1、催化裂化压力平衡设计及计算为了使流化催化裂化装置中的催化剂和气体按照预定方向作稳定流动，不出现倒流、架桥、串气等现象，保持各设备之间的压力平衡是十分重要的。通过压力平衡的计算可以确定两器的相对位置，并确定在各种不同处理量条件下两器顶部应采取的压力，而两器顶部压力的变化，又会引起藏量、循环量的变化。同高并列式装置两器的顶部保持着大致相同的压力，两根型管很象两根连通管，在型管的一端施加压力时，催化剂就会从另一端流出。同样，型管一端的压力降低时，催化剂就可由这根型管的另一端压过来，使型管的一条腿为重腿，一条为轻腿时就可以达到这一目的。高低并列式装置的两器保持着较大的压差，再生催化剂斜管相当于同高并列
2、式装置型管的重腿，提升管则相当于型管的轻腿。改变两类装置两器压差都可以改变藏量和循环量。但对于高低并列式装置来说，改变藏量和循环量主要是靠改变待生斜管上滑阀的开度来调节的。目前，国内催化装置绝大部分属于立管一提升管输送系统。有的还包括斜管、快速床输送系统，含有 Y 型、半型及直角弯头，粗旋分、弹射分离、三叶型快分等组件。使压力平衡的设计计算更复杂化。一埃索压力平衡设计准则 1埃索设计准则可归纳为；(1) 将 FCC 装置反应器一再生器压力平衡系统分别按再生剂输送线及待生剂输送线两条独立线路的压力平衡来计算。(2) 在再生剂(或待生剂)输送线上，以线路标高取低点为基准，按催化剂流动方或划分该线路
3、的上、下游。上游的压力及静压头总和为催化剂流动的推动力，下游的压力、静压头及滑阀压降之总和为催化剂流动的阻力。(3) 维持催化剂平衡循环流动的条件为：推动力=阻力。对图 1 所示的装置，两条输送线上的推动力项及阻力项分别为:再生剂输送线 待生剂输送线再生器顶压 沉降器顶压 再生器稀相静压 沉降器稀相静压二密相静压头 汽提段静压头推 动 力 再生立管静压头 待生剂斜管静压沉降器顶压 再生器顶压沉降器稀相静压 再生器稀相静压提升管粗旋压降 稀相管粗旋压降提升管总压降 稀相管压降预提升段静压头 烧焦罐静压阻力再生滑阀压降 待生滑阀压降再生器沉降器提升管烧焦罐图 1 催化裂化反再系统结构示意图二、与压
4、力平衡计算有关的流态化知识1、流化床的整体特性（再生器部分）沿整个流化床高度可分为四个区，即分布器作用区密相区弹溅区湍流扩散区，见图 2。也可以把弹溅区和湍流扩散区合并为稀相区。稀相区密相区 分布器区 图 2 流化床的整体特性示意图密相区 弹溅区 湍流扩散区0 Hf Zc TDH图 3 流化床沿轴向密度及分布曲线示意图。（1）分布器区高度及压降的计算：hjd 0141.85 pdp ( gdo)0.273 g 0do/ -0.654 02/(gd0)0.408 (1)式中: d o喷嘴内径。 p催化剂颗粒密度，kg/ 3 g气体密度，kg/ 3 o喷嘴气速，/shj分布器区高度 ， P d 9
5、9.90 o -1.037( o2 g /2) (2)P d 分布器压降 ，P a (2) 密相区密度及床高的计算 B= p（1-） (3)0.309（ 1 / t） 0.136(Ho /D1)-0.280(Hf /D1)o.171+0.313 (小比重为 0.25) (4)Hf / ( h Ho)= -0.252 1+2.551 (5) h =0.797( 1 / t)-o.375(Ho /D1)-0.298+0.298 (6)其中 ： 1密相表现气速 /s t t=g（ p- g ）dp 2（18） 终端速度HoHo= W /（ At1 BT） 起始装料高度，W流化床总藏量， kgAt1密
6、相有效截面积， 2 BT催化剂充气密度， kg/ 3 754 kg/ 3 （小比重平衡剂） BT （参考数）903 kg/ 3 （大比重剂）D1密相直径， h密相藏量与总藏量之比。(3) 弹溅区高度的计算Zc=8.2110-2 D10.104 Rep10.536( p- g)/ g0.32 (7)Rep 1= dp 1 g/dp平均粒径， 气体粘度， P a.s(4) 稀相区计算TDH/ dp =5.385(D 2/dp)0346( p- g)/ g-0.393 Rep20.535+0.443104 (8)D 2稀相段直径， Rep2 dp 2 g/ 2稀相表观气速 稀 175.85 2162
7、86 (小比重剂) (兰炼) (9)或 稀 139.89 2259 (小比重剂) (江南练厂)2对重油催化裂化装置一再、二再密相密度及床高的简单计算方法此方法属于标定结果法。（1）一再： B1 8177.4 1- 024p B1 +161.1 (kg/ 3) (10)p B1一再藏量总差压、 Pa对 80 万吨/年装置可由图 4 查得。（2）二再： B210151.8 3- 024p B2 +122.9 (kg/ 3) (11) 3二再密相表观气速 /s p B2二再藏量总差压， pa， 由图 4 查得。W 1P B1W（T ）60W2P B240201.0 1.8 2.6 3.410-2P
8、B（Pa）图 4 80 万吨/年重油催化裂化装置藏量与藏量总差压关联（以大比重剂为主）（3）一再和二再床高的计算先由图 5、图 6 分别查出 Hf/ Ho 值然后由藏量及充气密度算出 Ho 值。Hf1/ Ho11.81.41.00.60.6 0.7 0.8 0.9 1.0 1(/s)图 5 一再床高与气速的关联曲线其中 Ho1= W1 /（A t1 BT） ， H o2= W2/（A t3 BT）W1 一再总藏量 W2 二再总藏量At1 、A t3 分别为一再、二再密相有效截面积。1.8Hf2/ Ho21.41.00.60.18 0.26 0.34 0.42 3(/s)图 6 二再床高比与气速
9、的关联曲线例 1： 已知：一再藏量 W1=3010 3kg 有效截面积 At1=15.9 2 充气密度 BT =903kg/ 3 1=1.0 /s求：H f1=？解：由 Ho1= W1 /（ BTAt1）=3010 3/（90315.9）2.08 ()由 1=1.0/s 查图 5 可得 Hf1/ Ho11.38Hf1=1.38 Ho1=1.382.08=2.87 3 烧焦罐密度的计算方法： 烧 =0.896 4-1.1355h 0. 2722 Gs 烧 1.5335 -(12) 4烧焦罐表观气速，/sGs 烧 烧焦罐循环强度，kg/ 2sh沿烧焦罐轴向高度， 烧 =1.231 4-1.1355
10、Gs 烧 1.5335H-0。272 -(13) 过渡 =1.55 4-0. 0976 Gs 烧 1.179 -(14) 稀相管 =0.956 5 1348 Gs 稀相管 1.2309 -(16) 5稀相管线速，/sGs 稀相管 稀相管循环强度， kg/ 2s（12）（16）式适用于小比重催化剂。对大比重剂可按下式计算： 烧 =1.923 4-0. 915h -0. 347Gs 烧 1.362 -(17) 烧 =2.945 4-0. 915Gs 烧 1.362H-0.347 -(18)4提升管总压降提升管的流动特性属于快速床和输送床的范畴，主要参考文献有：Leng 2，Kato 3，Wiera
11、 4，Capes 5，Khan 6，Ster erding 7，Knii 8，Kowton9， Jones10，金涌 11，李松年 12，杨贵林 13，卢春喜 14，王勤获 15等1）提升管总压降P T P A +P s+P f -（19）P T 提升管总压降，p a P A 粒子加速产生的压降，p a P s 提升管静压，p a P f气固混合物与管壁摩擦产生之压降， p a Richards 和 Wiera 分析了 2000 多个数据后，提出一个经验关联式。现推荐如下：P T g（ 1+ Gs 提 / Gg） g2+ gL（1+ Gs 提 /Gg） （1+17.5 Dt /L） -(20)
12、 式中： （P a） g提升管内混合气体密度，kg/ 3Gs 提 提升管内催化剂循环强度，kg/ 2sGg混合气体质量流率， kg/ 2s g 混合气体表观气速， /sL 提升管长度，Dt管径，各分项的计算：2）提升管静压 P s p（1-）gLgL -（21） 的计算，Knio Kato 建议用下式预测：/（1-）230（ g- t）/ t1. 5 Gs 提 -1D-0.4 t1. 8 -(22)式中：提升管空隙率。 g混合气体表观气速=（ 出 - 入 ）/ ln （ 出 / 入 ） /s t 颗粒群终端速度， /s（22）式的实验范围为：0.7 （P A +P f） ，当近似计算时可按 提
13、 P T/ Lg 求算提升管的平均密度。3）颗粒加速之压降P A 埃索公司准则（四）法：P A 视 g 2/2 (Pa) -(24) 视 不考虑滑落时的固体平均密度，kg/ 3 视 （G s 提 +Gg）A t/（V s+ Vg）G s 提 At/ Vg Gs 提 / g -(25) Zenz 法：P A G s 提 . g (Pa) - -(26)4）提升管内摩擦阻力P f1 (直管段)摩阻为气体与固体对管壁相对运动产生的剪切力的总和。 埃索准则（四）法：P f17910 -5L 视 g2 /Dt (H 2O)77.410 -4L 视 g2 / Dt ( Pa) -(27)式中. Dt提升管
14、内径， （）L 提升管长度， （） Zenz 法：P f12f(L/ D t)( g g 2) (1+ Gs 提 / ( g g) (Pa) -(28)式中：f范宁摩擦系数.由石油炼制工艺设计计算图表图 12-1 查得入(摩擦系数)，再由 f入/4 计算出 f 值。5）局部阻力计算P f2局部阻力相对提升管来说主要系指弯头处和出口处的压降。Knii 推荐P f22 fb T g 2+ T g 2/2 （P a） -（29）其中：f b为弯管阻力系数，可由下表确定：曲率半径/管径 2 4 6 7fb 0.375 0.188 0.125 0.095 T弯管处的气固平均密度，kg/ 3 T g 2/
15、2输送管出口处的压力降，为突涨损失。6）提升管静压P s 准则（四）P sL（1.5 视 ）g （P a） -（30） Zenz 法： P s( Gs 提 L/ p) g （P a） -（31） p 固体的平均速度， /s p = g - t7）加速阻力降+局部阻力降（P A+P f2）P A +P f2 = N g 2 视 /（2g）10 -4 （kg/ c 2）= N g 2 视 /2 （P a） -（32）N系数（加速催化剂， N=1，每次转向，N=1.25）（当不考虑局部阻力时，该式与埃索准则（四）式（24）一致）例 2：某催化裂化装置提升管垂直高度 L=23.25，下段直径 0.5，
16、上段直径 0.55， 提升管入口线速 g 入 7.11 /s，出口线速 g 出 12.67 /s ，提升管入口气体密度 g 入 =6.45 kg/ 3，出口气体密度 g 出 =2.9 kg/ 3， 混入 = 9.1510-6 Pa .s， 混出 =16.610-6 Pa.s。试计算：催化剂循环量为 134 吨/时时的提升管压力降。实测值p T 实 8.67 KPa ， 实测值没有包括局部阻力项。解：分别按准则（四）和 Zenz 法计算及 Richards 法计算：（1）按准则（四）法：1）计算平均表观气速： g （ g 出 - g 入 ）/ln（ g 出 / g 入 ）（12.67-7.11）
17、/ln (12.67/7.11)9.62 /s2) 计算平均视密度： 视 = Gs 提 / g 143/3.60.785(0.5+0.55) 2/4/9.6219.02 ( kg/ 3) 3) 由(30) 式计算提升管静压p s：P s L（1.5 视 ）.g 23.251.519.029.86503.4 P a=6.50 K Pa4) 由(27) 式计算直管摩擦阻力降P f1：P f 177.410 -4L 视 g2 /Dt =77.410-4(23.2519.029.622)/(0.5+0.55) / 2603.35 P a =0.60 K Pa5) 由(24) 式计算加速压降p a：P
18、A 视 g 2/2=19.029.622/2880.1 P a =0.88K PaP T p A p sp f1 (没包括局部阻力)P T 6.500.600.887.89 K Pa与实测值的相对误差=7.988.67/8.67100%8% (2) 按 Zenz 法计算：1) Gs 提 =134/3.60.785(0.50.55)/2 2 =182.97 kg/ 2s2) 计算终端速度 t：假定颗粒密度 p1247 kg/ 3，d p=6010-6 t=g（ p g ）dp 2（18） t 入 = g（ p g ）dp 2 （18 入 ）9.8(12476.45)(6010 -6) 2 /（1
19、89.1510 -6）0.266 /s t 出 =g（ p- g ）dp 2 （18 出 ）=9.8(1247-2.9)(6010-6) 2 /（1816.610 -6）0.147 /s t= ( t 入 + t 出 )/2=(0.2660.147)/2=0.207 /s3) 计算 p：提升管入口 p=0提升管出口 p=12.670.207=12.46 /s平均 p=6.23 /s4) 由(31)式计算静压 P s：P s ( Gs 提 L/ p）g182.9723.25/6.239.86691.8 Pa =6.69 K Pa5) 计算摩擦阻力由(28)式计算P f1：P f12f.(L/ D
20、 t) ( g g 2) (1+ Gs 提 / ( g g) g= ( g 入 g 出 )/2=（6.45+2.9）/2=4.675 kg/ 3( 入 出 )/2(9.1510 -616.610 -6)/212.8710 -6 PaSRe=Dt g g/0.525 9.624.675/12.8710 -61.83510 -6根据石油炼制工艺设计计算图表图 12-1 查得入=0.017 f=入/4=0.017/4=0.00425P f120.0042523.25/0.525(9.62 24.675) 1182.97/(9.624.675)825.4 P a 0.825 K P a6) 由(26)
21、式计算颗粒加速之压降P A：P A G s 提 g =182.979.62=1760.17 Pa 1.76 K P a7) 总压降P T P s+P f1+P A =6.69+0.825+1.76=9.275 K Pa与实测值的相对误差=|9.725-8.67|/8.67100%=7% (3) 由 Richards 公式直接计算P T， （20）式P T g（ 1+ Gs 提 / Gg） g2+ gL（1+ G s 提 /Gg） （1+17.5 Dt/L ） =4.6751+182.97/(4.6759.62)9.622+4.67523.251+182.97/(4.6759.62) (1+17
22、.5 0.525/23.25 )= 2192.8+1999.6=4192.4 Pa =4.192 K Pa 与实测值的相对误差=|4.1928.65|/8.67 100%=51.5% 说明：由上例计算可以看出，埃索准则（四）法与 Zenz 法的计算结果与实测值的相对误差均在 10%以内。是较为理想的计算式。而 Richards 的计算结果与实测值的偏差较大。提升管内实际密度的计算也可采用两种方法计算出的静压p s 由 实 =p s /Lg 来求得。用准则(四）和 Zenz 法计算出的 实 分别为 28.53 和 29.36kg/ 3。5立管及斜管流动压力降1）立管及斜管压降粘滞流动的压力降粘滞
23、流动时的压力降,主要是气体相对于固体的速度造成的,因为气固之间的摩擦阻力远大于气体对管壁的摩擦阻力,管线上两点间的压降力用厄贡(Ergn)方程式计算为： P =150L （1- ） 2 / 3| |/ g(sd p)2+1.75L(1- ）/ 3 g () 2/ （gs d p）流化催化裂化催化剂 s1，上式可简化为： P =150L （1- ） 2 / 3| |/ （gd p2）+1.75L(1- ）/ 3 g () 2/（ g dp）-（33）式中：气体相对于固体的速度（ g/- p） ，/ s气体粘度，P a .s 固定床空隙率。 g气速，/ s粘滞流动是一种不希望的流动形式，很容易转化
24、为架桥。据文献介绍对 FCC 催化剂在直径12.7的垂直立管下流，粘滞流时最大流量为 12kg/h，而松动流时 为 450kg/h。而由粘滞流动时所测得的总压降值仅是气体相对固体的速度造成的，远小的立管静压。此时若用测得的压降来计算出的密度是属于一个“虚值” ，并非真正的密度值。松动流时的压力降松动流时的压力降包括两项内容，一项为静压，一项为摩擦损失，低点 1 和高点 2 之间的压力降为： P1 2P1-P2=g（h 2-h1） P 摩擦 -（34） 当管线与水平成 角时为：P1- P2=（h 2-h1）sinP 摩 -（35） 气体向上流动时P 摩 为“+”值，气体向下流动时P 摩 为 “-
25、”值。P 摩 的计算： Leng 16、17 提出的计算式P 摩 G s 立 2/+2f s Gs 立 2（L/ D t）/， （Pa）-（36） P 2 1式中： Gs 立 立管的质量流率。kg/ 2s 立管的平均密度。kg/ 3fs 固体摩擦系数，一般 f s 0.003立管中密度一般为 500600 kg/ 3，斜管中密度一般为 500550 kg/ 3。在密相输送中静压头远大于摩擦损失，在粗略地计算密相输送压力降时，摩擦损失可以忽略不计。2）水平管流动的压降Knii 和 Levenspiel 给出如下关联式：P f0.537 s0.45.Lg /( D t/ dp) 0.25 -(37
26、)P fg/ cs 2 s颗粒表观气速，c./sL水平管长度，c管内平均密度，g/ c 3Dt管径，cdp颗粒平均粒径，c dp1/（x i/ dpi）6滑阀压降： 石油炼制工程给出：P f 阀 7.6510 -7Ws 2/（ 混 A 2 ） kg/ c 2 -(38)式中：W s催化剂循环量， 吨/ 时； 混 气固混合物的密度，kg/ 3A阀孔流通面积， 2 催化裂化工艺设计P f1 阀 3.9610 -5Ws 2/（C s2 混 A 2 ） kg/ c 2 -(39)其中：A c 2Ws kg/h 混 kg/ 3Cs 为流量系数，一般取 0.72Cs与滑阀开度有关，只有在滑阀开度接近 25
27、% 时，C s值才接近 0.72。不同滑阀开度对应的 Cs曲线请查阅催化裂化工艺设计P 270图 101。 Leng 推荐的公式，比较符合工业情况：P s 阀 G s2（A t/ A） 2/2CD2 p(1- 0） -（40）式中：P s 阀 Pa Gs 立管的固体流率，kg/ 2.sAt立管横截面积， 2A滑阀实际流通面积， 2 p颗粒密度，kg/ 3 0初始流化空隙率或阀口上方空隙率。CD阀泄料系数。CD 的选择与 0有关。Leng 和 Jones 推荐，如阀口上方的空隙率接近或等于 f ，C D 可选 0.72；如阀口上方空隙率搞不清楚（40）式中的 f 改用立管的平均空隙率 sp，则
28、CD 可选 0.89。一般的选用原则可参考： 0 f 时，选 CD0.50.72 0 sp时，选 CD0.650.98 此时 p (1- sp) 立管7旋风分离器的压力降：准则（四）的计算式：对只有一级旋风分离器，压力降：p 1（ 12/2） （K 入混 +3.4 g）-（41）对二级串联旋风分离器总压降：p 1，2 p 1+（ 22/2） （6.7 g）-（42）对三级串联旋风分离器总压降：p 1，2.3 p 1.2+（ 32/2） （6.8 g）-（43）式中：p 1，p 1，2 ，p 1，2.3 -Pa 1， 2 ， 3 入口线速，/sg 9.8 /s 2 入混 一级入口气固混合物密度，
29、kg/ 3 g 油气或烟气密度，kg/ 3K阻力系数，随一级旋风入口速度而变： 1 15 18 20 23 25 27 30K 1.95 1.82 1.71 1.57 1.47 1.37 1.238旋风分离器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 7：P1 P3对一级料腿末端 P2出口处作压力平衡得： 稀 2入口压力稀相静压 H1 密相静压=料腿顶部压力 Z1 1 Z2料腿内料柱静压催化剂 H3通过防倒罐的压降 H2 图 7 旋风分离器系统压力平衡即：P1+ H1
30、稀 g+ H2 密 g P2+ (H2+ Z1) 1 g-P 防经推导得： Z1= P 1+H1 稀 g+ H2（ 密 - 1）. g +P 防 / (g. 1) -(44)同理对二级料腿作压力平衡，可得：Z2= p 1，2 +H1 稀 g+ H3（ 密 - 2）. g +p 阀 / (g. 2) -(45)P1+ H1 稀 g+ H3 密 g P3+ Z2 2 .g + H3 2g单位为 Pa故一级料腿的最小长度应当 Z1+ H2，为安全起见，在此基础上再增加 1 米。 式中的p 1、p 1、2 、分别由（41） 、 （42）式计算。 H 1TDH TDH 由（8）式计算 一级料腿埋入深度
31、H2 的选定应使料腿出口（在考虑膨胀后）到分布器的距离大于 hj（分布器区高度） 。h j 由（1）式计算 二级料腿埋入深度为 00.5或更大些，这就需要对密相床高 Hf 进行准确计算，尽可能避床面不稳定区。 料腿内密度可根据实测的生产数据选取或取： 1=350 kg/ 3， 2 =480 kg/ 3 翼阀压降可近似取 0.0035 kg/ c 2。 对一级料腿防倒锥的阻力可忽略。 计算出的（Z 1+ H2+1）的数值若大于（H 1+ H2） ，则应加高 H1 以保证料腿有足够的长度。 稀相平均密度可按下方法计算：对稀相段最下部的 3 米处 稀 =10恒定夹带量对 3 米以上至旋分器入口取 稀
32、 =1.5恒定夹带量恒定夹带量 =2.18( p- g) / g-1.337Fr21.27+1.98 -（46）例 2：已知某催化裂化装置再生器密相段内径为 5.03 米，稀相段内径为 6.0 米，密相床高度为 6 米,静空高度为 8.5 米，顶部压力 P1=78.5kPa ，密相密度 密 =300 kg/ 3，一旋入口线速 1=19.15/s, 二旋入口线速 2=19.9/s, 入混 =5 kg/ 3， g=0.71 kg/ 3。试用压力平衡计算确定料腿长度。解：先计算旋风压降：分别由（41） 、 （42）式计算。p 1= ( 12/2)(K 入混 +3.4 g)由阻力系数表查得： 1=19
33、.15/s 时, K=1.72p 1= (19.152/2)(1.725+3.40.71)=2020 Pa=2.02KPap 1,2=p 1+( 22/2)(6.7 g)=2020+(19.92/2)(6.70.71)=2961.9 Pa =2.96KPa一般认为分布器影响区高度为 0.50.6 ，故 H2 =6.0-0.6=5.4 由(44)式Z1= p 1+ H1 稀 g + H2（ 密 - 1）. g +p 防 / (g. 1)-H1 稀 g=3（510）9.8+(8.5-3 ) (51.5)9.8=1874.2 Pa取 1=350 kg/ 3， 2 =480 kg/ 3 ， p 防 0
34、Z1= 2020+1874.2+5.4(300-350)9.8/(3509.8)0.36 所以一级料腿长度应Z 1+ H2+1=0.36+5.4+1=6.76，因一级入口中心线至灰斗底的距离3.9，所以静空高度Z 1+1+3.9=0.36+1+3.9=5.26 米。原设计静空高度为 8.5 米，故能满足压力平衡要求。由（45）式：Z 2= p 1，2 +H1 稀 g+ H3（ 密 - 2）. g +p 阀 /( g. 2)取 H3=1 p 阀 0.0035 kg/c 2=343PaZ2= 2961.9+1874.2+1(300-480)9.8+343/(4809.8)0.73 二级料腿长度应Z
35、 2+ H1+1，即2.73，二级入口中心线至灰斗的距离约 3.5，所以静空高度应Z 2+1+3.5=5.23。原设计静空高度 8.5，能满足二级旋分器对压力平衡的要求。三、压力平衡的设计计算实例：再生器稀相平均密度实例结果：U2 0.485 0.485 0.491 0.501 0.508 0.531（1- h ） 0.396 0.374 0.337 0.395 0.394 0.461 稀 63.3 67.6 79.4 88.3 65 23.9W 总 （T） 62.2 60.6 67.3 75.7 63.8 38.3U2 0.485 0.485 0.491 0.501 0.508 0.531（
36、1- h ）W 总 24.63 22.66 22.68 29.9 25.1 17.66 稀 63.3 67.6 79.4 88.3 65 23.9例 4：.某 12 万吨/年提升管催化裂化装置的工艺设计计算的部分结果见下表。提升管总进料量，32 吨/时 再生斜管内径，0.3 米预提升蒸汽量，600kg/h 提升管入口线速，4.5 米/秒催化剂循环量，150 吨/时 提升管出口线速，8.0 米/秒带入提升管烟气量，150kg/h 预提升线速， 1.6 米/秒 再生器顶压，121.63 kPa(表） 提升管入口油气流率，3170 3/h沉降器顶压，109.86 kPa(表） 提升管出口油气流率，5
37、650 3/h提升管内径，0.5 米 预提升段气体流率，1132 3/h计算该装置的压力平衡：解：再生剂线路压力平衡的计算：解：参考有关装置的生产经验，作出两器的立面布置图，并选定某些密度数值（或选用有关关联式，根据工艺条件计算求得） 。见图 8按埃索准则选取再生剂进入提升管的入口处为压力平衡最低点。推动力计算： 图 8 两器立面图i再生器顶部压力 P2.P2=121.63+103.3=224.93KPaii再生器稀相静压 P 1.P 1=h.g15(28.446-16.77)9.81716.37Pa1.716KPa iii淹流管以上密相床层静压 P 2.P 2=h.g250(16.77-15
38、.759)9.82476.95Pa2.477KPai v再生滑阀以上淹流管及斜管静压 P 3. P 3=h.g300(15.759-4.88)9.831984.26Pa32.0KPav调节滑阀以下斜管静压 P 4.P 4=h.g200(4.88-3.63)9.82450Pa2.45 KPa推动力合计224.93+1.716+2.477+32.0+2.45263.57 KPa阻力计算：i 沉降器顶部压力 P1.P1=109.86+103.3=213.16KPaii沉降器稀相静压 P 5.P 5=.h.g10(35.252-28)9.8710.7Pa0.71KPa iii提升管进料口以上静压 P
39、6Ug = ( U 出 U 入 ) / ln(U 出 / U 入 )=(8.04.5)/ln(8.0/4.5)6.08 /sGs=150/(3.60.7850.52)=212.3 kg/ 2.s由(25)式： 视 G s/ Ug =212.3/6.08=34.92 kg/ 3由（30）式：P 6=h（1.5 视 ）g（28-4.9） (1.534.92)9.811857.8Pa11.86 KPa iv预提升段静压 P 7. 视 G s/ U 预 =212.3/1.6=132.7 kg/ 3由（30）式：P 7=h（1.5 视 ）g（4.9-3.63） (1.5132.7)9.82477.4 P
40、a2.48 KPa v再生斜管摩擦阻力 P f1.在计算再生斜管静压 P 3 和 P 4 时，所选用的密度是由实测总压降而计算出的密度属于视密度，因此在 P 3 和 P 4 中实际上已包含了再生斜管的摩擦阻力。或者说，前面计算的 P 3 和 P 4 应当是再生斜管的蓄压。vi提升管直管段摩擦阻力 Pf2由(27)式 P f2 =77.410 -4 (h 视 Ug2/Dt)=77.410 -4（28-4.9）34.926.08 2/0.5=461.6 Pa0.461 KPavii预提升段摩擦压降 P f3P f3=77.410 -4（4.9-3.61）132.71.6 2/0.5=6.78 Pa0.0068 KPaviii由于加速催化剂、出口伞帽处转向及出口损失引起的压降 P 8由（32）式 P 8=N (Ug2 视 /2)（1+1.252+1）(6.08 234.92/2)=2904.5 Pa2.90 KPaviiii再生滑阀压降 P 阀总阻力合计= P 1+P i+P fi+P 阀 = 231.58+P 阀由推动力=阻力求算所需 P 阀P 阀 =263.57-231.5832
