【《采用固定床反应器的常压柴油加氢裂化工艺设计》16000字（论文）】

目录——1绪论目前中国原油总供应中重质原油供应量的越来越复杂，原油来源及组成的多样化对加工装置的加工裕度提出了更高要求，秉持着吃光榨净的原则对加工深度的要求也愈来愈高。随着汽车保有量的稳步上升，市场对轻质燃料需求量的逐步提高，催化、焦化等二次加工油品占轻质燃料的比例不断增加。重质原料中不断增加的硫、氮、芳烃等非理想组分主要富集在二次加工馏分油中，导致催化、焦化加工的柴油质量不断恶化。另外随着国家环保法律法规的不断完善和民众环保意识的日益增强，以及全球气候环境的变化趋势，中国逐步对各类燃料的质量标准及加工标准均有了较高要求，尤其对柴油商品指标及燃烧尾气中污染物排放标准的要求愈加严格，也对柴油的生产加工提出了严峻的挑战。我国的柴油具有密度大、硫含量高、芳烃含量高及十六烷值低等特点，若直接燃放将对环境造成很大的污染，故而柴油的质量升级势在必行。柴油表观消费量的增长逐渐放缓，消费柴汽比逐年降低。炼油企业因柴油库存压力不得不降低原油加工量，但原油加工量的降低使得整体经济效益降低。故而柴油作为化工原料深度加工将是降低柴汽比且不影响整体经济效益的有效手段。又结合榆林独特的地理位置和榆林及其周边城市航空交通业迅猛的发展，将会带来航空煤油的巨大市场需求。故而以榆林常压柴油为原料通过加氢裂化工艺生产航空煤油是解决企业当下问题、实现利益最大化、迎合当地发展机遇的最优解。1.1设计依据(1)H大学化学化工学院化工系下发的“毕业设计任务书”。(2)中华人民共和国石油天然气行业标准“石油工程制图标准”（SYJ-391）。(3)中华人民共和国行业标准“管式加热炉规范”（SY/T0538-2004）。1.2设计原则(1)在可靠的工艺操作下，力求技术先进、经济合理，安全环保。尽可能与时俱进，采用近年来化工生产中的新技术、新工艺、新设备。(2)参考同类已投产工艺装置的运行参数，确保装置投产后在保证安全的前提下尽可能高效开车生产。(3)严格执行化工设计安全、环保、经济的各类指标要求，严格把控污染物的排放标准。1.3设计特点(1)为简化工艺流程和抑制炉管内部因反应温度过高而结焦，首先采取在加热炉前将混合氢和原料油进行混合的工艺流程，再在各段床层间通入适量急冷氢。(2)过热烟气的热量直接排放会造成能量耗损，需回空气预热器进行有效回收并利用，以降低生产成本。(3)为了减少新氢消耗，降低生产成本，采用膜分离装置，增加循环氢纯度。(4)为了防止催化剂床层温度过高致使催化剂失活，反应器床层进行三段布置，并引入急冷氢对床层温度进行合理把控。1.4设计能力（1）处理量：1.8Mt/a（2）年开工时间:8400h1.5工艺流程说明将榆林常压柴油（214285.71）kg/h与新氢（4446.96kg/h）、循环氢（15821.32kg/h）混合后通入加热炉，经过辐射室、对流室加热到350℃后出加热炉，由反应器（11.2MPa）顶部进入第一段催化剂床层进行加氢裂化，温度达到390℃时，在一、二段床层间通入急冷氢将原料降温到350℃，然后进入第二段床层。当反应温度再次达到390℃时，在二、三段床层间通入急冷氢，使温度再次降到350℃。接着进入第三段床层，继续进行加氢裂化反应，在温度达到375℃时，反应产物从反应器装置底部出反应器，经换热后进入热高压分离器，热高分油经液力透平减压回收能量后，进入热低压分离器。将热低分油和换热后的热高分油进行混合并送至分馏系统中的脱气塔中，进行气体脱除，油份从脱气塔底抽出在主分馏塔内实现分馏过程，侧线采出石脑油、航空煤油，未转化油则由分馏塔塔底抽出。2加氢精制反应器的设计2.1原料、催化剂及产品性质表2-1中试结果：多产航煤表2-2工业应用表2-3催化剂操作条件反应器进口350反应器床层平均温度375反应压力MPa（绝）冷高压分离器压力2.7氢油比Nm3/m3740氢耗(纯氢)Nm3/t160~190（参考）表2-4新鲜氢和循环氢性质2.2装置的处理量原料柴油的质量流量：1.8×109÷8400＝214285.71kg/h原料柴油的体积流量：214285.71÷855.8=250.39m3/h2.3耗氢的计算2.3.1化学耗氢量表2-5加氢反应的化学耗氢加氢反应化学耗氢量加氢脱硫（18~23）×（原料油与生成油含硫差值）加氢脱氮62×（原料油与生成油含氮的差值）芳烃饱和4.8×（原料油与生成油BMCI的差值）脱硫氢耗：23×(9400-0.5×16.55%+0.1×43.31%+2.0×32.44%)×10-4=21.62Nm3/m3加脱氮氢耗：62×(145-0.5×16.55%)×10-4=0.899Nm3/m3芳烃饱和氢耗：4.8×(33.1-32.44%×10.7)=142.22Nm3/m3总化学耗氢量：142.22＋0.899＋21.62=164.739Nm3/m3又H2密度ρ=0.089kg/Nm3，原料油密度ρ=855.8kg/m3，则质量氢耗量为：164.739×0.089÷855.8=0.173kg/kg原料油2.3.2设备漏损量[2]取9.1Nm3/m3(进料)2.3.3溶解损失量[2]取7.6Nm3/m3(进料)2.3.4氢气耗量补充氢：(纯氢)164.739+9.1+7.6=181.439Nm3/m3补充氢:(不纯)81.439÷0.9920=182.902Nm3/m3补充氢质量流量：182.902×250.39/(22.4×0.9195)×2=4446.96kg/h循环氢耗量(％)182.902÷22.4×2÷855.8×100%=1.91％氢油比Nm3/m3740循环氢：740-182.902=557.098Nm3/m3循环氢质量流量：557.098×250.39/(22.4×0.8006)×2=15556.61kg/h2.3.5补充氢、循环氢、混合氢各物质组分性质2.3.6反应总物料衡算结果原油中硫、氮元素通过加氢反应分别生成H2S和NH3气体，这部分气体，一部分随着干气排出装置，一部分溶解在软化水中、含硫污水中。已知原料油中的硫、氮含量及各生成油中硫、氮含量，又S、N原子守恒，即有：生成气中H2S：生成气中NH3：（494-0.5×16.55%）×10-6×1.8×109÷8400×=37.70kg/h2.4反应器进口混合柴油的汽化率e的计算通过对原油、、特性因数K等物性参数的计算，求得其相对分子质量，并依据原料油、产物油的馏程参数通过查图即可换算得平衡汽化曲线，求得临界温度和压力。2.4.1各物性参数的确定：(1)常压柴油：的计算如下：==0.8558+0.00424=0.8600：比重指数：=－131.5＝33.035：特性因数K：由于本工艺设计基础参数中仅告知原料油及各产品油的馏程范围，产品的恩氏蒸馏数据不全，应用概率坐标纸法。恩氏蒸馏数据在正态概率坐标纸上十分接近一条直线，通过已知的数据做出直线，经内插和外推求出其他各点的馏出温度。补缺后的恩氏蒸馏数据如下：表2-10恩氏蒸馏数据a.体积平均沸点：tv=℃；S==0.8125℃/%b.质量平均沸点：℃∴tw=tv+1.1237=272+1.1237=273.1237℃c.实分子平均沸点：=6.1208℃∴tm=tv－=272-6.1208=265.8792℃d.立方平均沸点：=1.3402℃∴tcu=tv-=272-1.3402=270.6598℃e.中平均沸点：=3.7951℃∴tme=tv-=272-3.7951=268.2049℃特性因数：D：平均分子量M[3]由图3－4可查得：M=112（2）石脑油A：的计算如下： ==0.7321+0.00494=60.848B：=－131.5＝27.03C：K：由于本工艺设计基础参数中仅告知原料油及各产品油的馏程范围，产品的恩氏蒸馏数据不全，应用概率坐标纸法。恩氏蒸馏数据在正态概率坐标纸上十分接近一条直线，通过已知的数据做出直线，经内插和外推求出其他各点的馏出温度。补缺后的恩氏蒸馏数据如下：表2-11恩氏蒸馏数据a.tv=℃；S==0.4℃/%b.℃∴tw=tv+0.4616=113.4+0.4616=113.8616℃c.=3.6829℃∴tm=tv－=113.4-3.6829=109.7171℃d.=1.0478℃∴tcu=tv-=113.4-1.0478=112.3522℃e.=2.3521℃∴tme=tv-=13.4-2.3251=111.0479℃查得：M=80（3）航空煤油A：的计算如下： ==0.7927+0.00459=0.7973B：=－131.5＝45.976C：K由于本工艺设计基础参数中仅告知原料油及各产品油的馏程范围，产品的恩氏蒸馏数据不全，应用概率坐标纸法。恩氏蒸馏数据在正态概率坐标纸上十分接近一条直线，通过已知的数据做出直线，经内插和外推求出其他各点的馏出温度。补缺后的恩氏蒸馏数据如下：表2-12恩氏蒸馏数据a.tv=℃；S==0.5℃/%b.℃∴tw=tv+0.4616=200.2+0.7915=200.9915℃c.=4.0028℃∴tm=tv－=200.2-4.0028=196.1972℃d.=0.9981℃∴tcu=tv-=200.2-0.9981=199.2019℃e.=2.5209℃∴tme=tv-=200.2-2.5209=197.6791℃M=89（4）未转化油A：的计算如下： ==0.8026+0.00454=0.8071B：=－131.5＝43.81C：K由于本工艺设计基础参数中仅告知原料油及各产品油的馏程范围，产品的恩氏蒸馏数据不全，应用概率坐标纸法。恩氏蒸馏数据在正态概率坐标纸上十分接近一条直线，通过已知的数据做出直线，经内插和外推求出其他各点的馏出温度。补缺后的恩氏蒸馏数据如下：表2-13恩氏蒸馏数据a.tv=℃；S==0.35℃/%b.℃∴tw=tv+0.4616=303.3+0.4067=303.6067℃c.=2.5307℃∴tm=tv－=303.3-2.5307=300.6693℃d.=0.6255℃∴tcu=tv-=303.3-0.6255=302.5745℃e.=1.5849℃∴tme=tv-=303.3-1.5849=301.6151℃D：M=1352.4.2查石油炼制书籍将恩氏数据转换为平衡汽化数据：恩式蒸馏主要用于表征产品的质量，平衡汽化用于石油加工过程中汽化率的确定。因而需要依据原料油及产品油的馏程通过概率坐标法对各自的恩式数据进行补全，然后根据恩式蒸馏数据与平衡汽化数据的转换方式进行转换，以求得气化率。1.常压柴油恩式数据a：换算50%点温度[2]70%－10%点S=0.762（℃/%）由图标集可查的：平衡汽化50%点－恩氏蒸馏50%点＝4.5℃平衡汽化50%点温度＝270.61+6.67＝277.28℃b：2.4.3进口压力下的平衡汽化曲线的确定(1)根据原油平衡汽化数据及物性参数计算真、假临界温度tc、tc′：tm=265.88℃=265.8792×1.8+32=510.58℉tw=273.12℃=273.12×1.8+32=523.62℉假临界温度tc′=850℉=727.59K真临界温度tc=861℉=733.71K(2)根据原油平衡汽化数据及物性参数计算真、假临界压力Pc、Pcˊ：由tme=265.88℃=510.58℉、＝33.035由图4-2-4得：假临界压力Pcˊ=549磅/时²（绝）=37.36atm=3.79MPa又真临界压力Pc=4.10MPa校正后：恩氏90%－10%点斜率S=0.82（℃/%）：焦点压力-临界压力=2.50atm焦点温度-临界温度=12.17℃∴焦点温度＝454.44+12.17=466.61℃；焦点压力＝40.49atm+2.50atm=42.99atm＝4.36MPa2.4.4氢分压的计算[2]根据任务书基础数据可知氢油比为740Nm3/m3即已知氢分压为8MPa，按照理想气体计算其分压，由道尔顿分压定律可得（记总压为P总）：经计算知可知反应器入口总压为：反应器入口处氢分压为：反应器入口处柴油油气分压：11.2MPa-8MPa＝3.2MPa2.4.5气化率的计算根据做P-T-e图如下，350℃时，压力为3.2MPa=31.58atm时，柴油未汽化在反应中均为液相状态，均为流动态。可知反应器中原料油始终为液相，混合氢始终为气相存在。图2.1常压柴油T-P-e图2.5反应器热量衡算2.5.1总反应热2.5.2急冷氢计算加氢裂化反应是强放热反应，脱硫反应、脱氮反应、芳烃饱和等反应均会放出大量的热，为了防止反应床层中温度太高，导致催化剂在高温条件下失活，因此需要适量的急冷氢对反应器床层进行温升控制。为平衡温度，需要对通入反应器的急冷氢的量通过物料守恒进行核算。（1）混合进料所吸收热量A.混合氢吸收的热量（Q混合氢=F混合氢×混合氢）表2-19B.常压柴油入口出反应器热值计算如下：当入口温度为350℃=0.8558K=11.37查得K=11.8时H1=264kcal/kg当出口温度390℃=0.8558K=11.37查得K=11.8时H2=293kcal/kgC.混合进料造成温升所吸收的来自反应放热的热量Q=Q油+Q混氢=35188586.12kJ/h反应器床层分段数N=QR/Q=2.9取N=3（2）第一段冷氢量t入=350℃，为防止加氢裂化催化剂高温失活，单段床层升温梯度不超过50℃，此处取=40℃（350-390℃）表2-20（3）第二段冷氢量t入=350℃，最后一段床层经核算升温=25℃（350-375℃）经过核算，误差在合理（设计允许）范围内。反应器出口温度为375℃的假设成立。2.6.1催化剂装入量催化剂的装填量对反应速率的影响和反应器温度的有重要影响，因此需要对催化剂的用量进行计算。催化剂装填量越大，反应越激烈，相反则达不到反应深度。另外依据随着反应进程的进行，反应浓度逐渐降低，为了稳定操作反应的进行，床层高度需要逐步提高。以增加反应时常，使反应温升达到同一梯度。1.8×109/(8400×855.8×1.70)=147.29m3密度：0.925g/cm3装入量：147.29×925=136.2t2.6.2反应器体积[2]取Vf=0.8Vr=147.29/0.8=184.11m32.6.3反应器的直径、高度[2]对比同类反应器装置运行参数，此处取反应器高径比宜为5。因为固定床反应器存在径向和轴向的温度梯度，因而需要对温度梯度进行控制。通过对反应器床层进行分段设置，通过通急冷氢对轴向温度梯度进行控制；径向的温度梯度过大则可能会造成设备运行失稳，因而径向需要尽可能细一点，以避免径向温度梯度过大。3.6mH=18m2.6.4催化剂床层高度3.6m147.29m314.48m通过热量衡算为避免飞温造成催化剂失活，经计算可知反应器床层分段数为3，即催化剂宜分三段进行装填，对比同类反应器装置，反应器各段床层催化剂填装比例宜取2:3:5，对各段装填高度进行计算。h1=h×0.2=2.896mh2=h×0.3=4.344mh3=h×0.5=7.24m2.7反应器压降计算2.7.1催化剂床层压降流体流过床层的所形成的压降，主要来自于通过床层的各反应流体与催化剂、保护剂、瓷球等颗粒之间的表面摩擦阻力和流体在孔道中的扩散、汇流、和再分布的所造成的局部阻力引起的。对反应器床层总压降需要进行计算，以方便对设备、动力泵、调节阀型号的选择、安装高度的确认。另外总压降得大小对流体输送管道得选择也至关重要。生产中也可通过压降变化来判断反应器得床层阻力，以判断和检查反应器床层是否焦化、堵塞。（1）dpV=1/0.925-0.35=dp=0.01118m第一段床层气相对通过一段床层的气相进行物料衡算，通过对各物质临界参数的计算可得出相关计算参数，以确定第一段床层气相压降的大小。=1\*alphabetica.第一段床层的气相密度=2\*alphabeticb.第一段床层气相的粘度=3\*alphabeticc.流速:∴=2110.69﹤2500=33.698kgf/m2=777.43Pa第二段床层气相对通过一段床层的气相进行物料衡算，通过对各物质临界参数的计算可得出相关计算参数，以确定第一段床层气相压降的大小。=1\*alphabetica.第二段床层的气相密度=2\*alphabeticb.第二段床层气相的粘度=3\*alphabeticc.流速:∴=2957.73>2500=156.51kgf/m2=1533.80Pa第三段床层气相对通过一段床层的气相进行物料衡算，通过对各物质临界参数的计算可得出相关计算参数，以确定第一段床层气相压降的大小。=1\*alphabetica.第三段床层的气相密度=2\*alphabeticb.第三段床层气相的粘度=3\*alphabeticc.流速:∴=3934.55>2500=425kgf/m2=4167.40Pa(5)液体的密度和粘度=1\*alphabetica.求350℃，375℃时的粘度K=11.2，tcu=273.13℃时100℃下油品的粘度为1.2cP。表2-28不同温度下油品的运动粘度温度，℃50100361370运动粘度，mm2/s2.41.20.820.83解得：m=-0.9，b=1.21；求得361℃，370℃的运动粘度，见上表。=2\*alphabeticb.求361℃，370℃时的粘度，校正后压力原油液体通过床层也会存在较大压降，因而需要对其进行计算，原油压降主要来自与原油粘滞阻力和气相的扰动所造成的压降。先计算液相的流速和反应一段床层液体流动的雷诺系数，然后求算液相每段床层压降。（6）第一段液相压降μ=0.82×713×10-6=5.85×10﹣4kg/(m·s)流速:则=176.23＜2500=24.83kgf/m2=243.33Pa（7）第二段液相压降则=176.23＜2500=24.83kgf/m2=243.33Pa（8）第三段液相压降设计压降考虑液相、气相两相同时存在时，气相对液相的影响，液相对气相的影响，因而根据上文分别计算的气相每段床层压降和可知液相每段床层压降通过两相流压降计算公式计算每段床层总压降。具体计算流程及结果如下：物料通过反应器床层的总压降=704.32+1575.96+6511.24=8791.52Pa=8.792kPa参考实际生产运营经验，我们取总设计压降为理论总压降的5倍。总设计压降为8.792×5=43.96kPa2.7.3反应器内各部件压降[1]反应器内的工作构件及应力分散构件的压降和物料通过催化剂床层时的压降也造成了一部分反应器压降，其中属于内部构件所造成的压降有：入口分配器：0.003~0.006MPa泡帽分布器：0.004~0.008MPa冷氢箱：0.010~0.030MPa支撑盘：0.003~0.006MPa收集盘：0.004~0.007MPa总计压降约为50kPa总压降为：50+43.96=93.96kPa2.8反应器计算结果汇总3管式加热炉的设计3.1燃料性质3.2被加热介质性质加热介质：榆林常压馏分柴油、混合氢（新氢、循环氢）。入炉温度t1：230℃出炉温度t2：305℃出炉压力P2：11.2MPa3.3加热炉热负荷的计算观察P-T-e图可知，原料油在反应器的高温低压条件下都未汽化，则在加热炉的低温高压条件下更不可能汽化，原料油在加热炉中未汽化，即原料汽化率为零(ev=0%)，Q＝m1(I2-I1)+m2(H2-H1)将经过换热的原料油和经过换热的气体的进行炉前混合混合，再通入加热炉进行加热至预定的温度，即反应器的入炉温度，即反应器中催化剂的起活温度。3.3.1各物质焓值的确定柴油a：t1=230℃；I1=527.98kJ/kgb：t2=355℃；I2=980.64kJ/kgc：混合氢焓值(230℃至355℃)则，Q=214285.71×(980.64-527.98)+20003.57×983.075=11663579kJ/h=32.41MW3.4燃烧过程计算3.4.1燃料气的低发热值本课题所涉及加氢裂化的反应温度均在300~400度左右，在此反应装置中燃料气充分燃烧所产生的产物中的水均以水蒸气形式存在，故在计算中均用燃料气的低发热值计算，若用高发热值则会造成加热量不够充足，使得催化剂难以达到起活温度，使得加氢裂化反应不能充分进行。气体燃料的发热值常用情况下以一标准立方米（指273K，1.013×105Pa）燃料完全燃烧时所放出的热量来表示，单位为kJ/Nm3。燃料的低发热值：式3.4.2理论空气用量与空气过剩系数加热炉气体的通入量决定了加热炉内的燃料气是否被充分燃烧，通入气体过剩则燃料燃烧充分，放出大量的热，但与此同时过量的气体也会带走部分热量造成加热炉整体热效率不高。如通入的空气的量不能够使得燃料气充分燃烧，则会使加热炉整体热效率也会降低。因此需要一个合适的空气通入量，具体多少以空气过剩系数进行衡量。使加热炉的供热量最大化，损耗最小化，即加热炉热效率最大。要使得燃料气燃烧充分，则需要通入比理论空气量稍多的空气量，气体燃料与空气容易混合，容易发生氧化还原反应放热，因此可以将过剩空气系数设的相对小一点，参考同类加热炉的运行参数，及热效率的大小，可将过剩空气的值取为α=1.1。3.4.3烟气组成计算以1kg燃料气为基准进行计算，我们可以将1kg燃料气充分燃烧所产生的各物质的质量求出。汇总燃料气各组分的生成物的量，即可求得所需空气的量和燃料气的量，并对烟气组成进行计算。表3-31kg燃料气各物质的含量与生成的H2O和CO2的量（1）当α=1.1时，在充分燃烧的前提下，燃烧1kg燃料所需的空气的量为：易知空气的密度为：1.293kg/m3，故燃烧1kg燃料所需空气的质量为14.31kg。（2）当α=1.1时，根据图表集3.4.3-4，可以计算出1kg燃料燃烧所得烟气的组成，现将结果列于表。烟气中的组成一部分是可燃物质与空气充分反应放热后的产物；另一部分是空气中及燃料气中不参与反应的组分或过量的部分。表3-41kg燃料燃烧所得烟气的组成列表3.4.4烟气焓值焓图的确定[6]烟气各组分及焓值：表3-5气体焓值(kcal/kg)列表以1kg燃料为基准对烟气焓值基础数据进行查询及进行相关计算。表3-6烟气焓值kJ/kg3.4.5烟气温焓图由q/QL与温度T做烟气温焓图如下：图3-1烟气温焓图3.4.6热效率管式加热炉热效率是指有效热量对供给热量的质量分数。烟气温度tg比原料入炉温度高100℃，则：tg=230+100=330℃η=1-(q1+q2+q3+qL)/QLη=1-q1/QL-qL/QL=1-13.8%-2%=84.2%3.4.7燃料用量3.4.8烟道气流量Wg=(αL0+1)×BWg=(13.31+1)×3557.69=54468.23kg/h3.5辐射段计算3.5.1辐射段热负荷取辐射室的热负荷为全炉热负荷的75%，则辐射室所提供热量占据加热炉所提供热量的大多数，对该加热炉辐射段具体提供的热量为:Q=Q×0.75=46445851.71×0.75=34834388.78kJ/h=9676.22kW3.5.2辐射段平均管外壁温度计算=t2-(t2-t1)×(0.7～0.8)=355-(355-230)×0.75=261.25℃tw=(261.25+355)/2+50=358.125℃3.5.3辐射管表面积、管径及管心距[5]（1）辐射管表面积热强度单位时间内单位炉管表面积所传递的热量，如果要确定辐射管表面积，必须首先选择一个合适的辐射管热强度。在面积相同的条件下，辐射热强度越高生产能力强。炉管表面积越小，加热炉的基建投资费用越低。根据行业内同类设备工艺参数，依据行业经验取=32kW/m2，则可知其换热面积的大小，并依据此参数求取管径等设计参数。（2）管径di=VF=(214285.714+20003.57)kg/h=234289.28kg/h=265.36m3/h管内介质流速为2.2m/s，管程数N=8，则所需的炉管内径：di===0.103m国产炉管规格可选定114×6Sc=（1.9~2.2）×dcSc=2×0.114=0.228m3.5.4炉管长度、炉管数及炉膛尺寸[5]（1）高径比炉管数的计算与炉管表面热强度、炉管长度、炉管直径等设计参数均相关，取L/D´=2，在既增强换热的同时，又对炉管的材质要求在可控范围内。另外还需考虑沿管长方向的受热的均匀性。（2）辐射管直段长度L===16.83m∴D´=L/2=8.42m；Lef取17m（3）炉管数的确定：nn=8×16=128根，管程数N=8（4）炉膛直径D=+3dD=+3d=9+3×0.114=9.34m（5）炉膛高度H=Lef+1=18m3.6对流室主要尺寸[5]对流室拟选114×6钉头管，对流室每排为nw=8根炉管，采用三角形排（1）外形尺寸LR=D´-(0.4～0.6)=9-0.6=8.4m（2）有效长度Lc=LR-2(0.2+h1+h2)取h1=0.7m，h2=0.4mLc=8.4-2×(0.2+0.7+0.4)=5.8m（3）净宽b=(n+0.5)Sc+d+2[l+(0.03～0.05)]=(8+0.5)×2×0.114+0.114+2×(0.025+0.03)=2.162m（4）流速G=a=(d+L=0.912m2∴G=（5）辐射管当量冷平面Acp=nLefSi=128×17×0.228=496.128m2单排管接受一面辐射一面反射，平均角系数φ=0.84=nwLcSi=8×5.8×0.228=10.58m2遮蔽管是指在辐射段烟气出口处的一排管子，当热射线通过遮蔽管后全部被其后排布的管子吸收掉。而其他在辐射式的炉管在透过管子时被炉壁进行反射，因此取遮蔽管的=1。并计算其总当量冷平面：=0.84×496.128+10.58×1=427.33m2（6）炉膛总面积：=3.14×9.34×18+（7）有效反射面面积：=596.38-427.33=169.05m2比值=3.7烟气黑度[3]烟气黑度是反应烟尘黑度（浓度）的一项指标（六级）已知过剩空气系数α=1.10烟气平均辐射长度为：L=D=9.34m假设辐射室出口烟气温度Tg=873K=600℃则烟气的黑度再由=0.40总辐射交换因数F=0.633tg=600℃时，=0.260，=0.03=518375.54kJ/h·m2=102.23kW/m2仅是出辐射室时烟气带走的热量的qg函数，通过关联辐射室的热平衡方程和管壁温度的传热速率方程。3.8图解法求辐射室出口烟气温度[3]原料t1=230℃，t2=355℃，t´=261.25℃，tw=358.125℃=631.275K表3-7关系图Tg´=1173K=900℃，PL=1.66，，=0.405，=0.40F=0.64故=80.456kW/m2kW/m2kW/m2图3-2图解法求辐射室烟气出口温度由图可知辐射室烟气出口温度Tg=1080K3.9校核（1）辐射室热负荷Q´R由Tg=806.85℃，PL=2.45，ε=0.642，F=0.642∴Q´R=122.87×427.33×0.642=26213.21kW（2）表面热强度（3）油品入辐射室温度由前面知=261.25℃；油品出辐射室温度为355℃。261.25℃→355℃：ΔH油=146.21kJ/kgQ油=214285.714×146.21=31330714.24kJ/h261.25℃→355℃：故油品入辐射室=261.25℃，与假设误差在允许范围内，不必重新计算。3.10对流段计算3.10.1热负荷kJ/h=3.451MW3.10.2Δt烟气：906.85℃→330℃油品：249℃←230℃＝296.13油品：℃=536.22K烟气：℃=832.35K管壁：+50=313.07℃=586.22K对流室主要尺寸：净宽b=2.162m；有效长度Lc=5.8m；每排16根114×6的裂化用钢管子，除遮蔽管用光管外，其余各排都采用钉头管，管心距取Sc=2.0dc，选标准钉头管，钉头直径ds=12mm，每周钉头数12个，钉头纵向间距16mm，钉头高l=25mm。则：每根钉头管所占的流通面积为：最窄截面处烟气质量流速：G＝2.89kg/(m·s)3.10.3传热系数计算[3]（1）管外综合传热系数h0a：钉头管给热系数，流通面积：5.8×2.162-0.945×8=4.98m2传热周边：(0.025×2×+1-)×2×8×5.8=203m2de=4×4.98/98=0.20mW/(m2·K)b：钉头效率X===14.89c：烟气的辐射系数hor：对流室采用正三角排列，管心距Sc，排心距Sb=0.866Sc=0.886×0.228=0.197m平均辐射长度：=(1.87×3.728-4.1)×0.114=0.3273mL=0.3273m，=0.144。取=18.85W/m2·Kd:炉墙辐射系数howe：炉墙辐射校正系数fAw=2×0.228×0.866=0.395m2/mAt=3.14×0.114×8=2.864m2/mAf=3.14×0.012×0.025×12÷0.016×8=5.655m2/m管外综合传热系数为：取管外结垢热阻，管外综合传热系数为：（2）管内油品的对流给热系数；得（3）对流管的总传热系数Kc以管子外表面积为基准的钉头管总传热系数为：=83.20W/m2·K（4）对流管总表面积及管排数m2，=24排实际对流管总表面积为：=3.14×0.114×5.8×8×24=398.62m2对流管n=24×8=192根对流室h=2×0.114×0.866×(24+1)=4.94m（5）对流管表面热强度W/m23.11炉管压力降的计算3.11.1对流段炉管压降对流室内平均温度239.5℃下=27.14kg/m3=8.01×10-5kg/m·s=37.43m/s∴取=30=422.22mPa=1.35MPa3.11.2辐射段炉管压力降油品入辐射室温度为261.25℃，出炉温度为355℃，则辐射室内平均温度为302℃。ρm=120.90kg/m3；μm=6.86×10-5kg/m·s；um=15.27m/s；取=30=478.86mPa=1.27MPa3.11.3炉子总压降P总=1.35+1.27=2.62MPa3.12烟囱的设计计算3.12.1烟囱直径DS===1.99m3.12.2抽力大小的计算[3]（1）抽力大小H=18m，Hc=4.94m，烟气出口温度为1180K，对流室烟气的平均温度为：Tf=832.35K，烟囱内烟气的平均温度为：Tm=605.15-50=553.15K，取大气温度为：Ta=33+273.15=306.15K(-)×4.94=3.611mmH2O=36.11Pa（2）烟囱所产生的抽力大小=354(-故总抽力：（mmH2O）3.12.3总压力降计算（1）==0.183烟气在对流室入口的密度：==0.3kg/m3烟气在对流室入口的流速：u1===3.54m/s==0.430××0.341=0.094mmH2O=0.94Pa（2）烟气通过对流室的压力降bc×Lc=2.162×5.8=12.528m2nw×Lc×d=8×5.8×0.114=5.29m2LCnw=×5.8×8=1.74m212.528-5.29-1.74=5.498m2ASO=[bc-(d+2b)×nw]×Lc=[2.162-(0.114+2×0.025)×8]×5.8=4.93m2(-ASO)1.8=(-4.93)1.8=()0.2烟气在对流室的平均温度Tf为832.35K。＝0.027mPa·s，对流室（包括遮蔽管）共20排。（3）面积之比＝＝＝0.513：＝0.369＝＝0.64kg/m3=0.369×=0.1084mmH2O=1.084Pa（4）烟气在烟囱内的摩擦损失由图4-16[5]查得在烟囱内烟气的平均温度Tm为553.15K下烟气的粘度＝0.0276mPa·s，烟气密度＝0.64kg/m3Re===1.38×105查莫狄图得知＝0.021。==0.021×＝0.00310HSmmH2O（5）烟气通过烟气挡板的压降操作时挡板打开50%，＝4.0∴＝4.0×＝1.174mmH2O=11.74Pa（6）烟气烟囱出口动能损失∴＝0.294mmH2O=2.94Pa（7）总压力降＝＝0.094+0.695+1.084+0.0031+1.174+0.294+2＝0.0031+5.3413.12.4烟囱的最低高度a.由得0.516+3.611=0.00310+5.341，由此可解得：＝3.37mb.为了快速、方便的安装辐射管，加热炉上方需设置吊具结构，则烟囱的最低高度为：Hs＝辐射管有效长度+2.1＝×18+2.1＝14.1mc.为了满足化工设计环保要求，使烟囱排出烟气不污染周围环境，本设计参照执行国家GB13271-2014《锅炉大气污染物排放标准》。结合拟建厂址周边环境及烟气中SO2等有害物质的浓度，烟囱最低高度为15m。烟囱越高，与之对应的排放速率限值越宽松。综合考虑，烟囱的最低高度是15m。

4热管式空气预热器的热力设计4.1基础数据[11]空气进换热器温度为t=22℃，烟气中SO2含量为0.30%，烟气中水蒸气含量为15.44%，过剩空气系数α=1.1，SO3转化率设为1.2%，烟气中SO3的体积分数：0.28%×1.2%=3.36×10-5。烟气的露点温度为：150℃。取烟气离开预热器的温度为165℃。烟气进出预热器温度t1=330℃，t2=165℃，空气进出预热器的温度t=22℃，及烟气流量m1=57568.23kg∕h，空气流量m2=50013.45kg/h。由《工程常用物质的热物理性质手册》查得烟气在t1=330℃时，t2=165℃时，空气在t=22℃时Cp=1.0044kJ/kg﹒K。=1\*GB2⑴烟气余热=2\*GB2⑵烟气放出的热量为：=3\*GB2⑶空气出换热器温度假定空气出换热器的温度为250℃，由《工程常用物质的热物理性质手册》查得空气在℃时Cp=1.0245kJ/kg﹒KQ吸=1.0245×50013.35×250-1.0044×50013.35×(22)=11704557.68kJ/h误差：故假定的空气出换热器温度为℃合理。4.2单管结构设计=1\*GB2⑴单管选用 表4-1热管工质的工作范围对于管材的选择表4-2常用热管材料表4-3热管相容性=2\*GB2⑵热管管径的选取热管外径do=25mm热管内径di=20mm高度h===12.5mm外径：df=do+2h=25+12.52=50mm=1mm表4-4热管翅片间距Sk=3mm，Sy=4mm=3\*GB2⑶翅化比的计算取1m长的热管为基准==200db=do=25mmN2=250，。表4-5翅片管结构4.3热管换热器的结构设计4.3.1入口质量流速的选择表4-6迎面质量流速推荐值G1=3.0kg/m2·s4.3.2加热段和冷凝段长度比4.3.3热管预热器迎风面尺寸烟气侧迎风面积：空气侧迎风面积：4.3.4换热器宽度S2=S1=56mmn1=16根烟气侧热管长度：空气侧热管长度：L1/L2=1.93/2.02=0.955与Lj=0.958接近隔板厚度：35mm预留高度：36mm（上下各预留35mm）综上：（标准管长有1.5，2.0，3.0，4.0，6.0，9.0m等，即求得的热管长度符合要求。）4.3.5最大质量流速计算：(1)最窄流通面积：空气侧最窄流通面积：(2)最大质量流速：烟气侧：kg/(m2·s)空气侧：kg/(m2·s)4.3.6传热系数K的计算[9]烟气平均温度：空气平均温度：，高翅片管束(1)烟气侧管外放热系数的计算：以翅片管表面为基准的对流传热速率：烟气侧翅片效率η下，λ1=43.09W/m2·Kη1=0.625(2)空气侧管外放热系数的计算：空气侧翅片效率η2λ2=48.02W/m2·Kη2=0.780结垢热阻：取(3)总传热K为(4)对数传热平均温差计算：烟气温度：330℃→165℃空气温度：250℃←22℃℃传热面积的计算（总光管）：∴根叉排排列，共20排，每排25根，共500根。每根管平均传热量为：4.3.7阻力计算(1)烟气侧流动阻力∴每排管子压降(2)空气侧流动阻力∴每排管子压降4.3.8热管最大传热能力计算对于重力推动的无芯热管（热虹吸管），在设计计算时，首先应当考虑携带极限，可按下式计算：表4-8携带极限值热管最高工作温度为：热管最低工作温度为：计算得到290℃下的Qent=8.16kWQi=7.19kW，此值小于热管的传热极限，因而热管的工作是安全的。4.4炉效率在加热炉部分已经对加热炉热效率进行了计算为80.88，另外一部分的热量损耗是通过烟气部分损耗的，又通过空气预热器对其进行热量回收，因此加热炉的全炉效率为：Q回收=11159478.20kJ/h=3099.86kW

4.5热管式空气预热器设计结果汇总

5环保、安全、经济评价5.1环保评价在加氢裂化工艺流程中，通常会出现的三废分为以下几类。在加氢裂化过程中所产生的含硫污水，及清洗路面、装置所形成的含油污水，及员工生活所产生的生活废水及由于气候条件影响所产生的含油污水等；另外含硫废气、氨气等有毒有害气体的无害化处理及排放是该工艺流程后期不可或缺的部分；在固体废弃物方面主要有废旧催化剂、废旧保护剂、废旧瓷球等。5.1.1废水的处理措施：工厂给排水系统依照《石油化工企业给排水系统设计规范》SH3015-2003等国家及相关行业标准进行设计，严格执行工厂污水处理的原则：“清污分流，按质分类”。另外按照国际标准来说，榆林属于极度缺水区，水资源非常宝贵，相对于化工企业这类耗水大户来说更应该充分的回收利用各类可用水资源，切勿浪费。（1）含硫污水主要来自分馏系统的汽提塔顶塔顶回流罐及冷高压分离器、冷低压分离器所产生的含硫污水，其中含有较高浓度的硫化氢、氨等有害杂质，若直接排放会对环境造成严重破环，需要送至酸性水汽提装置进行处理并回收利用。（2）将来自分馏系统分馏塔塔顶回流罐、清洗机泵及冲洗地面等所产生的含油污水一并排入含油污水系统。（3）另外需要将装置内雨水排放系统与含油污水排放系统分开，含油雨水排放系统与清净雨水的排放系统分开。清净雨水直接排入清净废水系统，防止清洁雨水、地面水进入含油污水系统，以降低工厂污水处理的运行负荷。（4）生活污水：将职工生活污水应根据污染程度不同进行多级充分利用，再将不可利用的生活废水间歇排入生活污水系统。5.1.2废气的处理措施：榆林是一个集煤炭、石油、天然气、岩盐等资源为一体的“能源大户”，各类化工企业相对较为集中，在废气的排放标准更应严苛一些，防止造成严重的大气污染。（1）加热炉中产生的高温烟气通过空气预热器充分回收其热量并通过烟囱向高空直接排放，定期检测烟气排放组成是否符合排放标准，若不达标需进行处理达标后才可排放。（2）将装置开、停工或生产不平衡时，所造成的紧急放空排放含烃气体，和安全阀为恒压稳压所放空排除的油气，密送至火炬系统进行充分燃烧，再排入大气中。（3）将生产过程中各工艺装置所产生的含硫气体进行集中处理，一般会分离出含硫气体及溶液的装置有高压分离器、低压分离器、含硫污水罐、富胺液闪蒸罐、脱硫化氢汽提塔塔顶回流罐等设备，需将各装置分离出的含硫气体统一送至装置外的脱硫装置进行脱硫处理并回收利用。5.1.3固体废弃物的处理措施该装置产生的固体废弃物主要有以下几种：（1）对加氢反应器中排出的不可再生利用的废催化剂，应集中处理或统一送至废催化剂回收工厂，切不可随意堆放，以免造成人员伤害和不可逆环境污染。（2）对加氢反应器排出的已失活的催化剂保护剂，应集中进行高温焚烧处理或粉碎或深埋处理，也可直接送至专门的回收工厂。（3）对加氢反应器排出的已失活的不可再次回收利用次废瓷球，集中进行磨粉处理或深埋处理。5.1.4噪声及处理措施：本工艺流程中产生噪声的工艺设备有各类加压机泵、空冷器设备、加热炉、压缩机、蒸汽放空口等。通过设置消声罩、安装低噪音燃料器、消声器、低转速风机、低噪声电机等方式降低噪音危害。5.1.5具体操作措施开停工、检修过程中，可能存在流体泄漏，漫流到设备区周围，必须按照设计标准设置不低于150mm高的围堰和导液设施。化工生产中不可避免的涉及诸多危险化学品或其他有毒有害物质，各个生产单元均需设置围堰、装卸区、污水收集池等应急设施，反应装置、分馏装置、罐区、装卸区、作业场所和危险废物贮存设施（场所）等风险单元，更需定期巡检维护，做到提前预防，安全生产。定期维护围堰等的切换阀门，在雨水排放系统及污水处理系统总排口进行在线监测、安装视频监控系统及应急闸（阀）。(3)该工艺流程中各设备管道的排液口、采样口和溢流口的排出物统一进入地漏系统进行集中收集并进行针对性的处理。(4)将机泵的各类排放物和地面冲洗污水通过机泵附近专门设计的排水明沟，导入地漏经水封处理再排入含油污水系统进行处理。(5)锅炉的蒸汽或压力气体放空口均需设消声装置。消声器尽可能设置在高出装置平台或建筑物顶部3.5m以上的10m范围内，同时排气口噪声的指向应尽可能的避开人员密集区域，同时需要考虑风向等因素安装多个消声装置。5.2安全评价该项目工艺均在高温高压进行下且该反应属于加氢裂化反应，一是需要通入大量的氢气，二是该反应属于强放热反应。在此条件下操作需要防止剧烈反应导致飞温，还需对装置的密闭性进行定期校核检验，以防氢气泄露或发生火灾爆炸危险。5.2.1潜在危险性分析(1)火灾、爆炸的危险分析以榆林常压馏分柴油为原料，经过加氢脱硫、脱氮，烯烃和芳烃饱和等强放热反应，生产满足航空煤油。该装置是在较高温度和压力及临氢条件下操作的，所用原料、产品多为易燃、易爆物。物料一旦泄漏极有可能自燃，并诱发全装置发生火灾爆炸事故。(2)毒性物质危害生产过程中主要有毒及有害物料为硫化氢、石脑油等。硫化氢是一种无色，但具有臭鸡蛋味的剧毒气体。当空气中的硫化氢浓度达到0.025-0.1时，你能闻到味道。当浓度达到10～15ppm时，就会出现轻微中毒事件；当浓度达到200ppm以上时，就有致命的可能性。危害程度分级II级，车间中硫化氢最高允许浓度为10mg/m3。石脑油：通常为无色或淡黄色易挥发液体，易燃，具刺激性，对环境有危害。对大气、土壤和水体可造成污染。其蒸气与空气可形成爆炸性混合物，遇明火、高热能引起燃烧爆炸。其蒸气比空气重，能在较低处扩散到相当远的地方，遇火源会着火回燃。可以对中枢神经系统起麻醉作用，严重时出现中毒性脑病，液体吸入呼吸道能够引发吸入性肺炎，皮肤接触致急性接触性皮炎等。危害程度分级IV级，时间加权平均容许浓度为300mg/m3。在此操作过程中，需要进行防护措施的佩戴，并持有便携式有毒有害物质探测器，以防操作工长期暴露在危险工况下。(3)腐蚀性的物质危害由于加氢裂化是在高温、中压、临氢条件下操作，在生产过程中各工艺装置都有可能遭受该工艺流体中混杂的H2S、NH3等有毒有害物质的腐蚀、侵害。另外H2S、NH3极有可能使设备接触面处发生氢鼓泡、表面脱碳、硫化物应力腐蚀开裂、高温H2S＋H2腐蚀、氢腐蚀、氢脆等氢损伤。因此需要在工艺流程前期设置脱硫装置对硫化物进行脱除，另外需要通入软化水对低温下易反应并结晶的成硫化铵晶体，以防止管道堵塞，造成不可预知的危害。5.2.2消除