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反应——再生系统工艺计算

石油大学．卢春喜

1998年 5月

目录

一、 再生器物料平衡和热平衡计算------------------------------------------2
1．燃烧计算-------------------------------------------------------------------3
2．再生器热平衡-------------------------------------------------------------6
3．再生器物料平衡----------------------------------------------------------8
4．附注------------------------------------------------------------------------10
二、 提升管反应器的设计-----------------------------------------------------12
1、 基础数据--------------------------------------------------------------------12
2、 提升管直径和长度计算--------------------------------------------------13
三、 再生器的工艺计算--------------------------------------------------------20
四、 旋风分离器系统的压力平衡--------------------------------------------24
五、 旋风分离器工艺计算-----------------------------------------------------26
六、 两器压力平衡 ------------------------------------------------------------33
七、 催化剂循环量的几种计算方法-----------------------------------------38

第二章 反应——再生系统工艺计算

第一章介绍了催化裂化过程的基本原理和一些有关的生产、科研的数据和经验，催化裂化的工艺设计计算就是综合运用这些基本原理和经验。诚然，要具体设计一个催化裂化装置仅靠这些知识是很不够的，还必须参阅更多的资料，了解更多的生产经验和科研成果。这一章的主要目的是通过几个具体的例子掌握反应——再生系统工艺计算的基本方法。
还有一点必须强调的是，由于对催化裂化反应、再生过程和流态化等问题还没有完全认识，因此在工艺设计中常常是依靠经验而不是理论计算。即使有些设计计算可以依靠某些计算公式或计算方法，但是仍然要十分重视用实际生产数据来比较、检验计算结果。
在工艺设计计算之前，首先要根据国家的需要和具体条件选择好原料和生产方案，例如主要是生产柴油方案还是生产汽油—气体方案。第二步是参考中型试验和工业生产数据，制定总物料平衡和选择相应的主要操作条件。
催化裂化反应——再生系统的工艺设计计算主要包括以下几部分：
（1）再生器物料平衡，决定空气流率和烟气流率
（2）再生烧焦计算，决定藏量。
（3）再生器热平衡，决定催化剂循环量。
（4）反应器物料平衡、热平衡，决定原料预热温度。结合再生器热平衡决定燃烧油量或取热设施。
（5）再生器设备工艺设计计算，包括壳体、旋风分离器、分布板（管）、溢流管（淹流管）、辅助燃烧室、双动滑阀、稀相喷水等。
（6）反应器设备工艺设计计算，包括汽提段和进料喷嘴的设计计算。
（7）两器压力平衡，包括催化剂输送管路。
（8）催化剂贮罐及抽空器。
（9）其它细节，如松动点的布置、限流孔板孔径等。
下面分别对其中的主要内容予以说明：
一、 再生器物料平衡和热平衡计算
某提升管裂化装置的再生器主要操作条件如表2——1

表2——1再生器主要操作条件
再生器顶部压力， 巴（表） 1.42
再生温度， ℃ 650
烟气组成， %（体）
O2 0.5
CO2/CO 1.5
焦碳组成， H/C（重） 10/90
再生剂含碳， % （重） 0.3
主风入再生器温度，℃ 140
待生剂温度， ℃ 470
大气温度， ℃ 25
大气压力， 大气压 1.0
空气相对湿度， % 50
烧焦炭量, 吨/时 11.4

再生器物料平衡和热平衡计算如下:
1、 燃烧计算
（1）烧碳量及烧氢量
由 烧焦量=11.4×103公斤/时， 焦碳中 H/C=10/90
故 烧碳量=11.4×103×0.9=10.26×103 kg/h=855 千摩/时
烧氢量=11.4×103×0.1=1.14×103 kg/h =570 千摩/时
∵ 烟气中 CO2/ CO (体)=1.5
∴ 生成CO2的C为：
855×1.5/(1.5+1)=513 千摩/时=6156 kg/h
生成CO的C为：
855－513=342 千摩/时=4104 kg/h
（2）理论干空气量
碳烧成C O2需要O2量=513×1=513 千摩/时
碳烧成C O需要O2量=342×1/2=171 千摩/时
氢烧成H2 O需要O2量=570×1/2=285 千摩/时
理论需氧气量=513+171+285=969 千摩/时=31000 kg/h
理论需Ｎ2量=969×（79/21）=3650 千摩/时=102200 kg/h
所以理论上干空气量=969+3650=4619 千摩/时
或 31000+102200=133200 kg/h
（3）实际上干空气量
烟气中过剩氧为 0.5％　（Ｖ），即0.5％(ｍol)
所以： 0.5％= O2（过）/[ C O2+ C O +Ｎ2（理）+Ｎ2（过）+ O2（过）]
= O 2（过）/[ 513+ 342 +3650+ O 2（过）×（79/21）+ O2（过）]
解得： 过剩氧量 O 2（过）=23.1 千摩/时=740 kg/h
过剩氮量 Ｎ2（过）=23.1×(79/21)=87千摩/时=2440 kg/h
实际干空气量=4610+23.1+87=4729.1千摩/时 或=136380 kg/h
（4）需湿空气量（主风量）
大气温度25℃，相对湿度50%，查空气湿焓图（“图表集”图7—6—17）得。
空气的湿含量=0.010 kg水汽/公斤干空气量
所以空气的水汽量=136380×0.010=1364 kg/h=75.9 kmol/h
湿空气量=4729.1+75.9=4805 kmol/h
或=4805×22.4=1.076×105 ｍ3/h=1795 ｍ3/ｍin
此即正常操作时的主风用量。
（5）主风单耗
即 湿空气量/烧焦量=1.076×105/(11.4×103)=9.44 m3/kg(焦)
(6) 干烟气量
由以上计算已知干烟气中各组分的量如下：
CO2 513 kmol/h 22570 kg/h
CO 342 kmol/h 9570 kg/h
O2（过剩） 23.1 kmol/h 740 kg/h
Ｎ2 (理论+过剩) 3737 kmol/h 104640 kg/h
总干烟气量=4615.1 kmol/h 或 137520 kg/h
(7) 湿烟气量及烟气组成 见表2—2

表2——2

组分
流量

分子量
组成 (mol) %

kmol/h
kg/h
干烟气
湿烟气
CO2
513
22570
44
11.1
9.62
CO
342
9570
28
7.4
6.45
O2
23.1
740
32
0.5
0.42
Ｎ2
37.37
104640
28
81.0
69.57
总干烟气
4615.1
137520
29.8
100.0

生成水汽
570
10260
18

13.93
待生剂带入水汽①
72.2
1300

主风带入水汽
75.9
1364

吹扫、松动蒸汽②
27.8
500

总湿烟气
5361
150944

100.0
① 按每吨催化剂带入1kg水汽及设催化剂循环量为1300吨/时计算
② 粗估算值

2.再生器热平衡
（1）烧焦放热（按ESSO法计算）
生成CO2放热 6156×33873 千焦/公斤碳=2085×104 千焦/时
生成CO放热 4104×10258=4210×104 千焦/时
生成H2O放热 1140×119890=13667×104 千焦/时
合计 38729×104 千焦/时
再生条件下C、H2燃烧反应热如下：
C + O2 CO2 33873 千焦/公斤碳
C + 1/2O2 CO 10258 千焦/公斤碳
H2 + 1/2O2 H2O 119890千焦/公斤氢
（2）焦碳脱附热
脱附热=38729×104×11.5%=44.54 ×104 千焦/时
(3) 主风由140℃升温至650℃需热
① 干空气升温需热=136380×1.09(650-140)=7.581 ×104 千焦/时
式中 1.09是空气的平均比热，千焦/公斤. ℃
② 水蒸汽升温需热=1364×2.07(650-140)=144.0 ×104 千焦/时
式中 2.07是水汽的平均比热，千焦/公斤. ℃
(4) 焦碳升温需热
焦碳升温需热=11.4×103×1.097(650-470)=225.1×104 千焦/时
假定焦碳的比热与催化剂的相同，也取1.097千焦/公斤. ℃,即0.262千卡/公斤. ℃
(5) 待生剂带入水汽升温需热
待生剂带入水汽升温需热=1300×2.16(650-470)=50.5×104 千焦/时
式中 2.16是水汽的平均比热，千焦/公斤.℃
(6) 吹扫、松动蒸汽升温需热
Q=500（3816-2780）=51.8×104 千焦/时
式中括弧内数值分别为10公斤/厘米2(表)饱和蒸汽和1.42巴(表)及650℃过热蒸 汽的焓。
(7) 散热损失
散热损失=582千焦/公斤(碳) ×烧碳量(kg/h)
=582×855×12=597.1×104 千焦/时
(8) 给催化剂的净热量
给催化剂的净热量=焦碳燃烧热-[第(2)项至第(7)项之和]
=38729×104 –(4454+7581+1440+225.1+50.5+51.8+597.1) ×104
=25625.5×104 千焦/时
(9) 催化剂循环量
催化剂循环量G的计算
给催化剂的净热量= G×103×1.097(650-470)
即 25625.5×104 = G×103×1.097(650-470)
G =1325吨/时 与假设接近
(10) 再生器热平衡汇总见表2—3

表2——3再生器热量汇总
入方，104 千焦/时
出方，104 千焦/
焦碳燃烧热 38729
焦碳脱附热 4454

主风升温 7725
焦碳升温 2251
带入水汽升温 102.3
散热损失 597.1
加热循环催化剂 25625.5
合计 38729
合计 38729.0

3． 再生器物料平衡见表2—4

表2——4再生器物料平衡

入方，公斤/时
出方，公斤/时
干空气 136380
干烟气 137520
水汽 3164
其中
主风带入 1364
待生剂带入 1300
松动、吹扫 500
水汽 13424
其中
生成水汽 10260
带入水汽 3164
焦碳 11400

循环催化剂 1325×103
循环催化剂 1325×103
合计 1475.944×103
合计 1475.944×103

4．附注
（1）计算散热损失时可以用本例题中的经验计算方法，对于小装置，用此经验公式会有较大误差，必要时也可以用下式计算。
散热损失=散热表面积×传热温差×传热系数
其中传热温差是指器壁表面温度与周围大气的温度之差，对有100毫米厚衬里的再生器，其外表温度一般约110℃。传热系数与风速有关，可查阅有关参考资料，一般情况下可取71.2千焦/米2散热面.℃.小时。
（2）反应器的热平衡计算与再生器热平衡计算方法类似。通常是由再生器热平衡计算求得循环催化剂供给反应器的净热量以后，再由反应器热平衡计算原料油的预热温度，从而决定加热炉的热负荷。反应器热平衡的出、入方各项如下：
入方：
① 再生催化剂供给的净热量；
② 焦碳吸附热，其值与焦碳脱附热相同。
出方：
① 反应热。
② 原料油由预热温度（一般是液相）升温至反应温度（气相）需热量；
③ 各项水蒸汽入口状态升温至反应温度需要的热量。各项水蒸气包括进料雾化蒸汽、汽提蒸汽、防焦蒸汽和松动、吹扫蒸汽。
④ 反应器散热损失。对大型IV型装置可用经验公式计算，即散热损失（千焦/时）=
465.6×烧碳量(公斤/时);其他情况下也可由附注(1)的传热公式计算。
由反应器热平衡计算得的原料油预热温度应低于400℃，否则会产生过多的热裂化反应。在预热温度超过400℃时，应考虑在再生器烧燃烧油，此时规定预热温度为400℃或稍低些，计算需要的再生器供热量，再由再生器热平衡计算求得所需的喷燃烧油量。
（3） 空气的湿含量也可用以下方法计算。
已知主风的露点t（由相对湿度亦可从图表查得），由水蒸汽表查得露点t时的饱和水蒸汽压力P，若主风压力为π，则主风中的水汽含量（摩尔分率）：
Y=P/π （2—1）
又由 y=水汽（千摩）/[干空气（千摩）+水汽（千摩）]
即可计算得主风中的水汽量。

二、 提升管反应器的设计
根据以下基础数据设计提升管反应器的直径和长度。
(一) 基础数据
1、 反应条件 见表2—5

表2—5 反应条件
沉降器顶部压力，千帕（表）
177
提升管出口温度，℃
470
原料预热温度， ℃
350
新鲜原料流量， 吨/时
190 380(总进料)
190
回炼油流量， 吨/时
催化剂循环量， 吨/时
1310（1300～1325）
再生剂入口温度，℃
640
提升管停留时间，秒
2.8～3.0
2、产品产率 见表2—6

表2—6产品产率
干气， %（重）
2.0
液化汽， %（重）
9.5
稳定汽油，%（重）
35
轻柴油， %（重）
40
重柴油 %（重）
6.5
焦碳， %（重）
6.0
损失， %（重）
1.0
3、原料及产品性质 见表2—7
表2—7原料及产品性质
项目
原料油
稳定汽油
轻柴油
重柴油
回炼油
密度， ρ20
0.88
0.7423
0.8707
0.877
0.8800
恩氏馏程，℃

初馏点，
260
54
199

288
10%
318
78
221

347
50%
380
123
268
350
399
90%
466
163
324

440
终馏点
488
183
339

465
平均分子量
350
100
200
300
350
注：裂化气（包括干气及液化汽）平均分子量为30。

（二）提升管直径和长度计算
1． 物料平衡

入方物料平衡见表2—8
表2—8 入方物料平衡
项 目
公斤/时
分子量
千摩/时
新鲜原料
190×103
350
543
回炼油
190×103
350
543
催化剂
1310×103

再生剂带入烟气①
1310
29
45.2
水蒸气，
6050
18
336
其中：进料雾化②
（3800）

予提升
（2000）

膨胀节吹扫
（100）

事故蒸汽吹扫
（150）

合计
12697350

油+气合计

1467.2
① 按每吨催化剂带入1公斤烟气计算。②按总进料的1%计算。
出方物料平衡见表2—9

表2—9出方物料平衡
项 目
公斤/时
分子量
千摩/时
裂化气
21.9×103
30
730
汽油
66.5×103
100
665
轻柴油
76×103
200
380
重柴油
12.3×103
300
41
回炼油
190×103
350
543
烟气
1310
29
45.2
水蒸气
6050
18
336
焦化剂+焦碳
1321.4×103

损失①
1.9×103
30
63.3
合计
1697350

（油+气）合计

2803.5
① 损失按裂化气计算 为Σ产品的1%计算，Σ产品=裂化气+汽油+轻柴油+重油+焦碳）

2、 提升管内进油处的压力、温度

（1）压力 沉降器顶部为1.77巴（表）。设进油处至沉降器顶部的总压降为0.196
巴，则提升管内进油处的压力为：
1.77+0.196=1.966巴(表)
(2) 温度 加热炉出口温度为350℃，压力约4巴，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。原料油与高温催化剂接触后的温度可由图2—1的热平衡计算。 t=?(气相)
催化剂和烟气由640℃降至t℃放出热量
=1310×103×1.097×(640-t)
+1310×1.09×(640-t)
=143.85×104×(640-t) 千焦/时
其中 1.097与1.09分别为催化剂和烟气 催化剂+烟气
的比热，千焦/公斤.℃。油和蒸汽 640℃
升温和油汽化吸收的热量计算见表 油350℃
2—10 各项蒸汽
180℃
图2—1 进油处的热平衡
表2—10油和蒸汽热量计算

物流
流量
进
出
Kg/时
温度℃
焓KJ/kg
热量，
KJ /公斤
温度℃
焓KJ/kg
热量
千焦/公斤
蜡油
190×103
350（液）
912.8
17334×104
t（汽）
I1
19.0×104 I1
回炼油
190×103
350（液）
912.8
17334×104
t（汽）
I1
19.0×104 I1
水蒸气
6050
183
2780
1683×104
t
I2
0.605×104 I2
油和水蒸气共吸收热量
=(19×104 I1-17334×104)+ (19×104 I1-17334×104)+ (0.605×104 I2 -1683×104)
=(38 I1+0.605 I2)×104－36351×104 千焦/时
根据热平衡原理
143.85×104 (640- t)= (38 I1+0.605 I2)－36351×104
设 t=483℃， 查焓图得I1=1495 千焦/公斤 I2 =3450 千焦/公斤
代入上式得：
左边=22584×104 右边=22546×104 相对误差为0.17%, 所以t=483℃

3、提升管直径
（1）选取提升管内径 D=1.2ｍ，则 提升管面积F=0.785D2= 1.132米2
（2）核算提升管下部气速
由物料平衡得油气与蒸汽、烟气的总流率为1467.2千摩/时，所以下部气体体积流率
VF=1467.2×22.4×(483+273)/273×1.013/(1.966+1.013)
=3.1×104 m3/h=8.6 m3/s
式中 1.013巴=1大气压
下部线速 UF= VF/F=8.6/1.132=7.58 m/s
(3) 核算提升管出口线速
出口处油气总流率为2803.5千摩/时，所以出口处油气体积流率
V上=2803.5×22.4×(470+273)/273×1.013/(1.77+1.013)
=6.24×104 m3/h=17.33 m3/s
所以出口线速 U上= V上/F=17.33/1.132=15.3 m/s
核算结果表明： 提升管出、入口线速在一般设计范围内，故所选内径D=1.2米是可 行的。

4、提升管长度
设计的提升管由沉降器的中部进入，根据沉降器的直径和提升管拐弯的要求，提升管直管部分长27米，水平管部分6米，提升管出口向下以便催化剂与油气快速分离。提升管出口至沉降器内一级旋风分离器入口高度取7米，其间密度根据经验取8kg/m3。
严格的计算应由沉降器及提升管的操作条件、确定TDH值及饱和夹带量值，然后取提升管出口至沉降器内一旋入口高度≥TDH。
提升管内总压降包括静压△Ph、摩擦压降△Pf及转向、出口损失等压降△Pa。各项分别计算如下：
（1）△Ph
提升管内密度计算见表2—11
表2—11
项 目
上 部
下 部
对数平均值
催化剂流率,kg/h
1310×103
1310×103

油气流率, m3/h
17.33
8.6

视密度ρ, kg/m3
20.9
42.2
30.4
气速, m/s
15.3
7.58
11
滑落系数,
1.1
2.0
查图8(流态化原理)
实际密度, kg/m3
23
84.4
47.2
△ Ph=ρ×△h×10-4 =47.2×27×10-4=0.127 公斤/厘米2=12.46千帕
（2）△Pf（直管段摩擦压降）
由（流化基本原理）式（1—46）计算
△Pf = 7.9×10-3×L/D×ρU2=7.9×10-3×33/1.2×30.4×112
=0.008 公斤/厘米2=0.784 千帕
(3) △Pa
由（流化基本原理）式（1—45）计算
△Pa =N×U2ρ/(2g）×10-4=3.5×112×30.4/(2×9.8) ×10-4
=0.0656 公斤/厘米2=6.43 千帕
N=3.5, 包括加速催化剂及两次转向。
（4）提升管总压降△P降
提升管总压降 △P降=△Ph + △Pf +△Pa =0.2006 公斤/厘米2=19.68 千帕
(5) 校核原料油进口处压力
提升管出口至沉降器顶部压降=8×7×10-4=0.0056 公斤/厘米2=0.55 千帕
提升管内原料入口处压力=沉降器顶压+0.55+△P提
=177+0.55+19.68=197.23 千帕(表)
与前面假设的196.6千帕(表)很接近，因此前面计算时假设的压力不必重算。

5、预提升的直径和高度
（1）直径
预提升段的烟气与预提升蒸汽的流率=45.2+2000/18=155.2 千摩/时
体积流率≈155.2×22.4×(640+273)/273×1.013/(1.966+1.013)×1/3600≈1.1m3/s
取预提升段气速=1.5m/s， 则预提升段直径：
D预= 1.1/(1.5×π/4)=0.965 m
取预提升段内径为 0.96 m。
（2）高度
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，预提升段的 高度取4米。

6、综合以上计算结果，提升管的尺寸如下：
预提升段长度为4米、内径0.96米；
反应段长度为33米、内径1.2米，其中27米为直立管、6米为水平管；
提升管全长37米，直立管部分高31米。

三、 再生器的工艺计算
（1）密相段直径
再生器密相床有“低速床”和“高速床”两种。对低速床，按床层平均气速（表观气速）0.6～０.7m/s确定密相段内径。对高速床，采用平均气速约1.0～1.2m/s。采用高速床可提高再生器效率，因此可以减小密相床的藏量，从而带来了几点好处：催化剂在高温下的停留时间缩短，可以减轻催化剂减活；因减活轻且藏量小，为维持一定的催化剂活性所需补充的新鲜催化剂量可减少；因藏量小，发生波动时恢复正常操作的时间可较短。因此，目前再生器均采用“高速床”。
本例中取密相平均气速为 U密=1.1 m/s
① 由烧焦动力学计算所需的藏量 W
② 假定再生器总压降△PB(巴)
③ 再生器底部压力 P底= P顶+△PB +大气压
④ 由再生器底部压力P底，底部温度T底，主风量Q，烟风比β计算密相床径D密。
（π/4） D2密U密=（βQ P0T底）/（P底T0）
式中 P0=1.013 巴, T0=273K
⑤ 检验 W/[（π/4） D2密]= △PB是否恒等，若不等，则重设△PB，直到上式恒等为止。
⑥ 按ESSO准则可用下式计算：
W=FρpT [-ln(O2 out/21)]/(37.44P·K·CRC)
W——再生器藏量， T。
F——总的干空气流率 SCF/min
ρp——颗粒密度 lb/ft3
T——再生温度，R
O2 out——干烟气中氧含量，mol%
P——再生器顶压，Psia
K——反应速度常数，sec-1（由Esso准则图9查得）
CRC——再生剂含碳，Wt%
（2）稀相段直径
为了减少一旋入口催化剂浓度，一般控制旋风分离器周围的空间的气速应保证低 于0.6～0.7m/s。
由下式计算稀相段直径：
（π/4）D2稀U稀=（βQ P0 T稀）/（P顶T0）
式中U稀为稀相线速m/s，T稀为稀相温度K，P顶为顶部绝压，巴。
（3）稀相高度
稀相高度的确定主要受以下两因素的制约：
① 稀相高度应大于或等于TDH。
② 应保证二级旋风分离器料腿长度对稀相高度的要求。
TDH由下式计算
TDH /dp=K（D稀/dp）0.346[（ρp－ρg）/ρg]-0.393 Rep20.535 （2—2）
Rep2 =（dp U稀ρg ）/μ
dp———催化剂平均粒径，μ———烟气粘度，Ｈ稀≥T DH
从一级旋风分离器入口至再生器顶烟气出口大约还有3米高的空间。
（4）密相段高度
密相段高度可用下式 ： Hf= W密/(AρB) （2——3）

A=（π/4）D2密 ρB=8177.4U密-0.24△PB +161.1 (2——4)
△PB的单位为帕
W密=W－W稀 W稀= V稀×ρ稀 V稀——稀相总体积
ρ稀 =175.85 U稀1..628 或ρ稀 =139.9U稀2.59 (2——5)
（5）过渡段
当稀相段直径大于密相段时,两段之间用锥体连接,锥体斜面与水平面的倾角保持
60°,以免催化剂在该处流动不畅或堆积。
国内几种规模的再生器的直径列于表2—12。再生器的总高度（由裙座至烟气出
口）一般约20～24米。

表2—12再生器的直径
规模
万吨/年
直径(内)mm
平均床层线速,m/s
稀相面积/
密相面积
密相
稀相
密相
稀相
3
1800
1800
0.735
0.735
1
12
3800
3800
0.65
0.65
1
60
5030
6000
1.20
0.6
1.42
120
8000
9000
1.035
0.756
1.38

四、旋风分离系统的压力平衡
在设计旋风分离器系统时，除了根据气体负荷及分离要求选择适宜的旋风分离器型 式、大小以外，还需要确定料腿的最小长度。料腿的最小长度由压力平衡计算来确定。
参照图2—2，对一级料腿末端出口处作压力平衡，得：
入口压力+稀相段静压+密相段静压=料腿顶压+料腿内料柱静压-翼阀压降
即：
P1 + H1ρ稀 + H2ρ密 =P2 +（H2+ Z1）ρ1-ΔP阀
整理得：
Z1=[（P1- P2）+ H1ρ稀 + H2（ρ密-ρ1）+ΔP阀]/ρ1 （2——6）

P1 P3
P2
ρ稀 ρ2
H1
Z ρ1 Z2

H2 H3
ρ密

图2—2 旋风分离系统压力平衡

即：一级料腿的最小长度应≥Z1+