催化重整工艺发展趋势和催化重整工艺

PAGE58-摘要本文以设计生产高辛烷值汽油的催化重整反应系统为主。主要包括三个部分：中文综述、工艺计算和外文翻译。中文综述论述了催化重整在石油工业中的地位、世界及我国催化重整的发展概况、催化重整工艺发展趋势和催化重整工艺选择路线。在计算部分，结合所学内容对催化重整反应系统中的反应器进行了优化选择。然后对重整进料进行了必要的计算。并将所要设计的四个反应器中第一、第四反应器设计成了在相同处理量的情况下压降很小的径向反应器，最后进行了反应器的压降核算得出优化方案。由于重整反应总体上是吸热反应，反应器温降较大，故对重整反应系统中的加热设备——重整加热炉也进行了工艺设计。在外文翻译中选取了一篇关于催化重整工艺的文章。文中详细介绍了催化重整工艺流程、装置设备、重整反应及催化剂。在了解了文章大意之后，将这篇英文材料翻译成中文材料。这样就完成了重整反应系统工艺设计论文的全部内容。关键词：催化重整，径向反应器，辛烷值，吸热反应，重整加热炉。

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.

目录第一篇中文综述及说明第一章中文综述…………………51.1催化重整在石油工业中的地位……………51.2催化重整的发展……………61.2.1世界催化重整发展概况……………61.2.2我国催化重整发展回顾……………101.3催化重整工艺发展趋势……………………141.4催化重整工艺选择路线……………………141.5结束语………………………15第二章重整工艺及重整反应流程说明…………162.1径向反应器设计……………162.2设计内容说明………………21第二篇计算部分第三章基础数据…………………23第四章芳烃转化率及氢平衡计算………………254.1化重整反应系统物料衡算…………………254.2芳烃潜含量、芳烃产氯和芳烃转化率的计算……………254.3氢平衡—加氢裂化反应耗氢量计算………274.4理论温降问题计算…………28第五章重整径向反应器设计计算………………315.1第一反应器设计计算………315.2第四反应器设计计算………37第六章重整加热炉………………456.1计算全炉总热负荷…………456.2燃料燃烧计算………………466.3炉管及炉体结构尺寸………476.4辐射室传热核算……………506.5对流室的传热计算…………536.6加热炉压降的计算…………55第三篇绘图部分重整反应系统工艺流程……………………附图1第四反应器结构简图………附图2谢辞………………59附参考文献………………………60

第一篇中文综述及说明中文综述1．1催化重整在石油工业中的地位“重整”是指烃类分子重新排列成新的分子结构。在有催化剂作用的条件下对汽油馏分进行重排叫做催化重整。采用铂催化剂的叫铂重整；还有采用铂-铼催化剂和多金属催化剂的铂-铼重整和多金属重整。催化重整是炼油和石化工业中不可缺少的主要工艺之一。在催化重整过程中，发生环烷脱氢、烷烃环化脱氢等生成芳烃的反应以及烷烃的异构化、加氢裂化等反应，这些反应都会使汽油的辛烷值提高。重整汽油的辛烷值RON一般在90以上，而且烯烃含量少、安定性好，硫含量少，是车用汽油的高辛烷值组分。近年来各国对环境污染的限制越来越严格，不加铅高辛烷值汽油汽油需求两剧增，完全依靠催化裂化很难满足汽油辛烷值RON在90以上，其他高辛烷值组分如烷基化油等数量有限，因而降低辛烷值石脑油转化为高辛烷值汽油组分的催化重整工艺成为首选措施。在催化重整中，最主要的化学反应是芳构化反应，因此在重整生成油中，苯、甲苯、二甲苯及较大分子芳烃含量很高。苯类产品是合成塑料、合成橡胶、合成纤维的基础原料，也是医药、油漆工业的基本原料，甲苯还是制造炸药的重要原料。因此催化重整除了生产高辛烷值汽油外，同时也生产芳烃。在本世界，催化重整将继续作为生产芳烃的主要手段。由于重整中的脱氢反应，催化重整过程还生产一种很重要的副产品——高纯度氢气（含氢75%—95%）。一般情况下，每吨原油可生产氢气150—300标米3，可直接用于加氢精制和加氢裂化。重整过程是炼厂中获得廉价氢气的重要来源。现代重整的另一用途，是用来生产液化气（LPG）。采用特定的催化剂可以使液化气产率达到45%（体）。由此可见，催化重整不仅是生产优质发动机燃料的重要手段，而且是重要的化工原料——芳烃的重要来源，在炼油和化工生产中占有十分重要的地位。1．2催化重整的发展1.2.1世界催化重整发展概况（1）早期发展史1940年11月，建成了第一座以氧化钼/氧化铝为催化剂的催化重整工业装置，催化重整实现了工业化。这个过程以石脑油（一般指800—200℃馏分）为原料，在480—530℃、10—20大气压（氢压）下进行，也称临氢重整或钼重整。汽油辛烷值可大80左右，安定性较好，汽油收率也比热重整高。缺点是：催化剂活性不高，汽油收率和辛烷值不很高；反应积碳使催化剂活性降低较快，通常进料几小时后就要停料再生，周期短、处理量小、操作费用大。催化重整大发展并成为炼油工业的一个重要过程是在二十世纪五十年代以后。1949年，美国环球石油公司研制成功了铂重整并实现了工业化，催化重整开始发展起来。铂催化剂比铬、钼催化剂活性高的多，可以在比较缓和的条件下得到辛烷值较高的汽油，因此催化剂上积炭速度较慢，氢压下操作连续生产半年至一年不需要再生。铂重整在450—520℃、15—20大气压（氢压）及铂/氧化铝催化剂作用下进行。汽油收率打90%左右，而且辛烷值在90以上，重整生成油中含芳烃30—70%。1952年发展了以二乙二醇醚为溶剂从重整生成油中抽提芳烃的工艺过程，设备简单、操作可靠、直接可得硝化级苯类产品，铂重整-芳烃抽提联合装置迅速发展成生产芳烃的重要过程。为了得到更高辛烷值的汽油或更高的芳烃产率，有些铂重整装置也采用了较苛刻的反应条件，于是催化剂上积炭迅速增大，催化剂活性下降较快。为了解决这个矛盾，出先了固定床再生式铂重整（及循环再生式催化重整，一般采用4—5个反应器轮流再生）和半再生式铂重整（操作较长一段时间后再生）。此后，在铂-氧化铝-卤素催化剂基础上不断改进，铂重整工艺得到了很大发展。1968年铂-铼双金属重整催化剂工业化，随后陆续出现了各种双、多金属催化剂。与铂重整催化剂相比，双、多金属催化剂一个突出的优点是：具有较高稳定性，可以在较高的温度和较低的氢分压条件下操作而长期保持良好的活性，因而可以提高重整汽油的辛烷值，而且汽油、芳烃和氢气的产率也较高。（2）近期进展情况催化重整近期技术进展情况如下：半再生式催化重整1）含助剂的双金属催化剂。双金属加助剂，作用是缓和对C5—C6氢解活性及五员环的开环作用，减缓结焦，以保持清洁的功能。与不含助剂的双金属催化剂相比，氢气和汽油的产率增加，芳烃和LPG产率有所下降。因此，助剂缓和了铼对C6/C7烷烃和C5环打开的氢解活性，因而可以保持焦炭前身物的“洁净”活性。2）催化剂的分段装填。催化剂的分段装填是前部反应器装填的催化剂必须最适合环烷烃脱氢，而后部反应器装填的催化剂应最适合短链烷烃的脱氢环化。UOP公司推荐的R-72催化剂分段装填流程中，R-72催化剂是一种稀释的单金属催化剂（不含Re），装填在前部反应器中，其他反应器则装填一般的Pt、Re催化剂。该工艺C5+产率增加1.5%。几年前，Acreon/Procatalys提出了RG492/RG482分段装填法，将一种不平衡的Pt-Re催化剂RG492装入前部反应器中，因其脱氢活性高，可极大的降低其他反应器中的开环反应，使氢气产率较高。3）半再生装置的改造和经济性。半再生装置的改造方式很多，有降低操作压力，增加一个新的反应器来替代催化剂的分段装填或改造成催化剂的连续再生等方式。改造应考虑投资费用、公用工程费用、产品增值效益、投资回收期以及改造而停工造成的损失等因素，因时、因地进行技术经济对比。美国UOP公司对半再生装置的改造有三种形式：保留原固定床反应器，增加一个CCR反应器，提高操作苛刻度，但因固定床催化剂稳定性受限而使芳烃收率增加有限，尚无应用实例；将固定床全部转化为CCR工艺，新建一套再生装置，C5+收率可以提高1.5—2.0%，现有十几个用户采用；改造为LPLSCCR装置，需增设第二段干气压缩机、两台叠置反应器、新建再生系统和新增设一台混合进料换热器，可提高C5+收率4.2%，增产氢气0.29NM3/d，但新建再生系统投资为720万美元。法国IFP半再生装置改造DdualformingPuls专利工艺要求技术上使新增反应器既能在同一压力下操作，也能早较低压力下操作，其新增反应器投资不到新建一套催化剂连续再生装置投资的一半，而重整生成油和氢产率明显增加。连续再生式催化重整催化剂连续再生式催化重整装置操作苛刻态度的增加，使催化剂处于更苛刻的反应条件。新一代催化剂，稳定性得到改善，寿命延长，并具有较好的保氯能力，其物理性质也得到了改进。与一般半再生装置相比，连续再生的C5+产率可提高10%以上。因此，采用连续再生式新建装置再生过程的发展趋势。最近几年，工艺技术发展到高空速、低氢烃比和低压运行。低压操作的辛烷值和氢气产率都较高。催化剂循环量在增大（全部催化剂每年约进行150次再生），再生器成为工艺研制和开发者的重点。UOP和IEP提供了新的再生器，分别是CycleMax和Hi—Q再生器，都改进了烧焦灵活性和铂的再生。前者可保证催化剂的完全再生，C5+收率H2收率维持在开工时水平，铂金属在催化剂寿命期间损耗为零，催化剂每次再生磨损率为0.02%。后者的特点是：高压再生（再生压力0.79Mpa左右）；二段烧焦，再生回路为冷回路，不仅再生效率高，而且可防止未烧尽的碳进入氧氯化区引起高温。苯的控制苯是致癌物质，被美国1990年清洁空气法修正案（CAAA）列为有毒空气污染物。美国加利福尼亚汽油标准将苯含量限制为1.02%，世界范围内需要越来越多的“清洁燃料（减少汽油中苯含量）”。通常重整汽油占调和汽油比例为50%，因此对大多数炼厂而言，就是要减少重整汽油的苯含量。减少苯含量的可选择方案分为两大类：减少苯生成和重整生成油脱苯。减少苯生成，首先要考虑到不同原油的影响，如北海原油中苯含量比中东原油更高；其次是调整石脑油切割点，脱除苯和苯的前身物，例如当原料油初馏点由65℃提高到85℃时，重整生成油苯含量大大减少，但需要通过异构化装置使低辛烷值直链烷烃异构化以减少辛烷值损失；降低操作苛刻度或减少重整生成油产量；采用低压连续重整技术。重整生成油脱苯的最简单的方法是；液—液抽提或抽提蒸馏。第三代双金属脱氯剂PURASPEC2250/6250该脱氢剂是针对传统的氧化铝吸附剂易造成重整产品中的氯污染问题新近开发研制的，其优点是：使用后废脱氯剂无害；大于25%的载氯能力；脱氯功能不受烃类流出物含水量影响；有机氯生成量小，不会造成吸附床及其他下游工艺设备的结垢堵塞；湿气能全部从液烃中得以回收。其适用场合为：与催化重整有关的各种工艺流程中的脱氯；液化气脱氯；与清洁空气法有关的脱氯。1.2.2我国催化重整发展回顾我国催化重整的研究和设计工作是从上个世纪五十年代开始的，六十年代实现工业化，以后陆续建成不少各种类型的工业装置，到九十年代有了更大的进展。我国从一开始就是依靠自己的力量发展起来的：研制国产催化剂，自己开发工程技术。研究、设计、生产共同努力，在摸索中不断前进，催化剂和和工程技术均已达到国外先进水平。（1）重整催化剂回顾重整催化剂的开发过程，我们经历了从学习模仿逐步走向独立创新阶段。载体从η-Al2O3到高纯γ-Al2O3，催化剂从单铂到双、多金属，先后开发了多种催化剂。现在我们不仅拥有可与国外竞争的CB-7、CB-8铂铼催化剂，还拥有世界上少数公司具有的铂锡连续重整催化剂3861-Ⅰ、3861-B。工业实践证明，这些催化剂的性能达到和超过了国外同类型催化剂的水平。（2）原料精制油重整原料油精制技术主要包括欲加氢（石脑油加氢精致）、脱砷、脱氯和液相脱硫等。加氢精制含铂催化剂，特别是现代双、多金属催化剂对原料油中杂质有着严格的要求（硫和氮小于0.5ppm,水小于5ppm,砷小于1ppb）。为此，现代催化重整装置都装有加氢与精致单元。我国早期使用3641Co-Mo型催化剂，以后采用3665、3761、481-3、RN-1、CH-3等国产催化剂。一些引进装置仍使用由S-12、H-306催化剂。人们一度认为国产催化剂活性较低，只能在较低空速（2-3h-1）下运转。事实并非完全如此，其中另一个重要原因是：过去为节省投资，1）国内欲加氢反映器设计采用冷壁反应器，生产中又常发生引起内衬壁裂缝，只是小部分原料短路而流、砷等杂质超标；2）由于预加氢单元不单独设置增压循环机，因而反应压力受重整循环压缩机出口压力限制一般在1.5—1.8Mpa。而广州石化总厂和辽阳化纤公司分别从美国UOP和法国IFP引进的重整装置预加氢精制单元反应器压力分别为3.17Mpa和2.15Mpa。脱砷技术我国大庆原油和新疆克拉玛依原油的含砷量较高，轻、重直馏汽油馏分的砷含量一般达200—1000PPB。砷化物不仅对贵金属重整催化剂是毒物，也是加氢精制催化剂的永久性毒物。60年代初期，为解决大庆油含砷高的问题，石科院和石油三厂成研制开发了3642硫酸铜/Si-Al小球脱身剂，可在低温下操作，缺点是砷含量小（小于1%），脱砷率低。随后抚顺石化院和石油一厂开发了加氢预脱砷和加氢精制两个反应器串联的工艺方法，由于一般汽油加氢精制催化剂的溶砷量约为2—4m%，为保证加氢催化剂运转周期，不得不降低预加氢空素（一般为2h-1）。80年代石科院开发了RAS-2（B）脱砷剂，饱和脱砷量可达20%以上，在大庆石化总厂120万t/a汽油加氢装置（空速8-16h-1）和150万t/a重整装置（空速7-8h-1）使用，效益明显。液相脱硫许多试验研究表明，硫对铂-铼，尤其是高铼/铂比双金属催化剂性能有较大的影响，一般要求原料中硫含量在0.5ppm，最好在0.2ppm以下。因此80年代以来，一些固定床半再生重整装置也广泛采用液相脱硫技术，最初在蒸发脱水塔底放置氧化锌脱硫罐的保护床，后因发生重整催化剂受氧化锌中毒事故而改用镍型0501催化剂，90年代四川石油天然气所开发的CT-83脱硫剂也得到广泛应用。脱氯技术有两类脱氯技术分别用于脱除石脑油和重整副产氢气中的氯化物。脱除油中氯—脱除石脑油加氢反应物中的氯化氢。近些年来石油氯化物含量增加，腐蚀重整氯加氢设备管线。采用脱水、稀碱洗、注腐蚀抑制剂等措施，略有成效。扬子石化公司采用南京化工学院开发的NC-2脱氯技术效果良好，长岭炼化总厂和天津石化公司也使用的这项技术。1992年齐鲁石化公司使用了化工部化肥工业研究所开发的KT405脱氯剂，也取得了很好的效果。这两种脱氯剂不可在升，动态容氯量分别可达14.5m%和12.6m%（平均氯容，KT405的穿透氯容为30%左右）。脱除重整副产氢气中的氯化氢。重整催化剂助剂氯生成氯化氢混入副产氢气。有石化科学院开发、抚顺石油3厂生产的3925脱氯剂于1993年先后在抚顺石油一厂和上海金山石油化工厂工业装置上应用，效果良好，常温下可将副产氢气内氯从10-15ppm净化到1ppm，其性能达到和略优于国外同类性脱氯剂水平。（3）重整工艺由于我国多数原有较重，又受到炼厂规模限制，重整原料较少，这是我国催化重整建设发展较慢的原因之一。80年代后期以来，我国在固定床重整应用工艺技术方面取得了不少进展，主要有：两端混氢工艺、铂-铼催化剂两段串联重整工艺、开工工艺技术的革新、水-氯平衡控制技术、重整原料油制氢制精制油工艺技术、重整生成油后加氢技术。开工工艺技术的革新。石科院根据中型试验装置应用工艺研究结果，1986年首次在抚顺石化石油一厂CB-6铂-铼催化剂工业应用试验中，提高了简化开工程序方案。在催化剂干燥阶段，取消了以往低温恒温和抽真空负压脱水等步骤，并采用了以氮-氧混合气为介质的“氧化干燥”方法，单体了过去的纯氮干燥法，既脱除了反映系统和催化剂上的水，又使系统和催化剂表面得到了净化处理，实践证明这一措施是正确有效地。在还原阶段，除强调了还原氢的质量外，主要采用反应前控制取代过去反应后控制的方法。不仅避免了新鲜催化剂的初期受损，且大大缩短了开工时间，减少了还原耗氢。氧化态重整催化剂采用上述开工程序，从催化剂干燥、还原到进油一般为30小时左右。重整原料油制氢、制精制油工艺技术。80年代石科院针对一些重整装置双、多金属催化剂开工用氢的困难，先后研究开发了“催化重整开工用氢工艺”和“重整原料油制取高纯氢和精制汽油工艺技术”，并先后在长岭炼厂和克拉玛依炼油厂工业应用成功。采用该技术后重整装置开工时无需外购高纯氢，新建装置开工也不必外购精制汽油，可用自身的预加氢进料制取大于98.5%的高纯氢和精制汽油，因而可取消目前国内外常规采用的高压（12—15MPA）贮氢瓶系统。上述技术具有工艺流程简单、生产操作方便、有利安全生产、节省基建投资等特点，已经被克炼、湛江、济南、玉门等十几家炼厂采用。（4）工艺设计、分析测试我国催化重整工程设计、分析测试的发展，以及70年代中期和80年代中期分为三个阶段。北京石油设计院和洛阳石化工程公司不仅可以设计先进的固定床半再生装置，而且可以在国外专利商提供的“工艺包”基础上设计大型连续重整工业装置。1．3催化重整工艺发展趋势今后催化重整的发展趋势为：降低苯含量，提高氢产率，为新配方汽油提供合格组分。从工艺开发和应用角度来看：（1）半再生重整装置通过老装置改造和采用加助剂的双金属催化剂，使其仍具活力；（2）连续重整装置通过开发的CycleMax和Hi-Q型再生器等新技术，以改善烧焦灵活性和铂分散度；（3）加强重整装置的苯管理，降低重整装置的苯含量；（4）在炼油工业微薄利润的情况下，对半再生和现有装置的改造应因地制宜和因时制宜，并应进行经济对比。1．4催化重整工艺选择路线目前按催化剂再生方式分类，一般可分为固定床半再生重整、循环再生重整和催化剂连续再生重整工艺三种类型。连续重整工艺产品收率及氢气产率高，C5+辛烷值RON可达100以上，但投资大、操作费用高。90年代以来，循环再生工艺比例逐渐减少，连续重整工艺发展加快。选择重整工艺时，应综合考虑以下因素：（1）装置规模。连续重整没有催化剂单独再生系统，其投资比例与加工能力成反比，一般认为最小经济规模为年加工能力40t以上。（2）原料油性质。重整原料油以芳潜高、低有富料、贫料之分，连续重整工艺对加工贫料（20—30m%芳潜）优越性更为突出。（3）产品要求。以芳烃为目的产品并且达到经济规模的一般采用连续重整工艺，以生产高辛烷值汽油调和组分为目的在要求C5+重整产品辛烷值RON95—96工况下多数采用半再生重整工艺。（4）副产氢利用。氢气产率高（约比S.R高30—50%）是连续重整工艺技术的显著特点之一，如果不能充分利用副产氢气，就降低了连续重整工艺的优越性。（5）资金来源。连续重整工艺投资较高。1．5结束语随着新型催化剂和新工艺的发展，在工程设计和装置设备方面已经进行了不少改进。例如，压力越低重整油和副产氢产率越高，为适应低压操作发展了床层压降较小的径向反应器、大型立式换热器和新型加热炉等。动力学模型的建立和集散控制系统过程计算机软件的推广应用，也大大提高了重整的生产水平。

第二章重整工艺及重整反应流程说明2．1径向反应器设计2.1.1径向反应器径向反应器是一种新型的反应器，在化学及石油工业中已得到广泛应用。不仅用于全气相反应物流，而且也在气液混相的低流床加氢上应用。径向反应器不但能大幅度降低压降从而采用颗粒小活性高的催化剂并减少能耗，而且气流分配均匀反应效果良好，结焦情况有所改善。在同样的操作条件下，可以获得最大目的产品收率。径向反应器的中部有两层中心管,外径分别为330毫米及350毫米，内层中心管壁上钻有许多6毫米的小孔，外层中心管壁上开了许多矩形小槽，反应产物通过这两层中心管的小孔进入中心管，然后从下部出口导出。沿外壳壁周围排列开许多16×2毫米×毫米的长形孔的扇形筒，在扇形筒与中心管之间的环行空间使催化剂床层。反应原料油气由反应器顶部进入，经分布器后进入沿壳壁布满的扇形筒内，从扇形小孔出来沿径向方向通过催化剂床层，反应后进入中心管，然后导出反应器。中心管顶部的罩帽是由几节圆管组成，其长度可以调节，用以调节催化剂的装入高度。2.1.2径向反应器气流均匀分布在径向反应器的设计中，除了工艺及机械设计外，一个重要的问题就是如何使流体在整个流通面积上均匀分布。我们通常采用的是Z型分布的径向反应器。气流由上部沿圆周排列的扇形分气筒，从大面积开孔处出来，经催化剂床层进入开孔率低的中心集气管，在由下部流出。要使气体在沿催化剂床层轴向高度上均匀分布，其必要条件应如图3-2所示，在Ⅰ-Ⅰ环面上的静压差P1-P1‘和Ⅱ-Ⅱ环面上的P2-P2‘静压差沿轴向高度保持相等。用△P孔表示气流穿过中心集气管的小孔压力降。气流沿催化剂床层压力降以△P床表示，并假设其沿轴向高度分布大致相等，为一常数。因气流穿过大面积开孔的分气管时压降很小，所以可以忽略不计。预使气流上下分布均匀，则必须使气流径向穿过反应器各截面的压差接近相等，即必须P1-P1‘=P2-P2‘（1），则P1-P2=P1‘-P2‘（2）。若以Ⅰ-Ⅰ环面为基准，设其静压差为零，则P1-P1‘=△P孔-△P床，而P2-P2‘=（P2-P1）=（P2‘-P1’）+△P床+△P孔（3）。P2-P1指流体在分布管道自上而下流动过程中，由于气流不断进入引起的静压变化，称之为△P静分。P2‘-P1’指气流在集气管道自上而下流动过程中，由于气流不断进入引起的静压变化，称之为△P静集。式（3）经整理后，可以写成：P1-P1‘/P2-P2‘=（△P床+△P孔）/（△P床+△P孔+△P静分+△P静集）。因为△P与流量Q的平方成正比，所以：Q上/Q下=[（△P床+△P孔）/（△P床+△P孔+△P静分+△P静集）]1/2（4）。预使气流分布最均匀，则Q上/Q下应等于一，但实际上这是不可能的，只能使其值越接近于一越好。增大Q上/Q下值的方法有两种：（1）增加△P床和△P孔，使其在总压降中占的比例增大；（2）减少△P静分和△P静集。1流体在分集气管内的流动及静压差：在稳定流动情况下，轴向流体的动量增量应是轴向作用力的结果。在微元段存在着轴向静压力和管壁摩擦力，其动量方程为：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为主流道当量直径；λ为管壁磨檫系数；v为流体重度；g为重力加速度。随着流体不断的从小孔中流入（集气管）或小孔中流出（分气管），则管内气体质量在变化。式（6）是假定穿孔流线垂直的简化模型所得的动量微分方程式，改写得dp+2k×v×ω×dω/g+dx×λ×vω2/De/2g=0（7）对分流道积分式（7）取始端为计算基准，则其流道静压降为（A表示分气管，L为管长，PAO为分气管始端压力）PAX-PAO=ωao2×va{K分[1-（1-X/L）2]-L[1（1-X/L）3]/6DeA}（8）对集流道积分式（7）取始端为计算基准，自X=0积分到X处得PBX-PBO=（-vb+ωbo）[K合（X/L）2-λL（X/L）3/6DeB]（9）由式（9）可见，集流流道中动量交换项符号是相同的。它总是叠加的，所以静压降总的趋向下降。对于Z型分布的重整径向反应器，气流由分气管进入集气管在各个载面上的静压差为式（8）和（9）的代数和，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）此时应使（PAX-PBX）=（PAO-PBO），即各截面与始端的静压差为零，式（10）右端第二项和第三项之和为零，这在实际上是做不到的，只能使其值尽量减少。方法如下：我们取K分=0.72，K合=1，并认为沿流道不变。一般为λ0.15—0.13。vb-va。重整反应气分气管一般小于30，集气管一般小于50，因此均属于动量交换型。一般重整反应器主流道端点动压：集气管为80—600公斤/平方米；分气管只有3—30公斤/平方米。加之K分=0.72，K合=1，所以分气管动压差和集气管相比可忽略。即：△PAB=Bo2vbω[K合（X/L）2]/G（11）。X=L时，△P静最大，并将其改写为△P静=K合ω集2/g（12）2穿孔阻力降当不考虑床层阻力时则式（4）可改写为：△Q%=（1-△P上/△P下）1/2=1-[△P孔/（△P孔+△P静）]1/2（13）即△P孔=ζω孔2/2g（14）式中ζ-小孔阻力系数。对分流流道当ω孔/ω分≤2.5ζ分=2.52（ω孔/ω分）-0.432β当2.5＜ω孔/ω分≤8ζ分=（1.81-0.046ωo/ω）（15）当ω孔/ω分＞8ζ分=1.45β对合流流道当ω孔/ω分≤2ζ合=1.75（ω孔/ω集）-0.228β当ω孔/ω分＞2ζ分=1.5β式中β为孔厚度的校正系数，其值为β=1.11（ζ/do）-0.336ω孔-穿孔流速，ω集-流道轴向流速3催化剂床层阻力降Q=1-（△P床+△P孔/△P静+△P孔+△P床）1/2=1-[△P床+△P孔/△P总]（16）床层阻力降公式为△P床=2.77×10-4×γ0.85×ω1.85×μ0.15×L/dp1.15（17）2.1.3径向反应器的直径和高度设计径向反应器时，需确定高径比，与轴向反应器不同的是反应器高径比上限除受压力降限制外主要是油气流有所限制。此外，径向反应器内构件安装、催化剂装填等也需要一定的空间，直径小也不利。2.1.4重整径向反应器工艺计算表1Z型分布集流开孔控制的均匀开孔临界管孔面积比流通面积比参数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流道面积比BB=F分×（F分×γ集/K合/γ分）1/2/F集。由表三可见，Z型气流分布随B增加，临界管孔截面比下降。当B＞3.5时，Z型和Ⅱ型临界管孔面积比趋近于相同，一般反应器B大于1，重整反应器β一般大于3。2）最佳流道截面比当B=1时的分集气管面积比值。这是在气流Ⅱ型分布时预使主流道静压差为零时所推导的值。Z型分布静压差不可能为零，B是计算需要而借用的。实际上外分布管面积比大得多，因此B均大于1。3）临界管孔面积比如果工程上允许把局部±5%的开孔数差异均为开孔分布，则存在着满足流体均匀分布的均匀开孔的临界管孔面积比，当F管/F孔大于或等于F管/F孔临界时，分布管可均匀开孔即可保证径向反应器流体均匀分布。相反，F管/F孔低于临界值的管孔面积比称为临界管孔面积比。4）厚壁孔指ζ/do=1，薄壁孔指ζ/do=0.5，重整反应器ζ/do一般等于1或接近1，亦为薄壁孔。2．2设计内容说明1设计径向反应器时，根据所给基础数据，计算步骤如下算出芳烃潜含量、转化率及芳烃产率。氢平衡-加氢裂化耗氢量=脱氢反应放氢量-实得氢量。催化重整反应理论温降计算：理论温降=[反应热（吸）+热损失]/（物料量*物料平衡比热）。2径向反应器工艺计算说明计算物料的平衡分子量、摩尔流量及各物料摩尔分率。计算出混合油粘度。（3）计算分气管面积及催化剂装入高度。（4）核算压降：△P床，△P孔，△P静分，△P静集。3核算结果加以比较，若不理想，可采用下列方法改变△P孔。减小开孔率，以增加△P孔，但要保证总压降在允许范围内。改变中心集气管尺寸。加大之间能够以降低流速，减少静压差。若不理想，则可以改变反应器直径或高度，调整分、集气管尺寸，调整反应器床层压降及流道静压降△P静。运用三种手段进行调整，然后再进行核算，并进行经济比较，选取适宜方案。

第二篇计算部分120万吨/年催化重整径向反应器工艺计算第三章基础数据1．重整进料：120万吨/年，年开工时间8000小时。2．油品性质（来源：抚顺石油一厂）表2预分馏进料预分馏塔底重整进料重整稳定油d4200.72250.73360.73460.7705恩氏蒸馏初馏点4768674610%7788887530%981021049650%11411111511570%12712612813490%142138142157干点157156159159烷烃%（总）54.5642.61环烷烃%总36.662.96C50.940.78C65.241.03C710.80.51C811.310.64C98.370.0芳烃%总8.7854.43A60.985.14A72.3613.49A84.2819.09A91.1616.173.气体组成表3H2C1C2C3C4C5C6裂化气004.631.164.300循环气90.82.72.752.850.9004.主要操作条件重整反应器入口温度：一、二反应器为490℃；三、四反应器为495℃。体积空速：2h-1。H/O摩尔比：一段混氢为3.5：1；二段混氢为7：1。重整催化剂为CB-6。操作压力：一反平均操作压力为15Kg/cm2。5．稳定塔产物组成（重%）稳定生成油93.26%；含氢组分5.99%；燃料气0.75%；液化气0.0%。

第四章芳烃转化率及氢平衡计算4.1化重整反应系统物料衡算表4入方进料（吨/时）%出方成分（吨/时）%进料100稳定生成油93.26含氢气体5.99燃料气0.75液化气0.0合计100合计1004.2芳烃潜含量、芳烃产氯和芳烃转化率的计算（1）芳烃潜含量：所谓芳烃潜含量是指在催化重整生产芳烃时，把原料中全部烷烃转化为芳烃（一般指C6-C8芳烃）时所能生产的芳烃量。重%：苯潜含量=C6环烷（重%）×78/84+苯（重%）=（5.24ⅹ78/84+0.98）%=5.85%甲苯潜含量=C7环烷（重%）ⅹ92/98+甲苯（重%）=（10.8×92/98+2.36）%=12.50%C8芳烃潜含量=C8环烷（重%）×106/112+C8芳烃（重%）=（11.31×106/112+4.28）%=14.98%C9芳烃潜含量=C9环烷（重%）×120/126+C9芳烃（重%）=（8.37×120/126+1.16）%=9.13%∴芳烃潜含量=（5.85+12.50+14.98+9.13）%=42.46%（2）芳烃产率计算芳烃产率=重整稳定油收率×重整稳定油中芳烃含量苯产率=93.26%×5.14%=4.79%甲苯产率=93.26%×13.49%=12.58%C8芳烃产率=93.26%×19.09%=17.80%C9芳烃产率=93.26%×16.71%=15.58%总芳烃产率=（4.79+12.58+17.80+15.58）%=50.75%（3）芳烃转化率计算芳烃转化率=芳烃产率/芳烃潜含量苯转化率=4.79%/5.85%×100%=81.88%甲苯转化率=12.58%/12.50%×100%=100.64%C8芳烃转化率=17.80%/14.98%×100%=118.83%C9芳烃转化率=15.58%/9.13%×100%=170.65%总芳烃转化率=50.75%/42.46%×100%=119.52%上述数据列表如下表5项目苯甲苯C8芳烃C9芳烃合计芳烃潜含量%5.8512.5014.989.1342.46芳烃产率%4.7912.5817.8015.5850.75芳烃转化率%81.88100.64118.83170.65119.52由表中可以看出芳烃转化率为119.52%，超过了100%，说明除了环烷烃生成芳烃外，还有烷烃的环化脱氢反应发生。这是铂铼重整的主要优点。从总的反应结果来看，芳烃增加的摩尔数少于烷烃减少的摩尔数，这是因为环烷脱氢反应比环化脱氢反应容易进行的多。因此，我们可以近似的认为增加的芳烃苯全部是由C6环烷烃转化而得，而C6烷烃没有发生环化脱氢反应，即C6烷烃的选择性指数为零，而环烷烃分子量要大于芳烃，所以芳烃增加的摩尔数少于环烷减少的摩尔数。4.3氢平衡—加氢裂化反应耗氢量计算（1）理论产氢量采用CB—6铂铼双金属重整催化剂，脱氢反应放出的氢由环烷脱氢和烷烃脱氢共同组成。由此可知表6C6芳烃潜含量81.88%转化为芳烃C6烷烃0%转化为芳烃C7芳烃潜含量100%转化为芳烃C7烷烃0.64%转化为芳烃C8芳烃潜含量100%转化为芳烃C8烷烃18.83%转化为芳烃C9芳烃潜含量100%转化为芳烃C9烷烃70.65%转化为芳烃则理论产氢量为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）实际得氢量循环氢平均分子量M=0.908×2+0.027×16+0.0275×30+0.0285×44+0.009×58=4.849循环氢中含氢率%=0.908×2/4.849×100%=37.45%循环氢中的纯氢量=150000×5.99%×37.45%=3364.9㎏/h∴加氢裂化反应耗氢量3912.6-3364.9=547.7㎏/h表7理论产氢量循环氢气中氢量裂化气中氢量实得氢量氢耗㎏/h3912.63364.903364.9547.74.4理论温降问题计算根据《石油炼制工程》（第三版）477页列表（C9以上芳烃均以C9芳烃计）表8项目环烷脱氢反应热（kJ/kg产物）烷烃环化脱氢反应热（kJ/kg产物）苯28223375甲苯23452742二甲苯20012282三甲苯约1675约1926（1）计算环烷脱氢反应热反应热（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）烷烃环化脱氢反应热反应热（吸）=（0.64%×12.50%×2742+18.85%×14.98%×2282+70.65%×9.13%×1926）×150000×1=2863×104KJ/h（3）加氢裂化反应热加氢裂化量=150000-150000×93.26%-3364.9=6745.1㎏/h加氢裂化反应热为921kJ/kg反应热（放）=6745.1×921=621.2×104KJ/h（4）总净反应热（吸）=（10393.6+2863-621.2）×104=12635.4×104KJ/h（5）散热损失计算四个反应器表面积工130㎡，假定平均器壁表面温度为20℃，取散热系数为62.8KJ/㎡·℃散热损失=62.8×（90-20）×130=57.15×104KJ/h（6）理论温降计算循环氢平均比热和平均分子量计算列表如下：表9组分组成yi体%分子量Mi比热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设计为两段混氢，H/O摩尔比：一段混氢3.5：1，二段混氢7：1。则循环氢总量为（150000/104）×（3.5/0.908）×4.849+（150000/102）×（7/0.908）×0.9326×4.849=26958.29+51268.53=78226.82㎏/h经查图，混合油料平均比热为3.56KJ/㎏·℃，混合油气平均比热为3.56×150000/（150000+78226.82）+（36.9876/4.849）×78226.82/（150000+78226.82）=4.954KJ/㎏·℃∴理论总温降=（总净反应热＋散热损失）/（物料量×平均比热）=（12635.4×104+57.15×104）/[（150000+78226.82）×4.954]=112.26℃

第五章重整径向反应器设计计算5.1第一反应器设计计算基础数据计算1．一反的进口温度为490℃，设温降△t=60℃，则反应的平均温度为（490+430）/2=460℃，平均操作压力为15㎏/cm2，原料油密度d420=0.7346，原料油流量150000㎏/h，查图知氢临界性质TC=33.19K，PC=12.98atm。对于一反Tr=（273.15+460）/33.19=22Pr=15/（1.01325×12.98）=1.14查《石油炼制计算图表集》得纯氢粘度μ=0.0166cp。又根据石沸点蒸馏数据得体积平均沸点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℃/%中平均沸点tme=tv-△其中ln△=-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＋较正值=0.7346+0.0049=0.7395由tme及d15.615.6，查《石油炼制计算图表集》得原料油平均分子量为104。2．分段混氢工艺由已知H/O摩尔比：一段混氢3.5：1、二段混氢7：1，得一、二反间循环氢的流量为（150000/104）×（3.5/0.908）×4.849=26958.3㎏/h总油气质量流量150000+26958.3=176958.3㎏/h在一反操作条件下总体积流量V=[150000/104+（150000/104）×（3.5/0.908）]×22.4×101325/（15×9.81×104）×（273+460）/273=28997.42m3/h进入一反混合气的平均密度ρ=176958.3/28997.42=6.1㎏/m3查图在460℃、15㎏/cm2条件下原料油粘度为μ=0.0138cp∴混合油气的平均粘度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将数据列表如下表10项目平均反应温度平均操作压力原料油平均分子量混合油气体积流量混合油气质量流量混合油密度混合油气平均粘度数据460℃15㎏/cm210428997.42m3/h176958.3㎏/h6.1㎏/m30.0150cp确定反应器工艺尺寸1.反应器中催化剂装入量重整催化剂体积流量V油=150000/（0.7346×1000）=204.2m3/h重整催化剂装入量V催=V油/体积空速=204.2/2=102.1m3由于装置处理量大，为了降低压降，全部采用径向反应器，催化剂的装填比为1：1.5：2.5：5则一反催化剂的装入量为102.1×0.1=10.21m32.反应器的高与直径已知一反催化剂的装入量为10.21m3，设H/D=3，即H=3D则π·D2/4×3D=10.21m3，得D=1.631m取D=2.1m（1.9m，1.7m）则H=10.21/（π×2.12/4）=2.95m（3.60m，4.50m）3.计算分气管尺寸采用北京设计院设计的径向反应器扇形分气筒，其弦长0.23m，当量直径De=0.1m，面积0.0123㎡，按D=2.1m（1.9m，1.7m）计算所需扇形筒个数n=π×2.1/0.23=28.7（25.9，23.2）实际个数由于机械安装及热膨胀需要一定的间隙，取n=27（24，22）分气管总面积F分=27×0.0123=0.3321㎡（0.2952㎡，0.2706㎡）4.催化剂装填高度选中心集气管内径300㎜，不考虑外套h=10.21/[π×（2.12-0.32）/4-0.3321]=3.34m（4.14m，5.30m）5.判断流通形式分流流道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）故属于略偏离动量交换性的分流流道。6.计算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）当判断分流流道h/De稍偏离允许值，但B≧3.5时，仍可按动量交换型流道处理。查设计说明附表，取F管/F孔=2.2则F孔=F管/2.2=（π×0.32/4）/2.2=0.0321㎡一般中心集气管小孔和壁厚尺寸相同，孔过小不易加工，因此选用Φ6小孔计算开孔数N=F孔/（πd2/4）=0.0321/（π×0.0062/4）=1136开孔率φ=F孔/（πD集h）=0.0321/（π×0.3×3.34）=1.02%（0.82%，0.64%）7.核算压力降（1）a．先估算催化剂床层厚度t催化剂所占空间的截面积A=π×2.12/4-27×0.0123-π×0.32/4=3.06㎡（2.47㎡，1.93㎡）环形面积的当量直径R0有A=π（R02-r02）则R02=A/π+r02=3.06/π+（0.3/2）2=1.00㎡（0.81㎡，0.64㎡）∴R0=1.0m（0.9m，0.8m）则催化剂床层厚度t=R0-r0=1.0-（0.3/2）=0.85m（0.75m，0.65m）b．气体通过床层的流通面积流通面积是沿径向变化的，当量直径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．计算△P床ω床=W/（F床×3600）=28997.42/（9.4×3600）=0.86m/s（0.74m/s，0.62m/s）混氢ρ=6.1㎏/m3μ=0.0150cpCB-6催化剂当量直径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∴阻力系数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）流道静压降△P静集流流道△P静集=K集×ω集2×ρ/g=1×114.012×6.1/9.81=0.8083㎏/cm2分流流道△P静分=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静分=0.72×24.252×6.1/9.81=0.0263㎏/cm2（0.0333㎏/cm2，0.0397㎏/cm2）则△P静集/△P静分=0.8083/0.0263=30.73（24.27，20.36）故一般不考虑分气管静压降的影响。（4）求总的压降△P总△P总=△P床＋△P孔＋△P静=0.5604+3.2595+（0.8083+0.0263）=4.6545㎏/cm2（4.5255㎏/cm2，4.3414㎏/cm2）（5）求气流上下不均匀度△Q%△Q%={1-[（△P床＋△P孔）/△P总]1/2}×100%={1-[（0.5604＋3.2595）/4.6545]1/2}×100%=9.40%（9.78%，10.30%）将以上数据列表比较表11项目123反应器直径（m）2.11.91.7反应器高（m）6.35.75.1催化剂填装高度（m）3.344.145.30中心集气管直径（m）0.30.30.3扇形筒个数n272422中心集气管开孔率（%）1.020.820.64气流上下不均匀度（%）9.409.7810.30各部分压降比△P总（㎏/cm2）4.65454.52554.3414△P床（㎏/cm2）0.56040.42440.2339△P孔（㎏/cm2）3.25953.25953.2595△P静（㎏/cm2）0.83460.84160.8480△P床/△P总（%）12.049.385.39△P孔/△P总（%）70.0372.0375.08△P静/△P总（%）17.9318.6019.53实际F管/F孔2.22.22.2又中心集气管开孔率取值范围在1%-1.6%，气流上下不均匀度取值范围在5%-10%故应选取第一组设计数据。5.2第四反应器设计计算一、基础数据计算1．四反的进口温度为495℃，设温降△t=30℃，则反应的平均温度为（495+465）/2=480℃，平均操作压力为13.5㎏/cm2，原料油密度d420=0.7705，原料油流量150000㎏/h，查图知氢临界性质TC=33.19K，PC=12.98atm。对于四反Tr=（273.15+480）/33.19=22.7Pr=13.5/（1.01325×12.98）=1.0265查《石油炼制计算图表集》得纯氢粘度μ=0.0166cp。又根据石沸点蒸馏数据得体积平均沸点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℃/%中平均沸点tme=tv-△其中ln△=-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＋较正值=0.7705+0.0047=0.7752由tme及d15.615.6，查《石油炼制计算图表集》得原料油平均分子量为102.5。2．分段混氢工艺由已知H/O摩尔比：一段混氢3.5：1、二段混氢7：1，得一、二反间循环氢的流量为（150000/104）×（7/0.908）×4.849=53916.57㎏/h摩尔流量为11119.11kmol/h含氢气体质量流量150000×5.99%=8985㎏/h摩尔流量为1852.96kmol/h对于燃料气，其平均分子量为M=0.046×30+0.311×44+0.643×58=52.36摩尔流量为150000×0.0075/52.36=21.49kmol/h则进入四反的总摩尔流量为（150000×93.26%）/102.5+11119.11+1852.96+21.49=14358.34kmol/h总油气质量流量为150000×93.26%+53916.57+8985+1125.22=203916.79㎏/h在四反操作条件下总体积流量V=14358.34×22.4×101325/（13.5×9.81×104）×（273+480）/273=67873.21m3/h进入四反混合气的平均密度ρ=203916.79/67873.21=3.00㎏/m33．混合油气的粘度为方便计算，把裂化气归入含氢气体。则四反原料油、循环氢、含氢气体的摩尔分数分别为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。查图知氢临界性质TC=33.19K，PC=12.98atm。查《石油炼制计算图表集》三者粘度分别为0.0145cp，0.0167cp，0.0166cp。∴混合油气的平均粘度μ=(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将数据列表如下表12项目平均反应温度平均操作压力原料油平均分子量混合油气体积流量混合油气质量流量混合油密度混合油气平均粘度数据480℃13.5㎏/cm2102.567873.21m3/h203916.79㎏/h3.00㎏/m30.0160cp反应器工艺尺寸1．反应器中催化剂装入量重整催化剂体积流量V油=150000/（0.7346×1000）=204.2m3/h重整催化剂装入量V催=V油/体积空速=204.2/2=102.1m3由于装置处理量大，为了降低压降，全部采用径向反应器，催化剂的装填比为1：1.5：2.5：5则四反催化剂的装入量为102.1×0.5=51.05m32．反应器的高与直径已知一反催化剂的装入量为51.05m3，设H/D=2，即H=2D则π·D2/4×2D=51.05m3，得D=3.19m取D=3.6m（4.0m，4.5m）则H=51.05/（π×3.62/4）=5.02m（4.06m，3.21m）3．计算分气管尺寸采用北京设计院设计的径向反应器扇形分气筒，其弦长0.23m，当量直径De=0.1m，面积0.0123㎡，按D=3.6m（4.0m，4.5m）计算所需扇形筒个数n=π×3.6/0.23=49.1（54.6，61.4）实际个数由于机械安装及热膨胀需要一定的间隙，取n=48（53，60）分气管总面积F分=48×0.0123=0.5904㎡（0.6519㎡，0.7380㎡）4．催化剂装填高度选中心集气管内径350㎜，不考虑外套h=51.05/[π×（3.62-0.352）/4-0.5904]=5.38m（4.32m，3.39m）5．判断流通形式分流流道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）故属于略偏离动量交换性的分流流道。6．计算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）当判断分流流道h/De稍偏离允许值，但B≧3.5时，仍可按动量交换型流道处理。查设计说明附表，取F管/F孔=2.2则F孔=F管/2.2=（π×0.352/4）/2.2=0.044㎡一般中心集气管小孔和壁厚尺寸相同，孔过小不易加工，因此选用Φ6小孔计算开孔数N=F孔/（πd2/4）=0.044/（π×0.0062/4）=1556开孔率φ=F孔/（πD集h）=0.044/（π×0.35×5.38）=0.74%（0.93%，1.18%）7．核算压力降（1）a．先估算催化剂床层厚度t催化剂所占空间的截面积A=π×3.62/4-48×0.0123-π×0.352/4=9.487㎡（11.812㎡，15.062㎡）环形面积的当量直径R0有A=π（R02-r02）则R0=（A/π+r02）1/2=[9.487/π+（0.35/2）2]1/2=1.747m（1.947m，2.197m）则催化剂床层厚度t=R0-r0=1.747-（0.35/2）=1.572m（1.772m，2.022m）b．气体通过床层的流通面积流通面积是沿径向变化的，当量直径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．计算△P床ω床=W/（F床×3600）=67873.21/（23.08×3600）=0.816m/s（0.945m/s，1.108m/s）混氢ρ=3.00㎏/m3μ=0.0160cpCB-6催化剂当量直径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∴阻力系数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）流道静压降△P静集流流道△P静集=K集×ω集2×ρ/g=1×196.062×3.00/9.81=1.1755㎏/cm2分流流道△P静分=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静分=0.72×31.932×3.00/9.81=0.0224㎏/cm2（0.0184㎏/cm2，0.0143㎏/cm2）则△P静集/△P静分=1.1755/0.0224=52.5（63.9，82.2）故一般不考虑分气管静压降的影响。（4）求总的压降△P总△P总=△P床＋△P孔＋△P静=0.519+4.6743+（1.1755+0.0224）=6.3912㎏/cm2（6.6362㎏/cm2，7.0411㎏/cm2）（5）求气流上下不均匀度△Q%△Q%={1-[（△P床＋△P孔）/△P总]1/2}×100%={1-[（0.519＋4.6743）/6.3912]1/2}×100%=9.86%（9.44%，8.84%）将以上数据列表比较表13项目123反应器直径（m）3.64.04.5反应器高（m）7.28.09.0催化剂填装高度（m）5.384.323.39中心集气管直径（m）0.350.350.35扇形筒个数n485360中心集气管开孔率（%）0.740.931.18气流上下不均匀度（%）9.869.448.84各部分压降比△P总（㎏/cm2）6.39126.63627.0411△P床（㎏/cm2）0.5190.7681.177△P孔（㎏/cm2）4.67434.67434.6743△P静（㎏/cm2）1.19791.19391.1898△P床/△P总（%）8.1211.5716.72△P孔/△P总（%）73.1470.4466.39△P静/△P总（%）18.7417.9916.90实际F管/F孔2.22.22.2又中心集气管开孔率取值范围在1%-1.6%，气流上下不均匀度取值范围在5%-10%故应选取第三组设计数据。

第六章重整加热炉有关数据表14项目数据原料油气进炉量（㎏/h）176958.3原料油气炉内密度（㎏/cm3）6.72原料油气入炉温度（℃）340原料油气出炉温度（℃）500原料油气炉内平均压力（㎏/cm2）15.25燃料组成C（重%）87H（重%）11.5O（重%）0.5W（重%）16.1计算全炉总热负荷查《石油炼制工程（上）》图Ⅰ-2-34可知，在340℃、进炉压力15㎏/cm2条件下，油料已完全汽化，混合油气完全汽化温度是167℃，且有Ⅰ入=375Kcal/kg，Ⅰ出=511Kcal/kg加热炉热负荷Q=G[eIr+（1-e）I1-Ii]×4.184其中G—被加热油品质量流量Ii—油料在入炉温度条件下的液相焓Ir，I1—油料在出炉温度条件在的气液相焓E—油料出炉时的气化率代入数据Q=176958.3×（511-375）×4.184=100693519.7KJ/h对全炉忽略冷空气的显热，则Q总=Q+0=100693519.7KJ/h6.2燃料燃烧计算低热值的计算燃料完全燃烧所生成的水为气态时计算出的热值称为低热值，以QV表示。在加热炉正常操作中，水都是以气相存在，所以多用低热值计算。QV=[81C+246H+26（S-O）-6W]×4.184=[81×87+246×11.5+26×（0-0.5）-6×1]×4.184=41241.688KJ/㎏理论空气用量计算燃料完全燃烧所需空气量根据燃烧反应方程式求得。空气中氧重量百分含量为23%，1㎏燃料油完全燃烧时所需的理论空气用量为L0=0.116C+0.384H+0.435（S-O）=0.116×87+0.384×11.5+0.435×（0-0.5）=14.50㎏空气/㎏燃料全炉热效率过剩空气系数：实际空气量与理论空气量之比值，用α表示。取α=1.3。雾化水蒸汽用量WS=0.5㎏/㎏燃料。烟气组成计算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）排烟损失热量（200℃燃气各组成焓值查表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）散热损失热量设Q△/Qi=0.05，其中辐射室0.03，对流室0.02。（4）燃料发热量QV=41241.688KJ