1、 1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/h801634H/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 且全部氢再生器中燃烧掉，又已知在 I 段烟气中 CO 2% (O)=12.8 CO%(O)=7.5 段不存在 CO 则段生成 CO2的 C 为：1317.50.85 =706.1kmol/h=8473.5kg/h5.7812段生成 CO 的 C 为 1317.50.85 =413.
2、7kmol/h=4965.0kg/h5.7812段烧焦量=706.1+413.7+595=1714.8kmol/h=14628.5kg/h生成 CO2的 C 即为段烧焦量=1317.50.15=197.6kmol/h=2371.5kg/h1.1.2理论干空气量的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/h2理论需 N2量=1210.579/
3、21=4553.8kmol/h=127506.4kg/h段理论干空气量=O 2+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%= 8.45321797.413.0622(（ 过 剩 ）（ 过 剩 ） 过 剩 ）过剩 02量=59.57kmol/h=190
4、6.3kg/h过剩 N2量=59.57 =224kmol/h=6274.7kg/h19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段烟气中过剩 02为 5.8%= （ 过 剩 ）（ 过 剩 ） ）（ 221794.36.197过剩 O2量=75.4 kmol/h=2412.9kg/h过剩 N2量=75.4 =283.6kmol/h=7942.1kg/h1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查空气湿焓图空气的湿含量为 0.02kg(水)/kg(干空气)则段
5、空气中的水气量=2488.5kg/h=193.8kmol/h3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 烧 焦 量 段 湿 空 气 量段= =11.75NM湿空气/kg.焦 段 烧 焦 量 段 湿 空 气 量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：I 段再生器 II 段再生器组分Kmol/h Kg/h Kmol/h Kg/hCO2 706.1 31068.4 197.6 8694.4CO 413.7 11583.6 0 0H2O O2 59.57 1906.1 75.4 2412.9N2 4777.9 17
6、8339.3 1026.7 28756总计 5957.3 178339.3 1299.7 39863.31.1.7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 吨流量 组成%组分Kg/h Kmol/h 干烟气 湿烟气CO2 31068.4 706.1 11.85 10.25CO 11583.6 413.7 6.95 6.0O2 1906.1 59.57 1.0 0.86N2 133781.2 4777.9 80.2 69.37总干烟气 178339.3 5957.3 100 生成水气 10710 595 13.524主风带入水汽3488.5
7、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段再生器结果如下流量 组成组分Kmol/h Kg/h 干烟气 湿烟气CO2 197.6 8694.4 15.2 14.48O2 75.4 2412.9 5.8 5.52N2 1026.7 28756 79 75.23总的干烟气 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 1001.1.8烟风比段= =1.0973.179850
8、 段 主 风 量 段 湿 烟 气 量段= =1.075.624 段 主 风 量 段 湿 烟 气 量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 AV5612主要性能参数 入口压力 0.098MPa5出口压力 0.34 MPa人口温度 8.9 主风机出口温度 k-1/k T 入 =428.1K=155）（ 入出出 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=36735.31
9、0 4 KJ/h生成 CO 放热=生成 CO 的 C 量生成 CO 发热值=49651025.8=5093.10104KJ/h生成 H2O 放热=生成 H2O 的 H 量生成 H2O 的发热值=1190119890=14266.91104 KJ/h合计（36735.3+5093.10+14266.91）10 4KJ/h=56096.3104KJ/h1.2.2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=56096.310 411.5%=6450.96104KJ/h1.2.3外取热器取热量 再 外取热器取热量 11731.3410 4KJh（取三催的标定数据）再 内取热器
10、取热量 8.5810 4KJ/h （取三催的标定数据） 1.2.4 段主风升温热6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）=10171.4710 4KJ/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）=2349.8210 4KJ/h水气升温需热=670.82.07（710135）=79.8410 4KJ/h1.2.6焦炭升温需热全部焦炭在段再生器中升温所需热量焦炭量焦炭比热（段再生温度反应器出口温度）=170001.097（67
11、1500）=318.910 4KJ/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）=10.910 4KJ/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合计：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）=157.210 4KJ/h7段蒸汽量焓差=500（3981.8281
12、2）=58.510 4KJ/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1.2.9散热损失582烧碳量=58215810=920.1410 4KJ/h1.2.10给催化剂的净热量给催化剂的净热量=焦炭燃烧热（29 项之和）2327610 4KJ/h1.2.11 催化剂循环量G1031.097（710500）=2327610 4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
13、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合计 56095.28 56095.281.2.13再生器物料平衡8入方 kg/h 出方 kg/hI 段干烟气 174422.8 I 段干烟气 178339.3II 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 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 2000I 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
14、1010000 合计 1250100 12501001.2.14 剂油比剂油比= =总 进 料 量催 化 剂 循 环 量 76.42011.2.15 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%103%572.催 化 剂 循 环 量催 化 剂 循 环 量段半再生催化剂含炭量 P 为段待生剂催化剂的含炭量=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%9压力因数= =2.03 315.08.12ln/)(温度因数= =3.498
15、24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 藏 量 段 烧 焦 量段= 523.5 kg 焦/吨催化剂.h 段 藏 量 段 烧 焦 量1.3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/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合计 6972.59 195973.421.3.1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
16、 稀相段高度为 12 m密相段中点压力=0.3465MPa密相段温度=273+671=943k10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=7.19m1.3.2 密相段的高度再生器密相床体积= =222cm3密W密相段高度= =5.45m2.785.01.3.3稀相段直径稀相段中点压力= 0.3315MPa5105.0稀稀顶 h稀相段温度=675+273=946K气体体积流率= 46.84m3/s27363. 4.98869取稀相直径= 9.7m.075.4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
17、度 过渡段高度为 1.25m 1.3.6催化剂的停留时间= =3.96min循 环 量 段 藏 量 106.111.3.7再生器体积烧焦强度= =65.89kg/m3h再 生 器 体 积烧 焦 量 3.2154681.3.8 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 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/s360.274.210.）（线速=
18、23.58m/s (1824m/s) 选 6 组合适1.3.8.3 复核二级入口线速二级入口线速= sm/53.26748.1二 级 入 口 面 积湿 烟 气 流 率26.532m/s205.78.46nu2.2.6.4油气混合物直径喷嘴的线速26雾化蒸汽量 594kmol/hV 气 = /h33633. 7.0/5.261098. 074107 mhsmu/5.562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 0.50.6m/s，设平均高度 9m, 密度 5kg/m3, 则沉降器中点
19、压力P=0.28+0.5 =0.28MPa5109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一般按 3.1kg 水蒸气/催化剂设计V=3790.9 =24.1m3/s28.017364.2取沉降线速 U=0.6m/s D= 7.15m 取 7.2m.5.78.0uv2.2.7.2沉降高度的确定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27FCC工艺设计推荐
20、汽提段的直径可按催化剂在汽提段的质量流速176234T/m2.h 确定。取 200T/m2.h则汽提段的面积 F=催化剂循环量 +焦炭量/20010 3=5.14m2D= =2.6m785.014.2.2.8.2 汽提段高度的确定取汽提段高度的经验值 8m。2.2.8.3 过渡段过渡角为 45 度。过渡段高度= =2.3m2汽沉 D2.2.8.4 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
21、 do do= =1.78m 785.0422.2.8.5 催化剂在汽提段内的停留时间28FCC工艺设计下选取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 5.148=22616停留时间= =1.34min循 环 量藏 量2.2.8.6 催化剂下移速度= =0.096m/s (0.1m/s)截 面 积密 度 催 化 剂236.0785.012.2.8.7 汽提段上升蒸汽速度压力 P=P 汽 +（0.5 密 h 密 +h 过 过 +h 稀 稀 ）10 -5=0.28+（0.55508+2.3200+95）10 -5=0.307MP温度 T=（500-20）+273=7
22、53K气体体积流率=汽提蒸汽+夹带的油气量=（97.1+ ） =1.65m3/s1835064.27350.1气体速度= =0.31m/s截 面 积气 体 体 积 流 率 2.75.02.2.8.8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/sFCC工艺设计下选取 12-25m/s汽提蒸汽体积流量29V= =0.235m3/s36027.125.48350D= = =0.12muV7.5.喷孔数 压力 P=0.307MPV= =0.765m3/s3607.225148350喷孔直径 10-20mm 取 20mm孔速 50-70m/s 取 60m/s则 V=n
23、0.785600.022n=40.6 取 40 个实际喷孔速= =60.9m/s20.785.46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 粗旋选型用国内开发的 PV 型旋风分离器入口面积 1.116756/3筒体直径 1514料腿直径 754122.2.9.2 确定粗旋的组数选用 3 组并联 P=028MP油气体积流率=3595.8 =22.92m3/s3604.228.07351.u1= = =20.52m/s入 口 面 积油 气 体 积 流 率 175.9302.2.9.3 粗旋料腿负荷的计算设粗旋效率为 90% G=101010390%=909kg/
24、h则料腿负荷= =201.2 kg/m327.06785.03192.2.9.4 粗旋料腿高度的校核 g= = =2.78 kg/m3体 积 流 率提 升 管 的 质 量 流 率 36092.1Ci= =15.02kg/m336092.11Re= =12.8106754.8=8.54 -0.833 -1.745 -0.1611 0.036-31650.574.608.21=8.540.3684.190.931.8-1=21.04Po= +21.04（10/15.02）102.57820.045（2.7820.52 2/2）=588.45+21.040.982585.3=12681.2Pa=1268.1kg/m2粗旋出口的浓度= = =4kg/m3密油 气 体 积 流 率 油 气 量催 化 剂 循 环 量 1.036092.101根据稀相线速当 u=0.6m/s 催化剂带出量为 4.5kg/m3=4+4.5=8.5kg/m3稀= =1121阀密稀 PHPo 4805.91.26
