【正文】 產(chǎn)品收率產(chǎn)品 總氣體 汽油 柴油 焦炭 合計產(chǎn)率 w﹪ 100表 16 氣體組成組分 H2 H2S C01 C02 C=2 C03w﹪ 組分 C=3 IC04 NC04 C=41IC=4 TC=42 C=42w﹪ 表 17 催化劑組成孔體積 骨架密度充 氣密 度篩分組成 w﹪ml/g g/ml g/ml ＜20181。 ＞110181。8000%%32247。V 新=225000/（225000/+112500/）=V 回==44所以 d 混=+=W 新=225000/（225000+112500）=W 回==查《石油煉制工程》焓圖，得 q 汽 510=342 kcal/kg = KJ/kg設(shè)預(yù)熱溫度為 230℃查《石油煉制工程 》焓圖，得 q 液 230=131 kcal/kg，則 q 液 230=131= kcal/kg = KJ/kg 則有則有 Q7 =（225000+112500 ）（ ）=10 3 KJ/hQ 耗 = +103+103+103= KJ/h根據(jù) Q 供 =Q 耗 ，則 =103+ GsGs=⑶劑油比劑油比=循環(huán)催化劑量 /（新鮮原料 +回?zé)捰停?103/（225000+112500）= 再生系統(tǒng)熱平衡計算⑴燃燒放熱（完全再生可認(rèn)為沒有 CO）生成 CO2 放熱=228608100=10 4KJ/h生成 H2O 放熱=252028600=10 4 KJ/h生成 SO2 放熱=9270=10 4 KJ/總放熱=10709010 4 KJ/h45焦碳吸附熱為總放熱的 %則可利用熱==10709010 4 （%）=10 4KJ/h⑵出再生器（再生器耗熱）①干空氣升溫?zé)?Q1Q1=干空氣空氣比熱 （出再生器溫度主風(fēng)入再生器溫度）主風(fēng)入再生器溫度根據(jù)主風(fēng)主風(fēng)入再生器溫度來確定：主風(fēng)機出口溫度 T 出按如下計算 ：T 出 =T 入 （P 出 /P 入 ） (k1)/(kη)式中：T 出 ，T 入 —主風(fēng)機出口，進(jìn)口溫度，KP 出 ，P 入 —主風(fēng)機出口，進(jìn)口壓力， kg/cm2K—絕熱系數(shù)，取 K=；η—多變效率，—，取 η=則有：T 出 =（273+35）（） （）/() =考慮溫降取 170℃，空氣比熱取 KJ/㎏則有 Q1=（720－170）=10 4 KJ/h② 空氣中帶入水升溫?zé)?Q2Q2=空氣帶入水 水蒸汽比熱（出再生器溫度入再生器溫度）CpH2O 按 KJ/㎏.K 計算所以 Q2=（720－170）=10 4 KJ/h。則有 Q4=（）= 10 4KJ/h—720℃水汽焓值 kcal/kg—510℃水汽焓值 kcal/kg⑤各處吹掃，松動水蒸氣熱 Q5 注：出再生溫度 720℃，頂壓 （絕） 。實際傳熱面積往往大于此值，以保證一定的裕度。h） ；外取熱器面積 A=取熱催化劑循環(huán)量 /催化劑質(zhì)量流速=﹦ 。h）范圍之內(nèi)。（720700）=22Gs180。 再生器結(jié)構(gòu)尺寸計算⑴燒焦罐直徑及稀相管直徑燒焦罐線速本設(shè)計取 。稀相段密度 30～5010 6kg/cm3，取 30106kg/cm3過渡段高度 1～2m，取 1 米。P 罐中 =+（3010 610+201066＋110010 6＋1/2250810 6）=284396Pa 根據(jù) PV=NRT 來計算氣體體積流量則 V=973/304661= m3/h故 D=（V/） =（247。圓整后取 9 m核算線速 u= V/()=燒焦罐高度高徑比 H/D=；則有 H=9= m。247。核算稀相段線速= m/s稀相段高度 ○ 2由于稀相管出口安裝了快分，稀相沉降段高度不受 TDH 高度限制，稀相段高度主要考慮旋分器的安裝。1）燒焦罐與稀相管過渡段：H=(D 罐 －D 管 )/2=（9－）247。= m則兩斜邊分別為 L=H/sin60186。60= min53⑹二密床計算1) 二密藏量。）]/12－πH[12 2+（12－2H/tg60186。12247。π)= m 催化劑輸送管線⑴淹流管的計算淹流管截面積=催化劑循環(huán)量/截面強度；淹流管截面強度：7—10T/㎡min；本設(shè)計取 9T/m2min。在 710 T/m2min 范圍內(nèi)。管徑 D=（A/） =，圓整后取 m。⑴一級旋風(fēng)分離器入口催化劑濃度濕煙氣量= kmol/h。n 總 =+＋125=。= kg/m3⑵選擇計算旋風(fēng)分離器尺寸本設(shè)計用杜康型旋分器 16 組二級串聯(lián)安裝，旋風(fēng)器入口線速一級為20～23m/s ≯ 25m/s；二級線速為 23～25m/s ≯25m/s ；如一級旋風(fēng)分離器入口線速超過 30m/s，催化劑單耗明顯增加。247。表 21 一、二級旋風(fēng)分器主要參數(shù)一級 二級筒體外徑 mm 入口中心至灰斗距離 mm 入口面積 m2 料腿直徑 mm Φ41012 Φ1524料腿內(nèi)截面積 m2 56⑶核算料腿負(fù)荷：①一級料腿：進(jìn)入旋分器的固體顆粒假設(shè)在一級旋分器全部回收下來，則通過一級料腿的固體流量：G=煙氣量一級旋分器入口濃度=一級料腿截面積=10= m2一級料腿質(zhì)量流率=（m 2②二級料腿負(fù)荷假定一級旋分器回收率為 90%，則通過二級料腿截面積的固體流量為：=二級料腿截面積：10= m 2；二級料腿質(zhì)量流速：（m 2s） 。2g247。ρT=+= kg/m3。（kρ T+）= 2247。2gρG=247。⑸核算料腿長度①一級料腿長度〉H 3+1m；H3=（ΔP 1+ H1ν1＋H 2ν2＋ΔP 閥 ）/ν 3。3600=H1ν1=(12－) ＋= kg/ m 2H2ν2=600=900 kg/ m2一級料腿 ν3 取 465 kg/m3；ΔP 閥取 35 kg/ m2。ΔP 總 =ΔP1+ΔP2=+=，二級料腿密度取ν4=360 kg/m3；ΔP 閥取 35 kg/m2=343Pa。 主風(fēng)分布管的設(shè)計計算分布管開孔面積 A=（ρ g/ΔP） ； 式中：A—分布管開孔面積 m2Q—氣體流量 m3/sρ—氣體密度 kg/m3ΔP—分布管壓降 kg/cm2為了取得良好的主風(fēng)分布狀態(tài)，根據(jù)經(jīng)驗，一般取 ΔP= kg/cm2 左右較好。3600247?？諝馄骄葻? KJ/輔助燃燒室風(fēng)量一般只相當(dāng)正常主風(fēng)量的 60～70%左右，本設(shè)計取 65%。46055247。100=。燃燒氫所需氧氣量：1/2 = kmol/h=。所以一次風(fēng)量=+= kmol/h二次風(fēng)量=主風(fēng)量－一次風(fēng)量= －= kmol/h 。內(nèi)燃燒室體積（爐。⑶結(jié)構(gòu)尺寸確定。理論干空氣量：++=㎏/h=。100=。=。⑵主風(fēng)供應(yīng)方式（即一次風(fēng)二次風(fēng)分布）設(shè)燃料油用量為 M；燃料油熱值為 46055 kcal/㎏；燃料油燃燒熱負(fù)荷效率取 η=。主風(fēng)分布管支管分支管排列及尺寸如圖 3：圖 3 主風(fēng)分布管60 輔助燃燒室的設(shè)計計算所用燃料油為柴油 H/C=13/87。247。360= m。465= m；一級最小長度為 +1=；而一級旋風(fēng)分離器入口中心線底部距離為 5 m，一級料腿實際長度為 125=7m 遠(yuǎn)大于 m，所以滿足。稀相段密度：T 型快分以上接旋風(fēng)分離器入口催化劑濃度為： kg/m3T 型快分以下至二密截面 ν=(2545+)103247。2= kg/m2= KPa。（＋ ）= kg/ m2= KPa。則有 ΔP1=u12247。247。s） ；因此本設(shè)計在要求范圍內(nèi)。s） ，不大于 488 kg/（m 2一、二級旋分器入口線速相同 u1=u2= m/s。每個旋分器入口總面積=查《催化裂化工藝設(shè)計》P248 表 99 可知選用 550 號杜康型旋風(fēng)分離器；其入口面積為 m2。壓力取沉降器頂壓 MPa(絕)所以有 V=（10 3993）/(10 53600)=55則一級旋風(fēng)分離器入口濃度Gs 總 （1－η）/V=（10 3+2545103） （180%）247。入再生器吹掃、松動蒸汽量 kmol/h。再生斜管與待生斜管同徑。質(zhì)量流速取2300 T/m2h。淹流管直徑=（A/） =（） = m。247。）]/12則有 V=12πH2/tg60；則 H=（V tg60186。2) 二密體積二密密度 ρ=520 kg/m3 ，所以二密體積 =103/520= m3 3) 二密床高度V=πH[122+(12+2H/tg60186。sin60186。= m2）燒焦罐與稀相段： H=（D 稀 －D 罐 ）/2=（14－9）247。這時兩段之間必須有錐體（過渡段）聯(lián)接，錐體與水平線夾角應(yīng)大于催化劑休止角；一般為 60186。3600） = m。稀相段氣體總摩爾流率n=。247。密度 30～5010 6kg/cm3，取 20106kg/cm3燒焦罐高度取 8 米。各處吹掃松動 731 kg/h。=(+++495++++2209.5)104則有 Gs180。由公式 Q=FK△T對于冷流體溫降 t1=(17925)/ln179/25=77℃對于熱流體溫降 t2=(720510)/ln720/570=652℃蒸汽溫度 t3=179℃冷流體升溫?zé)?Q1=m（17925）=飽和水汽化熱 Q2=m10%=179℃飽和水汽化熱為 。48核算質(zhì)量流速=（m 2取熱催化劑循環(huán)量=取熱量/（催化劑 溫差）=10 4/本設(shè)計外取熱器床層線速取 ；催化劑質(zhì)量流速為 100—150T/（m 2經(jīng)參考國內(nèi)同類裝置認(rèn)為傳熱系數(shù)取 1883KJ/（m 2④待劑帶入水汽升溫?zé)?Q4根據(jù)經(jīng)驗每噸催化劑帶入 1㎏水。(1)供熱方① 再生催化劑帶入熱 Q1Q1 = 催化劑循環(huán)量 催化劑比熱（t 再t 反）= Gs103（720510）=41920Gs KJ/h②焦碳吸附熱 Q2Q2 = 107090%=103KJ/h③再生催化劑帶入煙氣及水蒸汽帶入熱 Q3每噸催化劑帶入 1kg 煙氣， 水蒸汽，煙氣比熱取 KJ/，水汽取 KJ/。8000%=25200kg/h先計算干氣相對分子質(zhì)量M=34+2+16+30+28+44+42+58+56+56+56=焦中硫含量=原料中硫含量干氣中硫含量即 1800000000247。 40～80181。35（11）本設(shè)計選用臥式輔助燃燒室，用于開工時加熱主風(fēng)以預(yù)熱兩器使之升溫，在反應(yīng)系統(tǒng)緊急停工時，可用于維持系統(tǒng)溫度，在正常生產(chǎn)操作時作為主風(fēng)通道。外集氣室結(jié)構(gòu)簡單，耐高溫，可以避免原來內(nèi)集氣型結(jié)構(gòu)復(fù)雜，高溫下受壓力影響大，容易變形斷裂等缺陷。設(shè)計采用 Y75 催化劑，使用鈍化劑液收效果提高，氣體及焦碳產(chǎn)率下降。提升管采用上下回徑，出口安裝彈射式快速分離器，以終止避免裂化二次反應(yīng)，縮短劑油接觸時間。 設(shè)計計算匯總 反再系統(tǒng)主要操作參數(shù)計算結(jié)果匯20表 1 反再系統(tǒng)主要操作參數(shù)計算結(jié)果匯總項 目 單 位 數(shù) 據(jù)提升管出口溫度 ℃ 510提升管直徑 m 提升管長度 m 27提升管線速度 入口/出口 m/s 提升管內(nèi)油氣停留時間 s 提升管密度 kg/m3 提升管壓降 Pa 20228原料油預(yù)熱溫度 ℃ 230催化劑循環(huán)量 T/h 劑油比 預(yù)提升段直徑 m 預(yù)提升段高度 m 5預(yù)提升管線速 m/s 提升管反應(yīng)器及預(yù)提升段提升管入口溫度 ℃ 561沉 沉降器頂壓 MPa 降 沉降段直徑 m 段 沉降段高度 m 10沉降段旋風(fēng)分離器組數(shù) 三組一級串聯(lián)21續(xù)表 1項 目 單 位 數(shù) 據(jù)汽提段直徑 m 汽提段高度 m 汽提段催化劑密度 kg/m3 520汽提段催化劑提留時間 min 汽提段催化劑下移速度 m/s 汽提段汽提蒸汽線速 m/s 汽提擋板數(shù) 層 8汽提段汽提擋板間距 mm 800汽提擋板直徑 m 汽提蒸汽管直徑（主/支/分支） m 汽提蒸汽管中蒸汽線速主/支/分支 m/s 汽提段汽提蒸汽噴孔線速 m/s 再 再生器頂壓 MPa 生 燒焦罐出口溫度 ℃ 700系 稀相管出口溫度 ℃ 72022 續(xù)表 2項 目 單 位 數(shù) 據(jù)統(tǒng) 二密床溫度 ℃ 720燒焦罐直徑 m 9稀相管直徑 m 稀相管長度 m 稀相管線速 m/s 7稀相段直徑 m 14稀相段高度 m 16燒焦罐線速 m/s 稀相段線速 m/s 二密床線速 m/s 再生器旋分器組數(shù) 十六組二級串聯(lián)再生器旋分器入口線速 一級/二級m/s 再生器旋分器料腿最小長度 一級/二級m 23續(xù)表 3項 目 單 位 數(shù) 據(jù)燒焦罐藏量 T 催化劑在燒焦罐停留時間 s 燒焦罐與稀相管過渡段高度 m 燒焦罐與稀相段過渡段高度 m 催化劑輸送管線直徑 m 二密床催化劑停留時間 s 二密床催化劑藏量 T 二密體積 m3 二密密度 kg/m3 520待生斜管垂直高度 m