添加会使得气体产品和焦炭的分布显著改变，但少量添加丙三醇几乎不会改变产品的选择性。1.5装置的特点本设计所处理的原材料主要是生物油与减压蜡油，有正常的馏分油相比，原材料属于重油，焦炭的含量大，残碳的含量高，其他的杂志含量也显著升高。因此对于本设计所需要的设备需要更加高的要求，查阅相关文献资料，参考国内有关炼厂的设备，设计出如下的设备装置。为实现重油的快速裂化和分离，采用提升管反应器，在其下部设有预提升管和喷嘴，出口设有T型快速分离器。在催化剂的选用上也充分考虑重油的相关特性，选择超稳分子筛催化剂，可以满足设计需求以及烧焦罐完全再生回收的技术。1.6工艺流程说明1.6.1反应-再生部分原料油主要油生物油与减压渣油以1：9的比例混合进入原料罐中，通过油泵将其泵入换热器中加热至200℃，在喷嘴的作用下回炼油以5.84m/s的速率进入提升管反应器，反应温度维持在520℃左右，停留时间2.6s。反应结束后12.19m/s的油气进入T型快速分离器，分离出油气与催化剂，旋风分离器将油气中催化剂完全除尽，之后将油气送入沉降器。反应过程中催化剂具有重要作用，结束反应后焦炭会附着与催化剂表面。反应产生的烟气在分离器的作用下，分离出催化剂后进入轮机，利用余热锅炉回收烟气中的热量，将烟气温度降低至200℃以下排入大气。其余产生的热量由外取热器取走，再次利用。主风机的作用是提供燃烧所需的空气，该过程经过燃烧室、主风分布管进入烧焦罐。1.6.2分馏部分系统中的油气进入分馏塔底部，采用逆流的方式净化油气，对催化剂和过热部分进行脱出，采用中段回流的的方式进行分馏操作，提高产品采出率。多余热量循环使用，油浆产品从塔底馏出，其余产品从侧线采出。

2反应—再生系统工艺设计2.1基础数据2.1.1原始数据进出物料相对密度及恩氏馏程数据见表2.1。表2-1进出物料相对密度及恩氏馏程数据表项目相对密度恩氏馏程(℃)0%10%30%50%70%90%100%原料油0.8956275380425460475517542汽油0.7321425878120147182203柴油0.8792203234254283300334346回炼油0.8750243336374385394430463油浆0.9420280382433472495553-干气及液化气组成(V%)数据见表2.2。表2.2干气及液化气组成(V%)数据序号项目干气液化气1H223.402N25.553CO2.874CO24.625H2O6O20.687H2S0.450.068C118.509C212.130.1010C2=13.470.0211C30.5012.3012C3=2.0342.2013nC40.133.5314iC40.6213.4815nC4=5.056.0916iC4=06.5717cC4=04.5418tC4=06.5819≧C504.5320合计100.00100.00产品流率数据如表2.3所示。表2.3产品流率表名称干气液化气汽油柴油焦炭油浆损失流率(m%)2.9820.635.1819.238.2612.41.352.2.1系统中主要物流流率的计算本设计装置为1.8Mt/a生物油与减压蜡油共催化裂化装置工艺设计，该设备的年开工时间为8000h，因此原料的流率计算如下：1800000000÷8000=225000(kg/h)在工程中回炼比一般在0.1~0.3之间，本设计中选取回炼比为0.2，根据公式回炼油流率等于原料量与回炼比之积，回炼油流率的计算如下：回炼油的流率=225000×0.2=45000(kg/h)根据其他物料的占比计算出流率。以干气流率计算为例，计算结果如下：干气流率=225000×2.98%=6705(kg/h)其余物料的计算与干气流率计算类似，计算结果汇总于表2.4。表2.4物料流率计算结果汇总物料流率，kg/h干气6705液化气46350汽油79155柴油43267.5油浆27900焦炭18585损失3037.52.1.3原料及产品性质参数的计算根据汽油流率的数据参数为例对其沸点、特性因数、分子量等进行确定。1）确定恩式蒸馏曲线的斜率：蒸馏曲线斜率表示馏出物从10%到90%之间，每蒸馏出1%的沸点升高的平均值。斜率S===1.552）对于体积平均沸点的确定：依据下式对体积平均沸点进行计算：tv(℃)=则tv=(58+78+120+147+182)/5=117℃3）确定中平均沸点：对于中平均沸点的确定需要使用公式tMe=tv-，公式中Me的计算方法如下：lnMe1.531810.0128tv0.66673.64678S0.33331.531810.0128×1170.66673.64678×1.550.33332.382则：Me=10.827℃代入公式中即可求得中平均沸点：tMe=tvMe=117-10.827=106.173℃4）相对密度与特性因数的计算：计算相对密度和特性因数分别采用公式：d，K=其中：d===0.0050.7321-0.0050.7271K===12.11注明：特性因数求取过程中使用中平均沸点即106.173℃5）油品相对分子质量的确定：查阅石油炼制工程[9]中图3.4，可知本油品的相对分子质量M=105。其余物料的计算过程与上述方法相同，将计算结果列于表2.5。表2.5各原料及产物性质物料tv℃tMe℃斜率S特性因数K分子量M原料油0.89560.8916451.4443.411.712512.20420汽油0.73210.7271117106.1731.5512.11105柴油0.87920.8751280273.651.2511.41220回炼油0.87500.8709383.8378.641.17512.14345油浆0.94200.93834684572.1411.734102.1.4确定主要操作条件依据设计任务书并参考国内同类型装置的操作参数，以此确定本设计的主要操作条件列于表2.6。表2.6主要操作条件条件数据再生器顶压，kPa200再生器温度，℃715再生剂含碳量,(m)%0.15烧焦罐温度，℃650烧焦量，kg/h17985.5大气温度，℃18大气压力，kPa105空气相对湿度，%60CO(完全再生)，v%0沉降器顶压，kPa200提升管反应温度，℃520焦炭组成10/90原料预热温度，℃200新鲜原料量，kg/h145044回炼油量，kg/h29009提升管停留时间，s2.5O2过剩量，(v%)0.62依据国内各大炼厂的同类型设备确定各处水蒸气的用量，见表2.7，表2.8。表2.7再生器各部分吹扫-松动蒸汽量(200℃，1.0MPa饱和水蒸汽)项目流量，kg/h热焓，kJ/kg待生滑阀吹扫蒸汽1302791.4待生斜管膨胀节吹扫蒸汽220待生斜管采样口吹扫蒸汽55.7待生斜管松动蒸汽190主风事故蒸汽喷嘴吹扫蒸汽64燃料油喷嘴吹扫蒸汽87稀相喷嘴吹扫蒸汽175合计921.7表2.8进入反应系统的水蒸气名称性质压力，kPa温度，℃流量，kg/h进料雾化蒸汽过热蒸汽30042010781.25预提升蒸汽过热蒸汽3004201776.71汽提蒸汽过热蒸汽3004202368.95汽提段锥体松动蒸汽过热蒸汽300420444.18再生滑阀前松动蒸汽过热蒸汽300420740.3小计16111.39再生滑阀吹扫蒸汽饱和蒸汽1000180140.06待生斜管采样口吹扫蒸汽饱和蒸汽1000180140.06待生斜管膨胀节吹扫蒸汽饱和蒸汽1000180444.18提升管采样口吹扫蒸汽饱和蒸汽1000180140.06进料事故蒸汽喷嘴吹扫蒸汽饱和蒸汽1000180140.06提升管卸料口吹扫蒸汽饱和蒸汽100018083.83提升管卸料口吹扫蒸汽饱和蒸汽100018059.22小计1184.48

2.2反应系统热量衡算为了计算出催化剂的循环量，需要对反应进行热量衡算。热量衡算将反应系统作为一个隔离系统，原料预热温度为200℃。进入反应部分的热量包括以下三个部分：再生催化剂带入的热量，烟气及水蒸汽带入的热量以及焦炭的吸附热量，计算结果如下所示。2.2.1反应系统提供热量1）再生催化剂供热Q1Q1等于催化剂循环量，其比热与再生和反应温差之积。计算如下：假定催化剂循环量为Gkg/h，已知t再=715℃，催化剂比热容为1.10kJ/kgQ1=G×1.10×(715-520)=214.5G(kJ/h)2）湿烟气带入热量Q2假设1t催化剂可带入的烟气为1kg，Q2等于带入烟气量，其比热与再生和反应温差之积。计算如下：Q2=0.001G×1.05×(715-520)=0.20475G(kJ/h)式中烟气平均比热容为1.05kJ/(kg·℃)。3）焦炭吸附放热Q3已知本设计中碳氢的比例为10/90，烧炭量等于焦炭流率与其占比的乘积。烧炭量：185850.90=16726.5(kg/h)则：烧氢量：185850.10=1858.5(kg/h)再生器中烧焦所产生的热量：根据相关资料可得碳的燃烧热为33873kJ/kg，氢的燃烧热为119890kJ/kg。二氧化碳的放热量等于烧炭量与碳的燃烧热的乘积，同理可到到水的放热量：生成CO2放热：16726.5×33873=5.67×108(kJ/h)生成H2O放热：1858.5×119890=2.23×108(kJ/h)合计总放热为：5.67×108+2.23×108=7.9×108(kJ/h)依据现行工业上仍采用的经验式对焦炭脱附热进行计算焦炭脱附热=7.9×108×11.5%=9.09×107(kJ/h)(4)总供热量Q供Q供=Q1+Q2+Q3=[214.7G+9.09×107](kJ/h)2.2.2反应系统消耗热量反应部分消耗的热量包括以下四个部分：反应热量、水蒸汽吸收热量、反应器的热量损失及原料油升温热量，具体的计算过程如下：1）反应热量Q4根据Q4=9124×催化炭量即可求得反应热量，总炭量包括催化碳量、附加炭量和可汽提炭量。附加炭量计算公式：新鲜原料量×新鲜原料的残炭量×0.6=225000×3.4%×0.6=4590(kg/h)可汽提炭计算公式：G×0.02%=0.0002G因此可得催化炭量=16726.5-4590-0.0002G=12136.5-0.0002GQ4=9124×(12136.5-0.0002G)=(1.11×108-1.8248G)(kJ/h)2）水蒸气吸收热量Q5查阅热焓值图可知过热水蒸气为420℃，水蒸气焓为3316.7kJ/kg；过热水蒸气为520℃时，水蒸气焓为3595.4kJ/kg。180℃饱和水蒸气焓为2780kJ/kg。过热水蒸气主要包含雾化段、汽提段、预提升段和松动蒸汽；饱和水蒸气主要为各处吹扫蒸汽。Q5=过热水蒸气×焓变+饱和水蒸汽×焓变=16111.39×(3595.4-3316.7)+1184.48×(3595.4-2780)=5.46×106(kJ/h)3）反应器热量损失Q6依据文献[5]中埃索公司数据，可知反应器热损失计算公式如下：Q6=465.6×烧炭量=465.6×16726.5=7787858.4(kJ/h)4）原料油升温热量Q7本设计中原料进入提升管之前全部为液体状态，已知预热温度为200℃，根据文献[6]中热焓图可得其焓值列于表2.9。表2.9进出物料焓值表物料流量kg/h密度d进料（液相）出料（气相）温度℃焓值kJ/kg温度℃焓值kJ/kg新鲜原料2250000.8594200495.275201640.23回炼油450000.8750200474.265201552.11Q7=225000×(1604.23-495.27)+45000×(1552.11-474.26)=2.98×108(kJ/h)5）总消耗热量Q消Q消=Q4+Q5+Q6+Q7=(1.11×108-1.8248G)+5.46×106+7787858.4+2.98×108=[4.22×108-1.8248G](kJ/h)对反应系统进出热量进行衡算即：Q供=Q消则214.7G+9.09×107=4.22×108-1.8248GG=1530388.7(kJ/h)验证催化剂的循环量是否合理，需要通过剂油比以及待生剂含碳量的计算来确定，计算结果如下：2.2.3剂油比剂油比===5.67工业中，剂油比的合理区间在5.1~8.2之间，本设计的剂油比为5.67符合要求。2.2.4待生剂含碳量循环催化剂碳差===1.08%待生剂含碳量=循环催化剂碳差+再生含碳量=1.08%+0.15%=1.23%，此值符合设计要求。2.2.5反应器热量衡算汇总依据上述计算可得进出反应器的热量，将热量平衡的汇总表列于表2.10。表2.10反应器热量衡算汇总进入反应器，kJ/h离开反应器，kJ/h再生催化剂供热Q13.283×108反应热量Q41.082×108湿烟气带入热量Q23.133×105水蒸气吸收热量Q55.46×106焦炭吸附放热Q39.09×107反应器热量损失Q67.788×106合计4.195×108原料油升温热量Q72.98×108合计4.195×108

2.3提升管工艺尺寸设计根据上述计算将进出反应器的物料流率列于表2.11。表2.11进出反应器物料衡算表物料质量流率kg/h平均分子量摩尔流率kmol/h原料油225000420535.71回炼油45000345130.43回炼油浆0-0催化剂循环量1530388.7--再生剂带入烟气1530.42952.77水蒸气17295.8718960.88合计1819214.97-1679.79干气670522.90294.76液化气4635048.72951.35汽油79155105753.86柴油43267.5220196.67油浆2790041068.05回炼油45000345130.43焦炭18585--损失3037.530101.25催化剂循环量1530388.7--烟气1530.42952.77水蒸气17295.8718960.88合计1516692.57-3510.02计算提升管进口线速时，需要明确得知进出口的温度与压力，计算过程如下所示：A.进口处温度：设定进口温度为T，将图2.1作为隔离系统并进行热量平衡；B.若热量平衡则证明设定温度正确，反之则需要重新进行该校核计算；C.进口处压力：先根据经验确定，然后再进行校核。1）提升管进料的温度与压力（1）压力在查阅文献[7]以及压力平衡条件下可知，催化裂化过程中提升管中沉降器的顶部压力通常为0.15~0.23MPa因此本设计选取200kPa(表)，假设入口到沉降器顶部的压降为15kPa，则提升管进口处的压力为200+105+15=320kPa(绝)。（2）温度200℃的原料油，经过高温加热后进入提升管与715℃的催化剂接触后，汽化完全。两者混合温度，可根据图2.1进行平衡计算。图2.1隔离系统热平衡草图提供热量：A.催化剂提供热量Q1Q1=催化剂循环量×其比热×(t再-T)=1530388.7×1.10×(715-T)=1683427.57×(715-T)(kJ/h)B.湿烟气提供热量Q2Q2=进入烟气量×其比热×(t再-T)=1530.4×1.05×(715-T)=1606.92(715-T)(kJ/h)C.总供热量：Q供Q供=Q1+Q2=1685034.49(715-T)(kJ/h)消耗热量：原料油与水蒸气相关性质列于表2.12。表2.12原料油与水蒸气相关性质物料流量kg/h进料出料温度（℃）焓值kJ/kg温度（℃）焓值kJ/kg原料225000200385.56TH1回炼油45000200389.57TH2饱和水蒸气1184.482002798.1TH3过热水蒸气16111.394203316.5TH3A.原料油汽化的热量Q3Q3=225000×(H1-385.56)+45000×(H2-389.57)B.水蒸气升温消耗的热量Q4Q4=1184.48×(H3-2798.1)+16111.39×(H3-3316.5)C.总耗热量Q耗Q耗=Q3+Q4=225000H1+45000H2+17295.87H3-158329368.4(kJ/h)由热量平衡原理可得Q供=Q耗假定反应温度为520℃，此时油品焓值为H1=1570.14kJ/kg，H2=1542.26kJ/kg，H3=3488.1kJ/kg。则Q供=Q耗≈3.2×108(kJ/h)符合要求，故所设温度进口T=520℃合适。2）提升管直径查阅文献[8]经验数据的管尺寸表选择提升管直径为1.5m采用公式S=D2可求得提升管下端截面积。式中：S—面积，m2D—直径，m2故：S=×1.52=1.77m23）提升管下部气速根据前面就算可得油气、水蒸汽与烟气的流量之和为1679.79kmol/h，则提升管下部气体的体积流率为：V下==9.83(m3/s)则提升管下部进料入口的线速为：u下===5.57(m/s)由文献[8]可知入口线速通常为4.5~7.5m/s，本设计为5.57m/s符合范围要求。4）提升管出口速度出口处油气摩尔流率为3510.02kmol/h，根据公式V=换算为体积流率。V下==21.58(m3/s)对出口线速度进行核算：u上===12.19(m/s)结果符合文献[8]中出口线速为12~18m/s的区间范围，因此选择提升管内径为1.5m合理。2.3.1提升管长度的确定根据出口线速度求取对数平均值，得到平均线速。u平==12.19(m/s)由表2.6中可知油气在提升管内的停留的时间为2.5s。提升管长度等于平均线速度与停留时间之积。则Lu平×t=8.45×2.5=21.13m根据计算结果向上取整数，因此提升管的长度为22m，则实际停留时间为22/8.45=2.6s2.3.2核算提升管压力降对于提升管压力降的计算，首先需要对提升管内物料的密度进行计算，计算结果如表2.13：表2.13提升管内密度表项目提升管上部提升管下部对数平均值催化剂流率kg/h1530388.71530388.7-油气流率m3/s27.7712.41-视密度kg/m315.3134.2523.52气速m/s15.157.410.82滑落系数1.112.14-实际密度16.9973.3038.521）提升管进料柱的静压力对于进料柱静压的计算需要确定立管高度，本设计从沉降器的正下方开始全部为直立管，高度为28m，并且采用T型直提升管。则：P1=Hg=28×9.81×38.52=10.58kPa2）加速催化剂及出口的压力降计算此部分的压力降需要求出气体速度、视密度等相应数值，见表2-13所示。P2=u×10-4式中：N—系数(取N=3.5)u—气体速度，m/s混—视密度，kg/m3g—重力加速度，m/s2则：P2=×10-4=4.82kPa3）摩擦产生的压力降根据公式P3=7.9×10-8×L/D×u可计算出摩檫力产生的压力降。式中：L—提升管长度，mD—提升管内径，m—视密度，kg/m3u—气体平均线速，m/s则：P3=7.9×10-8×28/1.5×10.822×23.52=0.406kPa4）提升管中总的压力降P总=P1+P2+P3=10.58+4.82+0.406=15.81kPa该值与前面所假设的15kPa所差无几，因此后三项的压力降均为15kPa。2.3.3预提升管尺寸2.3.3.1直径的确定蒸汽流率与预提升段烟气流率之和为：52.77+1776.71/18=151.48kmol/h根据公式可求得两者之和的体积流率如下：V=151.48×22.4×××=1.10m3/s确定直径，需要选择预提升管中气体速率，约为1.52m/s，则预提升管直径为：D==0.97m2.3.3.2预提升管高度的确定工业上进料喷嘴下部设有事故蒸汽进口、人孔等，因此选取预提升管长4m。2.3.4提升管尺寸汇总提升管全段长为26m；其中：预提升管长4m，直径0.97m；反应段长22m，直径1.5m。2.4沉降器与汽提段工艺尺寸设计1）沉降器中气体总体积流率V气=(提升管出口气体+汽提段蒸汽)摩尔流率×22.4××=3510.02×22.4××=83191(m3/h)=23.11(m3/s)2）稀相段直径进入沉降器的物料包括提升管出口物料与汽提段的蒸汽量，根据国内设计要求沉降器的气体线速度通常为0.5~0.6m/s的范围中，因此本设计取沉降器的气体线速度为0.6m/s。因此稀相段直径为：D===7m向上圆整后取沉降器直径为7.0m3）沉降器高度确定根据设计数据可知，对于沉降器的的高度设计需要考虑是否能够满足料腿的压力平衡，国内现有提升管装置的沉降器的高度一般在9~12m，本设计取10m。4）汽提段尺寸本设计中选取间距为0.75m的环型档板共计10层，则所需高度为7.5m。5）汽提段直径已知蒸汽的摩尔流率，可根据理想状态方程求出蒸汽的体积流率。蒸汽的体积流率==1.28(m3/s)根据现行工业设计要求，选取蒸汽的空塔气速为0.21m/s，则0.21=其中：D—汽提段内径，m解得：D=3.2m校核：查文献资料[9]汽提段部分的催化剂质量流率约在175~235t/m2·h属于合理范围，将催化剂的循环量带入上式中可得：=221.54(t/m2·h)该值在合理区间中，因此直径为3.2m符合设计要求。6）稀相段高度的确定TDH/DT=(2.7DT-0.36-0.7)×exp(0.7ufDT-0.23)则：TDH=7.0×(2.7×7.0-0.36-0.7)×exp(0.7×0.6×0.7-0.23)=5.86m现行国内所使用的提升管沉降器的高度通常在9~12m之间，本设计选取10m。7）密相段高度的确定取椎体段的斜角约为60°，则锥形部分的高度为：(7.0-3.0)×=3.46m，向上取整取为4.0m。2.5旋风分离器的设计本设计选用我国设计的PV型旋风分离器。根据沉降器的数据和工业经验采用单级分离，为使催化剂顺利离开设备，本设计将料腿伸入床层下1.5m，与此同时使用全覆盖型翼阀。1）筒体直径对总筒体的截面积计算，需要确定筒内的气体速度，本设计选取气速为4m/s则总筒体的截面积为：A===5.782)根据设计选用6组旋风分离器，因此每组筒体的截面积为=0.963m2筒体直径：D筒==1.11m根据计算结果，选用直径1.2m的筒体。2）一级和二级入口截面积的计算由文献[5]知一级入口线速取18m/s，则根据比例关系可求出一级入口截面积，计算过程如下：=解得A1=0.214m2根据旋风分离器入口形状可确定高度与宽度的比例关系为a=2.25b，计算可得高度a=0.694m，宽度b=0.308m。与一级截面积计算方法类似，选取二级入口线速度为22m/s，则：=解得A2=0.175m2，a=0.628m，b=0.279m。3）料腿负荷及管径的确定设物料进入一级旋风分离器时的浓度为10kg/m3，则每个分离器进入的固体流率为：23.11×10/6=38.52kg/s选用直径为0.35m的管子作一级料腿，则其质量流速为=400.54kg/(m2s)工业设计中一级料腿的催化剂流率一般为300~500kg/(m2s)，计算可得本设计的流率为400.54kg/(m2s)属于合理范围。直径1.2m的旋风分离器，选用直径0.22m的二级料腿管。4）旋风分离器的压降对于PV型旋风分离器的压降计算，首先需要对系数和雷诺数的确定，之后使用压降公式计算旋风分离器的压降，所需公式如下所示：P=(g+Ci/1000)vi/2+Ci0/Ci)0.045(gvi=8.54KA−0.833dr−1.745Re=gviD/式中：g——气体密度，kg/m3；——系数；——气体粘度，Pa.s；Ci——入口气体中固体浓度，kg/m3；Cio——准入口浓度，取10kg/m3；vi——入口气体线速，m/s；KA——筒体与入口截面积比；D——筒体直径，m；dr——出管与筒体直径比；Re——雷诺数。一级旋风分离器压力降：g=1.26×273/(715+273)×(200+105)/101.3=1.024(kg/m3)Re=×18×1.2/×10-3)=631954.29=8.54×4.5-0.833×0.44-1.745×1.2-0.161×631954.290.036-1=15.05P1=(1.024+10/1000)×(18/2)+15.05×10/10)0.045×(1.024×18=250(kgf/m2)二级旋风分离器压力降：Re=×22×1.2/×10-3)=772388.57=8.54×5.5-0.833×0.35-1.745×1.2-0.161×772388.570.036-1=19.40P1=(1.024+10/1000)×(22/2)+19.4×10/1)0.045×(1.024×22=558(kgf/m2)5）压力平衡与料腿长度对一级料腿长度进行验算:P1+Z11+H21=P稀+H1稀+H2密由此可知：Z1=[(P稀-P1)+H2(密-1)+H1稀]/1式中密取310kg/m3；1取360kg/m3；H2取2.6m；H1取8.2m；翼阀压降为34kgf/m2。即：Z1=[250+2.6×(310-360)+8×40]/340=1.26m入口中心和灰斗底两者高度差为4m，净空高度应大于两者高度差与Z1之和即为5.26m；现净空高度为10m，可以满足净空高度的要求。采用同样的方法对二级料腿的长度进行核算：Z2=[P1+P2+H1稀H3(密-2)+P阀]/2=[250+558+35+8×40+(300-350)]/350=3.18m净空高度应大于4+3.18=7.18m，现净空高度为10m，可满足要求。

3再生器设计计算3.1再生器燃烧计算3.1.1焦炭的碳氢含量对于焦炭中的碳氢含量的计算，需要计算出反应中焦炭的产量后，进一步计算得到。根据设计条件可知，焦炭的产率为0.0826焦炭产量=×焦炭产率由此可得：225000×0.0826=18585kg/h已知焦炭中的含碳占比为0.9，含氢占比为0.1。因此：焦碳中含碳量为：18585×0.9=16726.5(kg/h)焦碳中含氢量为：18585×0.1=1858.5(kg/h)3.1.2烧焦罐再生过程的计算根据设计要求假设烧焦罐含有85%的烧碳，而氢全部燃烧消耗，则1）烧炭量：16726.5×0.85=1184.8(kmol/h)烧氢量：929.25(kmol/h)2）空气量与燃烧产物量（1）理论上消耗氧气量根据烧炭量来确定生成CO2时的耗氧量为1184.8(kmol/h)同理根据烧氢量来确定生成H2O耗氧为：929.25/2=464.63(kmol/h)理论耗氧量：476.25198.44=1649.43(kmol/h)=52781.76(kg/h)（2）燃烧产物量由前面计算可知生成1184.8kmol/h的CO2，生成929.25kmol/h的H2O（3）理论干空气量理论上带入N2的量：79/21×1649.43=6205(kmol/h)=173740(kg/h)理论干空气量：1649.43+6205=7854.43(kmol/h)（4）过剩空气量：假定在干烟气中约有0.6(v%)的过剩氧气，则0.6%==可得过剩O2量：44.71kmol/h=1609.53(kg/h)过剩N2量：44.71×79/21=168.2(kmol/h)=4709.6(kg/h)（5）总干空气量7854.43+44.71+168.2=8067.34(kmol/h)=225885.52(kg/h)（6）湿空气量查阅相关文献[5]，由空气湿焓图可知，在大气温度20℃和相对湿度为60%的条件下空气的湿焓值为H=0.01(kg水气/kg干空气)烧焦罐中空气的水气量：225885.52×0.01=2258.86(kg/h)=125.5(kmol/h)烧焦罐中湿空气量：7854.43+125.5=7979.92kmol/h=1.79×105(标m3/h)因此烧焦罐的操作主风量为1.79×105(标m3/h)。（7）湿烟气量湿烟气的量包括以下五个方面：二氧化碳的量、理论上氮气的量、生成水的量、过剩干空气量和带入水的量。则：湿烟气1184.8+6205+929.25+(44.71+168.2)+125.5=8657.46(kmol/h)=193927.104(标m3/h)3）烧焦耗风指标烧焦耗风指标等于湿空气量与烧焦量的比值。烧焦耗风指标==10.43(标m3/kg焦)4）烟风比烟风比等于湿烟气量与湿空气的比值，计算结果如下：烟风比==1.08注：湿烟气量不包含各处吹入水蒸气5）烧焦罐烟气量及组成将烧焦罐的烟气计算结果列于表3.1。表3.1烟气量及组成项目流量相对分子量组成，%(mol)kmol/hkg/h干烟气湿烟气CO21184.852131.24418.5813.69O244.711609.53320.60.52N26373.2178449.62883.8273.62总干烟气7602.71231882.65530.5100-水汽生成水汽929.2516726.518主风带入水汽125.522591812.18小计总湿烟气8657.46251175.83-1003.1.3再生器二密段再生过程计算对于二密段的计算，假设再生器中有20%的烧碳，计算方法与3.1.2中的方法类似，计算过程如下：1）空气量和燃烧产物量（1）理论耗氧量：烧碳量：18585×20%=3717(kg/h)=309.751(kmol/h)生成CO2耗氧：309.751(kmol/h)理论耗氧量=309.751(kmol/h)（2）燃烧产物量：生成CO2量：309.751(kmol/h)=13629(kg/h)（3）理论干空气量理论带入N2量：79/21×309.751=1223.5(kmol/h)=34258.35(kg/h)理论干空气量：309.75+1223.5=1533.25(kmol/h)（4）过剩空气量假设干烟气中过剩氧体积分数为0.64%，则：0.64%==因此：过剩O2量：9.77kmol/h=312.78(kg/h)过剩N2量：9.77×79/21=36.75(kmol/h)=1029.11(kg/h)过剩空气量：9.77+36.75=46.52(kmol/h)（5）总干空气量1533.25+46.52=1579.77(kmol/h)=28435.86(kg/h)（6）即湿空气量查阅相关文献[10]，由空气湿焓图可知，在大气温度18℃和相对湿度为60%的条件下空气的湿焓值为H=0.005(kg水气/kg干空气)二密空气中的水气量：28435.86×0.005=142.18(kg/h)=7.9(kmol/h)所以二密主风耗量：1579.77+7.9=1587.67(kmol/h)=35563.78(标m3/h)（7）湿烟气量湿烟气量=309.75+1223.5+46.52+0+7.9=1587.67(kmol/h)2）二密耗风指标烧焦耗风指标=35563.78/18585=1.91(标m3/kg焦)3）烟风比烟风比=35563.78/3563.78=1.0注：湿烟气量不包含各处吹入水蒸气。4）二密烟气量及组成二密烟气量及组成列于表3.2之中。表3.2烟气量及组成项目流量相对分子量组成，%(mol)kmol/hkg/h干烟气湿烟气CO2309.751362.94419.619.51O29.77312.64320.620.62N21260.25352872879.7879.38总干烟气1579.7748972.8731100-主风带入水汽7.9142.2180.49总湿烟气1587.6749217.77311003.2再生器热量平衡再生器各处吹扫-松动蒸汽见表3.3：表3.3再生器各处吹扫-松动蒸汽(200℃，1.0MPa饱和水蒸汽)项目流量，kg/h热焓，kJ/kg待生滑阀吹扫蒸汽1302791.4待生斜管膨胀节吹扫蒸汽220待生斜管采样口吹扫蒸汽55.7待生斜管松动蒸汽190主风事故蒸汽喷嘴吹扫蒸汽64燃料油喷嘴吹扫蒸汽87稀相喷嘴吹扫蒸汽175合计921.73.2.1焦炭的放热查阅碳、氢的相关性质，可知其燃烧热分别为33873kJ/kg、119890kJ/kg。则：生成CO2放热为：16726.5×33873=5.67×108(kJ/h)生成H2O放热为：1858.5×119890=2.23×108(kJ/h)合计总放热为：Q放=(5.67+2.23)×108=7.9×108(kJ/h)焦炭的脱附热为总放热的11.6%Q，=7.9×108×11.6%=9.09×107(kJ/h)则可利用的热量为：Q=7.9×108-9.09×107=7.0×108(kJ/h)3.2.2出再生器的热量首先确定出口温度，进而计算可得入口空气温度，从而进行热量的计算，计算过程如下：T出=T入式中：T入—大气温度，KP出，P入—主风机出入压力，PaK—绝热指数(取1.4)—多变效率(范围0.6~0.8)取出入主风机时的压力比为3.0则：T出=T入=(273.15+18)×=456℃1）主风机进入再生器温度为200℃，离开再生器温度为715℃(即稀相管温度)，则干空气升温需的热量为Q1Q1的计算与干空气量、空气平均比热容及进出温度差相关，为三者之积。即：Q1=225885.52×1.092×(715-200)=1.268×108(kJ/h)式中：空气平均比热容为1.092kJ/(kg·℃)(2)空气中带入水汽升温需的热量为Q2Q2的计算与干空气量、水汽平均比热容及进出温度差相关，为三者之积。即：Q2=2258.86×2.07×(715-200)=2.41×106(kJ/h)式中：水蒸气平均比热容为2.07kJ/(kg·℃)(3)焦炭的升温热为Q3焦炭的升温热为焦炭量、焦炭比热容与出入再生器温度差。则：Q3=18585×1.12×(715520)=3.99×106(kJ/h)取焦炭比热容为1.12kJ/(kg·℃)(4)待生剂带入水升温所需的热量为Q4催化剂的循环量为1530.39t/h(催化剂与水汽比为1000：1)则：Q4=1530.39×2.16×(715-520)=6.46×105(kJ/h)(5)各处吹扫及松动蒸汽升温所需的热量为Q5确定条件P=1MPa时饱和蒸汽焓值2781.45kJ/kg，T=715℃时过热蒸汽焓值3964.53kJ/kg，蒸汽量为921.7kg/h。热量计算如下：Q5=921.7×(3964.53-2781.45)=1.081×106(kJ/h)(6)再生器热量损失Q6依据文献[11]可知每燃烧1kg碳需要散热为590kJ，则再生器热量损失计算如下：Q6=590×烧碳量=590×16726.5=9.9×106(kJ/h)(7)循环催化剂带走热量Q7Q7=催化剂循环量×催化剂比热(再生剂温度待生剂温度)=1530388.7×1.1×(715-52)=3.28×108(kJ/h)(8)再生器取热量Q取Q取=Q放-(Q，+Q1+Q2+Q3+Q4+Q5+Q6+Q7)=2.26×108(kJ/h)3.2.3再生器的热量平衡汇总再生器热平衡汇总表见表3.4。表3.4再生器热平衡汇总表入方kJ/h出方kJ/h焦炭燃烧7.9×108干空气升温热1.268×108焦炭脱附热9.09×107空气带入水升温热2.41×106焦炭升温热3.99×106待生剂带入水升温6.46×105吹扫松动蒸汽升温热1.08×106散热损失9.9×106给催化剂热3.28×108取热2.26×108合计7.9×108合计7.9×1083.2.4再生器的物料平衡汇总再生器物料平衡汇总表见表3.5。表3.5再生器热平衡汇总表入方kJ/h出方kJ/h干空气225885.52干烟气231882.655水汽-水汽-空气带入水2258.86生成水7602.71待生催化剂带入水1530.39空气中带水2258.86吹扫松动水921.7待生催化剂带入水1530.39焦炭16726.5吹扫松动水921.7循环催化剂1530388.7循环催化剂1530388.7合计1.78×106合计1.77×1063.3再生器的工艺尺寸3.3.1再生器的直径(1)烧焦罐直径查文献[12]经验数据可知再生器烧焦罐内的气速为1.5m/s；罐内温度为650℃。烟气体积流率为：V气=8657.46×22.4×××=61.89(m3/s)忽略内部立管所占的面积D罐===7.25m圆整后取烧焦罐直径为7.3m。(2)稀相管直径稀相管内气体线速度取6.5m/s，压力近似等于顶压为200kpa。则：V气=(8657.46+921.7/18)×22.4×××=62.25(m3/s)忽略内部立管所占的面积D稀管===3.49m圆整后取稀相管直径取3.5m。(3)二密直径所有的烟气经过二密，取其线速度为0.9m/s，压力近似为顶压取200kpa。则：V气=(8657.46+921.7/18+1587.67)×22.4×××=73.6m3/s忽略内部立管所占的面积D二密===10.21m圆整后取二密直径为10.3m。(4)稀相段直径取稀相段直径D稀等于二密直径10.3m。则：气体线速度u===0.88(m/s)<0.9合适3.3.2再生器的高度(1)烧焦罐高度查文献[10]可知，烧焦罐高度高径比通常为3:2，则有：H/D=3/2，D=5m；则取其高度：H罐=7.3×3/2=10.95m本设计取11m。(2)二密高度H二密=式中：H二密—二密高度，mW—催化剂藏量，kgA—二密截面积，m2—二密床层密度，kg/m3取二密床层的密度为350kg/m3，再生剂停留时间为300s；则：催化剂藏量W=1530388.7×300/3600=127532.39kg其中二密占80%，故由上式得：H二密==4.95m由于要考虑旋风分离器料腿及淹流管等占用的密相体积等实际情况，实际密相高度应大于4.95m，取H二密=5m。(3)稀相管高度取稀相管比二密高3.5m，即H稀管=8.5m(4)稀相段高度由密相床层至一级旋风分离器入口这段高度应大于输送分离高度TDH，由公式可得：TDH=D×(2.7D-0.36-0.7)×exp(0.7uf×D-0.23)=10.3×(2.7×10.3-0.36-0.7)×exp(0.7×0.88×10.3-0.23)=6.88m当前国内设计多采用9~11m，本设计取10m。3.3.3内部附件设计(1)催化剂输送管线查文献[13]可知：高低并列式装置的待生、再生斜管属于密相输送的催化剂管线，设计时依据催化剂质量流率和流速来确定，质量流率一般2100~2400t/m2h，催化剂流速约1.2m/s。本设计中选择2400t/m2h的质量流率，其流速为1.2m/s，所以斜管直径：D斜管==0.9m由文献[12]可知催化剂的休止角通常情况下为63°~55°，本设计选取斜管与水平面的夹角为62°。(2)空气分布器分布管、分布板空气分布器的两种类型。由于分布管性能较为优良，本设计选用其作为空气分布器。①分布管的压力降P=K式中：P—分布管压降，kg/m2K—系数一般在2.2~2.5，本设计取2.4—主风密度kg/m3u—通过喷嘴的线速，一般为50~70m/s，本设计取60m/sg—重力加速度，m/s选择烧焦罐底部压力为320kPa，烧焦罐入口温度为600℃，M取26.7kg/kmol。主风量=(223437.76+35563.78)=259001.54(kg/h)=(7704.75+1587.67)=9292.42(kmol/h)==1.18(kg/m3)P=×2.4×1.18=519.62(kg/m2)=5.1kPa②分布管开孔面积A=式中：Q—操作条件下通过的气体流量，m3/s；u—通过喷嘴的线速，m/s；Q==48.55(m3/s)由公式可计算开孔面积A==0.81m23.4再生器旋风分离器的工艺设计图3.4再生器旋风分离器3.4.1旋风分离器的选择本设计采用国内工业上常使用的PV型旋风分离器，并且采取二级串联的方式。由之前部分及工业经验数据可确定再生器内旋风分离器的一级料腿伸入到密相床层以下1.5m，二级料腿伸入密相床面以下1.0m；出口有全覆盖式翼阀[7]。3.4.1.1旋风分离器的结构尺寸1）筒体直径设筒体内气体流速4.0m/s，则筒体的截面积为：S==73.6/4=18.4m2本设计采用10组旋风分离器，则每组筒体截面积为：1.84m2由此计算筒体直径D==1.53m故可以选用内径为1.6m的旋风分离器2）一级入口截面积一级入口线速取18m/s，则=解得A1=0.409m2根据旋风分离器入口形状可确定高度与宽度的比例关系为a=2.25b，计算可得高度a=0.959m，宽度b=0.426m。3）二级入口截面积二级入口线速取23m/s，则：=解得A2=0.32m2同理可求得，a=0.849m，b=0.377m。4）料腿负荷及管径根据文献[8]中的线速度与一级料腿入口浓度的关系图可知，当线速度为0.85m/s时，旋风分离器入口浓度的密度为10kg/m3，则每个分离器进口固体量为：G1==73.6(kg/m3)选用直径0.55m的管子做一级料腿，则其质量流速为：=309.9kg/(m2·s)工业上一级料腿内催化剂质量流速在244~366kg/(m2·s)区间范围，本设计为309.9kg/(m2·s)属于正常范围。设定一级旋风分离器回收率为90%，进而二级料腿流量计算如下：G2=73.6×10%=7.36(kg/s)选用直径0.20m的管子做二级料腿，则其质量流速为：=234.39kg/(m2·s)小于336kg/(m2·s)，在允许区间范围内。3.4.1.2旋风分离器的压力降1）一级旋风分离器的压降P1P1=(k混+3.4气)取：ρ固=10kg/m3；ρ烟气=(921.7+300393.6)/73.63600=1.14(kg/m3)ρ混=10+1.14=11.14(kg/m3)K=2.7-0.049×v1=2.7-0.049×18=1.818可得：P1=(1.818×11.14+3.4×1.14)=398.45(kg/m2)=3.907kPa2）二级旋风分离器的压降P2P2=×11.6×1.14=×11.6×1.14=356.55(kg/m2)=3.496kPa3.4.2旋风分离器压力平衡及料腿长度1）一级旋风分离器的压力平衡P1+(Z1+H2)ρ1=P2+H1ρ稀+H2ρ密+P阀可得：Z1ρ1=(P2-P1)+H1ρ稀+H2(ρ密-ρ1)+P阀根据埃索准则：密相以下3m的平均密度等于催化剂一级入口密度的10倍，密相以上3m至分离器入口的平均密度等于催化剂一级入口密度的1.5倍。由上述计算，可得(P2-P1)=P=3.907kPa密取300.65kg/m3,1取400.29kg/m3，P阀一般取0.338kPa，H2=1.5m则：H1ρ1=3-10-10+(10-3)×1.5×10=405(kg/m2)=3.973kPaZ1ρ1=P1+H1ρ稀+H2(ρ密-ρ1)+P阀=398.45+405+1.5×(300.65-400.29)+33.8得：Z1=1.72m料腿长度包括Z1、埋入密相的长度、入口中心到灰斗底部的长度三部分。因此：L=1.75+1.5+4.5=7.72m<10m所以设计符合要求。2）二级旋风分离器的压力平衡Z2=[(P1+P2)+H3(ρ密-ρ2)+H1ρ稀+P阀]式中：P1=398.45kg/m2，P2=356.55kg/m2，ρ密=300kg/m3，ρ2=350kg/m3，H3=1.0m，P阀=35kg/m2。Z2=[()+1.0×(300-350)+405+]/350=3.27m入口中心到灰斗底的距离为4m，净空高度应大于4+Z2=7.27m；实际值为10m大于7.27m，故可以满足设计要求。

4两器压力平衡4.1再生剂循环压力平衡4.1.1推动力1）再生器顶压P再=200+105=305kPa2）再生器稀相段静压P1P1=ρgh×10-3=15×10×9.81×10-3=1.47kPa3）淹流管以上密相段静压P2P2=ρgh×10-3=250×1×9.81×10-3=2.45kPa4）位于下滑阀上部的淹流管和斜管静压P3P3=ρgh×10-3=300×10×9.81×10-3=29.43kPa5）位于下滑阀下部的淹流管和斜管静压P4P4=ρgh×10-3=200×2.5×9.81×10-3=4.91kPa6）推动力P再+P1+P2+P3+P4=343.26kPa4.1.2阻力1）沉降器顶压P沉=200+105=305kPa2）沉降器稀相段静压P5P5=ρgh×10-3=10×10×9.81×10-3=0.981kPa3）提升管进料口以上静压P6提升管内平均油气体积流率==19.07(m3/s)平均视密度==24.50(kg/m3)提升管内平均油气线速==10.82(m3/s)由文献[11]查得滑落系数为1.05，则实际密度为24.5×1.05=25.73(kg/m3)P6=25.73×22×9.81×10-3=5.55kPa4）预提升段压降P7预提升管视密度==273.29(kg/m3)采用滑落系数为1.5，则实际密度为1.5×273.28=409.93(kg/m3)因此P7=409.93×1.5×9.81×10-3=6.03kPa5）生斜管摩擦力Pf1再生斜管摩擦阻力包含于静压计算中，因此不需计算。6）提升管直管段阻力Pf2=0.324kPa7）加速催化剂及出口损失压降PaPa=Nu2出ρ×10-4因此Pa=(1+1.5×2+1)×24.5×15.152×10-4/2×9.81=0.129kPa8）预提升段摩擦压降Pf3Pf3=7.9×10-8×(L/D)ρu2=7.9×10-8×(4-2.5)/1.5×132.5×1.52=2.36×10-5kPa9）合计P沉+P5+P6+P7+Pf1+Pf2+Pa+Pf3=318.01kPa10）再生滑阀压降P阀P阀=343.26-318.01=25.25kpa=0.25(kgf/m2)由设计规定可知：0.2~0.4kgf/cm2为滑阀压降的合理区间，因此本设计符合要求。表4.1再生剂循环压力平衡计算表推动力kPa阻力kPa再生器顶部压力305沉降器顶部压力305再生器稀相段静压P11.47沉降器稀相段静压P50.981淹流管以上密相段静压力P22.45提升管进料口以上静压力P65.55下滑阀上部淹流管和斜管静压P329.43预提升段的压力降P76.03下滑阀下部淹流管和斜管静压P44.91再生斜管摩檫阻力Pf1-合计343.26提升管直管段阻力Pf20.324加速催化剂及出口损失压降Pa0.129预提升段摩擦压降Pf30.00024再生滑阀压降P阀25.25合计343.264.2待生剂循环压力平衡表4.2待生剂循环路线压力平衡计算汇总表推动力kPa阻力kPa沉降器顶部压力305再生器顶部压力305沉降器稀相段静压P10.981再生器稀相段静压P51.47汽提段静压P26.03密相段静压P65.55待生滑阀以上斜管静压P329.43待生滑阀压降P334.33待生滑阀以下斜管静压P44.91合计339.35合计339.35由压力平衡可得，待生滑阀压降为34.33(kPa)=0.356(kgf/m2)该值符合设计要求。4.3滑阀直径对两器压力进行平衡计算之后可得到压力降，使用公式计算流通面积：A=8.746×10-4式中：G—催化剂循环量，t/hρ—斜滑阀管密度，kg/m3P—滑阀压降，kgf/m2由于在实际操作中需要一定的操作弹性，因此需要对滑阀的开度进行合理的选择，工业上通常选用40-60%为佳。计算滑阀直径DD=4.3.1再生滑阀A=8.746×10-4×=0.155m2取开度为60%，则D==0.57m根据国内现有滑阀规格，选用直径为0.6m的滑阀则：全开面积=0.785×0.62=0.283m2核算滑阀开度=0.155/0.283=54.8%，故符合设计要求。4.3.2待生滑阀A=8.746×10-4×=0.130m2取开度为60%，则D==0.52m根据国内现有滑阀规格，选用直径为0.6m的滑阀则：全开面积=0.785×0.62=0.283m2核算滑阀开度=0.130/0.283=46%，故符合设计要求。4.4反应再生系统设计数据汇总4.4.1反应再生操作参数汇总表4.3反应再生操作参数汇总表项目参数新鲜进料量kg/h225000回炼油kg/h45000催化剂循环量kg/h1530388.7剂油比5.67原料进料温度℃200再生温度℃715反应温度℃520再生器顶压力(绝)kPa305沉降器顶压力(绝)kPa305外取热量kJ/h2.26×1084.4.2反应器与再生器工艺尺寸汇总表4.4反应再生操作参数汇总表项目参数提升管内径，m1.5提升管高度，m22提升管入口线速度，m/s5.57提升管出口线速度，m/s12.19提升管压降，kPa15催化剂停留时间，s2.6沉降器内径，m7.0沉降器高度，m10沉降器旋风分离器组数(两级)各6组烧焦罐高度，m11烧焦罐内径，m7.3烧焦罐线速度，m/s1.5稀相管高度，m8.5稀相管内径，m3.5二密床层高度，m5二密直径，m10.3再生器旋风分离器组数(两级)各10组再生器旋风分离器入口线速(两级)，m/s23待生滑阀内径，mm及开度60054.8％待生滑阀压降，kPa34.33再生滑阀内径，mm及开度60046％再生滑阀压降，kPa25.25

5分馏系统的工艺设计5.1aspen流程模拟Aspenplus因其优良的计算与模拟功能，在国内化工行业得到广泛应用。本设计的分馏塔部分使用aspenplus进行模拟，计算流程及结果如下所示。5.1.1物性数据的建立根据原料的物料成分，进行组分的设定，见图5.1图5.1进料成分对模拟所使用的基本方法进行设定，如图5.2图5.2基本方法的选择5.1.2模拟流程的建立完成原料物性及流程方法的确定以后，进行流程的建立，进入到模拟板块，建立如图5.3所示的流程。图5.3模拟流程图完成模拟流程的建立，对其中的进料流股进行设定，如图5.4~5.9。图5.4柴油进料流率图5.5干气进料流率图5.6油浆进料流率图5.7液化气进料流率图5.8汽油进料流率图5.9回炼油进料流率进料流率设定结束后，分别对换热器进行温度，二段回炼油柴油以及水蒸气流率进行设定。如图5.10~5.12所示。图5.10换热器温度设定图5.11二段回炼油柴油图5.12水蒸气流率完成上述部分后，对分馏塔进行设定，规定塔底流率，产品流股以及塔内压力，如图5.13~5.15所示.。图5.13塔底流率设定图5.14产品流股设定图5.16塔内压力结束进料及塔内设定后，按照期望值对柴油产品流股进行规定，如图5.17所示。图5.17柴油产品流率设定对分馏塔进行五段中段回流的设定，如图5.18~5.22所示。图5.18P-1中段回流图5.19P-2中段回流图5.20P-3中段回流图5.21P-4中段回流图5.22P-5中段回流5.1.3流程模拟的结果完成设定后进行流程的模拟，得到结果可查询，即说明流程设定无误。可得各塔板的气液相流率，绘制气液相负荷性能图，查找出气液相同时为最大值的塔板数，为第五块塔板。如图5.23，5.24所示。图5.23进出塔板流率图5.24气液相负荷性能图5.2水力学计算5.2.1塔径计算选取气液相符合最大的塔板为计算的依据，根据气液相符合性能图可知为第五块塔板。第五块塔板的气相流率为5194.24kmol/h，液相流率为661044kg/h。V气===91152.6(m3/h)Q液==751.2(m3/h)查文献[10]，图11.1.5可得黏度μ=0.25cP查图14.3.1及换算可得：液体的表面张力为13.00(达因/厘米)固舌形塔板中允许空塔气体线速度为Wk′=C1C2KH（）½式中：Wk′—允许空塔气体线速，m/sH—塔板间距，mγl—操作温度下液体，kg/m3γv—操作温度下气体，kg/m3参考同类装置的实际塔径，可确定本设计的塔径大约在5.0米左右，本设计取降液管面积为塔板面积的12%，板间距取800mm。则有：C1=C1==0.957液流强度：==43.49[m3/h·m(塔板有效面积)]C2的数值由文献[12]表7-2查得，C2=1.10，K=0.115γv==2.6(kg/m3)则带入上式得：Wk′=0.957×1.10×0.115×0.8×()½=1.64(m/s)计算塔径D½=(½=4.43m塔径圆整为4.5m5.2.2舌孔面积对于舌孔张开角，国内通用采用20°的张角，舌孔面积为0.00223m2/个，因此本设计采用20°张角，0.05m舌片。5.2.2.1舌孔气速的计算：Wh=()½式中：Wh—舌孔气速，m/sPd—干板压力降，毫米液柱选用干板压力降为100毫米液柱Wh=()½=7.77(m/s)5.2.2.2舌孔总面积的计算Ah=式中：Ah—舌孔总面积，m2Qv—气体流率，m3/s则：Ah==3.26m25.2.2.3舌缝面积As=Ah×式中：As——舌缝面积，m2Aos——每个舌孔间的舌缝面积，0.00118m2A0——舌孔面积，0.00223m2As=3.26=1.73m25.2.2.4舌孔数的计算N===1462个5.2.2.5开孔率的计算：φh===0.265.2.2.6舌缝开孔率的计算：φS===0.145.2.3核算降液管负荷5.2.3.1降液管面积和内流速选定降液管面积为塔截面积的12%降液管面积Af=12%A=0.12×0.785×4.52=1.91m2降液管内流速uf===0.109(m/s)0.109m/s小于0.12m/s，所以降液管内液体流速满足要求。5.2.3.2降液管内液体停留时间：t===7.32s式中：t——降液管内液体所停留的时间,s;Ls——操作条件下液体的体积流率，m3/s；7.32s>(3~5)s以上计算说明，停留时间符合要求。因此选择的降液管内径合适。降液管与受液盘的间隙，通常选用在40~150mm范围内，本设计选100mm，并在受液盘底开3个8mm的泪孔。5.2.4塔板水力学校核与降液管面高度校核5.2.4.1降液管与受液盘间隙压力降本设计中降液管面积约为塔截面积的13.26%，此时拱高是圆直径的16.56%，弦长为圆直径的四分之三；则：降液管弦长为：l=0.75×4.5=3.45m降液管与受液盘间隙面积l×S=3.45×0.15=0.5175m2降液管与受液盘间隙压力降计算公式如下：hc=1.165×10-5×()2式中：hc—液体产生的压力降，mm液柱l—降液管弦长，mS—降液管与受液盘间隙距离，mQl—液体流率，m3/hhc＝1.165×10-5×()2=24.55毫米液柱hc的取值范围通常为12~26毫米液柱，所以采用S=150mm合理。5.2.4.2湿舌孔压降湿舌孔压力降计算如下：hwe=1.025(Pd)0.85=1.025(100)0.85=51.27毫米液柱5.2.4.3水力压头hdy=(1.23+0.134φh2×Pd)式中：Ld—径液流强度，m3/h·m(塔径)Pd—干板压降，毫米液柱φh—舌孔开孔率φh2=()2=(0.26)2=0.0676Ld==64.01[m3/h·m(塔径)]则：hdy=(1.23+0.1340.0676×100)×=63.93毫米液柱5.2.4.4塔板总压力降方法一：塔板总压力降Pt按式Pt=hwe+hdy+25=51.27+63.93+25=140.20毫米液柱方法二：舌缝计算法：Ws=Wh×=7.77×1.89=14.69(m/s)Ws½=14.69×2.6½=23.69[m/s(kg/m3)½]而2.27φS0.224×L0.355=2.27×0.140.224×()0.355=23.84Ws﹥2.27φS0.224×L0.355查文献可知：Pt=0.364(Ws½)1.45L0.097S-0.182()-0.365式中：l—操作温度下液体表面张力，mm2/sw—常温时水的表面张力(取74mm2/s)则：Pt=0.364×(23.84)1.45×()0.097×0.14-0.182×()-0.365=164.46毫米液柱由以上两种方法算得的结果相差较大，为安全起见，Pt取较大的为164.46毫米液柱。5.2.4.5进口压头hi=(0.52+1.01φh2×Pd)=(0.52+1.01×0.26×100)×=111.31毫米液柱5.2.4.6溢流口液面高度塔板溢流口液面高度hd：hd=2.84式中：L—降液板液流强度，m3/h·m(降液板)L===233.67m3/h·m(降液板)则hd=2.84×=107.74毫米液柱5.2.4.7降液管液面高度降液管中清液层高度Hdo=2hc+ΔPt+hi+25，计算结果如下：Hdo=2×23.84+164.46+111.31+25=348.45毫米液柱该值小于塔板间距的一般，不会引起液泛现象的产生，符合生产实际要求。5.2.5负荷性能图5.2.5.1液相负荷下限线工业上使用公式L’=5000(γl)-1计算液相负荷下限线，计算结果如下：L’=5000×(746)-1=6.70[m3/h·m(降液板)]5.2.5.2液相负荷上限线选择降液管的最大流速为0.12m/s，则极限负荷计算如下：0.12×1.25×3600=540(m3/h)降液管液流强度极限为：L==156.52[m3/h·m(降液板)]5.2.5.3漏液线公式Wsv½=5.3L0.292式中：WS—舌缝气速而Wkv½=Wsv½×=5.3L0.292设L=10[m3/h·m（降液板）]则：Wkv½=1.13[m/s·(kg/m3)½]假设其它L值并进行同样的计算，结果列于表5.1。表5.1降液管液流强度L和Wkv½L，[m3/h﹒m(降液板)]Wkv½，[m/s·(kg/m3)½]101.13301.56501.81701.99902.151102.281302.331502.491702.581902.675.2.5.4雾沫夹带线当L≤25[m3/h·m(降液板)]时：Wk2=k×L0.176，k=φs×100×()0.345×()0.224查文献[1]取e=0.03，γw=996kg/m3，γa=1.25kg/m3，w=74.02mm2/s，l=12.98mm2/s；代入上式得：0.14×100×()0.345×()0.224=13.8则：Wk2=13.8×L0.176设L=10[m3/h·m(降液板)]，则：Wk2=13.8×100.176=20.7Wk=4.55(m/s)Wkv½=4.55×2.6½=7.34[m/s·(kg/m3)½]假设其它L值并进行同样的计算，结果列于表5.2表5.2降液管液流强度L和Wkv½L，[m3/h﹒m(降液板)]Wkv½，[m/s·(kg/m3)½]56.90107.34157.60207.80L25[m3/h·m(降液板)]时：按式Wk2=k×L0.625k=φs×100×()0.345×()0.2240.14×100×0.81.48×()0.345×()0.224=2.28设L=25[m3/h·m（降液板）]；则：Wk2=2.28×250.625=17.05Wk=4.13(m/s)Wkv½=4.13×2.6½=7.92[m/s·(kg/m3)½]假设其它L值并进行同样的计算，结果列于表5.3表5.3