20万吨每年催化重整重整部分工艺设计.doc

兰州交通大学毕业设计（论文）摘 要催化重整作为炼油工业中生产高辛烷值汽油和芳烃的一种重要的二次加工方法，目前国内外不断开发出了更先进的工艺流程和性能更优的催化剂。本设计确定以铂铼催化剂固定床反应器半再生催化重整方案，主要内容是对重整单元的主要工艺设备，如重整反应器、重整加热炉进行了详细的工艺计算。确定了要完成对给定原料油的加工所需设备的尺寸结构、材料以及相关的能耗和产率等，加深了对催化重整反应部分的认识和了解，尤其是所发生的重整反应和对油料进行加热的管式加热炉有了全面的认识。最后在设计的过程中提升了对专业知识的应用能力以及培养自己发现问题、分析问题、解决问题的能力。关键词：催化重整，铂铼催化剂，固定床反应器，加热炉，Abstract：Catalytic reforming as an important secondary processing methods of high octane gasoline manufacture and aromatic hydrocarbons production in the oil refining industry, the more advanced process and better performance catalyst have been continuing developed at home and abroad. The platinum-rhenium catalyst have been used and the fixed bed reactor semi-regenerative catalytic reformer program have been determined in this design, The main content was carried out a detailed process calculation for the main reformer unit process equipment, such as reforming reactor, reformer furnace. having determined the equipment of the need to complete the processing of the feedstock of the size of the structure, materials and related energy consumption and yields. Deepened the knowledge and understanding for the part of catalytic reforming reaction, especially in the reforming reaction occurred and the heating of the fuel tube furnace with a comprehensive understanding. Finally, I have to enhance the application of professional knowledge and the ability to develop our identify problems, analyze problems, problem-solving abilities in the design process.Keywords:catalytic reforming，C-B6 catalyst，fixed bed reactor，furnace目录 前言11.1 选题目的和意义11.2 国内外文献综述31.2.1催化重整催化剂的发展31.2.2催化重整工艺的发展31.3 论文研究的内容4 设计任务42.1 设计项目42.2 工艺流程和催化剂的选取42.3 重整反应部分53. 流程中主要设备的工艺计算及选型63.1 重整反应器63.1.1催化重整操作变量及工艺参数73.2 重整加热炉123.2.1重整炉概述124. 致谢35参考文献36 前言1.1 选题目的和意义以辛烷值较低的石脑油为原料的催化重整是炼油工业中生产高辛烷值（RON 93102）的汽油和芳烃产物，以及副产氢气和液化石油气的主要工艺。催化重整过程是在一定的温度、压力、以及一定量的氢气和贵金属多功能催化剂（如铂铼、铂锡）存在的条件下，原料中的环烷烃以及部分烷烃在含铂催化剂上发生脱氢环化、烷烃异构化、裂化反应。其中六员环烷烃的脱氢反应、五员环烷的异构脱氢反应、烷烃的环化脱氢反应对于无论是生产芳烃为主还是以生产高辛烷值汽油为主都是有利的，尤其是正构烷烃的环化脱氢反应会使辛烷值大幅度地提高。这是因为这些反应产生大量的芳烃和异构烃，从而提高了辛烷值【1】。尽管该工艺已经相当成熟，但结合当前社会对燃料、芳烃原料、廉价氢源的需求不断增大，以及面临的环境挑战日益严峻，催化重整不仅在炼油和石化工业中有着重要的地位和作用，而且还会在人们日常生活中扮演越来越重要的角色，该工艺仍然会持续发展，因此对催化重整的研究有着十分重大的意义。由于催化重整汽油芳烃含量高，辛烷值高，硫和烯烃含量少，是车用无铅汽油的主要调和组分，是生产清洁燃料的主要方法之一。随着生态环境的恶化，人们的生产、生活面临着严重的威胁，中国共产党站在中华名族永续发展的高度，为建设美丽中国，十八大总体布局中新增了生态文明建设，以及提出的建设环境友好型社会，结合宏观结构背后的衍生需求我们知道在未来对清洁汽油在硫含量和烃类组成方面提出了更高的要求，国家会更加重视低硫、低烯烃和高辛烷值的清洁汽油的生产，以减少有害物质的排放，为实现零排放、零污染而努力奋斗。因此在这方面会加大相关的投入，对于相关的研究人员和炼油厂来说既是机会也是挑战，开发新的工艺，增强科技创新能力，生产环境友好型产品将会成为炼油企业的发展宗旨。与欧美国家车用汽油组分构成相对比，见表1.1【1】，可以看出欧美国家在19901997年催化重整汽油已经占到全部汽油的30%以上，而我国1995年催化重整汽油仅占车用汽油的6.5%，即使现在也只占到13%左右，好多的指标还达不到国家新近颁布的汽油质量标准，预计在今后很长一段时间催化重整汽油所占的比例会快速增长。此外随着汽车数量的快速增加，世界汽油需求量的年平均增长率为2.1%，预计2020年轿车量为9.5108辆,汽油消费量约为1000Mt【3】，因此我国的催化重整加工能力也会增强，2011年我国（不含台湾）催化重整加工能力为7.65Mt/a，占原油加工能力的2.25%，这一数据还会有很大的提升。随着人口的增长，人们的衣食住行对各种需求也不断增加，又因好多产品的原料都来自于石油化工，比如生活中处处可见的合成树脂、合成纤维、合成橡胶这三大合成材料，它们的基本组成都是芳烃（BTX：苯、甲苯、二甲苯），因此各国对芳烃的需求量也会急剧上升，世界芳烃需求量将按每年5%的速率增加【2】。伴随着石油化工和石油炼制的发展以及社会的需求，石油芳烃的加工已占主导地位。全世界所需的石油芳烃60%70%主要来源于煤化工和石油加工工业中的催化重整，以及高温裂解汽油，重整汽油中甲苯和C8芳烃较多苯较少，而高温裂解汽油中的甲苯、苯较多，C8芳烃比较少【1】。由表相关的数据我们可以看出催化重整是近代工业中芳烃生产的主要来源【2-4】。借助对芳烃的大量需求，而芳烃的生产在很大程度上依赖于催化重整，今后很长一段时间各炼油厂都会在增大催化重整装置处理能力，改善重整工艺流程提高产品收率等方面投入资金。表1.1 美国和欧洲车用汽油构成组分构成/%(体积)19901997组分构成/%(体积)19901997美国FCC汽油催化重整油烷基化油异构化油其他353212516403012126欧洲FCC汽油催化重整油烷基化油异构化油其他3148431435388712表1.2 1990年世界BTX芳烃生产/（103t/a）地区BTX产量芳烃来源/%催化重整油高温裂解油煤焦油其他世界美国西欧亚洲其他地区41676110289968103731028953.169.139.451.950.524.612.842.028.118.06.21.84.87.011.615.616.313.813.019.o此外，催化重整装置也生产相当数量的副产氢气，而氢气又是炼油厂加氢过程的重要原料，因此重整反应副产的氢气是现代炼油和石油化工加工工业中加氢工艺所需氢气的主要来源，一般副产氢气的产率为2%4%（相对于进料的质量分数），通常占到总氢源的50%以上。我们知道加氢工艺是生产清洁燃料（清洁汽油、清洁柴油）的重要技术之一，尤其是在催化裂化原料预处理、汽油选择性加氢和柴油深度加氢等工艺等方面有着重要地位，正因如此对于氢气的需求量将大幅度上升，而催化重整反应副产氢气正好满足了这一需求。催化重整的另一副产物C3、C4液化石油气，由于其中的硫和烯烃含量少，是一种优质的燃料。综上，无论是从市场需求变化、环保的角度还是国家的发展战略方向来讲，在今后相当长的一段时间内，由于催化重整装置都能在很大程度上满足世界对高辛烷值汽油、石油化工原料和氢气的需求，因而催化重整工艺将呈持续发展的态势。因此加强对新的催化重整工艺的开发，以及开发性能更优良的重整催化剂和对催化重整的各个条件的优化等具有重大意义，这也是我此次选择该课题的原因所在。1.2 国内外文献综述催化重整的诞生，追溯到1901年法国科学家萨巴切和桑德林发现，在镍、钴催化剂存在下，于300，环己烷失去六个氢原子转化成苯。1911年俄罗斯科学家发现对于环烷脱氢反应，铂、钯催化剂较镍催化剂具有更高的活性，在这些催化剂的作用下，环己烷及其同系物定量的转化为芳烃【1】。催化重整在工艺和催化剂方面的发展趋势和方向重点是【3】：最大限度的提高催化剂的寿命和选择性，最大量的生产汽油、芳烃（BTX）、氢气来满足市场需求和提高经济效益。1.2.1催化重整催化剂的发展我们知道催化重整发生的反应有六员环脱氢、五员环脱氢异构化、烷烃脱氢环化、烷烃异构化、氢解、加氢裂化和积炭等，重整反应需要两种不同的活性中心：金属中心和酸性中心，由铂等贵金属提供的金属中心主要发生加氢和脱氢反应，含卤素的氧化铝提供酸性中心主要发生重排反应。因此可以说重整催化剂是重整工艺的核心技术，就开发的新型催化剂而言不仅稳定性好、活性高容易再生，而且可以提高液体产品收率和氢气产率。我国对重整催化剂的研究始于20世纪50年代,研究工作主要是针对单金属Pt/Al2O3、双金属Pt-Re/Al2O3和Pt-Sn/Al2O3以及多金属催化剂等【2】，开发出了半再生重整催化剂和连续再生重整催化剂。1.2.2催化重整工艺的发展催化重整工艺与重整催化剂的发展与市场需求紧密相连，自1940年第一套临氢重整工业装置建成投产以来，历经70多年的发展，各国结合重整催化剂的开发，先后研究开发了从铂重整到铂铼重整、铂锡重整多种重整工艺技术，国外工艺技术的发展经历了以下发展阶段【3】：1949年美国UOP公司建成了第一套采用铂-氧化铝双功能催化剂的铂重整固定床反应器装置；1955年，美国Exxon公司面对铂重整苛刻度的提高，开发了固定床循环重整和半再生强化重整；1967年，随着铂铼双金属催化剂的开发，美国Chevron公司开发了采用此催化剂的铂铼重整。1971年UOP公司CCR连续重整工艺实现了工业化生产，采用四个反应器重叠布置，催化剂可连续在生，1973年，法国IFP开发的连续重整工艺也实现了工业化生产。我国的重整工艺先后由铂重整到铂铼重整，直到20世纪80年代开始引进连续重整装置。1.3 论文研究的内容由选定的原料性质、操作条件，根据物料衡算、能量衡算对重整反应部分进行了详细的工艺计算，主要是对反应器、加热炉工艺尺寸的计算。 设计任务2.1 设计项目反应器设计：反应器内催化剂的床层体积、床层压降、反应器的高、直径、催化剂的填装高度、床层半径、反应器的壁厚的设计以及反应器材质和类型的选择。加热炉设计：全炉热负荷的计算、燃烧计算、辐射段计算(确定炉膛的高度、直径、温度以及炉管根数、长度)和加热炉压力降核算、烟囱的设计。2.2 工艺流程【6】和催化剂的选取由前面我们知道近年来国内外先后开发了固定床半再生重整工艺、循环再生重整工艺、催化剂连续再生重整工艺、低压组合床重整工艺，近十多年来，随着新型高活性稳定性双（多）金属重整催化剂的研发成功和工业重整装置规模的不断扩大，其中固定床半再生和循环再生重整工艺的比例有所下降，移动床连续再生重整加工能力快速增长，但是半再生式重整工艺仍占据主导地位，这是由于选择重整工艺时需综合考虑经济效益、产品收率等诸多因素，通常连续重整工艺技术先进、目的产物及氢气产率高、C5+产品辛烷值RON可达100以上，因此一般新建的重整装置都希望采用连续重整工艺；但连续重整工艺投资高、操作费用比较大。而半再生式催化重整过程反应系统凭借其运行简单，投资少，运转、操作和维修比较方便，而且适宜于处理量较大的重整工艺，因此该工艺的应用依然比较广泛，本设计采用固定床半再生催化重整工艺，在国内麦格纳工艺流程大多采用于固定床半再生催化重整装置。如图1.1，可知该工艺的主要特点是将循环氢分为两股，一股从第一反应器进入，另一股则从第三反应器进入。在第一、二反应器采用高空速、较低反应温度（460490）及较低氢油比（2.53）这样对环烷烃的脱氢反应是有利的，同时还能抑制加氢裂化反应；而后面的反应器则采用低空速、高反应温度（485538）及高氢油比（510），这样对烷烃脱氢环化反应是有利的。该工艺的主要优点是液体收率比较高，装置能耗也有所降低。又由于铂铼催化剂相对于单铂催化剂其活性、稳定性、选择性都明显提高，而且抗积炭能力也得到了显著的改进，所以，本设计的重整装置采用铂铼重整催化剂(CB-6)，见表1.2图1.1麦格纳重整反应系统工艺流程表1.3 CB-6催化剂典型工业数据项目结果项目结果项目结果原料油性质馏程/烷烃/%(质量)环烷烃/%芳烃/%9516851.645.52.9反应条件反应温度/反应压力/MPa空速/氢油摩尔比5001.782.047.3产物C5+收率/%芳烃产率/%芳烃转化率/%纯氢产率/%85.554.9120.12.432.3 重整反应部分无论是半再生重整还是连续重整,无论是生产汽油还是生成芳烃,催化重整的核心单元(即反应部分)均是由重整反应器、加热炉、换热器和重整油气高压分离罐等构成,并形成循环回路。原料油经预处理与循环氢混合，再经换热后进入加热炉，加热到一定温度进入重整反应器。重整反应器为固定床反应器，由于芳构化等重整反应是强吸热反应，反应时床层的温度沿轴向下降，为了维持反应所需的温度，在反应过程中需不断补充热量。因此重整反应器一般设34串联而成，各反应器内的反应情况见表1.5，反应器之间设有加热炉将原料加热至所需温度。又因反应温降主要集中在反应器床层顶部，在床层下部分很大区域中几乎没有温降。因此要有效的利用催化剂，各个反应器的催化装入量并不相同，其间有一个合适的比例，通常四个反应器催化剂装人量的分配比例是1：1.5：2.5：5，即在前面反应中装入的量少，后面装入的量较多，这是因为在前部反应器装入过多的催化剂实际上是一种浪费。由于在第一个反应器中的反应速度最快，温度下降也最剧烈，因此第一个反应器的催化剂量最少，以免温度下降过多。近年来，在第四个反应器中催化剂的装入量有所增加，相关数据表明，将催化剂总量的50%装入最后一个反应器是合适的。在使用新鲜催化剂时，第一个反应器的入口温度一般为480520，随生产周期延长，催化剂的活性逐渐下降，入口温度也相应地提高。使用国产铂催化剂的最高温度一般不超过520。空速一般为1.52h-1(体积空速），氢油比（体积比）约为1200：1，其压力约1.52MPa。表1.4 各反应器温度情况一反入口温度/温降/二反入口温度/温降/三反入口温度/温降/四反入口温度/温降/482/75487/47502/27505/24表1.5 重整反应器内反应情况反应器反应类型组成变化温降情况一反二反三反四反环己烷脱氢烷烃异构六圆环烷脱氢五圆环烷脱氢异构C7+烷烃少量转化烷烃脱氢环化加氢裂化环烷烃下降多芳烃有增加环烷烃继续下降芳烃有增加C7+烷烃裂解C5及C6烷烃有增加芳烃有增加C5、C6烷烃先增加后裂解温降大温降低于一反温降小3. 流程中主要设备的工艺计算及选型3.1 重整反应器在催化重整重装置中整反应器是关键的设备，从反应器的结构来看，工业用重整反应器主要有轴向式反应器和径向式反应器两种结构形式【6】，气体流动方式不同和床层压降不同是它们之间的主要差别。本设计采用20R的碳素钢钢板卷制而成的绝热冷壁式轴向反应器，为圆筒形，物料自上而下轴向流动，该反应器的主要特点：结构简单，制造方便，造价低，催化剂装卸容易，但催化剂床层较厚，物料通过时的压降较大。3.1.1催化重整操作变量及工艺参数影响重整反应过程的主要参数是：反应温度；进料速度(即空速)；反应器压力；氢油比；原料性质；催化剂种类。在重整反应过程中，适当的控制芳构化反应(即生成芳烃的反应)和抑制加氢裂化反应，是搞好平稳操作得到高质量、高收率产品的关键。对于操作者来说，必须了解各种操作参数对各种反应的影响，才能达到上述目的。在各种操作参数中，进料特性和催化剂种类一般不由操作者决定，主要可以调节的参数是：温度、压力、空速、氢油比。由相关文献【5】可知反应温度、反应压力、体积空速和氢/油体积比对产物组成的影响较大，且它们之间相互关联、相互制约，比如高反应温度、低反应压力虽然可以提高产品的芳烃产率,但高反应温度会同时降低液体产物收率,低反应压力会加速催化剂上的积炭，因此反应压力要在保证一定催化剂活性的前提下尽可能低。体积空速和氢/油体积比的提高会导致液体产物收率增加和芳烃产率降低。在满足产品质量要求的条件下,各操作参数存在着最优值。原油处理量：20万t/年 原料油密度（20）/（kg/）：727.5年开工时间：8000h 反应压力：1.78MPa空速：1.71h-1 氢油比（摩尔比）4催化剂装填比例：1:1.5:2.5:53.1.2重整反应器的工艺计算原料经过预分馏、预脱砷、预加氢预处理后，切取馏程范围在65180的组分，即本设计原料中C6C9的组分，质量分数为9996。原料油的平均相对分子质量为100，反应器温度如表1.1所示。1)计算循环氢和油气的混合物密度原料油的质量流率为设循环氢的相对分子量为3，则循环氢的质量流量为： 因此 总质量流量=各反应器体积流量及混合物密度分别如下：同理可得 2)计算混合物的黏度查设计图表【6】得四个反应器内原料油蒸汽的粘度分别为0.0000145pas、0.0000147pas、0.000015pas、0.0000151pas,循环氢粘度近似的按氢的粘度计算，其值为0.0000167Pas。混合气体的粘度 (1.1)式中 组分的摩尔分数； 组分的粘度； 组分的相对分子质量。按1.1式计算氢与油混合物的粘度：同理可得 由相关文献知铂铼催化剂的颗粒直径为，该设计取当量直径3)催化剂床层总体积V故由于本设计是由4个反应器串联，且4个反应器中催化剂的装填量按1：1.5：2.5：5分配的，则各个反应器的有效体积为同理可得 4)计算床层压降及选取通过反应器床层的气体线速在选定反应器的高径比后，反应器的高度和直径也就确定了。在选择高径比时主要考虑的是催化剂床层的压降。反应器的建造成本也是要考虑的因素之一。根据经验单位床层压降的值为，采用更合适一些，因为过小则油气分布不均，油气与催化剂接触不良；过大则会导致催化剂的破碎，会损失昂贵的催化剂，与此同时，循环氢压缩机的能耗增大。根据经验选用的值分别为： 由压降计算公式： (1.2)式中 床层压降，； 床层高度或厚度，； 流体密度，； 流体粘度，； 流体空塔线速，； 催化剂颗粒的当量直径，；将以上数据代入1.2式，分别解得、床层截面积已知各体积流量，所以：床层高度=催化剂装入量/床层截面积 各反应器床层压降： 总压降=1.223at5)反应器的直径和高度、壁厚床层的直径 ,将床层截面积代入得： 考虑到将近100mm左右的耐热水泥层、和里面有一层厚3mm的高合金钢及间隙，取反应器壳体内径分别为2.1m、2.0m、1.9m、1.9m已知各反应器内催化剂床层高度，考虑到瓷球层、分配头、集气管等内部构件，并留一定空间，反应器直筒高度分别选用1.5m、2m、3.5m、4.5m反应器壁厚的计算7： (1.3)式中P反应器设计压力，1.78MPa； Di反应器内径，mm； 设计温度下反应器材料的许用应力，MPa；焊缝系数；C反应器的厚度附加量，mm；上述设计计算公式的有关参数，应根据GB150钢制压力容器的有关规定选定，其值分别如下：=0.85、腐蚀裕量C2=1.0mm、钢板厚度负偏差C1=0.8mm、钢制压力容器的许用应力=116MPa；因此将各反应器的内径代入（1.3）式得厚度分别为：21mm、21mm、20mm、20mm6)总物料平衡和芳烃转化率的计算已知原料油含六碳环烷烃9.97%、七碳环烷烃18.35%、八碳环烷烃12.61%、苯1.42%、甲苯4.11%、乙苯0.39%、间二甲苯和对二甲苯2.48%、邻二甲苯0.64%，脱戊烷油苯含量7.02%、甲苯19.51%、乙苯2.37%、间二甲苯和对二甲苯9.31%、邻二甲苯3.49%、重芳烃2.62%。按1h进料为基准进行计算，总物料平衡入方出方t/h%t/h%进料24.99100脱戊烷油22.4289.7戊烷油0.722.9裂化气0.953.8重整氢气0.823.3损失0.070.3合计24.99100.0合计24.99100.0芳烃产率和转换率苯产率=脱戊烷油收率脱戊烷油中的苯含量 =甲苯产率=C8芳烃产率=总芳烃产率=（不含重芳烃）计算芳烃潜含量：苯潜含量：甲苯潜含量：C8芳烃潜含量：芳烃潜含量：苯的转化率=甲苯转化率=C8芳烃转化率=总芳烃转化率=3.2 重整加热炉3.2.1重整炉概述由于催化重整是在催化剂作用下使烃类分子重排成新分子结构的工艺过程，即发生环烷烃和烷烃转化成芳烃和异构烷烃，同时副产氢气的反应，这些重整反应都是吸热的，其所需热量由加热炉提供，因此加热炉是重整装置的重要组成部分，一般有四个部分构成，分别是燃烧器、辐射室、对流室、烟囱，在辐射室和对流室内装有炉管；在辐射室底部、侧壁或顶部装有燃烧器。但本论文不对对流室进行工艺计算。预料预处理部分和重整反应部分通常共有八台加热炉，预处理部分的加热炉有预加氢进料加热炉、预分馏塔底重沸炉、汽提塔底重沸炉、脱戊烷塔底重沸炉等。重整反应进料加热炉为重整炉，该炉的主要特点是被加热的介质是轻质石脑油加氢气，操作压力低、温度高、体积流量大、允许压降小。早期用铂重整操作压力约为3.5MPa，炉出口温度约为450，这种重整装置已不再新建。现在石油化工用的较多是半再生式催化重整和连续重整，一般都是四台重整炉，对应的四台反应器串联操作，其操作压力随之递减，比如半再生式重整炉的操作压力为1.51.9MPa，炉出口温度约500,；连续重整炉的操作压力为0.30.5MPa，炉出口温度550【8】。早期年处理量为1530万吨的半再生重整装置中多采用纯辐射型圆筒炉，其特点为炉管是立管多路并联但路数不可能太多，压降大；燃烧器位于底部，油气混烧，一般烧气较多；单炉排的烟气温度高，热效率较低，需要将高温烟气的热量进行余热回收。现在重整工艺不断改进，重整炉的规模也不断变化。现代催化重整总的发展方向是降低整体系统压力，这是因为低压重整能更好地发挥催化剂的效能，汽油的辛烷值和芳烃的产率会更高。随着新型铂铼催化剂或多金属催化剂的开发，由于它们的活性稳定性高，积碳对产品的收率影响小，若采用低压操作工艺流程，即可以改善产品质量，还能降低气体压缩机的动能消耗。所以新型重整炉的突出特点是要求炉内流体压降要小，炉管内介质体积流量大，出炉温度高，加热炉的炉管多设计为几十路炉管并联，如典型的新型炉：四合一重整加热炉。此设计采用管式加热炉【8】，如图1.2所示，该炉是一种火力加热设备，及利用燃料在炉膛内燃烧时产生的高温火焰与烟气作为热源，使在炉管中高速流动的介质加热，达到所需的工艺温度，以供给原油在进行重整反应所需的热量。其主要类型有箱式炉、立式炉、圆筒炉，各炉结构如下图所示，其中对流-辐射型圆筒炉是目前炼油厂使用较多的炉型。相对于其他加热方式，管式加热炉的独特优点是传热能力大、加热温度高、便于操作管理。管式炉中消耗的燃料量相当大，一般加工深度较深的炼厂，约占其原油处理能力的,中等加工深度占到，较浅的为，该费用约为操作费用的。因此，炉子的热效率的高低与降低成本、节约燃料有密切的关系。此外管式炉的基建投资费用，一般约占炼油装置总投资的，占总设备费用的30%左右。因此，加热炉设计选型的好坏直接影响装置的经济合理性。 图1.2 管式加热炉 方箱炉 虽然管式加热炉有各种各样的型式，但就结构而言，每种炉子都可大致分为以下几个系统：炉体系统（炉墙和管架）、炉管系统（炉管、管架和回弯头）、燃烧系统（燃烧器）和排烟系统（烟囱）。3.2.2重整加热炉的工艺计算包括燃料的确定、全炉总热负荷的计算、热效率的计算、辐射室的计算（炉膛尺寸和温度的计算、炉管根数和长度的计算）以及烟囱的计算、加热炉压力降核算。此外本设计仅对第一个加热炉进行工艺计算，取该加热炉的操作压力为1.8MPa，出口温度由第一个重整反应器的进口温度确定为482。1)燃料的确定和燃烧管式加热炉内的基本过程就是利用燃料经火嘴雾化剂雾化燃烧所放出的热量，使在炉管内高速流动的介质加热。因此，从传热的角度看，炉内的供热方，即热源是燃烧时产生的炽热火焰和高温烟气。炼油厂管式炉所用的燃料有两种：液体燃料（燃料油）和气体燃料（瓦斯），液体燃料来源较为广泛，大都是炼厂或石油化工厂自产的重质油如常压重油、减压渣油、裂化渣油等，表1.6列举了我国炼厂几种常用燃料油的性质。本设计确定以液体燃料一号原油减渣油作为管式炉的燃料。燃料最重要的特性是它的元素组成和发热值。燃料油的元素组成常用油中所含碳、氢、硫、氧、氮、水分、灰分的质量百分数来表示。主要是碳和氢，可用以下经验式估算【8】： （1.4） （1.5）燃料油的发热值是指1kg燃料完全燃烧时放出的热量，单位为KJ/kg。一般燃料油的密度越小，发热值越高。其值可以用实验方法测定，或根据燃料油组成按下式计算。高发热值(燃料燃烧后生成的水呈液体状态时放出的热量)： KJ/kg（燃料） （1.6）低发热值（燃料燃烧后生成的水呈蒸汽状态时放出的热量）： KJ/kg （1.7）两者之差即等于燃烧产物中水的汽化潜热。表1.6 常用燃料油性质燃料油名称元素组成（质量分数）/密度高热值低热值CHSON大庆原油减渣油12.560.170.3793045.13242.293山东原油减渣油11.161.320.7989.543.60341.083大港原油减渣油12.70.290.07949.645.37942.506江汉原油减渣油11.243.0983.843.52440.9821号原油常压重油12.260.17916.245.11542.3439号原油常压重油11.721.32965.643.95541.3056号原油常压重油11.910.18920.244.79742.1465号原油常压重油12.173921.844.38241.631重柴油13.740.10.0385046.51343.407因为燃烧过程实质上是燃料中的可燃成分碳、氢、硫元素与空气中的氧反应，生成二氧化碳、水和二氧化硫并放出热量的过程。所以，要保证燃料完全燃烧，必须在操作中供给加热炉充足的空气量。液体燃料完全燃烧时所需的理论空气量，可由下列化学反应方程式求得： 12 32 2 16 即燃烧1kg碳需用氧 即燃烧1kg氢需用氧 32 32 1kg硫燃烧需氧1kg由于燃料中本身含有的氧也参加了反应，因此由空气提供的理论用氧量为： 燃料 （1.8）空气中氧气的质量含量约为23%，故每kg液体燃料燃烧时需要的理论空气量为：kg空气/kg燃料 （1.9）在实际操作中，炉子里的空气与燃料的混合不完全，要想使燃料完全燃烧，必须供给比理论空气量多的空气。管式炉中实际入炉空气量与理论空气量的比即为过剩空气系数，该系数不仅影响管式炉性能，还是表征全炉热效率的一项重要参数。既不能太大也不能太小，太小，表明空气量供应不足，燃料不能充分燃烧，炉子热效率较低；相反太大，入炉空气量过多，与之相对的炉膛温度和烟气的黑度会随之下降，传热效果会受到影响，同时烟气的排除量会增大，使烟气从烟囱带走的热损失增加，全炉热效率降低（一般每增加0.1，管式炉的热效率降低1.5%左右）。此外，过多的空气还会使烟气中的含氧量增高，使炉管表面的氧化加剧而使炉管的使用寿命缩短。所以在保证燃料完全燃烧的前提下，应尽力降低。综上，燃料的低发热值查表，燃烧所需理论空气用量式1.9算的（kg空气/kg燃料）。燃料用量由式求得 （1.10）式中的、均由以下求得。同理可得其余3台炉子的燃料用量分别为：2)加热炉的总热负荷计算对于纯加热炉，当对流室中无过热水蒸气管，即炉子只用来加热油品时，全炉热负荷Q可由下式求定 （1.11）式中 m被加热油品的流量，kg/h IV出炉温度下油品的气相热焓，KJ/kg IL出炉温度下油品的液相热焓，KJ/kg Ii入炉温度下油品的液相热焓，KJ/kg e油品出炉时的质量气化分率，%已知石脑油入炉温度:493k，查热焓图得 KJ/kg出炉温度：755k，查热焓图得 KJ/kg ，代入式1.11得 KJ/h实际设计的热负荷取，则 KJ/kg同理对于F-2、F-3、F-4炉，分别由各自的入炉温度和出炉温度，查热焓图可得到各自的Ii、IL、IV，代入1.11式可得 KJ/kg KJ/kg KJ/kg3)全炉热效率管式加热炉的热效率是被加热物料吸收的有效热量（即热负荷）与燃料燃烧时放出的总热量之比，常用表示。是衡量加热炉燃料消耗的重要指标，与节约能源，降低成本有紧密的关系，的确定跟加热炉的热平衡有关。热量衡算的基本原则：输入的能量=输出的能力或 式中输入热量，； 有效热量，； 损失热量（包含炉子散热损失以及烟气带走的热量），。如图1.3所示 图1.3全炉热平衡简图入炉热量包括：燃料燃烧放出的热量，。此处B为燃料用量，；为燃料的低发热值，燃料。燃料、空气、雾化剂带入的显热，一般此项的数值较小，可以忽略不计。出炉热量包括：被介质吸收的有效热量，即管式加热炉的全炉热负荷,；烟气离开炉子(即对流室)带走的热量，；炉子的散热损失,。又因 入炉热量=出炉热量有 为了简便，工程上常以1kg燃料为基准，热量衡算又可写成下式：从而根据热效率的定义，有以下两种表达式：（正向平衡）、（逆向平衡）即 （1.12）式中 可根据过剩空气系数和烟气出对流室温度，由图1.4查的 变化一般不大，对于圆筒炉和立式炉约为,其中对流室的热损失为、辐射室为图1.4 烟气带走热量损失图已知在计算时，当对流段采用光管时，离开对流段的咽气温度T2，可假定较对流段油品入口温度高l00150。对流段采用翅片管或钉头管时，可假定；采闻废热锅炉并使用翅片管时，可假定T2饱和蒸汽温度【9】。本设计取离开对流室的烟气温度T2比原料入炉温度高100，则 k取炉墙散热损失；对于圆筒炉的过剩空气系数，可取=1.3，则由及T2查图1.4,得烟气出对流室带出的热量，故4)辐射室的计算辐射室传热计算的方法较多，归纳总结主要是经验法和理论分析法两大类。前者在早期管式炉的计算中应用较多，但关联因素不全，有很大的局限性，各类公式只对应一种炉型，因此现在一般不再采用。而后者是在研究辐射传热基本规律与特性的基础上，综合热平衡方程和传热速率方程来分析和计算炉内传热过程的方法，相对比较准确。但是辐射室传热过程非常复杂，目前使用的各种理论分析法都做了某些简化假定，需今后不断完善。这里，重整加热炉的辐射段采用罗伯依万斯(Lobo，Evans)的图解计算方法，该法计算过程比较简单，计算中假设炉膛平均烟气温度与辐射段烟气出口温度相等(即TT2)。这样的假设可用于箱式炉(包括方箱炉和立式炉)和高径比3、燃烧器位于底部的圆筒炉【8】。辐射室的热负荷：对大多数加热炉来说，辐射室的热负荷一般为全炉热负荷的，即该设计取辐射室热负荷为全炉热负荷的80%,则 其余三台炉子分别为：0.82107 、0.57107 、0.30107 辐射管表面积、管径及管心距：已知炉管表面热强度是指每小时内通过每平方米炉管表面积所传递的热量，即 （1.13）因此，要确定辐射管表面积，根据表1.7选定的辐射管热强度，和上面估算出的辐射段热负荷，由1.13式算出 m2F-1：85.1 m2、F-2：59.2 m2、F-3：31.2 m2由表1.7，选取管内冷油流速为1.5m/s,管程数为4，由1.14式算出所需管径。 m （1.14）式中 管内径，m; 管内流体流量，kg/h； 管程数。选用适当的数值，使计算出来的管径符合国产炉管规格(YB23770)。 油品在20的密度一般用回弯头联结时，管外径不超过219mm；用焊接念头联结时，管外径不超过250mm。常用管外径60152mm。减压蒸馏装置可以根据需要，在靠近炉山口处变径使油品提前气化以减少裂化可能性。根据相关文献介绍最适宜的管径为114mm，管径大对传热是不利的。管径小，程数多，停留时间短，可减少裂化【9】。查国产炉管规格，选炉管。管心距选为表1.7 国内现有加热炉的辐射管表面热强度和冷由流速数据类别热强度/冷油流速/常压加热炉立式炉891831235170.721.60圆筒炉837401004881.151.78减压加热炉圆筒炉837401004880.691.69催化裂化立式炉1226791440331.801.90延迟焦化箱式炉117236无焰立式炉1004881339841.531.72双阶梯式炉138171热裂炉双斜顶炉963011046751.98石蜡裂化双辐射立式炉52338丙烷脱沥青纯辐射圆筒炉48988尿素脱蜡纯辐射圆筒炉104675129797辐射段炉体尺寸：首先参考表1.8确定高径比,即辐射炉管高与中心节圆直径之比。国外一般采用2.53.0。目前我国设计的辐射对流型圆筒炉均为无辐射锥型，其高径比较国外数据为小，以保证沿管长方向的受热均匀性，通常可取1.72.5。般节圆直径较大时，可采用较小的高径比【9】。表1.8 圆筒炉辐射段的高径比加热炉设计热负荷/最大最小10472.01.5105120942.51.520982.751.5节圆直径可由1.15式求得，即 （1.15）、辐射管有效长度；F-2：6.6m；F-3：5.5m；F-4：4.0m再根据国产炉管规格选用合适的炉管长分别为12m、9m、6m、6m炉膛高度H与炉管长度的关系需参照炉体结构设计而定,通常炉膛高度应比炉管有效长度高约1m,即、炉管根数根、根但实际采用的炉管数n应为炉管程数的倍数，分别为根（4管程）、413=52根、414=56根、47=28根炉膛直径可由确定，其中的实际节圆直径可根据炉管根数n和管心距S1确定，即，从而可得炉膛直径同理可得F-2、F-3、F-4的炉膛直径分别为：2.17m、2.32m、1.25m当量冷平面：辐射管：管心距为，查图1.5得有效吸收因数=0.88，遮蔽管：遮蔽管的=1，总的当量冷平面为 1双排管的有效吸收因数 2但排管的有效吸收因数 3第一排管直接辐射的有效吸收因数图1.5辐射炉管的有效吸收因数求有效暴露砖墙面积与当量冷平面之比：炉膛总面积 暴露砖墙面积 气体辐射率：当过剩空气系数=1.3，查设计手册得烟气中和的分压再查得有效气层厚度 直径=4.15m；假设辐射室烟气出口温度Tg=700,查得烟气辐射率=0.5交换因数F：由，以及辐射率为0.5，查得辐射段热平衡：空气、燃料、雾化剂的显热值较小，可忽略不计。辐射室的散热损失，%，其值取为0.02 （1.16）当Tg=700，=1.3时查图1.4得；辐射室烟气出口温度：管壁温度通常按经验以油料的平均温度加上55，即查图1.6可得其曲线，将第一次假设Tg=700及求得时之交点A画于图上，位于曲线的左上方，另假设烟气温度，重复上述计算，查得烟气的辐射率=0.433；查图1.4得；将第二次试算的与时的交点B画在图上，位于曲线的右下方，连接A、B两点与线相交，交点即为所求辐射室出口烟气温度810图1.6圆筒炉辐射段传热计算校核辐射段热负荷：810，查表1.4得核算辐射段表面强度：核算辐射室油料入口温度：辐射段出口油料的总热焓量为再由核算得的，则辐射段入口油料热焓查热焓图可得入辐射室油料温度为273炉管压降计算已知炉管内的压力降直接与油品的流速相关，流速过高，炉管压力降过大，那么输送油品的泵需要更高的扬程。因此炉管压力降的计算不仅可以作为选泵的依据，在实际操作中还是判断油品是否结焦的一个重要标志。这是由于结焦后炉管内的实际流通面积变小，油品流速增大，炉管内的压降就会增大。一般在不结焦的情况下，炼油厂的减压炉压力降为0.2940.588MPa,常压炉为0.6841.471MPa,焦化炉在2MPa。炉管压力降的计算有两种情况，一种是有相变化，另一种是油料在炉管内无相变化。在有相变化时，需求出开始气化的一点(汽化点)，然后再分别计算汽化点以后和以前的炉管压力降。由于催化重整工艺上的要求，对于重整加热炉，油品出炉时要达到一定的汽化率，因此油品在炉管中流动是温度逐渐升高而压力逐渐减低的过程。当达到炉管某点