催化裂化兩器內(nèi)的壓力平衡計算1

催化裂化壓力平衡設(shè)計及計算為了使流化催化裂化裝置中的催化劑和氣體按照預(yù)定方向作穩(wěn)定流動，不出現(xiàn)倒流、架橋、串氣等現(xiàn)象，保持各設(shè)備之間的壓力平衡是十分重要的。通過壓力平衡的計算可以確定兩器的相對位置，并確定在各種不同處理量條件下兩器頂部應(yīng)采取的壓力，而兩器頂部壓力的變化，又會引起藏量、循環(huán)量的變化。同高并列式裝置兩器的頂部保持著大致相同的壓力，兩根U型管很象兩根連通管，在U型管的一端施加壓力時，催化劑就會從另一端流出。同樣，U型管一端的壓力降低時，催化劑就可由這根U型管的另一端壓過來，使U型管的一條腿為重腿，一條為輕腿時就可以達到這一目的。高低并列式裝置的兩器保持著較大的壓差，再生催化劑斜管相當于同高并列式裝置U型管的重腿，提升管則相當于U型管的輕腿。改變兩類裝置兩器壓差都可以改變藏量和循環(huán)量。但對于高低并列式裝置來說，改變藏量和循環(huán)量主要是靠改變待生斜管上滑閥的開度來調(diào)節(jié)的。目前，國內(nèi)催化裝置絕大部分屬于立管一提升管輸送系統(tǒng)。有的還包括斜管、快速床輸送系統(tǒng)，含有Y型、半U型及直角彎頭，粗旋分、彈射分離、三葉型快分等組件。使壓力平衡的設(shè)計計算更復雜化。一．埃索壓力平衡設(shè)計準則[1]埃索設(shè)計準則可歸納為；將FCC裝置反應(yīng)器一再生器壓力平衡系統(tǒng)分別按再生劑輸送線及待生劑輸送線兩條獨立線路的壓力平衡來計算。在再生劑(或待生劑)輸送線上，以線路標高取低點為基準，按催化劑流動方或劃分該線路的上、下游。上游的壓力及靜壓頭總和為催化劑流動的推動力，下游的壓力、靜壓頭及滑閥壓降之總和為催化劑流動的阻力。維持催化劑平衡循環(huán)流動的條件為：推動力=阻力。

對圖1所示的裝置，兩條輸送線上的推動力項及阻力項分別為:再生劑輸送線待生劑輸送線再生器頂壓沉降器頂壓推再生器稀相靜壓沉降器稀相靜壓動二密相靜壓頭汽提'段靜壓頭力再生立管靜壓頭待生劑斜管靜壓沉降器頂壓再生器頂壓沉降器稀相靜壓再生器稀相靜壓陽提升管粗旋壓降稀相管粗旋壓降阻提升管總壓降稀相管壓降力預(yù)提升段靜壓頭燒焦罐靜壓再生滑閥壓降待生滑閥壓降圖1催化裂化反再系統(tǒng)結(jié)構(gòu)示意圖

、與壓力平衡計算有關(guān)的流態(tài)化知識1、流化床的整體特性（再生器部分）沿整個流化床高度可分為四個區(qū)，即分布器作用區(qū)—密相區(qū)—彈濺區(qū)—湍流擴散區(qū)，見圖2。也可以把彈濺區(qū)和湍流擴散區(qū)合并為稀相區(qū)。圖2流化床的整體特性示意圖圖3流化床沿軸向密度及分布曲線示意圖。

1）分布器區(qū)高度及壓降的計算：h/d=141.85[pd/(pd)]o.273[pud/u]-0.654[u2/(gd)]o.4O8 (1)j0 pp go g0o 0 0式中：d一噴嘴內(nèi)徑。Mop一催化劑顆粒密度，kg/m3pp—氣體密度，kg/m3gu—噴嘴氣速，m/soh—分布器區(qū)高度，mj△P=99.90u-1.037(u2p/2) (2)d o og△Pd—分布器壓降，Pada(3)(4)(5)(6)(2)密相區(qū)密度及床高的計算(3)(4)(5)(6)PB=PP(1-￡)￡=0.309 /u』0.136(H。/D])-0.280(Hf/D])o.171+0.313(小比重為0.25)H/(a“H)=-0.252U+2.551fho 1ah=0.797(u/u)-o.375(Ho/D1)-0.298+0.298其中：u1密相表現(xiàn)氣速u1密相表現(xiàn)氣速m/s流化床總藏量，kg密相有效截面積，At1pBT 催化劑充氣密度,流化床總藏量，kg密相有效截面積，At1pBT 催化劑充氣密度,BT754kg/m3pBT={BT903kg/m3密相直徑，m2kg/m3小比重平衡劑）（參考數(shù)）（大比重劑）D1ah密相藏量與總藏量之比。ut=[g（p-p）dp2]／（18u）終端速度t pgH=W/(AH=W/(Ap)

ot1BT（3）彈濺區(qū)高度的計算Z=8.21X10Z=8.21X10-2d0.104rc1ep10.536[(p-p)/p]0.32pg gRep1=dpRep1=dpu1pg/u平均粒徑dp氣體粘度，P.s稀相區(qū)計算TDH/d={5.385(D/d)0..346[(p-p)/p]-0.393R0.535+0.443}X104p2pp g g ep2(8)D2———稀相段直徑，mR=ep2dpU2Pg/Pu2———稀相表觀氣速p稀=175.85u1..62862(小比重劑)(蘭煉)(9)或p稀=稀139.89u2..592(小比重劑)(江南練廠)2．對重油催化裂化裝置一再、二再密相密度及床高的簡單計算方法此方法屬于標定結(jié)果法。一再：p =8177.4u-0-24Ap+161.1 (kg/m3) (10)B11B1△p 一再藏量總差壓、 MPaB1對80萬噸/年裝置可由圖4查得。二再：p=10151.8uj0-24Ap+122.9(kg/m3) (11)B23B2u3————二再密相表觀氣速m/s△p———二再藏量總差壓， Mpa， 由圖4查得。B2圖480萬噸/年重油催化裂化裝置藏量與藏量總差壓關(guān)聯(lián)(以大比重劑為主)

3）一再和二再床高的計算先由圖5、圖6分別查出H/H值然后由藏量及充氣密度算出H值。foo圖5一再床高與氣速的關(guān)聯(lián)曲線其中Hoi=Wi/（AtiPbt）‘ H°2=W2/（At3PBT）W1——一再總藏量W2——二再總藏量At1、At3——分別為一再、二再密相有效截面積u（m/s）3圖6二再床高比與氣速的關(guān)聯(lián)曲線例1：已知：一再藏量 W]=30x103kg 有效截面積At1=15.9m2充氣密度pBT=903kg/m3U]=1.0m/s求：Hf1=？解：由H尸W/(pA、)=30x103/(903xl5.9)"2.08(m)o1 1 BTt1由u’=1.0m/s查圖5可得HJH’"1.381f1o1H=1.38H=1.38x2.08=2.87mf1o13．燒焦罐密度的計算方法：p=0.896u”-1.1355h-0.2722G1.5335 (12)燒 4 s燒u4 燒焦罐表觀氣速，m/sG燒 燒焦罐循環(huán)強度，kg/m2?ss燒h 沿燒焦罐軸向高度，mTOC\o"1-5"\h\zp=1.231u-1.1355G1.5335H-0。272 (13)燒 4 s燒p=1.55u-0.0976G1.179 (14)過渡 4 s燒p=0.956U-1..348G1.2309 (16)稀相管 5 s稀相管U5 稀相管線速，m/sG 稀相管循環(huán)強度，kg/m2?ss稀相管(12)—(16)式適用于小比重催化劑。對大比重劑可按下式計算：TOC\o"1-5"\h\zp=1.923u-0.915h-0.347G1.362 (17)燒 4 s燒p=2.945u_o.915G 1.362H-0.347 (18)燒 4 s燒4．提升管總壓降提升管的流動特性屬于快速床和輸送床的范疇，主要參考文獻有：Leung［2］，Kato［3］，Wierma［4］，Capes［5］，Khan［6］，Stermerding［7］，Kunii［8］，Kowton［9］Jones】10】,金涌g,李松年［⑵，楊貴林問,盧春喜［⑷，王勤獲2］等1)提升管總壓降△P=AP+AP+AP (19)TAsf△PT———提升管總壓降，paTa

△P 粒子加速產(chǎn)生的壓降，pAa△Ps———提升管靜壓，pasa△Pf氣固混合物與管壁摩擦產(chǎn)生之壓降，pa△PT二Pg(1+G△PT二Pg(1+Gs提/Gg)%2+pgL(1+Gs提/Gg)(1+17.554) (20)式中： (P)aP 提升管內(nèi)混合氣體密度，kg/m3gG提 提升管內(nèi)催化劑循環(huán)強度，kg/m2?ss提G 混合氣體質(zhì)量流率，kg/m2?sgu 混合氣體表觀氣速，m/sgL 提升管長度，mDt 管徑，m各分項的計算：提升管靜壓TOC\o"1-5"\h\z△P=p (1-￡)gL=pgL (21)s p￡的計算，KunioKato建議用下式預(yù)測：￡/(1-￡)=230[(u-u)/u]1-5G-1D-0.4u1-8 (22)gt t s提 t式中：￡———提升管空隙率。u 混合氣體表觀氣速=(u-u)/ln(u/u)m/sg 出入 出入ut———顆粒群終端速度， m/s22)式的實驗范圍為：0.7<u<10m/sg0.1<u<2.0m/st0.5<G<40kg/m2?ss提0<G/G<20，s提g0.03<D<0.10m使用(22)式求得￡時，要結(jié)合生產(chǎn)經(jīng)驗判斷，以選擇合理的￡值。因此(22)式有定的局限性。較為符合實際的計算方法是在確定△P>APA>AP后再計算AP,然后由T A f s△Ps=P提?L?g來計算P提即：由（19）式有AP=AP—CAP+AP）sTAf???P提=[APt-（APA+APf）]/CgL）其中APt由（20）式求得，重點解決△PA和APf的求算。一般情況下AP〉〉（△Pa+4P），當近似計算時可按p提"AP/L?g求算提升管的平均密度。T A f 提 T3）顆粒加速之壓降A(chǔ)PA埃索公司準則（四）法：AP=pA視叮/2(Pa) (24)p———視-不考慮滑落時的固體平均密度，kg/m3p=(視G+G)A/(s提g tV+V)"GA/V=G/u sg s提t(yī)gs提g (25)②Zenz法：AP=AG.us提 g(Pa) - (26)4）提升管內(nèi)摩擦阻力APfi（直管段）摩阻為氣體與固體對管壁相對運動產(chǎn)生的剪切力的總和。①埃索準則（四）法：AP=79X10-5Lp、u2f1 視 g/Dtt(mmH2O)=77?4X10-4Lp u視g2/gDt(Pa) ta (27)式中.D 提升管內(nèi)徑， （m）tL———提升管長度，（m）②Zenz法：AP=2f(L/D)(pu2)[(1+Gf1 t g g s提/(ugpg)](Pa) gg a (28)式中：f 范寧摩擦系數(shù).由《石油煉制工藝設(shè)計計算圖表》圖12-1查得入（摩擦系數(shù)），再由彳=入/4計算出f值。5）局部阻力計算APf2局部阻力相對提升管來說主要系指彎頭處和出口處的壓降。Kunii推薦AP=2fpu2+pu2/2 （P） （29）f2 bTg Tg a其中：fb 為彎管阻力系數(shù)，可由下表確定：b曲率半徑/管徑2467fb0.3750.1880.1250.095

彎管處的氣固平均密度，kg/m3pTu2/2 輸送管出口處的壓力降，為突漲損失。Tg提升管靜壓APS (30) (31)TOC\o"1-5"\h\z準則(四)AP=L(1.5p)?g (30) (31)S '視 aZenz法：AP=(GL/u)?g (P)S s提 p/D aup———固體的平均速度，m/spu=u-up g t加速阻力降+局部阻力降(△PA+APf2)△PA+APf2=NXug2P視/(2g)X10-4 (kg/cm2)g2pg2p視/2Pa)a (32)N 系數(shù)(加速催化劑，N=1，每次轉(zhuǎn)向，N=1.25)當不考慮局部阻力時，該式與埃索準則(四)式(24)一致)例2：某催化裂化裝置提升管垂直高度L=23.25m,下段直徑0.5m,上段直徑0.55m,提升管入口線速U =7.11m/s,出口線速U=12.67m/s，提升管入口氣體密度g入 g出p=6.45kg/m3，出口氣體密度p =2.9kg/m3，p=9.15X10-6P.s，g入 g出 混入 ap=16.6X10-6P.s。試計算：混出 a催化劑循環(huán)量為134噸/時時的提升管壓力降。實測值厶pt實=8.67KPa，實測值沒有包括局部阻力項。解：分別按準則(四)和Zenz法計算及Richards法計算：(1)按準則(四)法：計算平均表觀氣速：U=(U-U)/ln(U/U)g g出 g入 g出 g入=(12.67-7.11)/ln(12.67/7.11)=9.62m/s計算平均視密度：p=G/ug={143/[3.6X0.785(0.5+0.55)2/4]}/9.62=19.02(kg/m3)由(30)式計算提升管靜壓Ap:s△P=L(1.5p).g=23.25X1.5X19.02X9.8=6503.4P=6.50KPs 視 a a由(27)式計算直管摩擦阻力降厶Pf1:△P=77.4X10-4Lp ug2/D=77.4X10-4X{(23.25X19.02X9.622)/[(0.5+0.55)/2]}=603.35P=0.60KPaa由(24)式計算加速壓降A(chǔ)p:a△P=pu2/2=19.02X9.622/2=880.1P=0.88KPA視gaa△PT=ApA+Aps+Apfi (沒包括局部阻力)△P=6.50＋0.60＋0.88=7.89KPTa與實測值的相對誤差=[丨7.98—8.67丨/8.67]X100%"8%(2)按Zenz法計算:G=134/{3.6X0.785X[(0.5+0.55)/2]2}=182.97kg/m2?ss提計算終端速度u/假定顆粒密度pp=1247kg/m3,dp=60X10-6mut=[g(pp—p )dp2]/(18p)ut入=[g(Pp—Pg)dP2]/(18M入)=9.8X(1247—6.45)X(60X10-6)2/(18X9.15X10-6)=0.266m/sut出=[g(pp-pg)dp2] /(18P出)=9.8X(1247-2.9)X(60X10-6)2/(18X16.6X10-6)=0.147m/sut=(ut+ut)/2=(0.266+0.147)/2=0.207m/s計算u:p提升管入口up=0p提升管出口u=12.67—0.207=12.46m/sp平均 u=6.23m/sp由(31)式計算靜壓AP:s△P=(GL/u)?g=182.97X23.25/6.23X9.8=6691.8P=6.69KPs s提 p a a計算摩擦阻力由(28)式計算△Pf1:△P=2f.(L/D)(pug2)[(1+G/(ugp)]f1 t g g s提 ggp=(p +p)/2=(6.45+2.9)/2=4.675kg/m3g g入 g出p=(p+p)/2=(9.15X10-6+16.6X10-6)/2=12.87X10-6P?S入 出 aR=DUp/p=0.525X9.62X4.675/12.87X10-6=1.835X10-6etgg根據(jù)《石油煉制工藝設(shè)計計算圖表》圖12-1查得入=0.017 f-入/4=0.017/4=0.00425△P=2X0.00425X23.25/0.525X(9.622X4.675)Xf1[1＋182.97/(9.62X4.675)]=825.4P=0.825KPaa由(26)式計算顆粒加速之壓降厶PA：△P=G?u=182.97X9.62=1760.17P=1.76KPTOC\o"1-5"\h\zA s提 g a a總壓降A(chǔ)P=AP+AP+AP=6.69+0.825+1.76=9.275KPT s f1 A a與實測值的相對誤差=19.725-8.671/8.67X100%=7%(3)由Richards公式直接計算△Pt，(20)式△P=p(1+G/G)u2+pL(1+G/G)(1+17.5/lD/L)T^g s提ggLg s提g t=4.675[1+182.97/(4.675X9.62)]X9.622+4.675X23.25X[1+182.97/(4.675X9.62)]X(1+17.5^0.525/23.25)=2192.8+1999.6=4192.4P=4.192KPaa與實測值的相對誤差=|4.192—8.65|/8.67X100%=51.5%說明：由上例計算可以看出，埃索準則(四)法與Zenz法的計算結(jié)果與實測值的相對誤差均在10%以內(nèi)。是較為理想的計算式。而Richards的計算結(jié)果與實測值的偏差較大。提升管內(nèi)實際密度的計算也可采用兩種方法計算出的靜壓4p由p實=厶卩/L?g來求得。用準則(四)s 實 s和Zenz法計算出的p實分別為28.53和29.36kg/m305．立管及斜管流動壓力降1)立管及斜管壓降①粘滯流動的壓力降粘滯流動時的壓力降,主要是氣體相對于固體的速度造成的,因為氣固之間的摩擦阻力遠大于氣體對管壁的摩擦阻力,管線上兩點間的壓降力用厄貢(Ergun)方程式計算為：△P=150LX(1-￡ )2/s3Xp|△U|/[g(?sd)2]TOC\o"1-5"\h\zm m p+1.75L(1-￡ )/s3Xp(^U)2/(g?sd)m mg p流化催化裂化催化劑es=1,上式可簡化為：△P=150LX(1-s )2/s3Xp|^U|/(gd2)m m p+1.75L(1-s /s3Xp(△U)2/(gd (33m mg p式中：4U 氣體相對于固體的速度(△□=U/s-U),m/sgpp————氣體粘度，Pa.sa固定床空隙率0

U 氣速，m/sg粘滯流動是一種不希望的流動形式，很容易轉(zhuǎn)化為架橋。據(jù)文獻介紹對FCC催化劑在直徑12.7mm的垂直立管下流，粘滯流時最大流量為12kg/h，而松動流時為450kg/h。而由粘滯流動時所測得的總壓降值僅是氣體相對固體的速度造成的，遠小的立管靜壓。此時若用測得的壓降來計算出的密度是屬于一個“虛值”，并非真正的密度值。松動流時的壓力降松動流時的壓力降包括兩項內(nèi)容，一項為靜壓，一項為摩擦損失，低點1和高點2之間的壓力降為：P’-P2=gp(h2-h1)±^P, (34)1221摩擦當管線與水平成8角時為：P-P=p(h-h)sin8±AP (35)1221摩氣體向上流動時AP摩為“+”值，摩氣體向下流動時AP摩為“-”值。摩△P摩的計算：Leung[i6、17]提出的計算式摩△P=G2/p+2fG2(L/D)/p，(Pa) (36)摩 s立' ss立 t1式中：G立 立管的質(zhì)量流率。kg/m2?ss立p—————立管的平均密度。kg/m3P1P2固體摩擦系數(shù)，一般fP1P2s立管中密度一般為500~600kg/m3,斜管中密度一般為500~550kg/m3。在密相輸送中靜壓頭遠大于摩擦損失，在粗略地計算密相輸送壓力降時，摩擦損失可以忽略不計。Kunii和Levenspiel給出如下關(guān)聯(lián)式：△P=0.537Kunii和Levenspiel給出如下關(guān)聯(lián)式：△P=0.537u0.45.Lpg/(D/d)0.25f s t p△Pf g/cm?s2u——————顆粒表觀氣速，cm./ssL 水平管長度，cmp——————管內(nèi)平均密度，g/cm3D——————管徑，cmtd——————顆粒平均粒徑，cmpd=p (37)1/(工x/d)ipi6．滑閥壓降：石油煉制工程給出△P、=7.65X10-7XW2/(pA2) kg/cm2 (38)f閥s混式中：W 催化劑循環(huán)量， 噸/時；sp混—————氣—固混合物的密度，kg/m3混TOC\o"1-5"\h\zA 閥孔流通面積， m2②催化裂化工藝設(shè)計△P =3.96X10-5XW2/(C2pA2) kg/cm2 (39)f1閥 s s混其中：A—————cm2Ws—————kg/hp混————kg/m3Cs————為流量系數(shù)，一般取0.72sC與滑閥開度有關(guān)，只有在滑閥開度接近25%時，C值才接近0.72。不同滑閥開度對ss應(yīng)的Cs曲線請查閱《催化裂化工藝設(shè)計》P27。圖10—1。Leung推薦的公式，比較符合工業(yè)情況：△Ps閥=G2(At/A)2/[2CD2pp(1—￡°〉] (40)式中：AP Pas閥Gs———————立管的固體流率，kg/m2.ssAt 立管橫截面積， m2A 滑閥實際流通面積，m2pp 顆粒密度，kg/m3￡0———————初始流化空隙率或閥口上方空隙率。CD 閥泄料系數(shù)。TOC\o"1-5"\h\zCD的選擇與￡有關(guān)。Leung和Jones推薦，如閥口上方的空隙率接近或等于￡，CD可D 0 mfD選0.72；如閥口上方空隙率搞不清楚(40)式中的￡改用立管的平均空隙率￡，則CD可mf sp D選0.89。一般的選用原則可參考：￡=￡ 時，選C=0.5?0.720 mf D￡=￡時，選C=0.65?0.98 此時p(1-￡)=p0 sp D p sp7．旋風分離器的壓力降準則(四)的計算式：TOC\o"1-5"\h\z對只有一級旋風分離器，壓力降：Ap=(U2/2)(Kp+3.4p) (41)1 1 入混 g對二級串聯(lián)旋風分離器總壓降：Ap=Ap+(U2/2)(6.7p) (42)1，2 12g對三級串聯(lián)旋風分離器總壓降：Ap =Ap+(U2/2)(6.8p) (43)1，2.3 1.2 3 g式中：Ap,Ap,Ap Pa1 1，2 1，2.3U,U,U 入口線速，m/s123g————9.8m/s2p入混———一級入口氣固混合物密度,kg/m3入混p———油氣或煙氣密度,kg/m3gK——阻力系數(shù)，隨一級旋風入口速度而變：U115182023252730K1.951.821.711.571.471.371.238．旋風分離器系統(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7：對一級料腿末端出口處作壓力平衡得：入口壓力＋稀相靜壓＋密相靜壓=料腿頂部壓力＋料腿內(nèi)料柱靜壓－催化劑通過防倒罐的壓降即：Pl+HlP稀g+IP密g二P2+（鈦+Zi）Pig-^P防經(jīng)推導得：Z1=Wi+HiP稀g+H（P密-P1）.g+△防］/（g.P1） （44）同理對二級料腿作壓力平衡，可得：午［01,2+叩稀竺H3（P密-P2）?g空閥］/（嚴2） （45）Pl+HiP稀g+電卩密g二P3+Z2p2埸+H3P2g單位為Pa故一級料腿的最小長度應(yīng)當〉Z1+H2，為安全起見，在此基礎(chǔ)上再增加1米。式中的△P'^P］2、分別由（41）、（42）式計算。斗三TDH ［TDH由（8）式計算］一級料腿埋入深度H2的選定應(yīng)使料腿出口（在考慮膨脹后）到分布器的距離大于h.（分布器2j區(qū)高度）。［h.由（1）式計算］二級料腿埋入深度為0?0.5m或更大些，這就需要對密相床高斗進行準確計算，盡可能避床面不穩(wěn)定區(qū)。料腿內(nèi)密度可根據(jù)實測的生產(chǎn)數(shù)據(jù)選取或?。簆]=350kg/m3, p2=480kg/m3翼閥壓降可近似取0.0035kg/cm2。對一級料腿防倒錐的阻力可忽略。計算出的(Z]+H2+1)的數(shù)值若大于(斗+H2),則應(yīng)加高斗以保證料腿有足夠的長度。稀相平均密度可按下方法計算：對稀相段最下部的3米處 p稀=10X恒定夾帶量稀對3米以上至旋分器入口取 p稀=1.5X恒定夾帶量稀恒定夾帶量p=2.18[(p-p)/p]-i.337F1.27+1.98 (46)* pg g r2例2：已知某催化裂化裝置再生器密相段內(nèi)徑為5.03米，稀相段內(nèi)徑為6.0米，密相床高度為6米,靜空高度為8.5米，頂部壓力Pi=78.5kPa，密相密度p密=300kg/m3,一旋入口線速^=19.15m/s,二旋入口線速u2=19.9m/s,D=5kg/m3,p=0.71kg/m3。試用壓力平衡計算確定料2 入混 g腿長度。解：先計算旋風壓降：分別由(41)、(42)式計算?！鱌i=(U12/2)(Kp入混+3.4pg)由阻力系數(shù)表查得： u1=19.15m/s時，K=1.72△p=(19.152/2)(1.72X5+3.4X0.71)=2020Pa=2.02KPa△p2=^p+(u22/2)(6.7pg)=2020+(19.92/2)(6.7X0.71)=2961.9Pa=2.96KPa一般認為分布器影響區(qū)高度為0.5~0.6m，故H2=6.0-0.6=5.4m由(44)式Z=[△p+Hpg+H(p-p).g+△p]/(g.p)--1 1 1稀 2 密1 防 1Hpg=3X(5X10)X9.8+(8.5-3)(5X1.5)X9.8=1874.2Pa1稀取p=350kg/m3,p=480kg/m3, △p12防Z1=[2020+1874.2+5.4X(300-350)X9.8]/(350X9.8)=0.36m所以一級料腿長度應(yīng)〉Z]+H2+1=0.36+5.4+1=6.76m，因一級入口中心線至灰斗底的距離3.9m,所以靜空高度〉Z]+l+3.9=0.36+l+3.9=5.26米。原設(shè)計靜空高度為8.5米，故能滿足壓力平衡要求。由（45）式：Z2=[^Pi,2+H1P稀g+H3（P密-P2）?g+0閥]/（g.P2）取H3=1m Ap閥=0.0035kg/cm2=343PaZ2=[2961.9+1874.2+1X（300-480）X9.8+343/（480X9.8）=0.73m二級料腿長度應(yīng)〉Z2+H]+1,即〉2.73m,二級入口中心線至灰斗的距離約3.5m，所以靜空高度應(yīng)〉Z2+1+3.5=5.23m。原設(shè)計靜空高度8.5m，能滿足二級旋分器對壓力平衡的要求。三、壓力平衡的設(shè)計計算實例：再生器稀相平均密度實例結(jié)果：U20.4850.4850.4910.5010.5080.531(1-ah)h0.3960.3740.3370.3950.3940.461P稀63.367.679.488.36523.9W,(T)總62.260.667.375.763.838.3U20.4850.4850.4910.5010.5080.531(1-a )Wh 總24.6322.6622.6829.925.117.66P稀63.367.679.488.36523.9例4：.某12萬噸/年提升管催化裂化裝置的工藝設(shè)計計算的部分結(jié)果見下表。提升管總進料量，32噸/時再生斜管內(nèi)徑，0.3米預(yù)提升蒸汽量，600kg/h提升管入口線速，4.5米/秒催化劑循環(huán)量，150噸/時提升管出口線速，8.0米/秒帶入提升管煙氣量，150kg/h預(yù)提升線速，1.6米/秒再生器頂壓，121.63kPa（表）提升管入口油氣流率，3170m3/h沉降器頂壓，109.86kPa（表）提升管出口油氣流率，5650m3/h提升管內(nèi)徑，0.5米預(yù)提升段氣體流率，1132m3/h計算該裝置的壓力平衡：解：再生劑線路壓力平衡的計算：解：①參考有關(guān)裝置的生產(chǎn)經(jīng)驗，作出兩器的立面布置圖，并選定某些密度數(shù)值（或選用有關(guān)關(guān)聯(lián)式，根據(jù)工藝條件計算求得）。見圖8按埃索準則選取再生劑進入提升管的入口處為壓力平衡最低點。推動力計算：1()▽280(2、▽4880V363O沉降器TOOJ7352551()▽280(2、▽4880V363O沉降器TOOJ735255109.9kPa〈表)P28446/?=121.6kPa(表)V16770V15759提升管\圖8兩器立面圖i＞再生器頂部壓力P2.P=121.63+103.3=224.93KPa2ii＞再生器稀相靜壓厶P].P]=p△h.g=15X(28.446T6.77)X9.8=1716.37Pa=1.716KPaiii＞淹流管以上密相床層靜壓△P2.P2=p△h.g=250X(16.77T5.759)X9.8=2476.95Pa=2.477KPaiv＞再生滑閥以上淹流管及斜管靜壓△P3.P3=p△h.g=300X(15.759-4.88)X9.8=31984.26Pa=32.0KPav＞調(diào)節(jié)滑閥以下斜管靜壓厶P4.P4=p△h.g=200X(4.88-3.63)X9.8=2450Pa=2.45KPa推動力合計=224.93+1.716+2.477+32.0+2.45=263.57KPa阻力計算：i＞沉降器頂部壓力P1.P1=109.86+103.3=213.16KPaii＞沉降器稀相靜壓厶P5.△P5=p.△h.g=10X(35.252-28)X9.8=710.7Pa=0.71KPaiii＞提升管進料口以上靜壓厶P66U=(U-U)/[ln(U/U)]=(8.0-4.5)/[ln(8.0/4.5)=6.08m/sg出入出入Gs=150/(3.6X0.785X0.52)=212.3kg/m2.s由(25)式：p"G/U=212.3/6.08=34.92kg/m3視sg由(30)式：△P=△h(1.5p)g=(28-4.9)X(1.5X34.92)X9.86視=11857.8Pa=11.86KPaiv＞預(yù)提升段靜壓△P7.p心G/U=212.3/1.6=132.7kg/m3視s預(yù)由(30)式：△P7=Ah(1.5p視)g=(4.9-3.63)X(1.5X132.7)X9.8=2477.4Pa=2.48KPav＞再生斜管摩擦阻力△Pf1.在計算再生斜管靜壓△P3和△P4時，所選用的密度是由實測總壓降而計算出的密度屬于視密度，因此在厶P3和△P4中實際上已包含了再生斜管的摩擦阻力?；蛘哒f，前面計算的△P3和厶P4應(yīng)當是再生斜管的蓄壓。vi＞提升管直管段摩擦阻力4Pf2由(27)式 △P=77.4x10-4X(△hp U2/D)f2 視gt=77.4x10-4X[(28-4.9)X34.92X6.082/0.5]=461.6Pa=0.461KPavii＞預(yù)提升段摩擦壓降△Pf3△Pf3=77.4x10-4X[(4.9-3.61)X132.7X1.62/0.5]=6.78Pa=0.0068KPaviii＞由于加速催化劑、出口傘帽處轉(zhuǎn)向及出口損失引起的壓降△P8由(32)式 △P=N(U2p/2)=(1+1.25X2+1)X(6.082X34.92/2)8g視=2904.5Pa=2.90KPaviiii＞再生滑閥壓降△P「閥總阻力合計=P+Z△P.+Z△P+AP=231.58+AP1 i fi 閥 閥⑤由推動力=阻力求算所需△P閥閥△P=263.57-231.58=32.0KPa閥一般要求滑閥的壓降在20?40KPa左右，因此計算結(jié)果是合適的。四、再反差壓操作區(qū)。(參見圖8)1、再生劑輸送線壓力平衡按：推動力=阻力有：P+Z△P,.=P+Z△P,.+Z△P+△P再 si沉 si f,s1 再閥整理得：(P -P ) _= (Z△ P,.+Z△ Pf+△P )-Z△ P,. (47)再沉再輸 si f,s 再閥 si式中(P再-P沉)再輸 再生劑輸送線路的再反差壓，Kpa屬推動力。再 沉再輸Z△P,. 再生器及再生劑斜管的總靜壓，Kpa，推動力。siZ△P,. 提升管一沉將管靜壓總和，Kpa，阻力。siZ△Pf, 再輸線上顆粒流動的總摩擦阻力，Kpa，阻力。f,s1△P再閥 再生滑閥壓降，Kpa，阻力。再閥式(47)表明(P再-P沉)再輸在再生劑輸送線壓力平衡中屬推動力項，故(47)再 沉再輸式稱為推動力方程。在實際操作中萬一出現(xiàn)(P再-P沉)宀際〈(P再-P沉)再輸?shù)那闆r，再 沉實際 再 沉再輸將發(fā)生油氣反竄到再生系統(tǒng)的安全事故。故(47)式求得的(P再-P沉)再輸為安全再 沉再輸生產(chǎn)許可的最低再反差壓，該方程顧名思義叫再反差壓安全操作的最低極限方程。2、待生劑輸送線壓力平衡：同樣按壓力平衡原則有：P+Z△P,.=P+Z△P+Z△P+△P沉 si 再 s，i f,s2 待閥整理后得：(P-P) =Z△P,-(Z△P,+Z△P+△P) (48)再 沉待輸 si si f,s2 待閥式中：(P再-P沉)待輸 待輸線的再反差壓，阻力，KPa。再 沉待輸P,. 沉降器系統(tǒng)總靜壓，推動力，KPa。siP,. 再生器下總靜壓，阻力，KPa。iZAPf2 待輸線路摩擦阻力之和，阻力，KPa。f,2AP待閥——————待生滑閥壓降，阻力，KPa。待閥同理，（P再-P沉）待輸在待生劑輸送線壓力平衡中屬阻力項，故稱阻力方程。且為再再沉待輸反差壓許可的最大操作值，因而又稱再反差壓安全操作之最大極限方程。催化裂化裝置運轉(zhuǎn)時采用的給定再反差壓（P再-P沉）設(shè)計必須介于上述兩極限間，再沉設(shè)計即：TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"（P-P）＜（P-P） ＜（P-P） （49）再沉再輸 再沉設(shè)計 再沉待輸（P再-P沉）設(shè)計的最優(yōu)操作余量應(yīng)是：再沉設(shè)計A （P -P ） =1/2[A（P -P ） +A （P -P ）]再沉最優(yōu) 再沉再輸 再沉待輸實際操作值A(chǔ) （P -P ） =（P -P ） +A （P -P ） （50）再沉實際 再沉再輸 再沉最優(yōu)簡單步驟由壓力平衡設(shè)計計算可確定AP再閥、AP待閥的設(shè)計值及（P再-P沉）設(shè)計值。再閥 待閥 再沉設(shè)計由（47）式，在維持阻力項不變的條件下，改變推動力項中的平均密度p皿得出p?（P再-P沉）待輸之間的對應(yīng)關(guān)系。m 再沉待輸由（48）式，同樣維持阻力項不變的條件下，改變推動力項中的平均密度pm得出p?（P再-P沉）待輸之間的對應(yīng)關(guān)系。m 再沉待輸做出設(shè)計條件下的操作區(qū)曲線見圖9。3)圖9反再系統(tǒng)安全操作區(qū)示意圖兩根輸送線上，構(gòu)成各自推動力的設(shè)計值平均密度分別定義為P1(再輸)和P2(待輸線)，它們與通過0點且平行于橫坐標的直線的交點分別稱為再輸線操作點和待輸線操作點，如圖9中的A和B。操作點與其相應(yīng)的操作線之間的距離，稱為該操作線的操作余量，如圖9中的AC及BD，操作余量為該操作點許可的最大波幅，操作波動超過此值即發(fā)生安全事故。再反差壓(P再-P沉)的操作調(diào)整。(最佳操作點)再沉為確保裝置操作波動中少發(fā)生安全事故，再反差壓的給定值應(yīng)按(50)式調(diào)整。(P-P) =1/2|AC+BD|再 沉最優(yōu) 1 1故再反差壓給定值可選在：(P-P) =(P-P)C+1/2|AC+BD|再 沉實際 再 沉 點 1 1相當于圖中的M點。其操作點分別為A，B，操作余量分別為AC和BD。2222在實際生產(chǎn)操作中，如厶P再閥和△P待閥需要調(diào)整，或由于工藝需要改變循環(huán)量造成再閥 待閥△P再閥和△P待閥發(fā)生變化，則應(yīng)重新做出兩根操作線的圖形，再確定最佳操作點。再閥 待閥

五、實際生產(chǎn)裝置壓力平衡核算1、由生產(chǎn)標定數(shù)據(jù)確定密相床高度?；驹硪娪捎谏a(chǎn)裝置沿軸向的測點較少，因此密相床高只能進行估算圖—10。基本原理見按照文獻［18］的原理有：H/△h=(△P+△P+△P)/△Pf11231H=(△P+△P+△P)?△h仏P,f12311△h,△△h,△Pc22△h3, △P3△h,△P,11圖10密相床高的估算圖2圖10密相床高的估算圖2、由各處壓降數(shù)據(jù)計算相應(yīng)位置的視密度。p=△P./(△h.g) 視ii式中、△P. Pa, p kg/m3.視△h————m， g—————9.8m/s2I3、 作出反再系統(tǒng)流程及相應(yīng)標高示意圖。4、 將第2步計算出的視密度值標注在示意圖的相應(yīng)位置上。5、分再生劑輸送線路和待生劑輸送線路計算壓力平衡。(51)例：某催化裂化裝置各處視密度及結(jié)構(gòu)尺寸見圖11。試核算其壓力平衡：測點間距（mm）測點間距（mm）1—216009-1019002—3322011—1219503—41178012-13129504—5450013—1420005—6240014-1520006—7867016-1783107—8420019-205700測點間距（mm）測點間距（mm）20-211250022-23200023-24460424-25470025-26200027-28990028-29100029-30300030-31118033-34995034-3515000

u5Z1?IT16V△P.=0.00847MPaPl毛166p=2.4一^=76&p趣9p=260P=263u5Z1?IT16V△P.=0.00847MPaPl毛166p=2.4一^=76&p趣9p=260P=263P=407P-42S△P=(.005P=2?P-164P=S)2PM-106p電1P=15.S△P=0.0063解：一、待生線路1、推動力沉降器頂壓，P0=O.1O6+O.1O3=O.2O9Mpa沉降器靜壓，△P,=(Ah+△h)X3.1X9.8+AhX15.8X9.8TOC\o"1-5"\h\zs1 1-2 2-3 3-4=(1.6+3.22)X3.1X9.8+11.78X15.8X9.8=1970.5Pa"0.0020MPa汽提段靜壓，△PO=AhX795X9.8+AhX344X9.8s2 4-5 5-6=4.5X795X9.8+2.4X344X9.8=43150.4Pa"0.043MPa待生立管靜壓，△Po=AhX755X9.8+AhX485X9.8s3 6-7 7-8=8.67X755X9.8+4.2X485X9.8=84111.93Pa"0.084MPa合計：工P推=0.338MPa2、阻力一再頂壓.P]=0.166+0.103=0.269MPa稀相靜壓.△P’=△h X2.4X9.8+AhX23.9X9.8TOC\o"1-5"\h\zs1 11-12 12-13=1.95X2.4X9.8+12.95X23.9X9.8=3079.0Pa"0.0031MPa密相靜壓.△PO=Ah X260X9.8+AhX407X9.8s2 13-14 14-15=2.0X260X9.8+2.0X407X9.8=13073.2Pa"0.0131MPa套筒內(nèi)外差壓.△Po=AhX(919-407)X9.8s3 9-10=1.9X(919-407)X9.8=9533.4Pa"0.00095MPa待塞壓降. △P待塞待塞合計： ￡P(guān)=0.2947+4P阻 待塞由 推動力=阻力 可求得：4P=0.0433MPa待塞二、半再生線路1、推動力一再頂壓P1=0.269MPa稀相靜壓4P=0.0031MPas1密相靜壓4Ps2=0.0131MPas2④半再立管靜壓△P3=(Ah+1)X346X9.8(假定半再立管入口到測點s3 16-17=(8.31+1)X346X9.8 16的間距為1米)=31568.3Pa"0.0316MPa合計：P=0.3168MPa推2、阻力二再頂壓 P2=0.140+0.103=0.243MPa稀相靜壓 △P’=(△h +△h )X2.2X9.8TOC\o"