【正文】 和水汽化熱 Q2=m10%=179℃飽和水汽化熱為 。Q 傳 =Q1+Q2=+=104 KJ/kg解得 m=103kg/hF1=Q1/K△T 1=103（65277）F2=Q2/K△T 2=103（652179）F 總 =F1+F2=118+45=163m2取熱管根數(shù)=163/ 5=91 根 催化劑外循環(huán)管設(shè)計計算對燒焦罐作熱平衡⑴供熱方：①燒焦放熱 Q1，燒焦罐內(nèi)燒焦 85%Q1=107090104 =104 KJ/h49②內(nèi)循環(huán)催化劑放熱Q2=Gs180。（720700）=22Gs180。KJ/h⑵耗熱方：①焦碳脫附熱 Q3=104KJ/h②外取熱催化劑升溫 Q4=2220103（700570）=3174610 4KJ/h③待劑升溫?zé)?Q5=103（700500）=104 KJ/h④干空氣升溫?zé)酫6=（700190）=10 4 KJ/h⑤空氣帶入水汽升溫?zé)酫7=（700190）=10 4 KJ/h⑥焦碳升溫?zé)酫8=22500（700510）=49510 4 KJ/h⑦待劑帶入水升溫?zé)酫9=1（700－510）=10 4 KJ/h⑧吹掃松動Q10=731（700180）=10 4 KJ/h⑨熱損失Q11=2455104 =104 KJ/h⑶供熱=耗熱 Q1+Q2=Q3+Q4+Q5+Q6+Q7+Q8+Q9+Q10+Q1150即104+22Gs180。=(+++495++++2209.5)104則有 Gs180。= t/h循環(huán)比為 —，本設(shè)計為：2545/= ，故設(shè)計合理。 再生器結(jié)構(gòu)尺寸計算⑴燒焦罐直徑及稀相管直徑燒焦罐線速本設(shè)計取 。由“燃燒計算”知濕煙氣量為 Kmol/h，內(nèi)循環(huán)催化劑帶入水汽 2545 kg/h，取熱催化劑帶入水汽 kg/h，待劑帶入水汽 。各處吹掃松動 731 kg/h。燒焦罐中氣體總摩爾流率＋（3103＋2220＋3853＋768）/18=燒焦罐中部溫度 T=273＋ 700=973 K燒焦罐中部壓力 P=P 再頂 ＋ H 稀相段 ν 稀相段 ＋H 過 ν 過 ＋H 管 ν 管 +1/2 罐罐 +ΔP 旋推薦值：稀相段高度取 10 米。稀相段密度 30～5010 6kg/cm3，取 30106kg/cm3過渡段高度 1～2m，取 1 米。密度 90～10010 6kg/cm3，取 100106kg/cm3稀相管長度 68m，取 6 米。密度 30～5010 6kg/cm3，取 20106kg/cm3燒焦罐高度取 8 米。密度 250106 kg/cm351P 再 取 269500Pa。P 罐中 =+（3010 610+201066＋110010 6＋1/2250810 6）=284396Pa 根據(jù) PV=NRT 來計算氣體體積流量則 V=973/304661= m3/h故 D=（V/） =（247。247。247。3600 ） = m。圓整后取 9 m核算線速 u= V/()=燒焦罐高度高徑比 H/D=；則有 H=9= m。⑵稀相段尺寸計算稀相段直徑○ 1稀相段線速本設(shè)計取 。稀相段氣體總摩爾流率n=。稀相段中點溫度 T=273+720=993 K P 稀相中 =P 再 +ΔP 旋 + H 稀相段 ν 稀相段 =+(500106+610020106) 104=根據(jù) PV=NRT 來計算氣體體積流量V=993/290932= m3/h故稀相段直徑D=（V/） =（247。247。247。3600） = m。圓整后稀相段直52徑 D=14 m。核算稀相段線速= m/s稀相段高度 ○ 2由于稀相管出口安裝了快分，稀相沉降段高度不受 TDH 高度限制，稀相段高度主要考慮旋分器的安裝。一般，從一級旋分器入口中心線至再生器約有 3 m 空間過渡段計算○ 3由上述計算結(jié)果知稀相段與燒焦罐；燒焦罐與稀相管并徑。這時兩段之間必須有錐體（過渡段）聯(lián)接，錐體與水平線夾角應(yīng)大于催化劑休止角；一般為 60186。，以免催化劑在該處流動不暢堆積。1）燒焦罐與稀相管過渡段：H=(D 罐 －D 管 )/2=（9－）247。2tg60186。= m2）燒焦罐與稀相段： H=（D 稀 －D 罐 ）/2=（14－9）247。2tg60186。= m則兩斜邊分別為 L=H/sin60186。=247。sin60186。= m3）燒焦罐藏量計算藏量=燒焦量/燒焦強度=22500/500= T4）催化劑在燒焦罐內(nèi)停留時間q=藏量 /催化劑循環(huán)量 =247。60= min53⑹二密床計算1) 二密藏量。二密藏量=燒焦量 15%/燒焦強度=2250015%/500= T二密催化劑停留時間=藏量/催化劑循環(huán)量=3600/= 不大于 30 s；合乎要求。2) 二密體積二密密度 ρ=520 kg/m3 ，所以二密體積 =103/520= m3 3) 二密床高度V=πH[122+(12+2H/tg60186。)2+12（12+2H/ tg60186。）]/12－πH[12 2+（12－2H/tg60186。 ） 2+12（12－2H/ tg60186。）]/12則有 V=12πH2/tg60；則 H=（V tg60186。247。12247。π ） =(tg60186。247。247。π)= m 催化劑輸送管線⑴淹流管的計算淹流管截面積=催化劑循環(huán)量/截面強度；淹流管截面強度：7—10T/㎡min；本設(shè)計取 9T/m2min。淹流管截面積=。淹流管直徑=（A/） =（） = m。圓整后淹流管直徑為 m核算淹流管截面強度：54截面強度=（60 2）= T/m 2min。在 710 T/m2min 范圍內(nèi)。⑵催化劑輸送管線計算 ：本設(shè)計催化劑采用斜管輸送，待生斜管與垂直夾角為 30186。，質(zhì)量流速取2300 T/m2h。管截面積 A=催化劑循環(huán)量 /質(zhì)量流速=。管徑 D=（A/） =，圓整后取 m。核算催化劑質(zhì)量流速= 2=2181 T/m2h，在 2100—2400 T/m2h 范圍內(nèi)。再生斜管與待生斜管同徑。 旋風(fēng)分離器的設(shè)計計算本設(shè)計稀相管出口設(shè) T 型快速分離裝置，使得煙氣與催化劑快速分離，一般快分效率達(dá) 80%。⑴一級旋風(fēng)分離器入口催化劑濃度濕煙氣量= kmol/h。二密+外取熱流化風(fēng)=624+998=1622 kmol/h。入再生器吹掃、松動蒸汽量 kmol/h。流化待劑帶入水汽量 kmol/h。n 總 =+＋125=。溫度取稀相管出口溫度 T=273+720=993 K。壓力取沉降器頂壓 MPa(絕)所以有 V=（10 3993）/(10 53600)=55則一級旋風(fēng)分離器入口濃度Gs 總 （1－η）/V=（10 3+2545103） （180%）247。3600247。= kg/m3⑵選擇計算旋風(fēng)分離器尺寸本設(shè)計用杜康型旋分器 16 組二級串聯(lián)安裝，旋風(fēng)器入口線速一級為20～23m/s ≯ 25m/s；二級線速為 23～25m/s ≯25m/s ；如一級旋風(fēng)分離器入口線速超過 30m/s，催化劑單耗明顯增加。催化劑入口線速取一級入口為 u1=24 m/s；則一級旋分器入口總面積=氣體體積流量/線速=。每個旋分器入口總面積=查《催化裂化工藝設(shè)計》P248 表 99 可知選用 550 號杜康型旋風(fēng)分離器；其入口面積為 m2。核算一級入口線速 u1=247。247。10= m/s ≯25 m/s；符合要求。一、二級旋分器入口線速相同 u1=u2= m/s。參考《催化裂化工藝設(shè)計》P248 表 99 選取料腿。表 21 一、二級旋風(fēng)分器主要參數(shù)一級 二級筒體外徑 mm 入口中心至灰斗距離 mm 入口面積 m2 料腿直徑 mm Φ41012 Φ1524料腿內(nèi)截面積 m2 56⑶核算料腿負(fù)荷：①一級料腿：進入旋分器的固體顆粒假設(shè)在一級旋分器全部回收下來，則通過一級料腿的固體流量：G=煙氣量一級旋分器入口濃度=一級料腿截面積=10= m2一級料腿質(zhì)量流率=（m 2s）根據(jù)埃索公司數(shù)據(jù)：一級料腿質(zhì)量流率為 244～366 kg/（m 2s） ，不大于 488 kg/（m 2s） ；因此本設(shè)計在要求范圍內(nèi)。②二級料腿負(fù)荷假定一級旋分器回收率為 90%，則通過二級料腿截面積的固體流量為：=二級料腿截面積：10= m 2；二級料腿質(zhì)量流速：（m 2s） 。根據(jù)埃索公司數(shù)據(jù)：二級料腿質(zhì)量流率不大于 366 kg/（m 2s） ；因此本設(shè)計在要求范圍內(nèi)。⑷旋風(fēng)分離器壓降：本設(shè)計采用的是杜康型旋分器①一級旋風(fēng)分離器壓降 ΔP1 的計算ΔP1=u12247。2g247。（kρ T+）其中：k= － u1=－=ρ=（2545+）10 3（1－）247。247。360057=。ρT=+= kg/m3。ρa= kg/m3。則有 ΔP1=u12247。2g247。（kρ T+）= 2247。2247。（＋ ）= kg/ m2= KPa。②二級旋分器壓降ΔP2= u22247。2gρG=247。247。2= kg/m2= KPa。③旋風(fēng)器分離器總壓降ΔP=ΔP1+ΔP2 =+= KPa。⑸核算料腿長度①一級料腿長度〉H 3+1m；H3=（ΔP 1+ H1ν1＋H 2ν2＋ΔP 閥 ）/ν 3。ΔP 1= kg/m2。稀相段密度：T 型快分以上接旋風(fēng)分離器入口催化劑濃度為： kg/m3T 型快分以下至二密截面 ν=(2545+)103247。247。3600=H1ν1=(12－) ＋= kg/ m 2H2ν2=600=900 kg/ m2一級料腿 ν3 取 465 kg/m3；ΔP 閥取 35 kg/ m2。則有 H3=（ΔP 1+ H1ν1＋H 2ν2＋ΔP 閥 ）/ν 3=（＋＋900＋35）247。465= m；一級最小長度為 +1=；而一級旋風(fēng)分離器入口中心線底部距離為 5 m，一級料腿實際長度為 125=7m 遠(yuǎn)大于 m，所以滿足。58②核算二級料腿長度：二級應(yīng)大于 H4+1m；H4=（ΔP 總 + H1ν1＋H 2ν2＋ ΔP 閥 ）/ν 4。ΔP 總 =ΔP1+ΔP2=+=，二級料腿密度取ν4=360 kg/m3；ΔP 閥取 35 kg/m2=343Pa。則有 H4=（ΔP 總 + H1ν1＋H 2ν2＋ΔP 閥 ）/ν 4=（++600+35）247。360= m。而二級料腿最小長度為 ＋1= m；明顯二級料腿實際長度遠(yuǎn)大于 m，所以滿足。 主風(fēng)分布管的設(shè)計計算分布管開孔面積 A=（ρ g/ΔP） ； 式中：A—分布管開孔面積 m2Q—氣體流量 m3/sρ—氣體密度 kg/m3ΔP—分布管壓降 kg/cm2為了取得良好的主風(fēng)分布狀態(tài)，根據(jù)經(jīng)驗，一般取 ΔP= kg/cm2 左右較好。本設(shè)計取 ΔP= kg/cm2=104=Q1=103834247。247。3600=44 m3/sρg=247。3600247。= kg/m3；則有 A=（） = m2 噴嘴尺寸?326，則每個噴嘴的噴射面積S=πr2=（166） 2=314mm2=314106 m259則孔數(shù)即噴嘴數(shù) n=(314106)==3058 個設(shè)主管直徑為 D，則取主管中氣體線速 u=20m/s，則20 π/4D2=44 則 D=設(shè)每個支管上的分支管個數(shù)為 n，則分支管尺寸取?15910，取分支管中線速也為 20m/s,則 4nπ/4[(15920) 103]2=44則 n==36 根設(shè)支管直徑為 d，氣體線速為 20m/s則 420 π/4d2=44則 d=孔速度 v=44/3058/（31410 6）=47m/s符合要求。主風(fēng)分布管支管分支管排列及尺寸如圖 3：圖 3 主風(fēng)分布管60 輔助燃燒室的設(shè)計計算所用燃料油為柴油 H/C=13/87。熱值 11000 kcal/kg⑴輔助燃燒熱負(fù)荷計算：輔助燃燒熱負(fù)荷計算按正常生產(chǎn)時主風(fēng)量加熱到 550℃所需熱量計，主風(fēng)量為 ，主風(fēng)從主風(fēng)機出口溫度為 170℃?？諝馄骄葻? KJ/輔助燃燒室風(fēng)量一般只相當(dāng)正常主風(fēng)量的 60～70%左右，本設(shè)計取 65%。那么熱負(fù)荷=（550170 ）= KJ/h。⑵主風(fēng)供應(yīng)方式（即一次風(fēng)二次風(fēng)分布）設(shè)燃料油用量為 M；燃料油熱值為 46055 kcal/㎏；燃料油燃燒熱負(fù)荷效率取 η=。則有 M=熱負(fù)荷/（燃料熱值η）=.247。46055247。247。=。燃燒碳量=87247。100=。燃燒氫量=13247。100=。燃料油燃燒所需空氣量：燃燒碳所需氧氣量： kmol/h= kg/h。燃燒氫所需氧氣量：1/2 = kmol/h=。即有理論耗氧：+=。理論干空氣量：++=㎏/h=。61空氣帶入水汽量= 干空氣 干空氣濕含量（前以查出）== kg/h=。所以一次風(fēng)量=+= kmol/h二次風(fēng)量=主風(fēng)量－一次風(fēng)量= －= kmol/h 。一次風(fēng)直接進入內(nèi)燃燒室，使燃料燃燒；二次風(fēng)進入環(huán)型夾套，燃燒室出口與煙氣混合后進行燒焦。⑶結(jié)構(gòu)尺寸確定。①內(nèi)燃燒室輔助燃燒室體積強度本設(shè)計取 106 kT/（m 3h） 。內(nèi)燃燒室體積（