65万吨年催化重整工艺设计

1、辽宁石油化工大学教学院毕业设计（论文）用纸49第一篇 中文综述及说明第一章中文综述11催化重整在石油工业中的地位文献综述是催化重整的发展简介，也可以是汽油生产的发展概述大约18页，要有10篇以上的参考文献，要有3篇的2010年以后的参考文献第二章 重整工艺及重整反应流程说明21 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

2、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162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

3、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-环面上的静压差p1-p1和-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=p

4、2-p2（1），则p1- p2= p1-p2（2）。若以-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/

5、 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：fp-（p+dp）-fdxv2/de/2g =fv（+d）2/g-v/g （5）整理后得 dp+2vd/g+dxv2/de/2g=0 （6）式中：de为主流道当量直径；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

6、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+2kvd/g+dxv2/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=ao2vak分1-（1-x/l）2 -l1（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+bo）k合（x/l）2-l（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

7、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）ao2vak分1-（1-x/l）2-l1（1-x/l）3/6dea +（-vb+bo）k合（x/l）2-l（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：1） 我们取k分=0.72，k合=1，并认为沿流道不变。2） 一般为0.150.13。3） vb- va。4） 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。5

8、） 一般重整反应器主流道端点动压：集气管为80600公斤/平方米；分气管只有330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=bo2vbk合（x/l）2/g（11）。x=l时，p静最大，并将其改写为p静= k合集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=孔2/2g （14）式中-小孔阻力系数。对分流流道当孔/分2.5 分=2.52（孔/分）-0.432当2.5孔/分8 分=（1.81-0.046o/） （15）当孔/分8 分=1.45对

9、合流流道当孔/分2 合=1.75（孔/集）-0.228当孔/分2 分=1.5式中为孔厚度的校正系数，其值为=1.11（/do）-0.336孔-穿孔流速，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=2.7710-40.851.850.15l/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

10、艺计算表2.1 z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3.303.082.912.802.712.642.542.462.412.411） 流道面积比bb=f分（f分集/k合/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b3.5时，z型和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。这是在气流型分布时预使主流道静压

11、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/do=1，薄壁孔指/do=0.5，重整反应器/do一般等于1或接近1，亦为薄壁孔。22 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（1） 算出芳烃潜含量、转化率及芳烃产率。（2） 氢

12、平衡-加氢裂化耗氢量=脱氢反应放氢量-实得氢量。（3） 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（1） 计算物料的平衡分子量、摩尔流量及各物料摩尔分率。（2） 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（1） 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。（2） 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。（3） 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

13、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65万吨/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：65万吨/年，年开工时间8000小时。2油品性质（来源：抚顺石油一厂）表3.1预分馏进料预分馏塔底重整进料重整稳定油 d4200.73460.7705恩氏蒸馏初馏点674610%887530%1049650%11511570%12813490%142157干点159159烷烃%（总）54.5642.61环烷烃%总36.662.96c50.940.78c65.241.03c710.80.51c811.310.64c98.370.0芳

14、烃%总8.7854.43a60.985.14a72.3613.49a84.2819.09a91.1616.173. 气体组成表3.2h2c1c2c3c4c5c6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

15、4.1 化重整反应系统物料衡算表4.1.1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0.85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%）=（5.2478/84+0.98）%=5.85% 甲苯潜含量=c7环烷（重%）92/98+甲苯（重%）=（10.892/98+2.36）%=12.50% c8芳烃潜含量=c8环烷（重%）106/1

16、12+c8芳烃（重%）=（11.31106/112+4.28）%=14.98% c9芳烃潜含量=c9环烷（重%）120/126+c9芳烃（重%）=（8.37120/126+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

17、）%=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4.2.1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%81.88100.64118.8

18、3170.65119.52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cb6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

19、4.3.1c6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81250（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）81=2119.325/h（2）实际得氢量循环氢平均分子量m=0.9082+

20、0.02716+0.027530+0.028544+0.00958=4.849循环氢中含氢率%=0.9082/4.849100%=37.45%循环氢中的纯氢量=812505.99%37.45%=1822.652/h加氢裂化反应耗氢量2119.325-1822.652=296.673/h表4.3.2理论产氢量循环氢气中氢量裂化气中氢量实得氢量氢耗/h2119.3251822.65201822.652296.6734.4 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4.4.1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2822

21、3375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 812501=2598104kj/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）812501=1908.8104kj/h（3）加氢裂化反应热加氢裂化量=81250-8125093.26%-1822.652=5476.25-1822.652=36

22、53.598加氢裂化反应热为921kj/kg反应热（放）=3653.598921=336.496104 kj/h（4）总净反应热（吸）=（5629+1908.8-336.4）104=7201.4104 kj/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62.8 kj/散热损失=62.8（90-20）130=57.15104 kj/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4.4.2组分组成yi体%分子量mi比热cpikj/kmolmiyicpiyikj/kmolh290.8229.31.81626.6044ch42.71658.60

23、.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（81250/104）（3.5/0.908）4.849+（81250/102）（7/0.908）0.93264.849=14602.2+27770.4=42372.67/h经查图，混合油料平均比热为3.56 kj/，混合油气平均比热为3

24、.5681250/（81250+42372.67）+（36.9876/4.849）42372.67/（81250+42372.67）=4.95 kj/理论总温降=（总净反应热散热损失）/（物料量平均比热）=（7201.4104+57.15104）/（81250+32594.51）4.954=128.7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一、 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81250/h，查图知氢临界性质tc=33.19k，pc=1

25、2.98atm。对于一反tr=（273.15+460）/33.19=22 pr=15/（1.0132512.98）=1.14查石油炼制计算图表集得 纯氢粘度=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=-1.53181-0.012800 tv0.667+3.64678s0.333=exp(-1.53181-0.012800115.40.667+

26、3.646780.6750.333) =3.9tme=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（81250/104）（3.5/0.908）4.849=14602.405/h总油气质量流量 81250+14602.405=95852.405/h在一反操作条件下总体积流量v=81250/104+（81250/104）（3.5/0.908）22.4101325/

27、（159.81104）（273+460）/273=14790.6m3/h进入一反混合气的平均密度=95852.405/14790.6=6.480/ m3查图在460、15/cm2条件下原料油粘度为=0.0138cp混合油气的平均粘度=（3.54.8490.50.0166/4.5+11040.50.0138/4.5）/（3.54.8490.5/4.5+11040.5/4.5）=0.0150cp将数据列表如下表5.1.1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46015/cm210414790.6m3/h95852.40/h6.4/

28、 m30.0150cp二、 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=81250/（0.73461000）=110.6m3/h重整催化剂装入量 v催= v油/体积空速=110.6/2=55.3m3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55.30.1=5.53m32. 反应器的高与直径已知一反催化剂的装入量为5.53 m3，设h/d=3，即h=3d则d2/43d=5.53 m3，得d=1.329m取d=2.3m （2.1m，1.9m）则h=5.53/（2.32/4）=1.331m （3.90m

29、，4.80m） 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=2.3m （2.1m，1.9m）计算所需扇形筒个数n=2.3/0.23=31.4 （28.7，25.9）实际个数由于机械安装及热膨胀需要一定的间隙，取n=30 （27，24）分气管总面积f分=300.0123=0.369 （0.332，0.295）4. 催化剂装填高度选中心集气管内径300，不考虑外套h=4.254/（2.12-0.32）/4-0.369=1.489m （1.829m，2.30m）5. 判断流通形式分流流道 h/de=1.39/0.1=

30、13.9 （41.4，53.0）略大于30集流流道 h/de=1.39/0.3=4.6450 （13.850，17.750）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）（集/分）-1/2 =0.369（0.721）-1/2/（/40.32）=5.593.5（4.923.5，4.513.5）当判断分流流道h/de稍偏离允许值，但b3.5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=（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6小孔计算开孔数n= f孔/（d2/4）=0

31、.0321/（0.0062/4）=1136开孔率= f孔/（d集h）=0.0321/（0.31.489）=2.2%（1.8%，1.48%）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=2.12/4-270.0123-0.32/4=3.05 （3.06，2.76）环形面积的当量直径r0有 a=（r02-r02）则r02=a/+ r02=3.06/+（0.3/2）2=0.99 （1.00，0.90）r0=0.99m （1.0m，0.90m）则催化剂床层厚度t=r0- r0=0.99-（0.3/2）=0.84m （0.85m，0.75m）b气体通过床层的流通面积流通面积是沿

32、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）=0.88m （0.90m，0.94m）f床=dmh=0.903.34=9.2 （9.4，9.9）c计算p床床=w/（f床3600）=28997.42/（9.23600）=0.87m/s （0.85 m/s，0.81 m/s）混氢 =6.4/ m3 =0.0150cpcb-6催化剂当量直径 dp=2，代入埃索公式，有p床=2.7710-40.851.850.15t/ dp1.15=2.7710-46.40.850.861.850.01500.150.85/0.0021.15=0.68

33、/cm2 （0.637/cm2，0.576/cm2）（2）求p孔孔=w/（f孔3600）=28997.42/（0.03213600）=250.93 m/s集=w/（f集3600）=28997.42/（0.32/43600）=114.01 m/s孔/集=250.93/114.01=2.202阻力系数 =1.5=1.51.111-0.336=1.665p孔=孔2/2g=1.665250.9326.5/（29.81）=3.41/cm2（3）流道静压降p静集流流道 p静集=k集集2/g=1114.0126.1/9.81=0.80/cm2分流流道 p静分=k分分2/g其中分= w/（f分3600）=28

34、997.42/（0.3693600）=21.82 m/s （24.261m/s，27.304 m/s）p静分=0.7221.8226.5/9.81=0.0227 /cm2（0.028 /cm2，0.035 /cm2）则p静集/p静分=0.80/0.0227=35.242 （28.571，22.857）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=0.68+3.41+（0.80+0.0276） =4.912/cm2 （4.875/cm2，4.821/cm2）（5）求气流上下不均匀度q%q%=1-（p床p孔）/p总1/2100% =1-（0.683.41）/4.9121

35、/2100%=8.78% （9%，9.07%）将以上数据列表比较表5.1.2项目123反应器直径（m）2.32.11.9反应器高（m）6.96.35.7催化剂填装高度（m）1.4891.8292.30中心集气管直径（m）0.30.30.3扇形筒个数 n302724中心集气管开孔率（%）2.21.81.48气流上下不均匀度（%）8.789.09.07各部分压降比p总（/cm2）4.91248754.821p床（/cm2）0.680.6370.576p孔（/cm2）3.413.413.41p静（/cm2）0.82760.82280.835p床/p总（%）13.813.011.9p孔/p总（%）69

36、.469.970.7p静/p总（%）16.816.917.3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。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81250/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=22.7 pr=13.5/（1.0132512.98）=1.

37、0265查石油炼制计算图表集得 纯氢粘度=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=-1.53181-0.012800 tv0.667+3.64678s0.333=exp(-1.53181-0.012800115.40.667+3.646781.0250.333) =6.3tme=115.4-6.3=109.1又d15.615.6=d420较正

38、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（81250/102.5）（7/0.908）4.849=29632.19/h摩尔流量为6110.98 kmol/h含氢气体质量流量 812505.99%=4866.87/h摩尔流量为 2433.43 kmol/h对于燃料气，其平均分子量为m=0.04630+0.31144+0.64358=52.36摩尔流量为 812500.0075/52.36=11.64 kmol/h则 进

39、入四反的总摩尔流量为（8125093.26%）/102.5+6110.98+2433.43+11.64=9295.306 kmol/h总油气质量流量为8125093.26%+29632.19+4866.87+609.375=110882.185/h在四反操作条件下总体积流量v=9295.3068.95101325/（13.59.81104）（273+480）/273=17556.295m3/h进入四反混合气的平均密度=110882.185/17556.295=6.31/ 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1364.78/1354

40、9.68=0.1007 6110.98/17556.295=0.348 2433.43/17556.295=0.138又 原油密度d420=0.7705，原料油流量81250/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0.0145 cp，0.0167 cp，0.0166 cp。混合油气的平均粘度=(0.0950102.50.50.0145+0.77444.8490.50.0167+0.12914.8490.50.0166)/(0.7744+0.1291) 4.8490.5+0.0950102.50.5=0.0160 cp将数据列表如下表5

41、.2.1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48013.5/cm2102.517556.295m3/h110882.185/h6.31/ m30.0160cp二、 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=81250/（0.73461000）=110.6 m3/h重整催化剂装入量 v催= v油/体积空速=110.6/2=55.3 m3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55.30.5=27.65 m3已知一反催化剂的装入量为27

42、.65 m3，设h/d=2，即h=2d则d2/42d=27.65 m3，得d=2.601m取d=3,9m （4.3m，4.8m）则h=27.65/（3.92/4）=2.32m （1.90m，1.52m）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=3.9m （4.3m，4.8m）计算所需扇形筒个数n=3.9/0.23=53.2 （58.7，65.53）实际个数由于机械安装及热膨胀需要一定的间隙，取n=52 （57，64）分气管总面积f分=520.0123=0.6396 （0.701，0.787）4催化剂装填高度选中心

43、集气管内径350，不考虑外套h=27.65/（3.92-0.352）/4-0.6396=2.47m （2.06m，1.24m）5判断流通形式分流流道 h/de=2.47/0.1=24.7 （20.6，12.4）小于30集流流道 h/de=2.47/0.35=7.0650 （5.8950，3.5450）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）（集/分）-1/2 =0.6396（0.721）-1/2/（/40.352）=5.643.5（6.1853.5，6.943.5）当判断分流流道h/de稍偏离允许值，但b3.5时，仍可按动量交换型流道处理。查设计说明附表，取f管

44、/f孔=2.2则 f孔= f管/2.2=（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6小孔计算开孔数n= f孔/（d2/4）=0.044/（0.0062/4）=1556开孔率= f孔/（d集h）=0.044/（0.352.47）=1.6%（1,94%，3.22%）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=3.92/4-480.0123-0.352/4=11.253 （13.82，17.399）环形面积的当量直径r0有 a=（r02-r02）则r0=（a/+ r02）1/2=11.253/+（0.35/2）21/2=1

45、.90 m （2.105 m，2.36m）则催化剂床层厚度t=r0- r0=1.90-（0.35/2）=1.725m （1.93m，2.185m）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（1.90-0.35/2）/1.725/（0.35/2）=1.507m （1.552，1.68 m）f床=dmh=1.5072.47=11.687 （10.038，6.541）c计算p床床=w/（f床3600）=67873.21/（11.6873600）=1.613m/s （1.878 m/s，2.882 m/s）混氢 =3.00/ m3 =0.01

46、60cpcb-6催化剂当量直径 dp=2，代入埃索公式，有p床=2.7710-40.851.850.15t/ dp1.15=2.7710-43.000.851.6131.850.01600.151.725/0.0021.15=2.010/cm2 （1.076/cm 2，1.176/cm2）（2）求p孔孔=w/（f孔3600）=67873.21/（0.0443600）=428.49 m/s集=w/（f集3600）=67873.21/（0.352/43600）=196.06 m/s孔/集=428.49/196.06 =2.192阻力系数 =1.5=1.51.111-0.336=1.665p孔=孔2

47、/2g=1.665428.4923.00/（29.81）=4.6743/cm2（3）流道静压降p静集流流道 p静集=k集集2/g=1196.0623.00/9.81=1.1755/cm2分流流道 p静分=k分分2/g其中分= w/（f分3600）=67873.21/（0.63693600）=29.602 m/s （26.89 m/s，23.956 m/s）p静分=0.7229.60223.00/9.81=0.01924 /cm2（0.0159 /cm2，0.0126 /cm2）则p静集/p静分=1.1755/0.0192=61.2（73.93，93.29）故 一般不考虑分气管静压降的影响。（4

48、）求总的压降p总p总=p床p孔p静=0.519+4.6743+（1.1755+0.01924） =7.879/cm2 （6.941/cm2，7.038/cm2）（5）求气流上下不均匀度q%q%=1-（p床p孔）/p总1/2100% =1-（0.5194.6743）/6.39121/2100%=38.9% （41.1%，41%）将以上数据列表比较表5.2.2项目123反应器直径（m）3.94.34.8反应器高（m）7.88.69.6催化剂填装高度（m）2,472.061.24中心集气管直径（m）0.350.350.35扇形筒个数 n525764中心集气管开孔率（%）1.61,943.22气流上下

49、不均匀度（%）9.459.218.76各部分压降比p总（/cm2）7.8796.9417.038 p床（/cm2）2.0101.0761.176p孔（/cm2）4.67434.67434.6743p静（/cm2）1.1941.1911.188 p床/p总（%）25.515.516.7 p孔/p总（%）59.367.366.4 p静/p总（%）15.117.116.8 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6.1项目数据原料油气进炉量 （/h）95852.40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-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，且有入=375kcal/kg，出=5