柴油加氢精制设计书

1、30100万吨/年催化柴油加氢精制设计（末期）柴油加氢精制一物料平衡1. 全装置物料平衡本设计催化柴油处理量为100万吨/年，反应阶段为其末期，年开工时数为8000小时。装置总物料平衡表（年开工时数以8000小时/年）物料项目物料量重量%公斤/小时吨/天入方原料油1250003000100重整氢3375812.70总计1283753081102.70出方精制柴油121187.52908.596.95粗汽油190045.61.52高分排放气222553.41.78低分排放气387.59.30.31回流罐排放气260562.522.084溶于水中的硫化氢27.50.660.022溶于水中的氨气30

2、0.720.024设备漏损12.50.30.01总计1283753081102.70注: 粗汽油包括0.03 的溶解气在内由=，得设备漏损为0.01% < 1%.2. 化学耗氢量1) 杂质脱除率a) 硫脱除率 = ×100% = 90%b) 氮脱除率 = ×100% = 77.78%c) 氧脱除率（以酸度计算）原料油含氧率 =×100% = 0.00192%精制油含氧率 = ×100% = 0.0000463% 氧脱除率=×100% = 97.58%d) 烯烃饱和率（以溴价计算）烯烃饱和率=×100% = 80%组份硫氮氧烯烃饱

3、和脱除率（%）9077.7897.58802) 化学耗氢量a) 脱硫耗氢每脱掉1%的硫消耗12.5Nm3H2/m3原料油加氢脱硫耗氢量= = 2.34 Nm3/T原料油2.34×125000/22.4×=26.152kg/hrb) 脱氮耗氢每脱掉1%的氮消耗53.7Nm3H2/m3原料油加氢脱氮耗氢量= = 1.26 Nm3/ T原料油1.26×125000/22.4×=14.078kg/hrc) 脱氧耗氢每脱掉1%的氧消耗44.6Nm3H2/m3原料油加氢脱氧耗氢量= = 0.0966Nm3/ T原料油0.0966×125000/22.4&#

4、215;=1.078kg/hrd) 烯烃饱和耗氢量烯烃饱和耗氢量=（20.5-4.1）×10×22.4/160 = 22.96 Nm3/T原料油22.96×125000/22.4×=256.25kg/hre) 芳烃饱和饱和1%的芳烃消耗5.0Nm3H2/m3原料油芳烃饱和耗氢量=6.29 Nm3/ T原料油6.29×125000/22.4×=70.254kg/hrf) 加氢裂解耗氢量原料油裂解程度为3%，每裂解1分子原料，消耗3分子氢加氢裂解耗氢量=×3×22.4 = 10.22Nm3/T原料油10.22×

5、;125000/22.4×=114.017kg/hr各类加氢反应的耗氢量汇总表项目化学耗氢量重量分数Nm3/T原料油Kg/hr%1加氢脱硫2.3426.1525.432 加氢脱氮1.2614.0782.933 加氢脱氧0.09661.0780.224 烯烃饱和22.96256.2553.185 芳烃饱和6.2970.25414.586 加氢裂解10.22114.01723.66总计43.17481.8291003. 反应放热a) 加氢脱硫反应放热量=600 kcal/ Nm3×2.34 Nm3/T =1405.92kcal/T1405.92 kcal/T×125T

6、/hr=175740kcal/hrb) 加氢脱氮反应放热量=600 kcal/ Nm3×1.26 Nm3/T =756.84kcal/T756.84kcal/T×125T/hr=94605kcal/hrc) 加氢脱氧反应放热量=600 kcal/ Nm3×0.0966 Nm3/T =57.95kcal/T57.95kcal/T×125T/hr=7243.5kcal/hrd) 加氢烯烃饱和反应放热量=1260 kcal/ Nm3×22.96 Nm3/T =28929.6kcal/T28929.6kcal/T×125T/hr=361620

7、0kcal/hre) 加氢芳烃饱和反应放热量=540 kcal/ Nm3×6.29 Nm3/T =3399.19kcal/T3399.19kcal/T×125T/hr=424899kcal/hrf) 加氢裂解反应放热量=450 kcal/ Nm3×10.22 Nm3/T =4597.16kcal/T4597.16 kcal/T×125T/hr=574644.38 kcal/hr反应放热计算汇总表项目反应放热量重量分数Kcal/T原料油Kcal/hr%1加氢脱硫1405.921757403.592 加氢脱氮756.84946051.933 加氢脱氧57.9

8、57243.50.154 烯烃饱和28929.6361620073.905 芳烃饱和3399.194248998.686 加氢裂解4597.16574644.3811.75总计39146.664.8931061004. 纯氢消耗量汇总a) 入方：新氢=×2×87.68%/8000 = 1076.073kg/hr =25.83T/db) 出方：化学耗氢量=481.829kg/hr =11.56T/d 排放耗氢量=×2×80.86% = 553.58kg/hr=13.29T/d 溶解耗氢（包括低分排放和回流罐排放）： 低分罐=×43.10%

9、5;2=18.444kg/hr 回流罐=×2.03%×2=2.379kg/hr =18.444+2.379=20.823kg/hr=0.4998T/d 机械漏损=1076.073-(481.829+553.58+20.823)=19.841kg/hr=0.476T/d加氢精制装置纯氢消耗量汇总表项目kg/hrT/d重量%入方新氢1076.07325.83100出方1 化学耗氢481.82911.5644.782 排放耗氢553.5813.2951.443 溶解耗氢20.8230.49981.944 机械漏损19.8410.4761.84总计1076.07325.831005

10、. 硫化氢平衡a) 入方：=215.16kg/hr =5.16T/db) 出方：高分排放：=69.83kg/hr 低分排放：=18.55kg/hr 回流罐排放：=96.62kg/hr 水中溶解：27.50kg/hr 漏损：215.16-（69.83+18.55+96.62+27.50）=2.66kg/hr氢装置内硫化氢平衡表项目kg/hrT/d重量%产生加氢脱硫反应215.165.16100排放1 高分排放69.831.6832.462 低分排放18.550.458.623回流罐排放96.622.3244.914水中溶解27.500.6612.78 5漏损2.660.051.23总计215.1

11、65.16100二反应器设计入口温度为280，入口压力为4.0Mpa，出口压力为3.9Mpa，已知数据如下：加氢反应器入口温度气化率混合焓(Kcal/kg)2264.72186.642669.49217.2631019.09254.1535928.81295.9137438.65311.58注：物料包括原料油，新氢和循环氢系统压力P=3.9MPaP=3.8MPaP=3.7MPaP=3.6MPa气化率温度混合焓(Kcal/kg)温度混合焓(Kcal/kg)温度混合焓(Kcal/kg)温度混合焓(Kcal/kg)4.54196166.98194165.67193165.01191.5164.039

12、.44267218.16265216.73264216.01262215.3219.00311254.67310253.9328.68341281.62339279.8938.47360299.9248.38375315.31注：物料包括加氢生成油，反应生成气和循环氢气化率（%）平均分子量101552016030165注：气相油平均分子量图1 不同气化率的油气平均分子量 图2 3.90Mpa下焓值与温度对应关系图3 3.90Mpa下气化率与温度对应关系1. 催化剂装填体积空速=2.5=57.86 m32. 催化剂当量直径所选催化剂为RN-1催化剂（）Dp=6×=6×=1.6

13、364×m3. 循环氢和混合氢流量氢油比=300=43392.73Nm3/hr=/22.4×=11971.74kg/hr=-=11971.74-3375=8596.74kg/hr4. 入口氢分压作4.0Mpa下的Hmt、ew%t图，查得t=320时，ew=20.5%，Hm=263Kcal/kg由图可得：当ew=20.5%时，=160.25g/mol=×=4.0×=3.070Mpa5. 反应器出口温度计算根据热量衡算得：（）+Q=（）(11971.74+125000) ×263+4.893×106=（11971.74+125000） =

14、298.72Kcal/kg作tHm、ew%Hm图，查得=37.3%，=3586. 出口氢分压=+1-(96.95%+1.49%)× =13921.74kg/hr由图可得：当ew=37.3%时，=168.65g/mol=×=3.9×=2.619Mpa7. 气体密度=(+)/2=(358+320)/2=339=(+)/2=28.9%=+×=11971.74+125000×28.9%=48096.74kg/hr=+×22.4×× =+×22.4×× =2778.34 m3/hr=17.31

15、kg/m38. 混合物黏度 =81.978 查81.978 ，温度为339下，石油馏分蒸汽粘度为=0.0145厘泊【1】Tr=Pr=根据Tr与Pr氢的粘度图得=0.0143厘泊1摩尔分数：=0.746= =0.0144厘泊9. 空塔线速取D=3.6m，则u=288.77 m/hr =0.0802 m/s10. 液体滞留量=11971.74+125000×28.9%=48096.74kg/hr=125000×(1-28.9%)=88875kg/hr/=1.8478=48096.74kg/hr=1085.00磅/·hr根据与/关系图查得：h=0.155 =0.1085

16、Pa/m11. 校核0.1085Pa/m，在0.0230.115Pa/m范围内0.1085×6.01=0.6519kg/cm2<0.84kg/ cm2，符合要求。12. 反应器总高度计算底部空间：500mm 惰性瓷球+防垢篮筐：500mm气液分布器：300mm 催化剂床层高度：6010mm顶部空间：400mm 小瓷球高度：400mm大瓷球高度：500mm反应器总高度H=500+300+400+500+500+6010+400=8610mm 取整，则H=8610mm三汽提塔计算1. 全装置物料平衡设塔顶温度tD=147，进料气化率为5%精制柴油（V）=(96.95+1.49)%

17、×5%-1.49%×125000=4290kg/hr精制柴油（L）=125000×96.95%-4290=116897.5kg/hr粗汽油（V）=125000×1.49%=1862.5kg/hr溶解气（V）=125000×(2.084+0.03)%=2642.5kg/hr水蒸气（V）=125000×3%=3750kg/hr气提塔物料衡算热焓表项目温度热焓kcal/kg流量kg/hr热量入方柴油（V）200169.699942907.280柴油（L）200111.5857116897.5130.441粗汽油（V）200184.96641

18、862.53.445溶解气（V）200437.58982642.511.563水蒸气（V）300733.5375027.506冷回流（V）4029.1682L0Q1出方柴油194107.9641121187.5130.839溶解气147408.24892642.510.788水蒸气147658.21375024.683粗汽油147154.67111862.52.881冷回流147154.6711L0Q2根据物料平衡和能量平衡得： （154.6711-29.1682）L0 = 11.044×105 L0 = 8799.8 kg/hr回流比R0= 水冷凝校核： 水蒸气的摩尔分率 =0.3

19、5×9.869×0.5555=1.919atm 查得=1.919atm时，t=121 tD=147>121 故水蒸气不会冷凝。2. 第24块板以下物料衡算第24块塔板上的温度t=项目温度热焓kcal/kg流量kg/hr热量 入方冷回流（L）4029.16828799.82.5667溶解气（V）152.3411.0712642.510.8626水蒸气（V）152.3660.94375024.7853粗汽油（V）152.3157.6061862.52.9354L24（V）152.3157.606L24157.606 L24出方水蒸气（V）147658.21375024.6

20、829溶解气（V）147408.24892642.510.7880粗汽油（V）147154.67111862.52.8807L24（L）152.394.0350L2494.0350 L24冷回流（V）147154.67118799.813.6107根据L24=17008.23 kg/hr , V24=25263.23 kg/hr3. 求第14板的气液相流量V14=3%+2.084%+(96.95+1.49)% ×5%×125000=12507.5kg/hrL14 =V14+（96.95%-3%）×125000=129945kg/hr4. 性质计算1) 第24块板气

21、相：m总 =17008.23+1862.5+2642.5+3750=25263.23 kg/hrM=m总/n总=55.2g/mol=V=组份摩尔分数（%）黏度（厘泊）粗汽油41.50.0088溶解气13.00.0125水蒸气45.50.014混合气体1000.0107=0.0107厘泊液相：L=17008.23kg/hr99.37kg/kmol=620kg/m3V=查液相表面张力为9.9达因/厘米【1】2) 第14块板气相： m总 =12507.5kg/hrM=m总/n总=41.93g/mol=V=组份摩尔分数（%）黏度（厘泊）精柴油10.50.0065溶解气19.60.014水蒸气69.90

22、.016混合气体1000.0131=0.0131厘泊液相：L=129945kg/hr196.01kg/kmol=740 kg/m3V=查液相表面张力为15达因/厘米【1】5. 汽提塔高度计算人孔：600mm 板间距：600mm顶部空间：1400mm（含一个人孔） 底部空间：2200mm（含一个人孔）进料段：800mm（第14块板为进料段）人孔数：5个 塔板数：24块气提塔总高度H=1400+600×9+600×13+2200+600×2+800=18800mm四汽提塔上部核算1. 校核选用F1型浮阀塔339阀，初选板间距HT=600mm=0.6m，采用单溢流塔板。

23、取塔径D=2.0m，堰长l=1456mm， ，A降=0.3155m2，A=3.155m2.【6】1) 临界阀孔速度 whc=()0.548=()0.548=4.135m/s空塔气速w=取开孔率=10.08%，则wh= w/ =4.058 m/s因此wh/whc=，符合要求。2) 阀孔动能因数F0= ×=4.058×，符合要求。3) 溢流强度 E=18.8<70，符合要求。4) 液体在降液管的停留时间，符合要求。5) 雾沫夹带量e=n=0.95,HT=0.6m, =0.6,A=0.159m= =选溢流堰高度hw=50mm=0.05m堰上液层高度how=2.84E=2.8

24、4=20.108mmhl=hw+how=50+20.108=70.108mme=，符合要求。6) 气体通过一块塔板的总压降Pv与液体通过一块塔板的总压降Pl选降液管下缘距塔板高度为hb=0.04m，则wb=a. 干板压降pd=5.37×=5.37×=0.0397m液柱气体通过塔板液层的压力降pL=0.4hw+2.35×=0.4×0.05+2.35×=0.0366m液柱气体总压降pv=pd+pL=0.0397+0.0366=0.0763m液柱b. 不设进口堰时，液相通过降液管的压降pdk=0.153wb2=0.153×0.132=0.0

25、02586m液柱 液体总压降PL=pv+pdk+hl =0.0763+0.002586+0.0701=0.149m液柱<0.5×（HT+hw）=0.325 m液柱， 符合要求。2. 负荷性能图1) 泄露线设F0=5，即wh= w=wh=0.1008×2.140=0.2157m/s2) 降液管超负荷线降液管允许最大流动速度vd=0.17ks=0.17×0.95=0.1615m/sHT<0.75m时,vd*= = = 0.1456 m/s取上述两个vd中较小的一个，则vd=0.1456m/s3) 雾沫夹带线取e=10%为上限，即0.1=整理得：取点计算得：

26、Vl（m3/hr）how(mm)hl(mm)w(m/s)1010.2660.260.88462016.2966.290.83803021.34571.3450.80654025.85775.8570.78256033.8883.880.7474) 淹塔线设降液管内液面高度控制在0.5（）.0.5（）m液柱pd+pL+pdk+hl=0.3255.37×+0.4hw+2.35×+0.153wb2+0.0701=0.325 整理得： 取点计算得：Vl（m3/hr）w(m/s)100.9762500.92131000.82301500.66512000.3736汽提塔上部负荷性能图

27、如图所示：五汽提塔下部核算1. 校核选用F1型浮阀塔339阀，初选板间距HT=600mm=0.6m，采用双溢流塔板。取塔径D=2.2m，堰长l=1368mm， ，A降=0.4561m2，A=3.865m2.【6】1) 临界阀孔速度 whc=()0.548=()0.548=5.148m/s空塔气速w=取开孔率=5%，则wh= w/ =4.994 m/s因此wh/whc=，符合要求。2) 阀孔动能因数F0= ×=4.994×，符合要求。3) 溢流强度 E=64.18<70，符合要求。4) 液体在降液管的停留时间，符合要求。5) 雾沫夹带量e=n=0.95,HT=0.6m,

28、 =0.6,A=0.159m= =选溢流堰高度hw=50mm=0.05m堰上液层高度how=2.84E=2.84=45.53mmhl=hw+how=50+45.53=95.53mme=，符合要求。6) 气体通过一块塔板的总压降Pv与液体通过一块塔板的总压降Pl选降液管下缘距塔板高度为hb=0.06m，则wb=a. 干板压降pd=5.37×=5.37×=0.03376m液柱气体通过塔板液层的压力降pL=0.4hw+2.35×=0.4×0.05+2.35×=0.05767m液柱气体总压降pv=pd+pL=0.03376+0.05767=0.0914

29、3m液柱b. 不设进口堰时，液相通过降液管的压降pdk=0.153wb2=0.153×0.2972=0.0135m液柱 液体总压降PL=pv+pdk+hl =0.09143+0.0135+0.09553=0.200m液柱<0.5×（HT+hw）=0.325 m液柱， 符合要求。2. 负荷性能图1) 泄露线设F0=5，即wh= w=wh=0.131m/s2) 降液管超负荷线降液管允许最大流动速度vd=0.17ks=0.17×0.95=0.1615m/sHT<0.75m时,vd*= = = 0.1593 m/s取上述两个vd中较小的一个，则vd=0.159

30、3m/s3) 雾沫夹带线取e=10%为上限，即0.1=整理得：取点计算得：Vl（m3/hr）how(mm)hl(mm)w(m/s)106.73956.7391.1062010.69760.6971.0613014.01764.0171.0294016.98066.9801.0046022.25172.2510.9654) 淹塔线设降液管内液面高度控制在0.5（）.0.5（）m液柱pd+pL+pdk+hl=0.3255.37×+0.4hw+2.35×+0.153wb2+0.09553=0.325 整理得： 取点计算得：Vl（m3/hr）w(m/s)100.614500.596

31、1000.5751500.5532000.528 汽提塔下部负荷性能图如下图：六冷换设备计算与选型1. 新氢压缩机一级与二级出口温度及E105计算压缩比根据一级压缩的压缩比等于二级压缩的压缩比，可得：查得新氢的绝热系数k=1.3338t1=（40+273.15）=（40+273.15）=359.30K=86.15t2=50t3=（50+273.15）=（50+273.15）=370.77K=97.62物料名称温度流量（kg/hr）热焓（kcal/kg）新氢86.153375648.5871新氢503375596.6106QE105=取冷却水，则取 , 则E105选型4：YA450-38.1-4

32、0/16-22. 循环氢压缩机出口温度查得循环氢的绝热系数k=1.3267=3. 混合氢温度T5物料名称温度流量（kg/hr）热焓（kcal/kg）新氢97.623375665.2486循环氢58.158596.74538.1878混合氢t511971.74Hm查表得：t5=70.64. 加热炉出口温度T6物料名称温度流量（kg/hr）热焓（kcal/kg）混前原料油（L）t6125000Hm混合氢30011971.74887.5248混后反应物料320136971.74263Q=253.9835kcal/hr查表得：t6=338.475. E101计算与选型物料温度流量（kg/hr）热焓（k

33、cal/kg）换热前反应产物（3.9Mpa）358136971.74298.72混合氢70.611971.74574.01换热后反应产物（3.9Mpa）t7136971.74Hm混合氢30011971.74887.5248Hm=269.88kcal/ kg查Hmt图得：t7=330=134.45取K = 320kcal/(m2·h·)，则换热器型号：YA500-90.2-40/40-26. E201计算与选型物料名称温度流量（kg/hr） 热焓（kcal/kg）热量换热前溶解气（V）1472642.510.7880粗汽油（V）1471862.52.8807水蒸气（V）147

34、375024.6829冷回流（V）1478799.813.6107换热后溶解气（L）402642.5356.89579.4310粗汽油（L）401862.529.16820.54326水蒸气（L）40375040.011.5004冷回流（L）408799.829.16822.5667取冷却出口温度为110，进口温度为30，则，取K = 500kcal/(m2·h·)则换热器型号：YA900-355-25/16-17. E202计算与选型物料名称温度流量（kg/hr）热焓（kcal/kg）换热前柴油（L）194121187.5107.9641溶解气（L）402642.5356

35、.8957生成油（L）4012305026.42174换热后柴油（L）120121187.566.02449溶解气（V）t82642.5H1生成油（L）t8123050H2由于溶解气在升温过程中可以近似为由液相变为气相，此过程的吸热为溶解热。查得：溶解热焓值为H=74.0kcal/kg,则=2642.5 H1+123050 H2=88.272假设t8=115，查得：H1=391.7555 kcal/kg，H2=63.50043kcal/kg代入上式，左右两边基本相等，即所设t8=115正确取K = 250 kcal/(m2·h·)则换热器型号：YA800-250-40/40

36、-68. E203计算与选型物料名称温度流量（kg/hr）热焓（kcal/kg）柴油120121187.566.02449柴油50121187.530.99582取冷却水进口温度，出口温度则=24.66取K = 280 kcal/(m2·h·)，则换热器型号：YA1000-630.1-40/16-49. E102计算与选型进115，溶解气 2642.5 kg/hr 391.7555 kcal/kg 生成油 123050 kg/hr 63.50043 kcal/kg出200，13044089.37+728012.571+344499.92+1156331.047 =152.729 kcal/hr（11971.74+125000）（269.88-Ht