催化裂化装置设计实用工艺计算方法

实用文案
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
43
160 10 4 103
8000
H/C=7/93( 已知 )
烧碳量 =17000 ×0.93=15810kg/h=131705kmol/h 烧氢量 =17000 ×0.07=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 CO 2% (O)=12.8 CO%(O)=7.5 Ⅱ段不存在 CO 则Ⅰ段生成 CO 2 的 C 为：
12.8
1317.5 ×0.85 ×
=706.1kmol/h=8473.5kg/h
12.8 7.5
Ⅰ 段 生 成 CO 的 C 为 1317.5 × 0.85 ×
Ⅰ段烧焦量 =706.1+413.7+595=1714.8kmol/h=14628.5kg/h
Ⅱ 生 成 CO 2 的 C 即 为 Ⅱ 段 烧 焦 量 =1317.5 ×
烧焦量=
×8.5%=1700kg/h
7.5
12.8 7.5
=413.7kmol/h=4965.0kg/h
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0.15=197.6kmol/h=2371.5kg/h
1.1.2 理论干空气量的计算
Ⅰ段碳燃烧生成二氧化碳需O2量706.1 ×1=706.1kmol/h Ⅰ段碳燃烧生成一氧化碳需O2量413.7 ×0.5=206.9kmol/h Ⅰ段氢燃烧生成水需O2量595 ×0.5=297.5kmol/h
理论需O2 量=706.1+206.9+297.5=1210.5kmol/h=38736kg/h
理论需N2 量=1210.5 ×79/21=4553.8kmol/h=127506.4kg/h Ⅰ段理论干空气量=O 2+N 2 =5764.3kmol/h=166242.4kg/h Ⅱ段碳燃烧生成CO2需O2量=197.6kmol/h=6323.2kmol/h
Ⅱ 段碳燃烧生成CO2 需N 2=197.6
79/21=743.4kmol/h=20813.9kg/h
Ⅱ段碳燃烧生成CO2需N2== O 2+ N 2=941kmol/h=23137.1kg/h
1.1.3 实际干空气量
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Ⅰ段再生烟气中过剩量为 1.0%,
过剩 O 2量=75.4 kmol/h=2412.9kg/h
79
过剩 N 2 量=75.4 × =283.6kmol/h=7942.1kg/h Ⅱ段实际干空气量 =1300 kmol/h=37492.1kg/h
1.1.4 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/h
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则 1.0%=
706.1 413.7
2（过剩）
2（过剩） 2（过剩）
79
21
4553.8 过剩 02 量=59.57kmol/h=1906.3kg/h
79
过剩 N 2 量=59.57 × =224kmol/h=6274.7kg/h
Ⅰ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/h
Ⅱ段烟气中过剩 02为 5.8%=
2（过剩）
197.6 743.4 （1 79）
21
2（过剩）
Ⅱ段湿空气量 =干空气量 +水气量=139816.3Nm 3/h
1.1.5 主风单耗
1.1.6 干烟气量
由以上计算可知干烟气中各组分的量如下：
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Ⅰ段=
Ⅰ段湿空气量 Ⅰ段烧焦量 =9.68NM 3 湿空气/kg. 焦
Ⅱ段=
Ⅱ段湿空气量 Ⅱ段烧焦量
=11.75NM 3 湿空气/kg. 焦
1.1.7 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
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Ⅱ段再生器结果如下
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1.1.9 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 ℃
出
主风机出口温度
出 （ ）
k-1/k λ
×T 入=428.1K=155 ℃ 入
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的计算
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1.1.8 烟风比
Ⅰ段湿烟气量 Ⅰ段主风量 195087.8
177911.3 =1.097
Ⅱ段湿烟气量 Ⅱ段主风量
41034.1
38162.9
=1.075
1.2.1 烧焦放热(按ESSO 法计算)
生成CO2放热=生成CO2的C量×生成CO2发热值
= ( 8473.5+2371.51 )×33873=36735.3 ×10 4 KJ/h 生成CO 放热=生成CO 的C量×生成CO 发热值
=4965 ×1025.8=5093.10 ×10 4KJ/h
生成H2O 放热=生成H2O的H 量×生成H2O的发热值
=1190 ×119890=14266.91 ×104 KJ/h
合计( 36735.3+5093.10+14266.91 )×104KJ/h=56096.3 ×10 4KJ/h 1.2.2 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 ×10 4×11.5%=6450.96 ×10 4KJ/h
1.2.3 外取热器取热量
Ⅰ再外取热器取热量11731.34 ×10 4KJh （取三催的标定数据）
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Ⅱ再内取热器取热量8.58 ×104KJ/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 ℃升温到671 ℃需热
干空气升温需热= 干空气量×空气比热×温差
=174422.8 ×1.09 ×（671 —135 ）=10171.47 ×104KJ/h 水汽升温需热量= 水汽量×水汽比热×温差
=386.33 ×10 4KJ/h
1.2.5 Ⅱ段主风升温热
干空气升温需热=37492.1 ×1.09 （710 —135）=2349.82 ×10 4KJ/h
水气升温需热=670.8 ×2.07 （710 —135）=79.84 ×10 4KJ/h
1.2.6 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×焦炭比热×（Ⅰ段再生温度—反应器出口温度）
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=17000 ×1.097 ×(671 —500 )=318.9 ×10 4KJ/h Ⅱ段烧焦量在Ⅱ再升温需热量
= Ⅱ段烧焦量×焦炭比热×(Ⅱ段再生温度—Ⅰ段烧焦温度)
=2371.5 ×1.097 ×(710 —671 )=10.9 ×104KJ/h 焦炭升温总热量为329.8 ×10 4KJ/h
1.2.7 待生剂带入水气升温需热
水汽量×水比热×温差( Ⅰ 段)=1050 × 2.16 ×(671 —500)=38.78 ×
10 4KJ/h
水汽量×水比热×温差(Ⅱ段) =1050 ×2.16 ×(710 —671 )=8.58 × 10 4KJ/h 合计：待生剂带入水汽升温需热47.63 ×10 4KJ/h
1.2.8 松动吹扫蒸汽升温需热
Ⅰ段蒸汽量×焓差=1500 ×(3860 —2812 )=157.2 ×104KJ/h Ⅱ段蒸汽量×焓差=500 ×(3981.8 —2812 )=58.5 ×104KJ/h 式中3860 ，2812 分别为671 ℃。

0.33Mpa ，过热蒸汽和183 ℃，0.11 Mpa 的饱和蒸汽焓
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1.2.9 散热损失
582 ×烧碳量=582 ×15810=920.14 ×10 4KJ/h
1.2.10 给催化剂的净热量
给催化剂的净热量=焦炭燃烧热—( 2－9项之和)＝23276 ×104KJ/h 1.2.11 催化剂循环量
G×10 3×1.097 ×(710 —500 )=23276 ×104
解得G=1010t/h
1.2.12 再生器热平衡
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1.2.13 再生器物料平衡
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1.2.14 剂油比
剂油比=催化剂循环量
总进料量
1010
4.76
200
1.2.15 待生剂含炭量
已知再生剂含炭为0.2%,
则Ⅱ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Ⅱ段待生剂催化剂的含炭量=2.14% 1.2.16 再生催化剂藏量
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Ⅱ段烧焦量
Ⅱ段= ⅡⅡ段段烧藏焦量量 523.5 kg 焦/吨催化剂.h
1.3 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）
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W=2CBR/(VPTC R 0.7)
Ⅰ段中烧碳量 =17000 ×0.85 ×0.93=13438.5kg/h
催化剂含炭量 =0.452% 过剩 O 2 量为 0.1%
压力因数 21
(21 1)/ln
= 3.3 ×
1.0
=2.03
1.315 8.08
温度因数 2.41
= =3.49
2.858
∴Ⅰ段藏量 W=66.6T 同理Ⅱ段藏量 W=4.53T
1.2.17 烧焦强度
Ⅰ段=
Ⅰ段烧焦量 Ⅰ段藏量
=219.65kg/ 吨催化剂 .h
1.3.1 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=943k
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
1.3.2 密相段的高度
再生器密相床体积= WⅠ=222cm 3
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稀相线速=0.62m/s
1.3.4 稀相段高度
取稀相段高度为12m 1.3.5 过渡段高度
取过渡角为45 度1.3.6 催化剂的停留时间
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实用文案222
密相段高度= 0.7825227.22 =5.45m
1.3.3 稀相段直径
稀相段中点压力= 顶5
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 22.4
0.3315 3600 273
46.84m 3/s
取稀相直径=
46.65
0.785 0.62
9.7m
Ⅰ段藏量
循环量
1
6
6
1
.6
=3.96min
过渡段高度为 1.25m
1.3.7 再生器体积烧焦强度
1.3.8 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Φ 426 ×12 筒体直径Φ 1410
2 级入口面积 1.724688m 2 料腿直径Φ 219 ×12 筒体直径Φ 1410
1.3.8.2 计算 1.2 级旋分器入口线速
0.1013 (673 273) 22.4 3
湿烟气体积流速 =6971.88 × =47m 3/s
273 0.33 3600
线速 =23.58m/s (18~24m/s) 选 6 组合适
1.3.8.3 复核二级入口线速
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烧焦量 再生器体积
=
14628 .5
=65.89kg/m
215.33
3
h
26.53<35m/s 在允许范围内
1.3.8.4
核算料腿负荷
1 级料腿负荷
催化剂的平均筛分组成
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 ×V=
一级料腿质量流率 = 244-366kg/m 2s 范围内
1.3.8.5 旋分器压降计算
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二级入口线速
=
湿烟气流率 二级入口面积
26.53m / s
1.724688
Ⅰ再生烟气密度 = 质量流率
体积流率 =1.16kg/m
dp=
1 0.004
x i 10
d
i
0.122
30 0.642 60 0.112
95 0.117
120
57.47 μ 密度ρp =
1
2620
V 1000 1 2620 0.24
1000
一级旋分器压降
g
C i 1000 u i
2 0.045 c
i
2
g u i
2 2
0.833
8.54K A 0.833
dr
1.745D
0.161
0. 036
Re 1
Re
g v i
D /
由g
气体 度 kg/m 3
c
io
基准入口浓度 10kg / m 3 气体粘度 pa. s K A
筒体与入口截面积之比
dr 出口管与筒体直径之比 c i 入口气体中固体浓度 kg / m 3 u
i
入口气体线速 m/s
系数 D- 筒体直径
Re —雷诺数 Re
g u i D
104 104
8.54
2 0.833
0.785 1.412
1.997964 / 6 1.745 0.161
0.44 1.41
4 0.036
104 104
1 14.48
1
5007.5 Pa
Re
g u i
D
4
120 10 4
2
0.785 1.412
8.54
1.724688/ 6
1.745
0.44
1.745
1.41
0 .161
120 104
0.036
0.036
1 12.54
5889.2Pa
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1.3.8.6 最小料腿长的计算
一级料腿长度
1 1 1
2 1 稀 1 稀 2 密
1 稀 1
2 密 1 1 稀 /
1
=500.75+ （9-3 ）×（300-350 ）+12 ×25/350=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+1=9.75m
稀相段高度 12m 9.75 小于 12m 所以满足。

二级料腿高度
500.75 588.92 12 25 300 2 1 2 1 稀 3 密 2 阀 / 2 450
=2.8m
23
阀
35kg /m 2
2 450kg / m
3 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+1=11.5m 净空高度 12m 11.5 小于 12m 所以满足要求。

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450 3
1.4 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）
1.4.1 Ⅱ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+ (6×170 ×0.5+8 ×20)×10-5=0.32MPa 温度=273+710=983K
22.4 983 0.1013 3
气体体积流率=1364.8 × × =9.68m 3/s
3600 273 0.32
取Ⅱ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/s
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1.4.2 Ⅱ再密相高
度
1.4.3 Ⅱ再稀相段直径
压力P=0.31 ×0.5×8×20×10 -5=0.32MPa
22.4 983 0.1013 3
V=1364.8 × × ×=9.68m 3/s
3600 273 0.32
取稀相线速0.55m/s
9.96
则直径=9.96
4.8m 取4.9m
0.785 0.55
实际线速=9.68
=0.51m/s
18.84
1.4.4 Ⅱ再稀相段高度
Ⅱ再稀相段高度为2m 1.4.5 过渡段高度
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密相段体积= WⅡ 4.53 103
170 26.6m
3
密相段高度=
26.6
0.785 2.82=4.3m
取6m
1.4.7 Ⅱ再体积烧焦强度
烧焦量 2371.5 密相段体积 = 26.6 =89.2kg/m
1.4.8 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
1 级选用 46 ﹟ 入口面积 0.278 筒体直径ф 1193
2 级选用 42 ﹟ 入口面积 0.2428 筒体直径 ф1092 10
1.4.8.2 计算入口线速
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取过渡角 45 度 则 过渡段高度 =0.5 ×(4.9 2.8 )=1m
1.4.6 催化剂的停留时间
藏量 催化剂的循环量
=0.27min
3
.h
料腿直径ф325 ×10 料腿直径 ф168 ×
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湿烟气体积流率 =1364.8 ×22.4 ×983 ×0.1013 =9.99m 3/s 3600 273
0.31
9.99
u= 17.97m/s u 在工艺允许的 18-24m/s 之间 0.278 2
所选 2 组合适
1.4.8.3 复核 2 级入口线速
1364.8
2 级入口线速 = =20.57m/s<35m/s
0.2780 2
1.4.8.4 复核料腿负荷
查《FCC 工艺设计》图得
气体饱和携带量 Es=3.5 ρg =3.99kg/m 3 旋分器入口固体浓度 G=Es ×V=39.86kg/s
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合适
1 级料腿：再生烟气密度
质量流率 体积流率
410341 9.99 3600
1.14kg/m 3
d p =57.47 μ（前已计算）
2
ρp =1608.6kg/m 3 则 u
d
2.03 10
一级料腿质量流率
39.86
0.14
284.7kg/m 2s 在 244-366kg/m 2s 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 ×10%=3.986kg/m 2s
二级料腿质量流率 = 3.986 =115.9kg/m 2s
0.03
1.4.8.5 旋分器压降计算
其中γ汽=1.14 K=1.6 γ混=3.99kg/m 3
一级旋分器压降 =4.98 ×10 -5 u 12/g ×(K γ混+3.4 γ汽)=0.017kg/cm
1.4.8.6 最小料腿长的计算
一级料腿长度
入口中心线至灰斗底的距离为 4.5m 净空高度应大于 Z 1+1+4.5=4.1m 设计稀相段高度 8m 满足要求。

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二级旋分压降
25 u 2
10 9.81
4.98 11.6
g
0.028kg/cm 2
Z 1=
1
6 1.5 170 350 8 20
350
170 ( 810) 160 =
350
1.4m
二级料腿的长度
170 280 8 20 (170 —40) 35) = =0.8m
450
二级料腿应大于Z2+1+4.1=5.9m
设计稀相段高度为8m 满足要求
第二章提升管反应器的工艺计
算
1. 分子量的确定
以汽油为例取稳定汽油 d 420=0.7138
t v= t10 t90=96.4 斜率=t 90—t10/90 —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
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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 ℃饱和蒸汽 油浆外甩不回炼
其数据见表 II —4
2.1 几个主要参数的计算
2.1.1 回炼比
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回炼比=
回炼油 新鲜原料油
12
200
=0.06
2.1.5 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
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2.1.2 总转化率
总转化率 =
气体 汽油 焦炭
新鲜原料油
×100%
= 3.5 1.8 38.5 8.5
200
200
=59.8%
2.1.3 单程转化率
单程转化率 = 气体 总
汽进
油料
焦炭
×100%=56.4%
总进料
2.1.4 轻质油收率
轻质油收率 =
汽油 轻柴油 新鲜原料油
×100%
38.3 26.7 200
200
×100%=65%
2.2.1 物料平衡
入方物料表Ⅱ -2-1
出方物料表Ⅱ-2-2
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2.2.2 进料预热温度
2.2.2.1 反应热平衡
入方热
再生催化剂带入热量
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实用文案
Q1=G ×1.097 ×(706 —500 )×10 3=23276.15 ×104KJ/h 催化炭吸附热
Q2= 焦炭脱附热=6450.96 ×104KJ/h
带入烟气放热
Q3=G ×0.1% ×1.09 ×(706 —500 )=23.13 ×104KJ/h
带入水汽放热
Q4=G ×0.1% ×2.07 ×(706 —500 )=43.9 ×104KJ/h
出方热
反应热Q1=9127 ×催化碳=9006.52 ×10 4KJ/h
催化碳= 总碳—附加碳—可汽提碳=9868
总碳= 焦炭量×0.93=15810KJ/h
可汽提碳=G ×0.02%=1030 ×103
附加碳=新鲜原料×残碳×0.6=200 ×10 3×4.78% ×0.6=57.36KJ/h 原料油由预热温度升至反应温度所需热量
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实用文案
Q2'=200 10 ×(365 ×4.187 —I2)+12 ×10 ×4.187 ×(370 —205 ) =31394.12 ×10 4—20I 2×10 4 各蒸汽由始态为反应状态吸热量
Q3'=17100 ×(870.5 —710.3 )×4.187=789 ×10 4KJ/h 250 温度的焓为710.3 ×4.187 500 温度的焓为820.5 ×4.187
损失的热量
Q4=465.6 ×生成焦碳量=465.6 ×15810=736.11 ×10 4KJ/h
2.2.2.2 列热平衡方程
Q 放=Q 吸Q I= Q I，
Q1，+Q 2，+Q 3，+Q 4，=Q 供
29794 ×10 4=(9006.52 ×104+31394.12 ×104—20I 2 ×10 4+789 ×
10 4+739.11 ×10 4)×4.187
解得：I2= ( 41925.75 —29794 ) /20 ×
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实用文案
4.187=144.87kcal/kg
反查焓图得原料油预热温度为243 ℃
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 ℃降至t ℃，放出热量
Q 放=1016 ×10 3×1.097 （710—t）+1016 ×1.097 （710—t）+1016 ×2.16
（710 —t）=111.78 ×104（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 ×10 3×Ⅰ1—200 ×10 3×143 ×4.187+12 ×10 3×Ⅰ1×4.187 —12 ×10 3×205 ×4.187+17100 （Ⅰ2—710.3 ）×4.187
Ⅱ-2-3 和表Ⅱ -2-4
2.2.
3.3 列热平衡方程
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实用文案
Q 放=Q 吸
假设t ℃，保证Q 放=Q 吸
111.13 ×104×(710-t)=(21.2 ×10 4I1+1.71 ×104I2)×4.187-18257.9 ×104
假设t=519 ℃
10 4KJ/h
假设t=517 ℃
10 4KJ/h
假设t=517 ℃Ⅰ1=380kcal/kg
Q 放=21349.99 ×104KJ/h
Ⅰ1=379kcal/kg
Q 放=21461.76 ×10 4 KJ/h
Ⅰ1=378kcal/kg
Q 放=21573.54 ×104KJ/h
Ⅰ2=828kcal/kg
Q 吸=21568.35 ×
Ⅰ2=827kcal/kg
Q 吸=21472.43 ×
Ⅰ2=825kcal/kg
Q 吸=21369.34 ×
10 4KJ/h
所以当t=518 ℃Q 放=Q 吸即518 ℃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
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实用文案
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=0.33MPa 2.2.4.2 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V1=1478 × 22.4
273 517 0.1013 3
=8.24m 3/s
273 0.33
则下部线速U=V 1/F=6.21m/s
2.2.4.3 核算提升管出口线速
由物料出口处油气总汽率为3596.45kmol/h
P1=0.28+0.01=3.29MPa
V2=3596.45 22.4 (273 498) 0.1013 =22.07m 3/s
273 0.29 3600
U1=V 2/F=16.64m/s
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实用文案
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。

2.2.4.4 提升管高度的计算
提升管平均线速 u 平 =
2.2.4.5 催化剂在提升管内的停
留
u
上
u 下
10.57m/ s
u 上 ln
u 下
时间 2-4s
取 3s
则提升管长度 L= u 平
10.57 3 32m 取
32m
实际停留时间 = 32
10.57
3.03s
2.2.4.6 提升管压降计算
本设计采用埃索研究工程公司设计
FCC 》212 页
提升管平均视密度
G s 1010 1.12 103 14.2kg/m 3 V 上 22.13 3600
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实用文案
下
G V 下
33
s1010 10 1.25 8.18 3600
42.87kg / m 3
平
下
上 42.87 14.2
28.67 3
26.06kg / m 3
ln
下 42.87 ln
上
14.2
提升管压降
静压头 1L 1.5 平 32 2
1.5 26.06 1250.88kg / m 2
颗粒加速度及转向的压降
N=1+1+1.5=3.5 （二次转向 + 出口损失）
摩擦压降
3=7.9
×10-8 ×（L × 平×u 平 2÷D ）=57kg/m 2
2 3 1827.28kg / m 2
与假设值 0.02MPa 基本相等，不必重新计算
2.2.5 预提升管直径和高度的确定
2.2.5.1 预提升高度
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实用文案
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
2
N 平 u
平
2g
3.5 26.06 10.572
2 9.81
519.4kg / m 2
故进口管等，高度取4m.
2.2.5.2 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/h 35.5kmol/h
催化剂带入水汽
1030 57.2
预提升直径
5400 300
进料事故蒸汽量500 27.78
420.48
体积流率V=420.48 ×22.4 ×(706 273) 0.1013
=2.88m3/h
273 0.33 3600
取蒸汽流速4m/s
则预提升段直径D= v = 2.88 =0.955m
0.789u 0.789 4
取0.9m 实际线速U=V/0.785D 2=2.88/0.785 ×0.9 2=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
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实用文案
直立管36m
2.2.6 提升管进料喷嘴计算
2.2.6.1 密度的确定
t 243
在243 ℃原料预热温度下的密度d t4= d4243=0.835 查332.82 回炼油密度为d t4 =0.7
2.2.6.2 体积流率的确定
新鲜原料
200 3 =0.0665m 3/s
0.835 3600
回炼油
12
=0.00476m 3/s 0.7 3600
2.2.6.3 进料喷嘴的确定
取喷嘴直径ф 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
则u0.0665 0.0047262 取n=6 个偶数所以u=6.05m/s>2m/s n 0.785 0.052
2.2.6.4 油气混合物直径喷嘴的线速
雾化蒸汽量594kmol/h
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实用文案
提升管中平均线速 u 平=10.57m/s 两者之差＞30m/s 故6 个喷嘴合适。

2.2.7 沉降器尺寸的确定
2.2.7.1 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, 则沉降器中点 压力
5
P=0.28+0.5 9 5 10 5=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/h
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实用文案
2.2.7.2 沉降高度的确定
V=3790.9
22.4 771 0.1013 3 =24.1m 3/s
3600 273 0.28
取沉降线速 U=0.6m/s
般按 3.1kg 水蒸气 /催化剂设计
v 0.785u
0.78254.10.6
10.7 10.3 V 气 =
18 8.314 103
0.98 106
273 250
2637.5m 3 /h 0.73m 3/h
0.0665 0.00476 0.73
2
6 0.785 0.052
68.05m / s
取 7.2m
7.15m
D=
U=0.6m/s 查图7— 3 T DH ，=4.0 设T DH，=4.0
T DH =1.6T DH，+2.4=1.6 ×4+2.4=8.6m 所以圆整取沉降器高度9m .
2.2.8 汽提段工艺尺寸的确定
2.2.8.1 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176—234T/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 ×10 3=5.14m 2
2.2.8.2 汽提段高度的确定
取汽提段高度的经验值8m
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2.2.8.3 过渡段
过渡角为45 度。

D沉D 汽过渡段高度= =2.3m
2
2.2.8.4 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% ×5.17=2.47m 2
汽提段挡板内径d o
2.47 d o=
=1.78m
0.785
2.2.8.5 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×汽提段体积=550 ×5.14 ×8=22616
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2.2.8.6 催化剂下移速度
2.2.8.7 汽提段上升蒸汽速度
压力 P=P 汽+(0.5×ρ密×h 密+h 过×ρ过+h 稀×ρ稀)×10-5
=0.28+ (0.5×550 ×8+2.3 ×200+9 ×5)×10 -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
气体速度
2.2.8.8 汽提蒸汽管
蒸汽压力 1.0MP 温度 250 ℃
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实用文案
停留时间 =
藏量
循环量
=1.34min
催化剂 密度 截面积
1010 103
2
550 0.785 3600 2.62
=0.096m/s (<0.1m/s)
97.1+
3500 18
22.4 753 ×
3600 273
0.1013
× 0.307 =1.65m 3/s
气体体积流率
截面积
1.65 2
0.785 2.62
=0.31m/s
主管口径
设主管气体流速 u=20m/s
FCC 》工艺设计下选取 12-25m/s
汽提蒸汽体积流量
3500 18 22.4 0.1013 273 250
1.0 273 3600
喷孔数 压力 P=0.307MP
3500 18 22.4 0.1013 273 250 3 V= =0.765m 3
/s
273 0.307 3600
喷孔直径 10-20mm 取 20mm
孔速 50-70m/s 取 60m/s 则 V=n ×0.785 ×60 ×0.02 2
n=40.6
取 40 个 实际喷孔速 = 0.765
2 =60.9m/s
40 0.785 0.022
汽提蒸汽管在最下面一层挡板下面
2.2.9 沉降器粗旋分器的计算
2.2.9.1 粗旋选型
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V=
=0.235m 3/s
D= V
=
0.785u
0.235
0.785 20
=0.12m
用国内开发的PV 型旋风分离器入口面积 1.116756/3
筒体直径φ 1514
料腿直径φ 754 ×12
2.2.9.2 确定粗旋的组数
选用 3 组并联P=028MP
油气体积流率=3595.8 0.1013 273 500 3
=22.92m 3/s
273 0.28
2.2.9.3 粗旋料腿负荷的计算22.4 3600
u1= 油气体积流率
入口面积
22.92
1.116756
=20.52m/s
设粗旋效率为90%G=1010 ×103×90%=909kg/h
则料腿负荷=
3
909 103
2
3 0.785 3600 0.732
=201.2 kg/m
2.2.9.4 粗旋料腿高度的校核
提升管的质量流率体积流率229.1 103=2.78 kg/m 22.92 3600
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0.007 10
粗旋出口的浓度
稀
=4+4.5=8.5kg/m 3
P 阀 = 1268.1 9 8.5 3 300 480 = 480
=1.68m
料腿粗旋在反应 > 1+ 2 1 即 1.68+3+1=5.68m 一级入口中心线至灰斗底的距离为 5.237m
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实用文案
实用文案
C i =
1010000 229100
22.92 3600
=15.02kg/m Re=
2.78 20.52 1.574
=12.8 ×106
=8.54 ×
0.785 1.574
1.116756 3
-0.833
×
0.44 -1.745 ×
1.574 -0.161 1×
12.8 106 0.036 -1
=8.54 ×0.368 ×4.19 ×0.93 ×1.8-1=21.04 P o = 2.78
1150.0002 ×20.252 +21.04 ×(10/15.02 )0.045×(2.78×
20.52 2/2 )
=588.45+21.04 ×0.982 ×585.3=12681.2Pa=1268.1kg/m
催化剂循环量 0.1 油气量
密
=
油气体积流率
1010000 0.1 229100
22.92 3600
=4kg/m
根据稀相线速当 u=0.6m/s
催化剂带出量为 4.5kg/m 3
= P o H 1 稀 H
2 密 1
1
所以净空高度应> 1 1 5.237m 即 1.68+1+5.237=7.917m
设计净空高度为9m 大于7.917m 满足粗旋压力平衡要求
2.2.10 沉降器单旋旋分器的计算
2.2.10.1 单旋选型
采用国内开发的PV 型旋风分离器
入口面积 1.031304/3
筒体直径φ1624
料腿直径φ426 ×12
2.2.10.2 确定单旋的组数
22.92
入口线速= 22.92 =22.2m/s
1.031304
2.2.10.3 料腿负荷
选3组
料腿负荷G=1010 ×10 3×10%=101000kg/h=28.06kg/s 料腿=28.062
=73.7kg/m 2
.s
3 0.785 0.4022
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2.2.10.4 单旋料腿高度的校核
实用文案
14.3
g =2.78kg/m3 Re=
2.78 22.2 1.
3
624
=14.3
3
0.007 10 3
×106
33
C i=
1010 103 0.1 229.1 103=4kg/m3
22.92 3600
=8.54 ×0.785 1.624-0.833 × 0.441.745
1.031304 3
0.161
× 1.624
0.161
0.036
106 0.036
=8.54 ×0.33 ×4.19 ×0.92 ×1.81-1=18.7
1 2.78
2
22.2 0.045
1000 18.7 10 4 2.78
2
2
22.22
=686+19.51 ×685=1404.4Pa=1404.4kg/m 2
2 密 1 =
1404.4 9 4.5 3300 480
=1.89m
480
单旋料腿高度应> 1 2 1 即 1.89+3+1=5.89m 单旋入口中心线至灰斗底距离为 5.237m 所以净空高度应> 1 1 5.237 即1.89+1+5.237=8.127m 设计净空高度为9m 大于8.127m 满足单旋压力平衡要求
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第三章压力平衡计算3.1 半再生线路
3.1.1 推动力MPa
一再顶压
0.33
一再稀相静压0.003
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