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=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且所有氢Ⅰ再生器中燃烧掉，又已知在I段烟气中 CO2% (O)=12.8 CO%(O)=7.5 Ⅱ段不存在CO则Ⅰ段生成CO2C为：
1317.5×0.85×=706.1kmol/h=8473.5kg/h
Ⅰ段生成COC为1317.5×0.85×=413.7kmol/h=4965.0kg/h
Ⅰ段烧焦量=706.1+413.7+595=1714.8kmol/h=14628.5kg/h
Ⅱ生成CO2C即为Ⅱ段烧焦量=1317.5×0.15=197.6kmol/h=2371.5kg/h

1.1.2理论干空气量计算

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=O2+N2 =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N2=197.6×79/21=743.4kmol/h=20813.9kg/h
Ⅱ段碳燃烧生成CO2需N2== O2+ N2=941kmol/h=23137.1kg/h
1.1.3 实际干空气量

Ⅰ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
Ⅰ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
Ⅱ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
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
空气湿含量为0.02kg(水)/kg(干空气)
则Ⅰ段空气中水气量=2488.5kg/h=193.8kmol/h
Ⅱ段湿空气量=干空气量+水气量=139816.3Nm³/h

1.1.5主风单耗

Ⅰ段= =9.68NM³湿空气/kg.焦
Ⅱ段= =11.75NM³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/h
Kg/h
Kmol/h
Kg/h
CO2
706.1
31068.4
197.6
8694.4
CO
413.7
11583.6
0
0
H2O

O2
59.57
1906.1
75.4
2412.9
N2
4777.9
178339.3
1026.7
28756
总计
5957.3
178339.3
1299.7
39863.3

1.1.7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/h
Kmol/h
干烟气
湿烟气
CO2
31068.4
706.1
11.85
10.25
CO
11583.6
413.7
6.95
6.0
O2
1906.1
59.57
1.0
0.86
N2
133781.2
4777.9
80.2
69.37
总干烟气
178339.3
5957.3
100

生成水气
10710
595

13.52
主风带入水汽
3488.5
193.8

13.52
待生剂带入水汽
1050
58.3

13.52
松动吹扫蒸汽
1500
83.33

13.52
总湿烟气
195087.8
6887.73

100

Ⅱ段再生器成果如下
组分
流量
构成
Kmol/h
Kg/h
干烟气
湿烟气
CO2
197.6
8694.4
15.2
14.48
O2
75.4
2412.9
5.8
5.52
N2
1026.7
28756
79
75.23
总干烟气
1299.7
39863.3
100

主风带入烟气
37.3
670.8

4.77
松动吹扫
27.8
500

4.77
总湿烟气
1364.8
41034.1

100

1.1.8烟风比

Ⅰ段==1.097
Ⅱ段==1.075
1.1.9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AV56—12
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/kλ×T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=36735.3×10 4 KJ/h
生成CO放热=生成COC量×生成CO发热值
=4965×1025.8=5093.10×104KJ/h
生成H2O放热=生成H2OH量×生成H2O发热值
=1190×119890=14266.91×104 KJ/h
共计（36735.3+5093.10+14266.91）×104KJ/h=56096.3×104KJ/h

1.2.2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=56096.3×104×11.5%=6450.96×104KJ/h

1.2.3外取热器取热量

Ⅰ再 外取热器取热量 11731.34×104KJh（取三催标定数据）
Ⅱ再 内取热器取热量 8.58×104KJ/h （取三催标定数据）
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
=386.33×104KJ/h

1.2.5Ⅱ段主风升温热

干空气升温需热=37492.1×1.09（710—135）=2349.82×104KJ/h
水气升温需热=670.8×2.07（710—135）=79.84×104KJ/h

1.2.6焦炭升温需热

所有焦炭在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—反映器出口温度）
=17000×1.097×（671—500）=318.9×104KJ/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329.8×104KJ/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)=38.78×104KJ/h
水汽量×水比热×温差（Ⅱ段）=1050×2.16×（710—671）=8.58×104KJ/h
共计：待生剂带入水汽升温需热47.63×104KJ/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饱和蒸汽焓

1.2.9散热损失

582×烧碳量=582×15810=920.14×104KJ/h

1.2.10给催化剂净热量

给催化剂净热量=焦炭燃烧热—（2－9项之和）＝23276×104KJ/h

1.2.11 催化剂循环量

G×103×1.097×（710—500）=23276×104
解得G=1010t/h

1.2.12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
56095.28

56095.28

1.2.13再生器物料平衡

入方 kg/h
出方kg/h
I段干烟气
174422.8
I段干烟气
178339.3
II段干烟气
37492.1
II段干烟气
39863.3
待生剂待入烟气
1080
生成水汽
10710
I段主风带水汽
3488.5
带入水汽
4159.3
II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
1050
II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

1250100

1.2.14 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Ⅱ段待生剂含炭量==0.452%
Ⅰ段半再生催化剂含炭量P为Ⅱ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)
Ⅰ段中烧碳量=17000×0.85×0.93=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
∴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==219.65kg/吨催化剂.h
Ⅱ段=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）
项目
分子量
Kmol/h
Kg/h
湿烟气
28.1
6887.33
193545.21
外再热流化风
29
48.21
1398.21
催化剂带走烟气
28.1
36.65
1030
共计

6972.59
195973.42

1.3.1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=7.19m

1.3.2 密相段高度
再生器密相床体积==222cm3
密相段高度==5.45m

1.3.3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/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 过渡段高度为1.25m
1.3.6催化剂停留时间

==3.96min

1.3.7再生器体积烧焦强度

==65.89kg/m3h
1.3.8 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Φ426×12 筒体直径Φ1410
2级入口面积1.724688m2 料腿直径Φ219×12 筒体直径Φ1410

1.3.8.2 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 (18~24m/s) 选6组适当

1.3.8.3 复核二级入口线速

二级入口线速=
26.53<35m/s在容许范畴内
1.3.8.4 核算料腿负荷

1级料腿负荷
Ⅰ再生烟气密度==1.16kg/m3
催化剂平均筛分构成
dp=57.47µ
密度ρp =
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/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）+12×25/350=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/h
Kg/h
湿烟气
28.1
1364.8
41034.1
催化剂带走烟气
28.1
与再生器催化剂带入烟气抵消
共计

1364.8
41034.1

1.4.1Ⅱ段再密度直径

Ⅱ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+（6×170×0.5+8×20）×10-5=0.32MPa
温度=273+710=983K
气体体积流率=1364.8××=9.68m3/s
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

1.4.2 Ⅱ再密相高度
密相段体积=26.6m3
密相段高度==4.3m 取6m

1.4.3 Ⅱ再稀相段直径

压力P=0.31×0.5×8×20×10-5=0.32MPa
V=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/s

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

取过渡角45度 则 过渡段高度=0.5×（4.9—2.8）=1m

1.4.6 催化剂停留时间==0.27min

1.4.7 Ⅱ再体积烧焦强度

==89.2kg/m3.h

1.4.8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ф 1193 料腿直径ф325×10
2级选用42﹟ 入口面积 0.2428 筒体直径 ф1092 料腿直径 ф168×10

1.4.8.2计算入口线速

湿烟气体积流率=1364.8×××=9.99m3/s
u=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/s<35m/s 适当

1.4.8.4 复核料腿负荷

1级料腿：再生烟气密度=1.14kg/m3
dp=57.47μ（前已计算） ρp=1608.6kg/m3 则
查《FCC工艺设计》图得
气体饱和携带量Es=3.5ρg=3.99kg/m3
旋分器入口固体浓度G=Es×V=39.86kg/s
一级料腿质量流率= 在244-366kg/m2s范畴内
二级料腿假定是1级旋分器效率90%
则二级料腿固体流率=39.86×10%=3.986kg/m2s
二级料腿质量流率==115.9kg/m2s

1.4.8.5 旋分器压降计算
其中γ汽=1.14 K=1.6 γ混=3.99kg/m3
一级旋分器压降=4.98×10-5u12/g×(Kγ混+3.4γ汽)=0.017kg/cm2
二级旋分压降=0.028kg/cm2

1.4.8.6 最小料腿长计算

一级料腿长度
Z1==-1.4m
入口中心线至灰斗底距离为4.5m
净空高度应不不大于Z1+1+4.5=4.1m
设计稀相段高度8m 满足规定。
二级料腿长度==0.8m
二级料腿应不不大于Z2+1+4.1=5.9m
设计稀相段高度为8m满足规定。

第二章 提高管反映器工艺计算
1. 分子量拟定

以汽油为例 取稳定汽油 d420=0.7138
tv==96.4 斜率=t90—t10/90—10=1.36
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
提高管膨胀吹汽50kg/h,半再生和再生斜管吹汽400kg/h(涉及平均蒸汽100kg/h)均为250℃饱和蒸汽
油浆外甩不回炼
其数据见表II—4

稳定汽油
轻柴油
油浆
混合蜡油
tv
96.4
271.4
423.4
465.2
k
1.4
1.74
1.14
1.74
校正值
—10
—9
—4
—6
T中
87.4
263.4
419.4
459.2

0.7138
0.8936
1.019
0.9047

0.7188
0.8976
1.02
0.9087
M
94
195
325
430

2.1 几种重要参数计算

2.1.1 回炼比
回炼比===0.06

2.1.2总转化率
总转化率=×100%
==59.8%

2.1.3单程转化率
单程转化率=×100%=56.4%

2.1.4轻质油收率
轻质油收率=×100%
=×100%=65%

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提高管直径和长度计算

2.2.1物料平衡

入方物料 表Ⅱ-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
200×103
430
465.12
回炼油
12×103
430
27.9
循环催化剂
1030×103

再剂带入烟气
1030
29
35.5
水蒸气
17100
18
950
其中进料雾化
10.7×103

预提高
5.4×103

膨胀节物料吹扫
1.0×103

共计
1249330

1478.52
油+汽共计
229106

出方物料 表 Ⅱ-2-2
项目
质量流量
分子量M
千摩尔流量
裂化气
43.0×103
30
1433.3
汽油
76.6×103
94
814.89
轻才
53.4×103
195
273.85
油浆
9.0×103
325
27.69
回炼油
12×103
430
27.9
烟气
1030
29
35.52
水蒸汽
17100
18
950
催化剂+焦炭
1047.7×103

损失
1.0×103
30
33.3
共计
1249330

油+气共计
229.1×103

3596.45

2.2.2进料预热温度

2.2.2.1反映热平衡

入方热
再生催化剂带入热量
Q1=G×1.097×（706—500）×103=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
反映热Q1=9127×催化碳=9006.52×104KJ/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=200×103×4.78%×0.6=57.36KJ/h
原料油由预热温度升至反映温度所需热量
物流
Kg/h
入方
出方
温度
焓KJ/kg
温度
焓KJ/kg
新鲜原料
20×103
T
I
500
1528.26
回炼油
12×103
332.7
858.33
500
1549.19
Q2’=200×103×（365×4.187—I2）+12×103×4.187×（370—205）
=31394.12×104—20I2×104
各蒸汽由始态为反映状态吸热量
Q3’=17100×（870.5—710.3）×4.187=789×104KJ/h
250温度焓为710.3×4.187
500温度焓为820.5×4.187
损失热量
Q4=465.6×生成焦碳量=465.6×15810=736.11×104KJ/h

2.2.2.2列热平衡方程
Q放=Q吸 I= I，
Q1，+Q2，+Q3，+Q4，=Q供
29794×104=(9006.52×104+31394.12×104—20I2×104+789×104+739.11×104)×4.187
解得：I2=（41925.75—29794）/20×4.187=144.87kcal/kg
反查焓图得原料油预热温度为243℃。

2.2.3提高管进油处温度（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=1016×103×1.097（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）

原料油和水蒸气吸取热量
Q吸=（200×103×Ⅰ1—200×103×143×4.187+12×103×Ⅰ1×4.187—12×103×205×4.187+17100（Ⅰ2—710.3）×4.187
Ⅱ-2-3和表Ⅱ-2-4
2.2.3.3列热平衡方程

Q放=Q吸
假设t℃，保证Q放=Q吸
111.13×104×(710-t)=(21.2×104I1+1.71×104I2)×4.187-18257.9×104
假设t=519℃ Ⅰ1=380kcal/kg Ⅰ2=828kcal/kg
Q放=21349.99×104KJ/h Q吸=21568.35×104KJ/h
假设t=517℃ Ⅰ1=379kcal/kg Ⅰ2=827kcal/kg
Q放=21461.76×104 KJ/h Q吸=21472.43×104KJ/h
假设t=517℃ Ⅰ1=378kcal/kg Ⅰ2=825kcal/kg
Q放=21573.54×104KJ/h Q吸=21369.34×104KJ/h
因此当t=518℃ Q放=Q吸 即518℃为原料提高管处气化温度

2.2.4 提高管反映器直径和高度拟定

2.2.4.1提高管直径拟定

设提高管直径D=1.3m
设进油处至沉降顶P压降为0.05MPa
则提高管进油处压力为顶压+0.05=0.28+0.05=0.33MPa

2.2.4.2 合算提高管下部气速

由物料平衡中得油气+蒸汽+烟气总汽率为1478.52kmol/h
所如下部气体体积流率为V1=1478×22.4×=8.24m3/s
则下部线速U=V1/F=6.21m/s

2.2.4.3核算提高管出口线速

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=22.07m3/s
U1=V2/F=16.64m/s
核算成果：提高管入口线速6.21m/s在4.5—8m/s范畴内
提高管出口线速16.64m/s在8—18m/s范畴内
故所选提高管直径1.3m是可行。

2.2.4.4提高管高度计算

提高管平均线速 u平=
2.2.4.5催化剂在提高管内停留时间2-4s 取3s

则提高管长度L=取32m
实际停留时间=
2.2.4.6提高管压降计算

本设计采用埃索研究工程公司设计
《FCC》212页
提高管平均视密度

提高管压降
静压头
颗粒加速度及转向压降

N=1+1+1.5=3.5（二次转向+出口损失）
摩擦压降
=7.9×10-8×（L×平×u平2÷D）=57kg/m2

与假设值0.02MPa基本相等，不必重新计算

2.2.5 预提高管直径和高度拟定

2.2.5.1 预提高高度

考虑到进料口喷嘴下面有预提高直径进口，再生催化剂斜口管入口，事故进口管等，高度取4m.
2.2.5.2预提高管直径

预提高管气体摩尔流率为
催化剂带入烟气 1030kg/h 35.5kmol/h
催化剂带入水汽 1030 57.2
预提高直径 5400 300
进料事故蒸汽量 500 27.78
420.48
体积流率V=420.48×22.4×=2.88m3/h
取蒸汽流速4m/s
则预提高段直径D===0.955m
取0.9m 实际线速U=V/0.785D2=2.88/0.785×0.92=9.5m/s
结合以上计算流率 提高管尺寸如下
预提高段长度4m 直径0.9m
反映段36m 内径1.3 其中32m为直立管，4m为水平管，提高管长度40m
直立管36m
2.2.6提高管进料喷嘴计算

2.2.6.1 密度拟定
在243℃原料预热温度下密度==0.835
查332.82回炼油密度为=0.7
2.2.6.2体积流率拟定

新鲜原料 =0.0665m3/s
回炼油 =0.00476m3/s
2.2.6.3进料喷嘴拟定

取喷嘴直径ф50 ，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 取n=6个偶数 因此u=6.05m/s>2m/s
2.2.6.4油气混合物直径喷嘴线速

雾化蒸汽量594kmol/h
V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0.5—0.6m/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7.2m
2.2.7.2沉降高度拟定

U=0.6m/s查图7—3 TDH，=4.0 设TDH，=4.0
TDH=1.6TDH，+2.4=1.6×4+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176—234T/m2.h拟定。
取200T/m2.h
则汽提段面积F=催化剂循环量+焦炭量/200×103=5.14m2
D==2.6m
2.2.8.2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==2.3m
2.2.8.4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=550×5.14×8=22616
停留时间==1.34min
2.2.8.6催化剂下移速度

==0.096m/s (<0.1m/s)
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+夹带油气量
=（97.1+）×××=1.65m3/s
气体速度
==0.31m/s
2.2.8.8汽提蒸汽管

蒸汽压力1.0MP温度250℃
主管口径
设主管气体流速u=20m/s
《FCC》工艺设计下选用12-25m/s
汽提蒸汽体积流量
V==0.235m3/s
D===0.12m
喷孔数 压力P=0.307MP
V==0.765m3/s
喷孔直径10-20mm取20mm
孔速50-70m/s取60m/s
则V=n×0.785×60×0.022
n=40.6 取40个
实际喷孔速==60.9m/s
汽提蒸汽管在最下面一层挡板下面
2.2.9沉降器粗旋分器计算

2.2.9.1粗旋选型

用国内开发PV型旋风分离器
入口面积1.116756/3
筒体直径φ1514
料腿直径φ754×12
2.2.9.2拟定粗旋组数

选用3组并联P=028MP
油气体积流率=3595.8× ×=22.92m3/s

u1===20.52m/s
2.2.9.3粗旋料腿负荷计算

设粗旋效率为90% G=1010×103×90%=909kg/h
则料腿负荷==201.2 kg/m3
2.2.9.4粗旋料腿高度校核
ρg===2.78 kg/m3
Ci==15.02kg/m3
Re==12.8×106
ξ=8.54×-0.833×-1.745×-0.1611×0.036-1
=8.54×0.368×4.19×0.93×1.8-1=21.04
Po=×+21.04×（10/15.02）0.045×（2.78×20.522/2）
=588.45+21.04×0.982×585.3=12681.2Pa=1268.1kg/m2
粗旋出口浓度
===4kg/m3
依照稀相线速当u=0.6m/s 催化剂带出量为4.5kg/m3
=4+4.5=8.5kg/m3
==
=1.68m
料腿粗旋在反映>+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φ1624
料腿直径φ426×12
2.2.10.2拟定单旋组数

入口线速==22.2m/s
2.2.10.3料腿负荷

选3组
料腿负荷G=1010×103×10%=101000kg/h=28.06kg/s
料腿==73.7kg/m2.s
2.2.10.4单旋料腿高度校核

=2.78kg/m3 Re==14.3×106
Ci==4kg/m3
=8.54×-0.833×××
=8.54×0.33×4.19×0.92×1.81-1=18.7

=686+19.51×685=1404.4Pa=1404.4kg/m2
==1.89m
单旋料腿高度应> 即1.89+3+1=5.89m
单旋入