【正文】 內(nèi)燃燒室體積（爐。⑶結(jié)構(gòu)尺寸確定。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 。理論干空氣量：++=㎏/h=。燃燒氫所需氧氣量：1/2 = kmol/h=。100=。100=。=。46055247。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=?？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(jì)取 65%。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(jì)計(jì)算所用燃料油為柴油 H/C=13/87。3600247。247。 主風(fēng)分布管的設(shè)計(jì)計(jì)算分布管開(kāi)孔面積 A=（ρ g/ΔP） ； 式中：A—分布管開(kāi)孔面積 m2Q—?dú)怏w流量 m3/sρ—?dú)怏w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(yàn)，一般取 ΔP= kg/cm2 左右較好。360= m。ΔP 總 =ΔP1+ΔP2=+=，二級(jí)料腿密度取ν4=360 kg/m3；ΔP 閥取 35 kg/m2=343Pa。465= m；一級(jí)最小長(zhǎng)度為 +1=；而一級(jí)旋風(fēng)分離器入口中心線底部距離為 5 m，一級(jí)料腿實(shí)際長(zhǎng)度為 125=7m 遠(yuǎn)大于 m，所以滿足。3600=H1ν1=(12－) ＋= kg/ m 2H2ν2=600=900 kg/ m2一級(jí)料腿 ν3 取 465 kg/m3；ΔP 閥取 35 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。⑸核算料腿長(zhǎng)度①一級(jí)料腿長(zhǎng)度〉H 3+1m；H3=（ΔP 1+ H1ν1＋H 2ν2＋ΔP 閥 ）/ν 3。2= kg/m2= KPa。2gρG=247。（＋ ）= kg/ m2= KPa。（kρ T+）= 2247。則有 ΔP1=u12247。ρT=+= kg/m3。247。2g247。s） ；因此本設(shè)計(jì)在要求范圍內(nèi)。②二級(jí)料腿負(fù)荷假定一級(jí)旋分器回收率為 90%，則通過(guò)二級(jí)料腿截面積的固體流量為：=二級(jí)料腿截面積：10= m 2；二級(jí)料腿質(zhì)量流速：（m 2s） 。s） ，不大于 488 kg/（m 2表 21 一、二級(jí)旋風(fēng)分器主要參數(shù)一級(jí) 二級(jí)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(jí)料腿：進(jìn)入旋分器的固體顆粒假設(shè)在一級(jí)旋分器全部回收下來(lái)，則通過(guò)一級(jí)料腿的固體流量：G=煙氣量一級(jí)旋分器入口濃度=一級(jí)料腿截面積=10= m2一級(jí)料腿質(zhì)量流率=（m 2一、二級(jí)旋分器入口線速相同 u1=u2= m/s。247。每個(gè)旋分器入口總面積=查《催化裂化工藝設(shè)計(jì)》P248 表 99 可知選用 550 號(hào)杜康型旋風(fēng)分離器；其入口面積為 m2。= kg/m3⑵選擇計(jì)算旋風(fēng)分離器尺寸本設(shè)計(jì)用杜康型旋分器 16 組二級(jí)串聯(lián)安裝，旋風(fēng)器入口線速一級(jí)為20～23m/s ≯ 25m/s；二級(jí)線速為 23～25m/s ≯25m/s ；如一級(jí)旋風(fēng)分離器入口線速超過(guò) 30m/s，催化劑單耗明顯增加。壓力取沉降器頂壓 MPa(絕)所以有 V=（10 3993）/(10 53600)=55則一級(jí)旋風(fēng)分離器入口濃度Gs 總 （1－η）/V=（10 3+2545103） （180%）247。n 總 =+＋125=。入再生器吹掃、松動(dòng)蒸汽量 kmol/h。⑴一級(jí)旋風(fēng)分離器入口催化劑濃度濕煙氣量= kmol/h。再生斜管與待生斜管同徑。管徑 D=（A/） =，圓整后取 m。質(zhì)量流速取2300 T/m2h。在 710 T/m2min 范圍內(nèi)。淹流管直徑=（A/） =（） = m。π)= m 催化劑輸送管線⑴淹流管的計(jì)算淹流管截面積=催化劑循環(huán)量/截面強(qiáng)度；淹流管截面強(qiáng)度：7—10T/㎡min；本設(shè)計(jì)取 9T/m2min。247。12247。）]/12則有 V=12πH2/tg60；則 H=（V tg60186。）]/12－πH[12 2+（12－2H/tg60186。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。60= min53⑹二密床計(jì)算1) 二密藏量。sin60186。= m則兩斜邊分別為 L=H/sin60186。= m2）燒焦罐與稀相段： H=（D 稀 －D 罐 ）/2=（14－9）247。1）燒焦罐與稀相管過(guò)渡段：H=(D 罐 －D 管 )/2=（9－）247。這時(shí)兩段之間必須有錐體（過(guò)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。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。3600） = m。247。稀相段氣體總摩爾流率n=。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。247。P 罐中 =+（3010 610+201066＋110010 6＋1/2250810 6）=284396Pa 根據(jù) PV=NRT 來(lái)計(jì)算氣體體積流量則 V=973/304661= m3/h故 D=（V/） =（247。密度 30～5010 6kg/cm3，取 20106kg/cm3燒焦罐高度取 8 米。稀相段密度 30～5010 6kg/cm3，取 30106kg/cm3過(guò)渡段高度 1～2m，取 1 米。各處吹掃松動(dòng) 731 kg/h。 再生器結(jié)構(gòu)尺寸計(jì)算⑴燒焦罐直徑及稀相管直徑燒焦罐線速本設(shè)計(jì)取 。=(+++495++++2209.5)104則有 Gs180。（720700）=22Gs180。由公式 Q=FK△T對(duì)于冷流體溫降 t1=(17925)/ln179/25=77℃對(duì)于熱流體溫降 t2=(720510)/ln720/570=652℃蒸汽溫度 t3=179℃冷流體升溫?zé)?Q1=m（17925）=飽和水汽化熱 Q2=m10%=179℃飽和水汽化熱為 。h）范圍之內(nèi)。48核算質(zhì)量流速=（m 2h） ；外取熱器面積 A=取熱催化劑循環(huán)量 /催化劑質(zhì)量流速=﹦ 。取熱催化劑循環(huán)量=取熱量/（催化劑 溫差）=10 4/本設(shè)計(jì)外取熱器床層線速取 ；催化劑質(zhì)量流速為 100—150T/（m 2實(shí)際傳熱面積往往大于此值，以保證一定的裕度。經(jīng)參考國(guó)內(nèi)同類(lèi)裝置認(rèn)為傳熱系數(shù)取 1883KJ/（m 2則有 Q4=（）= 10 4KJ/h—720℃水汽焓值 kcal/kg—510℃水汽焓值 kcal/kg⑤各處吹掃，松動(dòng)水蒸氣熱 Q5 注：出再生溫度 720℃，頂壓 （絕） 。④待劑帶入水汽升溫?zé)?Q4根據(jù)經(jīng)驗(yàn)每噸催化劑帶入 1㎏水。V 新=225000/（225000/+112500/）=V 回==44所以 d 混=+=W 新=225000/（225000+112500）=W 回==查《石油煉制工程》焓圖，得 q 汽 510=342 kcal/kg = KJ/kg設(shè)預(yù)熱溫度為 230℃查《石油煉制工程 》焓圖，得 q 液 230=131 kcal/kg，則 q 液 230=131= kcal/kg = KJ/kg 則有則有 Q7 =（225000+112500 ）（ ）=10 3 KJ/hQ 耗 = +103+103+103= KJ/h根據(jù) Q 供 =Q 耗 ，則 =103+ GsGs=⑶劑油比劑油比=循環(huán)催化劑量 /（新鮮原料 +回?zé)捰停?103/（225000+112500）= 再生系統(tǒng)熱平衡計(jì)算⑴燃燒放熱（完全再生可認(rèn)為沒(méi)有 CO）生成 CO2 放熱=228608100=10 4KJ/h生成 H2O 放熱=252028600=10 4 KJ/h生成 SO2 放熱=9270=10 4 KJ/總放熱=10709010 4 KJ/h45焦碳吸附熱為總放熱的 %則可利用熱==10709010 4 （%）=10 4KJ/h⑵出再生器（再生器耗熱）①干空氣升溫?zé)?Q1Q1=干空氣空氣比熱 （出再生器溫度主風(fēng)入再生器溫度）主風(fēng)入再生器溫度根據(jù)主風(fēng)主風(fēng)入再生器溫度來(lái)確定：主風(fēng)機(jī)出口溫度 T 出按如下計(jì)算 ：T 出 =T 入 （P 出 /P 入 ） (k1)/(kη)式中：T 出 ，T 入 —主風(fēng)機(jī)出口，進(jìn)口溫度，KP 出 ，P 入 —主風(fēng)機(jī)出口，進(jìn)口壓力， kg/cm2K—絕熱系數(shù)，取 K=；η—多變效率，—，取 η=則有：T 出 =（273+35）（） （）/() =考慮溫降取 170℃，空氣比熱取 KJ/㎏則有 Q1=（720－170）=10 4 KJ/h② 空氣中帶入水升溫?zé)?Q2Q2=空氣帶入水 水蒸汽比熱（出再生器溫度入再生器溫度）CpH2O 按 KJ/㎏.K 計(jì)算所以 Q2=（720－170）=10 4 KJ/h。(1)供熱方① 再生催化劑帶入熱 Q1Q1 = 催化劑循環(huán)量 催化劑比熱（t 再t 反）= Gs103（720510）=41920Gs KJ/h②焦碳吸附熱 Q2Q2 = 107090%=103KJ/h③再生催化劑帶入煙氣及水蒸汽帶入熱 Q3每噸催化劑帶入 1kg 煙氣， 水蒸汽，煙氣比熱取 KJ/，水汽取 KJ/。8000%%32247。8000%=25200kg/h先計(jì)算干氣相對(duì)分子質(zhì)量M=34+2+16+30+28+44+42+58+56+56+56=焦中硫含量=原料中硫含量干氣中硫含量即 1800000000247。 ＞110181。 40～80181。362 設(shè) 計(jì) 計(jì) 算 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)處理量：180 萬(wàn)噸/年，年開(kāi)工按 8000 小時(shí)計(jì)其它數(shù)據(jù)見(jiàn)表 111117表 13 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表項(xiàng)目 數(shù)值 項(xiàng)目 數(shù)值處理量 t/a煙氣中氧氣量%1800000焦碳產(chǎn)率%焦中氫碳比（重）10/90空氣相對(duì)濕度% 56 大氣溫度℃ 15大氣壓力 KPa 101 再生劑含碳量% 表 14 原料和產(chǎn)品性質(zhì)項(xiàng)目 原料油 汽油 柴油 回?zé)捰捅戎?d204 10﹪ 93 236 40330﹪ 112 255 41950﹪ 132 286 43370﹪ 152 317 450恩氏蒸餾90﹪ 173 349 48937殘?zhí)?w﹪ υ100（厘斯） 苯胺點(diǎn) 回?zé)挶龋罕?15 產(chǎn)品收率產(chǎn)品 總氣體 汽油 柴油 焦炭 合計(jì)產(chǎn)率 w﹪ 100表 16 氣體組成組分 H2 H2S C01 C02 C=2 C03w﹪ 組分 C=3 IC04 NC04 C=41IC=4 TC=42 C=42w﹪ 表 17 催化劑組成孔體積 骨架密度充 氣密 度篩分組成 w﹪ml/g g/ml g/ml ＜20181。35（11）本設(shè)計(jì)選用臥式輔助燃燒室，用于開(kāi)工時(shí)加熱主風(fēng)以預(yù)熱兩器使之升溫，在反應(yīng)系統(tǒng)緊急停工時(shí)，可用于維持系統(tǒng)溫度，在正常生產(chǎn)操作時(shí)作為主風(fēng)通道。（9） 本設(shè)計(jì)選用杜康型旋風(fēng)分離器。外集氣室結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，耐高溫，可以避免原來(lái)內(nèi)集氣型結(jié)構(gòu)復(fù)雜，高溫下受壓力影響大，容易變形斷裂等缺陷。（7） 氣提段擋扳式選擇八層環(huán)型擋扳，空氣分布器采用分布管結(jié)構(gòu)。設(shè)計(jì)采用 Y75 催化劑，使用鈍化劑液收效果提高，氣體及焦碳產(chǎn)率下降。（4） 為加強(qiáng)原料霧化效果，采用喉管式高效進(jìn)料霧化噴嘴，控制出口線速度達(dá) 7090m/s 可使油滴分離為平均直徑小于 100 微米的霧滴，同時(shí)，改善油劑接觸，適當(dāng)加大進(jìn)料的霧化蒸汽量，改善原料的霧化條件。提升管采用上下回徑，出口安裝彈射式快速分離器，以終止避免裂化二次反應(yīng)，縮短劑油接觸時(shí)間。（2） 采用不帶有預(yù)混合管的高效燒焦罐再生器。 設(shè)計(jì)計(jì)算匯總 反再系統(tǒng)主要操作參數(shù)計(jì)算結(jié)果匯20表 1 反再系統(tǒng)主要操作參數(shù)計(jì)算結(jié)果匯總項(xiàng) 目 單 位 數(shù) 據(jù)提升管出口溫度 ℃ 510提升管直徑 m 提升管長(zhǎng)度 m 27提升管線速度 入口/出口 m/s 提升管內(nèi)油氣停留時(shí)間 s 提升管密度 kg/m3 提升管壓降 Pa 20228原料油預(yù)熱溫度 ℃ 230催化劑循環(huán)量 T/h 劑油比 預(yù)提升段直徑 m 預(yù)提升段高度 m 5預(yù)提升管線速 m/s 提升管反應(yīng)器及預(yù)提升段提升管入口溫度 ℃ 561沉 沉降器頂壓 MPa 降 沉降段直徑 m 段 沉降段高度 m 10沉降段旋風(fēng)分離器組數(shù) 三組一級(jí)串聯(lián)21續(xù)表 1項(xiàng) 目 單 位 數(shù) 據(jù)汽提段直徑 m 汽提段高度 m 汽提段催化劑密度 kg/m3 520汽提段催化劑提留時(shí)間 min 汽提段催化劑下移速度 m/s 汽提段汽提蒸汽線速 m/s 汽提擋板數(shù) 層 8汽提段汽提擋板間距 mm 800汽提擋板直徑 m 汽提蒸汽管直徑（主/支/分支） m