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1、第四节第四节主要设备选择及工艺计算汇总主要设备选择及工艺计算汇总一一. .主要设备选择主要设备选择 1.反应再生系统 （1）提升管反应器 采用直提升管，分为三段。下部预提升段高度约 5.3m，直径 800mm，内衬 150mm 隔热 耐 磨衬里；中、上部为反应段，长度约 31.2m，其中中部在沉降外部，直径 980mm，内衬 150mm 隔热耐磨衬里，而上部则通过汽提段，直径 680mm.提升管反应器进料设 4 组 SKH 型高效原料雾化喷嘴。提升管上部设有 2 组终止剂喷嘴、2 组急冷水喷嘴。提升管 出口设 2 组粗旋风分离器，入口面积为 0.1857m2/组。除原料雾化喷嘴需要更新外， 其
2、它利旧。（2）沉降器及汽提段 沉降器直径为 4600mm，内衬 150mm 衬里，设 2 组单级 PV 型旋风分离器，旋风分离器 入口面积为 0.1566m2组，利旧。汽提段直径 230mm，设 8 层圆盘（环）型挡板。汽提段壳体采用冷壁结构，内衬 150mm 隔热耐磨衬里，利旧。（3）再生器再生器分上、下两段。下部烧焦罐高度 12m，直径 3400，内部隔热耐磨衬里厚度 125mm。上部再生器采用大小筒结构，稀相直径为 6000，采用 125mm 厚隔热衬里。再 生器内构件主要有 3 组两级 PV 型旋风分离器（一、二级入口面积分别为 0.238、0.208m2组） ；烧焦罐与上部再生器由大
3、孔分布板隔开，孔内衬金属耐磨衬里， 衬里后孔径为 100mm。除再生斜管改设脱气罐及主风分布板改分布管以外，其它利旧。（4）内、外取热器再生器的过剩热由内、外取热器取出，内取热器为 2 组中压蒸汽过热管和 2 组低压蒸 汽过热管。新增一台阀控式肋片管外取热器，钢径为 2000，内衬 100mm 隔热耐磨衬里。 。汽水循 环系统均采用自然循环方式。（5）三级旋风分离器新增 1 台卧管式三级旋风分离器，钢径为 30005000，内衬 100mm 隔热耐磨衬里，内 设分离单管 65 根。2.塔类（1）分馏塔直径为 3000，塔体利旧。29 层塔盘全部更换为 ADV 微分矩形浮阀塔盘。（2）轻柴油汽提
4、塔直径为 800mm，采用 4 层单溢流浮阀塔盘，利旧。 （3）吸收塔：直径 1200mm，采用 40 层浮阀塔盘，利旧。 （4）解吸塔 直径 1600mm，采用 30 层浮阀塔盘，利旧。 （5）再吸收塔 更新，直径为 1000mm。塔盘为 30 层单溢流 ADV 微分矩形浮阀塔盘。 （6）稳定塔： 直径 14001600mm，塔体利旧，40 层塔盘全部更换为单溢流 ADV 微分矩形浮阀塔盘。 3.机组 （1）主风机组 改造后处理量增加，原料变重，生焦率增加，需提压操作，现有主风机不能满足改造 后风量及压力的要求，因此需新增 1 台主风机。机组配置为烟气轮机离心主风机电 机发电机的三机组型式。
5、其中主风机流量（湿基）为正常 1050m3n/min，出口压力 0.45MPa（A） ；烟机功率 4698KM；电机选用 5500KW 异步电动发电机，开工时可直接 启动。 现有的主风机作为备机。 （2）气压机组 改造后处量增加，现有气压机不能满足改造后的要求，因此需新增 1 台气压机组。修 改后气压机入口富气量为 200 m3n/min，入口压力 0.28MPa(A),出口压力 1.6 MPa(A)。 机组配置为气压机电动机的两机组型式。电机选用 1250KW 防爆电动机。 4.冷换设备 新增冷换设备以选用 BES、BJS 系列为主；部分更新换热器采用螺旋折流板换热器。 5.油泵 本装置新增
6、油泵选用 AY 型泵，新增电机均选用 YB 系列电机。二二. .主要改造内容主要改造内容催化裂化催化裂化 1.反应再生系统 （1）新增外取热器及内取热盘管。 （2）新增再生催化剂脱气罐，再生斜管更新。 （3）原料油进料喷嘴更新。 （4）催化剂罐系统更新。 （5）新增烟气系统。 2.塔类 （1）分馏塔：塔盘更新。 （2）再吸收塔：更新。 （3）稳定塔：塔盘更新。 3.机组 （1）主风机组：新增 1 台主风机组。 （2）气压机组：新增 1 台气压机组。 4.容器 （1）更新部分：气压机出口油气分离器、稳定塔顶回流罐、冷热催化剂罐等。 （2）新增部分：废催化剂罐、三旋回收催化剂储罐、烟气水封罐、气压
7、机入口凝液罐、氮气罐、凝结水罐、汽包等。 5.冷换设备 更新 12 台，新增 3 台。 6.机泵类 更新 15 台，新增 3 台。 7.特阀类 新增特阀 9 台。 8.产汽系统 （1）改造后将循环油浆改产中压（3.5MPa）饱和蒸汽。 （2）外取热器用于产生中压（3.5 MPa）过热蒸汽。 （3）利用二密相空间增设内取热盘管，用于过热部分中压（0.5 MPa）蒸汽。 产品精制产品精制 1.汽油脱硫醇部分 （1）更换固定床反应器（E305） ； （2）用新增的汽油砂滤塔（E501）取代原来的汽油水洗罐（F305） ； （3）新增汽油沉降罐（F501）及汽油成品泵（J501A，B） 。 2.干气及
8、液化石油气脱硫部分 （1）更新干气脱硫塔） （E353） 、干气分液罐（F361） 、净化干气分液罐（F356） ；（2）新增干气冷却器（C501） ； （3）对液化气脱硫塔（E352）进行改造； （4）新增液化石油气罐（F502）及液化石油气增压泵（J502A、B） 。 （5）现有溶剂再生部分不做改动。精制所需脱硫溶剂由待建的溶剂集中再生装置提供， 脱硫后富液返回溶剂集中再生装置处理。三三.主要工艺计算汇总主要工艺计算汇总1.反应沉降器工艺计算汇总：表 21序号项目单位设计值备注1提升管出口温度5252沉降器顶压力MPa（G ）0.273回炼比0.24预热温度2255剂油比6.51对总进料6
9、催化剂循环量t/h4657提升管直径mm(内)6808提升管出口线速m/s14.39反应段平均线速m/s10.110反应段高度m31.211反应时间s3.0912汽提段直径mm(内)200013沉降器稀相直径mm(内)430014粗旋入口线速m/s15.515单级旋分入口线速m/s19162.再生部分工艺计算汇总表 22序号项目单位设计值备注1烧焦量Kg/h47622总主风量m2n/min10173再生器顶压力MPa（G ）0.294二密相温度6905烟气过剩氧含量%4.66烧焦罐气体线速m/s2.177烧焦罐直径（内）m3.158烧焦罐藏量t12.59二密相藏量t4310稀相直径m5.751
10、1稀相气体表观线速m/s0.6612旋分器组数313一级旋分器入口面积m20.23814二级旋分器入口面积m20.20815一级入口线速m/s24.116二级入口线速m/s27.617取热负荷km103513.压力平衡 （1）再生线路（单位：MPa（G） ）表 23项 目数 据备 注一、推动力再生器顶压0.29再生器稀相静压0.004再生器密相静压0.008再生斜管静压0.06合计0.362二、阻力沉降器顶压0.27粗旋压降0.0075提升管总压降0.051未包括粗旋压降再生滑阀压降0.0335合计0.362（2）待生线路（单位：MPa（G） ） 表 24项 目数 据备 注一、推动力沉降器顶压
11、0.27汽提段静压0.044待生斜管静压0.0665合计0.3808二、阻力再生器顶压0.29再生器稀相静压0.004二密相静压0.02大孔分布板压降0.013一密相静压0.0137待生滑阀压降0.0367合计0.3808（3）外取热器（单位：MPa（G） ） 表 25项 目数 据备 注一、推动力再生器顶压0.29再生器稀相静压0.004外取热入口管静压0.003外取热筒体静压0.022外取热出口管静压0.030合计0.349外取热筒体底部压力0.319二、阻力再生器顶压0.29再生器稀相静压0.004二密相静压0.019大孔分布板压降0.013一密相静压0.0137待生滑阀压降0.009合计
12、0.3404.分馏、吸收稳定部分主要操作条件 表 26序号项目单位设计值备注1分馏塔顶压力MPa（G ）0.232分馏塔顶温度1073分馏塔底温度3604气压机入口压力MPa（G ）0.185气压机出口压力MPa（G ）1.56吸收塔顶压力MPa（G ）1.357解吸塔顶压力MPa（G ）1.48解吸塔底温度1469再吸收塔顶压力MPa（G ）1.310稳定塔顶压力MPa（G ）1.111稳定塔顶温度65.112稳定塔底温度174.55.产品精制主要操作条件 （1）汽油脱硫醇部分固定床反应器：温度：40；压力：0.5MPa（G）反应空速：0.941.22h-1汽油沉降罐：温度：40；压力：0.3MPa（G）汽油砂滤塔：温度：40；压力：0.84MPa（G）（2）干气、液化石油气脱硫部分液化石油气脱硫抽提塔：温度：40；压力：1.2MPa（G）干气脱硫塔：40；压力：0.5MPa（G）脱硫液化石油气分液罐：40；压力：1.16MPa（G）液化石油气碱洗罐：40；压力：1.11MPa（G）液化石油气脱硫罐：40；压力：1.07MPa（G）
