【正文】 s244～366 kg/m2s范圍內(nèi)，因此設(shè)計合理。(3) 二級料腿負(fù)荷假定一級旋風(fēng)器回收率為90%，則通過二級料腿的催化劑流量:G2=10%=二級料腿截面積=12= m2二級料腿質(zhì)量流速=s小于366 kg/m2s，在允許設(shè)計范圍內(nèi)，設(shè)計合理。 旋風(fēng)分離器壓力平衡(1) 旋風(fēng)分離器壓降一級旋風(fēng)分離器壓降： 由u1=－45得K=，ρ濕煙氣= kg/m3 ρ混=+=二級旋風(fēng)分離器壓降式中u2=，ρ氣=(2) 料腿長度一級料腿長度Z1: 其中：H1ρ稀=1120=220，H2==ρ密=300kg/m3 ρ1=390 kg/m3 所以一級料腿長度應(yīng)大于Z1+H2+1=因此從入口中心線至灰斗低的距離為5米，所以凈空高度應(yīng)大于5+Z1+1=令凈空高度為9米。二級料腿長度Z2: 式中H3=1m，ρ2=480kg/m3， ，+Z2+1=，令凈空高度為9米，滿足二級料腿壓力平衡的需要。 旋風(fēng)分離器效率（催化劑）/t（原料），裝置處理量為 125t/h每小時損耗催化劑=125=則：入旋風(fēng)分離器的固體量=3600=則：入旋風(fēng)分離器的效率=（1－）100%=% 旋風(fēng)分離器工藝計算結(jié)果選用布埃爾Φ1247（一級）和Φ1167（二級）旋風(fēng)分離器，11組并聯(lián)。 輔助燃燒室 熱負(fù)荷QT=V0（i2－i1） (kj/h)其中：V0－被加熱空氣量，kg/h；i2，i1——輔助燃燒室空氣出口、入口kcal/kg；查出所需要焓值如下表： 空氣出入口焓值溫度/℃空氣焓（kcal/kg℃）水蒸氣焓（kcal/kg℃）130550取效率為80%，則通入干空氣量==空氣中水蒸氣含量==QT=（550－130）+（550－130）=+=104kcal/h=104kj/h 結(jié)構(gòu)尺寸燃燒室的體積V：設(shè)燃燒室體積熱強度為500104kj/m3h則V=104/500104=燃燒室的內(nèi)徑：d=（F/）1/2，F(xiàn)―燃燒室截面積，m2F=V/L=其中，L――燃燒室高度，取5米；所以，d=（）1/2=L/d=5/=高徑比在2～3范圍內(nèi)爐體耐火磚厚度113mm，填石面板厚10mm，內(nèi)殼壁厚6mm，故其金屬壁內(nèi)徑為：1910+（113+10）2=2156mm金屬壁外徑為：2156+62=2168mm 二次空氣分配根據(jù)生產(chǎn)經(jīng)驗，爐膛溫度控制在900℃～1200℃，則一、二次空氣分配量按下公式計算：m=Qr/[(I2－I1)]式中：mm2－一、二次空氣分配量，kg/h；II2－出、入口煙氣熱焓；I1取1200℃℃； I2取130℃℃；m1=104/[(1200－130)]=m2=m－m1=（+）－= 輔助燃燒室環(huán)隙面積根據(jù)生產(chǎn)經(jīng)驗，燃燒室線速u=10m/s則環(huán)隙面積A=V/(u3600)=103/(103600)= 空氣進(jìn)口管線的直徑根據(jù)經(jīng)驗，空氣進(jìn)口線速u取27m/s則進(jìn)口管線直徑：D=[V2/(u3600)]1/2=[103/(103600)]1/2= 反應(yīng)系統(tǒng)工藝計算 提升管反應(yīng)器基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 反應(yīng)條件沉降器頂部壓力Mpa（絕）提升管口溫度℃505原料預(yù)熱溫度℃235再生劑入口溫度℃700新鮮原料流量t/h回?zé)捰土髁縯/h催化劑循環(huán)量t/h提升管停留時間s 大慶常壓渣油催化裂化產(chǎn)品產(chǎn)率產(chǎn)品產(chǎn)率，%氣體汽油柴油焦碳 原料及產(chǎn)品性質(zhì)性質(zhì)汽油柴油回?zé)捗芏?P20)g/cm3初餾點5419928810%7822134750%12326839990%163324440終鎦點183339465烷值79(辛烷值)34(十六烷值)——平均相對分子量98192530 入料物料平衡項 目分子量（g/mol）kg/hkmol/h新鮮原料530143750回?zé)捰?3071875循環(huán)催化劑——1377700——再生劑帶入煙氣291378進(jìn)料霧化，預(yù)提升蒸汽188200汽提蒸汽183100再生塞閥松動蒸汽和氣體段松動蒸汽181110進(jìn)料嘴冷卻蒸汽18800膨脹節(jié)、防焦、事故蒸汽吹掃18280塞閥、閥桿吹掃蒸汽18100提升管排污、吹掃蒸汽和卸口吹掃蒸汽1840進(jìn)料事故蒸汽嘴吹掃18100再生斜管采樣口吹掃蒸汽18100提升管上下段采樣口吹掃蒸汽18905合計，kg/h181608623——油+氣，合計，kmol/h—— 出方物料平衡項 目分子量（g/mol）Kg/hKmol/h裂化氣23000汽油9869000柴油19230475回?zé)捰?3071875煙氣291378水蒸氣總量1814700焦碳——11500——循環(huán)催化劑——1377700——合計，kg/h——1599628——油+氣，合計，kmol/h———— 提升管進(jìn)料處的工藝計算(1) 壓力沉降器頂部的壓力為2kg/cm2（絕），（表），設(shè)進(jìn)有出至沉降器頂部的總壓力為10kPa，則提升管內(nèi)進(jìn)油處的壓力為：P=+10=(表)(2) 溫度加熱爐出口溫度為235℃，此時原料處于液相狀態(tài)，經(jīng)霧化進(jìn)入提升管與700℃再生劑接觸，立即完全汽化。原料油與高溫催化劑接觸后的溫度可由下面的平衡來計算：催化劑和煙氣由690℃降至T℃放出熱：Q=103(700－T)+(700－T) =104(700－T)kj/h式中：，kj/(kg℃)油和水蒸氣升溫和油氣汽化吸收的熱量： 油、水蒸氣升溫、汽化吸熱物流流量103kg/h入方出方溫度176。C焓/kjkg熱量104kg/h溫度176。C焓/kjkg熱量104kg/h新鮮原料235530TI1 I1回?zé)捰?65660TI1 I1水蒸汽2132970TI2 I2油和水蒸汽共吸收熱量=[(－)+(－)+(－)]104=(+)104－104根據(jù)熱平衡原理：設(shè)T=582℃，查焓圖：I1=1910，I2=2550，代入上式得：左方=104，右方=104%，所以所設(shè)T=582℃合理。(3) 提升管直徑提升管直內(nèi)徑取D=：提升管截面積F==核算提升管入口氣速由物料平衡得油氣，所以該處氣體體積流率 V==該處氣體線速 U= V/F=核算提升管出口氣速上段出口氣體的總流率=該處氣體體積流率V==該處氣體線速u= V/F=核算結(jié)果表明：提升管出、入口線速都在一般設(shè)計范圍內(nèi)，故所選內(nèi)徑（D=）是合適的。(4) 提升管長度 提升管平均線速u=( u u)/ln(u/u)= ()ln()=提升管內(nèi)停留時間3s，則提升管的有效長度是：L=u3=核算提升管總壓降提升管直管段靜壓ΔPh提升管內(nèi)各點密度計算如下表 提升管內(nèi)密度項目上部下部對數(shù)平均值催化劑流率，kg/h 13777001377700油氣流率，m3/s視密度ρ，kg/m3氣速u，m/s滑落系數(shù)2實際密度kg/m32385速度變化引起的壓降ΔPaΔPa = Nρu210－4/2g=210－4(2)=直管摩擦壓降ΔPfΔPf=10－8Lgρu2/D=10－8 提升管總壓降ΔP總提升管壓降ΔP提= ΔPh+ΔPa+ΔPf=++=與前面假設(shè)的壓降6和10 kPa很接近(相對誤差都小于5%)，因此前面計算時假設(shè)的壓力不必重算。(5) 預(yù)提升段的直徑和高度①直徑預(yù)提升段的煙氣與預(yù)提升蒸汽的流率=+3100/18=體積流率=[700+273)/273][(+)]=，則預(yù)提升段直徑D預(yù)=[()]1/2=則預(yù)提升段實際氣速=()=②高度考慮到進(jìn)料噴嘴以下設(shè)有事故蒸汽進(jìn)口管、人孔、再生劑斜管入口等提升段的高度取4米。(6) 提升段工藝計算結(jié)果匯總預(yù)提升段長度取4m，；，，8m是水平管。 沉降器 提升管反應(yīng)沉降器(1) 沉降器直徑 式中：V：油氣、汽提蒸汽流率之和，m3/s；油氣流率=，所以V=u：油氣的線速度，～，； 取沉降器直徑為8m。(2) 沉降器高度稀相段取10m，密相段取5m，總高為15m。 氣提段工藝計算取催化劑質(zhì)量流速為150t/2h；(1) 氣提段直徑氣提段直徑：103=（D汽）150103解得：D氣=，；(2) 汽提段長度L汽提段長度L取6m。(3) 催化劑藏量和停留時間催化劑下移速度；(D氣)2uρ=G/3600；ρ在400～650kg/m3范圍內(nèi)，取500kg/m3u=103/[3600500()2=；停留時間：T=L/u=6/=75s；汽提段藏量：75/3600=；汽提段蒸汽：①主管在底部第一層擋板下設(shè)有環(huán)形汽提蒸汽分布管，取流速20m/s；P汽=P沉+ΔP稀+ΔP汽/2=2+2010+5005=汽提蒸汽量=2=由PV=nRT，得V汽=(505+273)/(183600)=其中蒸汽主管用40根蒸汽管插入。②噴嘴噴嘴流速取55m/s，直徑d=50mm噴嘴個數(shù)：n=V汽/(d2u)=(55)=12個③擋板采用新型環(huán)形汽提擋板，一般8～12層，取10層擋板，m，取間距為500mm 旋風(fēng)分離器(1) 選用4組單級布埃爾型旋風(fēng)分離器 布埃爾型旋風(fēng)分離器參數(shù)入口面積，m2斜腿面積，m2斜腿直徑，m2φ32512旋風(fēng)分離器入口總面積=4=入口線速=V上/=在適宜范圍18～25內(nèi)，選4組是可行的。(2) 料腿負(fù)荷核算沉降器截面積==沉降器線速=查《石油煉制工藝學(xué)》P300圖7—斜腿截面積=5=料腿質(zhì)量流速=s在244～488 kg/m2s范圍內(nèi)，符合要求。(3) 旋風(fēng)分離器的壓降分離器壓降：由線速u=，查《石油煉制工藝學(xué)》P300圖7—45得K=R=2(273+505)=r混=+= 其中，ΔP=H1r稀=3(10)+(7－3)()=198 kg/cm2～，r密=300 kg/cm2r1=400 kg/cm2，代入得Z=；所以，料腿長度應(yīng)大于Z++1=； 兩器壓力平衡數(shù)據(jù) 兩器壓力平衡數(shù)據(jù)提升管總進(jìn)料量預(yù)提升蒸汽量帶入提升管煙氣量催化劑循環(huán)量再生器頂部壓力沉降器頂部壓力提升管內(nèi)徑3100kg/h提升管入口線速提升管出口線速預(yù)提升段氣速提升管入口油氣流率提升管出口油氣流率預(yù)提升段氣體流率2m/s(1) 推動力：再生器頂部壓力P再P再==（絕）再生器稀相段靜壓ΔP1ΔP1=ρΔh10－4=201010－4=淹流管以上密相床層靜壓ΔP2ΔP2=ρΔh10－4=300110－4=淹流管靜壓ΔP3ΔP3=ρΔh110－4=30010－4= kg/cm2淹流管以下及下塞閥（上塞閥全開，下塞閥做調(diào)節(jié)）以上斜管靜壓ΔP4=ρΔh10－4=300(9－)10－4= kg/cm2下塞閥以下斜管靜壓ΔP5其中，再生器出口到塞閥的豎高取9米。ΔP5=ρΔh10－4=20010－4= kg/cm2(2) 阻力：沉降器頂部壓力P沉P沉==2 kg/cm2沉降器稀相段靜壓ΔP6ΔP6=ρΔh10－4=8710－4= kg/cm2=提升管進(jìn)料口以上靜壓ΔP7ΔP7=ρΔh10－4=1010－4= kg/cm2= kPa預(yù)提升段靜壓ΔP8ρ視=1377700/= kg/cm2，則 ρ實==所以ΔP8=ρΔh10－4=410－4= kg/cm2加速催化劑、出口傘帽處轉(zhuǎn)向及出口損失引起的壓降ΔP9ΔP9=210－4Nρu2出=210－4(1+2+1)= kg/cm2提升管直管段摩擦阻力壓降ΔP10ΔP10=10－8(L/D) ρ視u2=10－8(10/)= kg/cm2預(yù)提升段摩擦壓降ΔP11ΔP11=