催化裂化装置设计基本工艺计算方法.doc

第一章 再生系统工艺计算 1. 1再生空气量及烟气量计算1.1.1 烧碳量及烧氢量烧焦量=8.5%=1700kg/h H/C=7/93(已知)烧碳量=170000.93=15810kg/h=131705kmol/h烧氢量=170000.07=1190kg/h=595kmol/h设两段烧碳比为8515且所有氢再生器中燃烧掉，又已知在I段烟气中 CO2% (O)=12.8 CO%(O)=7.5 段不存在CO则段生成CO2C为：1317.50.85=706.1kmol/h=8473.5kg/h段生成COC为1317.50.85=413.7kmol/h=4965.0kg/h段烧焦量=706.1+413.7+595=1714.8kmol/h=14628.5kg/h生成CO2C即为段烧焦量=1317.50.15=197.6kmol/h=2371.5kg/h1.1.2理论干空气量计算段碳燃烧生成二氧化碳需O2量706.11=706.1kmol/h段碳燃烧生成一氧化碳需O2量413.70.5=206.9kmol/h段氢燃烧生成水需O2量5950.5=297.5kmol/h理论需O2量=706.1+206.9+297.5=1210.5kmol/h=38736kg/h理论需N2量=1210.579/21=4553.8kmol/h=127506.4kg/h段理论干空气量=O2+N2 =5764.3kmol/h=166242.4kg/h段碳燃烧生成CO2需O2量=197.6kmol/h=6323.2kmol/h段碳燃烧生成CO2需N2=197.679/21=743.4kmol/h=20813.9kg/h 段碳燃烧生成CO2需N2= O2+ N2=941kmol/h=23137.1kg/h1.1.3 实际干空气量段再生烟气中过剩量为1.0%,则1.0%=过剩02量=59.57kmol/h=1906.3kg/h过剩N2量=59.57=224kmol/h=6274.7kg/h段实际干空气量=理论干空气量+过剩干空气量=6047.87kmol/h=174422.8kg/h段烟气中过剩02为5.8%=过剩O2量=75.4 kmol/h=2412.9kg/h过剩N2量=75.4=283.6kmol/h=7942.1kg/h段实际干空气量=1300 kmol/h=37492.1kg/h1.1.4湿空气量（主风量）由已知大气温度30相对温度70查空气湿焓图空气湿含量为0.02kg(水)/kg(干空气)则段空气中水气量=2488.5kg/h=193.8kmol/h段湿空气量=干空气量+水气量=139816.3Nm/h1.1.5主风单耗段= =9.68NM湿空气/kg.焦段= =11.75NM湿空气/kg.焦1.1.6干烟气量由以上计算可知干烟气中各组分量如下：组分 I段再生器 II段再生器Kmol/hKg/hKmol/hKg/hCO2706.131068.4197.68694.4CO413.711583.600H2O O259.571906.175.42412.9N24777.9178339.31026.728756总计5957.3178339.31299.739863.31.1.7湿烟气量及烟气构成I段再生器成果如下：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 构成%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10710595 13.52主风带入水汽3488.5193.8 13.52待生剂带入水汽105058.3 13.52松动吹扫蒸汽150083.33 13.52总湿烟气195087.86887.73 100段再生器成果如下组分 流量 构成Kmol/hKg/h干烟气湿烟气CO2197.68694.415.214.48O275.42412.95.85.52N21026.7287567975.23总干烟气1299.739863.3100 主风带入烟气37.3670.8 4.77松动吹扫27.8500 4.77总湿烟气1364.841034.1 1001.1.8烟风比段=1.097段=1.0751.1.9主风机选型依照所需主风量及外取热器吹入总流化风选轴流式主风机一台型号AV5612重要性能参数 入口压力 0.098MPa 出口压力 0.34 MPa 人口温度8.9 主风机出口温度k-1/kT入=428.1K=155取管线温降20，则主风入再生器出口温度为135 1.2再生器热平衡及催化剂循环阀计算1.2.1 烧焦放热（按ESSO法计算）生成CO2放热=生成CO2C量生成CO2发热值=（8473.5+2371.51）33873=36735.310 4 KJ/h 生成CO放热=生成COC量生成CO发热值=49651025.8=5093.10104KJ/h生成H2O放热=生成H2OH量生成H2O发热值=1190119890=14266.91104 KJ/h 共计（36735.3+5093.10+14266.91）104KJ/h=56096.3104KJ/h1.2.2焦炭脱附热解吸催化剂上焦炭燃烧总放热量11.5%,则焦炭脱附热=56096.310411.5%=6450.96104KJ/h1.2.3外取热器取热量 再 外取热器取热量 11731.34104KJh（取三催标定数据）再 内取热器取热量 8.58104KJ/h （取三催标定数据） 1.2.4 段主风升温热 段主风由135升温到671需热 干空气升温需热 =干空气量空气比热温差=174422.81.09（671135）=10171.47104KJ/h 水汽升温需热量=水汽量水汽比热温差=386.33104KJ/h1.2.5段主风升温热干空气升温需热=37492.11.09（710135）=2349.82104KJ/h水气升温需热=670.82.07（710135）=79.84104KJ/h1.2.6焦炭升温需热所有焦炭在段再生器中升温所需热量焦炭量焦炭比热（段再生温度反映器出口温度）=170001.097（671500）=318.9104KJ/h段烧焦量在再升温需热量=段烧焦量焦炭比热（段再生温度段烧焦温度）=2371.51.097（710671）=10.9104KJ/h焦炭升温总热量为329.8104KJ/h1.2.7待生剂带入水气升温需热水汽量水比热温差(段)=10502.16(671500)=38.78104KJ/h水汽量水比热温差（段）=10502.16（710671）=8.58104KJ/h共计：待生剂带入水汽升温需热47.63104KJ/h1.2.8松动吹扫蒸汽升温需热段蒸汽量焓差=1500（38602812）=157.2104KJ/h段蒸汽量焓差=500（3981.82812）=58.5104KJ/h式中3860，2812分别为671。0.33Mpa，过热蒸汽和183，0.11 Mpa饱和蒸汽焓1.2.9散热损失582烧碳量=58215810=920.14104KJ/h1.2.10给催化剂净热量给催化剂净热量=焦炭燃烧热（29项之和）23276104KJ/h1.2.11 催化剂循环量G1031.097（710500）=23276104解得G=1010t/h1.2.12再生器热平衡入方104KJ/h出方104KJ/h焦炭燃烧热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23276共计56095.2856095.281.2.13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I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1010000 共计1250100 12501001.2.14 剂油比剂油比=1.2.15 待生剂含炭量 已知再生剂含炭为0.2%，则段待生剂含炭量=0.452%段半再生催化剂含炭量P为段待生剂催化剂含炭量=2.14%1.2.16再生催化剂藏量W=2CBR/(VPTCR0.7) 段中烧碳量=170000.850.93=13438.5kg/h 催化剂含炭量=0.452% 过剩O2量为0.1% 压力因数=2.03 温度因数=3.49段藏量W=66.6T同理段藏量W=4.53T1.2.17 烧焦强度段=219.65kg/吨催化剂.h 段=523.5 kg焦/吨催化剂.h1.3第再生器尺寸计算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共计 6972.59195973.421.3.1密相床直径取密相床密度300kg/m3稀相段平均密度25kg/m3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=943k气体体积流率=44.67m3/s取密相段线速为1.1m/s密相段直径=7.19m1.3.2 密相段高度 再生器密相床体积=222cm3密相段高度=5.45m1.3.3稀相段直径稀相段中点压力=0.3315MPa稀相段温度=675+273=946K气体体积流率=46.84m3/s取稀相直径=9.7m稀相线速=0.62m/s1.3.4稀相段高度 取稀相段高度为12m1.3.5过渡段高度 取过渡角为45度 过渡段高度为1.25m 1.3.6催化剂停留时间 =3.96min1.3.7再生器体积烧焦强度=65.89kg/m3h1.3.8 旋风分离器选型和计算1.3.8.1 选型选国内开发PV型旋分器6组并联2级串联1级入口面积 1.99796m2 料腿直径42612 筒体直径14102级入口面积1.724688m2 料腿直径21912 筒体直径14101.3.8.2 计算1.2级旋分器入口线速湿烟气体积流速=6971.88=47m3/s 线速=23.58m/s (1824m/s) 选6组适当1.3.8.3 复核二级入口线速二级入口线速= 26.5335m/s在容许范畴内1.3.8.4 核算料腿负荷 1级料腿负荷 再生烟气密度=1.16kg/m3催化剂平均筛分构成 dp=57.47 密度p = 查FCC工艺设计图74得 气体饱和携带量Es= 旋分器入口固体浓度G=EsV= 一级料腿质量流率= 244-366kg/m2s范畴内1.3.8.5旋分器压降计算一级旋分器压降由-气体密度kg/m3 D-筒体直径Re雷诺数 1.3.8.6最小料腿长计算一级料腿长度 =500.75+（9-3）（300-350）+1225/350=1.05m式中为管内密度kg/m3取350kg/m3入口中心线至灰斗底距离为7.7m净空高度不不大于7.7+Z+1=9.75m稀相段高度12m 9.75不大于12m因此满足。二级料腿高度 =2.8m二级入口中心线至灰斗底距离为7.7m净空高度应不不大于7.7+Z2+1=11.5m净空高度12m 11.5不大于12m因此满足规定。1.4 II再生器计算 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/hKg/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共计1364.841034.11.4.1段再密度直径段密度段平均密度取170kg/m3高度取6m 稀相密度20kg/m3 高度8m压力P=0.31+（61700.5+820）10-5=0.32MPa温度=273+710=983K气体体积流率=1364.8=9.68m3/s取再密相段气体线速1.6m/s则直径=2.77m 取现场数据2.8m 实际线速=1.57m/s1.4.2 再密相高度密相段体积=26.6m3密相段高度=4.3m 取6m1.4.3 再稀相段直径压力P=0.310.582010-5=0.32MPaV=1364.8=9.68m3/s取稀相线速0.55m/s则直径=4.8m 取4.9m实际线速=0.51m/s1.4.4 再稀相段高度 再稀相段高度为2m1.4.5过渡段高度取过渡角45度 则 过渡段高度=0.5（4.92.8）=1m1.4.6 催化剂停留时间=0.27min1.4.7 再体积烧焦强度=89.2kg/m3.h1.4.8旋分器选型和计算1.4.8.1 选型 选用布埃尔型旋分器2组2级串联 1级选用46 入口面积 0.278 筒体直径 1193 料腿直径325102级选用42 入口面积 0.2428 筒体直径 1092 料腿直径 168101.4.8.2计算入口线速 湿烟气体积流率=1364.8=9.99m3/su=17.97m/s u在工艺容许18-24m/s之间所选2组适当1.4.8.3 复核2级入口线速2级入口线速=20.57m/s2m/s2.2.6.4油气混合物直径喷嘴线速雾化蒸汽量594kmol/hV气=/h提高管中平均线速u平=10.57m/s两者之差30m/s故6个喷嘴适当。2.2.7 沉降器尺寸拟定2.2.7.1 沉降器直径拟定沉降线速0.50.6m/s，设平均高度9m，密度5kg/m3，则沉降器中点压力P=0.28+0.5=0.28MPa气体体积流率=提高管出口气体量+气提蒸汽量=3596.45+3500/18=3790.9kmol/h普通按3.1kg水蒸气/催化剂设计V=3790.9=24.1m3/s取沉降线速U=0.6m/s D=7.15m 取7.2m2.2.7.2沉降高度拟定U=0.6m/s查图73 TDH，=4.0 设TDH，=4.0TDH=1.6TDH，+2.4=1.64+2.4=8.6m因此圆整取沉降器高度9m .2.2.8汽提段工艺尺寸拟定2.2.8.1汽提段直径拟定 FCC工艺设计推荐汽提段直径可按催化剂在汽提段质量流速176234T/m2.h拟定。取200T/m2.h则汽提段面积F=催化剂循环量+焦炭量/200103=5.14m2D=2.6m2.2.8.2汽提段高度拟定取汽提段高度经验值8m。2.2.8.3过渡段过渡角为45度。过渡段高度=2.3m2.2.8.4汽提段挡板拟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最小自由截面积为汽提段截面积43%-50%，取48%。自由截面积A=48%5.17=2.47m2汽提段挡板内径do do=1.78m 2.2.8.5催化剂在汽提段内停留时间FCC工艺设计下选用汽提段内催化剂密度为550kg/m3藏量=汽提段密度汽提段体积=5505.148=22616停留时间=1.34min2.2.8.6催化剂下移速度=0.096m/s (+即1.68+3+1=5.68m一级入口中心线至灰斗底距离为5.237m因此净空高度应m即1.68+1+5.237=7.917m设计净空高度为9m不不大于7.917m 满足粗旋压力平衡规定2.2.10沉降器单旋旋分器计算2.2.10.1单旋选型 采用国内开发PV型旋风分离器 入口面积1.031304/3 筒体直径1624 料腿直径426122.2.10.2拟定单旋组数 入口线速=22.2m/s2.2.10.3料腿负荷 选3组 料腿负荷G=101010310%=101000kg/h=28.06kg/s 料腿=73.7kg/m2.s2.2.10.4单旋料腿高度校核 =2.78kg/m3 Re=14.3106 Ci=4kg/m3 =8.54-0.833=8.540.334.190.921.81-1=18.7 =686+19.51685=1404.4Pa=1404.4kg/m2=1.89m单旋料腿高度应 即1.89+3+1=5.89m单旋入