催化裂化裝置設計工藝計算方法

催化裂化裝置設計工藝計算方法催化裂化裝置設計工藝計算方法催化裂化裝置設計工藝計算方法催化裂化裝置設計工藝計算方法編制僅供參考審核批準生效日期地址：電話：傳真:郵編:第一章再生系統(tǒng)工藝計算1再生空氣量及煙氣量計算燒碳量及燒氫量燒焦量=×%=1700kg/hH/C=7/93(已知)燒碳量=17000×=15810kg/h=131705kmol/h燒氫量=17000×=1190kg/h=595kmol/h設兩段燒碳比為85∶15且全部氫Ⅰ再生器中燃燒掉，又已知在I段煙氣中CO2%(O)=CO%(O)=Ⅱ段不存在CO則Ⅰ段生成CO2的C為：××=h=hⅠ段生成CO的C為××=h=hⅠ段燒焦量=++595=h=hⅡ生成CO2的C即為Ⅱ段燒焦量=×=h=h理論干空氣量的計算Ⅰ段碳燃燒生成二氧化碳需O2量×1=hⅠ段碳燃燒生成一氧化碳需O2量×=hⅠ段氫燃燒生成水需O2量595×=h理論需O2量=++=h=38736kg/h理論需N2量=×79/21=h=hⅠ段理論干空氣量=O2+N2=h=hⅡ段碳燃燒生成CO2需O2量=h=hⅡ段碳燃燒生成CO2需N2=×79/21=h=hⅡ段碳燃燒生成CO2需N2==O2+N2=941kmol/h=h實際干空氣量Ⅰ段再生煙氣中過剩量為%,則%=過剩02量=h=h過剩N2量=×=224kmol/h=hⅠ段實際干空氣量=理論干空氣量+過剩的干空氣量=h=hⅡ段煙氣中過剩02為%=過剩O2量=kmol/h=h過剩N2量=×=h=hⅡ段實際干空氣量=1300kmol/h=h濕空氣量（主風量）由已知大氣溫度30℃相對溫度70℃查空氣濕焓圖空氣的濕含量為(水)/kg(干空氣)則Ⅰ段空氣中的水氣量=h=hⅡ段濕空氣量=干空氣量+水氣量=3/h主風單耗Ⅰ段==3濕空氣/kg.焦Ⅱ段==3濕空氣/kg.焦干煙氣量 由以上計算可知干煙氣中各組分的量如下：組分I段再生器II段再生器Kmol/hKg/hKmol/hKg/hCO2CO00H2OO2N228756總計濕煙氣量及煙氣組成I段再生器結果如下：按每噸催化劑帶入1kg水氣及設催化劑循環(huán)量1050噸組分流量組成%Kg/hKmol/h干煙氣濕煙氣CO2COO2N2總干煙氣100生成水氣10710595主風帶入水汽待生劑帶入水汽1050松動吹掃蒸汽1500總濕煙氣100Ⅱ段再生器結果如下組分流量組成Kmol/hKg/h干煙氣濕煙氣CO2O2N22875679總的干煙氣100主風帶入煙氣松動吹掃500總濕煙氣100煙風比Ⅰ段==Ⅱ段==主風機選型根據(jù)所需主風量及外取熱器吹入總流化風選軸流式主風機一臺型號AV56—12主要性能參數(shù)入口壓力出口壓力MPa人口溫度℃主風機出口溫度k-1/kλ×T入==155℃取管線溫降20℃，則主風入再生器出口溫度為135℃再生器熱平衡及催化劑循環(huán)閥的計算燒焦放熱（按ESSO法計算）生成CO2放熱=生成CO2的C量×生成CO2發(fā)熱值=（+）×33873=×104KJ/h生成CO放熱=生成CO的C量×生成CO發(fā)熱值=4965×=×104KJ/h生成H2O放熱=生成H2O的H量×生成H2O的發(fā)熱值=1190×119890=×104KJ/h合計（++）×104KJ/h=×104KJ/h焦炭脫附熱解吸催化劑上的焦炭燃燒總放熱量的%,則焦炭脫附熱=×104×%=×104KJ/h外取熱器取熱量Ⅰ再外取熱器取熱量×104KJh（取三催的標定數(shù)據(jù)）Ⅱ再內(nèi)取熱器取熱量×104KJ/h（取三催的標定數(shù)據(jù)）Ⅰ段主風升溫熱Ⅰ段主風由135℃升溫到671℃需熱干空氣升溫需熱=干空氣量×空氣比熱×溫差=××（671—135）=×104KJ/h水汽升溫需熱量=水汽量×水汽比熱×溫差=×104KJ/h段主風升溫熱干空氣升溫需熱=×（710—135）=×104KJ/h水氣升溫需熱=×（710—135）=×104KJ/h焦炭升溫需熱全部焦炭在Ⅰ段再生器中升溫所需熱量焦炭量×焦炭比熱×（Ⅰ段再生溫度—反應器出口溫度）=17000××（671—500）=×104KJ/hⅡ段燒焦量在Ⅱ再升溫需熱量=Ⅱ段燒焦量×焦炭比熱×（Ⅱ段再生溫度—Ⅰ段燒焦溫度）=××（710—671）=×104KJ/h焦炭升溫總熱量為×104KJ/h待生劑帶入水氣升溫需熱水汽量×水比熱×溫差(Ⅰ段)=1050××(671—500)=×104KJ/h水汽量×水比熱×溫差（Ⅱ段）=1050××（710—671）=×104KJ/h合計：待生劑帶入水汽升溫需熱×104KJ/h松動吹掃蒸汽升溫需熱Ⅰ段蒸汽量×焓差=1500×（3860—2812）=×104KJ/hⅡ段蒸汽量×焓差=500×（—2812）=×104KJ/h式中3860，2812分別為671℃。，過熱蒸汽和183℃，Mpa的飽和蒸汽焓散熱損失582×燒碳量=582×15810=×104KJ/h給催化劑的凈熱量給催化劑的凈熱量=焦炭燃燒熱—（2－9項之和）＝23276×104KJ/h 催化劑循環(huán)量G×103××（710—500）=23276×104解得G=1010t/h再生器熱平衡入方×104KJ/h出方×104KJ/h焦炭燃燒熱焦炭脫附熱主風升溫需熱焦炭升溫需熱水汽升溫需熱內(nèi)外取熱散熱損失加熱循環(huán)催化劑23276合計再生器物料平衡 入方kg/h出方kg/hI段干煙氣I段干煙氣II段干煙氣II段干煙氣待生劑待入煙氣1080生成水汽10710I段主風帶水汽帶入水汽II段主風帶水汽松動吹掃2000I段松動吹掃汽1500待生劑帶入水汽1050II段松動吹掃汽500循環(huán)催化劑1010000焦炭17000循環(huán)催化劑1010000合計12501001250100劑油比劑油比==待生劑含炭量已知再生劑含炭為%,則Ⅱ段待生劑含炭量==%Ⅰ段半再生催化劑含炭量P為Ⅱ段待生劑催化劑的含炭量=%再生催化劑藏量W=2CBR/Ⅰ段中燒碳量=17000××=h催化劑含炭量=%過剩O2量為%壓力因數(shù)=×=溫度因數(shù)==∴Ⅰ段藏量W=同理Ⅱ段藏量W=燒焦強度Ⅰ段==噸催化劑.hⅡ段=kg焦/噸催化劑.h第Ⅰ再生器尺寸計算I再密相段氣體（設1噸催化劑帶1kg煙氣）項目分子量Kmol/hKg/h濕煙氣外再熱流化風29催化劑帶走煙氣1030合計密相床直徑取密相床密度300kg/m3稀相段平均密度25kg/m3密相段高度為9m稀相段高度為12m密相段中點壓力=密相段溫度=273+671=943k氣體體積流率=s取密相段線速為s密相段直徑=密相段的高度再生器密相床體積==222cm3密相段高度==稀相段直徑稀相段中點壓力=稀相段溫度=675+273=946K氣體體積流率=s取稀相直徑=稀相線速=s稀相段高度取稀相段高度為12m過渡段高度取過渡角為45度過渡段高度為催化劑的停留時間==再生器體積燒焦強度==m3h旋風分離器的選型和計算選型選國內(nèi)開發(fā)的PV型旋分器6組并聯(lián)2級串聯(lián)1級入口面積料腿直徑Φ426×12筒體直徑Φ14102級入口面積料腿直徑Φ219×12筒體直徑Φ1410計算級旋分器入口線速濕煙氣體積流速=×=47m3/s線速=s(18~24m/s)選6組合適復核二級入口線速二級入口線速=<35m/s在允許范圍內(nèi)核算料腿負荷1級料腿負荷Ⅰ再生煙氣密度==m3催化劑的平均篩分組成dp=μ密度ρp=查《FCC工藝設計》圖7－4得氣體飽和攜帶量Es=旋分器入口固體濃度G=Es×V=一級料腿質(zhì)量流率=244-366kg/m2s范圍內(nèi)旋分器壓降計算一級旋分器壓降由--氣體密度kg/m3D-筒體直徑Re—雷諾數(shù)最小料腿長的計算一級料腿長度=+（9-3）×（300-350）+12×25/350=式中為管內(nèi)密度kg/m3取350kg/m3入口中心線至灰斗底的距離為凈空高度大于+Z+1=稀相段高度12m小于12m所以滿足。二級料腿高度=二級入口中心線至灰斗底的距離為凈空高度應大于+Z2+1=凈空高度12m小于12m所以滿足要求。II再生器的計算II再密相段氣體（設1公斤催化劑攜帶1kg煙氣）項目分子量Kmol/hKg/h濕煙氣催化劑帶走煙氣與再生器催化劑帶入煙氣抵消合計段再密度直徑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壓力P=+（6×170×+8×20）×10-5=溫度=273+710=983K氣體體積流率=××=s?、蛟倜芟喽螝怏w線速s則直徑=取現(xiàn)場數(shù)據(jù)實際線速=sⅡ再密相高度密相段體積=密相段高度==取6mⅡ再稀相段直徑壓力P=××8×20×10-5=V=×××=s取稀相線速s則直徑=取實際線速==sⅡ再稀相段高度Ⅱ再稀相段高度為2m過渡段高度取過渡角45度則過渡段高度=×（—）=1m催化劑的停留時間==Ⅱ再體積燒焦強度==旋分器的選型和計算選型選用布埃爾型旋分器2組2級串聯(lián)1級選用46﹟入口面積筒體直徑ф1193料腿直徑ф325×102級選用42﹟入口面積筒體直徑ф1092料腿直徑ф168×10計算入口線速濕煙氣體積流率=×××=su=su在工藝允許的18-24m/s之間所選2組合適復核2級入口線速2級入口線速==s<35m/s合適復核料腿負荷1級料腿：再生煙氣密度=m3dp=μ（前已計算）ρp=m3則查《FCC工藝設計》圖得氣體飽和攜帶量Es=ρg=m3旋分器入口固體濃度G=Es×V=s一級料腿質(zhì)量流率=在244-366kg/m2s范圍內(nèi)二級料腿假定是1級旋分器效率的90%則二級料腿固體流率=×10%=m2s二級料腿質(zhì)量流率==m2s旋分器壓降計算其中γ汽=K=γ混=m3一級旋分器壓降=×10-5u12/g×(Kγ混+γ汽)=cm2二級旋分壓降=cm2最小料腿長的計算一級料腿長度Z1==入口中心線至灰斗底的距離為凈空高度應大于Z1+1+=設計稀相段高度8m滿足要求。二級料腿的長度==二級料腿應大于Z2+1+=設計稀相段高度為8m滿足要求。第二章提升管反應器的工藝計算分子量的確定以汽油為例取穩(wěn)定汽油d420=tv==斜率=t90—t10/90—10=注混合蠟油常渣94%，焦化蠟油6%有效數(shù)據(jù)采用三催標定數(shù)值和設計數(shù)據(jù)提升管膨脹吹汽50kg/h,半再生和再生斜管吹汽400kg/h(包括平均蒸汽100kg/h)均為250℃飽和蒸汽油漿外甩不回煉其數(shù)據(jù)見表II—4穩(wěn)定汽油輕柴油油漿混合蠟油tvk校正值—10—9—4—6T中M94195325430幾個主要參數(shù)的計算回煉比回煉比===總轉化率總轉化率=×100%==%單程轉化率單程轉化率=×100%=%輕質(zhì)油收率輕質(zhì)油收率=×100%=×100%=65%總液體收率總液體收率=液態(tài)烴+汽油+輕柴油=18++=83%提升管直徑和長度的計算物料平衡入方物料表Ⅱ-2-1項目質(zhì)量流量kg/h分子量M千摩爾流量kmol/h新鮮原料200×103430回煉油12×103430循環(huán)催化劑1030×103再劑帶入煙氣103029水蒸氣1710018950其中進料霧化×103預提升×103膨脹節(jié)物料吹掃×103合計1249330油+汽合計229106出方物料表Ⅱ-2-2項目質(zhì)量流量分子量M千摩爾流量裂化氣×10330汽油×10394輕才×103195油漿×103325回煉油12×103430煙氣103029水蒸汽1710018950催化劑+焦炭×103損失×10330合計1249330油+氣合計×103進料預熱溫度反應熱平衡入方熱再生催化劑帶入熱量Q1=G××（706—500）×103=×104KJ/h催化炭吸附熱Q2=焦炭脫附熱=×104KJ/h帶入煙氣放熱Q3=G×%××（706—500）=×104KJ/h帶入水汽放熱Q4=G×%××（706—500）=×104KJ/h出方熱反應熱Q1=9127×催化碳=×104KJ/h催化碳=總碳—附加碳—可汽提碳=9868總碳=焦炭量×=15810KJ/h可汽提碳=G×%=1030×103附加碳=新鮮原料×殘?zhí)肌?200×103×%×=h原料油由預熱溫度升至反應溫度所需熱量物流Kg/h入方出方溫度焓KJ/kg溫度焓KJ/kg新鮮原料20×103TI500回煉油12×103500Q2’=200×103×（365×—I2）+12×103××（370—205）=×104—20I2×104各蒸汽由始態(tài)為反應狀態(tài)吸熱量Q3’=17100×（—）×=789×104KJ/h250溫度的焓為×500溫度的焓為×損失的熱量Q4=×生成焦碳量=×15810=×104KJ/h列熱平衡方程Q放=Q吸I=I，Q1，+Q2，+Q3，+Q4，=Q供29794×104=×104+×104—20I2×104+789×104+×104)×解得：I2=（—29794）/20×=kg反查焓圖得原料油預熱溫度為243℃。提升管進油處溫度（猜算法）入方熱設催化劑煙氣和水蒸氣內(nèi)710℃降至t℃，放出熱量Q放=1016×103×（710—t）+1016×（710—t）+1016×（710—t）=×104（710—t）出方熱（吸熱）原料油和水蒸氣吸收熱量Q吸=（200×103×Ⅰ1—200×103×143×+12×103×Ⅰ1×—12×103×205×+17100（Ⅰ2—）×Ⅱ-2-3和表Ⅱ-2-4列熱平衡方程Q放=Q吸假設t℃，保證Q放=Q吸×104×(710-t)=×104I1+×104I2)×假設t=519℃Ⅰ1=380kcal/kgⅠ2=828kcal/kgQ放=×104KJ/hQ吸=×104KJ/h假設t=517℃Ⅰ1=379kcal/kgⅠ2=827kcal/kgQ放=×104KJ/hQ吸=×104KJ/h假設t=517℃Ⅰ1=378kcal/kgⅠ2=825kcal/kgQ放=×104KJ/hQ吸=×104KJ/h所以當t=518℃Q放=Q吸即518℃為原料提升管處氣化溫度提升管反應器直徑和高度的確定提升管直徑的確定設提升管直徑D=設進油處至沉降的頂P的壓降為則提升管進油處壓力為頂壓+=+=合算提升管下部氣速由物料平衡中得油氣+蒸汽+煙氣總汽率為h所以下部氣體體積流率為V1=1478××=s則下部線速U=V1/F=s核算提升管出口線速由物料出口處油氣總汽率為hP1=+=V2==sU1=V2/F=s核算結果：提升管入口線速s在—8m/s范圍內(nèi)提升管出口線速s在8—18m/s范圍內(nèi)故所選提升管直徑是可行的。提升管高度的計算提升管平均線速u平=催化劑在提升管內(nèi)的停留時間2-4s取3s則提升管長度L=取32m實際停留時間=提升管壓降計算本設計采用埃索研究工程公司設計《FCC》212頁提升管平均視密度提升管壓降靜壓頭顆粒加速度及轉向的壓降N=1+1+=（二次轉向+出口損失）摩擦壓降 =×10-8×（L×平×u平2÷D）=57kg/m2與假設值基本相等，不必重新計算預提升管直徑和高度的確定預提升高度考慮到進料口噴嘴下面有預提升直徑進口，再生催化劑斜口管入口，事故進口管等，高度取4m.預提升管直徑預提升管氣體的摩爾流率為催化劑帶入煙氣1030kg/hh催化劑帶入水汽1030預提升直徑5400300進料事故蒸汽量500體積流率V=××=h取蒸汽流速4m/s則預提升段直徑D===取實際線速U=V/=×=s結合以上計算流率提升管尺寸如下預提升段長度4m直徑反應段36m內(nèi)徑其中32m為直立管，4m為水平管，提升管長度40m直立管36m提升管進料噴嘴計算密度的確定在243℃原料預熱溫度下的密度==查回煉油密度為=體積流率的確定新鮮原料=s回煉油=s進料噴嘴的確定取噴嘴直徑ф50，計算噴嘴線速2m/s本設計采用新鮮原料與回煉油混合進料，設油組數(shù)為n個則取n=6個偶數(shù)所以u=s>2m/s油氣混合物直徑噴嘴的線速霧化蒸汽量594kmol/hV氣=/h提升管中平均線速u平=s兩者之差>30m/s故6個噴嘴合適。沉降器尺寸的確定沉降器直徑的確定沉降線速—s，設平均高度9m,密度5kg/m3,則沉降器中點壓力P=+=氣體體積流率=提升管出口氣體量+氣提蒸汽量=+3500/18=h一般按水蒸氣/催化劑設計V==s取沉降線速U=sD=取沉降高度的確定U=s查圖7—3TDH，=設TDH，=TDH=，+=×4+=所以圓整取沉降器高度9m.汽提段工藝尺寸的確定汽提段直徑的確定《FCC》工藝設計推薦汽提段的直徑可按催化劑在汽提段的質(zhì)量流速176—234T/確定。取200T/則汽提段的面積F=催化劑循環(huán)量+焦炭量/200×103=D==汽提段高度的確定取汽提段高度的經(jīng)驗值8m。過渡段過渡角為45度。過渡段高度==汽提段擋板的確定擋板采用圓型擋板與水平成45度角擋板間距取800mm擋板層數(shù)9層由《FCC》工藝設計推薦汽提段內(nèi)一排擋板間的最小自由截面積為汽提段截面積的43%-50%，取48%。自由截面積A′=48%×=汽提段擋板內(nèi)徑dodo==催化劑在汽提段內(nèi)的停留時間《FCC》工藝設計下選取汽提段內(nèi)催化劑密度為550kg/m3藏量=汽提段密度×汽提段體積=550××8=22616停留時間==催化劑下移速度==s(<s)汽提段上升蒸汽速度壓力P=P汽+（×ρ密×h密+h過×ρ過+h稀×ρ?。?0-5=+（×550×8+×200+9×5）×10-5=溫度T=（500-20）+273=753K氣體體積流率=汽提蒸汽+夾帶的油氣量=（+）×××=s氣體速度==s汽提蒸汽管蒸汽壓力溫度250℃主管口徑設主管氣體流速u=20m/s《FCC》工藝設計下選取12-25m/s汽提蒸汽體積流量V==sD===噴孔數(shù)壓力P=V==s噴孔直徑10-20mm取20mm孔速50-70m/s取60m/s則V=n××60×n=取40個實際噴孔速==s汽提蒸汽管在最下面一層擋板下面沉降器粗旋分器的計算粗旋選型用國內(nèi)開發(fā)的PV型旋風分離器入口面積3筒體直徑φ1514料腿直徑φ754×12確定粗旋的組數(shù)選用3組并聯(lián)P=028MP油氣體積流率=××=su1===s粗旋料腿負荷的計算設粗旋效率為90%G=1010×103×90%=909kg/h則料腿負荷==kg/m3粗旋料腿高度的校核ρg===kg/m3Ci==m3Re==×106ξ=××××=××××=Po=×+×（10/）×（×2）=+××==m2粗旋出口的濃度===4kg/m3根據(jù)稀相線速當u=s催化劑帶出量為m3 =4+=m3 ===料腿粗旋在反應>+即+3+1=一級入口中心線至灰斗底的距離為所以凈空高度應>m即+1+=設計凈空高度為9m大于滿足粗旋壓力平衡要求沉降器單旋旋分器的計算單旋選型采用國內(nèi)開發(fā)的PV型旋風分離器入口面積3筒體直徑φ1624料腿直徑φ426×12確定單旋的組數(shù)入口線速==s料腿負荷選3組料腿負荷G=1