10萬噸催化重整生產車間的工藝設計【畢業(yè)論文】

1、<p><b>　　本科畢業(yè)論文</b></p><p><b>　?。?0 屆）</b></p><p>　　10萬噸催化重整生產車間的工藝設計</p><p>　　所在學院 </p><p>　　專業(yè)班級 化學工程與

2、工藝 </p><p>　　學生姓名 學號 </p><p>　　指導教師 職稱 </p><p>　　完成日期 年 月 </p><p><b>　　摘 要</b>&l

3、t;/p><p>　　重整是指烴類分子經過反應重新組成新的結構。催化重整是在催化劑作用下從石油輕餾分生成高辛烷值汽油組分或芳香烴的工藝過程，所副產的氫氣是加氫裝置用氫的重要來源。</p><p>　　本文介紹了催化重整工藝，參照工廠的實際數(shù)據(jù)，設計了催化重整工藝流程，催化重整是在一定溫度、壓力、臨氫和催化劑存在的條件下，使石腦油轉變成富含芳烴的重整汽油并副產氫氣的過程。本文參照實際工廠要求和數(shù)

4、據(jù)，結合一定的科學依據(jù)設計工藝流程，詳細介紹了年產10萬噸裝置的內件設置。結合物料衡算和熱量衡算，主要介紹了催化重整過程中反應器的設計對催化重整反應器進行了設計，對換熱器進行了的選型，篩選了催化劑的選著，布置了工藝路線的布置等。</p><p>　　催化重整對環(huán)境也有重要的影響，因此設計時也需要確定和規(guī)劃周邊環(huán)境，本文主要參照國家標準和現(xiàn)實工藝要規(guī)劃了工藝環(huán)境。</p><p>　　關鍵詞

5、：反應器；換熱器；工藝流程</p><p><b>　　ABSTRACT</b></p><p>　　This paper introduces the catalytic reforming with processed naphtha ,specifically introduces the catalytic reforming technological pr

6、ocess.And I design the reactor、heat-exchange facility and others based on the catalytic reforming technological process.</p><p>　　Catalytic reforming is in a certain temperature, pressure, hydrogen and cata

7、lyst in existence condition, make naphtha transformed into the reforming gasoline and rich in aromatic byproduct hydrogen process.This article refer to the actual data, combined with the factory requirements and be a sci

8、entific foundation design process, introduces in detail the annual output of 100,000 tons devices within a set.Mainly introduces the design of the reactor、heat-exchange facility、the process routes and so </p><

9、p>　　The catalytic reforming also needs a good environment,so when I design I also should design the environment,this paper mainly refer to the environment legal and reality process requirement to design the process.&l

10、t;/p><p>　　Key words: reactor;heat-exchange facility;technological process</p><p><b>　　目錄</b></p><p>　　第一章 前言1</p><p>　　1.1 石油煉制工程1</p><p>　

11、　1.2 催化重整1</p><p>　　1.2.1 國內外情況1</p><p>　　1.2.2 現(xiàn)階常用的催化重整工藝流程2</p><p>　　1.2.3 常用反應器——軸向反應器和徑向反應器3</p><p>　　1.2.4 催化劑的選擇5</p><p>　　1.3 課題的目的及意義5<

12、;/p><p><b>　　1.4 總結5</b></p><p>　　第二章 原料油與產品規(guī)格6</p><p>　　2.1 重整原料中雜質含量的限制要求6</p><p>　　2.2 重整催化劑6</p><p>　　第三章 物料守恒和熱量守恒計算8</p>&l

13、t;p><b>　　3.1工藝原理8</b></p><p>　　3.2 工藝路線選擇和經典工藝9</p><p>　　3.2.1 鉑錸重整工藝流程9</p><p>　　3.2.2 麥格納重整工藝流程9</p><p>　　3.3 工藝流程10</p><p>　　3.4 工藝參

14、數(shù)10</p><p>　　3.5物料衡算12</p><p>　　1、計算重整轉化率（芳烴轉化率）12</p><p>　　2、對反應器進行物料衡算13</p><p>　　3.6熱量衡算16</p><p>　　第四章 主要設備選型18</p><p>　　4.1換熱器選型

15、18</p><p>　　4.1.1第一個換熱器計算及選型18</p><p>　　4.1.2第二個換熱器計算及選型20</p><p>　　4.2 反應器的選擇23</p><p>　　4.3 加熱爐的選擇27</p><p>　　4.4 儲存罐的選擇28</p><p>　　第五章

16、 車間設備布置設計30</p><p>　　5.1 設備選擇的原理30</p><p>　　1. 滿足工藝要求30</p><p>　　2. 設備成熟可靠30</p><p>　　3. 盡量采用國產設備30</p><p>　　5.2 關鍵設備一覽表30</p><p>　　5.3

17、車間布置的一些原理和依據(jù)32</p><p>　　5.3.1車間設備布置的原則32</p><p>　　5.3.2車間設備平面布置的原則33</p><p>　　5.3.4車間的立面布置原則33</p><p>　　第六章 安全和環(huán)境保護34</p><p>　　6.1 危險因素34</p>

18、<p>　　6.2 三廢處理34</p><p>　　6.2.1 廢氣的處理34</p><p>　　6.2.2 廢水的處理35</p><p>　　6.2.3 廢渣的處理35</p><p><b>　　【參考文獻】35</b></p><p><b>

19、　　致謝37</b></p><p><b>　　第一章 前言</b></p><p>　　1.1 石油煉制工程</p><p>　　石油作為一種重要能源物質，在當今世界上具有極重要的戰(zhàn)略地位，現(xiàn)在國際上許多矛盾就是由于爭奪石油資源而產生。而我國，油氣資源尤其缺乏，如何最大限度利用原油，成為科學工作者關注的焦點問題。<

20、;/p><p>　　目前的石油煉制流程主要包含下列一些主要程序：</p><p><b>　　常減壓裝置</b></p><p>　　作用：原油加工的第一道工序將原油進行初步的處理、分離，為二次加工裝置提供 合格的原料</p><p>　　構成：原料預處理、常壓蒸餾、減壓蒸餾三部分有些裝置還有：航煤脫硫醇、初餾塔等部分&

21、lt;/p><p>　　加氫裂化、加氫精制裝置</p><p>　　作用：脫硫生產清潔燃料</p><p>　　構成：換熱系統(tǒng)、加氫裝置、加熱爐、反應器、分餾塔</p><p><b>　　催化裂化裝置</b></p><p>　　作用：最為關鍵的二次加工工藝</p><p>

22、　　構成：取熱器、再生器、反應器、分餾系統(tǒng)、穩(wěn)定系統(tǒng)</p><p><b>　　焦化裝置</b></p><p><b>　　作用：延遲焦化</b></p><p>　　構成：原料緩沖罐、加熱爐、分餾塔、焦炭塔</p><p><b>　　催化重整裝置</b></p&g

23、t;<p>　　作用：生產高辛烷值汽油</p><p>　　構成：主要由加熱爐、反應器、穩(wěn)定塔、分離器、壓縮機等</p><p>　　此外還有各種其他裝置</p><p><b>　　1.2 催化重整</b></p><p>　　催化重整是石化企業(yè)生產高辛烷值汽油組分和芳烴的主要工藝過程,重整生成油具有辛

24、烷值高和烯烴含量低等特點,而且重整裝置副產的氫氣又可作為加氫裝置用氫的廉價優(yōu)質氫源,因此催化重整在煉油行業(yè)中具有其重要的作用。[1]</p><p>　　美國UOP公司和法國IFP公司催化重整技術比較先進，我國的催化重整技術還相對處于比較落后的發(fā)展前期。本部分我們將對工藝流程以及反應器類型、重整催化劑的選擇進行敘述。</p><p>　　1.2.1 國內外情況</p>&l

25、t;p>　　根據(jù)一份資料顯示2004年統(tǒng)計的全世界催化重整裝置總加工能力是488Mt，其中美國生產能力為152Mt，占一次加工能力的18.1%；而中國生產能力為21.9Mt，占一次加工能力的7.1%。</p><p>　　不難看出我們國家的催化重整還處于初期階段。長期以來世界的催化重整技術一直掌握在美國UOP公司和法國IFP公司，而這兩家公司早在上個實際50年代就開始研發(fā)。中國是在1996年中國石化集團洛陽

26、石油化工工程公司、中國石油化工股份有限公司石油化工科學研究在對國外催化重整技術消化、吸收的基礎上，開展了催化重整成套技術的研發(fā)。</p><p>　　目前國內面臨的一些問題和困難主要表現(xiàn)在：1、裝置負荷率偏低；2、裝置運行水平不夠高；3、生產效率低。但是面臨挑戰(zhàn)我們國家也提出了新的方案，比如加快了催化劑技術進步的步伐，采用ESD系統(tǒng)，近年來我國加快了舊裝置的擴能改造工作,隨著老裝置的擴能改造和新建裝置大型化,我國

27、催化重整裝置的平均加工能力將會大幅度提高。</p><p>　　1.2.2 現(xiàn)階常用的催化重整工藝流程</p><p>　　現(xiàn)階段常用的工藝流程有美國UOP公司的鉑重整、Houdny Process 公司的胡德利重整、Chevron 公司的錸重整、Engdlhard and ARC 的麥格納重整和IFP 的IFP 重整工藝等。</p><p>　　1、UOP公司鉑

28、重整工藝流程部分（如圖1-1）</p><p>　　圖 1-1 鉑錸重整裝置工藝原理流程</p><p>　　UOP公司的催化重整工藝致力于不斷地改進以適應工業(yè)需求的不斷變化，由于重整催化劑、重整工藝及工程領域方面的共同努力，提高了重整工藝的操作靈活性，這就適應了當前和將來工業(yè)的需要。目前已開工的UOP鉑重整裝置超過450套，處理量在79500m3/天以上。</p><

29、p>　　2、法國IFP公司的重整流程部分圖（如圖1-2）</p><p>　　圖1-2 IFP連續(xù)重整反應系統(tǒng)流程</p><p>　　這個是IFP連續(xù)重整工藝的一個新式的設計，該設計利用催化劑連續(xù)再生技術可使操作壓力降低到3.5kg／cm2。與先前的重整再生器相比，在較高辛烷值炭5切出組分和氫氣的生產上有了實質的增加?；谶@個設計對現(xiàn)在的傳統(tǒng)裝置開發(fā)了適合現(xiàn)代的新的工藝流程,它的主

30、要特點是在最后增加一個具有再生技術的新反應器。同時現(xiàn)在的部分以長循環(huán)周期低加工強度工作，新反應器以高加工強度運轉以獲得最優(yōu)工況。</p><p>　　此外還有多個公司的催化流程工藝，但是每個公司都有自己生產的主要產物，從在細節(jié)方面進行調整。</p><p>　　1.2.3 常用反應器——軸向反應器和徑向反應器</p><p>　　從反應器的結構來看，工業(yè)用重整反應

31、器主要有軸向式反應器和徑向式反應器。他們之間的主要差距在于氣體流動方式不同和床層壓降不同。</p><p>　　1、軸向反應器圖如下：</p><p>　　1-合金鋼襯里；2-耐熱水泥層；3-碳鋼殼體；</p><p>　　4- 測溫點；5-鋼絲網(wǎng)；6-油氣出口集合管；</p><p>　　7- 分配頭；8-惰性瓷球；9-催化劑；</p

32、><p><b>　　10-催化劑卸出口</b></p><p>　　油氣出口處設有鋼絲網(wǎng)以防止催化劑粉末被帶出。入口處設有事故氮氣線，反應器內裝有催化劑，其上下方均裝有惰性瓷球以防止操作波動時催化劑床層跳動而引起催化劑破碎，同時也有利于氣流的均勻分布。催化劑床層設有呈螺旋形分布的若干測溫點，以便檢測整個床層的溫度分布情況，這對再生尤為重要。</p><

33、;p>　　2、徑向反應器圖如下：</p><p>　　1-扇形筒；2-催化劑取樣口；3-催化劑卸出口；4-分配器</p><p>　　5-中心管罩帽；6-瓷球；7-催化劑；8-中心管</p><p>　　徑向式反應器的壓降比軸向式反應器小很多，這一點對連續(xù)重整裝置尤為重要。因此，連續(xù)重整裝置的反應器都采用徑向式反應器，而且其再生器也是采用徑向式的。</p

34、><p>　　1.2.4 催化劑的選擇</p><p>　　催化重整的催化劑選擇也很重要，但是做為工藝設計，我們不多加討論，現(xiàn)代催化劑一般以重金屬鉑等，視具體工藝設計為準。</p><p>　　1.3 課題的目的及意義</p><p>　　石油資源在我們當今社會中是非常重要的，但是我們人類對于石油的利用率相對來說還是比較低的，根據(jù)一份資料顯示，

35、人類可能在未來的50年里消耗光地球的已發(fā)現(xiàn)的石油儲量。而汽油柴油作為我們主要的交通消耗燃料，主要是從石油煉制當中獲得的，在此工藝流程中，催化重整是獲得汽油的關鍵途徑。 </p><p>　　目前我國煉油工業(yè)正面臨著汽油消耗量激升和環(huán)保法規(guī)日趨嚴格的挑戰(zhàn), 生產符合環(huán)保標準的汽油成為了當代催化重整的主要目的，發(fā)展催化重整可以改善汽油的組成結構，使辛烷值提高，還可以提供大量的芳烴和氫氣。</p><

36、;p>　　10萬噸催化重整生產車間的工藝設計工作的參與和完成將會對我的專業(yè)素養(yǎng)有一個質的提升，比如對化工設備內件的設計標準的熟悉，化工設備設計思路的開拓，設備設計方面經驗的養(yǎng)成以及CAD制圖能力。另外，從這次畢業(yè)設計中我也能學到設計工作的流程與分工，以及了解化工設備設計領域的情況。這一切無疑對我日后的發(fā)展有著舉足輕重的作用。</p><p><b>　　1.4 總結</b></p

37、><p>　　綜上所述可知，催化重整工藝技術雖然已經工業(yè)化，但是人們并沒有放棄對催化劑和工藝的繼續(xù)研究開發(fā)。</p><p>　　本課題是10萬噸催化重整生產車間的工藝設計，主要是為了利用低能耗，高效使石腦油轉變成富含芳烴的重整汽油。通過以上一些資料的整理，參閱一些參考文獻可以得到：</p><p>　　1、改變工藝技術采用新型工藝——組合床重整</p>

38、<p>　　2、改變催化劑的選擇</p><p>　　3、改善加熱塔的構造</p><p>　　4、預先分餾工藝和對串聯(lián)反應器更精確地估算</p><p>　　此外還有很多方法可以提高效率，既節(jié)省能耗，又生產出等量產品，一切有待我們人類去開發(fā)。</p><p>　　第二章 原料油與產品規(guī)格</p><p&g

39、t;　　2.1 重整原料中雜質含量的限制要求</p><p>　　表2-1重整原料中雜質含量的限制要求</p><p><b>　　2.2 重整催化劑</b></p><p>　　本次我采用了CB-6鉑錸重整雙金屬催化劑、CB-7鉑錸重整催化劑其性質如下：</p><p>　　表2-2 CB-6、CB鉑錸重整催化劑<

40、;/p><p>　　與其他兩種催化劑對比表格如下：</p><p>　　表2-3 CB-6、CB-7與其他兩種對比</p><p>　　第三章 物料守恒和熱量守恒計算</p><p><b>　　3.1工藝原理</b></p><p>　　目前常見的催化重整，是原料油以氣相狀態(tài)通過催化劑，生產含

41、有單、雙環(huán)芳香烴和異構烷烴的重整產物。原料在催化劑上進行的化學反應主要有以下幾種：即六元環(huán)烷烴脫氫生成芳香烴，五元環(huán)烷烴異構化脫氫生成芳烴；異構化和加氫裂化等。催化重整的主要目的是提高汽油的辛烷值或制取芳烴。</p><p><b>　　芳構化反應</b></p><p>　　（1）六元環(huán)烷烴脫氫反應。例如：</p><p><b>

42、　　+ 3H2</b></p><p>　　C C</p><p><b>　　+ 3H2</b></p><p>　?。?）五元環(huán)烷烴的異構脫氫反應。例如：</p><p>　　C </p><p&g

43、t;<b>　　+ 3H2</b></p><p>　　C C C</p><p><b>　　C</b></p><p>　　C C C C </p><p>　　

44、C C C</p><p>　?。?）烷烴的環(huán)化脫氫反應。例如：</p><p>　　C6H14 + 4H2 </p><p><b>　　C</b></p><p>　　C7H16

45、 + 4H2</p><p>　　（4）異構化反應。例如：</p><p>　　n—C7H16 n—C7H16</p><p>　　（5）加氫裂化反應。例如：</p><p>　　n—C8H18 +H2 2n—C4H10 </p><p&

46、gt;　　3.2 工藝路線選擇和經典工藝</p><p>　　目前工業(yè)重整裝置廣泛采用的反應系統(tǒng)工藝流程可以分為兩大類：固定床反應器半再生式工藝流程和移動床反應器連續(xù)再生式工藝流程。前者的主要特征是采用3—4個固定床反應器串聯(lián)，每0.5—1年停止進油，全部催化劑就地再生一次；后者的主要特征是設有專門的再生器，反應器和再生器都是采用移動床，催化劑在反應器和再生器之間不斷地進行循環(huán)反應和再生，一般每3—7天全部催化劑

47、再生一遍。[2]</p><p>　　3.2.1 鉑錸重整工藝流程</p><p>　　以生產芳烴為目的的鉑錸雙金屬半再生式重整工藝原理流程如下：經預處理的原料油與循環(huán)氫混合，再經換熱器加熱后進入重整反應器。重整反應是強吸熱反應，反應時溫度下降，因此得到較高的重整平衡轉化率和保持較快的反應速度，就必須維持合適的反應溫度，這就需要在反應過程中不斷地補充熱量。為此，半再生裝置的固定床重整反應器

48、一般由三到四個絕熱式反應器串聯(lián)，反應器之間由加熱爐加熱到所需的反應溫度。每半年至一年停止進油，全部催化劑就地再生一次。反應器的入口溫度一般為480～520ºC，使用新鮮催化劑，反應器入口溫度較低，隨著生產周期的延長，催化劑的活性逐漸下降，各反應器入口溫度逐漸提高。鉑錸重整反應的其他操作條件為：空速 1.5～2.0h-1，氫油比（體）約1200：1；壓力1.5——2.0MPa。【3】</p><p>　　

49、3.2.2 麥格納重整工藝流程</p><p>　　麥格納重整屬于固定床半再生過程,其主要特點是將循環(huán)氫分為兩路,一路從第一反應器進入,另一路則從第三反應器進入,在第一、第二反應器采用高空速、較低反應溫度(460～490°C)及較低的氫油比(2.5～3)這樣有利于環(huán)烷烴的脫氫反應,同時抑制加氫裂化反應；后面的1或2個反應器則采用低空速、高反應溫度(485～538°C)及高氫油比(5～10),這

50、樣可有利于烷烴脫氫環(huán)化反應,這種工藝的主要優(yōu)點是可以得到稍高的液體收率、裝置能耗也有所降低。國內的固定床半再生裝置多采用此種工藝流程,這種流程也稱作分段混氫流程?！?】</p><p>　　此次設計采用麥格納重整工藝流程，因為其工藝特點是:工藝反應系統(tǒng)簡單，操作與維護比較方便,建設費用較低，應用也比較廣泛。但該方法還有有如下一些缺點:由于催化劑活性變化，要求不斷變更運轉條件(主要是反應溫度)；到了運轉末期,反應溫

51、度相當高,導致重整油收率下降，氫純度降低，穩(wěn)定氣增加；而且停工再生影響全廠生產，裝置開工率較低.隨著雙金屬催化劑的活性和選擇性得到改進，使其能在苛刻條件下長期運轉,發(fā)揮了它的優(yōu)勢。</p><p><b>　　3.3 工藝流程</b></p><p>　　工藝流程簡圖如下：見附件一或如下簡圖</p><p>　　主要流程步驟：原料油經過預處理成

52、為合格重整原料經過進料泵升壓，與循環(huán)氫氣壓縮機排出的循環(huán)氫混合（1）后，進入重整換熱器一的殼程后與自第四重整反應器來的重整反應產物換熱，再進入重整爐-1、重整第一反應器，接著進入重整爐-2、重整第二反應器。從重整第二反應器出來的反應產物，與重整換熱器二殼程出來的循環(huán)氫混合（2），循環(huán)氫的熱量來源于重整第四反應器出來的重整反應產物。重整混氫（2）后進入重整爐-3、重整第三反應器，接著進入重整爐-4、重整第四反應器。重整第四反應器出來的重整

53、反應產物經與重整進料、混氫換熱，再經過重整冷卻器冷至小于40℃進入重整高分罐進行氣液分離，罐頂分出的含氫氣體大部分去循環(huán)使用，其余部分即重整反應副產品的含氫氣體送出裝置。</p><p><b>　　3.4 工藝參數(shù)</b></p><p>　　表3-1 各樣品出料樣品數(shù)據(jù)</p><p><b>　　3.5物料衡算</b>

54、;</p><p>　　1、計算重整轉化率（芳烴轉化率）</p><p>　　重整轉化率(%)=芳烴產率(%)/芳烴潛含量(%)</p><p>　　芳烴潛含量(%)=苯潛含量+甲苯潛含量+C8芳烴潛含量</p><p>　　苯潛含量(%)=C6環(huán)烷(%)78/84+苯(%)</p><p>　　甲苯潛含量(%)=C7

55、環(huán)烷(%)92/98+甲苯(%)</p><p>　　C8芳烴潛含量(%)=C8環(huán)烷(%)106/112+C8芳烴(%)</p><p>　　式中的78、84、92、98、106、112分別為苯、六碳環(huán)烷、甲苯、七碳環(huán)烷烴的分子量。</p><p>　　重整轉化率（質量分數(shù)）=芳烴產率（質量分數(shù)）/芳烴潛含量（質量分數(shù)）</p><p>　　

56、此外，在以前的鉑重整中，原料中的烷烴極少轉化為芳烴，而且環(huán)烷烴也不會全部轉化成芳烴，故重整轉化率一般都小于100%。但在近代的鉑錸重整以及其他雙金屬或多金屬重整中，由于有相當一部分烷烴也轉化成芳烴，因此重整轉化率經常大于100%。</p><p><b>　　計算本次如下：</b></p><p>　　重整原料油：流量=（100000*103）/8000=12500k

57、g/h</p><p>　　含六碳環(huán)烷烴7.8%,七碳環(huán)烷烴14.5%、八碳環(huán)烷烴13.4%、苯0.23%、甲苯2.8%、C8組分芳烴7.86%。</p><p>　　脫戊烷油：流量=8.23107/8000=10287.5 kg/h,含苯1.25%，甲苯22.82%，C8芳烴32.64%。</p><p>　?。?）芳烴產率的計算</p><p

58、>　　苯產率=脫戊烷油收率脫戊烷油中的苯含量=8.23/101.25%=1.02875</p><p>　　甲苯產率=8.23/1022.82%=18.78086%</p><p>　　C8產率=8.23/1032.64%=26.86272%</p><p>　　總產率=苯產+甲苯產率+ C8產率=1.02875+18.78086+26.86272=46.67

59、215%</p><p><b>　　=46.67%</b></p><p>　　（2）計算芳烴潛含量</p><p>　　苯潛含量=7.8%78/84+0.23%=7.47%</p><p>　　甲苯潛含量=14.5%92/98+2.8%=16.41%</p><p>　　C8芳烴潛含量=13.

60、4%106/112+7.86%=20.54%</p><p>　　芳烴潛含量=7.47%+16.41%+20.54%=44.42%</p><p>　　計算重整轉化率（芳烴轉化率）</p><p>　　芳烴轉化率=芳烴產率/芳烴潛含量</p><p>　　=46.67%/44.42%</p><p><b>

61、　　=105.06%</b></p><p>　　與理論相符合，在本設計中取轉化率為100%。</p><p>　　對反應器進行物料衡算</p><p>　　將一、二兩個反應器看成一個系統(tǒng)，三、四兩個反應器看成一個系統(tǒng)得</p><p>　　重整進料12500kg/h 整油W </

62、p><p>　　循環(huán)氫3125kg/h </p><p><b>　　重整油W</b></p><p>　　重整 生成油18750kg/h</p><p>　　循環(huán)氫3125kg/h</p><p>　　結合反應系統(tǒng)一、二物料守恒得</p><

63、p>　　W=18750kg/h-3125kg/h=15625kg/h</p><p>　　則可列如下化學方程式：</p><p>　　以1小時進料量進行計算</p><p>　　對反應系統(tǒng)一發(fā)生的反應為:</p><p>　　六元環(huán)烷烴的脫氫反應</p><p><b>　　+ 3H2</b&

64、gt;</p><p>　　環(huán)烷烴中C6 轉化率=（156256.28%-187500.36%）/72（156256.28%/72）</p><p><b>　　= 93.12%</b></p><p>　　在六元環(huán)烷烴中C6組分（%）為6.28%，則根據(jù)化學方程式得</p><p>　　x=848.47kg</p

65、><p>　　而對于重整生成油中生成芳烴的C6組分所占的百分率為</p><p>　　848.47/18750100%=4.53%</p><p>　　環(huán)烷烴C7的脫氫反應</p><p>　　C C </p><p><b>　　+ 3H2</b></p><

66、;p>　　環(huán)烷烴C7轉化率=（1562512.064-187500.49%）/84/(1562512.064%/84)</p><p><b>　　=95.13%</b></p><p>　　y =1683.41kg</p><p>　　而對于重整生成油中生成芳烴的C6組分所占的百分率為</p><p>　　168

67、3.41/18750=8.98%</p><p>　　環(huán)烷烴C8的脫氫反應</p><p>　　C C</p><p><b>　　+3H2</b></p><p><b>　?。?lt;/b></p><p>　　C ｜ </

68、p><p><b>　　C </b></p><p>　　環(huán)烷烴C8 組分的轉化率=</p><p>　　Z=1389.98kg</p><p>　　在重整生成油芳烴C8 組分所占的質量分數(shù)為</p><p>　　1389.98/18750=7.41%</p><p>　　對反

69、應系統(tǒng)二發(fā)生的反應為:</p><p><b>　　烷烴環(huán)化脫氫反應</b></p><p>　　C6H14 </p><p>　　C6烷烴的轉化率由計算得小于0，因此沒有轉化</p><p>　　因此C6芳烴含量為4.53%與4.

70、8%相差不大</p><p>　　C C</p><p>　　C7H16 </p><p>　　烷烴中C7組分的轉化率=</p><p>　　x=897.03kg</p><p>　　則轉化為芳烴中C7組分占百分質量含量為</p><

71、p>　　897.03/18750=4.78%</p><p>　　因此C7芳烴含量為8.98%+4.78%=13.76%與10.41%相差不大</p><p>　　C C</p><p><b>　　C8H18</b></p><p>　　｜ ｜ </p&

72、gt;<p>　　C C</p><p>　　烷烴中C8組分的轉化率=</p><p>　　y=962.10kg</p><p>　　則轉化為芳烴中C8組分占百分質量含量為</p><p>　　962.10/18750=5.13%</p><p>　　因此C8芳烴含量為5.13%+7

73、.41%=12.54%與11.79%相差不大</p><p>　　原因分析有些細小的差距大概是因為加氫裂化產生其他烴類所致。</p><p><b>　　3.6熱量衡算</b></p><p>　　對于第一個換熱器的熱量衡算</p><p>　　以1小時進料量，0℃為基準</p><p>　　Q管

74、進=C管進m管進△t管進=4.2314063482.9=2.87107KJ</p><p>　　Q管出=C管出m管出△t管出=2.1814063119.8=0.36107KJ</p><p>　　Q殼進=C殼進m殼進△t殼進=2.411562596.2=0.36107KJ</p><p>　　Q殼出=C殼出m殼出△t殼出=3.8415625452.8=2.72107

75、KJ</p><p>　　假設損失的熱量百分比為10%</p><p>　　則：Q給=Q管進-Q管出-Q損=2.87107-0.36107-2.8710710%=2.22107</p><p>　　Q殼出-Q殼進=2.72107-0.36107=2.36107KJ</p><p>　　兩個基本相等，符合熱量守恒</p><

76、p>　　對于第二個換熱器的熱量衡算</p><p>　　Q管進=C管進m管進△t管進=4.234687482.9=9.57106KJ</p><p>　　Q管出=C管出m管出△t管出=2.184687119.8=1.22106KJ</p><p>　　Q殼進=C殼進m殼進△t殼進=4.95312580.2=1.246106KJ</p><p

77、>　　Q殼出=C殼出m殼出△t殼出=5.943125438.4=8.14106KJ</p><p><b>　　假設熱損失為13%</b></p><p>　　則：Q給=Q管進-Q管出-Q損=9.57106-1.22106-9.5710610%=7.09106</p><p>　　Q殼出-Q殼進=8.14106-1.24106=6.910

78、6KJ</p><p>　　兩個基本相等，符合熱量守恒</p><p><b>　　對反應器的熱量衡算</b></p><p>　　將重整一、二、三、四反應器看作一整體，則根據(jù)熱量守恒</p><p>　　Q進=Q重整原料油+(Q爐1+Q爐2+Q爐3+Q爐四)+Q循環(huán)氫</p><p><b

79、>　　Q出=Q重整生成油</b></p><p><b>　　工藝參數(shù)</b></p><p>　　2號反應器出來重整生成油： C=3.84KJ/Kg.K； m=15625Kg/h；t=433℃</p><p>　　Q爐1=758KW ； Q爐2=1724KW ； Q爐3=1423 ； Q爐4=462KW；</p&

80、gt;<p>　　循環(huán)氫 ：C=4.95KJ/Kg.K； m=3125Kg/h；t=80℃</p><p>　　重整生成油：C=4.23KJ/Kg.K； m=18750Kg/h；t=483℃</p><p><b>　　以0℃為基準</b></p><p>　　Q進= Cm(433-0)+(758+1724+1423+462)3

81、600+4.953125(80-0)</p><p><b>　　=4.227KJ</b></p><p><b>　　Q出= Cm△t</b></p><p>　　=4.2318750（483-0）</p><p><b>　　=3.87KJ</b></p>&

82、lt;p>　　熱損失為12%，則：</p><p>　　Q損=Q進12%=0.5107KJ</p><p>　　Q給出= Q進-Q損=4.227-0.5107=3.72107KJ</p><p>　　與計算所得Q出相差不大，熱量守恒</p><p>　　第四章 主要設備選型</p><p><b>

83、　　4.1換熱器選型</b></p><p>　　在不同溫度的流體間傳遞熱能的裝置稱為熱交換器，簡稱為換熱器。在化工、石油、食品等行業(yè)中廣泛被運用，占有十分重要的地位。面對我國不斷發(fā)展的工業(yè)，換熱器的設計、制造、結構改進都需要不斷地提高和進步。</p><p>　　本次設計選用列管式換熱器，因為列管式換熱器的應用已有悠久的歷史?，F(xiàn)在，它被當做一種傳統(tǒng)的標準換熱設備在很多工業(yè)部門

84、中大量使用，而且列管式換熱器的設計資料比較完善，已有系列化標準。</p><p>　　4.1.1第一個換熱器計算及選型</p><p>　　計算熱負荷（不計熱損失）</p><p>　　Q熱負荷=Q給/3600=2.221011/3600=6.17106W</p><p>　　Q熱負荷=KS△tm</p><p>　　

85、=119.8-96.2=23.6℃ =482.9-452.8=30.1℃</p><p><b>　　所以 </b></p><p><b>　　管層定性溫度為</b></p><p>　　查物性數(shù)據(jù)得：=12.8kg/m2 =0.02210-3Pa C=3.84KJ/Kg·K</p>

86、<p>　　c=0.606W/（m·℃） </p><p>　　K估值取600W/(m2·K)</p><p>　　初估換熱面積S===384.4m2，速度取10m/s</p><p>　　根據(jù)《化工原理》第三版，王志魁 編，384頁，附錄三十二熱交換器系列標準選取傳熱管252.5，其內徑d1=0.02m，外徑d2=0.025m<

87、/p><p>　　估算單管程管子根數(shù)為</p><p>　　根據(jù)傳熱面積A估估算管子長度為</p><p>　　若用6管程，則每管程的管長選用l=6000mm</p><p>　　管總數(shù)N=828根，每管程的管程數(shù)n=828/6=138根，管中心距t=32mm，正方形錯列。殼體內徑D=1700mm，折流擋板間距h=200mm，故折流擋板數(shù)NB=l

88、/h-1=6/0.2-1=29。傳熱面積S選=378.4m2。</p><p><b>　　校核總傳熱系數(shù)</b></p><p>　　①管程對流傳熱系數(shù)α1</p><p><b>　　管內流速</b></p><p><b>　　=3704</b></p>&

89、lt;p><b>　?、跉こ虒α鱾鳠嵯禂?shù)</b></p><p>　　殼程流通截面積 S=hD（1-do/t)=</p><p>　　正方形排列的當量直徑 m</p><p>　　K=884W/(m2·K)</p><p>　　S=Q/K△tm=6.17106/88426.75=260.9m2</

90、p><p>　　S選/S=378.4/260.9=1.44 可以使用，所選還有44%裕量</p><p>　　4.1.2第二個換熱器計算及選型</p><p>　　計算熱負荷（不計熱損失）</p><p>　　Q熱負荷=Q給/3600=7.96109/3600=1.97106W</p><p>　　Q熱負荷=KS△tm&l

91、t;/p><p>　　=482.9-438.4=44.5℃ =119.8-80.2=39.6℃</p><p><b>　　所以 </b></p><p><b>　　管層定性溫度為</b></p><p>　　查物性數(shù)據(jù)得：=12.8kg/m2 =0.02210-3Pa C=3.84KJ/

92、Kg·K</p><p>　　c=0.606W/（m·℃） </p><p>　　K估值取400W/(m2·K)</p><p>　　初估換熱面積S===120.7m2，速度取10m/s</p><p>　　根據(jù)《化工原理》第三版，王志魁 編，384頁，附錄三十二熱交換器系列標準選取傳熱管252.5，其內徑d1=

93、0.02m，外徑d2=0.025m</p><p>　　估算單管程管子根數(shù)為</p><p>　　=33根 </p><p>　　根據(jù)傳熱面積A估估算管子長度為</p><p>　　若用6管程，則每管程的管長選用l=6000mm</p><p>　　管總數(shù)N=224根，每管程的管程數(shù)n=224/6=37根，管

94、中心距t=32mm，正方形錯列。殼體內徑D=600mm，折流擋板間距h=200mm，故折流擋板數(shù)NB=l/h-1=6/0.2-1=29。傳熱面積S選=133.9m2。</p><p><b>　　校核總傳熱系數(shù)</b></p><p><b>　　①管程對流傳熱系數(shù)</b></p><p><b>　　管內流速m

95、/s</b></p><p><b>　　=4380</b></p><p><b>　?、跉こ虒α鱾鳠嵯禂?shù)</b></p><p>　　殼程流通截面積 S=hD（1-do/t)=</p><p>　　正方形排列的當量直徑 m</p><p>　　K=546W/

96、(m2·K)</p><p>　　S=Q/K△tm=1.97106/54640.8=88.4m2</p><p>　　S選/S=133/88.4=1.5 可以使用，所選還有50%裕量</p><p>　　4.2 反應器的選擇</p><p>　　化學反應器是將反應物通過化學反應轉化為產物的裝置，是化工及其相關工業(yè)的核心設備。由于化學

97、反應種類繁多，性質各異，化學反應器的構型及尺寸相差甚遠，因此考慮各工藝的特征是十分重要的。在選擇反應器時，首先判斷反應是何種相的形態(tài)，其次了解在該相態(tài)下可選擇何種反應裝置。</p><p><b>　　化學反應器的分類：</b></p><p>　?。?）按相態(tài)可分為均相和非均相；</p><p>　?。?）按物料流動狀態(tài)可分為平推流型、全混流

98、型和非理想型；</p><p>　?。?）按操作方法可分為間歇式、半連續(xù)式和連續(xù)式；</p><p>　　（4）傳熱特征可分為等溫型、絕熱型及換熱型（非等溫非絕熱型）；</p><p>　?。?）按構造形式可分為管式反應器、攪拌釜式反應器、移動床反應器、流化床反應器、氣-液相鼓泡反應器；</p><p>　　按反應器類型來分，半再生式重整裝置

99、采用固定床反應器，本設計采用固定床反應器，反應器的選型主要考慮：生產強度，即單位時間單位體積反應器的生產能力,能耗。</p><p><b>　　1. 反應器的容量</b></p><p>　　反應器容量（即催化劑的裝入量），可按下式進行計算</p><p>　　式中 V ——催化劑裝入量，m3</p>

100、<p>　　G ——原料油流量，Kg/h</p><p>　　S ——質量流速，h-1</p><p>　　——催化劑堆積密度，Kg/m3</p><p>　　本設計所采用的四個反應器串聯(lián)，催化劑裝入量分別為V1=2.6 m3， V2=3.9 m3, V3=6.5 m3,V4=13m3；則催化劑的總容量V=10V1=26 m3，設計空速3.0h-1，根據(jù)年

101、處理量10Wt/a，開工時間8000小時，計算流量為</p><p><b>　　G=</b></p><p><b>　　根據(jù)，可得：</b></p><p>　　ρ催===160.25Kg/ m3</p><p>　　2. 反應器的直徑和高度</p><p>　　反應器的

102、容量確定后，其直徑和高度可通過一定的高徑比（L/D）求得，反應器的高徑比必須由反應油氣通過催化劑床層壓降來確定[。對固定床重整反應器，其壓降可由下式確定</p><p>　　[76.56()0.85 ()0.15 (u)1.85]/( dp)1.15 </p><p>　　式中 —— 油氣通過催化劑床層的壓降，N/m2</p><p>　　L —

103、— 催化劑床層高度，m</p><p>　　—— 油氣混合密度，Kg/m3</p><p>　　—— 油氣混合物的粘度，Pa.s</p><p>　　u—— 油氣混合物的空塔線速，m/s</p><p>　　dp—— 催化劑顆粒的當量直徑，m</p><p><b>　　其合理選取</b><

104、/p><p>　　表4-1 操作壓力對應的各合理壓降</p><p>　　重整第一、二反應器為軸向反應器</p><p>　　設計重整第一反應器。</p><p><b>　　工藝參數(shù)</b></p><p>　　混合物密度：=7.8 Kg/ m3；總質量流率=12500+3125=15625Kg/h

105、；</p><p>　　反應操作壓力：1.7Mpa/1.01105=16.8atm(絕)；</p><p>　　第一反應器平均溫度：485℃ 混合物粘度：=0.000022Pa.s；</p><p>　　催化劑顆粒為4,=160.25Kg/ m3</p><p>　?、?計算催化劑顆粒當量直徑</p><p>&l

106、t;b>　　催化劑顆粒為4；</b></p><p>　　顆粒表面積=242/4）+34=20（mm2）；</p><p>　　催化劑顆粒體積=42/4）3=12（mm3）；</p><p><b>　　球形顆粒體積=；</b></p><p>　　根據(jù)當量直徑的定義，則</p><

107、p>　?。╠p2）/ （/6）=20/12；</p><p>　　當量直徑dp=3.6(mm)=0.0036(m)</p><p><b>　?、?初選反應器直徑</b></p><p>　　選取反應器殼體內徑為1.6m,考慮保溫層，合金鋼襯里和間隙為0.050 m </p><p>　　催化劑床層直徑 D

108、=1.6-20.05=1.5（m）</p><p>　　床層高度=催化劑裝入量/床層截面積=2.6 m3/ （1.5）2=0.83(m)</p><p><b>　?、?床層壓降校核</b></p><p>　　總體積流率=（12500/106.5+3125/7.3） </p><p>　　=2013.98 m3/

109、h；</p><p>　　空塔氣速u=(2013.98/3600)/ (1.5)2=0.31m/s</p><p>　　由 [76.56()0.85 ()0.15 (u)1.85]/( )1.15,得</p><p>　　[76.56(7.69)0.85 (0.000022)0.15 (0.31)1.85]/(0.0036)1.15 </p&g

110、t;<p>　　=0.6104(Pa/m)</p><p>　　值在要求范圍內，故所選反應器直徑合適。</p><p><b>　?、?反應器高度</b></p><p>　　催化劑床層高度為0.83m，考慮到瓷球層、分配頭、集氣管等內部構件，并留一定空間，且一般高徑比大于3，反應器直筒高度選用5m。</p><

111、;p>　　設計重整第二反應器。</p><p><b>　　工藝參數(shù)</b></p><p>　　混合物密度：=7.8 Kg/ m3；總質量流率=12500+3125=15625Kg/h；</p><p>　　反應操作壓力：1.7Mpa/1.01105=16.8atm(絕)；</p><p>　　第二反應器平均溫度

112、：485℃ 混合物粘度：=0.000022Pa.s；</p><p>　　催化劑顆粒為4, =160.25Kg/ m3</p><p>　?、?計算催化劑顆粒當量直徑</p><p><b>　　催化劑顆粒為4；</b></p><p>　　顆粒表面積=242/4）+34=20（mm2）；</p>&l

113、t;p>　　催化劑顆粒體積=42/4）3=12（mm3）；</p><p>　　球形顆粒體積=/6；</p><p>　　根據(jù)當量直徑的定義，則</p><p>　?。╠p2）/ （/6）=20/12；</p><p>　　當量直徑dp=3.6(mm)=0.0036(m)</p><p><b>　?、?/p>

114、 初選反應器直徑</b></p><p>　　選取反應器殼體內徑為1.7m,考慮保溫層，合金鋼襯里和間隙為0.050</p><p>　　則直徑為： </p><p>　　D=1.7-20.05=1.6（m）</p><p>　　床層高度=催化劑裝入量/床層截面積=3.9 m3/

115、 （1.6）2=1.94(m)</p><p><b>　?、?床層壓降校核</b></p><p>　　總體積流率=（12500/106.5+3125/7.3）</p><p>　　=2013.98 m3/h；</p><p>　　空塔氣速u=(2013.98/3600)/ (1.6)2=0.28m/s</p&g

116、t;<p>　　由[76.56()0.85 ()0.15 (u)1.85]/( )1.15,得</p><p>　　[76.56(7.69)0.85 (0.000022)0.15 (0.28)1.85]/(0.0036)1.15 </p><p>　　=0.56104(Pa/m)</p><p>　　值在要求范圍內，故所選反應器直徑合適。<

117、;/p><p><b>　?、?反應器高度</b></p><p>　　催化劑床層高度為1.94m，考慮到瓷球層、分配頭、集氣管等內部構件，并留一定空間，反應器直筒高度選用6m。</p><p>　　(2) 重整第三、四反應器為固定床徑向反應器，設計重整第四反應器。</p><p><b>　　工藝參數(shù)</b

118、></p><p>　　混合物密度：=3.6 Kg/ m3；總質量流率=15625+3125=18750Kg/h；</p><p>　　反應操作壓力：1.4Mpa/1.01105=13.8atm(絕)；</p><p>　　第四反應器平均溫度：500℃ 混合物粘度：=0.000027pa.s；</p><p>　　催化劑顆粒為4，ρ

119、催=160.25Kg/ m3</p><p>　?、?計算催化劑顆粒當量直徑</p><p><b>　　催化劑顆粒為4，</b></p><p>　　顆粒表面積=242/4）+34=20（mm2）；</p><p>　　催化劑顆粒體積=42/4）3=12（mm3）；</p><p>　　球形顆粒

120、體積=/6；</p><p>　　根據(jù)當量直徑的定義，則</p><p>　　（dp2）/ (/6)=20/12；</p><p>　　當量直徑dp=3.6(mm)=0.0036(m)</p><p><b>　　② 初選反應器直徑</b></p><p>　　選取反應器殼體內徑為2.1m,考慮保

121、溫層，合金鋼襯里和間隙為0.05m,則</p><p>　　催化劑床層直徑 D=2.1-0.05=2.0（m）</p><p>　　床層高度=催化劑裝入量/床層截面積=13/ 22=4.14(m)；</p><p><b>　?、?床層壓降校核</b></p><p>　　總體積流率=（18750/27.5

122、+3125/7.3）</p><p>　　=5101 m3/h；</p><p>　　空塔氣速u=(5101/3600)/ 22=0.45m/s；</p><p><b>　　由(式3-2),得</b></p><p>　　[76.56(3.6)0.85 (0.000027)0.15(0.45)1.85]/(0.00

123、36)1.15 </p><p>　　=0.9104(Pa/m)</p><p>　　值在要求范圍內，故所選反應器直徑合適。</p><p><b>　?、?反應器高度</b></p><p>　　催化劑床層高度為4.14m，考慮到瓷球層、分配頭、集氣管等內部構件，并留一定空間，反應器直筒高度選用8m。</

124、p><p>　　依此原理，重整第三反應器工藝尺寸設計為：直徑2m，高度8m。</p><p>　　4.3 加熱爐的選擇</p><p>　　加熱爐是以火力為流體介質加熱的設備，其對象是工藝物料。加熱爐有一個封閉的、帶保溫的燃燒室，在燃燒室的內壁有爐管。加熱爐的主要作用是把燃燒室內燃料燃燒過程中泄放的熱量傳遞給爐管內的介質。根據(jù)加熱爐的作用可把加熱爐分為以下兩類：<