榆林常壓柴油加氫裂化工藝加氫精制反應器的設計計算案例目錄TOC\o"1-3"\h\u14694榆林常壓柴油加氫裂化工藝加氫精制反應器的設計計算案例 1234381.1原料、催化劑及產(chǎn)品性質(zhì) 264901.2裝置的處理量 4195461.3耗氫的計算 488681.3.1化學耗氫量 4298501.3.2設備漏損量[2] 4225681.3.3溶解損失量[2] 4228771.3.4氫氣耗量 5270231.3.5補充氫、循環(huán)氫、混合氫各物質(zhì)組分性質(zhì) 5305141.4反應器進口混合柴油的汽化率e的計算 7262581.4.2查石油煉制書籍將恩氏數(shù)據(jù)轉(zhuǎn)換為平衡汽化數(shù)據(jù)： 1158321.4.3進口壓力下的平衡汽化曲線的確定 1230095焦點壓力＝40.49atm+1.50atm=41.99atm＝4.36MPa 1229951.4.5氣化率的計算 13286271.5反應器熱量衡算 13220141.5.1總反應熱 1364721.5.2急冷氫計算 1396591.6.1催化劑裝入量 1657251.6.2反應器體積[2] 16306451.6.3反應器的直徑、高度[2] 1667561.6.4催化劑床層高度 16319691.7反應器壓降計算 17229751.7.1催化劑床層壓降 17190231.8反應器計算結(jié)果匯總 2332164 231.1原料、催化劑及產(chǎn)品性質(zhì)表2-1中試結(jié)果：多產(chǎn)航煤表2-2工業(yè)應用表2-3催化劑操作條件反應器進口350反應器床層平均溫度375反應壓力MPa（絕）冷高壓分離器壓力1.7氫油比Nm3/m3740氫耗(純氫)Nm3/t160~190（參考）表2-4新鮮氫和循環(huán)氫性質(zhì)1.2裝置的處理量原料柴油的質(zhì)量流量：1.8×109÷8400＝214285.71kg/h原料柴油的體積流量：214285.71÷855.8=250.39m3/h1.3耗氫的計算1.3.1化學耗氫量表2-5加氫反應的化學耗氫加氫反應化學耗氫量加氫脫硫（18~23）×（原料油與生成油含硫差值）加氫脫氮62×（原料油與生成油含氮的差值）芳烴飽和4.8×（原料油與生成油BMCI的差值）脫硫氫耗：23×(9400-0.5×16.55%+0.1×43.31%+1.0×31.44%)×10-4=21.62Nm3/m3加脫氮氫耗：62×(145-0.5×16.55%)×10-4=0.899Nm3/m3芳烴飽和氫耗：4.8×(33.1-31.44%×10.7)=141.22Nm3/m3總化學耗氫量：141.22＋0.899＋21.62=164.739Nm3/m3又H2密度ρ=0.089kg/Nm3，原料油密度ρ=855.8kg/m3，則質(zhì)量氫耗量為：164.739×0.089÷855.8=0.173kg/kg原料油1.3.2設備漏損量[2]取9.1Nm3/m3(進料)1.3.3溶解損失量[2]取7.6Nm3/m3(進料)1.3.4氫氣耗量補充氫：(純氫)164.739+9.1+7.6=181.439Nm3/m3補充氫:(不純)81.439÷0.9920=181.902Nm3/m3補充氫質(zhì)量流量：181.902×250.39/(21.4×0.9195)×2=4446.96kg/h循環(huán)氫耗量(％)181.902÷21.4×2÷855.8×100%=1.91％氫油比Nm3/m3740循環(huán)氫：740-181.902=557.098Nm3/m3循環(huán)氫質(zhì)量流量：557.098×250.39/(21.4×0.8006)×2=15556.61kg/h1.3.5補充氫、循環(huán)氫、混合氫各物質(zhì)組分性質(zhì)1.3.6反應總物料衡算結(jié)果原油中硫、氮元素通過加氫反應分別生成H2S和NH3氣體，這部分氣體，一部分隨著干氣排出裝置，一部分溶解在軟化水中、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：生成氣中H2S：生成氣中NH3：（494-0.5×16.55%）×10-6×1.8×109÷8400×=37.70kg/h1.4反應器進口混合柴油的汽化率e的計算通過對原油、、特性因數(shù)K等物性參數(shù)的計算，求得其相對分子質(zhì)量，并依據(jù)原料油、產(chǎn)物油的餾程參數(shù)通過查圖即可換算得平衡汽化曲線，求得臨界溫度和壓力。1.4.1各物性參數(shù)的確定：(1)常壓柴油：的計算如下：==0.8558+0.00424=0.8600：比重指數(shù)：=－131.5＝33.035：特性因數(shù)K：由于本工藝設計基礎參數(shù)中僅告知原料油及各產(chǎn)品油的餾程范圍，產(chǎn)品的恩氏蒸餾數(shù)據(jù)不全，應用概率坐標紙法。恩氏蒸餾數(shù)據(jù)在正態(tài)概率坐標紙上十分接近一條直線，通過已知的數(shù)據(jù)做出直線，經(jīng)內(nèi)插和外推求出其他各點的餾出溫度。補缺后的恩氏蒸餾數(shù)據(jù)如下：表2-10恩氏蒸餾數(shù)據(jù)a.體積平均沸點：tv=℃；S==0.8125℃/%b.質(zhì)量平均沸點：℃∴tw=tv+1.1237=272+1.1237=273.1237℃c.實分子平均沸點：=6.1208℃∴tm=tv－=272-6.1208=265.8792℃d.立方平均沸點：=1.3402℃∴tcu=tv-=272-1.3402=270.6598℃e.中平均沸點：=3.7951℃∴tme=tv-=272-3.7951=268.2049℃特性因數(shù)：D：平均分子量M[3]由圖3－4可查得：M=112（2）石腦油A：的計算如下： ==0.7321+0.00494=60.848B：=－131.5＝27.03C：K：由于本工藝設計基礎參數(shù)中僅告知原料油及各產(chǎn)品油的餾程范圍，產(chǎn)品的恩氏蒸餾數(shù)據(jù)不全，應用概率坐標紙法。恩氏蒸餾數(shù)據(jù)在正態(tài)概率坐標紙上十分接近一條直線，通過已知的數(shù)據(jù)做出直線，經(jīng)內(nèi)插和外推求出其他各點的餾出溫度。補缺后的恩氏蒸餾數(shù)據(jù)如下：表2-11恩氏蒸餾數(shù)據(jù)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=111.3522℃e.=1.3521℃∴tme=tv-=13.4-1.3251=111.0479℃查得：M=80（3）航空煤油A：的計算如下： ==0.7927+0.00459=0.7973B：=－131.5＝45.976C：K由于本工藝設計基礎參數(shù)中僅告知原料油及各產(chǎn)品油的餾程范圍，產(chǎn)品的恩氏蒸餾數(shù)據(jù)不全，應用概率坐標紙法。恩氏蒸餾數(shù)據(jù)在正態(tài)概率坐標紙上十分接近一條直線，通過已知的數(shù)據(jù)做出直線，經(jīng)內(nèi)插和外推求出其他各點的餾出溫度。補缺后的恩氏蒸餾數(shù)據(jù)如下：表2-12恩氏蒸餾數(shù)據(jù)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.=1.5209℃∴tme=tv-=200.2-1.5209=197.6791℃M=89（4）未轉(zhuǎn)化油A：的計算如下： ==0.8026+0.00454=0.8071B：=－131.5＝43.81C：K由于本工藝設計基礎參數(shù)中僅告知原料油及各產(chǎn)品油的餾程范圍，產(chǎn)品的恩氏蒸餾數(shù)據(jù)不全，應用概率坐標紙法。恩氏蒸餾數(shù)據(jù)在正態(tài)概率坐標紙上十分接近一條直線，通過已知的數(shù)據(jù)做出直線，經(jīng)內(nèi)插和外推求出其他各點的餾出溫度。補缺后的恩氏蒸餾數(shù)據(jù)如下：表2-13恩氏蒸餾數(shù)據(jù)a.tv=℃；S==0.35℃/%b.℃∴tw=tv+0.4616=303.3+0.4067=303.6067℃c.=1.5307℃∴tm=tv－=303.3-1.5307=300.6693℃d.=0.6255℃∴tcu=tv-=303.3-0.6255=301.5745℃e.=1.5849℃∴tme=tv-=303.3-1.5849=301.6151℃D：M=1351.4.2查石油煉制書籍將恩氏數(shù)據(jù)轉(zhuǎn)換為平衡汽化數(shù)據(jù)：恩式蒸餾主要用于表征產(chǎn)品的質(zhì)量，平衡汽化用于石油加工過程中汽化率的確定。因而需要依據(jù)原料油及產(chǎn)品油的餾程通過概率坐標法對各自的恩式數(shù)據(jù)進行補全，然后根據(jù)恩式蒸餾數(shù)據(jù)與平衡汽化數(shù)據(jù)的轉(zhuǎn)換方式進行轉(zhuǎn)換，以求得氣化率。1.常壓柴油恩式數(shù)據(jù)a：換算50%點溫度[2]70%－10%點S=0.762（℃/%）由圖標集可查的：平衡汽化50%點－恩氏蒸餾50%點＝4.5℃平衡汽化50%點溫度＝270.61+6.67＝277.28℃b：1.4.3進口壓力下的平衡汽化曲線的確定(1)根據(jù)原油平衡汽化數(shù)據(jù)及物性參數(shù)計算真、假臨界溫度tc、tc′：tm=265.88℃=265.8792×1.8+32=510.58℉tw=273.12℃=273.12×1.8+32=523.62℉假臨界溫度tc′=850℉=727.59K真臨界溫度tc=861℉=733.71K(2)根據(jù)原油平衡汽化數(shù)據(jù)及物性參數(shù)計算真、假臨界壓力Pc、Pcˊ：由tme=265.88℃=510.58℉、＝33.035由圖4-2-4得：假臨界壓力Pcˊ=549磅/時2（絕）=37.36atm=3.79MPa又真臨界壓力Pc=4.10MPa校正后：恩氏90%－10%點斜率S=0.82（℃/%）：焦點壓力-臨界壓力=1.50atm焦點溫度-臨界溫度=11.17℃∴焦點溫度＝454.44+11.17=466.61℃；焦點壓力＝40.49atm+1.50atm=41.99atm＝4.36MPa1.4.4氫分壓的計算[2]根據(jù)任務書基礎數(shù)據(jù)可知氫油比為740Nm3/m3即已知氫分壓為8MPa，按照理想氣體計算其分壓，由道爾頓分壓定律可得（記總壓為P總）：經(jīng)計算知可知反應器入口總壓為：反應器入口處氫分壓為：反應器入口處柴油油氣分壓：11.2MPa-8MPa＝3.2MPa1.4.5氣化率的計算根據(jù)做P-T-e圖如下，350℃時，壓力為3.2MPa=31.58atm時，柴油未汽化在反應中均為液相狀態(tài)，均為流動態(tài)?？芍磻髦性嫌褪冀K為液相，混合氫始終為氣相存在。圖1.1常壓柴油T-P-e圖1.5反應器熱量衡算1.5.1總反應熱1.5.2急冷氫計算加氫裂化反應是強放熱反應，脫硫反應、脫氮反應、芳烴飽和等反應均會放出大量的熱，為了防止反應床層中溫度太高，導致催化劑在高溫條件下失活，因此需要適量的急冷氫對反應器床層進行溫升控制。為平衡溫度，需要對通入反應器的急冷氫的量通過物料守恒進行核算。（1）混合進料所吸收熱量A.混合氫吸收的熱量（Q混合氫=F混合氫×混合氫）表2-19B.常壓柴油入口出反應器熱值計算如下：當入口溫度為350℃=0.8558K=11.37查得K=11.8時H1=264kcal/kg當出口溫度390℃=0.8558K=11.37查得K=11.8時H2=293kcal/kgC.混合進料造成溫升所吸收的來自反應放熱的熱量Q=Q油+Q混氫=35188586.12kJ/h反應器床層分段數(shù)N=QR/Q=1.9取N=3（2）第一段冷氫量t入=350℃，為防止加氫裂化催化劑高溫失活，單段床層升溫梯度不超過50℃，此處取=40℃（350-390℃）表2-20（3）第二段冷氫量t入=350℃，最后一段床層經(jīng)核算升溫=25℃（350-375℃）經(jīng)過核算，誤差在合理（設計允許）范圍內(nèi)。反應器出口溫度為375℃的假設成立。1.6.1催化劑裝入量催化劑的裝填量對反應速率的影響和反應器溫度的有重要影響，因此需要對催化劑的用量進行計算。催化劑裝填量越大，反應越激烈，相反則達不到反應深度。另外依據(jù)隨著反應進程的進行，反應濃度逐漸降低，為了穩(wěn)定操作反應的進行，床層高度需要逐步提高。以增加反應時常，使反應溫升達到同一梯度。1.8×109/(8400×855.8×1.70)=147.29m3密度：0.925g/cm3裝入量：147.29×925=136.2t1.6.2反應器體積[2]取Vf=0.8Vr=147.29/0.8=184.11m31.6.3反應器的直徑、高度[2]對比同類反應器裝置運行參數(shù)，此處取反應器高徑比宜為5。因為固定床反應器存在徑向和軸向的溫度梯度，因而需要對溫度梯度進行控制。通過對反應器床層進行分段設置，通過通急冷氫對軸向溫度梯度進行控制；徑向的溫度梯度過大則可能會造成設備運行失穩(wěn)，因而徑向需要盡可能細一點，以避免徑向溫度梯度過大。3.6mH=18m1.6.4催化劑床層高度3.6m147.29m314.48m通過熱量衡算為避免飛溫造成催化劑失活，經(jīng)計算可知反應器床層分段數(shù)為3，即催化劑宜分三段進行裝填，對比同類反應器裝置，反應器各段床層催化劑填裝比例宜取2:3:5，對各段裝填高度進行計算。h1=h×0.2=1.896mh2=h×0.3=4.344mh3=h×0.5=7.24m1.7反應器壓降計算1.7.1催化劑床層壓降流體流過床層的所形成的壓降，主要來自于通過床層的各反應流體與催化劑、保護劑、瓷球等顆粒之間的表面摩擦阻力和流體在孔道中的擴散、匯流、和再分布的所造成的局部阻力引起的。對反應器床層總壓降需要進行計算，以方便對設備、動力泵、調(diào)節(jié)閥型號的選擇、安裝高度的確認。另外總壓降得大小對流體輸送管道得選擇也至關(guān)重要。生產(chǎn)中也可通過壓降變化來判斷反應器得床層阻力，以判斷和檢查反應器床層是否焦化、堵塞。（1）dpV=1/0.925-0.35=dp=0.01118m第一段床層氣相對通過一段床層的氣相進行物料衡算，通過對各物質(zhì)臨界參數(shù)的計算可得出相關(guān)計算參數(shù)，以確定第一段床層氣相壓降的大小。=1\*alphabetica.第一段床層的氣相密度=2\*alphabeticb.第一段床層氣相的粘度=3\*alphabeticc.流速:∴=2110.69﹤2500=33.698kgf/m2=777.43Pa第二段床層氣相對通過一段床層的氣相進行物料衡算，通過對各物質(zhì)臨界參數(shù)的計算可得出相關(guān)計算參數(shù)，以確定第一段床層氣相壓降的大小。=1\*alphabetica.第二段床層的氣相密度=2\*alphabeticb.第二段床層氣相的粘度=3\*alphabeticc.流速:∴=2957.73>2500=156.51kgf/m2=1533.80Pa第三段床層氣相對通過一段床層的氣相進行物料衡算，通過對各物質(zhì)臨界參數(shù)的計算可得出相關(guān)計算參數(shù)，以確定第一段床層氣相壓降的大小。=1\*alphabetica.第三段床層的氣相密度=2\*alphabeticb.第三段床層氣相的粘度=3\*alphabeticc.流速:∴=3934.55>2500=425kgf/m2=4167.40Pa(5)液體的密度和粘度=1\*alphabetica.求350℃，375℃時的粘度K=11.2，tcu=273.13℃時100℃下油品的粘度為1.2cP。表2-28不同溫度下油品的運動粘度溫度，℃50100361370運動粘度，mm2/s1.41.20.820.83解得：m=-0.9，b=1.21；求得361℃，370℃的運動粘度，見上表