反应——再生系统工艺计算

1、 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-121、 基础数据-122、 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

2、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

3、、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。 （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。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 0.5CO2/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

4、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/

5、时=6156 kg/h 生成CO的C为： 855513=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2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）

6、实际上干空气量 烟气中过剩氧为 0.5（），即0.5(ol)所以：0.5= O2（过）/ C O2+ C O +2（理）+2（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 2（过）=23.1×(79/21)=87千摩/时=2436 kg/h 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7617）得。

7、空气的湿含量=0.010 kg水汽/公斤干空气量 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=1.076×105 3/h=1795 3/in 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 CO 342 kmol/h 9570 k

8、g/h O2（过剩） 23.1 kmol/h 740 kg/h 2 (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 表2 湿烟气量及烟气组成组分流量分子量组成 (mol) %kmol/hkg/h干烟气湿烟气CO2513225724411.19.62CO3429576287.46.45O223.1739320.50.42237371046362881.069.57总干烟气4615.113752029.8100.0生成水汽570102601813.93待生剂带入水汽72.2130

9、0主风带入水汽75.91364吹扫、松动蒸汽27.8500总湿烟气5361150947100.0 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 粗估算值 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= 20852×104 千焦/时 生成CO放热 4104×10258=4210×104 千焦/时 生成H2O放热 1140×119890=13667×104 千焦/时 合计 38729×104 千焦/时 再生条件下C、H2燃烧反应热如下：C + O2 C

10、O2 33873 千焦/公斤碳 C + 1/2O2 CO 10258 千焦/公斤碳 H2 + 1/2O2 H2O 119890千焦/公斤氢 （2）焦碳脱附热 脱附热=38729×104×11.5%=44.54 ×104 千焦/时 (3) 主风由140升温至650需热 干空气升温需热=136380×1.09(650-140)=7.581×104 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）÷ kT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， MP

11、a（绝）， K绝热指数，1.4多变频率（0.60.8）此处取0.8 水蒸汽升温需热=1364×2.07(650-140)=144.0 ×104 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=11.4×103×1.097(650-470)=225.1×104 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. (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)=50.5×104 千焦/时 式中 2

12、.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）=51.8×104 千焦/时 式中括弧内数值分别为10公斤/厘米2(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=597.1×104 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 =38729×104 (4454+7581+144.0+225.1+50.5+51.8+597.1) &

13、#215;104 =25625.5×104 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×103×1.097(650-470) 即 25625.5×104 = G×103×1.097(650-470) G =1325吨/时 与假设接近(10) 再生器热平衡汇总见表3 表3再生器热量汇总 入方，104 千焦/时 出方，104 千焦/焦碳燃烧热 38729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合计

14、38729.0 3 再生器物料平衡见表4 表4再生器物料平衡 入方，公斤/时 出方，公斤/时干空气 136380干烟气 137520水汽 3164其中 主风带入 1364 待生剂带入 1300 松动、吹扫 500水汽 13424其中生成水汽 10260(570*18) 带入水汽 3164焦碳 11400循环催化剂 1325×103循环催化剂 1325×103合计 1475.944×103合计 1475.944×103 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

15、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2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： 再生催化剂供给的净热量； 焦碳吸附热，其值与焦碳脱附热相同。出方： 反应热。 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； 各项水蒸

16、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。 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，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

17、和水蒸汽压力P，若主风压力为，则主风中的水汽含量（摩尔分率）： Y=P/ （21） 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，470原料预热温度， 350新鲜原料流量， 吨/时190 380(总进料)190回炼油流量， 吨/时催化剂循环量， 吨/时1310（13001325）再生剂入口温度，640提升管停留时间，秒2.83.02、产品产率 见表6 表6产品产率干气， %（重） 2.0液化汽

18、， %（重） 9.5稳定汽油，%（重） 35轻柴油， %（重） 40重柴油 %（重） 6.5焦碳， %（重） 6.0损失， %（重） 1.03、原料及产品性质 见表7 表7原料及产品性质 项目 原料油 稳定汽油轻柴油重柴油回炼油密度， 20 0.88 0.74230.87070.8770.8800恩氏馏程， 初馏点， 260 5419928810% 318 7822134750% 380 12326835039990% 466 163324440终馏点 488 183339465平均分子量 350 100200300350 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

19、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 千摩/时新鲜原料190×103350543回炼油190×103350543催化剂1310×103再生剂带入烟气13102945.2水蒸气，605018336其中：进料雾化（3800） 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 按每吨催化剂带入1公斤烟气计算。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 裂化气 21.9×103 30 730 汽油 66.5

20、×103 100 665 轻柴油 76×103 200 380 重柴油 12.3×103 300 41 回炼油 190×103 350 543 烟气 1310 29 45.2 水蒸气 6050 18 336 焦化剂+焦碳 1321.4×103 损失 1.9×103 30 63.3 合计 1697360 （油+气）合计 2803.5 损失按裂化气计算 为产品的1%计算，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

21、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 =1310×103×1.097×(640-t) +1310×1.09×(640-t) =143.85×104×(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

22、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油和蒸汽热量计算物流流量进出Kg/时温度焓KJ/kg热量，KJ /公斤温度焓KJ/kg热量千焦/公斤蜡油190×103350（液）912.817334×104t（汽）I119.0×104 I1回炼油190×103350（液）912.817334×104t（汽）I119.0×104 I1水蒸气605018327801683×104tI20.605×104 I2 油和水蒸气共吸收热量 =(19×104 I1-17334&

23、#215;104)+ (19×104 I1-17334×104)+ (0.605×104 I2 -1683×104)=(38 I1+0.605 I2)×10436351×104 千焦/时 根据热平衡原理143.85×104 (640- t)= (38 I1+0.605 I2)36351×104 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=22584×104 右边=22546×104 相对误差为0.17%, 所以t=483 3、提升管直径（

24、1）选取提升管内径 D=1.2，则 提升管面积F=0.785D2= 1.132米2（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=1467.2×22.4×(483+273)/273×1.013/(1.966+1.013) =3.1×104 m3/h=8.6 m3/s 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&

25、#215;(470+273)/273×1.013/(1.77+1.013) =6.24×104 m3/h=17.33 m3/s 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LU×3=33 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

26、离。提升管出口至沉降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 上 部 下 部 对数平均值催化剂流率,kg/h1310×1031310×103油气流率, m3/h17.338.6视密度, kg/m320.942.2 30.4气速, m/s15.37.58 11滑落系数,1.12.0查图8

27、(流态化原理)实际密度, kg/m32384.447.2Ph=×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（946）计算 Pf = 7.9×10-8×L/D×U2=7.9×10-8×33/1.2×30.4×112 =0.008 公斤/厘米2=0.784 千帕 (3) Pa 由（流化基本原理）式（945）计算 Pa =N×U2/(2g）×10-4=3.5×112

28、5;30.4/(2×9.8) ×10-4 =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

29、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)/273×1.013/(1.966+1.013)×1/36001.1m3/s 取预提升段气速=1.5m/s， 则预提升段直径： D预= 1.1/(1.5×/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3

30、3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。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）0.60.7m/s确定密相段内径。对高速床，采用平均气速约1.01.2m/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

31、 m/s 由烧焦动力学计算所需的藏量 W 假定再生器总压降PB(巴) 再生器底部压力 P底= P顶+PB +大气压 由再生器底部压力P底，底部温度T底，主风量Q，烟风比计算密相床径D密。 （/4） D2密U密=（Q P0T底）/（P底T0） 式中 P0=1.013 巴, T0=273K 检验 W/（/4） D2密= PB是否恒等，若不等，则重设PB，直到上式恒等为止。 按ESSO准则可用下式计算： W=FpT -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 p颗粒密度 lb/ft3 T再生温度，R O2 o

32、ut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0.60.7m/s。 由下式计算稀相段直径： （/4）D2稀U稀=（Q P0 T稀）/（P顶T0） 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： 稀相高度应大于或等于TDH。 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（pg）/g-0.3

33、93 Rep20.535 （2） Rep2 =（dp U稀g ）/ dp催化剂平均粒径，烟气粘度，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/(AB) （3） A=（/4）D2密 B=8177.4U密-0.24PB +161.1 (4)PB的单位为帕W密=WW稀 W稀= V稀×稀 V稀稀相总体积稀 =175.85 U稀1.628 或稀 =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。

34、 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2024米。表12再生器的直径规模万吨/年直径(内)mm平均床层线速,m/s稀相面积/密相面积密相稀相密相稀相3180018000.7350.735112380038000.650.65160503060001.200.61.42120800090001.0350.7561.38四、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。参照图22，对一级料腿末端出口处作压力平衡，得：入口压力+稀相段

35、静压+密相段静压=料腿顶压+料腿内料柱静压-翼阀压降即：P1 + H1稀 + H2密 =P2 +（H2+ Z1）1-P阀整理得：Z1=（P1- P2）+ H1稀 + H2（密-1）+P阀/1 （26） P1 P3 P2 稀 2 H1 Z 1 Z2 H2 H3 密 图22 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）+ H1稀 + H3（密-2）+P阀/2 （27）以上两计算公式中的计算方法如下： 旋风分离器压降（P1- P2）及（P1- P3）（P1- P2）=4.98×10

36、-5 u12 (K混+3.4g）/g kg/cm2 （28)（P1- P3）=（4.98×10-5 ）/gu12 (K混+3.4g）+ u22×11.6g kg/cm2 (29)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 混，g 一级入口的气固混合物及气体的密度，kg/m3 K 速度函数，其值见图23。 1.8 * K 1.4 1.0 18 20 22 24 26 28 30 32 u1, m /s 图23 K值 床层以上净空高度H1由TDH计算确定。 一级料腿埋入深度H2取1.52.0 m，并保证料腿末端距分布器的高度大于0.

37、6 m。 二级料腿埋入深度可取11.5m。 料腿内密度1、2可根据实测的生产数据选取，一般在200500 kg/m3范围。 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 kg/cm2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213所示：表213 操作条件 再生器顶压 78.5千帕（表）0.8 kg/cm2 (

38、表) 再生温度 580 密相床密度 300 kg/ m3 湿烟气流率580，78.5千帕（表） 20 m3/s 湿烟气密度 1.25 kg/ m3(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214所示表21 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 入口面积, m2 0.209 0.209 料腿直径, m m 426×12 168×10 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

39、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24 稀 2 H1 Z1 1 Z2 H3 H2 6.0 图24 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 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/su1在适宜范围内,因此选5组是合适的。 复核二级入口线速 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/cm2(表)饱和蒸汽作冷却蒸汽, 则: 湿烟气重量流率=2

40、0×273/(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×(580560)=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)/27

41、3 ×1.013/(0.785+1.013) ×22.4=0.76 m3/s 所以，二级入口气体流量20+0.76=20.76 m3/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 一级旋分入口浓度稀相段截面积=（/4）×62=28.3 稀相段线速=20/28.3=0.707 m/s由式（138）（流化基本原理）计

42、算饱和夹带量：R0 =34.35×（pg）/g-1。337 F r21。27+1.98F r2=uR2/（gdp)= 0.7072/（9.8×60×10-6）= 8.5×102R0 =34.35×12471.25×(0.785+1.013)/1.013×273/(273+580)/ 1.25×(0.785+1.013)/1.013×273/(273+580）-1。337 × (8.5×102)1.27+1.98 =34.35×(1247-0.71）/0.71-1。337 ×5252.5+1.98 =10.27kg/m3式中 1247为小比重催化剂的颗粒密度，60×10-6为催化剂的平均粒径。 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=20