催化裂化装置设计工艺计算方法

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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烧碳量及烧氢量烧焦量=160 X 104 X 1038000X%=1700kg/hH/C=7/93(已知)烧碳量=17000X = 15810kg/h=131705kmol/h烧氢量=17000 X = 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CO% (O)= CO%(O)= II段不存在CO则I段生成CO的C为:22XX 12.8 =h=h12.8 + 7.57.5I段生成CO的C为XX 一7.5一 =h=h12.8 + 7.5I段烧焦量=+595=h=hII生成CO的C

2、即为II段烧焦量二X =h=h2理论干空气量的计算I段碳燃烧生成二氧化碳需O量X1=h2I段碳燃烧生成一氧化碳需O量X=h2I段氢燃烧生成水需O量595X=h2理论需 O 量二+=h=38736kg/h2理论需N量=X79/21=h=h2I段理论干空气量=O+N =h=h22II段碳燃烧生成CO需O量=h=h22II段碳燃烧生成CO需N =X 79/21=h=h22II段碳燃烧生成 CO 需 N = O+ N =941kmol/h=h2 2 2 2实际干空气量段再生烟气中过剩量为%,则%=2（过剩）706.1 + 413.7 + O +O x 79 + 4553.82(过剩) 212（过剩）过

3、剩0量=h=h279过剩 N 量二X =224kmol/h=h2 21段实际干空气量=理论干空气量+过剩的干空气量=h=hII段烟气中过剩0为%=22（过剩）197.6 + 743.4 + (1 + 79) O212（过剩）过剩 0 量二 kmol/h=h2过剩气量以79 =h=hII段实际干空气量=1300 kmol/h=h湿空气量（主风量）由已知大气温度30C相对温度70C查空气湿焓图空气的湿含量为（水）/kg（干空气）则I段空气中的水气量=h=hII段湿空气量二干空气量+水气量J /h主风单耗I段湿空气量I段烧焦量二湿空气/kg.焦II段湿空气量II段烧焦量二湿空气/kg.焦干烟气量由以

4、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/h巴CO00HOO2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干烟气湿烟气巴COO2N总干烟气100生成水气10710595主风带入水汽待生剂带入水汽1050松动吹扫蒸汽1500总湿烟气100II段再生器结果如下组分流量组成Kmol/hKg/h干烟气湿烟气。22875679总的干烟气100主风带入烟松动吹扫500总湿烟气100烟风比段=I段湿烟气量_ 195087.8 = 段=I段主风量 177911.3 =j段=I

5、I段湿烟气量_ 41034.1二段=II段主风量-38162.9 =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 入口压力出口压力 MPa人口温度C王风机出口温度T出=（）k-i/kx XT =155 C出 P入入取管线温降20C，则主风入再生器出口温度为135C再生器热平衡及催化剂循环阀的计算烧焦放热（按ESSO法计算）生成CO放热二生成CO的C量X生成CO发热值2 2 2=（+）X33873=X10 4 KJ/h生成CO放热二生成CO的C量X生成CO发热值=4965X=X104KJ/h生成H O放热二生成HO的H量X生成HO的发热值2 2

6、2=1190X119890=X104 KJ/h合计（+）X104KJ/h=X104KJ/h焦炭脱附热解吸催化剂上的焦炭燃烧总放热量的%,则焦炭脱附热=X104X%=X104KJ/h外取热器取热量I再 外取热器取热量X104KJh (取三催的标定数据)II再内取热器取热量 X 104KJ/h (取三催的标定数据)I段主风升温热I段主风由135C升温到671C需热干空气升温需热二干空气量X空气比热X温差=XX(671135)=X104KJ/h水汽升温需热量二水汽量X水汽比热X温差=X104KJ/h段主风升温热干空气升温需热=X(7 1 0135) =X 104KJ/h水气升温需热=X(7 1 01

7、35) =X 104KJ/h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)=17000XX(671500)=X104KJ/hII段烧焦量在II再升温需热量=11段烧焦量X焦炭比热X(II段再生温度一I段烧焦温度)=XX(710671)=X104KJ/h焦炭升温总热量为X104KJ/h待生剂带入水气升温需热水汽量X水比热X温差(I 段)=105 0XX (6715 00) = X 104KJ/h水汽量X水比热X温差(II段)=105 0XX(7 1 0671) =X 104KJ/h合计：待生剂带入水汽升温需热X 104KJ/h 松动吹扫蒸汽升温需

8、热I段蒸汽量X焓差=1500X(38602812) =X 104KJ/hII段蒸汽量X焓差=5 00X(28 1 2) =X 104KJ/h式中3860, 2812分别为671C。，过热蒸汽和183C, Mpa的饱和蒸汽焓散热损失582 X烧碳量=58 2 X 158 1 0= X 104KJ/h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)=23 2 7 6X 104KJ/h催化剂循环量GX103XX(710500)=23276X104解得 G=1010t/h再生器热平衡入方X 104KJ/h出方X 104KJ/h焦炭燃烧热焦炭脱附热主风升温需热焦炭升温需热水汽升温需热内外取

9、热散热损失加热循环催化剂23276合计再生器物料平衡入方kg/h出方kg/hI段干烟气I段干烟气II段干烟气II段干烟气待生剂待入烟气1080生成水汽10710I段主风带水汽带入水汽II段主风带水汽松动吹扫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12501001250100剂油比剂油比=催总进料量量=1010200 = 476待生剂含炭量已知再生剂含炭为%,催化剂循环量X103则I段待生剂含炭量=催化剂循环量x103 02+17000 X15% =%I段半再生催化剂含炭量P为II段待生剂催化剂的

10、含炭量=%再生催化剂藏量W=2CBR/I段中烧碳量=17000XX=h催化剂含炭量=%过剩O量为233(21 - D/ln压力因数=亠X101.3158.082.412.858温度因数=上竺=1段藏量W=同理II段藏量w=烧焦强度段=段烧焦量I段藏量二吨催化剂.h11段=II段烧焦量II段藏量kg焦/吨催化剂.h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湿烟气外再热流化风29催化剂带走烟气1030合计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=密相段温度=273+671=9

11、43k 气体体积流率=s取密相段线速为s 密相段直径=密相段的高度W再生器密相床体积二=222cm3密相段高度=2220.785 x 7.22稀相段直径稀相段中点压力=P顶+ 05x方稀P稀x 10-5二稀相段温度=675+273=946K气体体积流率=6899.8 x 0.1013 x 948 x 22.40.3315 x 3600 x 273取稀相直径船牯二稀相线速二s稀相段高度取稀相段高度为 12m过渡段高度取过渡角为 45 度过渡段高度为催化剂的停留时间I段藏量 66.60 =循环量 1010再生器体积烧焦强度烧焦量 14628.5 =m3h再生器体积 215.33旋风分离器的选型和计

12、算选型选国内开发的PV型旋分器6组并联2级串联1级入口面积 料腿直径426X12筒体直径14102级入口面积 料腿直径219X12筒体直径1410计算级旋分器入口线速汩 皿工口比、击0.1013x(673 + 273)x22.4 /湿烟气体积流速二X=47ms/s273 x 0.33 x 3600线速二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=湿烟气流率二级入口面积1.724688 = 26.53m / s0.161，20 x 104 u -1=心4AP 二 5889.2Pa2最小料腿长的计算一级料腿长度 AP+Zy+Hy=P +Hy +Hy1 1 1 2

13、1 稀 1 稀 2 密 z = Rp - P)+H C Y)+Hy / Y1 稀 1 2 密 1 1 稀 1式中丫 为管内密度kg/m3取350kg/m3入口中心线至灰斗底的距离为 净空高度大于+Z+1=稀相段高度12m小于12m所以满足。二级料腿高度IaP +AP +H Y1 2 1 稀+ H C3密2AP / Y阀500.75 + 588.92 +12 x 25 +(300 - 450)+ 3450AP = 35kg / m 2y = 450kg / m 3 阀2二级入口中心线至灰斗底的距离为净空高度应大于+Z +1=2净空高度12m小于12m所以满足要求。II再生器的计算II再密相段气体

14、（设1公斤催化剂携带1kg烟气）项目分子量Kmol/hKg/h湿烟气催化剂带走烟气与再生器催化剂带入烟气抵消合计段再密度直径II段密度段平均密度取170kg/m3高度取6m稀相密度20kg/m3高度8m 压力 P=+ (6X 170X+8X20)X 10-5=温度=273+710=983K22.4 983 0.1013气体体积流率=Xx X=s36002730.32取II再密相段气体线速s则直径=取现场数据实际线速=$II再密相高度W密相段体积=jP4.53 x 103170密相段高度=26.60.785 x 2.82取 6mII再稀相段直径压力 P=XX8X20X10-5= v=x空X型X空

15、36002730.32取稀相线速 s则直径=:9.960.785 x 0.55实际线速二三68=s18.84II再稀相段高度II再稀相段高度为2m过渡段高度取过渡角45度则过渡段高度=X(-藏量 = 宀7催化剂的循环量=II再体积烧焦强度烧焦量 =2371.5 = 密相段体积 26.6旋分器的选型和计算选型选用布埃尔型旋分器2组2级串联1级选用46# 入口面积筒体直径巾11932级选用42#入口面积 筒体直径巾1092=1m料腿直径巾325X 10料腿直径 巾168X10计算入口线速22.4983 0.1013湿烟气体积流率二x X一X=s36002730.319.99u= s u在工艺允许的

16、18-24m/s之间0.278 x 2所选2组合适复核2级入口线速2级入口线速二二s2m/s n x 0.785 x 0.052丿油气混合物直径喷嘴的线速雾化蒸汽量 594kmol/h=0.73m 3 /h=107 X 心 一 18x竺x竺冷7250)= 2637.5m3 / h 气0.98 x 1060.0665 0.00476 0.73u =f 4= 68.05m / s6x 0.785 x 0.0527提升管中平均线速 u =s 平两者之差30m/s故6个喷嘴合适。沉降器尺寸的确定沉降器直径的确定沉降线速一s，设平均高度9m,密度5kg/m3,则沉降器中点压力P=+ x 9 x 5 x

17、10 -5 =气体体积流率=提升管出口气体量+气提蒸汽量 =+3500/18=h一般按水蒸气/催化剂设计22.4 771 0.1013V= x x x=s3600 2730.28取沉降线速U=sD=:工 _ ：24.10.785uV 0.785 x 0.6沉降高度的确定U=s 查图 73 T ,=DH设T ,=DHT =, +=X 4+=DH所以圆整取沉降器高度9m .汽提段工艺尺寸的确定汽提段直径的确定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/确定。取 200T/则汽提段的面积F二催化剂循环量+焦炭量/200X 103=汽提段高度的确定取汽提段高度的经验值

18、8m。过渡段过渡角为 45 度。过渡段高度二D沉D汽=2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% X =汽提段挡板内径dod = 47 =o 0.785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藏量二汽提段密度X汽提段体积=550XX8=22616催化剂下移速度催化剂密度X截面积1010 x 103550 x 0.785 x 3600 x 2.62=s(036 1=XXXX=AP =(2.

19、78 + 4一 1000)x+18.7x(0-4045 x| 2.78x12J 2=686+X685=m2r AP+Hy +H C -y)1404.4 + 9x4.5 + 3(300-480)Z =11-稀2密二二1y4801单旋料腿高度应Z +H +1即+3+1=12单旋入口中心线至灰斗底距离为所以净空高度应 Z +1+5.237即+1+=第三章 压力平衡计算半再生线路推动力MPa一再顶压一再稀相静压一再密相静压半再生斜管压降 合计阻力 二再顶压 二再稀相静压 二再过渡段静压 二再大分布板压降 二再密相压降 半再生滑阀压降 合计 推动力=阻力=+P P= 再生线路 推动力 二再顶压 二再过渡段静压 二再稀相静压 再生斜管压降 合计MPaP+PMPa阻力MPa沉降器压降 提升管总压降 再生划阀压降 合计 推动力=阻力 =+P 再 p 再二一二待生线路推动力 阻力 沉降器压降 沉降器稀相静压 气提段静压 待生立管静压 合计 一再顶压 一再压降 待生塞阀压降 合计 推动力=阻力 P 塞阀二一036二P再+P再MPaMPaP塞阀+AP塞阀