催化裂化裝置設計工藝計算方法

第一章再生系統(tǒng)工藝計算1.1再生空氣量及煙氣量計算1.1.1燒碳量及燒氫量160X104X103燒焦量二 X8.5%=1700kg/h8000H/C=7/93(已知)燒碳量=17000X0.93=15810kg/h=131705kmol/h燒氫量=17000X0.07=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)=12.8CO%(O)=7.5II段不存在CO則I段生成CO2的C為：1281317.5X0.85X =706.1kmol/h=8473.5kg/h+7.575 一， ，段生成CO的C為1317.5X0.85X一—一二413.7kmol/h=4965.0kg/h+7.5I段燒焦量二706.1+413.7+595=1714.8kmol/h=14628.5kg/h生成CO2的C即為II段燒焦量=1317.5X0.15=197.6kmol/h=2371.5kg/h1.1.2理論干空氣量的計算I段碳燃燒生成二氧化碳需O2量706.1X1=706.1kmol/hI段碳燃燒生成一氧化碳需O2量413.7X0.5=206.9kmol/hI段氫燃燒生成水需O2量595X0.5=297.5kmol/h理論需O2量=706.1+206.9+297.5=1210.5kmol/h=38736kg/h理論需“量=1210.5X79/21=4553.8kmol/h=127506.4kg/hI段理論干空氣量二O2+N2=5764.3kmol/h=166242.4kg/hII段碳燃燒生成CO2需O2量=197.6kmol/h=6323.2kmol/hII段碳燃燒生成CO2需N「197.6X79/21=743.4kmol/h=20813.9kg/hII段碳燃燒生成CO2需N「二O2+N「941kmol/h=23137.1kg/h1.1.3實際干空氣量I段再生煙氣中過剩量為1.0%,則1.0%= 79706.1+413.7+O（過剩）+O（過剩）x7-+4553.8過剩02量=59.57kmol/h=1906.3kg/h79 , ,過?！傲?59.57X-1=224kmol/h=6274.7kg/hI段實際干空氣量二理論干空氣量+過剩的干空氣量二6047.87kmol/h=174422.8kg/hII段煙氣中過剩0為5.8%= °（過剩） 2 197.6+743.4+（1+79）O21 2（過剩）過剩O2量=75.4kmol/h=2412.9kg/h79過?！傲?75.4X2-=283.6kmol/h=7942.1kg/hII段實際干空氣量=1300kmol/h=37492.1kg/h1.1.4濕空氣量（主風量）由已知大氣溫度30°C相對溫度70°C查空氣濕焓圖空氣的濕含量為0.02kg（水）/kg（干空氣）則I段空氣中的水氣量=2488.5kg/h=193.8kmol/hII段濕空氣量二干空氣量+水氣量=139816.3Nm3/h

1.1.5主風單耗1段二【段濕空氣量=968NM3濕空氣/kg焦I段燒焦量9-68NM濕空氣/kg?焦[[段二"段濕空氣量=1175NM3濕空氣/kg焦段II段燒焦量^ 濕空氣/g?焦1.1.6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/hCO706.131068.4197.68694.42CO413.711583.600HO 2 O 2 59.571906.175.42412.9N 2 4777.9178339.31026.728756總計5957.3178339.31299.739863.31.1.7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CO31068.4706.111.8510.252CO11583.6413.76.956.0O1906.159.571.00.862N 2 133781.24777.980.269.37總干煙氣178339.35957.3100生成水氣1071059513.52

主風帶入水汽3488.5193.813.52待生劑帶入水汽105058.313.52松動吹掃蒸汽150083.3313.52總濕煙氣195087.86887.73100II段再生器結果如下組分流量組成Kmol/hKg/h干煙氣濕煙氣CO197.68694.415.214.482O75.42412.95.85.522N1026.7287567975.23總的干煙氣1299.739863.3100主風帶入煙氣37.3670.84.77松動吹掃27.85004.77總濕煙氣1364.841034.11001.1.8煙風比二1段濕煙氣量=195087.8=1.097I段主風量 177911.3二11段濕煙氣量=坐也=1.075II段主風量 38162.91.1.9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0.098MPa出口壓力0.34MPa人口溫度8.9°C主風機出口溫度T出=（^出）k-i/kxXT入二428.1K=155CP入取管線溫降20C，則主風入再生器出口溫度為135C1.2再生器熱平衡及催化劑循環(huán)閥的計算1.2.1燒焦放熱（按ESSO法計算）生成CO2放熱二生成CO2的C量X生成CO2發(fā)熱值=（8473.5+2371.51）X33873=36735.3X104KJ/h生成CO放熱二生成CO的C量X生成CO發(fā)熱值=4965X1025.8=5093.10X104KJ/h生成HO放熱二生成HO的H量X生成HO的發(fā)熱值2 2 2=1190X119890=14266.91X104KJ/h合計（36735.3+5093.10+14266.91）X104KJ/h=56096.3X104KJ/h1.2.2焦炭脫附熱解吸催化劑上的焦炭燃燒總放熱量的11.5%,則焦炭脫附熱=56096.3X104X11.5%=6450.96X104KJ/h1.2.3外取熱器取熱量I再外取熱器取熱量11731.34X104KJh（取三催的標定數(shù)據(jù)）II再內(nèi)取熱器取熱量8.58X104KJ/h （取三催的標定數(shù)據(jù)）1.2.4I段主風升溫熱I段主風由135°C升溫到671°C需熱干空氣升溫需熱二干空氣量X空氣比熱X溫差二174422.8X1.09X(671—135)=10171.47X104KJ/h水汽升溫需熱量二水汽量X水汽比熱X溫差二386.33X104KJ/h1.2.511段主風升溫熱干空氣升溫需熱二37492.1X1.09(710—135)二2349.82X104KJ/h水氣升溫需熱二670.8X2.07(710—135)=79.84X104KJ/h1.2.6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X焦炭比熱X(I段再生溫度一反應器出口溫度)=17000X1.097X(671—500)二318.9X104KJ/hII段燒焦量在II再升溫需熱量二11段燒焦量X焦炭比熱X(II段再生溫度一I段燒焦溫度)=2371.5X1.097X(710—671)=10.9X104KJ/h焦炭升溫總熱量為329.8X104KJ/h1.2.7待生劑帶入水氣升溫需熱水汽量X水比熱X溫差(I段)=1050X2.16X(671—500)=38.78X104KJ/h水汽量X水比熱X溫差(II段)=1050X2.16X(710—671)=8.58X104KJ/h合計：待生劑帶入水汽升溫需熱47.63X104KJ/h1.2.8松動吹掃蒸汽升溫需熱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分別為671°C。0.33Mpa，過熱蒸汽和183°C,0.11Mpa的飽和蒸汽焓1.2.9散熱損失582X燒碳量=582X15810=920.14X104KJ/h1.2.10給催化劑的凈熱量給催化劑的凈熱量二焦炭燃燒熱一（2—9項之和）=23276X104KJ/h1.2.11催化劑循環(huán)量GX103X1.097X(710—500)=23276X104解得G=1010t/h1.2.12再生器熱平衡入方X104KJ/h出方X104KJ/h焦炭燃燒熱56095.28焦炭脫附熱6450.96主風升溫需熱12987.46焦炭升溫需熱327.44水汽升溫需熱47.63內(nèi)外取熱11739.92散熱損失920.14加熱循環(huán)催化劑23276合計56095.2856095.281.2.13再生器物料平衡

入方kg/h出方kg/hI段干煙氣174422.8I段干煙氣178339.3II段干煙氣37492.1II段干煙氣39863.3待生劑待入煙氣1080生成水汽10710I段主風帶水汽3488.5帶入水汽4159.3II段主風帶水汽670.8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125010012501001.2.14劑油比劑油比-催化劑循環(huán)量-1°1°-476劑油比總進料量而―4.761.2.15待生劑含炭量已知再生劑含炭為0.2%,則II段待生劑含炭量二催化劑循環(huán)量則II段待生劑含炭量二催化劑循環(huán)量x1°3x°.2%+17°°°x15%催化劑循環(huán)量x1°3=0.452%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=2.14%1.2.16再生催化劑藏量W=2CBR/(VPTCr0.7)I段中燒碳量=17000X0.85X0.93=13438.5kg/h催化劑含炭量=0.452%過剩02量為0.1%壓力因數(shù)二3.31.315(21-1)/ln壓力因數(shù)二3.31.315(21-1)/ln工1.°8.°8二2.03溫度因數(shù)二蘭1=3.492.858??.1段藏量W=66.6T同理II段藏量W=4.53T1.2.17燒焦強度I段二I段燒焦量I段藏量二219.65kg/I段二I段燒焦量I段藏量二219.65kg/噸催化劑.hII段二II段燒焦量II段藏量523.5kg焦/噸催化劑.h1.3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28.16887.33193545.21外再熱流化風2948.211398.21催化劑帶走煙氣28.136.651030合計6972.59195973.421.3.1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=0.3465MPa密相段溫度二273+671=943k氣體體積流率=44.67m3/s取密相段線速為1.1m/s

密相段直徑=7.19m1.3.2密相段的高度再生器密相床體積二K=222cm3P密密相段高度二一222一二5.45m0.785x7.221.3.3稀相段直徑稀相段中點壓力二P頂+0.5xh稀P稀x10-5=0.3315MPa稀相段溫度二675+273=946Kx0.1013x948x22.4氣體體積流率二 =46.84m3/s0.3315x3600x273取稀相直徑二J——46.65——=9.7m0.785x0.62稀相線速=0.62m/s1.3.4稀相段高度取稀相段高度為12m1.3.5過渡段高度過渡段高度為1.25m取過渡角為45過渡段高度為1.25m1.3.6催化劑的停留時間e-I段藏量e-I段藏量循環(huán)量101066.6=3.96min1.3.7再生器體積燒焦強度1.3.7再生器體積燒焦強度燒焦量

再生器體積14628.5215.33燒焦量

再生器體積14628.5215.33二65.89kg/m3h1.3.8旋風分離器的選型和計算選國內(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1.99796m2料腿直徑中426X12筒體直徑中14102級入口面積1.724688m2料腿直徑中219X12筒體直徑中14101.3.8.2計算1.2級旋分器入口線速0.1013x(673+273)x22.4濕煙氣體積流速=6971.88X =47m3/s273x0.33x3600線速=23.58m/s(18?24m/s)選6組合適1.3.8.3復核二級入口線速二級入口線速二濕煙氣流率

二級入口面積45.761.724688二級入口線速二濕煙氣流率

二級入口面積45.761.724688=26.53m/s26.53<35m/s在允許范圍內(nèi)1.3.8.4核算料腿負荷1級料腿負荷I再生煙氣密度=I再生煙氣密度=質(zhì)量流率體積流率=1.16kg/m3催化劑的平均篩分組成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=EsXV=一級料腿質(zhì)量流率= 244-366kg/m2s范圍內(nèi)1.3.8.5旋分器壓降計算一級旋分器壓降△P=一級旋分器壓降△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--氣體密度R-氣體粘度〃1.XSkg/m3 c-基準入口濃度10kg/m3ka-筒體與入口截面積之比dr-出口管與筒體直徑之比c-入口氣體中固體濃度kg/m3u,-入口氣體線速m/s￡-系數(shù)D-筒體直徑Re一雷諾數(shù)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最小料腿長的計算一級料腿長度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為管內(nèi)密度kg/m3取350kg/m3入口中心線至灰斗底的距離為7.7m凈空高度大于7.7+Z+1=9.75m稀相段高度12m9.75小于12m所以滿足。二級料腿高度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閥2 450=2.8mAP閥=35kg/m2y=450kg/m3二級入口中心線至灰斗底的距離為7.7m凈空高度應大于7.7+Z2+1=11.5m凈空高度12m11.5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28.11364.841034.1催化劑帶走煙氣28.1與再生器催化劑帶入煙氣抵消合計1364.841034.11.4.1II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/ms高度8m壓力P=0.31+(6X170X0.5+8X20)X10-5=0.32MPa溫度二273+710=983K9830.1013n“/氣體體積流率=1364.8X xX =9.68m3/s3600273 0.32取II再密相段氣體線速1.6m/s則直徑二2.77m取現(xiàn)場數(shù)據(jù)2.8m實際線速=1.57m/s1.4.2II再密相高度W 4.53x103密相段體積=-^=―170—=26.6m3P密取6m密相段高度二一266—取6m0.785x2.821.4.3II再稀相段直徑壓力P=0.31X0.5X8X20X10-5=0.32MPa

z9830.1013rV=1364.8X XX =9.68m3/s3600 273 0.32取稀相線速0.55m/s則直徑二:'—竺—=4.8m取4.9m0.785x0.55實際線速=2竺=0.51m/s18.841.4.4II再稀相段高度II再稀相段高度為2m1.4.5過渡段高度取過渡角45度 則過渡段高度二0.5X(4.9—2.8)=1m1.4.6催化劑的停留時間0二藏量催化劑的循環(huán)量=0.27min1.4.7II再體積燒焦強度燒焦量密相段體積23715 ,燒焦量密相段體積= =89.2kg/m3.h26.61.4.8旋分器的選型和計算1.4.8.1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0.278筒體直徑祖1193 料腿直徑祖325X102級選用42#入口面積0.2428筒體直徑祖1092 料腿直徑祖168X10

1.4.8.2計算入口線速濕煙氣體積流率=1364.8X?!X竺X0.1013=9.99m3/s3600 273 0.31999u= =17.97m/su在工藝允許的18-24m/s之間0.278x2所選2組合適1.4.8.3復核2級入口線速2級入口線速=1364.8=20.57m/s<35m/s合適0.2780x21.4.8.4復核料腿負荷1級料腿:再生煙氣密度=質(zhì)量流率1級料腿:再生煙氣密度=質(zhì)量流率體積流率4103419.99x3600=1.14kg/m3U2d=57.47U（前已計算）P=1608.6kg/m3則 =2.03x10-3p p pd查《FCC工藝設計》圖得氣體飽和攜帶量Es=3.5Pg=3.99kg/m3旋分器入口固體濃度G=EsXV=39.86kg/s一級料腿質(zhì)量流率=39竺=284.7kg/m2s在244-366kg/m2s范圍內(nèi)0.14二級料腿假定是1級旋分器效率的90%則二級料腿固體流率=39.86X10%=3.986kg/m2S二級料腿質(zhì)量流率二蘭竺=115.9kg/m2S0.03其中Y汽=1.14K=1.6Y混=3.99kg/m3一級旋分器壓降=4.98X10-5ui2/gX(Ky混+3.4Y汽)=0.017kg/cm2二級旋分壓降="2'I。^x4.98x11.6xp=0.028kg/cm29.81 g1.4.8.6最小料腿長的計算一級料腿長度4mZ=弩+(6-1.5)x(170-350)+8x20_170+(-810)+160=_14m1 350 350 .入口中心線至灰斗底的距離為4.5m凈空高度應大于Z+1+4.5=4.1m1設計稀相段高度8m滿足要求。二級料腿的長度二170+280+8x20+(170—40)+35)=0.8m450二級料腿應大于Z+1+4.1=5.9m2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1.分子量的確定以汽油為例取穩(wěn)定汽油d20=0.71384t=‘10‘90=96.4 斜率二t—t/90—10=1.36v5 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°C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幾個主要參數(shù)的計算2.1.1回煉比回煉比二回煉油新鮮原料油12回煉比二回煉油新鮮原料油12200=0.062.1.2總轉化率總轉化率二氣體2.1.2總轉化率總轉化率二氣體+汽油+焦炭

新鮮原料油X100%(3.5+1.8+38.5+8.5)x2°。*%2002.1.3單程轉化率單程轉化率二氣體+汽油+焦炭X100%=56.4%總進料2.1.4輕質(zhì)油收率輕質(zhì)油收率二汽油+輕質(zhì)油收率二汽油+輕柴油

新鮮原料油X100%=成3+26.7*200x100%=65%2002.1.5總液體收率總液體收率二液態(tài)烴+汽油+輕柴油=18+38.3+26.7=83%2.2提升管直徑和長度的計算2.2.1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200X103430465.12回煉油12X10343027.9循環(huán)催化劑1030X103再劑帶入煙氣10302935.5水蒸氣1710018950其中進料霧化10.7X103預提升5.4X103膨脹節(jié)物料吹掃1.0X103

合計12493301478.52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43.0X103301433.3汽油76.6X10394814.89輕才53.4X103195273.85油漿9.0X10332527.69回煉油12X10343027.9煙氣10302935.52水蒸汽1710018950催化劑+焦炭1047.7X103損失1.0X1033033.3合計1249330油+氣合計229.1X1033596.452.2.2進料預熱溫度2.2.2.1反應熱平衡入方熱再生催化劑帶入熱量Q=GX1.097X(706—500)X103=23276.15X104KJ/h1催化炭吸附熱Q二焦炭脫附熱=6450.96X104KJ/h2帶入煙氣放熱Q=GX0.1%X1.09X(706—500)=23.13X104KJ/h3帶入水汽放熱Q=GX0.1%X2.07X(706—500)=43.9X104KJ/h4出方熱反應熱Q=9127X催化碳=9006.52X104KJ/h催化碳二總碳一附加碳一可汽提碳=9868總碳二焦炭量X0.93=15810KJ/h可汽提碳二GX0.02%=1030X103附加碳二新鮮原料X殘?zhí)糥0.6=200X103X4.78%X0.6=57.36KJ/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20X103TI5001528.26回煉油12X103332.7858.335001549.19Q，=200X103X(365X4.187—I)+12X103X4.187X(370—205)2=31394.12X104—20IX1042各蒸汽由始態(tài)為反應狀態(tài)吸熱量Q，=17100X(870.5—710.3)X4.187=789X104KJ/h250溫度的焓為710.3X4.187500溫度的焓為820.5X4.187損失的熱量Q=465.6X生成焦碳量=465.6X15810=736.11X104KJ/h42.2.2.2列熱平衡方程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反查焓圖得原料油預熱溫度為243°C。2.2.3提升管進油處溫度(猜算法)2.2.3.1入方熱設催化劑煙氣和水蒸氣內(nèi)710C降至tC,放出熱量Q放=1016X103X1.097(710—t)+1016X1.097(710—t)+1016X2.16(710—t)=111.78X104(710—t)2.2.3.2出方熱(吸熱)原料油和水蒸氣吸收熱量

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列熱平衡方程Q建吸假設t°C,保證Q放二。吸111.13X104X(710-t)=(21.2X104l+1.71X10111.13X104X(710-t)=(21.2X104l+1.71X104I)X4.187-18257.9X104假設t=519C1 :I1=380kcal/kgQ放=21349.99X104KJ/hI1=379kcal/kgQ放=21461.76X104KJ/hI1=378kcal/kgQ,=21573.54X104KJ/h所以當t=518CQ放二。吸即518C為原料提升管處氣化溫度假設t=517C假設t=517CI2=828kcal/kgQ吸=21568.35X104KJ/hI2=827kcal/kgQ吸=21472.43X104KJ/hI2=825kcal/kgQ吸=21369.34X104KJ/h2.2.4提升管反應器直徑和高度的確定2.2.4.1提升管直徑的確定設提升管直徑D=1.3m設進油處至沉降的頂P的壓降為0.05MPa則提升管進油處壓力為頂壓+0.05=0.28+0.05=0.33MPa2.2.4.2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1478.52kmol/h所以下部氣體體積流率為V=1478X22.4X273+51"0.1013=8.24m3/s273x0.33則下部線速U=V/F=6.21m/s12.2.4.3核算提升管出口線速

由物料出口處油氣總汽率為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 .核算結果：提升管入口線速6.21m/s在4.5—8m/s范圍內(nèi)提升管出口線速16.64m/s在8—18m/s范圍內(nèi)故所選提升管直徑1.3m是可行的。2.2.4.4提升管高度的計算提升管平均線速u=^上二=10.57m/s平「uln上u下2.2.4.5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="平x0=10.57x3=32m取32m32實際停留時間=-^=3.03s10.572.2.4.6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Gxs1010x1.12x103p= = =14.2kg/m3上匕22.13x3600=42.87kg/m3Gxs1010x1033x1.25=42.87kg/m3V8.18x3600%=二Kp上提升管壓降p-p42.87-14.228.67%=二Kp上提升管壓降=|42.87=TF=河06々/m3ln14.2靜壓頭AP1=Lx（.5p平）=32xG.5x26.06）=1250.88kg/m2顆粒加速度及轉向的壓降AP=Nxp平x說2平=3.5x26.06x10.572=519.4kg/m22g 2x9.81N=1+1+1.5=3.5（二次轉向+出口損失）摩擦壓降AP3=7.9X10-8X(LXp平Xu平2：D)=57kg/m2AP=AP1+AP2AP3=1827.28kg/m2與假設值0.02MPa基本相等，不必重新計算2.2.5預提升管直徑和高度的確定2.2.5.1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.2.2.5.2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/h35.5kmol/h催化劑帶入水汽103057.2預提升直徑5400300進料事故蒸汽量50027.78420.48體積流率V=420.48X22.4X(706+273)x0」013=2.88ms/h273x0.33x3600取蒸汽流速4m/s則預提升段直徑八:2.88則預提升段直徑八:2.88\0.789x4=0.955m取0.9m實際線速U=V/0.785D2=2.88/0.785X0.92=9.5m/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0.9m反應段36m內(nèi)徑1.3其中32m為直立管，4m為水平管，提升管長度40m直立管36m2.2.6提升管進料噴嘴計算2.2.6.1密度的確定在243°C原料預熱溫度下的密度dt=d243=0.835查332.82回煉油密度為dt=0.72.2.6.2體積流率的確定新鮮原料 200 =0.0665m3/s0.835x360012回煉油 =0.00476m3/s0.7x36002.2.6.3進料噴嘴的確定取噴嘴直徑祖50，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u=。.0665+°.0047%22取n=6個偶數(shù)所以u=6.05m/s>2m/snx0.785x'0.05272.2.6.4油氣混合物直徑噴嘴的線速霧化蒸汽量594kmol/hV=10.7x10"18x&314xI03x(273+250)=26375/h=0.73m3/h氣 0.98x106u=0.0665+Q004；6+Of3=68.05m/s6x0.785x'0.0527提升管中平均線速u,=10.57m/s兩者之差＞30m/s故6平個噴嘴合適。2.2.7沉降器尺寸的確定2.2.7.1沉降器直徑的確定沉降線速0.5—0.6m/s，設平均高度9m,密度5kg/m3,則沉降器中點壓力P=0.28+0.5x9x5x10-5=0.28MPa氣體體積流率二提升管出口氣體量+氣提蒸汽量二3596.45+3500/18=3790.9kmol/h一般按3.1kg水蒸氣/催化劑設計7710.1013睥〔/V=3790.9x xx =24.1m3/s3600273 0.28取沉降線速U=0.6m/sD="一v—=、「―241—=7.15m取7.2mI，0.785u V0.785x0.62.2.7.2沉降高度的確定U=0.6m/s查圖7—3T^，=4.0設Th=4.0T=1.6T,+2.4=1.6X4+2.4=8.6m"辯以圓整I取沉降器高度9m.2.2.8汽提段工藝尺寸的確定2.2.8.1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/m2.h確定。取200T/m2.h則汽提段的面積F=催化劑循環(huán)量+焦炭量/200X103=5.14m2D=、,'5.14/0.785=2.6m2.2.8.2汽提段高度的確定取汽提段高度的經(jīng)驗值8m。2.2.8.3過渡段過渡角為45度。過渡段高度=D'uD汽=2.3m22.2.8.4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%X5.17=2.47m2汽提段擋板內(nèi)徑dod ：m