年加工50万吨重油催化裂化反应再生系统工艺设计.doc

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1、年加工50104重油催化裂化反应再生系统的生产工艺设计 前言 催化裂化是一项重要的炼油工艺。其加工能力位于各种转化工艺前茅，其技术复杂程度位居各类炼油工艺首位，但因其投资省，效益好，因而在炼油工业中占有举足轻重的地位，其主要原因和中国原油的性质密切相关，大多书中国原油350以前的馏出量只有26%28%，常压渣油产率70%以上，同时，大多数中国原油都属于石蜡基原油，其常压渣油的沥青质含量低，低硫、低重金属（特别是钒）含量适合于采用催化裂化加工方法，而不需要经加氢处理等费用较高的预处理。近年来，我过汽车工业飞速发展，2003年全国生产汽车444万辆（其中轿车201万辆），截止2003底.全国汽车保

2、有量达到2420辆。专家预测2020年汽车保有量将超过1亿辆（此外还有1亿辆摩托车）。在调整车型结构提高燃油经济性的前提下，汽油需求量超过7400万吨、柴油需求量将超过1亿吨。我过约80%的商品汽油和30%的商品柴油来自催化裂化，使催化裂化成为我国应输燃料最重要的生产装置。从以上两个方面可见，催化裂化在实际生产中有很重要的意义，研究其工艺很有价值。在原油价格居高不下，炼化企业的效益日益恶化的背景下，使用劣质原料来获得优质质，是炼厂的必然选择。因此，要不断开发催化裂化新技术、新工艺，以增加产品收率、提高产品质量，这也是炼化企业在21世纪可持续发展的重大战略措施。第一节 设计原则1 工程设计采用国

3、内开发的先进可靠的工艺技术，成熟可靠的新设备、新材料等，以达到装置技术先进，经济合理。2 除少量关键仪表及特殊设备需引进外，其它设备及仪表立足国内。3 尽量采用“清洁工艺”减少环境污染。严格遵循环保、安全、卫生有关法规，确保装置的安全生产。4 充分吸收国内生产装置长期实践积累的有利于长周期运转，降低能耗以及简化操作等方面的经验，确保装置投产后高水平，安、稳、长、满、优生产。第二节 装置概况1 装置规模设计公称能力为50 10t/a。2 装置开工时数装置物料平衡按年开工时数8000小时考虑。3 采用美国霍尼韦尔（HONEY WELL）公司的集散型控制系统（DCS），提高自动控制水平。4 采用HS

4、E（health, safety, environment）管理体系，以便减少可能引起的人员伤害、财产损失和环境污染。5 原料油设计采用的原料油为胜利减压流出油。6 催化剂及助剂采用LB-1催化剂，同时采用CO助燃剂、辛烷值助剂、钒捕获剂、SOX转移助剂、金属钝化剂。7 设计内容和范围本装置为反应再生部分，包括反应器、再生器、沉降器、旋风分离器等部分。第三节 工艺流程概述3.1 反应部分工艺流程 以往设计采用新鲜原料与回炼油混合进料，本设计采用分段进料，将新鲜原料用途回炼油分开。提升管底部设有预提升蒸汽和提升蒸汽（或干气）。从再吸收塔来的部分脱前干气经流控阀和提升管底部的莲蓬式分布器进入提升管

5、，与预提升蒸汽等作提升介质，将从再生器来的约640700的再生催化剂提升到进料位置。提升管反应器进料有下而上依次是新鲜原料、回炼油、回炼油浆、急冷水（含硫污水或除盐水）、和急冷油（可以是粗汽油、轻柴油）进料喷嘴。新鲜原料和回炼油分为几路，每路设有流量控制阀，每路在分两支，每支路又加流量指示，以保证各路进料流量均匀，然后经过相应的进料喷嘴进入提升管反应器。从油浆泵来的约350的部分油浆经流控阀和油浆进料喷嘴进入提升管，其雾化蒸汽上设有限流孔板。除盐水或分馏含硫污水泵来的部分含硫污水经流控阀雾化进入提升管。从分馏部分来的急冷油经流控阀和急冷油喷嘴、经雾化蒸汽后进入提升管。根据原料性质和产品质量、产

6、品分布要求，用再生单动滑阀自动控制提升管（或聚气室）出口温度约480510从沉降器顶旋风分离器和提升管出口快速分离器分离下来的催化剂进入提升管，与汽提蒸汽逆流接触，置换出的催化剂颗粒间孔隙内油气汇合进入沉降器顶旋风分离器。沉降器汽提段料位由待生单动滑阀自动控制。根据生产要求，用流控阀控制汽提蒸汽流量。重油催化裂化装置多使用金属钝化剂。金属钝化剂用量由计量泵从储罐中抽出，根据原料性质和平衡催化剂污染情况，按一定比例与新鲜原料混合后进入提升管反应器。采用非水溶性金属钝化剂，还需打入一定量的柴油，以提高注入管线的线速度，防止管线堵塞。3.2 再生部分工艺流程 来自沉降器汽提段的待生催化剂经待生催化剂

7、分布器进入再生器床层，与贫氧主风逆流接触，烧掉催化剂上的大部分氢和碳，然后与从主风分布管来的主风接触，烧焦后的再生催化剂经再生器底部的淹流管排出再生器。 夹带催化剂的再生烟气上升穿过催化剂床层进入设在稀相段两级多组旋风分离器，绝大部分催化剂分离下来返回催化剂床层。分离后的烟气经聚气室排进再生烟道，经蒸汽过热器温度降到700以下，在经第三级旋风分离器（三旋），将烟气含尘量250mg/m3以下，大部分烟气进入烟气轮机（烟机）发电或带动主风机运转。烟机出口烟气与其旁路烟气汇合，经过余热锅炉，温度降到180后排入大气第四节 设计基础数据4.1 原料油物性（见表1） 表1 原料油物性相对密度（d420）

8、0.8800相对分子质量382馏程/350500特征因数K12.3凝点/39运动黏度5025.26残炭/%（质量）0.11005.94S含量/%（质量）0.47组成饱和烃71.8N含量/%（质量）0.1芳香烃23.3重金属含量Fe/mgkg-10.02胶质4.9Ni/mgkg-10.1占原油/%（质量）27V/mgkg-10.1Cu/mgkg-1/4.2 催化剂物化性质（见表2）表2 LB-1催化剂物化性质化学组成/%新鲜剂平衡剂筛分组成/%新鲜剂平衡剂Al2O346.651.541.5110m/15.1SO42-/0.93平均密度/m/RE2O32.44.53.60微反活性（MA）/%/66

9、物理性质800,100%H2O,4h/比表面积/m2g-1296344167800,100%H2O,17h6568/孔体积/mlg-10.2280.3360.192金属含量/gg-1堆密度/gml0.850.90.97Ni/1953磨损指数/%2.23.9/V/2074.3 助剂及相关功用表3 助剂及功用助剂名称组成特点作 用CO助燃剂Pt（Pd）/Al2O3促进CO转化成CO2，降低再生剂的喊炭量，提高催化剂活性，减少催化剂循环量和消耗，提高轻质油收率辛烷值助剂ZSM-5分子筛进行二次反应，如二次裂化、异构化等，以提高催化裂化汽油的辛烷值金属钝化剂Sb（Sn）有机化合物使催化剂上的有害金属（

10、Ni）减活，以减少其毒害作用，改善裂化产物的选择性。钒捕获剂固钒剂R和ZSM-7使再生催化剂上的钒转化为五价钒酸，再与钒捕获剂中的碱性金属氧化物化合生成稳定的钒酸盐SOx转移剂MgO等金属氧化物将再生过程中的SOx转化为金属硫酸盐，减少SOX排放量。第五节 反应再生系统的工艺计算催化裂化反应再生系统的工艺简图如图一，催化裂化反应再生系统的工艺设计计算主要包括以下几个方面：再生器物料平衡和热平衡计算反应器的热平衡和物料平衡计算再生器主要附件工艺设计计 算，包 括壳体、旋风分离器、分布管（板）、淹流管、辅助燃烧室滑阀、 稀相喷 水等提升管及主要附件工艺设计计算两器压力平衡。包括催化剂输送管路催化剂

11、储管及抽空器其他细节，如喷嘴、松动点的布置， 限流孔板的设计等图 1 烧焦罐式FCC工艺反再部分流程图5.1 再生器物料平衡和热平衡计算再生器主要操作数据入下表4 再生起主要操作数据再生器顶部压力（表），MPa0.142烟气组成（体积分数），%再生温度，650CO2/CO体积比1.5主风入再生器温度，140O20.5待生剂温度，470焦炭组成（H/C质量比）10/90大气温度，25再生剂含碳量（质量分数），%0.3大气压力，MPa0.1013烧焦炭量，t/h3.8空气相对湿度，%505.1.1烧焦量及烧氢量烧碳量=3.81030.9=3.42103kg/h=285kmol/h烧氢量=3.810

12、30.1=0.38103kg/h=190kmol/h因烟气中CO2/CO(体)=1.5，所以生成CO2的量为： 生成的CO中C为285171=114kmol/h=1368kg/h5.1.2 理论干空气量碳烧成CO2需O2量=1711=171kmol/h碳烧成CO需O2量=1141/2=57kmol/h氢烧成H2O需O2量=1901/2=80kmol/h则理论需O2量=171+57+80=308kmol/h=9856kg/h理论带入N2量=30879/21=1158.67kmol/h=32442.76kg/h所以理论干空气量=308+1158.67=1466.67kmol/h=42298.76k

13、g/h5.1.3 实际干空气量烟气中过剩O2的体积分数为0.5%。则由 解上述方程便可求得过剩O2量 O2（过）=7.39 kmol/h 所以实际钢空气量=1466.67+7.39+27.80=1501.86 kmol/h=43313.64 kg/h5.1.4 需湿空气量大气的温度为25，相对湿度喂50%，查空气的湿焓图得空气的湿焓两为0.010kg(水)/ kg(干空气)所以 空气中的水汽量=43313.640.010=433.14 kg/h=24.06 kmol/h 湿空气量=1501.86+24.06=1525.92 kmol/h=34180.61m3(N)/h=569.68m3(N)/

14、min,此即正常操作下的主风量5.1.5 主风单耗5.1.6 总干烟气量 由以上计算可知干烟气中的个组分的量，将其相加，即得总干烟气量总干烟气量=CO2+CO+O2+N2 =171+114+7.39+27.80+1158.67 =1478.86 kmol/h=44173.64 kg/h5.1.7 湿烟气量及烟气组成（见表5）表5 湿烟气量及烟气组成组 分流 量相对分子量组成（摩尔分数），%kmol/hkg/h干烟气湿烟气CO217120524411.569.90CO1141368287.716.60O27.39236.48320.500.43N21186.4733221.162880.2368

15、.72总干烟气1478.8636877.6429.8014.35生成水气190342018主风带入水汽24.06433.14待生剂带入水汽24.44440吹扫、松动蒸汽9.27166.86总湿烟气1726.6341337.64合计100.00合计100.00 按每吨催化剂带入1kg水气及设催化剂循环量为1300t/h。粗估算值。5.1.8 烟风比湿空气量/主风量（体）=1726.63/1525.92=1.135.2 再生器热平衡5.2.1 烧焦放热生成CO2放热=205233873=6950.74104kJ/h 生成CO放热=136810258=1403.29104 kJ/h生成H2O放热=3

16、80119890=4555.82104 kJ/h 合计放热=12909.85104 kJ/h5.2.2 焦炭吸附热（脱附热）按目前工业上采用的计算方法有： 焦炭吸附热=12909.8510411.5%=1484.63104 kJ/h5.2.3 主风由140升至650需热干空气升温需热=43313.641.09（650-140）=2407.81104 kJ/h 水汽升温需热=433.142.07（650-140）=45.73104 kJ/h5.2.4 焦碳升温需热假定焦炭的比热与催化剂的相同，也取1.097 kJ/kg,则 焦炭升温需热=3.81031.097（650-140）=212.6010

17、4 kJ/h5.2.5 待生剂带入水汽升温需热 4402.16（650-470）=17.11104 kJ/h5.2.6 吹扫、松动蒸汽升温需热 166.86（3816-2780）=17.29104 kJ/h5.2.7 散热损失 582烧炭量（以kg/h计）=5823.42103 =199.04104 kJ/h5.2.8 给催化剂的净热量 =焦炭燃烧热第项至项之和 =12909.85104-1484.63+2407.81+45.73+212.60+17.11+17.29+199.04 104 =8525.64104 kJ/h5.2.9 计算催化剂循环量G 8525.64104=G1031.097

18、(650-470)则 G=431.77103t/h5.2.10 再生器热平衡汇总（见表6）表6 再生器热平衡汇总入方，104 kJ/h出方，104 kJ/h焦炭燃烧热12909.85焦炭脱附热1484.63主风升温2499.27焦炭升温212.60带入水气升温34.4散热损失199.04加热循环催化剂8525.60合计12909.85合计12955.54表7 再生器物料平衡入方，kg/h出方，kg/h干空气43313.64干烟气44173.64水 汽主风带入433.14水 汽生成水气3420待生剂带入440带取水气1040吹扫、松动蒸汽166.86合计4460合计1040循环催化剂431.77

19、103焦炭3800循环催化剂431.77103合计480.96103合计484.861035.3 反应器的热平衡和物料平衡计算5.3.1 再生器物料平衡（见表7） 反应条件（见表8） 表8 反应条件沉降器顶部压力(表)，kPa177提升管出口温度，470原料预热温度，350新鲜原料流量，t/h63催化剂循环量，t/h63待生剂入口温度，640提升管停留时间，s2.83.0 产品产率（见表六） 表9 产品产率干气2.0液化气9.5稳定汽油35轻柴油40重柴油6.5焦炭6.0损失1.0 原料及产品性质表10 原料及产品性质性 质原料油稳定汽油轻柴油重柴油回炼油密度（20），g/cm30.880.7

20、4230.87070.8770.88 恩氏蒸馏初馏点26054199/28810%31878221/34750%38012326838039990%466163324/440终馏点488183339/465平均相对分子量3501002003003505.3.2 反应器物料平衡由已知条件就可以直接进行物料平衡，其结果列于表11，表12 表11 入方物料项目kg/h相对平均分子量Kmol/h新鲜原料63103350180回炼油6310335180催化剂437103再生剂带入烟气4372915.07 水蒸汽水蒸汽总量201118111.72 其 中进料雾化1260预提升667膨胀节吹扫34事故蒸汽吹

21、扫50合 计565011油+气合计/489.07 按每吨催化剂带1kg烟气计算。按总进料的1%计算。 表12 出方物料项目Kg/h相对平均分子量Kmol/h裂化油7.310330243.33汽油22103100220轻柴油25.20103200126重柴油4.110330013.67回炼油63103350180烟气436.672915.06水蒸气201118117.72催化剂+焦炭440.37103/损失633.333021.11合计565051油+气合计/934.5损失按裂化气计算。5.3.3 反应器热量衡算 反应热计算由催化裂化工艺学知，反应热=2180千卡/kg催化反应炭，且有：催化反应

22、炭=焦炭中总炭附加炭气提炭附加炭=新鲜原料量新鲜原料残炭值0.6气提炭=催化剂循环量0.02%，则附加炭=631034%0.6=1512kg/h气提炭=4371030.02%=87.4 kg/h催化反应炭=3.42103151287.4 =1.82103 kg/h总反应热=4.2催化反应炭反应热 =4.21.8210321801000 =1666.39104kJ/h 水蒸汽升温吸热 Q=2.08(500350)2011=62.74104 kg/h 反应器散热损失对于大型装置采用经验公式计算，散热损失(kJ/h)=465.6烧炭量(kg/),则散热损失=465.63.8104=176.93104

23、 kJ/h 原料油由350升至500时吸收的热量 将原料油、回炼油混合进料进行处理，因原料油的密度=0.88g/cm3，查石油炼制工程的石油馏分焓图可知，当T=350时，石油馏分油焓为265kcal/kgT=500时，石油馏分油焓为380kcal/kg，则原料油升温需热=(63+63)1034.2(380265) =6085.8104 kJ/h 催化剂吸附热催化剂吸附热=焦炭脱附热=1484.63104 kJ/h 反应器出方总热量 总热量=(1666.39+62.74+176.93+6085.5)104 =7991.86104 kJ/h 循环催化剂供热量供给热量=总热量吸附热 =(7991.8

24、61484.63)104 =6507.23104 kJ/h 核算催化剂在反应器中的循环量 其误差为：，此误差在设计的允许范围内。表13 反应器热平衡汇总供热，104kJ/h吸热，104kJ/h循环催化剂6507.23反应热1666.39水气升温热62.74吸收热1484.63散热损失176.93原料升温热6085.8合计7991.86合计7991.865.4 再生器主要附件再生器的主要部件如图2所示，其主要部件有烧焦罐、稀相输送管、再生器 稀相段、再生器第二密相床、再生器内旋风分离器，它们的工艺设计计算如下：5.4.1 烧焦罐设计由经验知，在采用高温CO完全燃烧时，烧焦罐内线速度为1.5m/s

25、左右，设烧焦罐的温度为680，进风出压力为 0.318MPa，则可由求出主 风进口的体积流率假设此烧焦罐的内径为2.5m，则 烧焦面积 此时烧焦罐内的线速度 1.5m/s，故 此假设不合理， 假设假设此烧焦罐的内径为3.0m，则 烧焦面积 此时烧焦罐内的线速度可见取=3.0m合理,则此烧焦罐的内径为=3.0m。 图2 再生器结构简图 烧焦罐高度可以由计算，其中，表 示催化剂在烧焦罐内的藏量，表示催化剂在烧焦罐 内的密度，由经验知催化剂在烧焦罐内的停留时间为40s，则 又=7.07m2,设=113kg/m3（经验数据）则 5.4.2 稀相输送管设计设C、H在烧焦罐燃烧了90%（经验数据），而完全

26、燃烧后的烟气为1487.86kmol/h,又设稀相输送管中的压力为0.30Mpa，温度为720，则稀相输送管内气体体积流率为： 又设稀相输送管的内径=1.5m，则 则稀相输送管内气速据UOP公司提出的设计准则：稀相输送管内气速一般在3.07.5m/s范围内。故取稀相输送管的内径=1.5m合理。 同理，可以利用公式计算稀相输送管的高度，由催化裂化工艺与程知催化剂在稀相输送管内的停留时间为3.0s左右。取=3.0,=25kg/m3（经验值），又因=1.77m2，所以， 又因稀相输送管的经验高度为8.010.0m，故此值=8.13m合理。5.4.3 再生器稀相段再生器稀相段的温度一般较第二密相床低2

27、0左右，取=700，设压力为0.258MPa根据再生烟气量为1478.86kmol/h，利用可以计算此时的体积流率为： 假设稀相段内径=4.5m，则稀相段线速度 由催化裂化工艺设计知稀相段线速度一般为0.6m/s，最大不超过0.8m/s，故此处取稀相段内径=4.5m合理。对于再生器稀相段高度，可以利用输送分离高度来求，查石油炼制工程有：，式中，为床径为气体线速，又因=4.5m，=0.73m/s，则解以上方程有 此计算的值与实际生产中的值相差甚远，只有满足下式时，才能较好的符合，则又考虑到由一级旋风分离器到再生器的顶部的距离一般为3.0m，则整个稀相段的高度为 5.4.5 再生器第二密相床主风量

28、约有10%进入第二密相床，带走催化剂再生后的烟气，同样 ，可以利用来计算此时的体积流率，此时第二密相床内的温度为720，压力为0.295MPa，则体积流率 因第二密相床内的线速度在0.150.25m/s，故设=0.15m/s，则烟气通过的面积为 又因稀相输送管所占的面积为 则第二密相床内径为 同样，对于第二密相床的高度，也可以利用计算，催化剂在第二密相床内的停留时间为45s，则催化剂藏量为 取=220kg/m3，则 5.4.6 再生器第二密相床与稀相输送管的过渡段由于小密度催化剂的休止角小于大密度的催化剂的休止角，前者一般为32，后者一般为3436，故取催化剂的平均休止角为34，又因在工程设计

29、中再生器锥底与水平面的夹角要大于休止角，故取休止角为40则解之有 =0.42m5.4.7 再生器内旋风分离器 表14 型旋风分离器尺寸项目一级二级入口面积，m20.2690.269料腿直径，mm4261216810料腿内截面积，m20.1270.0172再生器的旋风分离器采用多组两级串联方式，又因PV型旋风分离器的结构简单，衬里易于施工，检修方便，其长径比大，且长径比可通过优化设计灵活调整。因此本设计采用PV型旋风分离器，两级串联。其工艺尺寸见表14。再生器内的旋风分离器的工艺简图如图三，一级料腿伸入到第二密相床以下1.5m，二级料腿伸入1.0m，一、二级料腿均采用全覆盖阀。 计算旋风分离器组

30、数选用两组旋风分离器，则一级入口面积为 一级入口线速度由催化裂化工艺设计知，一级入口线度一般在2023m/s，且最大不超过过25m/s，因此，取2组旋风分离器是合理的。 对于再生器内旋风分离器的二级入口流率当采用CO高效完全燃烧时,C已完全燃烧，故可以不再在二级旋风分离器处设间接蒸汽，因此，一级、二级气体流率均为11.66m3/s，一级、二级的入口面积 均为0.538m2，则二级入口气仍为21.67m/s，由催化裂化工艺设计知，二级入口线速度一般在2325m/s，因此，该值也是合 图3 旋风分离器的工艺简图 理的。 再生器内旋风分离器压降旋风分离器内的压力平衡图如图4：一级旋风分离器压降 由于

31、烧焦罐稀相管出口设有型快速分离器，其效率为80%，则稀相管中 催化剂循环量为： 则 二级旋风分离器压降 图4 旋风分离器压力平衡图 料腿长度 一级料腿长度应 对于稀相管密度的确定，取床面3m的平均密度=10一级旋风分离器入口催化剂浓度，查石油加工工艺学有，当kg/m3,则 取床面3m以上至旋风分离器入口的平均密度=1.5一级旋风分离器浓度，则 一级料腿密度取465kg/m2 (经验值)，取35kg/m2（因为用的是全覆盖翼阀），则 一级料腿最小长度为2.28+1=3.28m一级旋风分离器入口中心线至灰斗底端的距离为4.9m，则一级料腿实际长度为11.41-4.9+1.5=8.013.28m，故

32、完全可以满足一级料腿压力平衡的需要。 二级料腿长度应 二级料腿密度取360kg/m3（经验值），则 二级料腿最小长度应为3.47+1=4.47m，其实际长度远超过4.47m，故可以满足二级料腿压力平衡要求。 核算料腿负荷 一级料腿负荷按型旋风分离器效率80%计，随烟气带走的催化剂全部进入旋风分离器，且完全在一级内回收下来，则通过一级料腿的固体流量 一级料腿截面积为 ，则一级料腿质量流率 二级料腿负荷按一级旋风分离器的回收率为90%计，则通过二级料腿的固体的流量 二级料腿截面积为 二级料腿质量流率5.5 提升管及主要附件提升管反应器部分的简图如图五，该部分的工艺设计计算包括提升管进料处的压力和温

33、度、 提升管内径、提升管长度、提升管总压降、预提升段的内径和高度、提升管沉降器、反应旋风分离器等。其计算的详细过程如下：5.5.1 提升管进料处的压力和温度 压力沉降器顶的压力为118kPa(表)，设进油处至沉降器顶部的压降为19.6kpa，提升管内的压力为： 118+19.6=137.6kpa。 图5 提升管反应器 温度加热炉出口温度为350，压力为0.4Mpa， 此时原料油处于液相状态。经雾化进入提升管与640的再生催化剂接触，立即完全汽化，而原料有与催化剂接触后的温度可由图六的热量平衡计算。油、蒸汽升温和催化剂吸热的热量计算见表15 表15 油和蒸汽的热量计算物流流量进出温度，焓，kg/

34、kJ热量，kJ/h温度，焓，kg/kJ热量，kJ/h原料油126103350(l)912.811501104T（g）I1123103I1水蒸气20111832780559.06104TI22011I2油和水蒸气共吸热量=，而催化剂和烟气由640降至T所放热量为：放热量，式中，1.097和1.09分别是催化剂的密度和烟气的密度。设T=483，查石油炼制工程有，原料油在483的焓值为1499kJ/kg,水蒸气的焓值为3450kJ/kg，将它们带入以上的两热量式有，左边=75208550，右边=75338857，两边的误差为0.17%，故取T=483是可行的。5.5.2 提升管内径 提升管内径为=1

35、.0m，则提升管截面积为 图 6 提升管进料处的温度 则提升管下部气速可以求出，由前面的物料平衡可知，油和蒸汽的总流率为489.07kmol/h,所以下部的体积流率为： 则 ，又因提升管入口线速度一般在47m/s，故取=1.0m可行。出口油气的总流率为934.5kmol/h，则出口油气的体积流率为： 出口线速度为： 计算结果表明：提升管出入口的线速度在一般的设计值范围内，所以取=0.8m是可行的。5.5.3 提升管长度提升管内的平均气速为： 取提升管内的停留时间为3.0s，则提升管的长度为： 5.5.4 提升管总压降提升管总压降包括静压，摩擦压降及出口、转向等损失，各项的计算分别如下： 取提升

36、管内的密度（经验值），则 则提升管总压降为： 此值以前面所设的19.6比较的接近，故前面的假设是合理的，就不必在从新设定了。5.5.5 预提升段的内径和高度预提升段的烟气和预提升蒸汽的流率为： 则 体积流率 取预提升段的线速度为1.3m/s，则 考虑到进料喷嘴以下设有事故蒸汽进口管，入孔，再生剂斜管入口等，预提升高度取4.0m5.5.6 提升管工艺计算结果汇总，见表16 表16 提升管工艺计算预提升段反应段长度，m4.0长度，m20.4内径，m0.7内径，m1.0提升管总长，m24.45.5.7 提升管沉降器 沉降器内径沉降器应满足：线速度不能过高，以避免催化剂带出过多，且还要能够容纳内旋风分

37、离器。由经验值知，反应器和沉降器的线速度5.0m/s。由前面的计算知，提升管出口的油气的体积流率V上=7.52m2/s,设沉降器的内径D=4.5m，则 沉降器内的线速度为： 5.0m/s，所以其沉降器的内径D=4.0m可行。 沉降器床层面到到沉降器顶部高度H1对于的求法，可以利用输送分离高度（），查石油炼制工程有： 式中，DT为床径，为气体线速，又因DT=4.5m，=0.47m/s，则解以上方程有此计算的TDH值与实际生产中的值相差甚远，只有满足下式时，才能较好的符合又考虑到一级旋风分离器到沉降器顶的距离一般为3.0m，故 汽提段内径本设计中催化剂循环量为437103t/h，而汽提段的直径一般以催化剂的流率确定，一般为176234t/m2h，则汽提段内径与直提升管反应器的内径形成的环形面积为 又已知提升管反应器的面积为 汽提段内径为 汽提段高度取此处的催化剂停留时间为2.8min，kg/m3（经验值），则催化剂藏量W为： 对于汽提段内的盘环式盘板，可按一般的设计要求，气提段安装810