95万吨每年催化裂化柴油加氢精制计算书（末期）.doc

95万吨/年催化裂化柴油加氢精制设计（末期） 55一、全装置物料平衡1、物料平衡本设计的处理量为95万吨/年，反应阶段为其末期，每年开工时数按8000小时计算。入方：原料油=118750公斤/小时=2850吨/天重整氢=3206公斤/小时 =77吨/天出方：精制柴油=11875096.95%=115128公斤/小时 = 285096.95%=2763吨/天粗汽油=1187501.52%=1805公斤/小时=28501.52%=43吨/天高分排放气=1187501.78%=2114公斤/小时 =28501.78%=51吨/天低分排放气=1187500.31%=368公斤/小时 =28500.31%=8.8吨/天回流罐排放气=1187502.084%=2475公斤/小时 =28502.084%=59吨/天溶于水中的硫化氢=1187500.022%=26公斤/小时 =28500.022%=0.6吨/天溶于水中的氨气=1187500.024%=28.5公斤/小时 =28500.024%=0.7吨/天设备漏损=1187500.01%=12公斤/小时=28500.01%=0.3吨/天2、化学耗氢量计算计算杂质脱除率a) 硫脱除率 = 100% = 90%b) 氮脱除率 = 100% = 77.8%c) 硫醇硫脱除率 = 100% = 93.3%d) 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%e) 烯烃饱和率（以溴价计算）烯烃饱和率=100% = 80%化学耗氢量计算a) 每脱掉1%的硫消耗12.5Nm3H2/m3原料油加氢脱硫耗氢量= = 2.34 Nm3/T2.34118750/22.4=25kg/hrb) 每脱掉1%的氮消耗53.7Nm3H2/m3原料油加氢脱氮耗氢量= = 1.26 Nm3/ T1.26118750/22.4=13 kg/hrc) 每脱掉1%的氧消耗44.6Nm3H2/m3原料油加氢脱氧耗氢量= = 0.0967 Nm3/ T0.0967118750/22.4=1kg/hrd) 烯烃饱和耗氢量烯烃饱和耗氢量=（20.5-4.1）1022.4/160 = 22.96 Nm3/T22.96118750/22.4=243kg/hre) 饱和1%的芳烃消耗5.0Nm3H2/m3原料油芳烃饱和耗氢量=6.29 Nm3/ T6.29118750/22.4=67kg/hrf) 每脱掉1%的硫醇硫消耗12.5Nm3H2/m3原料油硫醇硫耗氢量= = 0.02 Nm3/ T0.0202118750/22.4=0.2kg/hrg) 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=322.4 = 10Nm3/T10.22118750/22.4=108kg/hr总化学耗氢量=2.34+1.26+0.0967+22.96+6.29+0.0202+10.22=43Nm3/T =24.81+13.36+1.025+243.44+66.69+0.214+108.36=458 kg/hr重量分数：加氢脱硫：100% =5.42% 加氢脱氮：100% =2.92% 加氢脱氧：100% =0.22% 烯烃饱和：100% =53.16% 芳烃饱和：100% =14.56% 硫醇脱硫：100% =0.05% 加氢裂解：100% =23.66%3、化学反应放热量a)加氢脱硫反应放热量=600 kcal/ Nm32.34 Nm3/T =1404kcal/T 1404 kcal/T118.75T/hr=166725kcal/hrb)加氢脱氮反应放热量=600 kcal/ Nm31.26 Nm3/T =756kcal/T 756kcal/T118.75T/hr=89775kcal/hrc)加氢脱氧反应放热量=600 kcal/ Nm30.0967 Nm3/T =58.02kcal/T58.02kcal/T118.75T/hr=6890kcal/hrd)加氢烯烃饱和反应放热量=1260 kcal/ Nm322.96 Nm3/T =28929.6kcal/T28930kcal/T118.75T/hr=3435438kcal/hre)加氢芳烃饱和反应放热量=540 kcal/ Nm36.29 Nm3/T =3396.6kcal/T3397kcal/T118.75T/hr=403394kcal/hrf). 加氢裂解反应放热量=450 kcal/ Nm310.22 Nm3/T =4599kcal/T4599 kcal/T118.75T/hr=546131kcal/hr总的反应放热量=1404+756+58.02+28930+3397+4599=39144kcal/T =166725+89775+6889.875+3435437.5+403393.75+546131.25=4648352.375kcal/hr重量分数：加氢脱硫： 加氢脱氮： 加氢脱氧： 烯烃饱和： 芳烃饱和： 加氢裂解：4、纯氢平衡表入方：新氢=287.68%/8000 = 1022kg/hr =25T/d出方：化学耗氢量=458kg/hr =10.99T/d 排放耗氢量=280.86% = 525.9kg/hr=13T/d 溶解耗氢（包括低分排放和回流罐排放）： 低分罐=43.10%2=18kg/hr 回流罐=2.03%2=2. kg/hr 溶解耗氢总量=17.52+2.26=20kg/hr=0.47472T/d 机械漏损：入方-出方=1022.27-(457.899+525.9+19.78)=18.691kg/hr=0.449T/d重量分数：化学耗氢：100%=44.79% 排放耗氢：100%=51.44% 溶解耗氢：100%=1.93%机械漏损：100%=1.83%5、硫化氢的物料平衡产生H2S：=204kg/hr =5T/d排放H2S：高分排放：=66kg/hr 低分排放：=18kg/hr 回流罐排放：=92kg/hr 水中溶解：26kg/hr（在装置总物料平衡中已计算） 粗汽油中溶解：204.40-（66.34+17.62+91.79+26.125）=2.5kg/hr 重量分数：高分排放：=32.46% 低分排放：%=8.62% 回流罐排放：%=44.90% 水中溶解：%=12.78% 粗汽油中溶解：%=1.24%二、反应器的工艺设计入口温度为320，入口压力为4.0Mpa，取塔径为3.4m，出口压力为3.9Mpa，选用固定床轴向冷壁式反应器，已知数据如下：表一 在压力为4.0Mpa时，温度与气化率和热焓的对应关系如下：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，新氢和循环氢表二 在不同压力下，气化率与温度和热焓之间的对应关系如下：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）4.54196166.98194165.67193165.01191.5164.039.44267218.16265216.73264216.01262215.3219.00311254.67310253.9328.68341281.62339279.8938.47360299.9248.38375315.31注：物料包括加氢生成油，反应生成气和循环氢图一 3.90Mpa下焓值与温度对应关系图二 3.90Mpa下气化率与温度对应关系表三 不同气化率下的油气平均分子量气化率（%）平均分子量10155201603016540170图三 不同气化率的油气平均分子量1.催化剂装填体积（选空速=2.5h-1）空速=2.5=54.96m3 假设D=3.4m，则L=5.06m2.催化剂的当量直径（所选催化剂为）Dp=6=6=1.64m3.循环氢（选氢油比=300）氢油比=300=41223.1Nm3=/22.4=11373.16kg/hr=-=11373.16-3206.25=8166.91kg/hr4.=0.335.反应器入口温度下物料的气化率和氢分压作4.0Mpa下的Hmt、ew%t图，查得t=320时，ew=21%，Hm=262.0Kcal/kg由图可得：当ew=21%时，=160.5g/mol=4.0=3.06Mpa6.反应器出口温度及气化率 根据热量衡算得：（）+Q95%=（）(11373.16+118750) 262.0+3914411875095%=（11373.16+118750） =295.94Kcal/kg作tHm、ew%Hm图，查得=36.0%，=3567.出口氢分压=+1-(96.95%+1.52%) =9983.785kg/hr由图可得：当ew=36.0%时，=168g/mol=3.9=2.52Mpa8.气体密度=(+)/2=(320+356)/2=338=(+)/2=(21%+36%)/2=28.5%=+=11373.16+11875028.5%=45216.91kg/hr=+22.4 =+22.4 =2631.72m3/hr=17.18kg/m39.空塔线速u假设D=3.4m，则S=(/4)D2=9.075m2u=0.081m/sec10.混合物粘度查分子量为164.25、温度为338下，石油馏分蒸汽粘度为=0.0082厘泊Tr=Pr=根据Tr与Pr氢的粘度图得=0.013厘泊2 =193.05粘度：=0.747= =9.31厘泊11.求h=11373.16+11875028.5%=45216.91kg/hr=118750(1-28.5%) =84906.25kg/hr/=84906.25/45216.91=1.878=45216.91kg/hr=1020.5磅/hr根据与/关系图查得：h=0.18=0.1034Pa/m12.检验0.1034Pa/m，在0.0230.115Pa/m范围内0.10345.06=0.523 kg/cm2121.1 水蒸气不会冷凝，假设正确。2.求第24块塔板上的气液两相的流量第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V24152157.6057GQ1L04029.168284132.454出方水蒸气147655.2356323.342溶解气147408.2489251010.249粗汽油147154.671117692.737L2415294.0350LQ2冷回流14751.528484134.335根据G+8413=L+3563+2510+1769+8413（157.6G+2.454105）95%=40.663+ 94.0350L液相流量L=47746kg/hr气相流量V=55588kg/hr3、求第14块塔板的气液两相的流量V14=3%+2.084%+(96.95+1.49)% 5%118750=11882kg/hrL14 =V14+（96.95%-3%）118750=122260kg/hr4、气提塔上下部分流体的物性气相（上）： =V=气相（下）： =V=液相（上）：L=47746kg/hr99kg/kmol=620kg/m3V=液相（下）：L=122260kg/hr196kg/kmol=740kg/m3V=项目气相液相 上下上下质量负荷（kg/hr）555881188247746122260体积负荷（m3/hr）2.10.977165平均分子量（kg/kmol)73.83841.93399.37196.01密度(kg/m3)7.3063.661620740表面张力(达因/cm)-9.815.0粘度Z(cp)-0.330.295、气提塔的高度计算人孔：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+6009+60013+2200+6002+800=18800mm四、气提塔的校核计算因是在加压下操作的清洁物料，分离操作要求比较严格，而压力降不是主要因素，所以选用F1型浮阀塔339阀。初选板间距HT=600mm=0.6m。(一） 气提塔上部工艺尺寸的选择以第24块板的物料为基准，初选塔径D=2.0m，选用单溢流塔板取堰长l=1400mm，堰宽H=286mm，A降=0.2756m2，A=3.1416m2开孔率=20.25%3 1.临界阀孔速度临界阀孔速度whc=()0.548=()0.548=3.52m/s空塔气速w=开孔率= 实际发泡速度wh/whc= 符合要求2.阀孔动能因数F0F0= =3.32 符合要求3.溢流强度E=5570 符合要求4.液体在降液管中的停留时间 符合要求5.雾沫夹带量e=n=0.95,HT=0.6m, =0.6,C=0.159m= =空塔气体流速选溢流堰高度hw=50mm=0.5m堰上液层高度how=2.84E=2.84=41.08mmhl=hw+how=50+41.08=91.08mme= 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=0.03555m液柱气体通过塔板液层的压力降pL=0.4hw+2.35=0.40.05+2.35=0.05399m液柱pv=pd+pL=0.03555+0.05399=0.08954m液柱b 不设进口堰时，液相通过降液管的压力降pdkpdk=0.153wb2=0.1530.25472=0.009925m液柱 PL=pv+pdk=0.08954+0.009925=0.099465m液柱70 符合要求4.液体在降液管中的停留时间 符合要求5.雾沫夹带量e=n=0.95,HT=0.6m, =0.6,C=0.159m= =选溢流堰高度hw=50mm=0.5m堰上液层高度how=2.84E=2.84=57.79mmhl=hw+how=50+57.79=107.79mme= 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=0.10m，则wb=a.干板压降pd=5.37=5.37=0.02793m液柱气体通过塔板液层的压力降pL=0.4hw+2.35=0.40.05+2.35=0.06782m液柱pv=pd+pL=0.02793+0.06782=0.09575m液柱b.不设进口堰时，液相通过降液管的压力降pdkpdk=0.153wb2=0.1530.2552=0.009949m液柱 PL=pv+pdk=