年加工60万吨重油催化裂化装置生产工艺课程设计

1、.年加工60万吨重油催化裂化装置生产工艺设计（反应再生系统）一 工艺流程概述1.反应部分工艺流程 以往设计采用新鲜原料与回炼油混合进料，本设计采用分段进料，将新鲜原料用途回炼油分开。提升管底部设有预提升蒸汽和提升蒸汽（或干气）。从再吸收塔来的部分脱前干气经流控阀和提升管底部的莲蓬式分布器进入提升管，与预提升蒸汽等作提升介质，将从再生器来的约640700的再生催化剂提升到进料位置。提升管反应器进料有下而上依次是新鲜原料、回炼油、回炼油浆、急冷（含硫污水或除盐水）、和急冷油（可以是粗汽油、轻柴油）进料喷嘴。新鲜原料和回炼油分为几路，每路设有流量控制阀，每路在分两支，每支路又加流量指示，以保证各路进

2、料流量均匀，然后经过相应的进料喷嘴进入提升管反应器。从油浆泵来的约350的部分油浆经流控阀和油浆进料喷嘴进入提升管，其雾化蒸汽上设有限流孔板。除盐水或分馏含硫污水泵来的部分含硫污水经流控阀雾化进入提升管。从分馏部分来的急冷油经流控阀和急冷油喷嘴、经雾化蒸汽后进入提升管。根据原料性质和产品质量、产品分布要求，用再生单动滑阀自动控制提升管（或聚气室）出口温度约480510从沉降器顶旋风分离器和提升管出口快速分离器分离下来的催化剂进入提升管，与汽提蒸汽逆流接触，置换出的催化剂颗粒间孔隙内油气汇合进入沉降器顶旋风分离器。沉降器汽提段料位由待生单动滑阀自动控制。根据生产要求，用流控阀控制汽提蒸汽流量。重

3、油催化裂化装置多使用金属钝化剂。金属钝化剂用量由计量泵从储罐中抽出，根据原料性质和平衡催化剂污染情况，按一定比例与新鲜原料混合后进入提升管反应器。采用非水溶性金属钝化剂，还需打入一定量的柴油，以提高注入管线的线速度，防止管线堵塞。2.再生部分工艺流程 来自沉降器汽提段的待生催化剂经待生催化剂分布器进入再生器床层，与贫氧主风逆流接触，烧掉催化剂上的大部分氢和碳，然后与从主风分布管来的主风接触，烧焦后的再生催化剂经再生器底部的淹流管排出再生器。夹带催化剂的再生烟气上升穿过催化剂床层进入设在稀相段两级多组旋风分离器，绝大部分催化剂分离下来返回催化剂床层。分离后的烟气经聚气室排进再生烟道，经蒸汽过热器

4、温度降到700以下，在经第三级旋风分离器（三旋），将烟气含尘量250mg/m3以下，大部分烟气进入烟气轮机（烟机）发电或带动主风机运转。烟机出口烟气与其旁路烟气汇合，经过余热锅炉，温度降到180后排入大气二设计基础数据1.原料油物性 相对密度（d420）0.8800相对分子质量382馏程/350500特征因数K12.3凝点/39运动黏度5025.26残炭/%（质量）<0.11005.94S含量/%（质量）0.47组成饱和烃71.8N含量/%（质量）<0.1芳香烃23.3重金属含量Fe/mg·kg-10.02胶质4.9Ni/mg·kg-1<0.1占原油/%（

5、质量）27V/mg·kg-1<0.1Cu/mg·kg-1/2.催化剂物化性质化学组成/%新鲜剂平衡剂筛分组成/%新鲜剂平衡剂Al2O346.651.541.5<45.8m19.923.019.4Na2O0.340.351.7045.8110m62.168.465.5Fe2O31.101.301.20>110m/15.1SO42-/0.93平均密度/m/RE2O32.44.53.60微反活性（MA）/%/66物理性质800,100%H2O,4h/比表面积/m2·g-1296344167800,100%H2O,17h6568/孔体积/ml·

6、g-10.2280.3360.192金属含量/g·g-1堆密度/g·ml0.850.90.97Ni/1953磨损指数/%2.23.9/V/2073.助剂及相关功用助剂名称组成特点作 用CO助燃剂Pt（Pd）/Al2O3促进CO转化成CO2，降低再生剂的喊炭量，提高催化剂活性，减少催化剂循环量和消耗，提高轻质油收率辛烷值助剂ZSM-5分子筛进行二次反应，如二次裂化、异构化等，以提高催化裂化汽油的辛烷值金属钝化剂Sb（Sn）有机化合物使催化剂上的有害金属（Ni）减活，以减少其毒害作用，改善裂化产物的选择性。钒捕获剂固钒剂R和ZSM-7使再生催化剂上的钒转化为五价钒酸，再与钒捕获

7、剂中的碱性金属氧化物化合生成稳定的钒酸盐SOx转移剂MgO等金属氧化物将再生过程中的SOx转化为金属硫酸盐，减少SOX排放量。三再生器物料平衡和热平衡计算再生器主要操作数据再生器顶部压力（表），MPa0.142烟气组成（体积分数），%再生温度，650CO2/CO体积比1.5主风入再生器温度，140O20.5待生剂温度，470焦炭组成（H/C质量比）10/90大气温度，25再生剂含碳量（质量分数），%0.3大气压力，MPa0.1013烧焦炭量，t/h4.5空气相对湿度，%501.燃烧计算（1）烧炭量及烧氢量烧碳量=4.5×103×0.9=4.05×103kg/h=3

8、37.5kmol/h烧氢量=4.5×103×0.1=0.45×103kg/h=225kmol/h因烟气中CO2/CO(体)=1.5，所以生成CO2的C为：生成的CO中C为337.5202.5=135kmol/h=1620kg/h（2） 理论干空气量碳烧成CO2需O2量=202.5×1=202.5kmol/h碳烧成CO需O2量=135×1/2=67.5kmol/h氢烧成H2O需O2量=225×1/2=112.5kmol/h则理论需O2量=202.5+67.5+112.5=382.5kmol/h=12240kg/h理论带入N2量=382.

9、5×79/21=1439kmol/h=40292kg/h所以理论干空气量=382.5+1439=1821.5kmol/h=52532kg/h（3）实际干空气量烟气中过剩O2的体积分数为0.5%(体积分数)。则由解上述方程便可求得过剩O2量O2（过）=9.10 kmol/h =291.2 kg/h过剩N2量=9.10×79/21=34.23 kmol/h=958.44 kg/h 所以 实际干空气量=1821.5+9.10+34.23=1864.83 kmol/h=53781.64 kg/h（4）湿空气量（主风量）大气的温度为25，相对湿度50%，查空气的湿焓图得空气的湿焓量为

10、0.010kg(水)/ kg(干空气)。所以： 空气中的水汽量=53781.64×0.010=537.82kg/h=30.0 kmol/h 湿空气量=1864.83+30.0=1894.83 kmol/h=42.44×103m3/h=707.4m3/min,此即正常操作下的主风量 （5）主风单耗 （6）总干烟气量 由以上计算可知干烟气中的各组分的量，将其相加，即得总干烟气量总干烟气量=CO2+CO+O2+N2 =202.5+135+9.10+34.23+1439 =1819.83 kmol/h=54231.64 kg/h（7）湿烟气量及烟气组成（如下表）按每吨催化剂带入1k

11、g水气及设催化剂循环量为1300t/h。粗估算值。组 分流 量相对分子量组成（摩尔分数），%kmol/hkg/h干烟气湿烟气CO2202.589104411.139.57CO1353780287.426.38O29.10291.2320.500.43N21473.2341250.442880.9569.65总干烟气1819.8354230.9329.8013.97生成水气225405018主风带入水汽30540待生剂带入水29.33528吹扫、松动蒸11.12200.2总湿烟气2115.2859549.03合计100.00合计100.00（8）烟风比湿空气量/主风量（体）=2115.28/18

12、94.83=1.122.再生器热平衡（1）烧焦放热生成CO2放热=2430×33873=8231.14×104kJ/h 生成CO放热=1620×10258=1661.8×104 kJ/h生成H2O放热=450×119890=5395.1×104 kJ/h 合计放热=15288.04×104 kJ/h（2）焦炭吸附热（脱附热）按目前工业上采用的经验方法计算，则：焦炭吸附热=15288.04×104×11.5%=1758.12×104 kJ/h（3）主风由140升至650需热干空气升温需热=5378

13、1.64×1.09×（650-140）=2989.72×104 kJ/h 水汽升温需热=537.82×2.07×（650-140）=56.78×104 kJ/h（4）焦碳升温需热假定焦炭的比热与催化剂的相同，也取1.097 kJ/kg·,则 焦炭升温需热=4.5×103×1.097×（650-470）=88.9×104 kJ/h（5） 待生剂带入水汽升温需热 528×2.16×（650-470）=20.53×104 kJ/h（6） 吹扫、松动蒸汽升温需热

14、200.2×（3816-2780）=20.74×104 kJ/h（7）散热损失 582×烧炭量（以kg/h计）=582×4050=235.71×104 kJ/h（8）给催化剂的净热量 焦炭燃烧热第项至项之和 =15288.04×104-（1758.12+2989.72+56.78+88.9+20.53+20.74+235.71）×104 =10117.54×104 kJ/h（9）计算催化剂循环量G 10117.54×104=G×103×1.097×(650-470)则 G=5

15、12.4t/h（10）再生器热平衡汇总（见下表）入方，×104 kJ/h出方，×104 kJ/h焦炭燃烧热15288.04焦炭脱附热1758.12主风升温3046.5焦炭升温88.9带入水气升温41.27散热损失235.71加热循环催化剂10117.54合计15288.04合计15288.043.再生器热物料平衡（如下表）入方，kg/h出方，kg/h干空气53781.64干烟气54231.64水 汽主风带入540水 汽生成水气4050待生剂带入528带取水气1268.2吹扫、松动蒸汽200.2合计5318.2合计1268.2循环催化剂512.4×103焦炭4500

16、循环催化剂512.4×103合计571.95×103合计571.95×103四反应器的热平衡和物料平衡计算1.基础数据 反应条件沉降器顶部压力(表)，kPa177提升管出口温度，470原料预热温度，350新鲜原料流量，t/h63催化剂循环量，t/h63待生剂入口温度，640提升管停留时间，s2.83.0 产品产率干气2.0液化气9.5稳定汽油35轻柴油40重柴油6.5焦炭6.0损失1.0 原料及产品性质性 质原料油稳定汽油轻柴油重柴油回炼油密度（20），g/cm30.880.74230.87070.8770.88 恩氏蒸馏初馏点26054199/28810%318

17、78221/34750%38012326838039990%466163324/440终馏点488183339/465平均相对分子量3501002003003502.反应器物料平衡 入方物料流量项目kg/h相对平均分子量Kmol/h新鲜原料63×103350180回炼油63×10335180催化剂437×103再生剂带入烟气4372915.07 水蒸汽水蒸汽总量201118111.72 其 中进料雾化1260预提升667膨胀节吹扫34事故蒸汽吹扫50合 计565011油+气合计/489.07 按每吨催化剂带1kg烟气计算。 按总进料的1%计算 出方物料流量项目Kg

18、/h相对平均分子量Kmol/h裂化油7.3×10330243.33汽油22×103100220轻柴油25.20×103200126重柴油4.1×10330013.67回炼油63×103350180烟气436.672915.06水蒸气201118117.72催化剂+焦炭440.37×103/损失633.333021.11合计565051油+气合计/934.5损失按裂化气计算。3.反应器热量衡算（1）反应热计算由催化裂化工艺学知，反应热=2180千卡/kg催化反应炭，且有：催化反应炭=焦炭中总炭附加炭气提炭附加炭=新鲜原料量×新

19、鲜原料残炭值×0.6气提炭=催化剂循环量×0.02%，则附加炭=63×103×4%×0.6=1512kg/h气提炭=437×103×0.02%=87.4 kg/h催化反应炭=3.42×103151287.4 =1.82×103 kg/h总反应热=4.2×催化反应炭×反应热 =4.2×1.82×103×2180×1000 =1666.39×104kJ/h（2）水蒸汽升温吸热 Q=2.08×(500350)×2011=6

20、2.74×104 kg/h（3）反应器散热损失对于大型装置采用经验公式计算，散热损失(kJ/h)=465.6×烧炭量(kg/),则散热损失=465.6×3.8×104=176.93×104 kJ/h（4）原料油由350升至500时吸收的热量 将原料油、回炼油混合进料进行处理，因原料油的密度=0.88g/cm3，查石油炼制工程的石油馏分焓图可知，当T=350时，石油馏分油焓为265kcal/kgT=500时，石油馏分油焓为380kcal/kg，则原料油升温需热=(63+63)×103×4.2×(380265) =60

21、85.8×104 kJ/h（5）催化剂吸附热催化剂吸附热=焦炭脱附热=1484.63×104 kJ/h（6）反应器出方总热量 总热量=(1666.39+62.74+176.93+6085.5)×104 =7991.86×104 kJ/h（7）循环催化剂供热量供给热量=总热量吸附热 =(7991.861484.63)×104 =6507.23×104 kJ/h（8）核算催化剂在反应器中的循环量 其误差为：，此误差在设计的允许范围内。反应器热平衡汇总供热，×104kJ/h吸热，×104kJ/h循环催化剂6507.23反

22、应热1666.39水气升温热62.74吸收热1484.63散热损失176.93原料升温热6085.8合计7991.86合计7991.86五再生器主要附件再生器的主要部件如图1所示，其主要部件有烧焦罐、稀相输送管、再生器。稀相段、再生器第二密相床、再生器内旋风分离器，它们的工艺设计计算如下：1.烧焦罐设计由经验知，在采用高温CO完全燃烧时，烧焦罐内线速度为1.5m/s左右，设烧焦罐的温度为680，进风出压力为 0.318MPa，则可由求出主 风进口的体积流率假设此烧焦罐的内径为2.5m，则 烧焦面积 此时烧焦罐内的线速度 1.5m/s，故 此假设不合理， 假设假设此烧焦罐的内径为3.0m，则 烧

23、焦面积 此时烧焦罐内的线速度可见取=3.0m合理,则此烧焦罐的内径为=3.0m。 图1 再生器结构简图 烧焦罐高度可以由计算，其中，表 示催化剂在烧焦罐内的藏量，表示催化剂在烧焦罐 内的密度，由经验知催化剂在烧焦罐内的停留时间为40s，则 又=7.07m2,设=113kg/m3（经验数据）则 2.稀相输送管设计设C、H在烧焦罐燃烧了90%（经验数据），而完全燃烧后的烟气为1487.86kmol/h,又设稀相输送管中的压力为0.30Mpa，温度为720，则稀相输送管内气体体积流率为： 又设稀相输送管的内径=1.5m，则则稀相输送管内气速据UOP公司提出的设计准则：稀相输送管内气速一般在3.07.

24、5m/s范围内。故取稀相输送管的内径=1.5m合理。 同理，可以利用公式计算稀相输送管的高度，由催化裂化工程知催化剂在稀相输送管内的停留时间为3.0s左右。取=3.0,=25kg/m3又因=1.77m2，所以， 又因稀相输送管的经验高度为8.010.0m，故此值=8.13m合理。3.再生器稀相段再生器稀相段的温度一般较第二密相床低20左右，取=700，设压力为0.258MPa根据再生烟气量为1478.86kmol/h，利用可以计算此时的体积流率为： 假设稀相段内径=4.5m，则稀相段线速度 由催化裂化工艺设计知稀相段线速度一般为0.6m/s，最大不超过0.8m/s，故此处取稀相段内径=4.5m

25、合理。对于再生器稀相段高度，可以利用输送分离高度来求，查石油炼制工程有：，式中，为床径为气体线速，又因=4.5m，=0.73m/s，则解以上方程有 此计算的值与实际生产中的值相差甚远，只有满足下式时，才能较好的符合，则又考虑到由一级旋风分离器到再生器的顶部的距离一般为3.0m，则整个稀相段的高度为 4.再生器第二密相床主风量约有10%进入第二密相床，带走催化剂再生后的烟气，同样 ，可以利用来计算此时的体积流率，此时第二密相床内的温度为720，压力为0.295MPa，则体积流率因第二密相床内的线速度在0.150.25m/s，故设=0.15m/s，则烟气通过的面积为 又因稀相输送管所占的面积为 则

26、第二密相床内径为 同样，对于第二密相床的高度，也可以利用计算，催化剂在第二密相床内的停留时间为45s，则催化剂藏量为 取=220kg/m3，则 5.再生器第二密相床与稀相输送管的过渡段由于小密度催化剂的休止角小于大密度的催化剂的休止角，前者一般为32°，后者一般为3436°，故取催化剂的平均休止角为34°，又因在工程设计中再生器锥底与水平面的夹角要大于休止角，故取休止角为40°则解之有 =0.42m6.再生器内旋风分离器 型旋风分离器尺寸项目一级二级入口面积，m20.2690.269料腿直径，mm426×12168×10料腿内截面积，

27、m20.1270.0172再生器的旋风分离器采用多组两级串联方式，又因PV型旋风分离器的结构简单，衬里易于施工，检修方便，其长径比大，且长径比可通过优化设计灵活调整。因此本设计采用PV型旋风分离器，两级串联。其工艺尺寸见上表。再生器内的旋风分离器的工艺简图如图2，一级料腿伸入到第二密相床以下1.5m，二级料腿伸入1.0m，一、二级料腿均采用全覆盖阀。 （1）计算旋风分离器组数选用两组旋风分离器，则一级入口面积为 一级入口线速度 图2 旋风分离器的工艺简图 由催化裂化工艺设计知，一级入口线度一般在2023m/s，且最大不超过过25m/s，因此，取2组旋风分离器是合理的。 对于再生器内旋风分离器的

28、二级入口流率当采用CO高效完全燃烧时,C已完全燃烧，故可以不再在二级旋风分离器处设间接蒸汽，因此，一级、二级气体流率均为11.66m3/s，一级、二级的入口面积 均为0.538m2，则二级入口气仍为21.67m/s，由催化裂化工艺设计知，二级入口线速度一般在2325m/s，因此，该值也是合理的。（2）再生器内旋风分离器压降旋风分离器内的压力平衡图如图3： 图3 旋风分离器压力平衡图一级旋风分离器压降 由于烧焦罐稀相管出口设有型快速分离器，其效率为80%，则稀相管中 催化剂循环量为： 则 二级旋风分离器压降 （3）料腿长度 一级料腿长度应 对于稀相管密度的确定，取床面3m的平均密度=10

29、5;一级旋风分离器入口催化剂浓度，查石油加工工艺学有，当kg/m3,则 取床面3m以上至旋风分离器入口的平均密度=1.5×一级旋风分离器浓度，则 一级料腿密度取465kg/m2 (经验值)，取35kg/m2（因为用的是全覆盖翼阀），则 一级料腿最小长度为2.28+1=3.28m一级旋风分离器入口中心线至灰斗底端的距离为4.9m，则一级料腿实际长度为11.41-4.9+1.5=8.013.28m，故完全可以满足一级料腿压力平衡的需要。 二级料腿长度应 二级料腿密度取360kg/m3（经验值），则 二级料腿最小长度应为3.47+1=4.47m，其实际长度远超过4.47m，故可以满足二级料

30、腿压力平衡要求。（4）核算料腿负荷 一级料腿负荷按型旋风分离器效率80%计，随烟气带走的催化剂全部进入旋风分离器，且完全在一级内回收下来，则通过一级料腿的固体流量 一级料腿截面积为 ，则一级料腿质量流率 二级料腿负荷按一级旋风分离器的回收率为90%计，则通过二级料腿的固体的流量 二级料腿截面积为 二级料腿质量流率六提升管及主要附件提升管反应器部分的简图如图4，该部分的工艺设计计算包括提升管进料处的压力和温度、 提升管内径、提升管长度、提升管总压降、预提升段的内径和高度、提升管沉降器、反应旋风分离器等。其计算的详细过程如下： 图4 提升管反应器 1.提升管进料处的压力和温度（1）压力沉降器顶的压

31、力为118kPa(表)，设进油处至沉降器顶部的压降为19.6kpa，提升管内的压力为： 18+19.6=137.6kpa。 （2）温度加热炉出口温度为350，压力为0.4Mpa，此时原料油处于液相状态。经雾化进入提升管与640的再生催化剂接触，立即完全汽化，而原料有与催化剂接触后的温度可由图5的热量平衡计算。油、蒸汽升温和催化剂吸热的热量计算如下表物流流量进出温度，焓，kg/kJ热量，kJ/h温度，焓，kg/kJ热量，kJ/h原料油126×103350(l)912.811501×104T（g）I1123×103I1水蒸气20111832780559.06×

32、;104TI22011I2油和水蒸气共吸热=，而催化剂和烟气由640降至T所放热量为：放热量，式中，1.097和1.09分别是催化剂的密度和烟气的密度。设T=483，查石油炼制工程有，原料油在483的焓值为1499kJ/kg,水蒸气的焓值为3450kJ/kg，将它们带入以上的两热量式有，左边=75208550，右边=75338857，两边的误差为0.17%，故取T=483是可行的。2.提升管内径 提升管内径为=1.0m，则提升管截面积为 图 5 提升管进料处的温度 则提升管下部气速可以求出，由前面的物料平衡可知，油和蒸汽的总流率为489.07kmol/h,所以下部的体积流率为： 则 ，又因提升

33、管入口线速度一般在47m/s，故取=1.0m可行。出口油气的总流率为934.5kmol/h，则出口油气的体积流率为： 出口线速度为： 计算结果表明：提升管出入口的线速度在一般的设计值范围内，所以取=0.8m是可行的。3.提升管长度提升管内的平均气速为： 取提升管内的停留时间为3.0s，则提升管的长度为： 4.提升管总压降提升管总压降包括静压，摩擦压降及出口、转向等损失，各项的计算分别如下： 取提升管内的密度（经验值），则 则提升管总压降为： 此值以前面所设的19.6比较的接近，故前面的假设是合理的，就不必在重新设定了。5.预提升段的内径和高度预提升段的烟气和预提升蒸汽的流率为： 则 体积流率

34、取预提升段的线速度为1.3m/s，则 考虑到进料喷嘴以下设有事故蒸汽进口管，入孔，再生剂斜管入口等，预提升高度取4.0m6.提升管工艺计算结果汇总，如下表预提升段反应段长度，m4.0长度，m20.4内径，m0.7内径，m1.0提升管总长，m24.47.提升管沉降器（1）沉降器内径沉降器应满足：线速度不能过高，以避免催化剂带出过多，且还要能够容纳内旋风分离器。由经验值知，反应器和沉降器的线速度5.0m/s。由前面的计算知，提升管出口的油气的体积流率V上=7.52m2/s,设沉降器的内径D=4.5m，则 沉降器内的线速度为： 5.0m/s，所以其沉降器的内径D=4.0m可行。（2）沉降器床层面到到

35、沉降器顶部高度H1对于的求法，可以利用输送分离高度（），查石油炼制工程有： 式中，DT为床径，为气体线速，又因DT=4.5m，=0.47m/s，则解以上方程有此计算的TDH值与实际生产中的值相差甚远，只有满足下式时，才能较好的符合又考虑到一级旋风分离器到沉降器顶的距离一般为3.0m，故 （3）汽提段内径本设计中催化剂循环量为437×103t/h，而汽提段的直径一般以催化剂的流率确定，一般为176234t/m2h，则汽提段内径与直提升管反应器的内径形成的环形面积为 又已知提升管反应器的面积为 汽提段内径为 （4）汽提段高度取此处的催化剂停留时间为2.8min，kg/m3（经验值），则催

36、化剂藏量W为： 对于汽提段内的盘环式盘板，可按一般的设计要求，气提段安装810层挡板，板间距为700800mm，因此，此处设计中取10层挡板，板间距为800mm，（5）汽提段与沉降器过渡段的距离由于小密度催化剂的休止角小于大密度的催化剂的休止角，前者一般为32°，后者一般为3436°，故取催化剂的平均休止角为34°，又因在工程设计中，为了使催化剂顺利滑落，应使壳壁与水平线的夹角大于休止角，故取°，则 ,解此方程有 反应沉降器总高 8.反应旋风分离器 旋风分离器的选型 反应器内的旋风分离器任选用型，采用一级便可。 旋风分离器的组数此处选用2组，则入口截面积

37、为 一级入口线速度为 ，在经验值范围内，故选2组可以满足要求。 一级料腿负荷假定进入旋风分离器内的固体颗粒全部回收下来，取旋风分离器内固体的颗粒密度为1.44kg/m2，则一级料腿的固体流量为： 一级料腿质量流量=七两器压力平衡催化裂化装置反应再生系统之 间的 压力平衡是维持催化剂正常循环、保证装置安全生产的关键。本设计反应再生压力平 衡以再生剂循环路线为计算依 据。各段的密度和高度等参数见图61.两器部分工艺数据如下表 图 图6 两器立面图两器部分工艺数据提升管总进料量预提升蒸汽量带入提升管烟气量催化剂循环量再生器顶压力沉降器顶压力提升管内径126t/h2011kg/h437kg/h437t

38、/h0.142Mpa0.118Mpa1.0m再生斜管内径提升管入口线速提升管出口线速预提升管线速提升管入口油气流率提升管出3口油气流率预提升段气体流率0.4m4.55m/s9.58m/s1.3m/s10955.17m3/h20932.8m3/h3297.89m3/h2.再生器顶部压力3.再生器稀相段静压4.淹流管以上密相床压降 5.下滑阀以上淹流管及斜管静压6.下滑阀以下斜管静压7.沉降器顶部压力8.沉降器稀相段静压 9.提升管进料口以上静压提升管内的平均油气体积流量为： 所以 平均视密度= 提升管内平均油气流率=查的滑落系数为1.11，则 实际密度=36.68×1.11=40.71

39、kg/m3所以10.提升段静压预提升段视密度=取滑落系数为1.5，则实际密度=132.51×1.5=198.77kg/m3所以 11.再生斜管摩擦阻力在计算再生斜管静压和时采用的密度是视密度，因此在和中实际已包含了再生斜管的摩擦阻力。或者说，前面计算的和应当是再生斜管的蓄压。因此，在这里不必再单独计算再生斜管的摩擦阻力。12.提升管直管段摩擦阻力 13.由于加速催化剂出口伞帽处转向及出口损失引起的压降 14.预提升段摩擦压降 15.再生剂循环路线压力平衡计算结果汇总 推动力，kg/cm2阻力，kg/cm2再生器顶部压力2.4796沉降器顶部压力2.23再生器稀相段静压0.036沉降器

40、稀相段静压0.015再生器密相段静压0.048提升管进料口以上静压0.1下滑阀以上斜管蓄压0.222预提升段静压0.025下滑阀以下斜管蓄压0.023预提升段摩擦压降0.0041合计2.8086提升管0.0772预提升段摩擦压降0.00003再生滑阀压降合计2.4513+从上表可知，再生滑阀压降kg/cm2，一般要求滑阀的压降在0.20.4 kg/cm2，因此，计算结果是合适的。16.再生滑阀直径的计算根据两器压力平衡，求得滑阀压降后，利用公式 可以计算滑阀流通面积，式中 催化剂循环量，t/h 斜管密度，kg/m3 滑阀压降，kg/m2,则 在实际中，为了操作平衡又有一定的弹性，滑阀开度不应过

41、大或过小，一般开度保持在4060%为宜。此时滑阀的直径计算公式为： 此处取滑阀开度为60%，则滑阀直径为： 八其他细节设计1.提升管进料喷嘴的设计 重油催化裂化原料经预热后，由喷嘴喷入提升管反应器中，与催化剂接触反应。因而，原料的雾化效果和在提升管混合区内的分布情况，回直接影响到原料的转化和产品的分布。一般而言，液体原料在雾化蒸汽和喷嘴的作用下应被快速雾化成与催化剂颗粒相当的微液滴，并在提升管混合区横截面上均匀分布，以便于原料和催化剂的充分接触，进行传质、传热和反应。因此，原料无华效果好，可以提高催化反应，削弱了热裂化反应，从而提高了转化率和反应的选择性。重油催化裂化对催化剂的要求有： 雾化粒

42、径细小而均匀，最好接近催化剂的平均粒径（60m ），以提高原料油雾的气化速度和反应速度，抑制焦碳的生成； 能使已雾化的原料油均匀、迅速、充分的与催化剂接触，为此要求雾滴应具有良好的统计分布与空间分布特征，雾化流股的喷射角度大，覆盖提升管截面，无死区； 雾滴速度适当，有利于催化剂的正常工作和使用寿命，雾化流股速度合理，既能穿透上升的催化剂流，有不至于器壁上引起结焦； 喷嘴压降要小，在满足雾化粒径尽可能小的饿前提下，降低进料压力和雾化蒸汽耗量，以利于节能； 操作弹性大，性能可靠，结构简单，耐冲蚀，能长周期运行且检修更方便；基于以上的要求，本设计采用BWJ1喷嘴此装置的设计采用BWJ-1 型喷嘴，B

43、WJ-1 型喷嘴是一种新型的催化裂化进料喷嘴, 最近开始应用于催化裂化装置。它节能、高效, 采用较低的油压和使用较少的雾化蒸汽就能使原料油得到理想的雾化效果。新型进料雾化喷嘴是双流体的液体离心式喷嘴, 其核心部分是气液两相旋流器。气液两相旋流器的工作过程如下: 在喷嘴混合腔内形成的气液两相流体, 在一定压力作用下进入涡流器的螺旋通道, 被迫进行回旋流动。由于气液两相的激烈混合, 粘度降低, 在离心力作用下, 液体被展成薄膜, 在气流的冲击下, 破碎雾化。在雾化室后面有一个加速段, 提高气液两相雾化流的轴向速度,再经过一个稳定段形成一个气液两相稳定的雾化流, 为第二次雾化提供优越条件。第二次雾化

44、是气液两相流在半球形喷头内进一步加速, 并经扁槽形外喷口, 以扇形喷出, 实现原料的第二次雾化。 此装置的设计要求原料不从底部进入，原料从提升管两侧进入，其喷嘴安排如下： 喷嘴位置喷嘴在提升管侧面，如原料油、降温汽油和提蒸汽等喷嘴，一律和提升管的中心线成30夹角。事故蒸汽进入提升管后，其喷嘴应和提升管的中心线重合。对于原料油喷嘴的具体布置可在此前提下进行：在提升管下部温度变化最激烈。中部以后，温度基本没有的变化。这表明了在提升管下部除原料汽化外，裂化反应也进行得很激烈。由于存在中下部的这种差异，因此采用多点进料方案，实现选择性裂化。对于原料喷嘴的具体布置，则应总结提升管温度变化图，按以上原则布

45、点，因此设计缺乏温度变化图，故不能具体布点。 进料喷嘴数量当侧面进料时，为避免油气和催化剂倒流，使油和催化剂混合均匀，以提高效率，减少二次反应，采用沿周围多个喷嘴进料效果比单个效果好。采沿周围多喷嘴布置时，喷嘴应成偶数，沿周围等距离布置，两两对应，以使分布均匀，减少喷嘴磨损。2.提升管各点的蒸汽为了减少催化剂的磨损，减少水蒸汽对催化剂的老化作用，在满足工艺条件下，应尽量减少吹气点和蒸汽的吹入量。如：雾化蒸汽的喷入可按馏分油，雾化蒸汽量占总进料量的0.51%设计。对于油浆，雾化蒸汽按24%设计。对于重质油，雾化蒸汽按进料量的57%设计。对于事故蒸汽，当原料中断后，提升管事故蒸汽的进入量应使提升管

46、内的线速不低于3m/s，这相当于事故蒸汽量占总进料量的4%左右。对于吹扫蒸汽，在事故蒸汽喷嘴设置旁通孔板，通入约占事故蒸汽量的510%进行吹扫。对于提升蒸汽，为了避免催化剂脱落，提升蒸汽饿量按原料未喷入时能在提升管内保持0.5m/s的线速考虑。九主要设备计算结果汇总为了方便查阅，将计算的结果列表汇总如下表 设备计算结果汇总项目内径，m高度,m烧焦罐3.06.0稀相输送管1.58.13再生器稀相段4.514.41再生器第二密相床3.53.20预提升段0.74.0提升管1.020.4汽提段2.3411.59沉降器稀相4.513.25十主要设备选择1.提升管反应器采用折叠式提升管，分为两段：上段为进

47、料及反应段，下段为预提升段。反应段上部直径为1.0m，内衬100mm隔热耐磨衬里；反应段下部直径为1.0m，内衬100mm隔热耐磨衬里。预提升段直径为0.7m，内衬150mm隔热耐磨衬里。提升管反应器进料设4台BWJ-1型高效雾化原料喷嘴， 2台BWJ-1型高效雾化油浆喷嘴，提升管上部设2组终止剂喷嘴。提升管出口设两组粗旋风分离器。2.沉降器及汽提段沉降器置于再生器之上，直径为4.5m，内衬100mm隔热耐磨衬里，采用两组单级PV型旋风分离器并设内集气室。汽提段直径2.34m，设10层环形挡板，整个汽提段插入再生器中，外衬隔热耐磨衬里。3.再生器采用大小筒结构，稀密相直径(外径)分别为4.5/

48、3.5m，采用150mm厚隔热耐磨衬里，主要内构件包括2组两级PV型旋风分离器、主风分布管、待生催化剂分配器、待生塞阀及待生套筒、外取热器返回管等。4.外取热再生器设一台气控外循环式翅片管外取热器，其直径为1.3m，内衬100mm隔热耐磨衬里，汽水循环系统采用自然循环方式，取热能力为8721kW.5.三级旋风分离器设一台立式PV型三级旋风分离器。6.主风机及烟气轮机装置设二台主风机，一开一备。为离心风机，主风机组配置为烟气轮机主风机电动三机组，主风机设计风量680m3n/min(湿)，最大风量800m3n/min(湿)。出口压力0.32MPa(绝)，烟气轮机的设计烟气量为670m3n/min，电动机额定功率为3200kW。备用主风机组，设计风量为680m3n/min(湿)，出口压力为0.32MPa(绝)，驱动机为电机，电机额定功率3200kW。7.增压机组增压机的作用是提供外取热器和待生塞阀套筒流化用风以及外取热器返回管提升用风。选用离心式增压机，设计风量为80m3n/min，出口压力0.39MPa(绝)，由电机驱动，电机额定功率155kw。设两台增压机，其中一台操作，一台备用。十一.反应部分工艺技术方案及特点吸收国内外同类生产装置积累的经验，并结合本装置具体特点，为进一步改善产品分布，提高轻油产率、降低干气及焦炭产率，在提升管反应系统设计