反应 - 再生系统工艺计算

第七节 反应—再生系统工艺计算

目 录

一、 再生器物料平衡和热平衡计算------------------------------------------2 1．燃烧计算-------------------------------------------------------------------3 2．再生器热平衡-------------------------------------------------------------6 3．再生器物料平衡----------------------------------------------------------8 4．附注------------------------------------------------------------------------10 二、 提升管反应器的设计-----------------------------------------------------12 1、 基础数据--------------------------------------------------------------------12 2、 提升管直径和长度计算--------------------------------------------------13 三、 再生器的工艺计算--------------------------------------------------------20 四、 旋风分离器系统的压力平衡--------------------------------------------24 五、 旋风分离器工艺计算-----------------------------------------------------26 六、 两器压力平衡 ------------------------------------------------------------33 七、 催化剂循环量的几种计算方法-----------------------------------------38

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反应—再生系统工艺计算

这一章的主要目的是通过几个具体的例子掌握反应—再生系统工艺计算的基本方法。

还有一点必须强调的是，由于对催化裂化反应、再生过程和流态化等问题还没有完全认识，因此在工艺设计中常常是依靠经验而不是理论计算。即使有些设计计算可以依靠某些计算公式或计算方法，但是仍然要十分重视用实际生产数据来比较、检验计算结果。

在工艺设计计算之前，首先要根据国家的需要和具体条件选择好原料和生产方案，例如主要是生产柴油方案还是生产汽油—气体方案。第二步是参考中型试验和工业生产数据，制定总物料平衡和选择相应的主要操作条件。

催化裂化反应——再生系统的工艺设计计算主要包括以下几部分：

（1）再生器物料平衡，决定空气流率和烟气流率 （2）再生烧焦计算，决定藏量。

（3）再生器热平衡，决定催化剂循环量。

（4）反应器物料平衡、热平衡，决定原料预热温度。结合再生器热平衡决定燃烧油量或取热设施。

（5）再生器设备工艺设计计算，包括壳体、旋风分离器、分布板（管）、溢流管（淹流管）、辅助燃烧室、双动滑阀、稀相喷水等。

2

（6）反应器设备工艺设计计算，包括汽提段和进料喷嘴的设计计算。

（7）两器压力平衡，包括催化剂输送管路。 （8）催化剂贮罐及抽空器。

（9）其它细节，如松动点的布置、限流孔板孔径等。

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下面分别对其中的主要内容予以说明： 一、 再生器物料平衡和热平衡计算

某提升管裂化装置的再生器主要操作条件如表1

表1再生器主要操作条件 再生器顶部压力， 巴（表） 1.42 再生温度， ℃ 650 烟气组成， %（体） O2 0.5 CO2/CO 1.5 焦碳组成， H/C（重） 10/90 再生剂含碳， % （重） 0.3 主风入再生器温度，℃ 140 待生剂温度， ℃ 470 大气温度， ℃ 25 大气压力， 大气压 1.0 空气相对湿度， % 50 烧焦炭量, 吨/时 11.4

再生器物料平衡和热平衡计算如下: 1、 燃烧计算 （1）烧碳量及烧氢量 由 烧焦量=11.4×103公斤/时， 焦碳中 H/C=10/90 故 烧碳量=11.4×103×0.9=10.26×103 kg/h=855 千摩/时 烧氢量=11.4×103×0.1=1.14×103 kg/h =570 千摩/时 ∵ 烟气中 CO2/ CO (体)=1.5 ∴ 生成CO2的C为：

855×1.5/(1.5+1)=513 千摩/时=6156 kg/h 生成CO的C为：

4

855－513=342 千摩/时=4104 kg/h （2）理论干空气量 碳烧成C O2需要O2量=513×1=513 千摩/时 碳烧成C O需要O2量=342×1/2=171 千摩/时 氢烧成H2 O需要O2量=570×1/2=285 千摩/时

理论需氧气量=513+171+285=969 千摩/时=31000 kg/h

理论需Ｎ2量=969×（79/21）=3645 千摩/时=102200 kg/h 所以理论上干空气量=969+3645=4614 千摩/时 或 31000+102200=133200 kg/h （3）实际上干空气量 烟气中过剩氧为 0.5％ （Ｖ），即0.5％(ｍol) 所以：

0.5％= O2（过）/[ C O2+ C O +Ｎ2（理）+Ｎ2（过）+ O2（过）] = O 2（过）/[ 513+ 342 +3650+ O 2（过）×（79/21）+ O2（过）] 解得： 过剩氧量 O 2（过）=23.1 千摩/时=740 kg/h 过剩氮量 Ｎ（过）=23.1×(79/21)=87千摩/时=2436 kg/h 2 实际干空气量=4610+23.1+87=4729.1千摩/时 或

=136380 kg/h

（4）需湿空气量（主风量） 大气温度25℃，相对湿度50%，查空气湿焓图（“图表集”图7—6—17）得。

空气的湿含量=0.010 kg水汽/公斤干空气量

5

所以空气的水汽量=136380×0.010=1364kg/h=75.9 kmol/h 湿空气量=4729.1+75.9=4805 kmol/h

或=4805×22.4=1.076×10ｍ/h=1795 ｍ/ｍin 此即正常操作时的主风用量。 （5）主风单耗 即 湿空气量/烧焦量=1.076×105/(11.4×103)=9.44 m3/kg(焦) (6) 干烟气量 由以上计算已知干烟气中各组分的量如下： CO2

513 kmol/h 22570 kg/h

5

3

3

CO 342 kmol/h 9570 kg/h O2（过剩） 23.1 kmol/h 740 kg/h Ｎ2 (理论+过剩) 3737 kmol/h 104640 kg/h 总干烟气量=4615.1 kmol/h 或 137520 kg/h (7) 湿烟气量及烟气组成 见表2

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表2 湿烟气量及烟气组成

组分 CO2 CO O2 Ｎ2 总干烟气 生成水汽 待生剂带入水汽① 主风带入水汽 吹扫、松动蒸汽② 总湿烟气 ② 粗估算值

流量 kmol/h 513 342 23.1 3737 4615.1 570 72.2 75.9 27.8 5361 kg/h 22572 9576 739 104636 137520 10260 1300 1364 500 150947 组成 (mol) % 分子量 44 28 32 28 29.8 18 干烟气 11.1 7.4 0.5 81.0 100.0 13.93 100.0 湿烟气 9.62 6.45 0.42 69.57 ① 按每吨催化剂带入1kg水汽及设催化剂循环量为1300吨/时计算

2.再生器热平衡

（1）烧焦放热（按ESSO法计算）

生成CO2放热 6156×33873 千焦/公斤碳

= 20852×10 千焦/时

生成CO放热 4104×10258=4210×10 千焦/时 生成H2O放热 1140×119890=13667×10 千焦/时 合计 38729×10 千焦/时 再生条件下C、H2燃烧反应热如下：

C + O2 CO2 33873 千焦/公斤碳 C + 1/2O2 CO 10258 千焦/公斤碳

444

4

7

H2 + 1/2O2 H2O 119890千焦/公斤氢 （2）焦碳脱附热 脱附热=38729×10×11.5%=44.54 ×10 千焦/时 (3) 主风由140℃升温至650℃需热 ① 干空气升温需热=136380×1.09(650-140)

=7.581×10 千焦/时

式中 1.09是空气的平均比热，千焦/公斤. ℃ 主风机出口温度：

T出=T入（P出÷P入）k-1

（

）÷ kη

4

4

4

T入—主风机入口温度，按30℃计；

P出，P入—分别为主风机出、入口压力， MPa（绝）， K—绝热指数，1.4

η—多变频率（0.6—0.8）此处取0.8

② 水蒸汽升温需热=1364×2.07(650-140)

=144.0 ×10 千焦/时

式中 2.07是水汽的平均比热，千焦/公斤. ℃ (4) 焦碳升温需热 焦碳升温需热=11.4×10×1.097(650-470) =225.1×10 千焦/时

假定焦碳的比热与催化剂的相同，也取1.097千焦/公斤. ℃,即0.262千卡/公斤. ℃

8

43

4

(5) 待生剂带入水汽升温需热 待生剂带入水汽升温需热=1300×2.16(650-470)

=50.5×10 千焦/时

式中 2.16是水汽的平均比热，千焦/公斤.℃ (6) 吹扫、松动蒸汽升温需热 Q=500（3816-2780）=51.8×10 千焦/时

式中括弧内数值分别为10公斤/厘米(表)饱和蒸汽和1.42巴(表)及650℃过热蒸汽的焓。 (7) 散热损失 散热损失=582千焦/公斤(碳) ×烧碳量(kg/h) =582×855×12=597.1×10 千焦/时 (8) 给催化剂的净热量 给催化剂的净热量=焦碳燃烧热-[第(2)项至第(7)项之和] =38729×10 –(4454+7581+144.0+225.1+50.5+51.8+597.1) ×10

=25625.5×10 千焦/时 (9) 催化剂循环量 催化剂循环量G的计算

给催化剂的净热量= G×10×1.097(650-470) 即 25625.5×10 = G×10×1.097(650-470) G =1325吨/时 与假设接近 (10) 再生器热平衡汇总见表3

9

4

33

4

4

4

42

4

4

表3再生器热量汇总

入方，104 千焦/时 焦碳燃烧热 38729 出方，104 千焦/ 焦碳脱附热 4454 主风升温 7725 焦碳升温 225.1 带入水汽升温 102.3 散热损失 597.1 加热循环催化剂 25625.5 合计 38729 3．

表4再生器物料平衡

入方，公斤/时 干空气 136380 水汽 3164 其中 主风带入 1364 待生剂带入 1300 松动、吹扫 500 焦碳 11400 循环催化剂 1325×103 合计 1475.944×103

循环催化剂 1325×103 合计 1475.944×103 出方，公斤/时 干烟气 137520 水汽 13424 其中 生成水汽 10260(570*18) 带入水汽 3164 再生器物料平衡见表4

合计 38729.0 4．附注

（1）计算散热损失时可以用本例题中的经验计算方法，对于小装置，用此经验公式会有较大误差，必要时也可以用下式计算。

散热损失=散热表面积×传热温差×传热系数 其中传热温差是指器壁表面温度与周围大气的温度之差，对

10

有100毫米厚衬里的再生器，其外表温度一般约110℃。传热系数与风速有关，可查阅有关参考资料，一般情况下可取71.2千焦/米散热面.℃.小时。

（2）反应器的热平衡计算与再生器热平衡计算方法类似。通常是由再生器热平衡计算求得循环催化剂供给反应器的净热量以后，再由反应器热平衡计算原料油的预热温度，从而决定加热炉的热负荷。反应器热平衡的出、入方各项如下： 入方： ① 再生催化剂供给的净热量；

② 焦碳吸附热，其值与焦碳脱附热相同。 出方： ① 反应热。

② 原料油由预热温度（一般是液相）升温至反应温度（气相）需热量；

③ 各项水蒸汽入口状态升温至反应温度需要的热量。各项水蒸气包括进料雾化蒸汽、汽提蒸汽、防焦蒸汽和松动、吹扫蒸汽。

④ 反应器散热损失。对大型IV型装置可用经验公式计算，即散热损失（千焦/时）=465.6×烧碳量(公斤/时);其他情况下也可由附注(1)的传热公式计算。

由反应器热平衡计算得的原料油预热温度应低于400℃，否则会产生过多的热裂化反应。在预热温度超过400℃时，

11

2

应考虑在再生器烧燃烧油，此时规定预热温度为400℃或稍低些，计算需要的再生器供热量，再由再生器热平衡计算求得所需的喷燃烧油量。

（3） 空气的湿含量也可用以下方法计算。

已知主风的露点t（由相对湿度亦可从图表查得），由水蒸汽表查得露点t时的饱和水蒸汽压力P，若主风压力为π，则主风中的水汽含量（摩尔分率）：

Y=P/π （2—1） 又由 y=水汽（千摩）/[干空气（千摩）+水汽（千摩）] 即可计算得主风中的水汽量。

二、 提升管反应器的设计

根据以下基础数据设计提升管反应器的直径和长度。 (一) 基础数据 1、 反应条件 见表5

表5 反应条件

沉降器顶部压力，千帕（表） 177 提升管出口温度，℃ 原料预热温度， ℃ 新鲜原料流量， 吨/时 回炼油流量， 吨/时 催化剂循环量， 吨/时 再生剂入口温度，℃ 提升管停留时间，秒

12

470 350 190 380(总进料) 190 1310（1300～1325） 640 2.8～3.0

2、产品产率 见表6

表6产品产率

干气， %（重） 液化汽， %（重） 稳定汽油，%（重） 轻柴油， %（重） 重柴油 %（重） 焦碳， %（重） 损失， %（重）

2.0 9.5 35 40 6.5 6.0 1.0 3、原料及产品性质 见表7

表7原料及产品性质

项目 密度， ρ初馏点， 10% 50% 90% 终馏点 平均分子量 20 原料油 0.88 260 318 380 466 488 350 稳定汽油 轻柴油 重柴油 0.7423 54 78 123 163 183 100 0.8707 0.877 199 221 268 324 339 200 350 300 回炼油 0.8800 288 347 399 440 465 350 恩氏馏程，℃ 注：裂化气（包括干气及液化汽）平均分子量为30。

（二）提升管直径和长度计算 1．

物料平衡 入方物料平衡见表8

表8 入方物料平衡 项 目 公斤/时 分子量 3 新鲜原料 190×10350 3回炼油 190×10 350 千摩/时 543 543 13

催化剂 再生剂带入烟气① 水蒸气， 其中：进料雾化② 1310×10 1310 6050 （3800） 3 29 18 45.2 336 予提升 （2000） 膨胀节吹扫 （100） 事故蒸汽吹扫 （150） 合计 1697360 油+气合计 1467.2 ①按每吨催化剂带入1公斤烟气计算。②按总进料的1%计算。

出方物料平衡见表9

表9出方物料平衡 项 目 公斤/时 分子量 千摩/时 3 裂化气 21.9×10 30 730 3 汽油 66.5×10 100 665 3 轻柴油 76×10 200 380 3 重柴油 12.3×10 300 41 3 回炼油 190×10 350 543 烟气 1310 29 45.2 水蒸气 6050 18 336 3 焦化剂+焦碳 1321.4×10 3 损失① 1.9×10 30 63.3 合计 1697360 （油+气）合计 2803.5 ①损失按裂化气计算 为Σ产品的1%计算，Σ产品=裂化气+汽油+轻柴油+重油+焦碳）

2、提升管内进油处的压力、温度

（1）压力 沉降器顶部为1.77巴（表）。设进油处至沉降器顶部的总压降为0.196 巴，则提升管内进油处的压力为：

1.77+0.196=1.966巴(表)

(2) 温度 加热炉出口温度为350℃，压力约4巴，此时原料油处于液相状态。经雾化进入提升管与640℃的再生催化剂接触，立即完全汽化。原料油与高温催化剂接触后的温度可由图1的热平衡计算。 t=?(气相) 催化剂和烟气由640℃降至t℃放出热量

3

=1310×10×1.097×(640-t) +1310×1.09×(640-t)

4

=143.85×10×(640-t) 千焦/时

其中 1.097与1.09分别为催化剂和烟气 催化剂+烟气 的比热，千焦/公斤.℃。油和蒸汽 640℃ 升温和油汽化吸收的热量计算见表 油350℃ 10 各项蒸汽

183℃ 图1 进油处的热平衡

表10油和蒸汽热量计算

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物流 蜡油 回炼油 水蒸气 流量 Kg/时 190×103 190×103 6050 温度℃ 350（液） 350（液） 183 进 焓KJ/kg 912.8 912.8 2780 出 热量， 温焓KJ/kg KJ /公斤 度℃ I1 17334×104 t（汽） I1 17334×104 t（汽） 1683×104 t I2 热量 千焦/公斤 19.0×104 I1 19.0×104 I1 0.605×104 I2 油和水蒸气共吸收热量

=(19×10 I1-17334×10)+ (19×10 I1-17334×10)+ (0.605×10 I2 -1683×10)

=(38 I1+0.605 I2)×10－36351×10 根据热平衡原理

143.85×10 (640- t)= (38 I1+0.605 I2)－36351×10

设 t=483℃， 查焓图得I1=1495 千焦/公斤 I2 =3450 千焦/公斤 代入上式得：

左边=22584×10 右边=22546×10所以t=483℃

3、提升管直径 4

4

4

4

4

4

4

4

4444

千焦/时

相对误差为0.17%,

（1）选取提升管内径 D=1.2ｍ，则 提升管面积F=0.785D= 1.132米

（2）核算提升管下部气速

由物料平衡得油气与蒸汽、烟气的总流率为1467.2千摩/时，所以下部气体体积流率

V

下2

2

=1467.2×22.4×(483+273)/273×

15

1.013/(1.966+1.013) =3.1×10 m3/h=8.6 m3/s

4

式中 1.013巴=1大气压

下部线速 U下= V下/F=8.6/1.132=7.59 m/s (3) 核算提升管出口线速

出口处油气总流率为2803.5千摩/时，所以出口处油气体积流率 V

上

=2803.5×22.4×(470+273)/273×

1.013/(1.77+1.013)

=6.24×10 m3/h=17.33 m3/s

4

所以出口线速 U上= V上/F=17.33/1.132=15.3 m/s 核算结果表明： 提升管出、入口线速在一般设计范围内，故所选内径D=1.2米是可行的。

4、提升管长度

提升管平均气速U＝（U上－U下）/ ln（U上/U下）=11 m/s 取提升管内停留时间为3s，则提升管的有效长度L＝U×3=33 ｍ

设计的提升管由沉降器的中部进入，根据沉降器的直径和提升管拐弯的要求，提升管直管部分长27米，水平管部分6米，提升管出口向下以便催化剂与油气快速分离。提升管出口至沉降

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器内一级旋风分离器入口高度取7米，其间密度根据经验取8kg/m3。

严格的计算应由沉降器及提升管的操作条件、确定TDH值及饱和夹带量值，然后取提升管出口至沉降器内一旋入口高度≥TDH。

提升管内总压降包括静压△Ph、摩擦压降△Pf及转向、出口损失等压降△Pa。各项分别计算如下： （1）△Ph

提升管内密度计算见表11

表11 提升管密度计算

项 目 催化剂流率,kg/h 油气流率, m3/h 视密度ρ, kg/m3 气速, m/s 滑落系数, 实际密度, kg/m3 上 部 1310×103 17.33 20.9 15.3 1.1 23 下 部 1310×103 8.6 42.2 7.58 2.0 84.4 对数平均值 30.4 11 查图8(流态化原理) 47.2 △Ph=ρ×△h×10-4 =47.2×27×10-4=0.127 公斤/厘米2

=12.46千帕

（2）△Pf（直管段摩擦压降）

由（流化基本原理）式（9－46）计算 △Pf = 7.9×10-8×L/D×ρU

2

=7.9×10-8×33/1.2×30.4×11

2

=0.008 公斤/厘米2=0.784 千帕

17

(3) △Pa

由（流化基本原理）式（9—45）计算 △Pa =N×U2ρ/(2g）×10-4

=3.5×11×30.4/(2×9.8) ×10-4

2

=0.0656 公斤/厘米2=6.43 千帕 N=3.5, 包括加速催化剂及两次转向。 （4）提升管总压降△P降

提升管总压降 △P降=△Ph + △Pf +△Pa =0.2006 公斤/厘米2=19.68 千帕

(5) 校核原料油进口处压力

提升管出口至沉降器顶部压降=8×7×10-4=0.0056 公斤/厘米2=0.55 千帕

提升管内原料入口处压力=沉降器顶压+0.55+△P提

=177+0.55+19.68=197.23 千帕(表) 与前面假设的196.6千帕(表)很接近，因此前面计算时假设的压力不必重算。

5、预提升的直径和高度 （1）直径

预提升段的烟气与预提升蒸汽的流率=45.2+2000/18=155.2 千摩/时

体积流率≈155.2×22.4×(640+273)/273×

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1.013/(1.966+1.013)×1/3600≈1.1m/s

取预提升段气速=1.5m/s， 则预提升段直径： D预= 1.1/(1.5×π/4)=0.965 m 取预提升段内径为 0.96 m。 （2）高度

考虑到进料喷嘴以下设有事故蒸汽进口管、人孔、再生剂斜管入口等，预提升段的高度取4米。

6、综合以上计算结果，提升管的尺寸如下： 预提升段长度为4米、内径0.96米；

反应段长度为33米、内径1.2米，其中27米为直立管、6米为水平管；

提升管全长37米，直立管部分高31米。

19

3

三、 再生器的工艺计算

（1）密相段直径

再生器密相床有“低速床”和“高速床”两种。对低速床，按床层平均气速（表观气速）0.6～0.7m/s确定密相段内径。对高速床，采用平均气速约1.0～1.2m/s。

采用高速床可提高再生器效率，因此可以减小密相床的藏量，从而带来了几点好处：催化剂在高温下的停留时间缩短，可以减轻催化剂减活；因减活轻且藏量小，为维持一定的催化剂活性所需补充的新鲜催化剂量可减少；因藏量小，发生波动时恢复正常操作的时间可较短。因此，目前再生器均采用“高速床”。

本例中取密相平均气速为 U密=1.1 m/s ① 由烧焦动力学计算所需的藏量 W ② 假定再生器总压降△PB(巴)

③ 再生器底部压力 P底= P顶+△PB +大气压

④ 由再生器底部压力P底，底部温度T底，主风量Q，烟风比β计算密相床径D

密

。

（π/4） D2密U密=（βQ P0T底）/（P底T0）

式中 P0=1.013 巴, T0=273K

⑤ 检验 W/[（π/4） D2密]= △PB是否恒等，若不等，则重设△PB，直到上式恒等为止。

⑥ 按ESSO准则可用下式计算：

W=FρpT [-ln(O2 out/21)]/(37.44P·K·CRC) W——再生器藏量， T。 F——总的干空气流率 SCF/min ρp——颗粒密度 lb/ft3 T——再生温度，R

O2 out——干烟气中氧含量，mol% P——再生器顶压，Psia

K——反应速度常数，sec-1（由Esso准则图9查得） CRC——再生剂含碳，Wt% （2）稀相段直径

为了减少一旋入口催化剂浓度，一般控制旋风分离器周围的空间的气速应保证低于0.6～0.7m/s。 由下式计算稀相段直径：

（π/4）D2稀U稀=（βQ P0 T稀）/（P顶T0）

20

式中U稀为稀相线速m/s，T稀为稀相温度K，P顶为顶部绝压，巴。 （3）稀相高度

稀相高度的确定主要受以下两因素的制约： ① 稀相高度应大于或等于TDH。

② 应保证二级旋风分离器料腿长度对稀相高度的要求。 TDH由下式计算

TDH /dp=K（D稀/dp）0.346[（ρp－ρg）/ρg]-0.393 Rep20.535 （2） Rep2 =（dp U稀ρg ）/μ

dp———催化剂平均粒径，μ———烟气粘度，Ｈ稀≥T DH

从一级旋风分离器入口至再生器顶烟气出口大约还有3米高的空间。 （4）密相段高度

密相段高度可用下式 ： Hf= W密/(AρB) （3）

A=（π/4）D2密 ρB=8177.4U密-0.24△PB +161.1 (4)

△PB的单位为帕

W密=W－W稀 W稀= V稀×ρρ

稀

稀

V稀——稀相总体积

=175.85 U稀1..628 或ρ

稀

=139.9U稀2.59 (5)

（5）过渡段

当稀相段直径大于密相段时,两段之间用锥体连接,锥体斜面与水平面的倾角保持60°,以免催化剂在该处流动不畅或堆积。

国内几种规模的再生器的直径列于表12。再生器的总高度（由裙座至烟气出口）一般约20～24米。

表12再生器的直径

规模 万吨/年 3 12 60 120 直径(内)mm 密相 1800 3800 5030 8000 稀相 1800 3800 6000 9000 平均床层线速,m/s 密相 0.735 0.65 1.20 1.035 稀相 0.735 0.65 0.6 0.756 稀相面积/密相面积 1 1 1.42 1.38

四、旋风分离系统的压力平衡

在设计旋风分离器系统时，除了根据气体负荷及分离要求选择适宜的旋风分离器型 式、大小以外，还需要确定料腿的最小长度。料腿的最小长度由压力平衡计算来确定。

21

参照图2—2，对一级料腿末端出口处作压力平衡，得：

入口压力+稀相段静压+密相段静压=料腿顶压+料腿内料柱静压-翼阀压降 即：

P1 + H1ρ稀 + H2ρ密 =P2 +（H2+ Z1）ρ1-ΔP阀

整理得：

Z1=[（P1- P2）+ H1ρ稀 + H2（ρ密-ρ1）+ΔP阀]/ρ1 （2——6）

P1 P3 P2 ρ稀 ρ2 H1 Z ρ1 Z2 H2 H3 ρ密

图2—2 旋风分离系统压力平衡

即：一级料腿的最小长度应≥Z1+ H2，为安全起见，在此值基础上再增加1米。

同理；对二级料腿末端作压力平衡，可得；

Z2=[（P1- P3）+ H1ρ稀 + H3（ρ密-ρ2）+ΔP阀]/ρ2 （2——7） 以上两计算公式中的计算方法如下：

① 旋风分离器压降（P1- P2）及（P1- P3）

-522

（P1- P2）=4.98×10 u1 (Kρ混+3.4ρg）/g kg/cm（2——8)

-5222

（P1- P3）=[（4.98×10 ）/g][u1 (Kρ混+3.4ρg）+ u2×11.6ρg] kg/cm (2——9) 式中：u1，u2———— 一级和二级旋风分离器入口速度，m/s

g —————— 重力加速度，9.81 m/s

3

ρ混，ρg——— 一级入口的气固混合物及气体的密度，kg/m K —————— 速度函数，其值见图2—3。

1.8 ** K

1.4

1.0 18 20 22 24 26 28 30 32 u1, m /s

图2—3 K值 ② 床层以上净空高度H1由TDH计算确定。

22

③ 一级料腿埋入深度H2取1.5～2.0 m，并保证料腿末端距分布器的高度大于0.6 m。 ④ 二级料腿埋入深度可取1～1.5m。

3

⑤ 料腿内密度ρ1、ρ2可根据实测的生产数据选取，一般在200～500 kg/m范围。

⑥ 翼阀压降应根据阀板重量及其与垂直线的夹角来计算，当数据不足时可选用0.0035

2

kg/cm

根据上述方法计算出(Z1+H2+1)的数值若大于原来选用的(净空高度+料腿埋入深度)则应加高净空高度，以保证料腿有足够的长度。

五、 旋风分离器工艺计算

某催化裂化装置的再生器壳体设计中决定再生器的密相段内径为5.03米，稀相段内径为6.0米，密相床高度为6米，净空高度为6.5米。其余有关操作条件如表2—13所示：

表2—13 操作条件

2 再生器顶压 78.5千帕（表）[0.8 kg/cm (表)] 再生温度 580℃ 3 密相床密度 300 kg/ m 3 湿烟气流率[580℃，78.5千帕（表）] 20 m/s 3 湿烟气密度 1.25 kg/ m(标)

试作旋风分离器的工艺设计计算 1、 旋风分离器型式选择

选用杜康式旋风分离器，两级串联。

杜康式旋风分离器的主要尺寸如表2—14所示

表2—1 杜康式旋风分离器的主要尺寸

项 目 一 级 二 级 筒体外径, mm 1404 1260 2 入口面积, m 0.209 0.209 料腿直径, m m Ф426×12 Ф168×10 料腿内截面积，m2 0.127 0.0172 关于料腿的布置：

考虑到一级料腿的质量流速很大，其投影面积处的分布板又不开孔，因此一级料腿不用翼阀，直接伸至分布板以上600 m m处。

根据目前国内经验，二级料腿伸入密相床面以下1 m，出口处采用全覆盖式翼阀。 根据再生器壳体设计尺寸作参考图2—4

ρ稀 ρ2 H1 Z1 ρ1 Z2 H3 H2

23 6.0

图2—4 再生器设计参考图

2．计算旋分器组数

设选用5组，则一级入口面积F1为 ① F1=0.209×5=1.045 m2 一级入口线速 u1=湿烟气流率V/F1=20/1.045=19.15 m/s

u1在适宜范围内,因此选5组是合适的。 ② 复核二级入口线速

2

一级出口烟气按降低20℃计算级间冷却蒸汽用量。若采用3 kg/cm(表)饱和蒸汽作 冷却蒸汽, 则:

湿烟气重量流率=20×273/(273+590) ×(0.785+1.013)/1.013 ×1.25=14.2kg/s 湿烟气由580℃降至560℃放出热量=14.2×1.09×(580－560)=309. 4千焦/秒 式中1.09是湿烟气的比热，千焦/公斤．℃

冷却蒸汽进入温度为143℃，每公斤蒸汽升温至560℃吸收热量为： （560-143）×2.09=871.5 千焦/公斤 式中2.09是蒸汽的比热，千焦/公斤．℃

所以，冷却蒸汽用量=309.4/871.5=0.355kg/s=1.28t/h

冷却蒸汽体积流率≈ (0.355/18)× [(273+560)/273]

3

×[1.013/(0.785+1.013)] ×22.4=0.76 m/s

3

所以，二级入口气体流量≈20+0.76=20.76 m/s

在这里计算的二级入口体积流量是近似的，因为忽略了一级旋分器的压降和湿烟 气的温度变化，但引起的相对误差<1%，对计算结果的影响极小。 二级入口面积 F2= F1=1.045 m2

所以, 二级入口线速 u2=20.76/1.045=19.9m/s，二级入口线速也在允许范围内。 3． 核算料腿负荷

① 一级旋分入口浓度

2

稀相段截面积=（π/4）×6=28.3 稀相段线速=20/28.3=0.707 m/s

由式（1—38）（流化基本原理）计算饱和夹带量：

。。

ρR0 =34.35×[（ρp－ρg）/ρg]-1337 F r2127+1.98

-62

F r2=[uR2/（gdp)]= [0.7072/（9.8×60×10）]= 8.5×10

ρR0 =34.35×{[1247－1.25×(0.785+1.013)/1.013×273/(273+580)]/

。2

[1.25×(0.785+1.013)/1.013×273/(273+580）]}-1337 × (8.5×10)1.27+1.98

。

=34.35×[(1247-0.71）/0.71]-1337 ×5252.5+1.98 =10.27kg/m3

-6

式中 1247为小比重催化剂的颗粒密度，60×10为催化剂的平均粒径。 ② 一级料腿负荷

进入旋分器的固粒假定全部在一级旋分器回收下来，则通过一级料腿的固体流量G为 G=（湿烟气量）×（一级入口浓度）=20×10.27=205 kg/s 一级料腿截面积=0.127×5=0.635 m2

一级料腿质量流速=205/0.635=323.5 kg/ m3·s

24

在允许设计范围内。 ③ 二级料腿负荷

假定一级旋分器的回收效率为90%，则通过二级料腿的固体流量=205×10%=20.5 kg/s 二级料腿质量流速=20.5/0.086=241.9 kg/ m3·s 在允许设计范围内。 4、 旋分器压力平衡计算 ① 旋分压降

分别由（2—8）和（2—9）式计算一、二级旋分器压降。 一旋压降△P1=4.98×10-5(u12/g）×(Kρ混 +3.4ρg) kg/cm2 令 u1=19.15m/s 查图2—3 得 K=1.75 ρ混=ρR0 =10.27

ρg =1.25×273/(273+580) ×(0.785+1.013)/1.013=0.71 kg/ m3

△P1=4.98×10-5×19.152/9.8× (1.75×10.27+3.4×0.71)=0.038 kg/cm2 二旋压降△P2=4.98×10-5×u22/g×11.6ρg

=4.98×10-5×19.92/9.8×11.6×0.71=0.0166 kg/cm2

② 一级料腿长度

Z1=[△P1+ H1ρ稀 + H2(ρ密 -ρ1) +△P阀]/ ρ1 ρ稀由式（2—5）计算

ρ稀=139.9 u稀2.59=139.9×0.707 2.59=56.9 kg/ m3 今 △P1=0.038 kg/cm2=380 kg/ m2

H1ρ稀 =6.5×56.9=369.85 kg/ m2 H2 =6-0.6=5.4 m ρ密=300 kg/ m3

ρ1取350 kg/ m3, △P阀=0

所以Z1=[380+ 369.85 + 5.4× (300 -350) ]/ 350=1.37 m

所以一级料腿长度应>Z1+ H2+1 即>7.77 m 。因一级入口中心线至灰斗底的距离约为3.9 m ，所以净空高度应>Z1+1+3.9 即>6.27米。

原设计净空高度为6.5米，大于6.27米，故能满足一级旋分器压力平衡要求。

③ 二级料腿长度

Z2=[△P1+△P2+ H1ρ稀 + H3 (ρ密 -ρ2) +△P阀]/ ρ2 今 H3= 1 m ρ2取480 kg/cm3

Z2=[380+166+ 369.85+ 1×(300 -480) +35]/ 480=1.61 m

二级料腿长度应>Z2+ H3+1 即>3.6 m 。二级入口中心线至灰斗底的距离约为3.5m ， 所以净空高度应>Z2+1+3.5 即>6.11米。

原设计净空高度为6.5米，能满足二级旋分器对压力平衡的要求。 5、工艺计算结果汇总

选用杜康Ф1404（一级）和Ф1260（二级）旋分器，5组并联，其余参数如表2 —15。

表2—15 杜康型旋分器工艺参数 项 目 一 级 二 级 19.15 19.9 入口线速，m/s 0.038(3.72) 0.0166(1.63) 压降，kg/cm2（千帕） 323.5 241.9 料腿质量速度，kg/m2. s 7.77 3.61 料腿长度，应大于，m 6.27 6.11 净空高度，应大于，m

25

六、

两器压力平衡

某12万吨提升管催化裂化装置的工艺设计计算的部分结果如表2—16所示。

表2—16 催化裂化装置的部分工艺数据

提升管总进料量， 32吨/时 再生斜管内径 0.3 m 预提升蒸汽量， 600公斤/时 提升管入口线速 4.5 m/s 带入提升管烟气量， 150公斤/时 提升管出口线速 8.0 m/s 催化剂循环量， 150吨/时 预提升段线速 1.6 m/s 再生器顶压1.24 kg/m2 (表)[121.634千帕(表)] 提升管入口油气流率 3170m3/h 沉降器顶压1.12 kg/m2.(表)[109.86 千帕(表)] 提升管出口油气流率 5650m3/h 提升管内径 0.5 m 预提升段气体流率 1132m3/h

其它数据见图2—5，试作再生剂循环线路的压力平衡并选择再生滑阀的直径。

图2—5

1、 再生剂线路压力平衡计算

（1）再生剂顶部压力P再 P再=1.24+1.033=2.273 kg/cm2(绝) （2）再生器稀相段静压ΔP1

ΔP1=ρΔh×10-4=15×(28.446-16.770)×10-4=0.0175 kg/cm2 (3) 淹流管以上密相床层静压ΔP2

ΔP2=ρΔh×10-4=250×(16.77-15.759)×10-4 =0.025 3kg/cm2

※

(4) 滑阀以上淹流管及斜管静压ΔP3

ΔP3=ρΔh×10-4=300×(15.759-4.88)×10-4 =0.326kg/cm2

※

注：上滑阀全开，下滑阀作调节用。 （5）调节滑阀以下斜管静压ΔP4

ΔP4=ρΔh×10-4

=200×(4.88-3.63)×10-4 =0.025 kg/cm2

(6) 沉降器顶部压力P沉

P沉=1.12+1.033 =2.153 kg/cm2

(7) 沉降器稀相段静压ΔP5

ΔP5=ρΔh×10-4

=10×(35.255-28)×10-4 =0.0073 kg/cm2

(8) 提升管进料口以上静压ΔP6

提升管内平均油气体积流量

=（5650-3170）/ ln(5650/3170） =4860m3/h

滑落系数等于1时的密度

≈（W固+ W气）/（V固+ V气）， ∵V气>>V固

∴ρk=1≈（W固+ W气）/ V气

26

=[(150+32) × 103]/4860=37.5 kg/m3 提升管内平均油气线速

=（8-4.5）/ ln(8/4.5） =6.09m/s

查流化基本原理图8，滑落系数为1.17。

所以， 提升管内实际密度≈1.17×37.5=43.8 kg/m3 ΔP6=ρΔh×10-4=43.8×(28-4.9)×10-4 =0.1014kg/cm2

(9) 预提升段静压ΔP7

3

预提升段滑落系数等于1时的密度≈150×10/1132=132.5 kg/m3 取滑落系数为1.5 则实际密度≈132.5×1.5=199 kg/m3

所以 ΔP7=ρΔh×10-4=199×(4.9-3.63)×10-4 =0.0252kg/cm2 (10) 再生斜管摩擦阻力ΔPf1

因此在ΔP3和ΔP4中实际上 在计算再生斜管静压ΔP3和ΔP4时采用的密度是视密度，

已包含了再生斜管的摩擦阻力。或者说，前面计算的ΔP3和ΔP4应当是再生斜管的蓄压。因此，在这里不必要再单独计算再生斜管的摩擦阻力。 (11) 提升管直管段摩擦阻力ΔPf2

22

ΔPf2=7.9×10-8×（L/D）ρ U =7.9×10-8×(28-4.9)/0.5×37.5×6.09 =0.0051kg/cm2 （12）由于加速催化剂、出口伞帽处转向及出口损失引起的压降ΔPa

22

ΔPa =N U出ρ/2g×10-4=(1+1.25×2+1)/(2×9.8)×8×37.5×10-4=0.0688 kg/ cm2 （13） 预提升段摩擦压降ΔPf3

22

ΔPf3=7.9×10-8×（L/D）ρ U =7.9×10-8×(4.9-3.63)/0.5×132.5×1.6 =0.0001kg/ cm2 （14）压力平衡计算汇总见表2—17

表2—17 压力平衡计算汇总表

推动力， kg/ cm2 阻力，kg/ cm2 再生器顶压P再 2.2730 沉降器顶部压力P沉 2.1530 再生器稀相段静压ΔP1 0.0175 沉降器稀相段静压ΔP5 0.0073 再生器密相段静压ΔP2 0.0253 提升管进料口以上静压ΔP6 0.1014 滑阀以上斜管蓄压ΔP5 0.3260 预提升段静压ΔP7 0.0252 滑阀以下斜管蓄压ΔP4 0.0250 提升管摩擦压降ΔPf2 0.0051 提升管ΔPa 0.0688 预提升段摩擦压降ΔPf3 0.0001 再生滑阀压降ΔP阀 合计 2.6668 合计 2.3609+ΔP阀 所以，再生滑阀压降 ΔP阀=2.6668-2.3609=0.3059 kg/ cm2 一般要求滑阀的压降在0.2~0.4左右，因此计算结果是合适的。 2、 再生滑阀直径

计算滑阀流通面积A

22

ΔP阀=7.65×10-7×G/(ρA )

22

A= 7.65×10-7×G/ (ρΔP阀 ) = 7.65×10-7×150/(300×0.3059)=0.01378 m2 根据国内生产的单动滑阀型号，与斜管直径较接近的是Ф250的滑阀。该滑阀的流通面积为：

2

π/4×0.25/=0.0491 m2

27

滑阀开度=(0.01378/0.0491) ×100%=28%

七、催化剂循环量的几种计算方法

1、 热平衡法

具体计算过程见第一节第二部分再生器热平衡计算 2、 碳平衡法

由于再生与待生催化剂含碳量相差不太大，因此要求含碳分析可靠，略有误差或取样代表性不好，便将引起计算结果大幅度的波动，计算方法如下： 催化剂循环量=烧碳速度(kg/h)/{[待生剂含碳量(kg)/1kg催化剂] - [再生剂含碳量(kg)/1kg催化剂]} (kg/h) 烧碳速度的计算方法：

①按氮气平衡原理求烧碳速度：

3

再生空气量×79%=烟气量×（1- CO2%-CO% - O2%） 标 米/时

3

即烟气量=（再生空气量×79%）/（1-CO2%-CO%- O2%）标 米/时 烧碳速度=12/22.4×烟气量×（ CO2% + CO% ） (kg/h) 其中 12——为碳原子量，

3

22．4（标米）——为1mol烟气在标准条件下的体积。

由于焦碳燃烧生成CO、CO2，因此烟气中CO、CO2分子数的总和即等于焦碳中可燃碳 分子数（假定不使用燃烧油）。

②由进入再生器的总主风量估算

3

根据进入再生器的总主风量A（标米/时），可直接估算焦碳产量(kg/h)，根据经验数

3

据,燃烧1公斤焦碳需主风量10标米。 ∴ 焦碳产量=A/10

3

A=总主风量（标米/时），由主风机出口流量仪表读数，经过主风机出口温度和出口压力与设计温度压力的校正

3

A= Q仪表× [(T设×P实)/ (T实×P设)] （标米/时）

Q仪表，为主风机入口流量仪表或主风机出口流量仪表读数。 T设，为设计温度K； T实，为实际温度K； P实，为实际压力； P设，为设计压力 H/C比的计算

H/C = [8.86×(（100- O2 - CO2- CO）-33.3×(O2 +0.5 CO + CO2)]/( CO + CO2) 烧碳速度=焦碳产量/(1+ H/C) (kg/h) 3、滑阀压降法

由ΔP阀=7.65×10-7×G/(ρA ) 可计算出循环量G（吨/时）。

2

2

式中 P阀——滑阀压降 kg/ cm2 ρ——滑阀上部斜管密度 kg/ m3 A——滑阀流通面积 m2

28

29

本文来源：https://www.bwwdw.com/article/8rag.html