催化裂化两器内的压力平衡计算1.docx
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催化裂化两器内的压力平衡计算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U型管很象两根连通管,在U型管的一端施加压力时,催化剂就会从另一端流出。
同样,U型管一端的压力降低时,催化剂就可由这根U型管的另一端压过来,使U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式装置U型管的重腿,提升管则相当于U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U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
推动力
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
再生立管静压头
待生剂斜管静压
阻
力
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
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。
TDH
稀相区
Zc
密相区Hf
分布器区 hj
图2流化床的整体特性示意图
ρ
密
相
区弹
溅
区湍流扩散区
0HfZcTDH
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:
hj/d0=141.85[ρpdp/(ρgdo)]0.273[ρgu0do/μ]-0.654[u02/(gd0)]0.408
(1)
式中:
do—喷嘴内径。
M
ρp—催化剂颗粒密度,kg/m3
ρg—气体密度,kg/m3
uo—喷嘴气速,m/s
hj—分布器区高度,m
△Pd=99.90uo-1.037(uo2ρg/2)
(2)
△Pd—分布器压降,Pa
(2)密相区密度及床高的计算
ρB=ρp(1-ε)(3)
ε=0.309(u1/ut)0.136(Ho/D1)-0.280(Hf/D1)o.171+0.313(小比重为0.25)(4)
Hf/(αhHo)=-0.252U1+2.551(5)
αh=0.797(u1/ut)-o.375(Ho/D1)-0.298+0.298(6)
其中:
u1———密相表现气速m/s
ut———ut=[g(ρp-ρg)dp2]/(18μ)终端速度
Ho———Ho=W/(At1ρBT)起始装料高度,m
W———流化床总藏量,kg
At1———密相有效截面积,m2
ρBT———催化剂充气密度,kg/m3
754kg/m3(小比重平衡剂)
ρBT={(参考数)
903kg/m3(大比重剂)
D1———密相直径,m
αh———密相藏量与总藏量之比。
(3)弹溅区高度的计算
Zc=8.21×10-2D10.104Rep10.536[(ρp-ρg)/ρg]0.32(7)
Rep1=dpu1ρg/μ
dp———平均粒径,m
μ———气体粘度,Pa.s
(4)稀相区计算
TDH/dp={5.385(D2/dp)0..346[(ρp-ρg)/ρg]-0.393Rep20.535+0.443}×104
(8)
D2———稀相段直径,m
Rep2=dpu2ρg/μ
u2———稀相表观气速
ρ稀=175.85u21..6286(小比重剂)(兰炼)(9)
或ρ稀=139.89u22..59(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:
ρB1=8177.4u1-0..24△pB1+161.1(kg/m3)(10)
△pB1———一再藏量总差压、MPa
对80万吨/年装置可由图4查得。
(2)二再:
ρB2=10151.8u3-0..24△pB2+122.9(kg/m3)(11)
u3————二再密相表观气速m/s
△pB2———二再藏量总差压,Mpa,由图4查得。
W1~△PB1
W(T)
60
W2~△PB2
40
20
1.01.82.63.4×10-2
△PB(MPa)
图480万吨/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/Ho1
1.8
1.4
1.0
0.6
0.60.70.80.91.0u1(m/s)
图5一再床高与气速的关联曲线
其中Ho1=W1/(At1ρBT),Ho2=W2/(At3ρBT)
W1——一再总藏量
W2——二再总藏量
At1、At3——分别为一再、二再密相有效截面积。
1.8
Hf2/Ho2
1.4
1.0
0.6
0.180.260.340.42
u3(m/s)
图6二再床高比与气速的关联曲线
例1:
已知:
一再藏量W1=30ⅹ103kg有效截面积At1=15.9m2
充气密度ρBT=903kg/m3u1=1.0m/s
求:
Hf1=?
解:
由Ho1=W1/(ρBTAt1)=30ⅹ103/(903ⅹ15.9)≈2.08(m)
由u1=1.0m/s查图5可得Hf1/Ho1≈1.38
Hf1=1.38Ho1=1.38ⅹ2.08=2.87m
3.烧焦罐密度的计算方法:
ρ烧=0.896u4-1.1355h–0.2722Gs烧1.5335------------(12)
u4————烧焦罐表观气速,m/s
Gs烧———烧焦罐循环强度,kg/m2·s
h———沿烧焦罐轴向高度,m
ρ烧=1.231u4-1.1355Gs烧1.5335H-0。
272-------------(13)
ρ过渡=1.55u4-0.0976Gs烧1.179-------------(14)
ρ稀相管=0.956u5–1..348Gs稀相管1.2309-------------(16)
u5————稀相管线速,m/s
Gs稀相管——稀相管循环强度,kg/m2·s
(12)—(16)式适用于小比重催化剂。
对大比重剂可按下式计算:
ρ烧=1.923u4-0.915h-0.347Gs烧1.362-------------(17)
ρ烧=2.945u4-0.915Gs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:
Leung[2],Kato[3],Wierma[4],Capes[5],Khan[6],Stermerding[7],Kunii[8],Kowton[9],Jones[10],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
△PT=△PA+△Ps+△Pf------------(19)
△PT———提升管总压降,pa
△PA———粒子加速产生的压降,pa
△Ps———提升管静压,pa
△Pf———气固混合物与管壁摩擦产生之压降,pa
Richards和Wierma分析了2000多个数据后,提出一个经验关联式。
现推荐如下:
△PT=ρg(1+Gs提/Gg)ug2+ρgL(1+Gs提/Gg)(1+17.5Dt/L)------------(20)
式中:
(Pa)
ρg————提升管内混合气体密度,kg/m3
Gs提————提升管内催化剂循环强度,kg/m2·s
Gg————混合气体质量流率,kg/m2·s
ug————混合气体表观气速,m/s
L————提升管长度,m
Dt————管径,m
各分项的计算:
2)提升管静压
ΔPs=ρp(1-ε)gL=ρgL----------(21)
ε的计算,KunioKato建议用下式预测:
ε/(1-ε)=230[(ug-ut)/ut]1.5Gs提-1D-0.4ut1.8-----------------(22)
式中:
ε———提升管空隙率。
ug———混合气体表观气速=(u出-u入)/ln(u出/u入)m/s
ut———颗粒群终端速度,m/s
(22)式的实验范围为:
0.7<ug<10m/s
0.1<ut<2.0m/s
0.5 0 0.03 使用(22)式求得ε时,要结合生产经验判断,以选择合理的ε值。 因此(22)式有一定的局限性。 较为符合实际的计算方法是在确定△PT、△PA、△Pf后再计算△Ps,然后由 △Ps=ρ提·L·g来计算ρ提 即: 由(19)式有△Ps=△PT-(△PA+△Pf) ∴ρ提=[△PT-(△PA+△Pf)]/(gL) 其中△PT由(20)式求得,重点解决△PA和△Pf的求算。 一般情况下△PT>>(△PA+△Pf),当近似计算时可按ρ提≈△PT/L·g求算提升管的平均密度。 3)颗粒加速之压降△PA ①埃索公司准则(四)法: △PA=ρ视ug2/2(Pa)---------------------(24) ρ视———不考虑滑落时的固体平均密度,kg/m3 ρ视=(Gs提+Gg)At/(Vs+Vg)≈Gs提At/Vg=Gs提/ug---------------------(25) ②Zenz法: △PA=Gs提.ug(Pa)---------------------(26) 4)提升管内摩擦阻力△Pf1(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。 ①埃索准则(四)法: △Pf1=79×10-5Lρ视ug2/Dt(mmH2O) =77.4×10-4Lρ视ug2/Dt(Pa)----------------(27) 式中.Dt———提升管内径,(m) L———提升管长度,(m) ②Zenz法: △Pf1=2f(L/Dt)(ρgug2)[(1+Gs提/(ugρg)](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△Pf2 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。 Kunii推荐 △Pf2=2fbρTug2+ρTug2/2(Pa)------------------(29) 其中: fb———为弯管阻力系数,可由下表确定: 曲率半径/管径 2467 fb 0.3750.1880.1250.095 ρT———弯管处的气固平均密度,kg/m3 ρTug2/2———输送管出口处的压力降,为突涨损失。 6)提升管静压△Ps ①准则(四)△Ps=L(1.5ρ视)·g(Pa)------------------(30)②Zenz法: △Ps=(Gs提L/up)·g(Pa)------------------(31) up———固体的平均速度,m/s up=ug-ut 7)加速阻力降+局部阻力降(△PA+△Pf2) △PA+△Pf2=N×ug2ρ视/(2g)×10-4(kg/cm2) =Nug2ρ视/2(Pa)------------------(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=23.25m,下段直径0.5m,上段直径0.55m,提升管入口线速Ug入=7.11m/s,出口线速Ug出=12.67m/s,提升管入口气体密度ρg入=6.45kg/m3,出口气体密度ρg出=2.9kg/m3,μ混入=9.15×10-6Pa.s, μ混出=16.6×10-6Pa.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△pT实=8.67KPa,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: Ug=(Ug出-Ug入)/ln(Ug出/Ug入) =(12.67-7.11)/ln(12.67/7.11)=9.62m/s 2)计算平均视密度: ρ视=Gs提/ug={143/[3.6×0.785(0.5+0.55)2/4]}/9.62=19.02(kg/m3) 3)由(30)式计算提升管静压△ps: △Ps=L(1.5ρ视).g=23.25×1.5×19.02×9.8=6503.4Pa=6.50KPa 4)由(27)式计算直管摩擦阻力降△Pf1: △Pf1=77.4×10-4Lρ视ug2/Dt=77.4×10-4×{(23.25×19.02×9.622)/ [(0.5+0.55)/2]}=603.35Pa=0.60KPa 5)由(24)式计算加速压降△pa: △PA=ρ视ug2/2=19.02×9.622/2=880.1Pa=0.88KPa △PT=△pA+△ps+△pf1(没包括局部阻力) △PT=6.50+0.60+0.88=7.89KPa 与实测值的相对误差=[∣7.98-8.67∣/8.67]×100%≈8% (2)按Zenz法计算: 1)Gs提=134/{3.6×0.785×[(0.5+0.55)/2]2}=182.97kg/m2·s 2)计算终端速度ut: 假定颗粒密度ρp=1247kg/m3,dp=60×10-6m ut=[g(ρp-ρg)dp2]/(18μ) ut入=[g(ρp-ρg)dp2]/(18μ入) =9.8×(1247-6.45)×(60×10-6)2/(18×9.15×10-6)=0.266m/s ut出=[g(ρp-ρg)dp2]/(18μ出) =9.8×(1247-2.9)×(60×10-6)2/(18×16.6×10-6)=0.147m/s ut=(ut入+ut出)/2=(0.266+0.147)/2=0.207m/s 3)计算up: 提升管入口up=0 提升管出口up=12.67-0.207=12.46m/s 平均up=6.23m/s 4)由(31)式计算静压△Ps: △Ps=(Gs提L/up)·g=182.97×23.25/6.23×9.8=6691.8Pa=6.69KPa 5)计算摩擦阻力 由(28)式计算△Pf1: △Pf1=2f.(L/Dt)(ρgug2)[(1+Gs提/(ugρg)] ρg=(ρg入+ρg出)/2=(6.45+2.9)/2=4.675kg/m3 μ=(μ入+μ出)/2=(9.15×10-6+16.6×10-6)/2=12.87×10-6Pa·S Re=DtUgρg/μ=0.525×9.62×4.675/12.87×10-6=1.835×10-6 根据《石油炼制工艺设计计算图表》图12-1查得 入=0.017f=入/4=0.017/4=0.00425 △Pf1=2×0.00425×23.25/0.525×(9.622×4.675)× [1+182.97/(9.62×4.675)]=825.4Pa=0.825KPa 6)由(26)式计算颗粒加速之压降△PA: △PA=Gs提·ug=182.97×9.62=1760.17Pa=1.76KPa 7)总压降△PT=△Ps+△Pf1+△PA=6.69+0.825+1.76=9.275KPa 与实测值的相对误差=|9.725-8.67|/8.67×100%=7% (3)由Richards公式直接计算△PT,(20)式 △PT=ρg(1+Gs提/Gg)ug2+ρgL(1+Gs提/Gg)(1+17.5Dt/L) =4.675[1+182.97/(4.675×9.62)]×9.622+4.675×23.25×[1+182.97/ (4.675×9.62)]×(1+17.50.525/23.25) =2192.8+1999.6=4192.4Pa=4.192KPa 与实测值的相对误差=|4.192-8.65|/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△ps由ρ实=△ps/L·g来求得。 用准则(四)和Zenz法计算出的ρ实分别为28.53和29.36kg/m3。 5.立管及斜管流动压力降 1)立管及斜管压降 ①粘滞流动的压力降 粘滞流动时的压力降,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 (Ergun)方程式计算为: △P=150L×(1-εm)2/εm3×μ|△U|/[g(фsdp)2] +1.75L(1-εm)/εm3×ρg(△U)2/(gфsdp) 流化催化裂化催化剂фs=1,上式可简化为: △P=150L×(1-εm)2/εm3×μ|△U|/(gdp2) +1.75L(1-εm)/εm3×ρg(△U)2/(gdp)-------(33) 式中: △U———气体相对于固体的速度(△U=Ug/ε-Up),m/s μ————气体粘度,Pa.s εm————固定床空隙率。 Ug————气速,m/s 粘滞流动是一种不希望的流动形式,很容易转化为架桥。 据文献介绍对FCC催化剂在直径12.7mm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。 ②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: P12 P1-P2=gρ(h2-h1)±△P摩擦-----(34) 当管线与水平成θ角时为: P1-P2=ρ(h2-h1)sinθ±△P摩-----(35) 气体向上流动时△P摩为“+”值, 气体向下流动时△P摩为“-”值。 △P摩的计算: Leung[16、17]提出的计算式 △P摩=Gs立2/ρ+2fsGs立2(L/Dt)/ρ,(Pa)---(36)P21 式中: Gs立————立管的质量流率。 kg/m2·sρ—————立管的平均密度。 kg/m3 fs—————固体摩擦系数,一般fs=0.003 立管中密度一般为500~600kg/m3,斜管中密度一般为500~550kg/m3。 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 Kunii和Levenspiel给出如下关联式: △Pf=0.537us0.45.Lρg/(Dt/dp)0.25------------(37) △Pf—————g/cm·s2 us——————颗粒表观气速,cm./s L——————水平管长度,cm ρ——————管内平均密度,g/cm3 Dt——————管径,cm dp——————颗粒平均粒径,cmdp=1/(Σxi/dpi) 6.滑阀压降: ①石油炼制工程给出: △Pf阀=7.65×10-7×Ws2/(ρ混A2)kg/cm2-------------(38) 式中: Ws—————催化剂循环量,吨/时; ρ混—————气—固混合物的密度,kg/m3 A——————阀孔流通面积,m2 ②催化裂化工艺设计 △Pf1阀=3.96×10-5×Ws2/(Cs2ρ混A2)kg/cm2-------------(39) 其中: A—————cm2 Ws—————kg/h ρ混————
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- 催化裂化 两器内 压力 平衡 计算