【正文】 s244～366 kg/m2s范圍內，因此設計合理。(3) 二級料腿負荷假定一級旋風器回收率為90%，則通過二級料腿的催化劑流量:G2=10%=二級料腿截面積=12= m2二級料腿質量流速=s小于366 kg/m2s，在允許設計范圍內，設計合理。 旋風分離器壓力平衡(1) 旋風分離器壓降一級旋風分離器壓降： 由u1=－45得K=，ρ濕煙氣= kg/m3 ρ混=+=二級旋風分離器壓降式中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：入旋風分離器的固體量=3600=則：入旋風分離器的效率=（1－）100%=% 旋風分離器工藝計算結果選用布埃爾Φ1247（一級）和Φ1167（二級）旋風分離器，11組并聯(lián)。 輔助燃燒室 熱負荷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 結構尺寸燃燒室的體積V：設燃燒室體積熱強度為500104kj/m3h則V=104/500104=燃燒室的內徑：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范圍內爐體耐火磚厚度113mm，填石面板厚10mm，內殼壁厚6mm，故其金屬壁內徑為：1910+（113+10）2=2156mm金屬壁外徑為：2156+62=2168mm 二次空氣分配根據(jù)生產經驗，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)生產經驗，燃燒室線速u=10m/s則環(huán)隙面積A=V/(u3600)=103/(103600)= 空氣進口管線的直徑根據(jù)經驗，空氣進口線速u取27m/s則進口管線直徑：D=[V2/(u3600)]1/2=[103/(103600)]1/2= 反應系統(tǒng)工藝計算 提升管反應器基礎數(shù)據(jù) 反應條件沉降器頂部壓力Mpa（絕）提升管口溫度℃505原料預熱溫度℃235再生劑入口溫度℃700新鮮原料流量t/h回煉油流量t/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品產率產品產率，%氣體汽油柴油焦碳 原料及產品性質性質汽油柴油回煉密度(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回煉油53071875循環(huán)催化劑——1377700——再生劑帶入煙氣291378進料霧化，預提升蒸汽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回煉油53071875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———— 提升管進料處的工藝計算(1) 壓力沉降器頂部的壓力為2kg/cm2（絕），（表），設進有出至沉降器頂部的總壓力為10kPa，則提升管內進油處的壓力為：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)，經霧化進入提升管與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回煉油265660TI1 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T=582℃，查焓圖：I1=1910，I2=2550，代入上式得：左方=104，右方=104%，所以所設T=582℃合理。(3) 提升管直徑提升管直內徑取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=核算結果表明：提升管出、入口線速都在一般設計范圍內，故所選內徑（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提升管內各點密度計算如下表 提升管內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的壓力不必重算。(5) 預提升段的直徑和高度①直徑預提升段的煙氣與預提升蒸汽的流率=+3100/18=體積流率=[700+273)/273][(+)]=，則預提升段直徑D預=[()]1/2=則預提升段實際氣速=()=②高度考慮到進料噴嘴以下設有事故蒸汽進口管、人孔、再生劑斜管入口等提升段的高度取4米。(6) 提升段工藝計算結果匯總預提升段長度取4m，；，，8m是水平管。 沉降器 提升管反應沉降器(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，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 旋風分離器(1) 選用4組單級布埃爾型旋風分離器 布埃爾型旋風分離器參數(shù)入口面積，m2斜腿面積，m2斜腿直徑，m2φ32512旋風分離器入口總面積=4=入口線速=V上/=在適宜范圍18～25內，選4組是可行的。(2) 料腿負荷核算沉降器截面積==沉降器線速=查《石油煉制工藝學》P300圖7—斜腿截面積=5=料腿質量流速=s在244～488 kg/m2s范圍內，符合要求。(3) 旋風分離器的壓降分離器壓降：由線速u=，查《石油煉制工藝學》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)提升管總進料量預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徑3100kg/h提升管入口線速提升管出口線速預提升段氣速提升管入口油氣流率提升管出口油氣流率預提升段氣體流率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=提升管進料口以上靜壓ΔP7ΔP7=ρΔh10－4=1010－4= kg/cm2= kPa預提升段靜壓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預提升段摩擦壓降ΔP11ΔP11=