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