年加工50萬噸重油催化裂化反應(yīng)再生系統(tǒng)工藝設(shè)計

1、年加工50104噸重油催化裂化反應(yīng)-再生系統(tǒng)工藝設(shè)計前言 催化裂化是一項(xiàng)重要的煉油工藝。其加工能力位于各種轉(zhuǎn)化工藝前茅，其技術(shù)復(fù)雜程度位居各類煉油工藝首位，但因其投資省，效益好，因而在煉油工業(yè)中占有舉足輕重的地位，其主要原因和中國原油的性質(zhì)密切相關(guān)，大多書中國原油350以前的餾出量只有26%28%，常壓渣油產(chǎn)率70%以上，同時，大多數(shù)中國原油都屬于石蠟基原油，其常壓渣油的瀝青質(zhì)含量低，低硫、低重金屬（特別是釩）含量適合于采用催化裂化加工方法，而不需要經(jīng)加氫處理等費(fèi)用較高的預(yù)處理。近年來，我過汽車工業(yè)飛速發(fā)展，2003年全國生產(chǎn)汽車444萬輛（其中轎車201萬輛），截止2003底.全國汽車保有量

2、達(dá)到2420輛。專家預(yù)測2020年汽車保有量將超過1億輛（此外還有1億輛摩托車）。在調(diào)整車型結(jié)構(gòu)提高燃油經(jīng)濟(jì)性的前提下，汽油需求量超過7400萬噸、柴油需求量將超過1億噸。我過約80%的商品汽油和30%的商品柴油來自催化裂化，使催化裂化成為我國應(yīng)輸燃料最重要的生產(chǎn)裝置。從以上兩個方面可見，催化裂化在實(shí)際生產(chǎn)中有很重要的意義，研究其工藝很有價值。在原油價格居高不下，煉化企業(yè)的效益日益惡化的背景下，使用劣質(zhì)原料來獲得優(yōu)質(zhì)質(zhì)，是煉廠的必然選擇。因此，要不斷開發(fā)催化裂化新技術(shù)、新工藝，以增加產(chǎn)品收率、提高產(chǎn)品質(zhì)量，這也是煉化企業(yè)在21世紀(jì)可持續(xù)發(fā)展的重大戰(zhàn)略措施。第一節(jié) 設(shè)計原則1 工程設(shè)計采用國內(nèi)開

3、發(fā)的先進(jìn)可靠的工藝技術(shù)，成熟可靠的新設(shè)備、新材料等，以達(dá)到裝置技術(shù)先進(jìn)，經(jīng)濟(jì)合理。2 除少量關(guān)鍵儀表及特殊設(shè)備需引進(jìn)外，其它設(shè)備及儀表立足國內(nèi)。3 盡量采用“清潔工藝”減少環(huán)境污染。嚴(yán)格遵循環(huán)保、安全、衛(wèi)生有關(guān)法規(guī)，確保裝置的安全生產(chǎn)。4 充分吸收國內(nèi)生產(chǎn)裝置長期實(shí)踐積累的有利于長周期運(yùn)轉(zhuǎn)，降低能耗以及簡化操作等方面的經(jīng)驗(yàn)，確保裝置投產(chǎn)后高水平，安、穩(wěn)、長、滿、優(yōu)生產(chǎn)。第二節(jié) 裝置概況1 裝置規(guī)模設(shè)計公稱能力為50 10t/a。2 裝置開工時數(shù)裝置物料平衡按年開工時數(shù)8000小時考慮。3 采用美國霍尼韋爾（HONEY WELL）公司的集散型控制系統(tǒng)（DCS），提高自動控制水平。4 采用HSE（

4、health, safety, environment）管理體系，以便減少可能引起的人員傷害、財產(chǎn)損失和環(huán)境污染。5 原料油設(shè)計采用的原料油為勝利減壓流出油。6 催化劑及助劑采用LB-1催化劑，同時采用CO助燃劑、辛烷值助劑、釩捕獲劑、SOX轉(zhuǎn)移助劑、金屬鈍化劑。7 設(shè)計內(nèi)容和范圍本裝置為反應(yīng)再生部分，包括反應(yīng)器、再生器、沉降器、旋風(fēng)分離器等部分。第三節(jié) 工藝流程概述3.1 反應(yīng)部分工藝流程 以往設(shè)計采用新鮮原料與回?zé)捰突旌线M(jìn)料，本設(shè)計采用分段進(jìn)料，將新鮮原料用途回?zé)捰头珠_。提升管底部設(shè)有預(yù)提升蒸汽和提升蒸汽（或干氣）。從再吸收塔來的部分脫前干氣經(jīng)流控閥和提升管底部的蓮蓬式分布器進(jìn)入提升管，與

5、預(yù)提升蒸汽等作提升介質(zhì)，將從再生器來的約640700的再生催化劑提升到進(jìn)料位置。提升管反應(yīng)器進(jìn)料有下而上依次是新鮮原料、回?zé)捰?、回?zé)捰蜐{、急冷水（含硫污水或除鹽水）、和急冷油（可以是粗汽油、輕柴油）進(jìn)料噴嘴。新鮮原料和回?zé)捰头譃閹茁罚柯吩O(shè)有流量控制閥，每路在分兩支，每支路又加流量指示，以保證各路進(jìn)料流量均勻，然后經(jīng)過相應(yīng)的進(jìn)料噴嘴進(jìn)入提升管反應(yīng)器。從油漿泵來的約350的部分油漿經(jīng)流控閥和油漿進(jìn)料噴嘴進(jìn)入提升管，其霧化蒸汽上設(shè)有限流孔板。除鹽水或分餾含硫污水泵來的部分含硫污水經(jīng)流控閥霧化進(jìn)入提升管。從分餾部分來的急冷油經(jīng)流控閥和急冷油噴嘴、經(jīng)霧化蒸汽后進(jìn)入提升管。根據(jù)原料性質(zhì)和產(chǎn)品質(zhì)量、產(chǎn)品分

6、布要求，用再生單動滑閥自動控制提升管（或聚氣室）出口溫度約480510從沉降器頂旋風(fēng)分離器和提升管出口快速分離器分離下來的催化劑進(jìn)入提升管，與汽提蒸汽逆流接觸，置換出的催化劑顆粒間孔隙內(nèi)油氣匯合進(jìn)入沉降器頂旋風(fēng)分離器。沉降器汽提段料位由待生單動滑閥自動控制。根據(jù)生產(chǎn)要求，用流控閥控制汽提蒸汽流量。重油催化裂化裝置多使用金屬鈍化劑。金屬鈍化劑用量由計量泵從儲罐中抽出，根據(jù)原料性質(zhì)和平衡催化劑污染情況，按一定比例與新鮮原料混合后進(jìn)入提升管反應(yīng)器。采用非水溶性金屬鈍化劑，還需打入一定量的柴油，以提高注入管線的線速度，防止管線堵塞。3.2 再生部分工藝流程 來自沉降器汽提段的待生催化劑經(jīng)待生催化劑分布

7、器進(jìn)入再生器床層，與貧氧主風(fēng)逆流接觸，燒掉催化劑上的大部分氫和碳，然后與從主風(fēng)分布管來的主風(fēng)接觸，燒焦后的再生催化劑經(jīng)再生器底部的淹流管排出再生器。 夾帶催化劑的再生煙氣上升穿過催化劑床層進(jìn)入設(shè)在稀相段兩級多組旋風(fēng)分離器，絕大部分催化劑分離下來返回催化劑床層。分離后的煙氣經(jīng)聚氣室排進(jìn)再生煙道，經(jīng)蒸汽過熱器溫度降到700以下，在經(jīng)第三級旋風(fēng)分離器（三旋），將煙氣含塵量250mg/m3以下，大部分煙氣進(jìn)入煙氣輪機(jī)（煙機(jī)）發(fā)電或帶動主風(fēng)機(jī)運(yùn)轉(zhuǎn)。煙機(jī)出口煙氣與其旁路煙氣匯合，經(jīng)過余熱鍋爐，溫度降到180后排入大氣第四節(jié) 設(shè)計基礎(chǔ)數(shù)據(jù)4.1 原料油物性（見表1） 表1 原料油物性相對密度（d420）0.

8、8800相對分子質(zhì)量382餾程/350500特征因數(shù)K12.3凝點(diǎn)/39運(yùn)動黏度5025.26殘?zhí)?%（質(zhì)量）0.11005.94S含量/%（質(zhì)量）0.47組成飽和烴71.8N含量/%（質(zhì)量）0.1芳香烴23.3重金屬含量Fe/mgkg-10.02膠質(zhì)4.9Ni/mgkg-10.1占原油/%（質(zhì)量）27V/mgkg-10.1Cu/mgkg-1/4.2 催化劑物化性質(zhì)（見表2）表2 LB-1催化劑物化性質(zhì)化學(xué)組成/%新鮮劑平衡劑篩分組成/%新鮮劑平衡劑Al2O346.651.541.5110m/15.1SO42-/0.93平均密度/m/RE2O32.44.53.60微反活性（MA）/%/66物理

9、性質(zhì)800,100%H2O,4h/比表面積/m2g-1296344167800,100%H2O,17h6568/孔體積/mlg-10.2280.3360.192金屬含量/gg-1堆密度/gml0.850.90.97Ni/1953磨損指數(shù)/%2.23.9/V/2074.3 助劑及相關(guān)功用表3 助劑及功用助劑名稱組成特點(diǎn)作 用CO助燃劑Pt（Pd）/Al2O3促進(jìn)CO轉(zhuǎn)化成CO2，降低再生劑的喊炭量，提高催化劑活性，減少催化劑循環(huán)量和消耗，提高輕質(zhì)油收率辛烷值助劑ZSM-5分子篩進(jìn)行二次反應(yīng)，如二次裂化、異構(gòu)化等，以提高催化裂化汽油的辛烷值金屬鈍化劑Sb（Sn）有機(jī)化合物使催化劑上的有害金屬（Ni

10、）減活，以減少其毒害作用，改善裂化產(chǎn)物的選擇性。釩捕獲劑固釩劑R和ZSM-7使再生催化劑上的釩轉(zhuǎn)化為五價釩酸，再與釩捕獲劑中的堿性金屬氧化物化合生成穩(wěn)定的釩酸鹽SOx轉(zhuǎn)移劑MgO等金屬氧化物將再生過程中的SOx轉(zhuǎn)化為金屬硫酸鹽，減少SOX排放量。第五節(jié) 反應(yīng)再生系統(tǒng)的工藝計算催化裂化反應(yīng)再生系統(tǒng)的工藝簡圖如圖一，催化裂化反應(yīng)再生系統(tǒng)的工藝設(shè)計計算主要包括以下幾個方面：再生器物料平衡和熱平衡計算反應(yīng)器的熱平衡和物料平衡計算再生器主要附件工藝設(shè)計計 算，包 括殼體、旋風(fēng)分離器、分布管（板）、淹流管、輔助燃燒室滑閥、 稀相噴 水等提升管及主要附件工藝設(shè)計計算兩器壓力平衡。包括催化劑輸送管路催化劑儲管

11、及抽空器其他細(xì)節(jié)，如噴嘴、松動點(diǎn)的布置， 限流孔板的設(shè)計等圖 1 燒焦罐式FCC工藝反再部分流程圖5.1 再生器物料平衡和熱平衡計算再生器主要操作數(shù)據(jù)入下表4 再生起主要操作數(shù)據(jù)再生器頂部壓力（表），MPa0.142煙氣組成（體積分?jǐn)?shù)），%再生溫度，650CO2/CO體積比1.5主風(fēng)入再生器溫度，140O20.5待生劑溫度，470焦炭組成（H/C質(zhì)量比）10/90大氣溫度，25再生劑含碳量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)），%0.3大氣壓力，MPa0.1013燒焦炭量，t/h3.8空氣相對濕度，%505.1.1燒焦量及燒氫量燒碳量=3.81030.9=3.42103kg/h=285kmol/h燒氫量=3.81030

12、.1=0.38103kg/h=190kmol/h因煙氣中CO2/CO(體)=1.5，所以生成CO2的量為： 生成的CO中C為285171=114kmol/h=1368kg/h5.1.2 理論干空氣量碳燒成CO2需O2量=1711=171kmol/h碳燒成CO需O2量=1141/2=57kmol/h氫燒成H2O需O2量=1901/2=80kmol/h則理論需O2量=171+57+80=308kmol/h=9856kg/h理論帶入N2量=30879/21=1158.67kmol/h=32442.76kg/h所以理論干空氣量=308+1158.67=1466.67kmol/h=42298.76kg/

13、h5.1.3 實(shí)際干空氣量煙氣中過剩O2的體積分?jǐn)?shù)為0.5%。則由 解上述方程便可求得過剩O2量 O2（過）=7.39 kmol/h 所以實(shí)際鋼空氣量=1466.67+7.39+27.80=1501.86 kmol/h=43313.64 kg/h5.1.4 需濕空氣量大氣的溫度為25，相對濕度喂50%，查空氣的濕焓圖得空氣的濕焓兩為0.010kg(水)/ kg(干空氣)所以 空氣中的水汽量=43313.640.010=433.14 kg/h=24.06 kmol/h 濕空氣量=1501.86+24.06=1525.92 kmol/h=34180.61m3(N)/h=569.68m3(N)/mi

14、n,此即正常操作下的主風(fēng)量5.1.5 主風(fēng)單耗5.1.6 總干煙氣量 由以上計算可知干煙氣中的個組分的量，將其相加，即得總干煙氣量總干煙氣量=CO2+CO+O2+N2 =171+114+7.39+27.80+1158.67 =1478.86 kmol/h=44173.64 kg/h5.1.7 濕煙氣量及煙氣組成（見表5）表5 濕煙氣量及煙氣組成組 分流 量相對分子量組成（摩爾分?jǐn)?shù)），%kmol/hkg/h干煙氣濕煙氣CO217120524411.569.90CO1141368287.716.60O27.39236.48320.500.43N21186.4733221.162880.2368.7

15、2總干煙氣1478.8636877.6429.8014.35生成水氣190342018主風(fēng)帶入水汽24.06433.14待生劑帶入水汽24.44440吹掃、松動蒸汽9.27166.86總濕煙氣1726.6341337.64合計100.00合計100.00 按每噸催化劑帶入1kg水氣及設(shè)催化劑循環(huán)量為1300t/h。粗估算值。5.1.8 煙風(fēng)比濕空氣量/主風(fēng)量（體）=1726.63/1525.92=1.135.2 再生器熱平衡5.2.1 燒焦放熱生成CO2放熱=205233873=6950.74104kJ/h 生成CO放熱=136810258=1403.29104 kJ/h生成H2O放熱=380

16、=4555.82104 kJ/h 合計放熱=12909.85104 kJ/h5.2.2 焦炭吸附熱（脫附熱）按目前工業(yè)上采用的計算方法有： 焦炭吸附熱=12909.8510411.5%=1484.63104 kJ/h5.2.3 主風(fēng)由140升至650需熱干空氣升溫需熱=43313.641.09（650-140）=2407.81104 kJ/h 水汽升溫需熱=433.142.07（650-140）=45.73104 kJ/h5.2.4 焦碳升溫需熱假定焦炭的比熱與催化劑的相同，也取1.097 kJ/kg,則 焦炭升溫需熱=3.81031.097（650-140）=212.60104 kJ/h5.

17、2.5 待生劑帶入水汽升溫需熱 4402.16（650-470）=17.11104 kJ/h5.2.6 吹掃、松動蒸汽升溫需熱 166.86（3816-2780）=17.29104 kJ/h5.2.7 散熱損失 582燒炭量（以kg/h計）=5823.42103 =199.04104 kJ/h5.2.8 給催化劑的凈熱量 =焦炭燃燒熱第項(xiàng)至項(xiàng)之和 =12909.85104-1484.63+2407.81+45.73+212.60+17.11+17.29+199.04 104 =8525.64104 kJ/h5.2.9 計算催化劑循環(huán)量G 8525.64104=G1031.097(650-470

18、)則 G=431.77103t/h5.2.10 再生器熱平衡匯總（見表6）表6 再生器熱平衡匯總?cè)敕剑?04 kJ/h出方，104 kJ/h焦炭燃燒熱12909.85焦炭脫附熱1484.63主風(fēng)升溫2499.27焦炭升溫212.60帶入水氣升溫34.4散熱損失199.04加熱循環(huán)催化劑8525.60合計12909.85合計12955.54表7 再生器物料平衡入方，kg/h出方，kg/h干空氣43313.64干煙氣44173.64水 汽主風(fēng)帶入433.14水 汽生成水氣3420待生劑帶入440帶取水氣1040吹掃、松動蒸汽166.86合計4460合計1040循環(huán)催化劑431.77103焦炭380

19、0循環(huán)催化劑431.77103合計480.96103合計484.861035.3 反應(yīng)器的熱平衡和物料平衡計算5.3.1 再生器物料平衡（見表7） 反應(yīng)條件（見表8） 表8 反應(yīng)條件沉降器頂部壓力(表)，kPa177提升管出口溫度，470原料預(yù)熱溫度，350新鮮原料流量，t/h63催化劑循環(huán)量，t/h63待生劑入口溫度，640提升管停留時間，s2.83.0 產(chǎn)品產(chǎn)率（見表六） 表9 產(chǎn)品產(chǎn)率干氣2.0液化氣9.5穩(wěn)定汽油35輕柴油40重柴油6.5焦炭6.0損失1.0 原料及產(chǎn)品性質(zhì)表10 原料及產(chǎn)品性質(zhì)性 質(zhì)原料油穩(wěn)定汽油輕柴油重柴油回?zé)捰兔芏龋?0），g/cm30.880.74230.870

20、70.8770.88 恩氏蒸餾初餾點(diǎn)26054199/28810%31878221/34750%38012326838039990%466163324/440終餾點(diǎn)488183339/465平均相對分子量3501002003003505.3.2 反應(yīng)器物料平衡由已知條件就可以直接進(jìn)行物料平衡，其結(jié)果列于表11，表12 表11 入方物料項(xiàng)目kg/h相對平均分子量Kmol/h新鮮原料63103350180回?zé)捰?310335180催化劑437103再生劑帶入煙氣4372915.07 水蒸汽水蒸汽總量201118111.72 其 中進(jìn)料霧化1260預(yù)提升667膨脹節(jié)吹掃34事故蒸汽吹掃50合 計油+

21、氣合計/489.07 按每噸催化劑帶1kg煙氣計算。按總進(jìn)料的1%計算。 表12 出方物料項(xiàng)目Kg/h相對平均分子量Kmol/h裂化油7.310330243.33汽油22103100220輕柴油25.20103200126重柴油4.110330013.67回?zé)捰?3103350180煙氣436.672915.06水蒸氣201118117.72催化劑+焦炭440.37103/損失633.333021.11合計油+氣合計/934.5損失按裂化氣計算。5.3.3 反應(yīng)器熱量衡算 反應(yīng)熱計算由催化裂化工藝學(xué)知，反應(yīng)熱=2180千卡/kg催化反應(yīng)炭，且有：催化反應(yīng)炭=焦炭中總炭附加炭氣提炭附加炭=新鮮原

22、料量新鮮原料殘?zhí)恐?.6氣提炭=催化劑循環(huán)量0.02%，則附加炭=631034%0.6=1512kg/h氣提炭=4371030.02%=87.4 kg/h催化反應(yīng)炭=3.42103151287.4 =1.82103 kg/h總反應(yīng)熱=4.2催化反應(yīng)炭反應(yīng)熱 =4.21.8210321801000 =1666.39104kJ/h 水蒸汽升溫吸熱 Q=2.08(500350)2011=62.74104 kg/h 反應(yīng)器散熱損失對于大型裝置采用經(jīng)驗(yàn)公式計算，散熱損失(kJ/h)=465.6燒炭量(kg/),則散熱損失=465.63.8104=176.93104 kJ/h 原料油由350升至500時吸

23、收的熱量 將原料油、回?zé)捰突旌线M(jìn)料進(jìn)行處理，因原料油的密度=0.88g/cm3，查石油煉制工程的石油餾分焓圖可知，當(dāng)T=350時，石油餾分油焓為265kcal/kgT=500時，石油餾分油焓為380kcal/kg，則原料油升溫需熱=(63+63)1034.2(380265) =6085.8104 kJ/h 催化劑吸附熱催化劑吸附熱=焦炭脫附熱=1484.63104 kJ/h 反應(yīng)器出方總熱量 總熱量=(1666.39+62.74+176.93+6085.5)104 =7991.86104 kJ/h 循環(huán)催化劑供熱量供給熱量=總熱量吸附熱 =(7991.861484.63)104 =6507.2

24、3104 kJ/h 核算催化劑在反應(yīng)器中的循環(huán)量 其誤差為：，此誤差在設(shè)計的允許范圍內(nèi)。表13 反應(yīng)器熱平衡匯總供熱，104kJ/h吸熱，104kJ/h循環(huán)催化劑6507.23反應(yīng)熱1666.39水氣升溫?zé)?2.74吸收熱1484.63散熱損失176.93原料升溫?zé)?085.8合計7991.86合計7991.865.4 再生器主要附件再生器的主要部件如圖2所示，其主要部件有燒焦罐、稀相輸送管、再生器 稀相段、再生器第二密相床、再生器內(nèi)旋風(fēng)分離器，它們的工藝設(shè)計計算如下：5.4.1 燒焦罐設(shè)計由經(jīng)驗(yàn)知，在采用高溫CO完全燃燒時，燒焦罐內(nèi)線速度為1.5m/s左右，設(shè)燒焦罐的溫度為680，進(jìn)風(fēng)出壓力

25、為 0.318MPa，則可由求出主 風(fēng)進(jìn)口的體積流率假設(shè)此燒焦罐的內(nèi)徑為2.5m，則 燒焦面積 此時燒焦罐內(nèi)的線速度 1.5m/s，故 此假設(shè)不合理， 假設(shè)假設(shè)此燒焦罐的內(nèi)徑為3.0m，則 燒焦面積 此時燒焦罐內(nèi)的線速度可見取=3.0m合理,則此燒焦罐的內(nèi)徑為=3.0m。 圖2 再生器結(jié)構(gòu)簡圖 燒焦罐高度可以由計算，其中，表 示催化劑在燒焦罐內(nèi)的藏量，表示催化劑在燒焦罐 內(nèi)的密度，由經(jīng)驗(yàn)知催化劑在燒焦罐內(nèi)的停留時間為40s，則 又=7.07m2,設(shè)=113kg/m3（經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)）則 5.4.2 稀相輸送管設(shè)計設(shè)C、H在燒焦罐燃燒了90%（經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)），而完全燃燒后的煙氣為1487.86kmol/h

26、,又設(shè)稀相輸送管中的壓力為0.30Mpa，溫度為720，則稀相輸送管內(nèi)氣體體積流率為： 又設(shè)稀相輸送管的內(nèi)徑=1.5m，則 則稀相輸送管內(nèi)氣速據(jù)UOP公司提出的設(shè)計準(zhǔn)則：稀相輸送管內(nèi)氣速一般在3.07.5m/s范圍內(nèi)。故取稀相輸送管的內(nèi)徑=1.5m合理。 同理，可以利用公式計算稀相輸送管的高度，由催化裂化工藝與程知催化劑在稀相輸送管內(nèi)的停留時間為3.0s左右。取=3.0,=25kg/m3（經(jīng)驗(yàn)值），又因=1.77m2，所以， 又因稀相輸送管的經(jīng)驗(yàn)高度為8.010.0m，故此值=8.13m合理。5.4.3 再生器稀相段再生器稀相段的溫度一般較第二密相床低20左右，取=700，設(shè)壓力為0.258M

27、Pa根據(jù)再生煙氣量為1478.86kmol/h，利用可以計算此時的體積流率為： 假設(shè)稀相段內(nèi)徑=4.5m，則稀相段線速度 由催化裂化工藝設(shè)計知稀相段線速度一般為0.6m/s，最大不超過0.8m/s，故此處取稀相段內(nèi)徑=4.5m合理。對于再生器稀相段高度，可以利用輸送分離高度來求，查石油煉制工程有：，式中，為床徑為氣體線速，又因=4.5m，=0.73m/s，則解以上方程有 此計算的值與實(shí)際生產(chǎn)中的值相差甚遠(yuǎn)，只有滿足下式時，才能較好的符合，則又考慮到由一級旋風(fēng)分離器到再生器的頂部的距離一般為3.0m，則整個稀相段的高度為 5.4.5 再生器第二密相床主風(fēng)量約有10%進(jìn)入第二密相床，帶走催化劑再生

28、后的煙氣，同樣 ，可以利用來計算此時的體積流率，此時第二密相床內(nèi)的溫度為720，壓力為0.295MPa，則體積流率 因第二密相床內(nèi)的線速度在0.150.25m/s，故設(shè)=0.15m/s，則煙氣通過的面積為 又因稀相輸送管所占的面積為 則第二密相床內(nèi)徑為 同樣，對于第二密相床的高度，也可以利用計算，催化劑在第二密相床內(nèi)的停留時間為45s，則催化劑藏量為 取=220kg/m3，則 5.4.6 再生器第二密相床與稀相輸送管的過渡段由于小密度催化劑的休止角小于大密度的催化劑的休止角，前者一般為32，后者一般為3436，故取催化劑的平均休止角為34，又因在工程設(shè)計中再生器錐底與水平面的夾角要大于休止角，

29、故取休止角為40則解之有 =0.42m5.4.7 再生器內(nèi)旋風(fēng)分離器 表14 型旋風(fēng)分離器尺寸項(xiàng)目一級二級入口面積，m20.2690.269料腿直徑，mm4261216810料腿內(nèi)截面積，m20.1270.0172再生器的旋風(fēng)分離器采用多組兩級串聯(lián)方式，又因PV型旋風(fēng)分離器的結(jié)構(gòu)簡單，襯里易于施工，檢修方便，其長徑比大，且長徑比可通過優(yōu)化設(shè)計靈活調(diào)整。因此本設(shè)計采用PV型旋風(fēng)分離器，兩級串聯(lián)。其工藝尺寸見表14。再生器內(nèi)的旋風(fēng)分離器的工藝簡圖如圖三，一級料腿伸入到第二密相床以下1.5m，二級料腿伸入1.0m，一、二級料腿均采用全覆蓋閥。 計算旋風(fēng)分離器組數(shù)選用兩組旋風(fēng)分離器，則一級入口面積為

30、一級入口線速度由催化裂化工藝設(shè)計知，一級入口線度一般在2023m/s，且最大不超過過25m/s，因此，取2組旋風(fēng)分離器是合理的。 對于再生器內(nèi)旋風(fēng)分離器的二級入口流率當(dāng)采用CO高效完全燃燒時,C已完全燃燒，故可以不再在二級旋風(fēng)分離器處設(shè)間接蒸汽，因此，一級、二級氣體流率均為11.66m3/s，一級、二級的入口面積 均為0.538m2，則二級入口氣仍為21.67m/s，由催化裂化工藝設(shè)計知，二級入口線速度一般在2325m/s，因此，該值也是合 圖3 旋風(fēng)分離器的工藝簡圖 理的。 再生器內(nèi)旋風(fēng)分離器壓降旋風(fēng)分離器內(nèi)的壓力平衡圖如圖4：一級旋風(fēng)分離器壓降 由于燒焦罐稀相管出口設(shè)有型快速分離器，其效率

31、為80%，則稀相管中 催化劑循環(huán)量為： 則 二級旋風(fēng)分離器壓降 圖4 旋風(fēng)分離器壓力平衡圖 料腿長度 一級料腿長度應(yīng) 對于稀相管密度的確定，取床面3m的平均密度=10一級旋風(fēng)分離器入口催化劑濃度，查石油加工工藝學(xué)有，當(dāng)kg/m3,則 取床面3m以上至旋風(fēng)分離器入口的平均密度=1.5一級旋風(fēng)分離器濃度，則 一級料腿密度取465kg/m2 (經(jīng)驗(yàn)值)，取35kg/m2（因?yàn)橛玫氖侨采w翼閥），則 一級料腿最小長度為2.28+1=3.28m一級旋風(fēng)分離器入口中心線至灰斗底端的距離為4.9m，則一級料腿實(shí)際長度為11.41-4.9+1.5=8.013.28m，故完全可以滿足一級料腿壓力平衡的需要。 二

32、級料腿長度應(yīng) 二級料腿密度取360kg/m3（經(jīng)驗(yàn)值），則 二級料腿最小長度應(yīng)為3.47+1=4.47m，其實(shí)際長度遠(yuǎn)超過4.47m，故可以滿足二級料腿壓力平衡要求。 核算料腿負(fù)荷 一級料腿負(fù)荷按型旋風(fēng)分離器效率80%計，隨煙氣帶走的催化劑全部進(jìn)入旋風(fēng)分離器，且完全在一級內(nèi)回收下來，則通過一級料腿的固體流量 一級料腿截面積為 ，則一級料腿質(zhì)量流率 二級料腿負(fù)荷按一級旋風(fēng)分離器的回收率為90%計，則通過二級料腿的固體的流量 二級料腿截面積為 二級料腿質(zhì)量流率5.5 提升管及主要附件提升管反應(yīng)器部分的簡圖如圖五，該部分的工藝設(shè)計計算包括提升管進(jìn)料處的壓力和溫度、 提升管內(nèi)徑、提升管長度、提升管總壓

33、降、預(yù)提升段的內(nèi)徑和高度、提升管沉降器、反應(yīng)旋風(fēng)分離器等。其計算的詳細(xì)過程如下：5.5.1 提升管進(jìn)料處的壓力和溫度 壓力沉降器頂?shù)膲毫?18kPa(表)，設(shè)進(jìn)油處至沉降器頂部的壓降為19.6kpa，提升管內(nèi)的壓力為： 118+19.6=137.6kpa。 圖5 提升管反應(yīng)器 溫度加熱爐出口溫度為350，壓力為0.4Mpa， 此時原料油處于液相狀態(tài)。經(jīng)霧化進(jìn)入提升管與640的再生催化劑接觸，立即完全汽化，而原料有與催化劑接觸后的溫度可由圖六的熱量平衡計算。油、蒸汽升溫和催化劑吸熱的熱量計算見表15 表15 油和蒸汽的熱量計算物流流量進(jìn)出溫度，焓，kg/kJ熱量，kJ/h溫度，焓，kg/kJ熱

34、量，kJ/h原料油126103350(l)912.811501104T（g）I1123103I1水蒸氣20111832780559.06104TI22011I2油和水蒸氣共吸熱量=，而催化劑和煙氣由640降至T所放熱量為：放熱量，式中，1.097和1.09分別是催化劑的密度和煙氣的密度。設(shè)T=483，查石油煉制工程有，原料油在483的焓值為1499kJ/kg,水蒸氣的焓值為3450kJ/kg，將它們帶入以上的兩熱量式有，左邊=，右邊=，兩邊的誤差為0.17%，故取T=483是可行的。5.5.2 提升管內(nèi)徑 提升管內(nèi)徑為=1.0m，則提升管截面積為 圖 6 提升管進(jìn)料處的溫度 則提升管下部氣速可

35、以求出，由前面的物料平衡可知，油和蒸汽的總流率為489.07kmol/h,所以下部的體積流率為： 則 ，又因提升管入口線速度一般在47m/s，故取=1.0m可行。出口油氣的總流率為934.5kmol/h，則出口油氣的體積流率為： 出口線速度為： 計算結(jié)果表明：提升管出入口的線速度在一般的設(shè)計值范圍內(nèi)，所以取=0.8m是可行的。5.5.3 提升管長度提升管內(nèi)的平均氣速為： 取提升管內(nèi)的停留時間為3.0s，則提升管的長度為： 5.5.4 提升管總壓降提升管總壓降包括靜壓，摩擦壓降及出口、轉(zhuǎn)向等損失，各項(xiàng)的計算分別如下： 取提升管內(nèi)的密度（經(jīng)驗(yàn)值），則 則提升管總壓降為： 此值以前面所設(shè)的19.6比

36、較的接近，故前面的假設(shè)是合理的，就不必在從新設(shè)定了。5.5.5 預(yù)提升段的內(nèi)徑和高度預(yù)提升段的煙氣和預(yù)提升蒸汽的流率為： 則 體積流率 取預(yù)提升段的線速度為1.3m/s，則 考慮到進(jìn)料噴嘴以下設(shè)有事故蒸汽進(jìn)口管，入孔，再生劑斜管入口等，預(yù)提升高度取4.0m5.5.6 提升管工藝計算結(jié)果匯總，見表16 表16 提升管工藝計算預(yù)提升段反應(yīng)段長度，m4.0長度，m20.4內(nèi)徑，m0.7內(nèi)徑，m1.0提升管總長，m24.45.5.7 提升管沉降器 沉降器內(nèi)徑沉降器應(yīng)滿足：線速度不能過高，以避免催化劑帶出過多，且還要能夠容納內(nèi)旋風(fēng)分離器。由經(jīng)驗(yàn)值知，反應(yīng)器和沉降器的線速度5.0m/s。由前面的計算知，提

37、升管出口的油氣的體積流率V上=7.52m2/s,設(shè)沉降器的內(nèi)徑D=4.5m，則 沉降器內(nèi)的線速度為： 5.0m/s，所以其沉降器的內(nèi)徑D=4.0m可行。 沉降器床層面到到沉降器頂部高度H1對于的求法，可以利用輸送分離高度（），查石油煉制工程有： 式中，DT為床徑，為氣體線速，又因DT=4.5m，=0.47m/s，則解以上方程有此計算的TDH值與實(shí)際生產(chǎn)中的值相差甚遠(yuǎn)，只有滿足下式時，才能較好的符合又考慮到一級旋風(fēng)分離器到沉降器頂?shù)木嚯x一般為3.0m，故 汽提段內(nèi)徑本設(shè)計中催化劑循環(huán)量為437103t/h，而汽提段的直徑一般以催化劑的流率確定，一般為176234t/m2h，則汽提段內(nèi)徑與直提升管

38、反應(yīng)器的內(nèi)徑形成的環(huán)形面積為 又已知提升管反應(yīng)器的面積為 汽提段內(nèi)徑為 汽提段高度取此處的催化劑停留時間為2.8min，kg/m3（經(jīng)驗(yàn)值），則催化劑藏量W為： 對于汽提段內(nèi)的盤環(huán)式盤板，可按一般的設(shè)計要求，氣提段安裝810層擋板，板間距為700800mm，因此，此處設(shè)計中取10層擋板，板間距為800mm， 汽提段與沉降器過渡段的距離由于小密度催化劑的休止角小于大密度的催化劑的休止角，前者一般為32，后者一般為3436，故取催化劑的平均休止角為34，又因在工程設(shè)計中，為了使催化劑順利滑落，應(yīng)使殼壁與水平線的夾角大于休止角，故取，則 ,解此方程有 反應(yīng)沉降器總高 5.5.8 反應(yīng)旋風(fēng)分離器 旋風(fēng)

39、分離器的選型 反應(yīng)器內(nèi)的旋風(fēng)分離器任選用型，采用一級便可，其主要的工藝尺寸見表11。 旋風(fēng)分離器的組數(shù)此處選用2組，則入口截面積為 一級入口線速度為 ，在經(jīng)驗(yàn)值范圍內(nèi)，故選2組可以滿足要求。 一級料腿負(fù)荷假定進(jìn)入旋風(fēng)分離器內(nèi)的固體顆粒全部回收下來，取旋風(fēng)分離器內(nèi)固體的顆粒密度為1.44kg/m2，則一級料腿的固體流量為： 一級料腿質(zhì)量流量=5.6 兩器壓力平衡催化裂化裝置反應(yīng)再生系統(tǒng)之 間的 壓力平衡是維持催化劑正常循環(huán)、保證裝置安全生產(chǎn)的關(guān)鍵。本設(shè)計反應(yīng)再生壓力平 衡以再生劑循環(huán)路線為計算依 據(jù)。各段的密度和高度等參數(shù)見圖75.6.1 兩器部分工藝數(shù)據(jù)見表17 圖 圖7 兩器立面圖表17 兩

40、器部分工藝數(shù)據(jù)提升管總進(jìn)料量預(yù)提升蒸汽量帶入提升管煙氣量催化劑循環(huán)量再生器頂壓力沉降器頂壓力提升管內(nèi)徑126t/h2011kg/h437kg/h437t/h0.142Mpa0.118Mpa1.0m再生斜管內(nèi)徑提升管入口線速提升管出口線速預(yù)提升管線速提升管入口油氣流率提升管出3口油氣流率預(yù)提升段氣體流率0.4m4.55m/s9.58m/s1.3m/s10955.17m3/h20932.8m3/h3297.89m3/h5.6.2 再生器頂部壓力5.6.3 再生器稀相段靜壓5.6.4 淹流管以上密相床壓降 5.6.5 下滑閥以上淹流管及斜管靜壓5.6.6 下滑閥以下斜管靜壓5.6.7 沉降器頂部壓力

41、5.6.8 沉降器稀相段靜壓 5.6.9 提升管進(jìn)料口以上靜壓提升管內(nèi)的平均油氣體積流量為： 所以 平均視密度= 提升管內(nèi)平均油氣流率=查的滑落系數(shù)為1.11，則 實(shí)際密度=36.681.11=40.71kg/m3所以5.6.10 提升段靜壓預(yù)提升段視密度=取滑落系數(shù)為1.5，則實(shí)際密度=132.511.5=198.77kg/m3所以 5.6.11 再生斜管摩擦阻力在計算再生斜管靜壓和時采用的密度是視密度，因此在和中實(shí)際已包含了再生斜管的摩擦阻力?；蛘哒f，前面計算的和應(yīng)當(dāng)是再生斜管的蓄壓。因此，在這里不必再單獨(dú)計算再生斜管的摩擦阻力。5.6.12 提升管直管段摩擦阻力 5.6.13 由于加速催

42、化劑出口傘帽處轉(zhuǎn)向及出口損失引起的壓降 5.6.14 預(yù)提升段摩擦壓降 5.6.15 再生劑循環(huán)路線壓力平衡計算結(jié)果匯總(見表18) 表18 再生劑循環(huán)路線壓力平衡計算結(jié)果匯總推動力，kg/cm2阻力，kg/cm2再生器頂部壓力2.4796沉降器頂部壓力2.23再生器稀相段靜壓0.036沉降器稀相段靜壓0.015再生器密相段靜壓0.048提升管進(jìn)料口以上靜壓0.1下滑閥以上斜管蓄壓0.222預(yù)提升段靜壓0.025下滑閥以下斜管蓄壓0.023預(yù)提升段摩擦壓降0.0041合計2.8086提升管0.0772預(yù)提升段摩擦壓降0.00003再生滑閥壓降合計2.4513+從上表15可知，再生滑閥壓降kg/

43、cm2，一般要求滑閥的壓降在0.20.4 kg/cm2，因此，計算結(jié)果是合適的。5.6.16 再生滑閥直徑的計算根據(jù)兩器壓力平衡，求得滑閥壓降后，利用公式 可以計算滑閥流通面積，式中 催化劑循環(huán)量，t/h 斜管密度，kg/m3 滑閥壓降，kg/m2,則 在實(shí)際中，為了操作平衡又有一定的彈性，滑閥開度不應(yīng)過大或過小，一般開度保持在4060%為宜。此時滑閥的直徑計算公式為： 此處取滑閥開度為60%，則滑閥直徑為： 5.7 其他細(xì)節(jié)設(shè)計5.7.1提升管進(jìn)料噴嘴的設(shè)計 重油催化裂化原料經(jīng)預(yù)熱后，由噴嘴噴入提升管反應(yīng)器中，與催化劑接觸反應(yīng)。因而，原料的霧化效果和在提升管混合區(qū)內(nèi)的分布情況，回直接影響到原

44、料的轉(zhuǎn)化和產(chǎn)品的分布。一般而言，液體原料在霧化蒸汽和噴嘴的作用下應(yīng)被快速霧化成與催化劑顆粒相當(dāng)?shù)奈⒁旱?，并在提升管混合區(qū)橫截面上均勻分布，以便于原料和催化劑的充分接觸，進(jìn)行傳質(zhì)、傳熱和反應(yīng)。因此，原料無華效果好，可以提高催化反應(yīng)，削弱了熱裂化反應(yīng)，從而提高了轉(zhuǎn)化率和反應(yīng)的選擇性。重油催化裂化對催化劑的要求有： 霧化粒徑細(xì)小而均勻，最好接近催化劑的平均粒徑（60m ），以提高原料油霧的氣化速度和反應(yīng)速度，抑制焦碳的生成； 能使已霧化的原料油均勻、迅速、充分的與催化劑接觸，為此要求霧滴應(yīng)具有良好的統(tǒng)計分布與空間分布特征，霧化流股的噴射角度大，覆蓋提升管截面，無死區(qū)； 霧滴速度適當(dāng)，有利于催化劑的正

45、常工作和使用壽命，霧化流股速度合理，既能穿透上升的催化劑流，有不至于器壁上引起結(jié)焦； 噴嘴壓降要小，在滿足霧化粒徑盡可能小的餓前提下，降低進(jìn)料壓力和霧化蒸汽耗量，以利于節(jié)能； 操作彈性大，性能可靠，結(jié)構(gòu)簡單，耐沖蝕，能長周期運(yùn)行且檢修更方便；基于以上的要求，本設(shè)計采用BWJ1噴嘴此裝置的設(shè)計采用BWJ-1 型噴嘴，BWJ-1 型噴嘴是一種新型的催化裂化進(jìn)料噴嘴, 最近開始應(yīng)用于催化裂化裝置。它節(jié)能、高效, 采用較低的油壓和使用較少的霧化蒸汽就能使原料油得到理想的霧化效果。新型進(jìn)料霧化噴嘴是雙流體的液體離心式噴嘴, 其核心部分是氣液兩相旋流器。氣液兩相旋流器的工作過程如下: 在噴嘴混合腔內(nèi)形成的

46、氣液兩相流體, 在一定壓力作用下進(jìn)入渦流器的螺旋通道, 被迫進(jìn)行回旋流動。由于氣液兩相的激烈混合, 粘度降低, 在離心力作用下, 液體被展成薄膜, 在氣流的沖擊下, 破碎霧化。在霧化室后面有一個加速段, 提高氣液兩相霧化流的軸向速度,再經(jīng)過一個穩(wěn)定段形成一個氣液兩相穩(wěn)定的霧化流, 為第二次霧化提供優(yōu)越條件。第二次霧化是氣液兩相流在半球形噴頭內(nèi)進(jìn)一步加速, 并經(jīng)扁槽形外噴口, 以扇形噴出, 實(shí)現(xiàn)原料的第二次霧化。 此裝置的設(shè)計要求原料不從底部進(jìn)入，原料從提升管兩側(cè)進(jìn)入，其噴嘴安排如下： 噴嘴位置噴嘴在提升管側(cè)面，如原料油、降溫汽油和提蒸汽等噴嘴，一律和提升管的中心線成30夾角。事故蒸汽進(jìn)入提升管后，其噴嘴應(yīng)和提升管的中心線重合。對于原料油噴嘴的具體布置可在此前提下進(jìn)行：在提升管下部溫度變化最激烈。中部以后，溫度基本沒有的變化。這表明了在提升管下部除原料汽