催化重整工藝發(fā)展趨勢和催化重整工藝

PAGE58-摘要本文以設(shè)計生產(chǎn)高辛烷值汽油的催化重整反應(yīng)系統(tǒng)為主。主要包括三個部分：中文綜述、工藝計算和外文翻譯。中文綜述論述了催化重整在石油工業(yè)中的地位、世界及我國催化重整的發(fā)展概況、催化重整工藝發(fā)展趨勢和催化重整工藝選擇路線。在計算部分，結(jié)合所學(xué)內(nèi)容對催化重整反應(yīng)系統(tǒng)中的反應(yīng)器進(jìn)行了優(yōu)化選擇。然后對重整進(jìn)料進(jìn)行了必要的計算。并將所要設(shè)計的四個反應(yīng)器中第一、第四反應(yīng)器設(shè)計成了在相同處理量的情況下壓降很小的徑向反應(yīng)器，最后進(jìn)行了反應(yīng)器的壓降核算得出優(yōu)化方案。由于重整反應(yīng)總體上是吸熱反應(yīng)，反應(yīng)器溫降較大，故對重整反應(yīng)系統(tǒng)中的加熱設(shè)備——重整加熱爐也進(jìn)行了工藝設(shè)計。在外文翻譯中選取了一篇關(guān)于催化重整工藝的文章。文中詳細(xì)介紹了催化重整工藝流程、裝置設(shè)備、重整反應(yīng)及催化劑。在了解了文章大意之后，將這篇英文材料翻譯成中文材料。這樣就完成了重整反應(yīng)系統(tǒng)工藝設(shè)計論文的全部內(nèi)容。關(guān)鍵詞：催化重整，徑向反應(yīng)器，辛烷值，吸熱反應(yīng)，重整加熱爐。

AbstractThispapermainlydesignthecatalyticreformingreactsystemwhichproduceshighoctanenumbergasolineIthasthreeparts:Chinesestatement,technologiccalcaulactionandthetranlationtotheEnglisharticle.Chinesestatementshowstheimportanceandthedevelopmentbothdenvesticandforeignofthereforminginthepetroleumrefining.Andthechoosingrouteinreformingmethodologyisdealedwithhere.Inthetechnologiccalculation,concactingwhatIhavelearnedIchooseexcellentreactortype.ThenIcalculatethebaseinformationoffeedstock.Inaddition,inthefourreactor,thefirstreactorandthefourtharedesignedintoradialreactorsinordertoobtainlowerpressuredropping.Aftercomparison,Igetaoperationschema.Becausecatalyticreformingisathermo-negativereactionandtemperaturedropisgreat,Ialsodesignaheatingequipment-furnace.Nowacatformingsystemhasbeendesigned.InthetranslationtotheEnglisharticle,Ichooseapieceofarticleaboutthecatalyticreformingprocess.Inthisarticle,itcomparesthetypicalprocessflow,thesets,thechemicalreactionsandthecatalystsofthecatalyticreforming.ThenItranslatetheEnglisharticleintoChinese.Nowacompletecatalyticreformingsystemhasbeendesigned.Keyword:catalyticreforming,reformingsyetem,octanenumber,termo-negativereaction,reformingfurnace.

目錄第一篇中文綜述及說明第一章中文綜述…………………51.1催化重整在石油工業(yè)中的地位……………51.2催化重整的發(fā)展……………61.2.1世界催化重整發(fā)展概況……………61.2.2我國催化重整發(fā)展回顧……………101.3催化重整工藝發(fā)展趨勢……………………141.4催化重整工藝選擇路線……………………141.5結(jié)束語………………………15第二章重整工藝及重整反應(yīng)流程說明…………162.1徑向反應(yīng)器設(shè)計……………162.2設(shè)計內(nèi)容說明………………21第二篇計算部分第三章基礎(chǔ)數(shù)據(jù)…………………23第四章芳烴轉(zhuǎn)化率及氫平衡計算………………254.1化重整反應(yīng)系統(tǒng)物料衡算…………………254.2芳烴潛含量、芳烴產(chǎn)氯和芳烴轉(zhuǎn)化率的計算……………254.3氫平衡—加氫裂化反應(yīng)耗氫量計算………274.4理論溫降問題計算…………28第五章重整徑向反應(yīng)器設(shè)計計算………………315.1第一反應(yīng)器設(shè)計計算………315.2第四反應(yīng)器設(shè)計計算………37第六章重整加熱爐………………456.1計算全爐總熱負(fù)荷…………456.2燃料燃燒計算………………466.3爐管及爐體結(jié)構(gòu)尺寸………476.4輻射室傳熱核算……………506.5對流室的傳熱計算…………536.6加熱爐壓降的計算…………55第三篇繪圖部分重整反應(yīng)系統(tǒng)工藝流程……………………附圖1第四反應(yīng)器結(jié)構(gòu)簡圖………附圖2謝辭………………59附參考文獻(xiàn)………………………60

第一篇中文綜述及說明中文綜述1．1催化重整在石油工業(yè)中的地位“重整”是指烴類分子重新排列成新的分子結(jié)構(gòu)。在有催化劑作用的條件下對汽油餾分進(jìn)行重排叫做催化重整。采用鉑催化劑的叫鉑重整；還有采用鉑-錸催化劑和多金屬催化劑的鉑-錸重整和多金屬重整。催化重整是煉油和石化工業(yè)中不可缺少的主要工藝之一。在催化重整過程中，發(fā)生環(huán)烷脫氫、烷烴環(huán)化脫氫等生成芳烴的反應(yīng)以及烷烴的異構(gòu)化、加氫裂化等反應(yīng)，這些反應(yīng)都會使汽油的辛烷值提高。重整汽油的辛烷值RON一般在90以上，而且烯烴含量少、安定性好，硫含量少，是車用汽油的高辛烷值組分。近年來各國對環(huán)境污染的限制越來越嚴(yán)格，不加鉛高辛烷值汽油汽油需求兩劇增，完全依靠催化裂化很難滿足汽油辛烷值RON在90以上，其他高辛烷值組分如烷基化油等數(shù)量有限，因而降低辛烷值石腦油轉(zhuǎn)化為高辛烷值汽油組分的催化重整工藝成為首選措施。在催化重整中，最主要的化學(xué)反應(yīng)是芳構(gòu)化反應(yīng)，因此在重整生成油中，苯、甲苯、二甲苯及較大分子芳烴含量很高。苯類產(chǎn)品是合成塑料、合成橡膠、合成纖維的基礎(chǔ)原料，也是醫(yī)藥、油漆工業(yè)的基本原料，甲苯還是制造炸藥的重要原料。因此催化重整除了生產(chǎn)高辛烷值汽油外，同時也生產(chǎn)芳烴。在本世界，催化重整將繼續(xù)作為生產(chǎn)芳烴的主要手段。由于重整中的脫氫反應(yīng)，催化重整過程還生產(chǎn)一種很重要的副產(chǎn)品——高純度氫氣（含氫75%—95%）。一般情況下，每噸原油可生產(chǎn)氫氣150—300標(biāo)米3，可直接用于加氫精制和加氫裂化。重整過程是煉廠中獲得廉價氫氣的重要來源?，F(xiàn)代重整的另一用途，是用來生產(chǎn)液化氣（LPG）。采用特定的催化劑可以使液化氣產(chǎn)率達(dá)到45%（體）。由此可見，催化重整不僅是生產(chǎn)優(yōu)質(zhì)發(fā)動機(jī)燃料的重要手段，而且是重要的化工原料——芳烴的重要來源，在煉油和化工生產(chǎn)中占有十分重要的地位。1．2催化重整的發(fā)展1.2.1世界催化重整發(fā)展概況（1）早期發(fā)展史1940年11月，建成了第一座以氧化鉬/氧化鋁為催化劑的催化重整工業(yè)裝置，催化重整實現(xiàn)了工業(yè)化。這個過程以石腦油（一般指800—200℃餾分）為原料，在480—530℃、10—20大氣壓（氫壓）下進(jìn)行，也稱臨氫重整或鉬重整。汽油辛烷值可大80左右，安定性較好，汽油收率也比熱重整高。缺點(diǎn)是：催化劑活性不高，汽油收率和辛烷值不很高；反應(yīng)積碳使催化劑活性降低較快，通常進(jìn)料幾小時后就要停料再生，周期短、處理量小、操作費(fèi)用大。催化重整大發(fā)展并成為煉油工業(yè)的一個重要過程是在二十世紀(jì)五十年代以后。1949年，美國環(huán)球石油公司研制成功了鉑重整并實現(xiàn)了工業(yè)化，催化重整開始發(fā)展起來。鉑催化劑比鉻、鉬催化劑活性高的多，可以在比較緩和的條件下得到辛烷值較高的汽油，因此催化劑上積炭速度較慢，氫壓下操作連續(xù)生產(chǎn)半年至一年不需要再生。鉑重整在450—520℃、15—20大氣壓（氫壓）及鉑/氧化鋁催化劑作用下進(jìn)行。汽油收率打90%左右，而且辛烷值在90以上，重整生成油中含芳烴30—70%。1952年發(fā)展了以二乙二醇醚為溶劑從重整生成油中抽提芳烴的工藝過程，設(shè)備簡單、操作可靠、直接可得硝化級苯類產(chǎn)品，鉑重整-芳烴抽提聯(lián)合裝置迅速發(fā)展成生產(chǎn)芳烴的重要過程。為了得到更高辛烷值的汽油或更高的芳烴產(chǎn)率，有些鉑重整裝置也采用了較苛刻的反應(yīng)條件，于是催化劑上積炭迅速增大，催化劑活性下降較快。為了解決這個矛盾，出先了固定床再生式鉑重整（及循環(huán)再生式催化重整，一般采用4—5個反應(yīng)器輪流再生）和半再生式鉑重整（操作較長一段時間后再生）。此后，在鉑-氧化鋁-鹵素催化劑基礎(chǔ)上不斷改進(jìn)，鉑重整工藝得到了很大發(fā)展。1968年鉑-錸雙金屬重整催化劑工業(yè)化，隨后陸續(xù)出現(xiàn)了各種雙、多金屬催化劑。與鉑重整催化劑相比，雙、多金屬催化劑一個突出的優(yōu)點(diǎn)是：具有較高穩(wěn)定性，可以在較高的溫度和較低的氫分壓條件下操作而長期保持良好的活性，因而可以提高重整汽油的辛烷值，而且汽油、芳烴和氫氣的產(chǎn)率也較高。（2）近期進(jìn)展情況催化重整近期技術(shù)進(jìn)展情況如下：半再生式催化重整1）含助劑的雙金屬催化劑。雙金屬加助劑，作用是緩和對C5—C6氫解活性及五員環(huán)的開環(huán)作用，減緩結(jié)焦，以保持清潔的功能。與不含助劑的雙金屬催化劑相比，氫氣和汽油的產(chǎn)率增加，芳烴和LPG產(chǎn)率有所下降。因此，助劑緩和了錸對C6/C7烷烴和C5環(huán)打開的氫解活性，因而可以保持焦炭前身物的“潔凈”活性。2）催化劑的分段裝填。催化劑的分段裝填是前部反應(yīng)器裝填的催化劑必須最適合環(huán)烷烴脫氫，而后部反應(yīng)器裝填的催化劑應(yīng)最適合短鏈烷烴的脫氫環(huán)化。UOP公司推薦的R-72催化劑分段裝填流程中，R-72催化劑是一種稀釋的單金屬催化劑（不含Re），裝填在前部反應(yīng)器中，其他反應(yīng)器則裝填一般的Pt、Re催化劑。該工藝C5+產(chǎn)率增加1.5%。幾年前，Acreon/Procatalys提出了RG492/RG482分段裝填法，將一種不平衡的Pt-Re催化劑RG492裝入前部反應(yīng)器中，因其脫氫活性高，可極大的降低其他反應(yīng)器中的開環(huán)反應(yīng)，使氫氣產(chǎn)率較高。3）半再生裝置的改造和經(jīng)濟(jì)性。半再生裝置的改造方式很多，有降低操作壓力，增加一個新的反應(yīng)器來替代催化劑的分段裝填或改造成催化劑的連續(xù)再生等方式。改造應(yīng)考慮投資費(fèi)用、公用工程費(fèi)用、產(chǎn)品增值效益、投資回收期以及改造而停工造成的損失等因素，因時、因地進(jìn)行技術(shù)經(jīng)濟(jì)對比。美國UOP公司對半再生裝置的改造有三種形式：保留原固定床反應(yīng)器，增加一個CCR反應(yīng)器，提高操作苛刻度，但因固定床催化劑穩(wěn)定性受限而使芳烴收率增加有限，尚無應(yīng)用實例；將固定床全部轉(zhuǎn)化為CCR工藝，新建一套再生裝置，C5+收率可以提高1.5—2.0%，現(xiàn)有十幾個用戶采用；改造為LPLSCCR裝置，需增設(shè)第二段干氣壓縮機(jī)、兩臺疊置反應(yīng)器、新建再生系統(tǒng)和新增設(shè)一臺混合進(jìn)料換熱器，可提高C5+收率4.2%，增產(chǎn)氫氣0.29NM3/d，但新建再生系統(tǒng)投資為720萬美元。法國IFP半再生裝置改造DdualformingPuls專利工藝要求技術(shù)上使新增反應(yīng)器既能在同一壓力下操作，也能早較低壓力下操作，其新增反應(yīng)器投資不到新建一套催化劑連續(xù)再生裝置投資的一半，而重整生成油和氫產(chǎn)率明顯增加。連續(xù)再生式催化重整催化劑連續(xù)再生式催化重整裝置操作苛刻態(tài)度的增加，使催化劑處于更苛刻的反應(yīng)條件。新一代催化劑，穩(wěn)定性得到改善，壽命延長，并具有較好的保氯能力，其物理性質(zhì)也得到了改進(jìn)。與一般半再生裝置相比，連續(xù)再生的C5+產(chǎn)率可提高10%以上。因此，采用連續(xù)再生式新建裝置再生過程的發(fā)展趨勢。最近幾年，工藝技術(shù)發(fā)展到高空速、低氫烴比和低壓運(yùn)行。低壓操作的辛烷值和氫氣產(chǎn)率都較高。催化劑循環(huán)量在增大（全部催化劑每年約進(jìn)行150次再生），再生器成為工藝研制和開發(fā)者的重點(diǎn)。UOP和IEP提供了新的再生器，分別是CycleMax和Hi—Q再生器，都改進(jìn)了燒焦靈活性和鉑的再生。前者可保證催化劑的完全再生，C5+收率H2收率維持在開工時水平，鉑金屬在催化劑壽命期間損耗為零，催化劑每次再生磨損率為0.02%。后者的特點(diǎn)是：高壓再生（再生壓力0.79Mpa左右）；二段燒焦，再生回路為冷回路，不僅再生效率高，而且可防止未燒盡的碳進(jìn)入氧氯化區(qū)引起高溫。苯的控制苯是致癌物質(zhì)，被美國1990年清潔空氣法修正案（CAAA）列為有毒空氣污染物。美國加利福尼亞汽油標(biāo)準(zhǔn)將苯含量限制為1.02%，世界范圍內(nèi)需要越來越多的“清潔燃料（減少汽油中苯含量）”。通常重整汽油占調(diào)和汽油比例為50%，因此對大多數(shù)煉廠而言，就是要減少重整汽油的苯含量。減少苯含量的可選擇方案分為兩大類：減少苯生成和重整生成油脫苯。減少苯生成，首先要考慮到不同原油的影響，如北海原油中苯含量比中東原油更高；其次是調(diào)整石腦油切割點(diǎn)，脫除苯和苯的前身物，例如當(dāng)原料油初餾點(diǎn)由65℃提高到85℃時，重整生成油苯含量大大減少，但需要通過異構(gòu)化裝置使低辛烷值直鏈烷烴異構(gòu)化以減少辛烷值損失；降低操作苛刻度或減少重整生成油產(chǎn)量；采用低壓連續(xù)重整技術(shù)。重整生成油脫苯的最簡單的方法是；液—液抽提或抽提蒸餾。第三代雙金屬脫氯劑PURASPEC2250/6250該脫氫劑是針對傳統(tǒng)的氧化鋁吸附劑易造成重整產(chǎn)品中的氯污染問題新近開發(fā)研制的，其優(yōu)點(diǎn)是：使用后廢脫氯劑無害；大于25%的載氯能力；脫氯功能不受烴類流出物含水量影響；有機(jī)氯生成量小，不會造成吸附床及其他下游工藝設(shè)備的結(jié)垢堵塞；濕氣能全部從液烴中得以回收。其適用場合為：與催化重整有關(guān)的各種工藝流程中的脫氯；液化氣脫氯；與清潔空氣法有關(guān)的脫氯。1.2.2我國催化重整發(fā)展回顧我國催化重整的研究和設(shè)計工作是從上個世紀(jì)五十年代開始的，六十年代實現(xiàn)工業(yè)化，以后陸續(xù)建成不少各種類型的工業(yè)裝置，到九十年代有了更大的進(jìn)展。我國從一開始就是依靠自己的力量發(fā)展起來的：研制國產(chǎn)催化劑，自己開發(fā)工程技術(shù)。研究、設(shè)計、生產(chǎn)共同努力，在摸索中不斷前進(jìn)，催化劑和和工程技術(shù)均已達(dá)到國外先進(jìn)水平。（1）重整催化劑回顧重整催化劑的開發(fā)過程，我們經(jīng)歷了從學(xué)習(xí)模仿逐步走向獨(dú)立創(chuàng)新階段。載體從η-Al2O3到高純γ-Al2O3，催化劑從單鉑到雙、多金屬，先后開發(fā)了多種催化劑?，F(xiàn)在我們不僅擁有可與國外競爭的CB-7、CB-8鉑錸催化劑，還擁有世界上少數(shù)公司具有的鉑錫連續(xù)重整催化劑3861-Ⅰ、3861-B。工業(yè)實踐證明，這些催化劑的性能達(dá)到和超過了國外同類型催化劑的水平。（2）原料精制油重整原料油精制技術(shù)主要包括欲加氫（石腦油加氫精致）、脫砷、脫氯和液相脫硫等。加氫精制含鉑催化劑，特別是現(xiàn)代雙、多金屬催化劑對原料油中雜質(zhì)有著嚴(yán)格的要求（硫和氮小于0.5ppm,水小于5ppm,砷小于1ppb）。為此，現(xiàn)代催化重整裝置都裝有加氫與精致單元。我國早期使用3641Co-Mo型催化劑，以后采用3665、3761、481-3、RN-1、CH-3等國產(chǎn)催化劑。一些引進(jìn)裝置仍使用由S-12、H-306催化劑。人們一度認(rèn)為國產(chǎn)催化劑活性較低，只能在較低空速（2-3h-1）下運(yùn)轉(zhuǎn)。事實并非完全如此，其中另一個重要原因是：過去為節(jié)省投資，1）國內(nèi)欲加氫反映器設(shè)計采用冷壁反應(yīng)器，生產(chǎn)中又常發(fā)生引起內(nèi)襯壁裂縫，只是小部分原料短路而流、砷等雜質(zhì)超標(biāo)；2）由于預(yù)加氫單元不單獨(dú)設(shè)置增壓循環(huán)機(jī)，因而反應(yīng)壓力受重整循環(huán)壓縮機(jī)出口壓力限制一般在1.5—1.8Mpa。而廣州石化總廠和遼陽化纖公司分別從美國UOP和法國IFP引進(jìn)的重整裝置預(yù)加氫精制單元反應(yīng)器壓力分別為3.17Mpa和2.15Mpa。脫砷技術(shù)我國大慶原油和新疆克拉瑪依原油的含砷量較高，輕、重直餾汽油餾分的砷含量一般達(dá)200—1000PPB。砷化物不僅對貴金屬重整催化劑是毒物，也是加氫精制催化劑的永久性毒物。60年代初期，為解決大慶油含砷高的問題，石科院和石油三廠成研制開發(fā)了3642硫酸銅/Si-Al小球脫身劑，可在低溫下操作，缺點(diǎn)是砷含量小（小于1%），脫砷率低。隨后撫順石化院和石油一廠開發(fā)了加氫預(yù)脫砷和加氫精制兩個反應(yīng)器串聯(lián)的工藝方法，由于一般汽油加氫精制催化劑的溶砷量約為2—4m%，為保證加氫催化劑運(yùn)轉(zhuǎn)周期，不得不降低預(yù)加氫空素（一般為2h-1）。80年代石科院開發(fā)了RAS-2（B）脫砷劑，飽和脫砷量可達(dá)20%以上，在大慶石化總廠120萬t/a汽油加氫裝置（空速8-16h-1）和150萬t/a重整裝置（空速7-8h-1）使用，效益明顯。液相脫硫許多試驗研究表明，硫?qū)︺K-錸，尤其是高錸/鉑比雙金屬催化劑性能有較大的影響，一般要求原料中硫含量在0.5ppm，最好在0.2ppm以下。因此80年代以來，一些固定床半再生重整裝置也廣泛采用液相脫硫技術(shù)，最初在蒸發(fā)脫水塔底放置氧化鋅脫硫罐的保護(hù)床，后因發(fā)生重整催化劑受氧化鋅中毒事故而改用鎳型0501催化劑，90年代四川石油天然氣所開發(fā)的CT-83脫硫劑也得到廣泛應(yīng)用。脫氯技術(shù)有兩類脫氯技術(shù)分別用于脫除石腦油和重整副產(chǎn)氫氣中的氯化物。脫除油中氯—脫除石腦油加氫反應(yīng)物中的氯化氫。近些年來石油氯化物含量增加，腐蝕重整氯加氫設(shè)備管線。采用脫水、稀堿洗、注腐蝕抑制劑等措施，略有成效。揚(yáng)子石化公司采用南京化工學(xué)院開發(fā)的NC-2脫氯技術(shù)效果良好，長嶺煉化總廠和天津石化公司也使用的這項技術(shù)。1992年齊魯石化公司使用了化工部化肥工業(yè)研究所開發(fā)的KT405脫氯劑，也取得了很好的效果。這兩種脫氯劑不可在升，動態(tài)容氯量分別可達(dá)14.5m%和12.6m%（平均氯容，KT405的穿透氯容為30%左右）。脫除重整副產(chǎn)氫氣中的氯化氫。重整催化劑助劑氯生成氯化氫混入副產(chǎn)氫氣。有石化科學(xué)院開發(fā)、撫順石油3廠生產(chǎn)的3925脫氯劑于1993年先后在撫順石油一廠和上海金山石油化工廠工業(yè)裝置上應(yīng)用，效果良好，常溫下可將副產(chǎn)氫氣內(nèi)氯從10-15ppm凈化到1ppm，其性能達(dá)到和略優(yōu)于國外同類性脫氯劑水平。（3）重整工藝由于我國多數(shù)原有較重，又受到煉廠規(guī)模限制，重整原料較少，這是我國催化重整建設(shè)發(fā)展較慢的原因之一。80年代后期以來，我國在固定床重整應(yīng)用工藝技術(shù)方面取得了不少進(jìn)展，主要有：兩端混氫工藝、鉑-錸催化劑兩段串聯(lián)重整工藝、開工工藝技術(shù)的革新、水-氯平衡控制技術(shù)、重整原料油制氫制精制油工藝技術(shù)、重整生成油后加氫技術(shù)。開工工藝技術(shù)的革新。石科院根據(jù)中型試驗裝置應(yīng)用工藝研究結(jié)果，1986年首次在撫順石化石油一廠CB-6鉑-錸催化劑工業(yè)應(yīng)用試驗中，提高了簡化開工程序方案。在催化劑干燥階段，取消了以往低溫恒溫和抽真空負(fù)壓脫水等步驟，并采用了以氮-氧混合氣為介質(zhì)的“氧化干燥”方法，單體了過去的純氮干燥法，既脫除了反映系統(tǒng)和催化劑上的水，又使系統(tǒng)和催化劑表面得到了凈化處理，實踐證明這一措施是正確有效地。在還原階段，除強(qiáng)調(diào)了還原氫的質(zhì)量外，主要采用反應(yīng)前控制取代過去反應(yīng)后控制的方法。不僅避免了新鮮催化劑的初期受損，且大大縮短了開工時間，減少了還原耗氫。氧化態(tài)重整催化劑采用上述開工程序，從催化劑干燥、還原到進(jìn)油一般為30小時左右。重整原料油制氫、制精制油工藝技術(shù)。80年代石科院針對一些重整裝置雙、多金屬催化劑開工用氫的困難，先后研究開發(fā)了“催化重整開工用氫工藝”和“重整原料油制取高純氫和精制汽油工藝技術(shù)”，并先后在長嶺煉廠和克拉瑪依煉油廠工業(yè)應(yīng)用成功。采用該技術(shù)后重整裝置開工時無需外購高純氫，新建裝置開工也不必外購精制汽油，可用自身的預(yù)加氫進(jìn)料制取大于98.5%的高純氫和精制汽油，因而可取消目前國內(nèi)外常規(guī)采用的高壓（12—15MPA）貯氫瓶系統(tǒng)。上述技術(shù)具有工藝流程簡單、生產(chǎn)操作方便、有利安全生產(chǎn)、節(jié)省基建投資等特點(diǎn)，已經(jīng)被克煉、湛江、濟(jì)南、玉門等十幾家煉廠采用。（4）工藝設(shè)計、分析測試我國催化重整工程設(shè)計、分析測試的發(fā)展，以及70年代中期和80年代中期分為三個階段。北京石油設(shè)計院和洛陽石化工程公司不僅可以設(shè)計先進(jìn)的固定床半再生裝置，而且可以在國外專利商提供的“工藝包”基礎(chǔ)上設(shè)計大型連續(xù)重整工業(yè)裝置。1．3催化重整工藝發(fā)展趨勢今后催化重整的發(fā)展趨勢為：降低苯含量，提高氫產(chǎn)率，為新配方汽油提供合格組分。從工藝開發(fā)和應(yīng)用角度來看：（1）半再生重整裝置通過老裝置改造和采用加助劑的雙金屬催化劑，使其仍具活力；（2）連續(xù)重整裝置通過開發(fā)的CycleMax和Hi-Q型再生器等新技術(shù)，以改善燒焦靈活性和鉑分散度；（3）加強(qiáng)重整裝置的苯管理，降低重整裝置的苯含量；（4）在煉油工業(yè)微薄利潤的情況下，對半再生和現(xiàn)有裝置的改造應(yīng)因地制宜和因時制宜，并應(yīng)進(jìn)行經(jīng)濟(jì)對比。1．4催化重整工藝選擇路線目前按催化劑再生方式分類，一般可分為固定床半再生重整、循環(huán)再生重整和催化劑連續(xù)再生重整工藝三種類型。連續(xù)重整工藝產(chǎn)品收率及氫氣產(chǎn)率高，C5+辛烷值RON可達(dá)100以上，但投資大、操作費(fèi)用高。90年代以來，循環(huán)再生工藝比例逐漸減少，連續(xù)重整工藝發(fā)展加快。選擇重整工藝時，應(yīng)綜合考慮以下因素：（1）裝置規(guī)模。連續(xù)重整沒有催化劑單獨(dú)再生系統(tǒng)，其投資比例與加工能力成反比，一般認(rèn)為最小經(jīng)濟(jì)規(guī)模為年加工能力40t以上。（2）原料油性質(zhì)。重整原料油以芳潛高、低有富料、貧料之分，連續(xù)重整工藝對加工貧料（20—30m%芳潛）優(yōu)越性更為突出。（3）產(chǎn)品要求。以芳烴為目的產(chǎn)品并且達(dá)到經(jīng)濟(jì)規(guī)模的一般采用連續(xù)重整工藝，以生產(chǎn)高辛烷值汽油調(diào)和組分為目的在要求C5+重整產(chǎn)品辛烷值RON95—96工況下多數(shù)采用半再生重整工藝。（4）副產(chǎn)氫利用。氫氣產(chǎn)率高（約比S.R高30—50%）是連續(xù)重整工藝技術(shù)的顯著特點(diǎn)之一，如果不能充分利用副產(chǎn)氫氣，就降低了連續(xù)重整工藝的優(yōu)越性。（5）資金來源。連續(xù)重整工藝投資較高。1．5結(jié)束語隨著新型催化劑和新工藝的發(fā)展，在工程設(shè)計和裝置設(shè)備方面已經(jīng)進(jìn)行了不少改進(jìn)。例如，壓力越低重整油和副產(chǎn)氫產(chǎn)率越高，為適應(yīng)低壓操作發(fā)展了床層壓降較小的徑向反應(yīng)器、大型立式換熱器和新型加熱爐等。動力學(xué)模型的建立和集散控制系統(tǒng)過程計算機(jī)軟件的推廣應(yīng)用，也大大提高了重整的生產(chǎn)水平。

第二章重整工藝及重整反應(yīng)流程說明2．1徑向反應(yīng)器設(shè)計2.1.1徑向反應(yīng)器徑向反應(yīng)器是一種新型的反應(yīng)器，在化學(xué)及石油工業(yè)中已得到廣泛應(yīng)用。不僅用于全氣相反應(yīng)物流，而且也在氣液混相的低流床加氫上應(yīng)用。徑向反應(yīng)器不但能大幅度降低壓降從而采用顆粒小活性高的催化劑并減少能耗，而且氣流分配均勻反應(yīng)效果良好，結(jié)焦情況有所改善。在同樣的操作條件下，可以獲得最大目的產(chǎn)品收率。徑向反應(yīng)器的中部有兩層中心管,外徑分別為330毫米及350毫米，內(nèi)層中心管壁上鉆有許多6毫米的小孔，外層中心管壁上開了許多矩形小槽，反應(yīng)產(chǎn)物通過這兩層中心管的小孔進(jìn)入中心管，然后從下部出口導(dǎo)出。沿外殼壁周圍排列開許多16×2毫米×毫米的長形孔的扇形筒，在扇形筒與中心管之間的環(huán)行空間使催化劑床層。反應(yīng)原料油氣由反應(yīng)器頂部進(jìn)入，經(jīng)分布器后進(jìn)入沿殼壁布滿的扇形筒內(nèi)，從扇形小孔出來沿徑向方向通過催化劑床層，反應(yīng)后進(jìn)入中心管，然后導(dǎo)出反應(yīng)器。中心管頂部的罩帽是由幾節(jié)圓管組成，其長度可以調(diào)節(jié)，用以調(diào)節(jié)催化劑的裝入高度。2.1.2徑向反應(yīng)器氣流均勻分布在徑向反應(yīng)器的設(shè)計中，除了工藝及機(jī)械設(shè)計外，一個重要的問題就是如何使流體在整個流通面積上均勻分布。我們通常采用的是Z型分布的徑向反應(yīng)器。氣流由上部沿圓周排列的扇形分氣筒，從大面積開孔處出來，經(jīng)催化劑床層進(jìn)入開孔率低的中心集氣管，在由下部流出。要使氣體在沿催化劑床層軸向高度上均勻分布，其必要條件應(yīng)如圖3-2所示，在Ⅰ-Ⅰ環(huán)面上的靜壓差P1-P1‘和Ⅱ-Ⅱ環(huán)面上的P2-P2‘靜壓差沿軸向高度保持相等。用△P孔表示氣流穿過中心集氣管的小孔壓力降。氣流沿催化劑床層壓力降以△P床表示，并假設(shè)其沿軸向高度分布大致相等，為一常數(shù)。因氣流穿過大面積開孔的分氣管時壓降很小，所以可以忽略不計。預(yù)使氣流上下分布均勻，則必須使氣流徑向穿過反應(yīng)器各截面的壓差接近相等，即必須P1-P1‘=P2-P2‘（1），則P1-P2=P1‘-P2‘（2）。若以Ⅰ-Ⅰ環(huán)面為基準(zhǔn)，設(shè)其靜壓差為零，則P1-P1‘=△P孔-△P床，而P2-P2‘=（P2-P1）=（P2‘-P1’）+△P床+△P孔（3）。P2-P1指流體在分布管道自上而下流動過程中，由于氣流不斷進(jìn)入引起的靜壓變化，稱之為△P靜分。P2‘-P1’指氣流在集氣管道自上而下流動過程中，由于氣流不斷進(jìn)入引起的靜壓變化，稱之為△P靜集。式（3）經(jīng)整理后，可以寫成：P1-P1‘/P2-P2‘=（△P床+△P孔）/（△P床+△P孔+△P靜分+△P靜集）。因為△P與流量Q的平方成正比，所以：Q上/Q下=[（△P床+△P孔）/（△P床+△P孔+△P靜分+△P靜集）]1/2（4）。預(yù)使氣流分布最均勻，則Q上/Q下應(yīng)等于一，但實際上這是不可能的，只能使其值越接近于一越好。增大Q上/Q下值的方法有兩種：（1）增加△P床和△P孔，使其在總壓降中占的比例增大；（2）減少△P靜分和△P靜集。1流體在分集氣管內(nèi)的流動及靜壓差：在穩(wěn)定流動情況下，軸向流體的動量增量應(yīng)是軸向作用力的結(jié)果。在微元段存在著軸向靜壓力和管壁摩擦力，其動量方程為：F[P-（P+dp）]-F×dx×λ×vω2/De/2g=F[v（ω+dω）2/g-vω/g]（5）整理后得dp+2v×ω×dω/g+dx×λ×vω2/De/2g=0（6）式中：De為主流道當(dāng)量直徑；λ為管壁磨檫系數(shù)；v為流體重度；g為重力加速度。隨著流體不斷的從小孔中流入（集氣管）或小孔中流出（分氣管），則管內(nèi)氣體質(zhì)量在變化。式（6）是假定穿孔流線垂直的簡化模型所得的動量微分方程式，改寫得dp+2k×v×ω×dω/g+dx×λ×vω2/De/2g=0（7）對分流道積分式（7）取始端為計算基準(zhǔn)，則其流道靜壓降為（A表示分氣管，L為管長，PAO為分氣管始端壓力）PAX-PAO=ωao2×va{K分[1-（1-X/L）2]-L[1（1-X/L）3]/6DeA}（8）對集流道積分式（7）取始端為計算基準(zhǔn)，自X=0積分到X處得PBX-PBO=（-vb+ωbo）[K合（X/L）2-λL（X/L）3/6DeB]（9）由式（9）可見，集流流道中動量交換項符號是相同的。它總是疊加的，所以靜壓降總的趨向下降。對于Z型分布的重整徑向反應(yīng)器，氣流由分氣管進(jìn)入集氣管在各個載面上的靜壓差為式（8）和（9）的代數(shù)和，整理得PAX-PBX=（PAO-PBO）ωao2×va{K分[1-（1-X/L）2]-L[1（1-X/L）3]/6DeA}+（-vb+ωbo）[K合（X/L）2-λL（X/L）3/6DeB]（10）此時應(yīng)使（PAX-PBX）=（PAO-PBO），即各截面與始端的靜壓差為零，式（10）右端第二項和第三項之和為零，這在實際上是做不到的，只能使其值盡量減少。方法如下：我們?nèi)分=0.72，K合=1，并認(rèn)為沿流道不變。一般為λ0.15—0.13。vb-va。重整反應(yīng)氣分氣管一般小于30，集氣管一般小于50，因此均屬于動量交換型。一般重整反應(yīng)器主流道端點(diǎn)動壓：集氣管為80—600公斤/平方米；分氣管只有3—30公斤/平方米。加之K分=0.72，K合=1，所以分氣管動壓差和集氣管相比可忽略。即：△PAB=Bo2vbω[K合（X/L）2]/G（11）。X=L時，△P靜最大，并將其改寫為△P靜=K合ω集2/g（12）2穿孔阻力降當(dāng)不考慮床層阻力時則式（4）可改寫為：△Q%=（1-△P上/△P下）1/2=1-[△P孔/（△P孔+△P靜）]1/2（13）即△P孔=ζω孔2/2g（14）式中ζ-小孔阻力系數(shù)。對分流流道當(dāng)ω孔/ω分≤2.5ζ分=2.52（ω孔/ω分）-0.432β當(dāng)2.5＜ω孔/ω分≤8ζ分=（1.81-0.046ωo/ω）（15）當(dāng)ω孔/ω分＞8ζ分=1.45β對合流流道當(dāng)ω孔/ω分≤2ζ合=1.75（ω孔/ω集）-0.228β當(dāng)ω孔/ω分＞2ζ分=1.5β式中β為孔厚度的校正系數(shù)，其值為β=1.11（ζ/do）-0.336ω孔-穿孔流速，ω集-流道軸向流速3催化劑床層阻力降Q=1-（△P床+△P孔/△P靜+△P孔+△P床）1/2=1-[△P床+△P孔/△P總]（16）床層阻力降公式為△P床=2.77×10-4×γ0.85×ω1.85×μ0.15×L/dp1.15（17）2.1.3徑向反應(yīng)器的直徑和高度設(shè)計徑向反應(yīng)器時，需確定高徑比，與軸向反應(yīng)器不同的是反應(yīng)器高徑比上限除受壓力降限制外主要是油氣流有所限制。此外，徑向反應(yīng)器內(nèi)構(gòu)件安裝、催化劑裝填等也需要一定的空間，直徑小也不利。2.1.4重整徑向反應(yīng)器工藝計算表1Z型分布集流開孔控制的均勻開孔臨界管孔面積比流通面積比參數(shù)B11.21.41.61.82.02.53.54.05.0F管/F分薄壁孔2.602.382.262.162.122.092.051.941.931.93厚壁孔3.303.082.912.802.712.642.542.462.412.41流道面積比BB=F分×（F分×γ集/K合/γ分）1/2/F集。由表三可見，Z型氣流分布隨B增加，臨界管孔截面比下降。當(dāng)B＞3.5時，Z型和Ⅱ型臨界管孔面積比趨近于相同，一般反應(yīng)器B大于1，重整反應(yīng)器β一般大于3。2）最佳流道截面比當(dāng)B=1時的分集氣管面積比值。這是在氣流Ⅱ型分布時預(yù)使主流道靜壓差為零時所推導(dǎo)的值。Z型分布靜壓差不可能為零，B是計算需要而借用的。實際上外分布管面積比大得多，因此B均大于1。3）臨界管孔面積比如果工程上允許把局部±5%的開孔數(shù)差異均為開孔分布，則存在著滿足流體均勻分布的均勻開孔的臨界管孔面積比，當(dāng)F管/F孔大于或等于F管/F孔臨界時，分布管可均勻開孔即可保證徑向反應(yīng)器流體均勻分布。相反，F(xiàn)管/F孔低于臨界值的管孔面積比稱為臨界管孔面積比。4）厚壁孔指ζ/do=1，薄壁孔指ζ/do=0.5，重整反應(yīng)器ζ/do一般等于1或接近1，亦為薄壁孔。2．2設(shè)計內(nèi)容說明1設(shè)計徑向反應(yīng)器時，根據(jù)所給基礎(chǔ)數(shù)據(jù)，計算步驟如下算出芳烴潛含量、轉(zhuǎn)化率及芳烴產(chǎn)率。氫平衡-加氫裂化耗氫量=脫氫反應(yīng)放氫量-實得氫量。催化重整反應(yīng)理論溫降計算：理論溫降=[反應(yīng)熱（吸）+熱損失]/（物料量*物料平衡比熱）。2徑向反應(yīng)器工藝計算說明計算物料的平衡分子量、摩爾流量及各物料摩爾分率。計算出混合油粘度。（3）計算分氣管面積及催化劑裝入高度。（4）核算壓降：△P床，△P孔，△P靜分，△P靜集。3核算結(jié)果加以比較，若不理想，可采用下列方法改變△P孔。減小開孔率，以增加△P孔，但要保證總壓降在允許范圍內(nèi)。改變中心集氣管尺寸。加大之間能夠以降低流速，減少靜壓差。若不理想，則可以改變反應(yīng)器直徑或高度，調(diào)整分、集氣管尺寸，調(diào)整反應(yīng)器床層壓降及流道靜壓降△P靜。運(yùn)用三種手段進(jìn)行調(diào)整，然后再進(jìn)行核算，并進(jìn)行經(jīng)濟(jì)比較，選取適宜方案。

第二篇計算部分120萬噸/年催化重整徑向反應(yīng)器工藝計算第三章基礎(chǔ)數(shù)據(jù)1．重整進(jìn)料：120萬噸/年，年開工時間8000小時。2．油品性質(zhì)（來源：撫順石油一廠）表2預(yù)分餾進(jìn)料預(yù)分餾塔底重整進(jìn)料重整穩(wěn)定油d4200.72250.73360.73460.7705恩氏蒸餾初餾點(diǎn)4768674610%7788887530%981021049650%11411111511570%12712612813490%142138142157干點(diǎn)157156159159烷烴%（總）54.5642.61環(huán)烷烴%總36.662.96C50.940.78C65.241.03C710.80.51C811.310.64C98.370.0芳烴%總8.7854.43A60.985.14A72.3613.49A84.2819.09A91.1616.173.氣體組成表3H2C1C2C3C4C5C6裂化氣004.631.164.300循環(huán)氣90.82.72.752.850.9004.主要操作條件重整反應(yīng)器入口溫度：一、二反應(yīng)器為490℃；三、四反應(yīng)器為495℃。體積空速：2h-1。H/O摩爾比：一段混氫為3.5：1；二段混氫為7：1。重整催化劑為CB-6。操作壓力：一反平均操作壓力為15Kg/cm2。5．穩(wěn)定塔產(chǎn)物組成（重%）穩(wěn)定生成油93.26%；含氫組分5.99%；燃料氣0.75%；液化氣0.0%。

第四章芳烴轉(zhuǎn)化率及氫平衡計算4.1化重整反應(yīng)系統(tǒng)物料衡算表4入方進(jìn)料（噸/時）%出方成分（噸/時）%進(jìn)料100穩(wěn)定生成油93.26含氫氣體5.99燃料氣0.75液化氣0.0合計100合計1004.2芳烴潛含量、芳烴產(chǎn)氯和芳烴轉(zhuǎn)化率的計算（1）芳烴潛含量：所謂芳烴潛含量是指在催化重整生產(chǎn)芳烴時，把原料中全部烷烴轉(zhuǎn)化為芳烴（一般指C6-C8芳烴）時所能生產(chǎn)的芳烴量。重%：苯潛含量=C6環(huán)烷（重%）×78/84+苯（重%）=（5.24ⅹ78/84+0.98）%=5.85%甲苯潛含量=C7環(huán)烷（重%）ⅹ92/98+甲苯（重%）=（10.8×92/98+2.36）%=12.50%C8芳烴潛含量=C8環(huán)烷（重%）×106/112+C8芳烴（重%）=（11.31×106/112+4.28）%=14.98%C9芳烴潛含量=C9環(huán)烷（重%）×120/126+C9芳烴（重%）=（8.37×120/126+1.16）%=9.13%∴芳烴潛含量=（5.85+12.50+14.98+9.13）%=42.46%（2）芳烴產(chǎn)率計算芳烴產(chǎn)率=重整穩(wěn)定油收率×重整穩(wěn)定油中芳烴含量苯產(chǎn)率=93.26%×5.14%=4.79%甲苯產(chǎn)率=93.26%×13.49%=12.58%C8芳烴產(chǎn)率=93.26%×19.09%=17.80%C9芳烴產(chǎn)率=93.26%×16.71%=15.58%總芳烴產(chǎn)率=（4.79+12.58+17.80+15.58）%=50.75%（3）芳烴轉(zhuǎn)化率計算芳烴轉(zhuǎn)化率=芳烴產(chǎn)率/芳烴潛含量苯轉(zhuǎn)化率=4.79%/5.85%×100%=81.88%甲苯轉(zhuǎn)化率=12.58%/12.50%×100%=100.64%C8芳烴轉(zhuǎn)化率=17.80%/14.98%×100%=118.83%C9芳烴轉(zhuǎn)化率=15.58%/9.13%×100%=170.65%總芳烴轉(zhuǎn)化率=50.75%/42.46%×100%=119.52%上述數(shù)據(jù)列表如下表5項目苯甲苯C8芳烴C9芳烴合計芳烴潛含量%5.8512.5014.989.1342.46芳烴產(chǎn)率%4.7912.5817.8015.5850.75芳烴轉(zhuǎn)化率%81.88100.64118.83170.65119.52由表中可以看出芳烴轉(zhuǎn)化率為119.52%，超過了100%，說明除了環(huán)烷烴生成芳烴外，還有烷烴的環(huán)化脫氫反應(yīng)發(fā)生。這是鉑錸重整的主要優(yōu)點(diǎn)。從總的反應(yīng)結(jié)果來看，芳烴增加的摩爾數(shù)少于烷烴減少的摩爾數(shù)，這是因為環(huán)烷脫氫反應(yīng)比環(huán)化脫氫反應(yīng)容易進(jìn)行的多。因此，我們可以近似的認(rèn)為增加的芳烴苯全部是由C6環(huán)烷烴轉(zhuǎn)化而得，而C6烷烴沒有發(fā)生環(huán)化脫氫反應(yīng)，即C6烷烴的選擇性指數(shù)為零，而環(huán)烷烴分子量要大于芳烴，所以芳烴增加的摩爾數(shù)少于環(huán)烷減少的摩爾數(shù)。4.3氫平衡—加氫裂化反應(yīng)耗氫量計算（1）理論產(chǎn)氫量采用CB—6鉑錸雙金屬重整催化劑，脫氫反應(yīng)放出的氫由環(huán)烷脫氫和烷烴脫氫共同組成。由此可知表6C6芳烴潛含量81.88%轉(zhuǎn)化為芳烴C6烷烴0%轉(zhuǎn)化為芳烴C7芳烴潛含量100%轉(zhuǎn)化為芳烴C7烷烴0.64%轉(zhuǎn)化為芳烴C8芳烴潛含量100%轉(zhuǎn)化為芳烴C8烷烴18.83%轉(zhuǎn)化為芳烴C9芳烴潛含量100%轉(zhuǎn)化為芳烴C9烷烴70.65%轉(zhuǎn)化為芳烴則理論產(chǎn)氫量為150000×{[（4.79%-0.98%）/78+（12.50%-2.36%）/92+（14.98%-4.28%）/106+（9.13%-1.16%）/120]×6+（0.64%×12.50%/92+18.83%×14.98%/106+70.65%×9.13%/120）×8}×1=3912.6㎏/h（2）實際得氫量循環(huán)氫平均分子量M=0.908×2+0.027×16+0.0275×30+0.0285×44+0.009×58=4.849循環(huán)氫中含氫率%=0.908×2/4.849×100%=37.45%循環(huán)氫中的純氫量=150000×5.99%×37.45%=3364.9㎏/h∴加氫裂化反應(yīng)耗氫量3912.6-3364.9=547.7㎏/h表7理論產(chǎn)氫量循環(huán)氫氣中氫量裂化氣中氫量實得氫量氫耗㎏/h3912.63364.903364.9547.74.4理論溫降問題計算根據(jù)《石油煉制工程》（第三版）477頁列表（C9以上芳烴均以C9芳烴計）表8項目環(huán)烷脫氫反應(yīng)熱（kJ/kg產(chǎn)物）烷烴環(huán)化脫氫反應(yīng)熱（kJ/kg產(chǎn)物）苯28223375甲苯23452742二甲苯20012282三甲苯約1675約1926（1）計算環(huán)烷脫氫反應(yīng)熱反應(yīng)熱（吸）=[（4.79%-0.98%）×2822+（12.50%-2.36%）×2345+（14.98%-4.28%）×2001+（9.13%-1.16%）×1675]×150000×1=10393.6×104KJ/h（2）烷烴環(huán)化脫氫反應(yīng)熱反應(yīng)熱（吸）=（0.64%×12.50%×2742+18.85%×14.98%×2282+70.65%×9.13%×1926）×150000×1=2863×104KJ/h（3）加氫裂化反應(yīng)熱加氫裂化量=150000-150000×93.26%-3364.9=6745.1㎏/h加氫裂化反應(yīng)熱為921kJ/kg反應(yīng)熱（放）=6745.1×921=621.2×104KJ/h（4）總凈反應(yīng)熱（吸）=（10393.6+2863-621.2）×104=12635.4×104KJ/h（5）散熱損失計算四個反應(yīng)器表面積工130㎡，假定平均器壁表面溫度為20℃，取散熱系數(shù)為62.8KJ/㎡·℃散熱損失=62.8×（90-20）×130=57.15×104KJ/h（6）理論溫降計算循環(huán)氫平均比熱和平均分子量計算列表如下：表9組分組成yi體%分子量Mi比熱CpiKJ/KmolMiyiCpiyiKJ/Kmol·℃H290.8229.31.81626.6044CH42.71658.60.4321.5822C2H62.7530103.00.8252.8325C3H82.8544148.61.2544.2351C4H100.958192.60.5221.7334C5H120.0720.00.0C6H140.0860.00.0平均分子量4.849平均比值36.9876設(shè)計為兩段混氫，H/O摩爾比：一段混氫3.5：1，二段混氫7：1。則循環(huán)氫總量為（150000/104）×（3.5/0.908）×4.849+（150000/102）×（7/0.908）×0.9326×4.849=26958.29+51268.53=78226.82㎏/h經(jīng)查圖，混合油料平均比熱為3.56KJ/㎏·℃，混合油氣平均比熱為3.56×150000/（150000+78226.82）+（36.9876/4.849）×78226.82/（150000+78226.82）=4.954KJ/㎏·℃∴理論總溫降=（總凈反應(yīng)熱＋散熱損失）/（物料量×平均比熱）=（12635.4×104+57.15×104）/[（150000+78226.82）×4.954]=112.26℃

第五章重整徑向反應(yīng)器設(shè)計計算5.1第一反應(yīng)器設(shè)計計算基礎(chǔ)數(shù)據(jù)計算1．一反的進(jìn)口溫度為490℃，設(shè)溫降△t=60℃，則反應(yīng)的平均溫度為（490+430）/2=460℃，平均操作壓力為15㎏/cm2，原料油密度d420=0.7346，原料油流量150000㎏/h，查圖知?dú)渑R界性質(zhì)TC=33.19K，PC=12.98atm。對于一反Tr=（273.15+460）/33.19=22Pr=15/（1.01325×12.98）=1.14查《石油煉制計算圖表集》得純氫粘度μ=0.0166cp。又根據(jù)石沸點(diǎn)蒸餾數(shù)據(jù)得體積平均沸點(diǎn)tv=（t10+t30+t50+t70+t90）/5=（88+104+115+128+142）/5=115.4℃斜率S=（t90-t10）/（90-10）=（142-88）/（90-10）=0.675℃/%中平均沸點(diǎn)tme=tv-△其中l(wèi)n△=-1.53181-0.012800tv0.667+3.64678S0.333△=exp(-1.53181-0.012800×115.40.667+3.64678×0.6750.333)=3.9℃∴tme=115.4-3.9=111.5℃又d15.615.6=d420＋較正值=0.7346+0.0049=0.7395由tme及d15.615.6，查《石油煉制計算圖表集》得原料油平均分子量為104。2．分段混氫工藝由已知H/O摩爾比：一段混氫3.5：1、二段混氫7：1，得一、二反間循環(huán)氫的流量為（150000/104）×（3.5/0.908）×4.849=26958.3㎏/h總油氣質(zhì)量流量150000+26958.3=176958.3㎏/h在一反操作條件下總體積流量V=[150000/104+（150000/104）×（3.5/0.908）]×22.4×101325/（15×9.81×104）×（273+460）/273=28997.42m3/h進(jìn)入一反混合氣的平均密度ρ=176958.3/28997.42=6.1㎏/m3查圖在460℃、15㎏/cm2條件下原料油粘度為μ=0.0138cp∴混合油氣的平均粘度μ=（3.5×4.8490.5×0.0166/4.5+1×1040.5×0.0138/4.5）/（3.5×4.8490.5/4.5+1×1040.5/4.5）=0.0150cp將數(shù)據(jù)列表如下表10項目平均反應(yīng)溫度平均操作壓力原料油平均分子量混合油氣體積流量混合油氣質(zhì)量流量混合油密度混合油氣平均粘度數(shù)據(jù)460℃15㎏/cm210428997.42m3/h176958.3㎏/h6.1㎏/m30.0150cp確定反應(yīng)器工藝尺寸1.反應(yīng)器中催化劑裝入量重整催化劑體積流量V油=150000/（0.7346×1000）=204.2m3/h重整催化劑裝入量V催=V油/體積空速=204.2/2=102.1m3由于裝置處理量大，為了降低壓降，全部采用徑向反應(yīng)器，催化劑的裝填比為1：1.5：2.5：5則一反催化劑的裝入量為102.1×0.1=10.21m32.反應(yīng)器的高與直徑已知一反催化劑的裝入量為10.21m3，設(shè)H/D=3，即H=3D則π·D2/4×3D=10.21m3，得D=1.631m取D=2.1m（1.9m，1.7m）則H=10.21/（π×2.12/4）=2.95m（3.60m，4.50m）3.計算分氣管尺寸采用北京設(shè)計院設(shè)計的徑向反應(yīng)器扇形分氣筒，其弦長0.23m，當(dāng)量直徑De=0.1m，面積0.0123㎡，按D=2.1m（1.9m，1.7m）計算所需扇形筒個數(shù)n=π×2.1/0.23=28.7（25.9，23.2）實際個數(shù)由于機(jī)械安裝及熱膨脹需要一定的間隙，取n=27（24，22）分氣管總面積F分=27×0.0123=0.3321㎡（0.2952㎡，0.2706㎡）4.催化劑裝填高度選中心集氣管內(nèi)徑300㎜，不考慮外套h=10.21/[π×（2.12-0.32）/4-0.3321]=3.34m（4.14m，5.30m）5.判斷流通形式分流流道h/De=3.34/0.1=33.4（41.4，53.0）略大于30集流流道h/De=3.34/0.3=11.1＜50（13.8＜50，17.7＜50）故屬于略偏離動量交換性的分流流道。6.計算B值B=F分/F集[（K分/K集）×（γ集/γ分）]-1/2=0.3321×（0.72×1）-1/2/（π/4×0.32）=5.54＞3.5（4.92＞3.5，4.51＞3.5）當(dāng)判斷分流流道h/De稍偏離允許值，但B≧3.5時，仍可按動量交換型流道處理。查設(shè)計說明附表，取F管/F孔=2.2則F孔=F管/2.2=（π×0.32/4）/2.2=0.0321㎡一般中心集氣管小孔和壁厚尺寸相同，孔過小不易加工，因此選用Φ6小孔計算開孔數(shù)N=F孔/（πd2/4）=0.0321/（π×0.0062/4）=1136開孔率φ=F孔/（πD集h）=0.0321/（π×0.3×3.34）=1.02%（0.82%，0.64%）7.核算壓力降（1）a．先估算催化劑床層厚度t催化劑所占空間的截面積A=π×2.12/4-27×0.0123-π×0.32/4=3.06㎡（2.47㎡，1.93㎡）環(huán)形面積的當(dāng)量直徑R0有A=π（R02-r02）則R02=A/π+r02=3.06/π+（0.3/2）2=1.00㎡（0.81㎡，0.64㎡）∴R0=1.0m（0.9m，0.8m）則催化劑床層厚度t=R0-r0=1.0-（0.3/2）=0.85m（0.75m，0.65m）b．氣體通過床層的流通面積流通面積是沿徑向變化的，當(dāng)量直徑dm=2（R0-r0）/（㏑R0-㏑r0）=2（1.0-0.3/2）/㏑[1.0/（0.3/2）]=0.90m（0.84m，0.78m）F床=πdmh=π×0.90×3.34=9.4㎡（10.9㎡，13.0㎡）c．計算△P床ω床=W/（F床×3600）=28997.42/（9.4×3600）=0.86m/s（0.74m/s，0.62m/s）混氫ρ=6.1㎏/m3μ=0.0150cpCB-6催化劑當(dāng)量直徑dp=2㎜，代入埃索公式，有△P床=2.77×10-4×ρ0.85×ω1.85×μ0.15×t/dp1.15=2.77ⅹ10-4×6.10.85×0.861.85×0.01500.15×0.85/0.0021.15=0.5604㎏/cm2（0.4244㎏/cm2，0.2339㎏/cm2）（2）求△P孔ω孔=W/（F孔×3600）=28997.42/（0.0321×3600）=250.93m/sω集=W/（F集×3600）=28997.42/（π×0.32/4×3600）=114.01m/sω孔/ω集=250.93/114.01=2.20＞2∴阻力系數(shù)ξ=1.5×β=1.5×1.11×1-0.336=1.665∴△P孔=ξ×ω孔2×ρ/2g=1.665×250.932×6.1/（2×9.81）=3.2595㎏/cm2（3）流道靜壓降△P靜集流流道△P靜集=K集×ω集2×ρ/g=1×114.012×6.1/9.81=0.8083㎏/cm2分流流道△P靜分=K分×ω分2×ρ/g其中ω分=W/（F分×3600）=28997.42/（0.3321×3600）=24.25m/s（27.29m/s，29.77m/s）△P靜分=0.72×24.252×6.1/9.81=0.0263㎏/cm2（0.0333㎏/cm2，0.0397㎏/cm2）則△P靜集/△P靜分=0.8083/0.0263=30.73（24.27，20.36）故一般不考慮分氣管靜壓降的影響。（4）求總的壓降△P總△P總=△P床＋△P孔＋△P靜=0.5604+3.2595+（0.8083+0.0263）=4.6545㎏/cm2（4.5255㎏/cm2，4.3414㎏/cm2）（5）求氣流上下不均勻度△Q%△Q%={1-[（△P床＋△P孔）/△P總]1/2}×100%={1-[（0.5604＋3.2595）/4.6545]1/2}×100%=9.40%（9.78%，10.30%）將以上數(shù)據(jù)列表比較表11項目123反應(yīng)器直徑（m）2.11.91.7反應(yīng)器高（m）6.35.75.1催化劑填裝高度（m）3.344.145.30中心集氣管直徑（m）0.30.30.3扇形筒個數(shù)n272422中心集氣管開孔率（%）1.020.820.64氣流上下不均勻度（%）9.409.7810.30各部分壓降比△P總（㎏/cm2）4.65454.52554.3414△P床（㎏/cm2）0.56040.42440.2339△P孔（㎏/cm2）3.25953.25953.2595△P靜（㎏/cm2）0.83460.84160.8480△P床/△P總（%）12.049.385.39△P孔/△P總（%）70.0372.0375.08△P靜/△P總（%）17.9318.6019.53實際F管/F孔2.22.22.2又中心集氣管開孔率取值范圍在1%-1.6%，氣流上下不均勻度取值范圍在5%-10%故應(yīng)選取第一組設(shè)計數(shù)據(jù)。5.2第四反應(yīng)器設(shè)計計算一、基礎(chǔ)數(shù)據(jù)計算1．四反的進(jìn)口溫度為495℃，設(shè)溫降△t=30℃，則反應(yīng)的平均溫度為（495+465）/2=480℃，平均操作壓力為13.5㎏/cm2，原料油密度d420=0.7705，原料油流量150000㎏/h，查圖知?dú)渑R界性質(zhì)TC=33.19K，PC=12.98atm。對于四反Tr=（273.15+480）/33.19=22.7Pr=13.5/（1.01325×12.98）=1.0265查《石油煉制計算圖表集》得純氫粘度μ=0.0166cp。又根據(jù)石沸點(diǎn)蒸餾數(shù)據(jù)得體積平均沸點(diǎn)tv=（t10+t30+t50+t70+t90）/5=（75+96+115+134+157）/5=115.4℃斜率S=（t90-t10）/（90-10）=（157-75）/（90-10）=1.025℃/%中平均沸點(diǎn)tme=tv-△其中l(wèi)n△=-1.53181-0.012800tv0.667+3.64678S0.333△=exp(-1.53181-0.012800×115.40.667+3.64678×1.0250.333)=6.3℃∴tme=115.4-6.3=109.1℃又d15.615.6=d420＋較正值=0.7705+0.0047=0.7752由tme及d15.615.6，查《石油煉制計算圖表集》得原料油平均分子量為102.5。2．分段混氫工藝由已知H/O摩爾比：一段混氫3.5：1、二段混氫7：1，得一、二反間循環(huán)氫的流量為（150000/104）×（7/0.908）×4.849=53916.57㎏/h摩爾流量為11119.11kmol/h含氫氣體質(zhì)量流量150000×5.99%=8985㎏/h摩爾流量為1852.96kmol/h對于燃料氣，其平均分子量為M=0.046×30+0.311×44+0.643×58=52.36摩爾流量為150000×0.0075/52.36=21.49kmol/h則進(jìn)入四反的總摩爾流量為（150000×93.26%）/102.5+11119.11+1852.96+21.49=14358.34kmol/h總油氣質(zhì)量流量為150000×93.26%+53916.57+8985+1125.22=203916.79㎏/h在四反操作條件下總體積流量V=14358.34×22.4×101325/（13.5×9.81×104）×（273+480）/273=67873.21m3/h進(jìn)入四反混合氣的平均密度ρ=203916.79/67873.21=3.00㎏/m33．混合油氣的粘度為方便計算，把裂化氣歸入含氫氣體。則四反原料油、循環(huán)氫、含氫氣體的摩爾分?jǐn)?shù)分別為1364.78/14358.34=0.095011119.11/14358.34=0.77441852.96/14358.34=0.1291又原油密度d420=0.7705，原料油流量150000㎏/h。查圖知?dú)渑R界性質(zhì)TC=33.19K，PC=12.98atm。查《石油煉制計算圖表集》三者粘度分別為0.0145cp，0.0167cp，0.0166cp?！嗷旌嫌蜌獾钠骄扯圈?(0.0950×102.50.5×0.0145+0.7744×4.8490.5×0.0167+0.1291×4.8490.5×0.0166)/[(0.7744+0.1291)×4.8490.5+0.0950×102.50.5]=0.0160cp將數(shù)據(jù)列表如下表12項目平均反應(yīng)溫度平均操作壓力原料油平均分子量混合油氣體積流量混合油氣質(zhì)量流量混合油密度混合油氣平均粘度數(shù)據(jù)480℃13.5㎏/cm2102.567873.21m3/h203916.79㎏/h3.00㎏/m30.0160cp反應(yīng)器工藝尺寸1．反應(yīng)器中催化劑裝入量重整催化劑體積流量V油=150000/（0.7346×1000）=204.2m3/h重整催化劑裝入量V催=V油/體積空速=204.2/2=102.1m3由于裝置處理量大，為了降低壓降，全部采用徑向反應(yīng)器，催化劑的裝填比為1：1.5：2.5：5則四反催化劑的裝入量為102.1×0.5=51.05m32．反應(yīng)器的高與直徑已知一反催化劑的裝入量為51.05m3，設(shè)H/D=2，即H=2D則π·D2/4×2D=51.05m3，得D=3.19m取D=3.6m（4.0m，4.5m）則H=51.05/（π×3.62/4）=5.02m（4.06m，3.21m）3．計算分氣管尺寸采用北京設(shè)計院設(shè)計的徑向反應(yīng)器扇形分氣筒，其弦長0.23m，當(dāng)量直徑De=0.1m，面積0.0123㎡，按D=3.6m（4.0m，4.5m）計算所需扇形筒個數(shù)n=π×3.6/0.23=49.1（54.6，61.4）實際個數(shù)由于機(jī)械安裝及熱膨脹需要一定的間隙，取n=48（53，60）分氣管總面積F分=48×0.0123=0.5904㎡（0.6519㎡，0.7380㎡）4．催化劑裝填高度選中心集氣管內(nèi)徑350㎜，不考慮外套h=51.05/[π×（3.62-0.352）/4-0.5904]=5.38m（4.32m，3.39m）5．判斷流通形式分流流道h/De=5.38/0.1=53.8（43.2，33.9）略大于30集流流道h/De=5.38/0.35=15.37＜50（12.34＜50，9.69＜50）故屬于略偏離動量交換性的分流流道。6．計算B值B=F分/F集[（K分/K集）×（γ集/γ分）]-1/2=0.5904×（0.72×1）-1/2/（π/4×0.352）=7.24＞3.5（7.99＞3.5，9.04＞3.5）當(dāng)判斷分流流道h/De稍偏離允許值，但B≧3.5時，仍可按動量交換型流道處理。查設(shè)計說明附表，取F管/F孔=2.2則F孔=F管/2.2=（π×0.352/4）/2.2=0.044㎡一般中心集氣管小孔和壁厚尺寸相同，孔過小不易加工，因此選用Φ6小孔計算開孔數(shù)N=F孔/（πd2/4）=0.044/（π×0.0062/4）=1556開孔率φ=F孔/（πD集h）=0.044/（π×0.35×5.38）=0.74%（0.93%，1.18%）7．核算壓力降（1）a．先估算催化劑床層厚度t催化劑所占空間的截面積A=π×3.62/4-48×0.0123-π×0.352/4=9.487㎡（11.812㎡，15.062㎡）環(huán)形面積的當(dāng)量直徑R0有A=π（R02-r02）則R0=（A/π+r02）1/2=[9.487/π+（0.35/2）2]1/2=1.747m（1.947m，2.197m）則催化劑床層厚度t=R0-r0=1.747-（0.35/2）=1.572m（1.772m，2.022m）b．氣體通過床層的流通面積流通面積是沿徑向變化的，當(dāng)量直徑dm=2（R0-r0）/（㏑R0-㏑r0）=2（1.747-0.35/2）/㏑[1.747/（0.35/2）]=1.366m（1.471m，1.598m）F床=πdmh=π×1.366×5.38=23.08㎡（19.95㎡，17.01㎡）c．計算△P床ω床=W/（F床×3600）=67873.21/（23.08×3600）=0.816m/s（0.945m/s，1.108m/s）混氫ρ=3.00㎏/m3μ=0.0160cpCB-6催化劑當(dāng)量直徑dp=2㎜，代入埃索公式，有△P床=2.77×10-4×ρ0.85×ω1.85×μ0.15×t/dp1.15=2.77×10-4×3.000.85×0.8161.85×0.01600.15×1.572/0.0021.15=0.519㎏/cm2（0.768㎏/cm2，1.177㎏/cm2）（2）求△P孔ω孔=W/（F孔×3600）=67873.21/（0.044×3600）=428.49m/sω集=W/（F集×3600）=67873.21/（π×0.352/4×3600）=196.06m/sω孔/ω集=428.49/196.06=2.19＞2∴阻力系數(shù)ξ=1.5×β=1.5×1.11×1-0.336=1.665∴△P孔=ξ×ω孔2×ρ/2g=1.665×428.492×3.00/（2×9.81）=4.6743㎏/cm2（3）流道靜壓降△P靜集流流道△P靜集=K集×ω集2×ρ/g=1×196.062×3.00/9.81=1.1755㎏/cm2分流流道△P靜分=K分×ω分2×ρ/g其中ω分=W/（F分×3600）=67873.21/（0.5904×3600）=31.93m/s（28.92m/s，25.55m/s）△P靜分=0.72×31.932×3.00/9.81=0.0224㎏/cm2（0.0184㎏/cm2，0.0143㎏/cm2）則△P靜集/△P靜分=1.1755/0.0224=52.5（63.9，82.2）故一般不考慮分氣管靜壓降的影響。（4）求總的壓降△P總△P總=△P床＋△P孔＋△P靜=0.519+4.6743+（1.1755+0.0224）=6.3912㎏/cm2（6.6362㎏/cm2，7.0411㎏/cm2）（5）求氣流上下不均勻度△Q%△Q%={1-[（△P床＋△P孔）/△P總]1/2}×100%={1-[（0.519＋4.6743）/6.3912]1/2}×100%=9.86%（9.44%，8.84%）將以上數(shù)據(jù)列表比較表13項目123反應(yīng)器直徑（m）3.64.04.5反應(yīng)器高（m）7.28.09.0催化劑填裝高度（m）5.384.323.39中心集氣管直徑（m）0.350.350.35扇形筒個數(shù)n485360中心集氣管開孔率（%）0.740.931.18氣流上下不均勻度（%）9.869.448.84各部分壓降比△P總（㎏/cm2）6.39126.63627.0411△P床（㎏/cm2）0.5190.7681.177△P孔（㎏/cm2）4.67434.67434.6743△P靜（㎏/cm2）1.19791.19391.1898△P床/△P總（%）8.1211.5716.72△P孔/△P總（%）73.1470.4466.39△P靜/△P總（%）18.7417.9916.90實際F管/F孔2.22.22.2又中心集氣管開孔率取值范圍在1%-1.6%，氣流上下不均勻度取值范圍在5%-10%故應(yīng)選取第三組設(shè)計數(shù)據(jù)。

第六章重整加熱爐有關(guān)數(shù)據(jù)表14項目數(shù)據(jù)原料油氣進(jìn)爐量（㎏/h）176958.3原料油氣爐內(nèi)密度（㎏/cm3）6.72原料油氣入爐溫度（℃）340原料油氣出爐溫度（℃）500原料油氣爐內(nèi)平均壓力（㎏/cm2）15.25燃料組成C（重%）87H（重%）11.5O（重%）0.5W（重%）16.1計算全爐總熱負(fù)荷查《石油煉制工程（上）》圖Ⅰ-2-34可知，在340℃、進(jìn)爐壓力15㎏/cm2條件下，油料已完全汽化，混合油氣完全汽化溫度是167℃，且有Ⅰ入=375Kcal/kg，Ⅰ出=511Kcal/kg加熱爐熱負(fù)荷Q=G[eIr+（1-e）I1-Ii]×4.184其中G—被加熱油品質(zhì)量流量Ii—油料在入爐溫度條件下的液相焓Ir，I1—油料在出爐溫度條件在的氣液相焓E—油料出爐時的氣化率代入數(shù)據(jù)Q=176958.3×（511-375）×4.184=100693519.7KJ/h對全爐忽略冷空氣的顯熱，則Q總=Q+0=100693519.7KJ/h6.2燃料燃燒計算低熱值的計算燃料完全燃燒所生成的水為氣態(tài)時計算出的熱值稱為低熱值，以QV表示。在加熱爐正常操作中，水都是以氣相存在，所以多用低熱值計算。QV=[81C+246H+26（S-O）-6W]×4.184=[81×87+246×11.5+26×（0-0.5）-6×1]×4.184=41241.688KJ/㎏理論空氣用量計算燃料完全燃燒所需空氣量根據(jù)燃燒反應(yīng)方程式求得?？諝庵醒踔亓堪俜趾繛?3%，1㎏燃料油完全燃燒時所需的理論空氣用量為L0=0.116C+0.384H+0.435（S-O）=0.116×87+0.384×11.5+0.435×（0-0.5）=14.50㎏空氣/㎏燃料全爐熱效率過?？諝庀禂?shù)：實際空氣量與理論空氣量之比值，用α表示。取α=1.3。霧化水蒸汽用量WS=0.5㎏/㎏燃料。煙氣組成計算GCO2=（44/12）×（C/100）=（44/12）×（87/100）=3.19㎏/㎏燃料GH2O=（18/2）×（H/100）+W/100+WS=（18/2）×（11.5/100）+1/100+0.5=1.545㎏/㎏燃料GO2=0.232L0（α-1）=0.232×14.50×（1.3-1）=1.009㎏/㎏燃料（2）排煙損失熱量（200℃燃?xì)飧鹘M成焓值查表2-1）Q1=∑GiIi+600WS×4.184=3.19×183.8+1.545×377.2+1.009×187.2+14.50×209.4+600×0.5×4.184=5649.5KJ/㎏燃料（3）散熱損失熱量設(shè)Q△/Qi=0.05，其中輻射室0.03，對流室0.02。（4）燃料發(fā)熱量QV=41241.688KJ