反應(yīng)——再生系統(tǒng)工藝計算

1、 第七節(jié) 反應(yīng)再生系統(tǒng)工藝計算 目 錄一、 再生器物料平衡和熱平衡計算-2 1燃燒計算-3 2再生器熱平衡-6 3再生器物料平衡-8 4附注-10二、 提升管反應(yīng)器的設(shè)計-121、 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)-122、 提升管直徑和長度計算-13三、 再生器的工藝計算-20四、 旋風分離器系統(tǒng)的壓力平衡-24五、 旋風分離器工藝計算-26六、 兩器壓力平衡 -33七、 催化劑循環(huán)量的幾種計算方法-38反應(yīng)再生系統(tǒng)工藝計算這一章的主要目的是通過幾個具體的例子掌握反應(yīng)再生系統(tǒng)工藝計算的基本方法。還有一點必須強調(diào)的是，由于對催化裂化反應(yīng)、再生過程和流態(tài)化等問題還沒有完全認識，因此在工藝設(shè)計中常常是依靠經(jīng)驗而不是理論計

2、算。即使有些設(shè)計計算可以依靠某些計算公式或計算方法，但是仍然要十分重視用實際生產(chǎn)數(shù)據(jù)來比較、檢驗計算結(jié)果。在工藝設(shè)計計算之前，首先要根據(jù)國家的需要和具體條件選擇好原料和生產(chǎn)方案，例如主要是生產(chǎn)柴油方案還是生產(chǎn)汽油氣體方案。第二步是參考中型試驗和工業(yè)生產(chǎn)數(shù)據(jù)，制定總物料平衡和選擇相應(yīng)的主要操作條件。催化裂化反應(yīng)再生系統(tǒng)的工藝設(shè)計計算主要包括以下幾部分： （1）再生器物料平衡，決定空氣流率和煙氣流率 （2）再生燒焦計算，決定藏量。 （3）再生器熱平衡，決定催化劑循環(huán)量。 （4）反應(yīng)器物料平衡、熱平衡，決定原料預(yù)熱溫度。結(jié)合再生器熱平衡決定燃燒油量或取熱設(shè)施。 （5）再生器設(shè)備工藝設(shè)計計算，包括殼體

3、、旋風分離器、分布板（管）、溢流管（淹流管）、輔助燃燒室、雙動滑閥、稀相噴水等。 （6）反應(yīng)器設(shè)備工藝設(shè)計計算，包括汽提段和進料噴嘴的設(shè)計計算。 （7）兩器壓力平衡，包括催化劑輸送管路。 （8）催化劑貯罐及抽空器。 （9）其它細節(jié)，如松動點的布置、限流孔板孔徑等。下面分別對其中的主要內(nèi)容予以說明：一、 再生器物料平衡和熱平衡計算某提升管裂化裝置的再生器主要操作條件如表1 表1再生器主要操作條件再生器頂部壓力， 巴（表） 1.42再生溫度， 650煙氣組成， %（體）O2 0.5CO2/CO 1.5焦碳組成， H/C（重） 10/90再生劑含碳， % （重） 0.3主風入再生器溫度， 140待生

4、劑溫度， 470大氣溫度， 25大氣壓力， 大氣壓 1.0空氣相對濕度， % 50燒焦炭量, 噸/時 11.4再生器物料平衡和熱平衡計算如下:1、 燃燒計算（1）燒碳量及燒氫量 由 燒焦量=11.4103公斤/時， 焦碳中 H/C=10/90 故 燒碳量=11.41030.9=10.26103 kg/h=855 千摩/時 燒氫量=11.41030.1=1.14103 kg/h =570 千摩/時 煙氣中 CO2/ CO (體)=1.5 生成CO2的C為： 8551.5/(1.5+1)=513 千摩/時=6156 kg/h 生成CO的C為： 855513=342 千摩/時=4104 kg/h（2

5、）理論干空氣量 碳燒成C O2需要O2量=5131=513 千摩/時 碳燒成C O需要O2量=3421/2=171 千摩/時 氫燒成H2 O需要O2量=5701/2=285 千摩/時 理論需氧氣量=513+171+285=969 千摩/時=31000 kg/h 理論需2量=969（79/21）=3645 千摩/時=102200 kg/h 所以理論上干空氣量=969+3645=4614 千摩/時 或 31000+102200=133200 kg/h（3）實際上干空氣量 煙氣中過剩氧為 0.5（），即0.5(ol)所以：0.5= O2（過）/ C O2+ C O +2（理）+2（過）+ O2（過）

6、 = O 2（過）/ 513+ 342 +3650+ O 2（過）（79/21）+ O2（過） 解得： 過剩氧量 O 2（過）=23.1 千摩/時=740 kg/h 過剩氮量 2（過）=23.1(79/21)=87千摩/時=2436 kg/h 實際干空氣量=4610+23.1+87=4729.1千摩/時 或=136380 kg/h（4）需濕空氣量（主風量） 大氣溫度25，相對濕度50%，查空氣濕焓圖（“圖表集”圖7617）得。 空氣的濕含量=0.010 kg水汽/公斤干空氣量 所以空氣的水汽量=1363800.010=1364kg/h=75.9 kmol/h 濕空氣量=4729.1+75.9=

7、4805 kmol/h 或=480522.4=1.076105 3/h=1795 3/in 此即正常操作時的主風用量。 （5）主風單耗即 濕空氣量/燒焦量=1.076105/(11.4103)=9.44 m3/kg(焦) (6) 干煙氣量 由以上計算已知干煙氣中各組分的量如下： CO2 513 kmol/h 22570 kg/h CO 342 kmol/h 9570 kg/h O2（過剩） 23.1 kmol/h 740 kg/h 2 (理論+過剩) 3737 kmol/h 104640 kg/h 總干煙氣量=4615.1 kmol/h 或 137520 kg/h (7) 濕煙氣量及煙氣組成

8、見表2 表2 濕煙氣量及煙氣組成組分流量分子量組成 (mol) %kmol/hkg/h干煙氣濕煙氣CO2513225724411.19.62CO3429576287.46.45O223.1739320.50.42237371046362881.069.57總干煙氣4615.113752029.8100.0生成水汽570102601813.93待生劑帶入水汽72.21300主風帶入水汽75.91364吹掃、松動蒸汽27.8500總濕煙氣5361150947100.0 按每噸催化劑帶入1kg水汽及設(shè)催化劑循環(huán)量為1300噸/時計算 粗估算值 2.再生器熱平衡 （1）燒焦放熱（按ESSO法計算） 生

9、成CO2放熱 615633873 千焦/公斤碳= 20852104 千焦/時 生成CO放熱 410410258=4210104 千焦/時 生成H2O放熱 1140119890=13667104 千焦/時 合計 38729104 千焦/時 再生條件下C、H2燃燒反應(yīng)熱如下：C + O2 CO2 33873 千焦/公斤碳 C + 1/2O2 CO 10258 千焦/公斤碳 H2 + 1/2O2 H2O 119890千焦/公斤氫 （2）焦碳脫附熱 脫附熱=3872910411.5%=44.54 104 千焦/時 (3) 主風由140升溫至650需熱 干空氣升溫需熱=1363801.09(650-14

10、0)=7.581104 千焦/時 式中 1.09是空氣的平均比熱，千焦/公斤. 主風機出口溫度：T出=T入（P出P入）（k-1） kT入主風機入口溫度，按30計；P出，P入分別為主風機出、入口壓力， MPa（絕）， K絕熱指數(shù)，1.4多變頻率（0.60.8）此處取0.8 水蒸汽升溫需熱=13642.07(650-140)=144.0 104 千焦/時 式中 2.07是水汽的平均比熱，千焦/公斤. (4) 焦碳升溫需熱 焦碳升溫需熱=11.41031.097(650-470)=225.1104 千焦/時 假定焦碳的比熱與催化劑的相同，也取1.097千焦/公斤. ,即0.262千卡/公斤. (5)

11、 待生劑帶入水汽升溫需熱 待生劑帶入水汽升溫需熱=13002.16(650-470)=50.5104 千焦/時 式中 2.16是水汽的平均比熱，千焦/公斤. (6) 吹掃、松動蒸汽升溫需熱 Q=500（3816-2780）=51.8104 千焦/時 式中括弧內(nèi)數(shù)值分別為10公斤/厘米2(表)飽和蒸汽和1.42巴(表)及650過熱蒸汽的焓。 (7) 散熱損失 散熱損失=582千焦/公斤(碳) 燒碳量(kg/h) =58285512=597.1104 千焦/時 (8) 給催化劑的凈熱量 給催化劑的凈熱量=焦碳燃燒熱-第(2)項至第(7)項之和 =38729104 (4454+7581+144.0+

12、225.1+50.5+51.8+597.1) 104 =25625.5104 千焦/時 (9) 催化劑循環(huán)量 催化劑循環(huán)量G的計算 給催化劑的凈熱量= G1031.097(650-470) 即 25625.5104 = G1031.097(650-470) G =1325噸/時 與假設(shè)接近(10) 再生器熱平衡匯總見表3 表3再生器熱量匯總 入方，104 千焦/時 出方，104 千焦/焦碳燃燒熱 38729焦碳脫附熱 4454主風升溫 7725焦碳升溫 225.1帶入水汽升溫 102.3散熱損失 597.1加熱循環(huán)催化劑 25625.5合計 38729合計 38729.0 3 再生器物料平衡見

13、表4 表4再生器物料平衡 入方，公斤/時 出方，公斤/時干空氣 136380干煙氣 137520水汽 3164其中 主風帶入 1364 待生劑帶入 1300 松動、吹掃 500水汽 13424其中生成水汽 10260(570*18) 帶入水汽 3164焦碳 11400循環(huán)催化劑 1325103循環(huán)催化劑 1325103合計 1475.944103合計 1475.944103 4附注 （1）計算散熱損失時可以用本例題中的經(jīng)驗計算方法，對于小裝置，用此經(jīng)驗公式會有較大誤差，必要時也可以用下式計算。 散熱損失=散熱表面積傳熱溫差傳熱系數(shù)其中傳熱溫差是指器壁表面溫度與周圍大氣的溫度之差，對有100毫米

14、厚襯里的再生器，其外表溫度一般約110。傳熱系數(shù)與風速有關(guān)，可查閱有關(guān)參考資料，一般情況下可取71.2千焦/米2散熱面.小時。 （2）反應(yīng)器的熱平衡計算與再生器熱平衡計算方法類似。通常是由再生器熱平衡計算求得循環(huán)催化劑供給反應(yīng)器的凈熱量以后，再由反應(yīng)器熱平衡計算原料油的預(yù)熱溫度，從而決定加熱爐的熱負荷。反應(yīng)器熱平衡的出、入方各項如下：入方： 再生催化劑供給的凈熱量； 焦碳吸附熱，其值與焦碳脫附熱相同。出方： 反應(yīng)熱。 原料油由預(yù)熱溫度（一般是液相）升溫至反應(yīng)溫度（氣相）需熱量； 各項水蒸汽入口狀態(tài)升溫至反應(yīng)溫度需要的熱量。各項水蒸氣包括進料霧化蒸汽、汽提蒸汽、防焦蒸汽和松動、吹掃蒸汽。 反應(yīng)器

15、散熱損失。對大型IV型裝置可用經(jīng)驗公式計算，即散熱損失（千焦/時）=465.6燒碳量(公斤/時);其他情況下也可由附注(1)的傳熱公式計算。 由反應(yīng)器熱平衡計算得的原料油預(yù)熱溫度應(yīng)低于400，否則會產(chǎn)生過多的熱裂化反應(yīng)。在預(yù)熱溫度超過400時，應(yīng)考慮在再生器燒燃燒油，此時規(guī)定預(yù)熱溫度為400或稍低些，計算需要的再生器供熱量，再由再生器熱平衡計算求得所需的噴燃燒油量。（3） 空氣的濕含量也可用以下方法計算。已知主風的露點t（由相對濕度亦可從圖表查得），由水蒸汽表查得露點t時的飽和水蒸汽壓力P，若主風壓力為，則主風中的水汽含量（摩爾分率）： Y=P/ （21） 又由 y=水汽（千摩）/干空氣（千摩

16、）+水汽（千摩）即可計算得主風中的水汽量。二、 提升管反應(yīng)器的設(shè)計根據(jù)以下基礎(chǔ)數(shù)據(jù)設(shè)計提升管反應(yīng)器的直徑和長度。(一) 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)1、 反應(yīng)條件 見表5 表5 反應(yīng)條件沉降器頂部壓力，千帕（表）177提升管出口溫度，470原料預(yù)熱溫度， 350新鮮原料流量， 噸/時190 380(總進料)190回煉油流量， 噸/時催化劑循環(huán)量， 噸/時1310（13001325）再生劑入口溫度，640提升管停留時間，秒2.83.02、產(chǎn)品產(chǎn)率 見表6 表6產(chǎn)品產(chǎn)率干氣， %（重） 2.0液化汽， %（重） 9.5穩(wěn)定汽油，%（重） 35輕柴油， %（重） 40重柴油 %（重） 6.5焦碳， %（重） 6.0損失

17、， %（重） 1.03、原料及產(chǎn)品性質(zhì) 見表7 表7原料及產(chǎn)品性質(zhì) 項目 原料油 穩(wěn)定汽油輕柴油重柴油回煉油密度， 20 0.88 0.74230.87070.8770.8800恩氏餾程， 初餾點， 260 5419928810% 318 7822134750% 380 12326835039990% 466 163324440終餾點 488 183339465平均分子量 350 100200300350 注：裂化氣（包括干氣及液化汽）平均分子量為30。 （二）提升管直徑和長度計算1 物料平衡 入方物料平衡見表8 表8 入方物料平衡 項 目 公斤/時 分子量 千摩/時新鮮原料190103350

18、543回煉油190103350543催化劑1310103再生劑帶入煙氣13102945.2水蒸氣，605018336其中：進料霧化（3800） 予提升 （2000） 膨脹節(jié)吹掃（100） 事故蒸汽吹掃（150）合計1697360油+氣合計1467.2 按每噸催化劑帶入1公斤煙氣計算。按總進料的1%計算。 出方物料平衡見表9 表9出方物料平衡 項 目 公斤/時 分子量 千摩/時 裂化氣 21.9103 30 730 汽油 66.5103 100 665 輕柴油 76103 200 380 重柴油 12.3103 300 41 回煉油 190103 350 543 煙氣 1310 29 45.2

19、水蒸氣 6050 18 336 焦化劑+焦碳 1321.4103 損失 1.9103 30 63.3 合計 1697360 （油+氣）合計 2803.5 損失按裂化氣計算 為產(chǎn)品的1%計算，產(chǎn)品=裂化氣+汽油+輕柴油+重油+焦碳）2、提升管內(nèi)進油處的壓力、溫度 （1）壓力 沉降器頂部為1.77巴（表）。設(shè)進油處至沉降器頂部的總壓降為0.196 巴，則提升管內(nèi)進油處的壓力為：1.77+0.196=1.966巴(表) (2) 溫度 加熱爐出口溫度為350，壓力約4巴，此時原料油處于液相狀態(tài)。經(jīng)霧化進入提升管與640的再生催化劑接觸，立即完全汽化。原料油與高溫催化劑接觸后的溫度可由圖1的熱平衡計算。

20、 t=?(氣相)催化劑和煙氣由640降至t放出熱量 =13101031.097(640-t) +13101.09(640-t) =143.85104(640-t) 千焦/時 其中 1.097與1.09分別為催化劑和煙氣 催化劑+煙氣 的比熱，千焦/公斤.。油和蒸汽 640 升溫和油汽化吸收的熱量計算見表 油350 10 各項蒸汽 183 圖1 進油處的熱平衡表10油和蒸汽熱量計算物流流量進出Kg/時溫度焓KJ/kg熱量，KJ /公斤溫度焓KJ/kg熱量千焦/公斤蠟油190103350（液）912.817334104t（汽）I119.0104 I1回煉油190103350（液）912.81733

21、4104t（汽）I119.0104 I1水蒸氣605018327801683104tI20.605104 I2 油和水蒸氣共吸收熱量 =(19104 I1-17334104)+ (19104 I1-17334104)+ (0.605104 I2 -1683104)=(38 I1+0.605 I2)10436351104 千焦/時 根據(jù)熱平衡原理143.85104 (640- t)= (38 I1+0.605 I2)36351104 設(shè) t=483， 查焓圖得I1=1495 千焦/公斤 I2 =3450 千焦/公斤 代入上式得：左邊=22584104 右邊=22546104 相對誤差為0.17%

22、, 所以t=483 3、提升管直徑（1）選取提升管內(nèi)徑 D=1.2，則 提升管面積F=0.785D2= 1.132米2（2）核算提升管下部氣速 由物料平衡得油氣與蒸汽、煙氣的總流率為1467.2千摩/時，所以下部氣體體積流率V下=1467.222.4(483+273)/2731.013/(1.966+1.013) =3.1104 m3/h=8.6 m3/s 式中 1.013巴=1大氣壓 下部線速 U下= V下/F=8.6/1.132=7.59 m/s (3) 核算提升管出口線速 出口處油氣總流率為2803.5千摩/時，所以出口處油氣體積流率 V上=2803.522.4(470+273)/273

23、1.013/(1.77+1.013) =6.24104 m3/h=17.33 m3/s 所以出口線速 U上= V上/F=17.33/1.132=15.3 m/s 核算結(jié)果表明： 提升管出、入口線速在一般設(shè)計范圍內(nèi)，故所選內(nèi)徑D=1.2米是可行的。 4、提升管長度提升管平均氣速U（U上U下）/ ln（U上/U下）=11 m/s取提升管內(nèi)停留時間為3s，則提升管的有效長度LU3=33 設(shè)計的提升管由沉降器的中部進入，根據(jù)沉降器的直徑和提升管拐彎的要求，提升管直管部分長27米，水平管部分6米，提升管出口向下以便催化劑與油氣快速分離。提升管出口至沉降器內(nèi)一級旋風分離器入口高度取7米，其間密度根據(jù)經(jīng)驗取

24、8kg/m3。嚴格的計算應(yīng)由沉降器及提升管的操作條件、確定TDH值及飽和夾帶量值，然后取提升管出口至沉降器內(nèi)一旋入口高度TDH。提升管內(nèi)總壓降包括靜壓Ph、摩擦壓降Pf及轉(zhuǎn)向、出口損失等壓降Pa。各項分別計算如下：（1）Ph 提升管內(nèi)密度計算見表11 表11 提升管密度計算 項 目 上 部 下 部 對數(shù)平均值催化劑流率,kg/h13101031310103油氣流率, m3/h17.338.6視密度, kg/m320.942.2 30.4氣速, m/s15.37.58 11滑落系數(shù),1.12.0查圖8(流態(tài)化原理)實際密度, kg/m32384.447.2Ph=h10-4 =47.22710-4

25、=0.127 公斤/厘米2=12.46千帕（2）Pf（直管段摩擦壓降） 由（流化基本原理）式（946）計算 Pf = 7.910-8L/DU2=7.910-833/1.230.4112 =0.008 公斤/厘米2=0.784 千帕 (3) Pa 由（流化基本原理）式（945）計算 Pa =NU2/(2g）10-4=3.511230.4/(29.8) 10-4 =0.0656 公斤/厘米2=6.43 千帕 N=3.5, 包括加速催化劑及兩次轉(zhuǎn)向。（4）提升管總壓降P降 提升管總壓降 P降=Ph + Pf +Pa =0.2006 公斤/厘米2=19.68 千帕 (5) 校核原料油進口處壓力提升管出

26、口至沉降器頂部壓降=8710-4=0.0056 公斤/厘米2=0.55 千帕提升管內(nèi)原料入口處壓力=沉降器頂壓+0.55+P提 =177+0.55+19.68=197.23 千帕(表) 與前面假設(shè)的196.6千帕(表)很接近，因此前面計算時假設(shè)的壓力不必重算。 5、預(yù)提升的直徑和高度（1）直徑 預(yù)提升段的煙氣與預(yù)提升蒸汽的流率=45.2+2000/18=155.2 千摩/時 體積流率155.222.4(640+273)/2731.013/(1.966+1.013)1/36001.1m3/s 取預(yù)提升段氣速=1.5m/s， 則預(yù)提升段直徑： D預(yù)= 1.1/(1.5/4)=0.965 m 取預(yù)提

27、升段內(nèi)徑為 0.96 m。（2）高度 考慮到進料噴嘴以下設(shè)有事故蒸汽進口管、人孔、再生劑斜管入口等，預(yù)提升段的高度取4米。 6、綜合以上計算結(jié)果，提升管的尺寸如下： 預(yù)提升段長度為4米、內(nèi)徑0.96米；反應(yīng)段長度為33米、內(nèi)徑1.2米，其中27米為直立管、6米為水平管；提升管全長37米，直立管部分高31米。三、 再生器的工藝計算 （1）密相段直徑 再生器密相床有“低速床”和“高速床”兩種。對低速床，按床層平均氣速（表觀氣速）0.60.7m/s確定密相段內(nèi)徑。對高速床，采用平均氣速約1.01.2m/s。采用高速床可提高再生器效率，因此可以減小密相床的藏量，從而帶來了幾點好處：催化劑在高溫下的停留

28、時間縮短，可以減輕催化劑減活；因減活輕且藏量小，為維持一定的催化劑活性所需補充的新鮮催化劑量可減少；因藏量小，發(fā)生波動時恢復(fù)正常操作的時間可較短。因此，目前再生器均采用“高速床”。本例中取密相平均氣速為 U密=1.1 m/s 由燒焦動力學計算所需的藏量 W 假定再生器總壓降PB(巴) 再生器底部壓力 P底= P頂+PB +大氣壓 由再生器底部壓力P底，底部溫度T底，主風量Q，煙風比計算密相床徑D密。 （/4） D2密U密=（Q P0T底）/（P底T0） 式中 P0=1.013 巴, T0=273K 檢驗 W/（/4） D2密= PB是否恒等，若不等，則重設(shè)PB，直到上式恒等為止。 按ESSO準

29、則可用下式計算： W=FpT -ln(O2 out/21)/(37.44PKCRC) W再生器藏量， T。 F總的干空氣流率 SCF/min p顆粒密度 lb/ft3 T再生溫度，R O2 out干煙氣中氧含量，mol% P再生器頂壓，Psia K反應(yīng)速度常數(shù)，sec-1（由Esso準則圖9查得） CRC再生劑含碳，Wt%（2）稀相段直徑 為了減少一旋入口催化劑濃度，一般控制旋風分離器周圍的空間的氣速應(yīng)保證低于0.60.7m/s。 由下式計算稀相段直徑： （/4）D2稀U稀=（Q P0 T?。?（P頂T0） 式中U稀為稀相線速m/s，T稀為稀相溫度K，P頂為頂部絕壓，巴。（3）稀相高度 稀相高

30、度的確定主要受以下兩因素的制約： 稀相高度應(yīng)大于或等于TDH。 應(yīng)保證二級旋風分離器料腿長度對稀相高度的要求。 TDH由下式計算 TDH /dp=K（D稀/dp）0.346（pg）/g-0.393 Rep20.535 （2） Rep2 =（dp U稀g ）/ dp催化劑平均粒徑，煙氣粘度，稀T DH 從一級旋風分離器入口至再生器頂煙氣出口大約還有3米高的空間。（4）密相段高度 密相段高度可用下式 ： Hf= W密/(AB) （3） A=（/4）D2密 B=8177.4U密-0.24PB +161.1 (4)PB的單位為帕W密=WW稀 W稀= V稀稀 V稀稀相總體積稀 =175.85 U稀1.6

31、28 或稀 =139.9U稀2.59 (5)（5）過渡段 當稀相段直徑大于密相段時,兩段之間用錐體連接,錐體斜面與水平面的傾角保持60,以免催化劑在該處流動不暢或堆積。 國內(nèi)幾種規(guī)模的再生器的直徑列于表12。再生器的總高度（由裙座至煙氣出口）一般約2024米。表12再生器的直徑規(guī)模萬噸/年直徑(內(nèi))mm平均床層線速,m/s稀相面積/密相面積密相稀相密相稀相3180018000.7350.735112380038000.650.65160503060001.200.61.42120800090001.0350.7561.38四、旋風分離系統(tǒng)的壓力平衡在設(shè)計旋風分離器系統(tǒng)時，除了根據(jù)氣體負荷及分離

32、要求選擇適宜的旋風分離器型 式、大小以外，還需要確定料腿的最小長度。料腿的最小長度由壓力平衡計算來確定。參照圖22，對一級料腿末端出口處作壓力平衡，得：入口壓力+稀相段靜壓+密相段靜壓=料腿頂壓+料腿內(nèi)料柱靜壓-翼閥壓降即：P1 + H1稀 + H2密 =P2 +（H2+ Z1）1-P閥整理得：Z1=（P1- P2）+ H1稀 + H2（密-1）+P閥/1 （26） P1 P3 P2 稀 2 H1 Z 1 Z2 H2 H3 密 圖22 旋風分離系統(tǒng)壓力平衡即：一級料腿的最小長度應(yīng)Z1+ H2，為安全起見，在此值基礎(chǔ)上再增加1米。同理；對二級料腿末端作壓力平衡，可得；Z2=（P1- P3）+ H

33、1稀 + H3（密-2）+P閥/2 （27）以上兩計算公式中的計算方法如下： 旋風分離器壓降（P1- P2）及（P1- P3）（P1- P2）=4.9810-5 u12 (K混+3.4g）/g kg/cm2 （28)（P1- P3）=（4.9810-5 ）/gu12 (K混+3.4g）+ u2211.6g kg/cm2 (29)式中：u1，u2 一級和二級旋風分離器入口速度，m/s g 重力加速度，9.81 m/s 混，g 一級入口的氣固混合物及氣體的密度，kg/m3 K 速度函數(shù)，其值見圖23。 1.8 * K 1.4 1.0 18 20 22 24 26 28 30 32 u1, m /s

34、 圖23 K值 床層以上凈空高度H1由TDH計算確定。 一級料腿埋入深度H2取1.52.0 m，并保證料腿末端距分布器的高度大于0.6 m。 二級料腿埋入深度可取11.5m。 料腿內(nèi)密度1、2可根據(jù)實測的生產(chǎn)數(shù)據(jù)選取，一般在200500 kg/m3范圍。 翼閥壓降應(yīng)根據(jù)閥板重量及其與垂直線的夾角來計算，當數(shù)據(jù)不足時可選用0.0035 kg/cm2根據(jù)上述方法計算出(Z1+H2+1)的數(shù)值若大于原來選用的(凈空高度+料腿埋入深度)則應(yīng)加高凈空高度，以保證料腿有足夠的長度。五、 旋風分離器工藝計算某催化裂化裝置的再生器殼體設(shè)計中決定再生器的密相段內(nèi)徑為5.03米，稀相段內(nèi)徑為6.0米，密相床高度為

35、6米，凈空高度為6.5米。其余有關(guān)操作條件如表213所示：表213 操作條件 再生器頂壓 78.5千帕（表）0.8 kg/cm2 (表) 再生溫度 580 密相床密度 300 kg/ m3 濕煙氣流率580，78.5千帕（表） 20 m3/s 濕煙氣密度 1.25 kg/ m3(標)試作旋風分離器的工藝設(shè)計計算1、 旋風分離器型式選擇選用杜康式旋風分離器，兩級串聯(lián)。杜康式旋風分離器的主要尺寸如表214所示表21 杜康式旋風分離器的主要尺寸 項 目 一 級 二 級 筒體外徑, mm 1404 1260 入口面積, m2 0.209 0.209 料腿直徑, m m 42612 16810 料腿內(nèi)截面積，m2 0.127 0.0172關(guān)于料腿的布置：考慮到一級料腿的質(zhì)量流速很大，其投影面積處的分布板又不開孔，因此一級料腿不用翼閥，直接伸至分布板以上600 m m處。根據(jù)目前國內(nèi)經(jīng)驗，二級料腿伸入密相床面以下1 m，出口處采用全覆蓋式翼閥。根據(jù)再生器殼體