武汉炼油厂设计计算书.doc

同学们，现将“武汉炼油厂提升管流化催化裂化装置反应-再生系统工艺计算书”发给你们。该计算书是十几年前的资料，设计的是高低并列式提升管催化裂化反应-再生系统，原料是减压馏分油。计算书中没有烟气能量回收系统的计算，也没有采用新技术，例如催化剂与气体的快速分离技术、高效再生技术、再生器取热技术等。计算书中的插图也较少，例如物料平衡、能量平衡、压力平衡等，应该有插图。计算公式也没有编号。设计数据也已经落后过时，如烟气中CO2/CO分子比，再生催化剂积炭量，两器压力、温度等。计算书的计算方法我们可以参考，但不能完全照搬。我们在毕业设计中要弄懂计算方法，计算公式要能解释清楚，重要的和不常用的公式要知道出处。计算书中可能有错误，大家要看清楚，要动脑筋考虑问题。计算书只是毕业设计说明书的一部分，大家可以参考“化工设计”教材第十章毕业设计，第三节毕业设计说明书。2009年6月10日前要完成全部毕业设计工作，希望你们抓紧时间做好毕业设计。武汉炼油厂提升管流化催化裂化装置反应-再生系统工艺计算书(汽油方案)茂名学院化工与环境工程学院石油化工系2007年4月1日(今天是愚人节)目 录一、物料平衡表 2二、原料放产品的设计基础数据 2三、再生器系统 3四、提升管反应器系统 14五、反应-再生器系统压力平衡 25六、几种特殊情况下的反-再系统操作参数 29七、催化剂储罐 31八、各种吹气及有关参数的计算和选取 33一、物料平衡表本装置年开工按8000小时计算。物料平衡见表1。表1 物料平衡表序号物料名称%(质)公斤/时吨/日万吨/年入方1减压蜡油10075000180060合 计10075000180060出方1干 气2.7202548.71.6202液化气16.412300295.19.8403汽 油50.537875909.030.34轻柴油20.915675376.212.545澄清油3.0225054.01.86焦 炭6.54875117.03.9合 计10075000180060转化率76.1%(质)，轻质油收率71.4%(质)。二、原料放产品的设计基础数据1、原料及产品性质原料及产品性质见表2。表2 原料及产品性质名称相对密度特性因数K分子量名称相对密度特性因数K分子量原料油0.889212370油浆0.99710.6380回炼油0.904311.7340汽油0.7411.8100澄清油0.99710.6380轻柴油0.899511.02002、反应-再生操作条件反应-再生操作条件见表3。表3 反应-再生操作条件名称单位数值名称单位数值沉降器顶部压力（表）Kg/m21.5烟气中CO2/CO分子比1.0再生器顶部压力（表）Kg/m21.8大气干球温度32再生床层温度670相对湿度%71提升管出口温度510烟气中过剩O2%（mol）0.5再生催化剂积炭%（质）0.2焦炭中氢碳比（H/C）%（质）8/92催化剂微反活性6570回炼比0.2三、再生器系统1、空气流率、烟气流率及组成。（1）燃烧的碳和氢焦炭产量=4875kg/h，焦炭中氢碳比，C/H=8/92，焦炭=C+H则：碳产量=48750.92=4485kg/h=374kmol/h氢产量=4875-4485=390kg/h=195kmol/h（2）生成CO和CO2的CCO2/CO=1.0（分子比，其中C的质量比=分子比）则：生成CO的C=44850.5=2242.5kg/h=187kmol/h生成CO2的C=44850.5=2242.5kg/h=187kmol/h（3）理论O2生成CO2的O2=1187 kmol/h=6000 kg/h（5984kg/h）生成CO的O2=0.5187=93.5 kmol/h=2992kg/h生成H2O的O2=0.5195=97.5 kmol/h=3120kg/h小计=187+93.5+97.5=387 kmol/h=12112kg/h（4）燃烧产物CO=187 kmol/h=5236kg/hCO2=187 kmol/h=8228kg/hH2O=195 kmol/h=3510kg/h小计=187+187+195=569 kmol/h=5236+8228+3510=16974kg/h（5）干空气量再生器干烟气中过剩O2取0.5%过剩空气量0.5/21=0.0238(mol分数)则：0.00238=过剩空气量/（理论干空气量+过剩空气量）其中：O2=43.80.21=9.2kmol/h=294kg/hN2=43.8-9.2=34.6kmol/h=968.8kg/h干空气量=理论空气量+过剩空气量=理论N2+理论O2+过剩空气量=37879/21+378+43.8=1843.8kmol/h=1843.828.85=53200kg/h=41300 Nm3/h=689 Nm3/min（6）求空气中水气干球温度=32=89.6 oF相对湿度=71%查乙烯回收手册图2-5得：H2O/干空气=0。034则：水蒸汽=0.0341843.8=62.7kmol/h=1128kg/h（7）湿空气量G湿=1843.8+62.7=1906.5kmol/h=42700 Nm3/h=712 Nm3/min=53200+1128=54328kg/h（8）烟气组成烟气组成见表4。表4 烟气组成组成分子量kmol/hkg/hmol%（对湿烟气）mol%（对干烟气）O2329.22940.440.5CO2818752368.9210.2CO24418782288.9210.2N2281456.64078069.4279.1总干烟气1839.854538100.0生成水1819535109.30水蒸汽1862.711283.0总湿烟气2097.559176100.0干烟气分子量=54538/1839.8=29.7湿烟气分子量=59176/2097.5=28.2平衡核算：湿空气量=54328kg/h焦炭量=4875kg/h两项小计=54328+4875=59203kg/h，与总湿烟气量59176kg/h相近。至烟囱的干烟气=54538-885=53653kg/h（9）烧焦单位耗空气量湿空气量/焦炭量=42700/4875=8.8Nm3/kg焦湿空气量/焦炭量=54328/4875=11.1kg/kg焦（10）烟风比湿烟气/湿空气=2097.5/1906.5=1.1(mol比)2、再生器热平衡（1）焦炭燃烧放出热量生成CO2的C量=2242.5kg/h，发热值8100kCal/h生成CO的C量=2242.5kg/h，发热值2450kCal/h生成H2O的H量=390kg/h，发热值28600kCal/h生成CO2的C放出热量=2242.58100=1816104kCal/h生成CO的C放出热量=2242.52450=550104kCal/h生成H2O的H放出热量=39028600=1115104kCal/h小计=1816104+550104+1115104=3481104kCal/h.（2）可利用热量解吸催化剂上的焦炭需要总热量的11.5%.即: Q可=34811040.885=3080104kCal/h（3）主风机出口温度T入入口温度，取28.8=301.8 oKP出出口压力（绝），3.2大气压.P入入口压力（绝），0.95大气压.多变效率，取=0.75K绝热指数，1.4取再生器入口处温度为170（4）给催化剂净热量给干空气的热量=532000.26(670-170)=692104kCal/h.给水蒸汽的热量a.空气中带入H2O热量=11280.5(670-170)=28104kCal/h.b. 催化剂带入H2O热量=7200.5(670-510)=5.8104kCal/h.c. 其它H2O热量=(37+18+158+125+118+24+172+1450)0.5(670-250)=21020.5(670-250)=44.1104kCal/h.热损失=120104kCal/h.小计=692+28+5.8+44.1+120=889.9104kCal/h.给催化剂的热量Q=(3080-889.9)104=2190.1104kCal/h.（5）催化剂循环量（6）剂油比=530000/(750001.2)=5.93、再生器水平衡(计算见第八节)再生器水平衡见表5。表5 再生器水平衡入方名称流量，kg/h出方名称流量，kg/h(1)空气中水1128(1)带至反应器蒸汽88(2)氢燃烧生成水3510(2) 带至烟气的蒸汽9582(3)待生催化剂带入720(4)待生滑阀前松动蒸汽37(5)其它单动滑阀吹扫蒸汽稀相喷水咀冷却蒸汽主风事故蒸汽管吹扫燃烧油喷咀吹扫溢流管顶喷咀冷却膨胀节吹扫再生集气室穹顶上吹扫再生集气室穹顶下吹扫旋风器级间冷却汽1815812511824172100014501210合计9670合计9670入密相床水汽=9670-（1000+1450+1210+158+88）=5764kg/h入稀相床水汽=9670-（1210+1000+88）=7372kg/h4、再生器藏量按式：式中：CBR碳燃烧率，吨/时；CBR=4.8750.92=4.485吨/时V再生器效率因数，取210P压力因数，P=PTPoPo氧分压因数。由0.5%O2含量查出Po=0.679PT=(1.814.2+14.7)/18.7=2.16所以：P=PTPo=2.160.679=1.46再生剂含碳0.2%(质)则：(CR)0.7=0.20.7=0.324T温度因数t=670+273=943 oKA=E/RT基T基=593+273=866 oK（基准温度）E活化能，取20000kCal/kmol（取自玉门炼厂提升管催化裂化装置标定数据）R气体常数，1.987kCal/kgmoloK所以：烧焦强度=4875/33.6=145公斤焦/吨催化剂藏量5、结构尺寸（1）密相床层直径入密相床的气体量：总干烟气量=1839.8-29.8=1810kmol/h水蒸汽量=5764/18=320 kmol/h两项小计=1810+320=2130 kmol/h密相床密度取280kg/m3密相床温度670 密相床高 6.7m再生器顶压力2.8kg/cm2(绝)床层中点压力=2.8+0.02+6.728010-4/2=2.91 kg/cm2气体体积流率采用密相床层衬里后内径为5030mm则密相床线速为: （2）稀相床层直径入稀相床的气体量总干烟气量=1810kmol/h稀相床水蒸汽=7372/18=410kmol/h两项小计=1810+410=2220kmol/h稀相床气体体积流率取稀相床线速0.5m/s则稀相床直径为采用稀相床层衬里后内径为7000mm则稀相床实际线速为: （3）床层上净空参照玉门炼厂试验数据选取11m（4）催化剂停留时间停留时间, （5）体积烧焦强度体积烧焦强度=生焦量(kg/h)/密相床体积(m3)=4875/120=40.6kg/m3h6、催化剂输送管线及分布板（1）溢流管顶直径催化剂循环量，G=530000kg/h=147.2kg/s溢流管密度取370kg/m3催化剂体积流率=147.2/370=0.398m3/s取顶部最大流速为0.24m/s则溢流管顶部面积为, F=0.398/0.24=1.66m2直径为, 采用直径1.8m, 则顶部流速为: w=0.398/(0.7851.82)=0.156m/s（2）溢流管顶槽口槽口宽50mm，高600mm，面积0.03m2溢流管顶催化剂压头由下式计算:循环量=5301.1=583短吨/时=9.71短吨/分床层密度280kg/m3=17.5磅/英尺3堰长=240=80英寸所以取槽口开孔面积为溢流管顶面积的50%则槽口总面积为, F=1.820.78550%=1.27m2开槽口总数=1.27/0.03=42条实际开槽口40条（3）再生待生催化剂斜管采用斜管衬里后内径为584mm催化剂循环量530000kg/h催化剂质量流速=530000/(0.7850.5842)=2000000kg/hm2取再生斜管密度200kg/m3催化剂管内流速=2000000/(2003600)=2.78m/s取待生斜管密度400kg/m3催化剂管内流速=2000000/(4003600)=1.39m/s（4）分布板开孔取分布板压降P=0.1kg/cm2=1000 kg/m2取颂板下温度t=250+273=523 K分布板下压力P=2.8+6.728010-4+0.1=3.088 kg/m2通过分布板的风量为712Nm3/min即: 空气密度按式: 通过分布板的空气速度: 取N=2.2所以分布板开孔面积为:F=Q/W=7.36/62=0.119m2按15开孔, 则开孔数论为:n=0.119/(0.01520.785)=673个实际分布板开孔为: 15,656个; 25,4个实际开孔面积=6560.7850.0152+40.7850.0252=0.118m2分布板直径为4.83m分布板开孔率=0.118/(0.7854.832)=0.646%7、旋风分离系统（1）旋风分离器入口线速总湿烟气量=2220kgmol/h气体体积流率17m3/s旋分器一级入口截面积 0.3050.71=0.217m2旋分器二级入口截面积 0.2880.686=0.197m2采用5组旋风分离器.则一级入口线速W1=17/(50.217)=15.6m/s二级入口线速W2=17/(50.197)=17.2m/s增加旋风分离器级间冷却蒸汽1210kg/h, 二级旋风分离器入口线速为:入口气体体积,二级入口线速W2=17.2/(50.197)=17.5m/s（2）旋风分离器压力降一级旋风分离器的压降P1P1=(KDT+3.4DV)W12/2gW1一级入口线速，15.6m/sG重力常数, 9.8K速度函数, 1.8DT介质和催化剂的密度DV介质密度取入口处催化剂密度为10kg/m3则DT=10+1.0=11 kg/m3二级旋风分离器的压降P2一、二级旋风分离器总压降PP=P1+P2=0.0288+0.018=0.0468kg/cm2（3）料腿长度计算一级料腿长度静压头密相床静压头 6280=1680kg/m2稀相床静压头 208kg/m2旋风分离器压降 288 kg/m2以上三项小计: 1680+208+288=2176 kg/m2取一级料腿密度 480 kg/m3一级料腿当量长度=2176/480=4.53m一级料腿应取长度=4.53+4.530.35=6.11m实际长度为15301mm二级料腿长度静压头稀相床静压头 208kg/m2取翼阀压降 35 kg/m2旋风分离器压降 468 kg/m2密相床静压头 1.314280=368kg/m2以上四项小计: 208+35+468+368=1079 kg/m2二级料腿当量长度=1079/480=2.25m二级料腿应取长度=2.25+0.9=3.15m实际长度为10501mm（4）负荷情况进入一级旋风分离器的催化剂量为：V=1017=170kg/s=612吨/时进入每一组旋风分离器的催化剂量=612/5=122.2吨/时一级料腿采用42612管子管子截面积=0.7850.4022=0.127m2质量流速=122200/（36000.127）=268kg/m2s进入二级旋风分离器的催化剂若为一级的10%二级料腿采用16810管子管子截面积=0.7850.1482=0.0172m2二级料腿质量流速=1222000.1/（36000.0172）=198kg/m2s（5）催化剂损失催化剂单耗按0.6公斤/新鲜原料吨每小时为0.675=45公斤/时=1080公斤/天损耗率=45/612000=0.00735%旋风分离器回收率=100-0.0074=99.9926%8、双动滑阀考虑双动滑阀有三种不同的操作。正常流量：在设计负荷下操作不用紧急水最大流量：在最大烧焦负荷下操作，由于二次燃烧而动用喷水及旋风分离喷入最大蒸汽量。最小流量：由于二次燃烧而将烧焦空气切断，动用稀相喷水，并且吹入事故蒸汽，此时单动滑阀切断。（1）正常流量考虑旋风分离器喷蒸汽降温14，即烟气从670降至656。干烟气1810kmol/h=53653kg/h水蒸汽532 kmol/h=9582kg/h （见水平衡）两项小计：1810+532= 2342kmol/h=53653+9582=63235kg/h滑阀前压力P1=2.8-0.0468=2.7532kg/cm2=39.1英磅/英寸2滑阀后压力P2=2.7532-0.6=2.1532kg/cm2=30.5英磅/英寸2烟气体积流率烟气密度, =63235/64500=0.982kg/m3烟气分子量,M=63235/2342=27滑阀前温度,T1=1212+460=1672oR压缩因数,=1烟气流量W=632352.2/3600=38.7磅/秒绝热指数,k=1.38设d/D=0.38, Cd=0.66Rc=P2最小/P1=0.615, P2最小=RcP1=0.61539.1=24.0磅/英寸2P2最小P1Y1=0.925=13.0英寸=0.33md/D=0.33/0.87=0.38, 与假设一致, 计算正确.滑阀开孔面积=0.7850.332=0.0855m2滑阀全开面积=0.7850.4042=0.128m2正常双动滑阀开度=0.0855/0.128=66.8%（2）最大流量主风机最大流量51000Nm3/h=2280kmol/h烟气量2280 Nm3/h=2518kmol/h其中: 干烟气量=18102510/(1810+532)=2020 kmol/h=60000/kg/h水蒸汽量=2510-2020=490 kmol/h=8810/kg/h另: 级间喷汽最大=556 kmol/h=10000/kg/h集气室穹顶蒸汽118 kmol/h=2500/kg/h紧急喷水408 kmol/h=7350/kg/h小计 3592kmol/h=88660/kg/h烟气平均分子量M=88660/3592=24.6烟气量W=886602.2/3600=54.2磅/秒烟气温度 T1=670=1238oF=1698oR压缩因数,=1滑阀上游压力P1=2.8-0.1=2.7kg/cm2=38.41英磅/英寸2滑阀下游压力P2=2.7532-1.6=2.1kg/cm2=30.0英磅/英寸2绝热指数,k=1.38设d/D=0.46, Cd=0.7Rc=P2最小/P1=0.63, P2最小=RcP1=0.6338.4=24.2磅/英寸2P2最小P2 计算取P2最小查图Y1=0.885=7.03英寸=0.178md/D=0.178/0.87=0.205, 与假设相近, 计算正确.滑阀开孔面积=0.7850.1782=0.0248m2实际采用最小开孔面积=0.0252m29、辅助燃烧室（1）在装置开工升温用空气量为600Nm3/min湿空气量600Nm3/min =1600kmol/h水蒸汽=1600-1550=50kmol/h=900kg/h空气入口温度170, 出口温度580热负荷Q=447000.26(580-170)+9000.5(580-170)=476104+18.9104=494104kCal/h装催化剂时湿空气量550Nm3/min=1470kmol/h干空气量=1470/1.034=1420kmol/h=40500kg/h水蒸汽量=1470-1420=50 kmol/h=900kg/h空气入口温度170, 出口温度620热负荷Q=405000.26(620-170)+9000.5(620-170)=474104+20.2104=494.2104kCal/h（2）一次二次风量的分配控制炉膛温度1000所需一次风量二次风量，V2=600-296=304Nm3/min装催化剂时总空气量550Nm3/min=1470kmol/h一次风量，二次风量，V2=550-296=254Nm3/min正常时主风量712 Nm3/min一次风量，V1=296Nm3/min二次风量，V2=416Nm3/min（3）燃烧室环形空隙环隙处压力，P环=2.8+0.0208+0.187+0.1=3.108kg/cm2(绝)环隙处温度, T环=443 oK二次空气流量=2964431/(2733.108)=2.57m3/s 环隙处空气流速为10m/s环隙截面积=2.57/10=0.257m2设计采用环隙截面积为0.416m2 （4）燃烧室尺寸燃烧室尺寸示意图如图1所示。炉膛热强度选250104kCal/hm3则炉膛体积=500104/250104=2m3燃烧室总高度2219mm 图1 燃烧室尺寸示意图燃烧室直径992/1054 则炉膛体积=0.7850.99220.347+0.7851.05421.872=0.268+1.63=1.898m3燃烧室耐火砖厚113mm, 石棉厚10mm, 金属壁厚10mm,则燃烧室金属外径为1312mm。（5）炉体外径由环形面积公式（6）一次风、二次风管径一次空气量296Nm3/min=17800Nm3/h空气体积流量，一次风流速22m/s一次风管径, 选用管径Dg400二次空气量416Nm3/min=25000Nm3/h空气体积流量，二次风流速21m/s二次风管径, 选用管径Dg500四、提升管反应器系统1、水平衡及物料平衡（1）水平衡提升管反应器系统水平衡见表6。表6 提升管反应器系统水平衡序号名称温度，kg/hkmol/h备注入方1进料雾化蒸汽3002250125.0占进料2.5%2汽提蒸汽3001960109.03予提升蒸汽30053029.44再生滑阀前松动30029416.35汽提段底锥松动30021612.06再生斜管膨胀节吹气2501729.57防焦蒸汽2501508.38再生滑阀吹扫250181.09起动蒸汽口吹扫：回炼油入口上回炼油入口下25087364.82.010进料事故吹扫250482.711采样口吹扫（2个）250482.712沉降器顶放空口吹汽25086448.013再生剂带入水汽250884.9合计6761375.6出方1带至再生器72040.02带入分馏塔6041335.6合计6761375.6（2）物料平衡提升管反应器系统物料平衡见表7。表7 提升管反应器系统物料平衡序号名称分子量M重%(对新鲜进料)kg/hkmol/h入方1新鲜原料370100.0750002022回炼油3407500223油浆380750019.74水蒸汽186761375.65烟气29.788529.8合计100.097646649.1入方1烟气29.788529.82C2及C2以下其中: H2SH2CH4C2H6C2H43421630282.70.40.21.00.590.512025300150750443382158.98.87546.814.713.63总C3其中: C3H8C3H644425.61.73.942001275292598.729.069.74总C4其中nC4iC4C=4-1iC=4tC=4-2cC=4-258585656565610.80.914.291.091.841.191.488100683321781813808921110142.111.855.414.624.615.919.85汽油10050.537875378.86轻柴油20020.91567578.47澄清油3803.022505.98回炼油340750022.09油浆380750019.710水蒸汽至分馏塔至再生器18186041720335.640.011焦炭6.54875合计100.0976461309.92、原料油预热温度的计算作反应系统热平衡供热方：（1）热催化剂自再生器带入热量Q1Q1=5300.262(670-510)103=222010-4kCal/h（2）焦炭吸附放热，Q2Q2=348110411.5%=40110-4kCal/h（3）催化剂带入惰性气及水汽放热, Q3Q3=8850.26(670-510)+880.5(670-510)=3.7104+0.7104=4.410-4kCal/h总放热, Q放=Q1+Q2+Q3=(2220+401+4.4)104=2625.4104kCal/h耗热方:（1）反应热, Q4附加热=0.6进料量残碳%=0.6750000.23=103kg/h可汽提碳=催循环量0.02%=5301030.02=106kg/h催化碳=4485-(103+106)=4276kg/h根据玉门炼油厂提升管催化裂化装置标定数据, 取每公斤催化碳反应热2300kCal/kg催化碳。反应热Q4=23004276=98510-4kCal/h（2）水蒸汽吸热，Q5Q5=(2250+1960+530+294+216)0.5(510-300)+(172+150+18+87+36+48+48)0.5(510-250)=55.110-4+7.310-4=62.410-4kCal/h（3）热损失, Q6取Q6=7510-4kCal/h（4）原料油汽化吸热, Q7Q7=90000(377-qLt)总进料,查得kCal/kgQ7=90000(377-qLt)=339010-4-9qLt10-4 kCal/h总耗热, Q耗=Q4+Q5+Q6+Q7=(985+62.4+75+3390)10-4-9qLt10-4=4512.410-4-9qLt10-4 kCal/h由: 总供热=总耗热则: 2625.4104=4512.410-4-9qLt10-4所以: qLt=(4512.4-2625.4)/9=210kCal/kg查图得原料预热温度t=3503、提升管反应器的计算根据石油化工研究院综合研究所中型试验推荐数据:提升管停留时间取4s.提升管体积处理能力陈3吨新鲜原料/米3时.提升管设计分两段.设取上段直径1000,长22000; 下段直径900,长10000.（1）各处线速度新鲜原料入口线速1）进入提升管下段的物料进入提升管下段的物料见表8。表8 进入提升管下段的物料序号名称温度, Kg/h分子量MKmol/h1新鲜原料油350750003702022蒸汽:原料雾化蒸汽预提升蒸汽再生滑阀前松动再生斜管膨胀节吹扫再生滑阀吹扫进料事故吹扫再生催化剂带入3003003002502502506701875530294172184888水蒸汽合计3025181683烟气67088529.729.8合计78910399.82）求新鲜进料喷入口温度作提升管下段热平衡. 设进料喷入口温度为560. 升管下段热平衡见表9.表9 升管下段热平衡序号名 称流量,kg/h热容(或焓)kCal/kg温度,热量,Q10-4 kCal/h供热1催化剂带入,Q1530000.2667092252烟气带入,Q28850.2667015.43原料带入,Q375000210 kCal/kg35015754催化剂带入水汽,Q4880.567035其它水汽,对Q51875+530+294172+18+480.50.530025040.53合计13191010861.9耗热1催化剂带出,Q1530000.2656077202原料汽化吸热.Q27500041656031003水蒸汽吸热,Q330250.5560854烟气吸热,Q48850.2656012.9合计13191010897.9供热耗热, 所设560正确。3）进入提升管下段物料气体体积流率提升管中催化剂平均密度设取36kg/m3。提升管长32米.则提升管底喷嘴处压力为:P2.5+363210-4=2.61kg/cm2(绝)体积流率, 4）新鲜原料入口线速w下入=V下入/F下=2.9/(0.7850.92)=4.6m/s提升管上段出口线速1）提升管上段出口的物料进入提升管上段出口的物料见表10。表10 提升管上段出口的物料序号名 称Kg/h分子量MKmol/h备注1C2及C2以下2025158.9见物料平衡表2总C3420098.7见物料平衡表3总C48100142.1见物料平衡表4汽油37875100378.85轻柴油1567520078.46澄清油22503805.97回炼油750034022.08油浆750038019.7小计904.59水蒸汽357118199见水平衡表10烟气88529.729.8合计1133.32）提升管出口油气体积3）提升管上段出口线速提升管下段出口线速1）提升管下段出口物料取提升管下段转化率50%计算。则：油气mol流率=904.5-(22+19.7)/2=862.8/2=431.4kmol/h水蒸汽mol流率=168kmol/h烟气mol流率=29.8kmol/h未转化原料mol流率=7500050%/370=101kmol/h合计=431.4+168+29.8+101=730.2kmlo/h2）下段出口油气体积流率取提升管上段平均密度为25.4kg/m3, 提升管上段长22m.则下段出口处压力=2.5+25.42210-4=2.556kg/cm2.气体体积流率为, 3）下段出口线速w下出=5.25/(0.7850.92)=8.24m/s提升管上段入口线速1）上段入口油气mol流率由下段进入油气730.2kmol/h回炼油22.0kmol/h油浆19.7kmol/h回炼油浆雾化蒸汽375/18=20.8kmol/h起动蒸汽口吹扫蒸汽87/18=4.8kmol/h合计=730.2+22.0+19.7+20.8+4.8=797.5kmol/h气体体积流率, 2）上段入口线速w上入=5.75/(0.78512)=7.3m/s（2）提升管停留时间提升管下段对数平均线速w下入=4.6m/sw下出=8.24m/s提升管上段对数平均线速w上入=7.3m/sw上出=10.3m/s停留时间L下段=10mL上段=22mt下段= L下段/w下段=10/6.2=1.6st上段= L上段/w上段=22/8.7=2.5st总=1.6+2.5=4.1s（3）提升管体积处理能力V上段=120.78522=17.3m3.V上段=0.920.78510=6.35m3.V总=17.3+6.35=23.65m3.新鲜进料量75000kg/h总进料量90000kg/h提升管体积处理能力：75000/23.65=3170kg新鲜进料/m3h; 90000/23.65=3800kg总进料/m3h由以上提升管停留时间与体积处理能力计算结果与综合所试验推荐数据相近, 所以提升管设计基本合适。（4）提升管各点密度新鲜原料喷入口密度此点气体线速w下入=4.6m/s=15.1英尺/秒.滑落系数=气体线速/(气体线速-自由落体速度)自由落体速度=24英尺/秒.滑落系数=15.1/(15.1-4)=1.36催化剂循环量=530000kg/h气体体积流率, V下入=2.9m3/s此点密度提升管下段出口密度w下出=8.24m/s=27英尺/秒.滑落系数=27/(27-4)=1.17气体体积流率, V下出=5.25m3/s提升管上段入口密度w上入=7.3m/s=24英尺/秒.滑落系数=24/(24-4)=1.2气体体积流率, V上入=5.75m3/s提升管上段出口密度w上出=10.3m/s=33.8英尺/秒.滑落系数=33.8/(33.8-4)=1.14气体体积流率, V上出=8.1m3/s提升管对数平均密度下入=69, 下出=33上入=31, 上出=20.7（5）提升管藏量w=V总总平=23.6536=852kg（6）提升管空速空速=90103/852=105h-1（7）强度系数强度系数=剂油比/空速=5.9/105=0.056（8）提升管计算数据汇总提升管计算数据汇总见表11。表11 提升管计算数据汇总表名称单位数值名称单位数值提升管直径：下段上段mm0.91.0入口线速m/s4.6出口线速m/s10.3提升管长度：下段上段总长mmm102232入口密度kg/m369出口密度kg/m320.7平均密度kg/m336.0提升管体积：下段上段总体积m3m3m36.3517.323.65停留时间s4.1藏量kg852空速h-1105体积处理能力：新原料总进料t/m3ht/m3h3.173.84、沉降器及汽提段计算（1）沉降器直径气体mol流率提升管出口油气=1133.3kmol/h汽提蒸汽=1960/18=109 kmol/h汽提段底锥松动蒸汽=216/18=12 kmol/h防焦蒸汽=150/18=8.3 kmol/h带至再生器蒸汽=720/18=40 kmol/h以上5项合计=1222.6 kmol/h气体体积流率取沉降器线速w=0.5m/s沉降器直径采用沉降器直径D=5.2m沉降器实际线速w=8.73/(0.7855.22)=0.41m/s（2）沉降器高度根据玉门炼厂提升管催化裂化装置操作经验和旋风分离器料腿要求, 取沉降器高9.5m。（3）汽提段高度：汽提段高度决定于汽提效率、催化剂流速、汽提蒸汽用量等。根据现有工厂操作经验，汽提段高度一般为10米左右。本设计采用催化剂料面至汽提蒸汽喷入点之间高度为9328毫米。直径：本设计采用汽提有效面积与原IV型相近。直径2400，提升管外径1060。气提段有效面积为F=0.785(2.42-1.062)=3.64m2.催化剂循环量为530000kg/h.汽提段流动质量速度为530000/(3.6460)=2420kg/m2min.汽提蒸汽量汽提蒸汽用量采用3.7公斤蒸汽/吨催化剂.汽提蒸汽量为3.7530=1960kg/h.汽提段催化剂密度采用500kg/m3.催化剂在汽提段中下移速度=2420/(50060)=0.081m/s.催化剂在汽提段中停留时间汽提段藏量18500kg.循环量530000kg/h.停留时间=18500/530000=0.0349h=2.1min蒸汽流速汽提蒸汽量=1960kg/h=109kmol/h.催化剂携带油气量为进入沉降器总物料的3%, 即1309.90.03=39.2kmol/h.(见表6).考虑汽提效率90%, 则汽提出来的油气量为0.939.2=35.2kmol/h.汽提段上部压力1.5kg/cm2.汽提段下部压力1.96kg/cm2.汽提段中点压力=(1.5+1.96)/2=1.73kg/cm2(表).流过汽提段气体体积流率汽提段有效面积为3.64m2.所以蒸汽线速w=0.94/3.64=0.26m/s.（4）汽提蒸汽管的确定总管用过热蒸气9kg/cm2，300。汽提蒸汽量109kmol/h。蒸汽体积流率管内蒸汽流速取20m/s。则总管直径选用总管公称直径Dg100。支管支管管径选Dg50。开孔数的确定。支管内压力3.2kg/cm2, 温度450.支管上蒸汽体积流率为:采用过孔线速30m/s.小孔为12, 截面积=0.7850.0122=0.00013m2.小孔数n=0.563/(300.00013=164个.5、旋风分离系统计算（1）入口线速沉降器内布置3组2级旋风分离器。每组一、二级截面积0.7120.305=0.217m2.入旋风分离器的气体体积流率为8.73m3/s.则一、级入口线速w=0.87/(30.217)=13.4M/S.（2）压力降一级压降油气密度旋风分离器入口催化剂密度取4kg/m3.则油气和催化剂密度DT=2.9+4=6.9kg/m3.取速度系数k=1.8, 则:二级压降（3）料腿长度一级料腿按料腿埋入密相层1.3m考虑。密相层密度500kg/m3.根据玉门炼油厂提升管催化裂化装置操作数据, 提升管出口伞帽以上3m, 稀相密度取10kg/m3, 3m以上稀相密度取5.5kg/m3.伞帽以下至汽提段密相料面密度取20kg/m3.则一级料腿总压降为下列各项之和.一级旋分器压降P1=204kg/m2.稀相静压头 5.56.5=36 kg/m2, 103.0=30 kg/m2, 203.0=60 kg/m2.翼阀压降35 kg/m2.密相静压头5001.3=650 kg/m2.一级料腿总压降P=204+36+30+60+35+650=1015 kg/m2.取一级料腿密度480 kg/m3.则一级料腿当量长度L1=1015/480=2.12m.应取一级料腿长度L1=2.12+0.9=3.12m.实际一级料腿长度为7574mm.二级料腿一二级旋分器压降P总=512kg/m2.稀相静压头 5.56.5=36 kg/m2, 103.0=30 kg/m2.翼阀压降35 kg/m2.二级料腿总压降P=512+36+30+35=613 kg/m2.取二级料腿密度480 kg/m3.则二级料腿当量长度L2=613/480=1.28m.应取二级料腿长度L2=1.28+0.9=2.18m.实际二级料腿长度为4144mm.（4）料腿负荷情况取旋分器入口催化剂浓度4 kg/m3.则进入旋分器催化剂总量0 8.7343600=126000kg/h.每组旋分器除尘负荷为126000/3=42000kg/h.一级料腿规格为325