催化裂化装置设计工艺计算方法

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43烧焦量=X8.5%=1700kg/h160 10 108000H/C=7/93(已知)烧碳量=17000 X0.93=15810kg/h=131705kmol/h烧氢量=17000 X0.07=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CO2% (O)=12.8C0%(0)=7.5U段不存在CO贝打段生成CO2的C为：12 81317.5 X0.85 X=706.1kmol/h=8473.5kg/h12.87.5I 段 生 成 CO 的 C 为 1317.5 X

2、 0.85 X7.512.8 7.5=413.7kmol/h=4965.0kg/hI段烧焦量=706.1+413.7+595=1714.8kmol/h=14628.5kg/hII生成CO2的 C 即为 U段烧焦量=1317.5 X0.15=197.6kmol/h=2371.5kg/h1.1.2 理论干空气量的计算I段碳燃烧生成二氧化碳需 02量706.1 X仁706.1kmol/hI段碳燃烧生成一氧化碳需 02量413.7 X0.5=206.9kmol/hI段氢燃烧生成水需 02量595 X0.5=297.5kmol/h理论需 02 量=706.1+206.9+297.5=1210.5kmol

3、/h=38736kg/h理论需 N2 量=1210.5 X79/21=4553.8kmol/h=127506.4kg/hI 段理论干空气量=O2+N 2 =5764.3kmol/h=166242.4kg/hU 段碳燃烧生成 CO2 需 O2 量=197.6kmol/h=6323.2kmol/hU 段 碳 燃 烧 生 成CO2需 N2=197.679/21=743.4kmol/h=20813.9kg/hU段碳燃烧生成 CO2 需 N2= O 2+ N 2=941kmol/h=23137.1kg/h1.1.3 实际干空气量I段再生烟气中过剩量为1.0%,贝 y 1.0%=706.1413.72（过

4、剩）2（过剩）2（过剩）79214553.8过剩 02 量=59.57kmol/h=1906.3kg/h79过剩 N2 量=59.57 X- =224kmol/h=6274.7kg/hI段实际干空气量=理论干空气量+过剩的干空气量=6047.87kmol/h=174422.8kg/hII段烟气中过剩02 为 5.8%=2（过剩）197.6743.4 （1 空）212（过剩）过剩 02 量=75.4 kmol/h=2412.9kg/h79过剩 N2 量=75.4 X =283.6kmol/h=7942.1kg/hI段实际干空气量=1300 kmol/h=37492.1kg/h湿空气量（主风量）由

5、已知大气温度30 C相对温度70 C查空气湿焓图空气的湿含量为0.02kg（水）/kg（干空气）则I段空气中的水气量=2488.5kg/h=193.8kmol/hII段湿空气量=干空气量+水气量=139816.3Nm 3/h主风单耗I段湿空气量I段烧焦量=9.68NM 3湿空气/kg.焦I段湿空气量I段烧焦量=11.75NM 3湿空气/kg.焦干烟气量由以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/hC02706.131068.4197.68694.4CO413.711583.600H2O0259.571906.175.42412.9N24

6、777.9178339.31026.728756总计5957.3178339.31299.739863.3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CO231068.4706.111.8510.25CO11583.6413.76.956.0O21906.159.571.00.86N2133781.24777.980.269.37总干烟气178339.35957.3100生成水气1071059513.52主风带入水汽3488.5193.813.52待生剂带入105058.313.52水汽松动吹扫蒸汽15

7、0083.3313.52总湿烟气195087.86887.73100U段再生器结果如下组分流量组成Kmol/hKg/h干烟气湿烟气CO2197.68694.415.214.480275.42412.95.85.52N21026.7287567975.23总的干烟气1299.739863.3100主风带入烟气37.3670.84.77松动吹扫27.85004.77总湿烟气1364.841034.1100烟风比I段湿烟气量I段主风量195087.8177911.3=1.097n段湿烟气量n段主风量41034.138162.9=1.075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

8、台型号 AV56 12主要性能参数 入口压力0.098MPa出口压力0.34 MPa人口温度8.9 C出主风机出口温度 出（）k-1/k入XT入=428.1K=155 C入取管线温降20 C,则主风入再生器出口温度为135 C1.2再生器热平衡及催化剂循环阀的计算1.2.1 烧焦放热(按 ESSO 法计算)生成CO2放热=生成CO2的C量x生成CO2发热值=(8473.5+2371.51 )X33873=36735.3 X10 4 KJ/h生成CO放热=生成CO的C量x生成CO发热值=4965 X1025.8=5093.10 X104KJ/h生成出0放热=生成H2O的H量X生成出0的发热值=1

9、190 X119890=14266.91X104 KJ/h合计( 36735.3+5093.10+14266.91 )X104KJ/h=56096.3 X104KJ/h1.2.2 焦炭脱附热解吸催化剂上的焦炭燃烧总放热量的 11.5%,则焦炭脱附热 =56096.3 X104X11.5%=6450.96 X104KJ/h1.2.3 外取热器取热量I再 外取热器取热量11731.34 Xl04KJh (取三催的标定数据)U再 内取热器取热量8.58 X104KJ/h(取三催的标定数据)1.2.4 I段主风升温热I段主风由135 C升温到671 C需热干空气升温需热 =干空气量X空气比热X温差=1

10、74422.8 X1.09 X(671 135 ) =10171.47 Xl04KJ/h水汽升温需热量=水汽量X水汽比热X温差=386.33 X104KJ/h1.2.5 U段主风升温热干空气升温需热 =37492.1 X1.09(710 135) =2349.82 X104KJ/h 水气升温需热 =670.8 X2.07(710 135) =79.84 X104KJ/h1.2.6 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)=17000 X1.097 X(671 500 ) =318.9 xlO 段蒸汽量 X 焓差=1500 X(3860 2

11、812 ) =157.2 X104KJ/h U 段蒸汽量X焓差=500 X(3981.8 2812 ) =58.5 X104KJ/h 式中 3860 ,2812 分别为 671 C°0.33Mpa，过热蒸汽和 183 °C, 0.11 Mpa 的饱和蒸汽焓KJ/hu段烧焦量在u再升温需热量=u段烧焦量X焦炭比热x(n段再生温度一I段烧焦温度)=2371.5 X1.097 X(710 671 ) =10.9 Xl04KJ/h焦炭升温总热量为 329.8 x104KJ/h1.2.7 待生剂带入水气升温需热水汽量 X水比热 X温差(I 段)=1050 X2.16 X(671 50

12、0)=38.78 X10 4KJ/h水汽量X水比热X温差(U段) =1050 X2.16 X(710 671 ) =8.58 X 104KJ/h合计：待生剂带入水汽升温需热 47.63 X104KJ/h1.2.8 松动吹扫蒸汽升温需热129散热损失582 X烧碳量=582 X1581O=92O.14 xlO4KJ/h给催化剂的净热量给催化剂的净热量=焦炭燃烧热一（2 9项之和）=23276 XlO4KJ/h催化剂循环量G X103X1.097 X(710 500 ) =23276 X104解得 G=1010t/h再生器热平衡入方X104KJ/h出方X104KJ/h焦炭燃烧热56095.28合计

13、56095.28焦炭脱附热6450.96主风升温需热12987.46焦炭升温需热327.44水汽升温需热47.63内外取热11739.92散热损失920.14加热循环催化剂2327656095.281213再生器物料平衡入方kg/h出方kg/hI段干烟气174422.8I段干烟气178339.3II段干烟气37492.1II段干烟气39863.3待生剂待入烟气1080生成水汽10710I段主风带水汽3488.5带入水汽4159.3II段主风带水汽670.8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10100

14、00合计125010012501001214 剂油比剂油比=催化剂循环量总进料量10104.762001.2.15待生剂含炭量已知再生剂含炭为0.2%,则U段待生剂含炭量催化剂循环量103 0.2% 17000 15%催化剂循环量 103=0.452%I段半再生催化剂含炭量 P为U段待生剂催化剂的含炭量=2.14%再生催化剂藏量W=2CBR/(VPTC R0.7)I 段中烧碳量=17000 X0.85 X0.93=13438.5kg/h催化剂含炭量=0.452%过剩02量为0.1%3 3压力因数=五X21(21 1)/1 n -1.08.08=2.032 41温度因数=3.492.858I 段

15、藏量 W=66.6T同理U段藏量 W=4.53T烧焦强度I段烧焦量I段藏量=219.65kg/吨催化剂.hn段烧隹量II段=n段藏量 523.5 kg焦/吨催化剂.h1.3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28.16887.33193545.21外再热流化风2948.211398.21催化剂带走烟气28.136.651030合计6972.59195973.42密相床直径取密相床密度300kg/m 3稀相段平均密度25kg/m 3密相段高度为9m 稀相段高度为12 m密相段中点压力=0.3465MPa密相段温度=273+671=943

16、k气体体积流率=44.67m 3/s取密相段线速为1.1m/s密相段直径=7.19m密相段的高度再生器密相床体积=Wl =222cm 3222密相段高度=0785T7y =545m稀相段直径稀相段中点压力=顶0.5 h稀稀 10 50.3315MPa稀相段温度=675+273=946K气体体积流率=6899.8 0.1013 948 22.40.3315 3600 27346.84m 3/s取稀相直径=46.65 0.785 0.629.7m稀相线速=0.62m/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度催化剂的停留时间过渡段高度为1.25mI段藏量循环量爲=3.96min13

17、7再生器体积烧焦强度烧焦量再生器体积=14628.5 =65.89kg/m215.333h旋风分离器的选型和计算1.3.8.1 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1.99796m 2料腿直径426 X12 筒体直径14102级入口面积1.724688m 2 料腿直径219 X12 筒体直径1410计算1.2级旋分器入口线速0.1013 (673 273) 22.43.湿烟气体积流速=6971.88 X=47m 3/s273 0.33 3600线速=23.58m/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26.53

18、m/ s1.72468826.53<35m/s 在允许范围内138.4 核算料腿负荷1级料腿负荷I再生烟气密度=质量流率体积流率 =1.16kg/m催化剂的平均筛分组成dp=10.004Xi10di0.1220.642 0.112 0.11730609512057.47 卩密度PP =-12620V10001000查FCC工艺设计图7 4得气体饱和携带量Es=旋分器入口固体浓度G=Es XV=一级料腿质量流率=244-366kg/m 2s 范围内旋分器压降计算一级旋分器压降g Ci 1000 ui 2Cio0.0452gui20.8338.54KA dr1 745 D0.1610.036

19、Re 1Re gVD/度 kg/m 3基准入口浓度10kg /m3气体粘度pa. sKa筒体与入口截面积之比dr出口管与筒体直径之比入口气体中固体浓度kg/m3Ui入口气体线速m/ s系数D-筒体直径Re雷诺数Re104 1048.540.8330.785 1.4121.997964/61.7450.1610.441.414 0.036104 10114.4815007.5 PaRegui D4120 101.7450.441.724688/ 61.41 0/1614 0.036120 1041 12.545889.2 Pa138.6最小料腿长的计算级料腿长度11 12 1稀1稀 2密1稀 1

20、2 密 11稀/1=500.75+(9-3 )X(300-350 ) +12 X25/350=1.05m式中1为管内密度kg/m 3取350kg/m 3入口中心线至灰斗底的距离为 7.7m净空高度大于7.7+Z+仁9.75m稀相段高度12m9.75小于12m所以满足。二级料腿高度4503,500.75 588.92 12 253002121 稀3 密 2阀 /2450=2.8m23阀 35kg /m 2450kg / m二级入口中心线至灰斗底的距离为 7.7m净空高度应大于7.7+Z 2+仁11.5m1.4 II再生器的计算II再密相段气体（设1公斤催化剂携带1kg烟气）项目分子量Kmol/h

21、Kg/h湿烟气28.11364.841034.1催化剂带走烟气28.1与再生器催化剂带入烟气抵消合计1364.841034.11.4.1 U段再密度直径II段密度段平均密度取170kg/m 3高度取6m稀相密度20kg/m 3高度8m压力 P=0.31+(6 X170 X0.5+8 X20)X10-5=0.32MPa温度=273+710=983K22.4 9830.1013 ccc 3/气体体积流率=1364.8 X-X=9.68m 3/s36002730.32取I再密相段气体线速1.6m/s则直径=2.77m取现场数据2.8m实际线速=1.57m/s1.4.2 U再密相高度密相段体积=W4.

22、53 10317026.6m 3密相段高度=26.60.785 2.82=4.3m取6m1.4.3 U再稀相段直径压力 P=0.31 X0.5 X8 X20 xl0-5=0.32MPa22.4 9830.10133V=1364.8 X-X- X=9.68m 3/s3600 2730.32取稀相线速0.55m/s9 96贝U直径=J. 4.8m 取 4.9m 0.785 0.55实际线速=9.68 =0.51m/s18.841.4.4 U再稀相段高度U再稀相段高度为2m取过渡角45度则 过渡段高度=0.5 X(4.92.8) =1m催化剂的停留时间藏量催化剂的循环量=0.27min1.4.7 U

23、再体积烧焦强度3.h烧焦量 2371.5密相段体积=扇=89.2kg/m旋分器的选型和计算1.4.8.1 选型选用布埃尔型旋分器2组2级串联料腿直径巾325 X10料腿直径巾168 X1级选用46 # 入口面积0.278 筒体直径巾11932级选用42 #入口面积0.2428筒体直径巾109210湿烟气体积流率=1364.8 X 丝4 X983 x0.l013=9.99m dp=57.47卩（前已计算）/s36002730.319 99u= : 17.97m/s u在工艺允许的18-24m/s 之间0.278 2所选2组合适复核2级入口线速合适1364 82 级入口线速=20.57m/s<

24、;35m/s0.2780 2复核料腿负荷1级料腿：再生烟气密度质量流率体积流率4103419.99 36001.14kg/m 32.03 102pp=1608.6kg/m3 则-d查FCC工艺设计图得气体饱和携带量Es=3.5 pg=3.99kg/m 3旋分器入口固体浓度 G=Es XV=39.86kg/s一级料腿质量流率39.860.14284.7kg /m2s 在 244-366kg/m2s 范围内二级料腿假定是1级旋分器效率的90%则二级料腿固体流率=39.86 xi0%=3.986kg/m2s二级料腿质量流率=3.986 =ii5.9kg/m 2s0.03旋分器压降计算其中丫汽=1.1

25、4K=1.6y昆=3.99kg/m 3一级旋分器压降=4.98 X10-5ui2/g X(K y昆+3.4 y气)=0.017kg/cm二级旋分压降25U2 109.814.98 11.6g 0.028kg/cm 2最小料腿长的计算一级料腿长度Z1 =16 1.5170 3508 20350170 ( 810) 1603501.4m入口中心线至灰斗底的距离为4.5m净空高度应大于 Z1+1+4.5=4.1m设计稀相段高度8m满足要求。二级料腿的长度170280 8 20(170 40)35)0.8m450二级料腿应大于Z2+1+4.15.9m设计稀相段高度为8m满足要求第一章提升管反应器的工艺

26、计算1.分子量的确定以汽油为例 取稳定汽油d42°=0.7138tv二址 如=96.4 斜率=t 90 tio/90 10=1.36 5注混合蜡油常渣94%，焦化蜡油6%有效数据采用三催标定数值和设计数据提升管膨胀吹汽50kg/h,半再生和再生斜管吹汽400kg/h（包括平均蒸汽100kg/h）均为250 C饱和蒸汽油浆外甩不回炼其数据见表II 4稳定汽油轻柴油油浆混合蜡油tv96.4271.4423.4465.2k1.41.741.141.74校正值10946T中87.4263.4419.4459.220d40.71380.89361.0190.904715.6d1560.7188

27、0.89761.020.9087M941953254302.1几个主要参数的计算回炼比回炼比=回炼油新鲜原料油12200=0.06总转化率总转化率=气体汽油焦炭新鲜原料油X100%=3.5 1.838.5 8.5200200=59.8%单程转化率单程转化率=气体总进料焦炭X100%=56.4%总进料轻质油收率轻质油收率=汽油轻柴油新鲜原料油X100%38.3 26.7200200X100%=65%总液体收率总液体收率=液态烃+汽油+轻柴油=18+38.3+26.7=83%2.2提升管直径和长度的计算物料平衡入方物料 表n -2-1项目质量流量 kg/h分子量M千摩尔流量kmol/h新鲜原料20

28、0 X103430465.12回炼油12 X10343027.9循环催化剂1030 X103再剂带入烟气10302935.5水蒸气1710018950其中进料雾化10.7 X103预提升5.4 X103膨胀节物料吹扫1.0 X103合计12493301478.52油+汽合计229106出方物料表n -2-2项目质量流量分子量M千摩尔流量裂化气43.0 X103301433.3汽油76.6 X10394814.89轻才53.4 X103195273.85油浆9.0 X10332527.69回炼油12 X10343027.9烟气10302935.52水蒸汽1710018950催化剂+焦炭1047.

29、7 X103损失1.0 X1033033.3合计1249330油+气合计229.1 X1033596.45222进料预热温度222.1反应热平衡入方热再生催化剂带入热量Qi=G X1.097 x(706 500 ) X103=23276.15 xlO4KJ/h催化炭吸附热Q2=焦炭脱附热=6450.96 XlO4KJ/h带入烟气放热Q3=G X0.1% X1.09 X(706 500) =23.13 Xl04KJ/h带入水汽放热Q4=G X0.1% X2.07 X(706 500)=43.9 X104KJ/h出方热反应热 Q1=9127 X催化碳=9006.52 X104KJ/h催化碳=总碳一

30、附加碳一可汽提碳=9868总碳=焦炭量X 0.93=15810KJ/h可汽提碳=G X0.02%=1030 X103附加碳=新鲜原料X残碳 X 0.6=200 X103X4.78% X0.6=57.36KJ/h原料油由预热温度升至反应温度所需热量物流Kg/h入方出方温度焓KJ/kg温度焓 KJ/kg新鲜原20 X103TI5001528.26料回炼油12 X103332.7858.335001549.19Q2' =200 X103x(365 X4.187 I2) +12 X103x4.187 X(370 205)=31394.12 X10420I2X104各蒸汽由始态为反应状态吸热量Q

31、3' =17100 X(870.5 710.3 )X4.187=789 XlO4KJ/h250温度的焓为710.3 X4.187500温度的焓为820.5 X4.187损失的热量Q4=465.6 X生成焦碳量=465.6 X15810=736.11 X104KJ/h列热平衡方程Q 放=Q 吸 Q 1=Q i，Q1，+Q 2，+Q 3，+Q 4，=Q 供29794 X104=(9006.52 X 104+31394.12 X104 2012 X104+789 X104+739.11 X104)X4.187解得：b=( 41925.75 29794)/20 X4.187=144.87kca

32、l/kg反查焓图得原料油预热温度为243 C。2.2.3 提升管进油处温度(猜算法)2.2.3.1 入方热设催化剂烟气和水蒸气内710 C降至tC,放出热量Q 放=1016 X103X1.097 (710 t) +1016 X1.097 (710 t) +1016X2.16(710 t) =111.78 X104 (710 t)2.2.3.2 出方热(吸热)原料油和水蒸气吸收热量Q 吸=(200 X103X 11 200 X103X143 X4.187+12 X103X 11 X4.18712 X10 3 X205 X4.187+17100(I 2 710.3 ) X4.187n -2-3 和

33、表 u -2-42.2.3.3 列热平衡方程Q 放 =Q 吸假设t °C,保证Q放=Q吸111.13 X104 X(710-t)=(21.2X104h+1.71 X104l2)X4.187-18257.9 X104假设 t=519 C10 4KJ/h假设 t=517 C10 4KJ/h假设 t=517 CI 1=380kcal/kgQ 放=21349.99 X104KJ/hI 1=379kcal/kgQ 放=21461.76 X104 KJ/hI 1=378kcal/kgQ 放=21573.54 X104KJ/hI 2=828kcal/kgQ 吸=21568.35 XI 2=827k

34、cal/kgQ 吸=21472.43 XI 2=825kcal/kgQ 吸=21369.34 X10 4KJ/h所以当 t=518 CQ放=Q吸 即518 C为原料提升管处气化温度2.2.4 提升管反应器直径和高度的确定2.2.4.1 提升管直径的确定设提升管直径D=1.3m设进油处至沉降的顶P的压降为0.05MPa则提升管进油处压力为顶压+0.05=0.28+0.05=0.33MPa224.2合算提升管下部气速由物料平衡中得油气+蒸汽+烟气总汽率为1478.52kmol/h所以下部气体体积流率为Vi=1478X 22.4273 517 0.1013 3/=8.24m 3/s273 0.33则

35、下部线速U=V i/F=6.21m/s核算提升管出口线速由物料出口处油气总汽率为 3596.45kmol/hP1=0.28+0.0 仁 3.29MPaV2=3596.4522.4（273 498） 0.1013 =22.07m 3/s273 0.29 3600U1=V 2/F=16.64m/s核算结果：提升管入口线速6.21m/s在4.5 8m/s范围内提升管出口线速16.64m/s在8 18m/s范围内故所选提升管直径1.3m是可行的。224.4提升管高度的计算提升管平均线速u平=催化剂在提升管内的停留U上一U10.57m/s.u上In - u下!f时间 2-4s取3s则提升管长度L= u平

36、10.57332m 取 32m实际停留时间=3210.573.03s提升管压降计算本设计采用埃索研究工程公司设计FCC212页提升管平均视密度14.2kg/m3G s 1010 1.12 103V上22.13 3600下GV下33s1010 101.258.18 360042.87kg/m3平下上42.87 14.228.67326.06kg / m3In下,42.87In上14.2提升管压降静压头1 L1.5 平 3221.5 26.061250.88kg/m2N 平 u平2g3.5 26.06 10.5722 9.81519.4kg/m2颗粒加速度及转向的压降N=1+1+1.5=3.5 （

37、二次转向+出口损失）摩擦压降3=7.9 X10-8 X（LX 平 Xu 平 2 *D） =57kg/m 21231827.28kg /m2与假设值0.02MPa基本相等，不必重新计算预提升管直径和高度的确定预提升高度 考虑到进料口喷嘴下面有预提升直径进口，再生催化剂斜口管入口，事 故进口管等，高度取4m.225.2预提升管直径预提升管气体的摩尔流率为催化剂带入烟气1030kg/h35.5kmol/h催化剂带入水汽103057.2预提升直径5400300进料事故蒸汽量50027.78420.48体积流率 V=420.48 X22.4 x-(706 273)0.1013 =2.88m 3/h273

38、 0.33 3600取蒸汽流速4m/s则预提升段直径D= JV = J2.88 =0.955m 0.789u V 0.789 4取 0.9m 实际线速 U=V/0.785D 2=2.88/0.785 X0.92=9.5m/s结合以上计算流率提升管尺寸如下预提升段长度4m 直径0.9m反应段36m内径1.3其中32m为直立管，4m为水平管，提升管长度40m直立管36m226提升管进料喷嘴计算226.1密度的确定t243在243 C原料预热温度下的密度 d4= d4 =0.835 查332.82回炼油密度为d：=0.7体积流率的确定新鲜原料200 3/=0.0665m 3/s0.835 3600回

39、炼油12=0.00476m 3/s0.7 3600进料喷嘴的确定取喷嘴直径巾50，计算喷嘴线速2m/s本设计采用新鲜原料与回炼油混合进料，设油组数为n个贝U u0.0665 0.00476 2 取 n=6 个偶数 所以 u=6.05m/s>2m/sn 0.7850.05油气混合物直径喷嘴的线速雾化蒸汽量594kmol/h、，10.7 10'3V气=18 8.314 1030.98 106273 2502637.5m3/h 0.73m3/h0.0665 0.004760.7326 0.7850.0568.05m/s提升管中平均线速u平=10.57m/s两者之差30m/s故6个喷嘴合

40、适。沉降器尺寸的确定227.1沉降器直径的确定沉降线速0.5 0.6m/s，设平均高度9m,密度5kg/m 3,贝翫降器中点 压力5P=0.28+0.59 5 10 =0.28MPa气体体积流率=提升管出口气体量+气提蒸汽量=3596.45+3500/18=3790.9kmol/hD=v0.785u7.15m取 7.2m般按3.1kg水蒸气/催化剂设计V=3790.922.4 771 0.10133,=24.1m 3/s3600 2730.28取沉降线速U=0.6m/s227.2沉降高度的确定U=0.6m/s 查图 7 3 Tdh，=4.0 设 Tdh，=4.0Tdh=1.6T dh，+2.4

41、=1.6 X4+2.4=8.6m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176234T/m 2.h 确定。取 200T/m 2.h则汽提段的面积F=催化剂循环量+焦炭量/200 X103=5.14m 2228.2汽提段高度的确定取汽提段高度的经验值8m228.3过渡段过渡角为45度。D沉 D汽 过渡段高度=2.3m2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%

42、X5.17=2.47m 2汽提段挡板内径do2 47do= J =1.78m 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/m 3藏量=汽提段密度X汽提段体积=550 X5.14 X8=22616停留时间=藏量循环量=1.34min228.6催化剂下移速度催化剂密度截面积1010 102 32550 0.785 3600 2.6=0.096m/s (<0.1m/s)汽提段上升蒸汽速度压力 P=P 汽 + (0.5 Xp密x h 密+h 过 xp过+h 稀Xp)x10-5=0.28+ (0.5 X550 X8+2.3 X200+9 X5) X10-

43、5=0.307MP温度 T= (500-20 ) +273=753K气体体积流率=汽提蒸汽+夹带的油气量(97.1 +35001822.4、，753X3600273、，0.1013X0.307=1.65m 3/s气体速度=0.31m/s气体体积流率截面积1.65汽提蒸汽管蒸汽压力1.0MP温度250 C主管口径设主管气体流速u=20m/sFCC工艺设计下选取12-25m/s汽提蒸汽体积流量V=0.235m 3/s3500 18 22.4 0.1013273 2501.0 273 3600D=/亠=0.785u0.2350.785 20=0.12m喷孔数 压力P=0.307MP3500 18 2

44、2.4 0.1013273 2503/V=0.765m 3/s273 0.307 3600喷孔直径10-20mm取20mm孔速 50-70m/s 取 60m/s贝U V=n X0.785 X60 X0.022n=40.6取40个实际喷孔速=0.765“ c .2 =60.9m/s40 0.785 0.02汽提蒸汽管在最下面一层挡板下面沉降器粗旋分器的计算粗旋选型用国内开发的PV型旋风分离器入口面积 1.116756/3筒体直径© 1514料腿直径© 754 X12229.2确定粗旋的组数22.43600选用3组并联P=028MP 油气体积流率 =3595.80.1013 273 5003/=22.92m 2 0.785 3600 0.73粗旋料腿高度的校核/s273 0.28油气体积流率入口面积22.921.116756=20.52m/s粗旋料腿负荷的计算设粗旋效率为90%G=1010 X103 x90%=909kg/h3则料腿负荷=201.2 kg/m909 10提升管的质量流率体积流率竺丄型