65万吨年催化重整工艺设计（初稿）

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第一篇 中文综述及说明

第一章中文综述

1．1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

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第二章 重整工艺及重整反应流程说明

2．1 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16×2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。

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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Ⅰ-Ⅰ环面上的静压差P1-P‘1和Ⅱ-Ⅱ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‘=P2-P2‘（1），则P1- P2= P1‘-P2

‘

（2）。若以Ⅰ-Ⅰ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/ 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：

F[P-（P+dp）]-F×dx×λ×vω2/De/2g

=F[v（ω+dω）2/g-vω/g] （5）

静分

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整理后得 dp+2v×ω×dω/g+dx×λ×vω2/De/2g=0 （6） 式中：De为主流道当量直径；λ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+2k×v×ω×dω/g+dx×λ×vω2/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=ωao2×va{K分[1-（1-X/L）2]

-L[1（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+ωbo）[K合（X/L）2-λL（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）ωao×va{K分[1-（1-X/L）]-L[1（1-X/L）]/6DeA} +（-vb+ωbo）[K合（X/L）2-λL（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：

2

2

3

4

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1） 我们取K分=0.72，K合=1，并认为沿流道不变。 2） 一般为λ0.15—0.13。 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） 一般重整反应器主流道端点动压：集气管为80—600公斤/平方米；分气管只

有3—30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=Bo2vbω[K合（X/L）2]/G（11）。X=L时，△P静最大，并将其改写为△P静= K合ω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=δω孔2/2g （14） 式中δ-小孔阻力系数。 对分流流道

当ω孔/ω分≤2.5 δ当2.5＜ω孔/ω分≤8 δ当ω孔/ω分＞8 δ对合流流道

当ω孔/ω分≤2 δ当ω孔/ω分＞2 δ

合分

=2.52（ω孔/ω分）-0.432β

=（1.81-0.046ωo/ω） （15）

分

分

=1.45β

=1.75（ω孔/ω集）-0.228β =1.5β

分

式中β为孔厚度的校正系数，其值为β=1.11（δ/do）-0.336

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ω孔-穿孔流速，ω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=2.77×10-4×γ

0.85

×ω1.85×μ

0.15

×L/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B F管/ F分

薄壁孔 厚壁孔

1 2.60 3.30

1.2 2.38 3.08

1.4 2.26 2.91

1.6 2.16 2.80

1.8 2.12 2.71

2.0 2.09 2.64

2.5 2.05 2.54

3.5 1.94 2.46

4.0 1.93 2.41

5.0 1.93 2.41

1） 流道面积比B

B=F分×（F分×γ

集

/K合/γ

分

）/F集。由表三可见，Z型气流分布随B增加，

1/2

临界管孔截面比下降。当B＞3.5时，Z型和Ⅱ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β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Ⅱ型分布时预使主流道静压差为

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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δ/do=1，薄壁孔指δ/do=0.5，重整反应器δ/do一般等于1或接近1，亦为薄壁孔。

2．2 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

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（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。

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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

d420 恩 氏 蒸馏

初馏点 10% 30% 50% 70% 90% 干点

烷烃%（总） 环 烷烃%

总 C5 C6 C7 C8

预分馏进料

预分馏塔底

重整进料 0.7346 67 88

重整稳定油 0.7705 46 75 96 115 134 157 159 42.61 2.96 0.78 1.03 0.51 0.64

9

104 115 128 142 159 54.56 36.66 0.94 5.24 10.8 11.31

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C9

芳烃%

总 A6 A7 A8 A9

3. 气体组成

表3.2

裂化气 循环气

H2 0 90.8

C1 0 2.7

C2 4.6 2.75

C3 31.1 2.85

C4 64.3 0.9

C5 0 0

C6 0 0

8.37 8.78 0.98 2.36 4.28 1.16

0.0 54.43 5.14 13.49 19.09 16.17

4. 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%。

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第四章 芳烃转化率及氢平衡计算

4.1 化重整反应系统物料衡算

表4.1.1

入

进料

方

100

方

燃料气 液化气

合计

100

合计

0.85 0.0 100

进料（吨/时）

%

出

成分（吨/时） 稳定生成油 含氢气体

% 93.26 5.99

4.2 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%）

=（5.24ⅹ78/84+0.98）%=5.85%

甲苯潜含量=C7环烷（重%）ⅹ92/98+甲苯（重%）

=（10.8×92/98+2.36）%=12.50%

C8芳烃潜含量=C8环烷（重%）×106/112+C8芳烃（重%）

=（11.31×106/112+4.28）%=14.98%

C9芳烃潜含量=C9环烷（重%）×120/126+C9芳烃（重%）

=（8.37×120/126+1.16）%=9.13%

∴芳烃潜含量=（5.85+12.50+14.98+9.13）%=42.46%

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（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）%=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 芳烃潜含量% 芳烃产率% 芳烃转化率%

苯 5.85 4.79 81.88

甲苯 12.50 12.58 100.64

C8芳烃 14.98 17.80 118.83

C9芳烃 9.13 15.58 170.65

合计 42.46 50.75 119.52

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

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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CB—6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4.3.1

C6芳烃潜含量81.88%转化为芳烃 C7芳烃潜含量100%转化为芳烃 C8芳烃潜含量100%转化为芳烃 C9芳烃潜含量100%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）×8}×1=2119.325㎏/h （2）实际得氢量 循环氢平均分子量

M=0.908×2+0.027×16+0.0275×30+0.0285×44+0.009×58=4.849

C6烷烃0%转化为芳烃 C7烷烃0.64%转化为芳烃 C8烷烃18.83%转化为芳烃 C9烷烃70.65%转化为芳烃

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循环氢中含氢率%=0.908×2/4.849×100%=37.45% 循环氢中的纯氢量=81250×5.99%×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

㎏/h

理论产氢量 循环氢气中氢量 裂化气中氢量 实得氢量 2119.325

1822.652

0

氢耗

1822.652 296.673

4.4 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 苯 甲苯 二甲苯 三甲苯

环烷脱氢反应热（kJ/kg产物） 烷烃环化脱氢反应热（kJ/kg产物）

2822 2345 2001 约1675

3375 2742 2282 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] ×81250×1=2598×104KJ/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）×81250×1=1908.8×10KJ/h

4

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（3）加氢裂化反应热

加氢裂化量=81250-81250×93.26%-1822.652=5476.25-1822.652=3653.598 加氢裂化反应热为921kJ/kg

反应热（放）=3653.598×921=336.496×104 KJ/h

（4）总净反应热（吸）=（5629+1908.8-336.4）×104=7201.4×104 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=57.15×104 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

组成yi

组分

体%

H2 CH4 C2H6 C3H8 C4H10 C5H12 C6H14 平均分子量

分子量 Mi 2 16 30 44 58 72 86

15

比热Cpi

Miyi

KJ/Kmol 29.3 58.6 103.0 148.6 192.6

1.816 0.432 0.825 1.254 0.522 0.0 0.0 4.849

Cpiyi

KJ/Kmol·℃ 26.6044 1.5822 2.8325 4.2351 1.7334 0.0 0.0

90.8 2.7 2.75 2.85 0.9 0.0 0.0

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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）×0.9326×4.849=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 3.56×81250/（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）

=（7201.4×104+57.15×104）/[（81250+32594.51）×4.954] =128.7℃

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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=12.98atm。 对于一反

Tr=（273.15+460）/33.19=22 Pr=15/（1.01325×12.98）=1.14 查《石油炼制计算图表集》得 纯氢粘度μ=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(-1.53181-0.012800×115.40.667+3.64678×0.6750.333) =3.9℃ ∴tme=115.4-3.9=111.5℃

又d15.6=d4＋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

15.6

20

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（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）]×22.4×101325/（15×9.81×104）×（273+460）/273=14790.6m3/h 进入一反混合气的平均密度 ρ=95852.405/14790.6=6.480㎏/ m3

查图在460℃、15㎏/cm2条件下原料油粘度为μ=0.0138cp ∴混合油气的平均粘度

μ=（3.5×4.8490.5×0.0166/4.5+1×1040.5×0.0138/4.5）/（3.5×4.8490.5/4.5+1×1040.5/4.5）=0.0150cp 将数据列表如下

表5.1.1

项

平均反

平均操

原料油平

混合油气

混合油气

混合油密度 6.4 ㎏/ m

3

混合油气平均粘度 0.0150 cp

目 应温度 数据 二、

460 ℃

作压力 均分子量 体积流量 质量流量 15

104

㎏/cm

2

14790.6 m/h

3

95852.40 ㎏/h

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/（0.7346×1000）=110.6m3/h 重整催化剂装入量 V催= V油/体积空速=110.6/2=55.3m3

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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55.3×0.1=5.53m3 2. 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π·D2/4×3D=5.53 m3，得D=1.329m 取D=2.3m （2.1m，1.9m）

则H=5.53/（π×2.32/4）=1.331m （3.90m，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=π×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=30×0.0123=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/[π×（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=13.9 （41.4，53.0）略大于30 集流流道 h/De=1.39/0.3=4.64＜50 （13.8＜50，17.7＜50） 故属于略偏离动量交换性的分流流道。 6. 计算B值

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B=F分/F集[（K分/K集）×（γ

集

/γ

分

）]-1/2

=0.369×（0.72×1）-1/2/（π/4×0.32）=5.59＞3.5（4.92＞3.5，4.51＞3.5） 当判断分流流道h/De稍偏离允许值，但B≧3.5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=（π×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Φ6小孔计算开孔数

N= F孔/（πd2/4）=0.0321/（π×0.0062/4）=1136

开孔率φ= F孔/（πD集h）=0.0321/（π×0.3×1.489）=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=π×2.12/4-27×0.0123-π×0.32/4=3.05㎡ （3.06㎡，2.76㎡） 环形面积的当量直径R0有 A=π（R02-r02）则

R02=A/π+ r02=3.06/π+（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，

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0.94m）

F床=πdmh=π×0.90×3.34=9.2㎡ （9.4㎡，9.9㎡） c．计算△P床

ω床=W/（F床×3600）=28997.42/（9.2×3600）=0.87m/s （0.85 m/s，0.81 m/s） 混氢 ρ=6.4㎏/ m3 μ=0.0150cp

CB-6催化剂当量直径 dp=2㎜，代入埃索公式，有 △P床=2.77×10-4×ρ

0.85

×ω1.85×μ

0.15

×t/ dp1.15

=2.77ⅹ10-4×6.40.85×0.861.85×0.01500.15×0.85/0.0021.15 =0.68㎏/cm2 （0.637㎏/cm2，0.576㎏/cm2） （2）求△P孔

ω孔=W/（F孔×3600）=28997.42/（0.0321×3600）=250.93 m/s ω集=W/（F集×3600）=28997.42/（π×0.32/4×3600）=114.01 m/s ω孔/ω集=250.93/114.01=2.20＞2

∴阻力系数 ξ=1.5×β=1.5×1.11×1-0.336=1.665 ∴△P孔=ξ×ω孔2×ρ/2g

=1.665×250.932×6.5/（2×9.81）=3.41㎏/cm2

（3）流道静压降△P静

集流流道 △P静集=K集×ω集2×ρ/g=1×114.012×6.1/9.81=0.80㎏/cm2 分流流道 △P静分=K分×ω分2×ρ/g

其中ω分= W/（F分×3600）=28997.42/（0.369×3600）=21.82 m/s （24.261m/s，27.304 m/s）

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△P静分=0.72×21.822×6.5/9.81=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]1/2}×100%

={1-[（0.68＋3.41）/4.912]1/2}×100%=8.78% （9%，9.07%） 将以上数据列表比较

表5.1.2

项目 反应器直径（m） 反应器高（m） 催化剂填装高度（m） 中心集气管直径（m）

扇形筒个数 n 中心集气管开孔率（%） 气流上下不均匀度（%） 各部

1 2.3 6.9 1.489 0.3 30 2.2 8.78 4.912 0.68

22

2 2.1 6.3 1.829 0.3 27 1.8 9.0 4875 0.637

3 1.9 5.7 2.30 0.3 24 1.48 9.07 4.821 0.576

△P总（㎏/cm2） △P床（㎏/cm2）

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分压降

△P孔（㎏/cm2） △P静（㎏/cm2） △P床/△P总（%）

3.41 0.8276 13.8 69.4 16.8 2.2

3.41 0.8228 13.0 69.9 16.9 2.2

3.41 0.835 11.9 70.7 17.3 2.2

比 △P孔/△P总（%）

△P静/△P总（%） 实际F管/F孔

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/（1.01325×12.98）=1.0265 查《石油炼制计算图表集》得 纯氢粘度μ=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

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△=exp(-1.53181-0.012800×115.40.667+3.64678×1.0250.333) =6.3℃ ∴tme=115.4-6.3=109.1℃

又d15.615.6=d420＋较正值=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 81250×5.99%=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=0.046×30+0.311×44+0.643×58=52.36 摩尔流量为 81250×0.0075/52.36=11.64 kmol/h 则 进入四反的总摩尔流量为

（81250×93.26%）/102.5+6110.98+2433.43+11.64=9295.306 kmol/h 总油气质量流量为

81250×93.26%+29632.19+4866.87+609.375=110882.185㎏/h 在四反操作条件下总体积流量

V=9295.306×8.95×101325/（13.5×9.81×104）×（273+480）/273=17556.295m3/h 进入四反混合气的平均密度

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ρ=110882.185/17556.295=6.31㎏/ m3 3．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

1364.78/13549.68=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

μ=(0.0950×102.50.5×0.0145+0.7744×4.8490.5×0.0167+0.1291×4.8490.5×0.0166)/[(0.7744+0.1291) ×4.8490.5+0.0950×102.50.5]=0.0160 cp 将数据列表如下

表5.2.1

项

平均反

平均操

原料油平

混合油气

混合油气

混合油密度

混合油气平均粘度

目 应温度 作压力 均分子量 体积流量 质量流量

17556.29

数据

480 ℃

13.5

102.5

㎏/cm

m/h

3

2

110882.1

5

85㎏/h

6.31 ㎏/ m3

0.0160 cp

二、反应器工艺尺寸 1．反应器中催化剂装入量

25

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重整催化剂体积流量 V油=81250/（0.7346×1000）=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55.3×0.5=27.65 m3 已知一反催化剂的装入量为27.65 m3，设H/D=2，即H=2D 则π·D2/4×2D=27.65 m3，得D=2.601m 取D=3,9m （4.3m，4.8m）

则H=27.65/（π×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=π×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=52×0.0123=0.6396㎡ （0.701㎡，0.787㎡） 4．催化剂装填高度

选中心集气管内径350㎜，不考虑外套

h=27.65/[π×（3.9-0.35）/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=7.06＜50 （5.89＜50，3.54＜50） 故属于略偏离动量交换性的分流流道。

2

2

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6．计算B值

B=F分/F集[（K分/K集）×（γ

集

/γ

分

）]-1/2

=0.6396×（0.72×1）-1/2/（π/4×0.352）=5.64＞3.5（6.185＞3.5，6.94＞3.5） 当判断分流流道h/De稍偏离允许值，但B≧3.5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=（π×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Φ6小孔计算开孔数

N= F孔/（πd2/4）=0.044/（π×0.0062/4）=1556

开孔率φ= F孔/（πD集h）=0.044/（π×0.35×2.47）=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=π×3.92/4-48×0.0123-π×0.352/4=11.253㎡ （13.82㎡，17.399㎡） 环形面积的当量直径R0有 A=π（R02-r02）则

R0=（A/π+ r02）1/2=[11.253/π+（0.35/2）2]1/2=1.90 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

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（1.552，1.68 m）

F床=πdmh=π×1.507×2.47=11.687㎡ （10.038㎡，6.541㎡） c．计算△P床

ω床=W/（F床×3600）=67873.21/（11.687×3600）=1.613m/s （1.878 m/s，2.882 m/s）

混氢 ρ=3.00㎏/ m3 μ=0.0160cp

CB-6催化剂当量直径 dp=2㎜，代入埃索公式，有 △P床=2.77×10-4×ρ

0.85

×ω1.85×μ

0.15

×t/ dp1.15

=2.77×10-4×3.000.85×1.6131.85×0.01600.15×1.725/0.0021.15 =2.010㎏/cm2 （1.076㎏/cm 2，1.176㎏/cm2） （2）求△P孔

ω孔=W/（F孔×3600）=67873.21/（0.044×3600）=428.49 m/s ω集=W/（F集×3600）=67873.21/（π×0.352/4×3600）=196.06 m/s ω孔/ω集=428.49/196.06 =2.19＞2

∴阻力系数 ξ=1.5×β=1.5×1.11×1-0.336=1.665 ∴△P孔=ξ×ω孔2×ρ/2g

=1.665×428.49×3.00/（2×9.81）=4.6743㎏/cm

（3）流道静压降△P静

集流流道 △P静集=K集×ω集2×ρ/g=1×196.062×3.00/9.81=1.1755㎏/cm2 分流流道 △P静分=K分×ω分2×ρ/g

其中ω分= W/（F分×3600）=67873.21/（0.6369×3600）=29.602 m/s （26.89 m/s，

2

2

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23.956 m/s）

△P静分=0.72×29.6022×3.00/9.81=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）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]1/2}×100%

={1-[（0.519＋4.6743）/6.3912]1/2}×100%=38.9% （41.1%，41%） 将以上数据列表比较

表5.2.2

项目 反应器直径（m） 反应器高（m） 催化剂填装高度（m） 中心集气管直径（m）

扇形筒个数 n 中心集气管开孔率（%） 气流上下不均匀度（%）

1 3.9 7.8 2,47 0.35 52 1.6 9.45

29

2 4.3 8.6 2.06 0.35 57 1,94 9.21

3 4.8 9.6 1.24 0.35 64 3.22 8.76

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△P总（㎏/cm2） 各

△P床（㎏/cm2） 部

△P孔（㎏/cm2） 分

△P静（㎏/cm2） 压

△P床/△P总（%） 降

△P孔/△P总（%） 比

△P静/△P总（%） 实际F管/F孔

15.1 2.2

17.1 2.2

16.8 2.2

59.3

67.3

66.4

25.5

15.5

16.7

1.194

1.191

1.188

4.6743

4.6743

4.6743

2.010

1.076

1.176

7.879

6.941

7.038

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。

30

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第六章 重整加热炉

有关数据

表6.1

项目

原料油气进炉量 （㎏/h） 原料油气炉内密度（㎏/cm3） 原料油气入炉温度（℃） 原料油气出炉温度（℃） 原料油气炉内平均压力（㎏/cm2） 燃料组成

C （重%） H （重%） O （重%） W （重%）

数据 95852.40 6.72 340 500 15.25 87 11.5 0.5 1

6.1 计算全炉总热负荷

查《石油炼制工程（上）》图Ⅰ-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Ⅰ入=375Kcal/kg，Ⅰ出=511 Kcal/kg

加热炉热负荷 Q=G[eIr+（1-e）I1-Ii]×4.184 其中 G—被加热油品质量流量

Ii—油料在入炉温度条件下的液相焓

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Ir，I1—油料在出炉温度条件在的气液相焓 E—油料出炉时的气化率

代入数据Q=95852.40×（511-375）×4.184=54542316.05KJ/h 对全炉忽略冷空气的显热，则 Q总=Q+0=54542316.05 KJ/h

6.2 燃料燃烧计算

1．低热值的计算

燃料完全燃烧所生成的水为气态时计算出的热值称为低热值，以QV表示。在加热炉正常操作中，水都是以气相存在，所以多用低热值计算。 QV=[81C+246H+26（S-O）-6W]×4.184

=[81×87+246×11.5+26×（0-0.5）-6×1]×4.184=41241.688 KJ/㎏ 2．理论空气用量计算

燃料完全燃烧所需空气量根据燃烧反应方程式求得。

空气中氧重量百分含量为23%，1㎏燃料油完全燃烧时所需的理论空气用量为 L0=0.116C+0.384H+0.435（S-O）

=0.116×87+0.384×11.5+0.435×（0-0.5）=14.50㎏空气/㎏燃料 3．全炉热效率

过剩空气系数：实际空气量与理论空气量之比值，用α表示。 取α=1.3。雾化水蒸汽用量WS=0.5㎏/㎏燃料。 （1） 烟气组成计算

GCO2=（44/12）×（C/100）=（44/12）×（87/100）=3.19㎏/㎏燃料 GH2O=（18/2）×（H/100）+W/100+WS

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=（18/2）×（11.5/100）+1/100+0.5=1.545㎏/㎏燃料

GO2=0.232 L0（α-1）=0.232×14.50×（1.3-1）=1.009㎏/㎏燃料 （2）排烟损失热量（200℃燃气各组成焓值查表2-1）

Q1=∑GiIi+600WS×4.184=3.19×183.8+1.545×377.2+1.009×187.2+14.50×209.4+600×0.5×4.184=5649.5 KJ/㎏燃料 （3）散热损失热量

设 Q△/Qi=0.05，其中辐射室0.03，对流室0.02。 （4）燃料发热量

QV=41241.688 KJ/㎏燃料，燃料及冷空气入炉显热忽略。本炉未设水蒸汽出热量， 故 Qi=41241.688 KJ/㎏燃料 （5）热效率

ε=（1- Q1/ Qi- Q△/Qi）×100%=[1-（5649.5/41241.688）-0.05]×100%=81.30% 4．燃料用量及火嘴数

B=Q/εQi=41955633.21/（81.30%×41241.688）=1626.696㎏/h 假定火嘴额定喷油能力比实际用量大30%，又标准火嘴150㎏燃料/h 则 火嘴个数为 1626.696×1.3/150=14.098 取15个。 5．计算烟气流量Wg 根据式（2-51）得

Wg=B（1.5+αL0）=1626.696×（1.5+1.3×14.50）=33103.263㎏/h

6.3 炉管及炉体结构尺寸

1．选择炉型，估算QR

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根据工艺要求和经验，参照表4-1，选择一反加热炉为圆筒炉，圆筒炉对流室较小、炉管较少，当用光管时，对流室热负荷QR所占比例较小 取 QR=0.8Q=0.8×54542316.05=43633852.84 KJ/h 2．辐射管表面热强度

参考经验值，取 qR=30000W/㎡ （25580~31400） 3．辐射管传热面积

ARt= QR/qR=43633852.84×103/（30000×3600）=404.017㎡ 4．辐射管尺寸 （1）管径及管数

因为管内油料流速W=G/（3600πρWdi2/4） 其中di=（G/NπρW）1/2/30

G—油料质量流量（㎏/h）

GF—管内油料质量流量（㎏/㎡·s） N—管层数，由处理量决定

N增加压降降低，但易出现偏流，烧坏炉管；N减少压降增大，动力消耗增加。GF由表4-1知，经验值为100—150㎏/㎡·s，取GF=150㎏/㎡·s，N=9 于是，炉管内径

di=（G/NπGF）1/2/30=[95852.40/（9π150）]1/2/30=0.158㎏/㎡·s 选取管径Φ235×8㎜×㎜，其内径

di′=0.235-2×0.008=0.219m＞0.215m，符合要求。 （2）节圆直径及管长

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国内多为空心圆筒炉，管长受热不均 所以高径比Lef/D′=1.7—2.5。

节圆直径越大，高径比越小，取Lef/D′=2.1。 又 节圆柱体表面积A=πLef/D′=NS1Lef

D′=（2 ARt/2.1）1/2/π=（2×404.1/2.1）1/2/π=6.24m 则 管长Lef=6.24×2.1=13.1m （3）辐射管根数

n= ARt/πd0Lef=404.1/（π×0.235×13.1）=41.80 取N的整数倍 n=42根。

（4）实际节圆直径D′= S1n/π=2×0.235×42/π=6.28m 5．炉膛尺寸计算

确定节圆直径后，再加上2倍管外径d0，即炉膛内径 D=D′+2d0=6.28+2×0.235=6.75m 辐射段高度 H=1+ Lef=1+13.1=14.1m 6．对流室及对流管结构尺寸

（1）管径及管型：对流管温度低，油料呈液态，故油的实际流速小，对流管径可以小一些；而辐射管温度高，又有部分油料汽化，故油的实际流速大，则辐射管径要大于对流管径。采用钉头管规格Φ235×8㎜×㎜，管层数N=7，按正三角形排列。查附表2得

NS（钉头数）=20，dS=12㎜，dP（钉头纵向间距）=16㎜，b（钉头重量尺寸）=25㎜。

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（2）对流室宽度、管心距及管排数计算 设对流室每排管数nw=8 管心距S1=2d0=2×0.235=0.47m

则 长度 S= S1（nw-1）+3d0=0.47×（8-1）+3×0.235=3.995m 对于圆筒炉，对流室宽度不得超过炉膛直径为D的圆内接正方形边长 即S＜0.707D=0.707×6.75=4.772m，符合要求。 （3）对流室管长LC

根据经验，采用钉头管取固气质量流速为3㎏/㎡·s，则af=dCLC+2b dSLC/ dP=0.235 LC+2×0.025×0.012 LC/0.016=0.2725 LC

又 LC=33103.263/[3600×3×(3.995-8×0.2725)]=1.68m 取LC=1.8m，由（4-26）得

Mg1/M g2=L C2/L C1，即M g2=3×1.3/1.8=2.6㎏/m3·s 在2—4㎏/m3·s之内。 ∴S=4.772m LC=1.8m nw=8根。

6.4 辐射室传热核算

1．辐射室入口温度

由（4-10a）得辐射室的油料温度为

t′=t2-（t2-t1）×0.8=500-（500-340）×0.8=372℃ 2．由式（4-12）得管壁平均温度

tt=（t1′+ t2′）/2+50=（372+500）/2+50=486℃ 3．当量冷平面面积

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壁管ΦACP1=Φ1n1S1Lef=0.88×42×（2×0.235）×13.1=227.56㎡ 其中管心距S1=2 d0，单排管一面辐射，一面反射查图得Φ1=0.88 遮蔽管ΦACP2=Φ2nwS2LC=1×8×4.772×1.8=68.76㎡ 总计 ΦACP=ΦACP1+ΦACP2=227.56+68.76=296.32㎡ 4．有效暴露炉墙面积

根据炉膛结构尺寸算出炉膛总面积∑A，如圆炉筒

∑A=πD（H+0.5D）=π×6.75×（14.1+0.5×6.75）=370.57㎡ 有效暴露炉墙面积

AR=∑A-ΦACP=370.57-296.32=74.25㎡ 得 AR/ΦACP=74.25/296.32=25% 5．利用图解法求烟气温度

（1）根据辐射室的过剩空气系数αR，由图3-9查出烟气中CO2和H2O的分压P=22.2KPa

（2）由表3-2查出有效期层厚度 L=1×6.75=6.75m 得 pl=22.2×6.75=149.85 Kpa·m

（3）假定一个烟气温度tg1=700℃，有图3-8查出烟气黑度ε（4）由图3-7查出辐射交换因数 F1=0.57 （5）根据α和tg1由图2-1查出Q g/Q 1=35% （6）根据（4-6）计算

QR/ΦACPF=B Q 1/ΦACPF[1+ Q a/Q 1-（0.01~0.03）- Q g/Q 1]=6.45×11630 在图4-2中找到一点A位于tt=486℃左上方。

g1

=0.53

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（7）再假定一个烟气温度tg2=940℃，同上述方法算出 QR/ΦACPF=6.68×11630，在图4-2中找到另一点B

（8）连接AB两点，AB连线即是热平衡方程曲线，它与486℃线相交，交点所对应温度即为所求烟气温度 tg=790℃ 6．核算QR

查图2-1，在条件下 Q g/Q 1 =0.418 Q a/Q 1=0.1 ∴QR=BQ（1+ Q △/Q 1 + Q a/Q 1 - Q g/Q 1）

=1626.696×41241.688×（1+0.1-0.418-0.03）=43741173KJ/h 则 实际辐射室负荷QR占总热负荷

ε= QR/Q总=43741173/54542316×100%=80.1% QR在经验值范围内，合乎要求 7．核算qR

由式（4-7）得辐射室传热面积 ARt = ARt1+ ARt2=πd0Lefn+πd0LCnw

=π×0.235×13.1×42+π×0.235×1.5×8=414.84㎡

于是qR= QR/ ARt=43714173/414.84=105375.9KJ/㎡·h=25209.545 Kcal/㎡·h=28486.17W/㎡ 8．核算t1′和t2′ 根据式（4-10）得

It1′=It2-QF/G=511-33646708.1/（95852.40×4.184）=427.1Kcal/㎏

其中It2油料出辐射室的混合油气焓值，且500℃时完全汽化，当IV500=511Kcal/㎏，

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查图得t1′=476℃，由式（4-12）得

tt= （t1′+ t2）/2=488℃，与486℃很接近。

6.5 对流室的传热计算

1．热负荷计算

QC=Q-QR=54542316.05-43741173=10801143 KJ/h 2．烟气排出温度

QC /QC= Qg/QL- Q1/BQL–0.02

=0.418-8308925.11/（1626.696×41241.688）-0.02=0.237 查图（2-1）得 t=460℃ 3．计算传热面积温差

△t1= tg-t1′=790-380=410℃ △t2= t-t1=460-340=120℃ ∴△tm=（△t1-△t2）/㏑（△t1/△t2）=236℃ 4．计算烟气平均温度

T=（ tg-t）/㏑（tg/t）+273=（790-460）/㏑（790/460）+273=883.2K 5．钉头表面烟气对流传热系数 由式（5-15）得 hS=1.098Mg

0.667

Tf/dS

0.30.333

=1.098×2.60.667×883.20.3/0.0120.333=718.57W/m2·K 结垢热阻 hS′=1/（1/ hS +0.0043）=175.74 W/m2·K 6．无钉头部分烟气对流传热系数

由式（5-15）得 hOC=1.098Mg0.667Tf0.3/ds0.333=718.57 W/m2·K

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包括结垢热阻 hOC′=1/（1/ hOC +0.0043）=175.74 W/m2·K 7．钉头效率ΩS

由b=25㎜、hS=718.57 W/m2·K 查（5-1）得 ΩS=0.913 8．管外综合传热系数

hO′≈hSO=（hS′ΩSAS+ hOC′At′）/ At

其中 At′= At-πds2LCnS/4dP=π×0.235×4.772×8-π×0.0122×3×8×20/（4

×0.016）=20.19㎡

As=LCNSnw（πdsb+πds2/4）/ dP=3.5×8×20×（π×0.012×0.025+π×0.0122/4）/0.016

=36.95㎡

∴hO′=（hS′ΩSAS+ hOC′At′）/ At=（50.95×0.913×36.95+25×20.19）/23.6=94.2 W/m2·K

9．管内对流传热膜系数

管内流体是油和循环氢，混合气相可以认为在管内是强制对流传热，原料油蒸汽的平均温度

△tm=（△t1 -△t2）/㏑（△t1 /△t2）=（500-340）/㏑（500/340）=414.8℃ 分子量为104，查《石油炼制图表集（下）》445页图Ⅱ-2-5得μ=0.0135cp。此外，循环氢粘度用纯氢粘度代替，误差可以忽略，μ=0.016cp。 则 混合油气粘度

μ=（3.5×4.8490.5/4.5×0.016+1×1040.5/4.5×0.0135）/（3.5×4.8490.5/4.5+1×1040.5/4.5）

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=0.0146cp

又 hi=0.027/di（1000diGF/μ）0.8λ（Cu/λ）Φ 当d420=0.7346、λ（Cu/λ）0.33=0.15Kcal/㎡·h时

0.8

hi=0.027/0.203×（1000×0.203×150/0.0146）×0.15×1=2266.5Kcal/㎡·h·℃

则 hi=2266.5Kcal/㎡·h·℃=2634.1W/㎡·℃ 考虑管内结垢热阻，且没有保护气

hi′=1/（1/ hi+0.0006）=1020.8 W/㎡·℃ 10．总传热系数

K=1/（1/ hi′+1/ hi）=（1/94.2=1/1020.8）=86.2 W/㎡·℃ 11．对流室需要的传热面积

A=QC/K·△tm=（19941420.27/3.6）/（86.2×236）=272.3㎡ 12．管根数及排数

管根数n=272.3/π×0.235×3.5=105.4根 取 n为管程数N=6的整数倍n=108根

管排数=108/8=13.5排，取整排数14排（不包括遮蔽管） 13．炉管表面热强度

qC=QC/A=（19941420.27/3.6）/（π×0.235×3.5×8×14）=19150.1W/㎡ 在经验值9300~23260 W/㎡的范围之内，符合要求，并有一定潜力。 14．对流室高度由式（5-31）得

HC=0.886S1（NC+1）=0.886×0.470×（14+1）=6.25m

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6.6 加热炉压降的计算

1．计算混合油气密度

由于原料以340℃进炉，在15㎏/cm2压力下出炉，在167℃下就完全汽化，因此汽化段的压降△Pe就是全炉的压降。又知一段混氢的氢油比为3.5：1，混合油气的摩尔流率

n=150000/104+（150000/104）×（3.5/0.908）=7001.86Kcal/h

加热炉的平均温度为414.8℃，平均压力为15.25㎏/cm2，混合油气的平均体积流量

Vm=nRT/P=7001.86×22.4×（1.033/15.25）×（273+414.8）/273=26766.5m3/h 2．混合油气流速 由式（6-15）得

Wm=G/900πρmdi2N=176958.3/（900π×6.61×0.2032×6）=38.3m/s 3．摩擦系数λ

由式（6-15）得 λ=0.01355+（0.001235+0.01di）/di Wm1/2=0.016 4．压力降△Pe 对流段的总当量长度

Lec=NC（Le+Φdi）/N=105×（3.5+30×0.203）/6=167.8m 辐射段

Ler=NC（Le+Φdi）/N=63×（17.829+30×0.203）/9=167.4m 则 Le = Lec + Ler=167.8+167.4=335.2m

△Pe=λLe Wm2ρm/2di=0.016×335.2×38.32×6.61/（2×0.203）

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=128084.6Pa=1.265atm=1.306㎏/cm2 结果汇总

表6.6.1

项目 总有效热负荷 辐射室热负荷 对流室热负荷 辐射室炉管表面热强度 对流室炉管表面热强度

辐射室烟气温度 出对流室烟气温度 过剩空气系数 理论空气用量 燃料用量及火嘴数 燃料低热值 全炉热效率 烟气流量 烟气流速 辐射室结构尺寸 对流室结构尺寸 辐射管规格

符号、单位 Q总（KH/h或MW） QR（KH/h或MW） QC（KH/h或MW） qR （W/㎡） QC（W/㎡） Tg（℃） t（℃） α

L0 （㎏空气/㎏燃料） B（㎏/h）及n（个）

QV（KJ/㎏）

ε Wg（㎏/h） Mg（㎏/㎡·s） D×H（㎜×㎜） LC×S×HC（m×m×m） Φ×S′×L×n

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数据

54542316.05或15.15 43741173 或9.35 8308925.11或2.31

30000 10801143 790 460 1.3 14.50 1251.3及27 41241.688 81.30% 25463.8 7.82 6.75×14.1 1.68×4.772×6.98 Φ235×8×13.1×42

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辐射管管心距，管程数 对流管管心距，管程数

对流室管排数 遮蔽管根数 炉压降 对流室规格

S，N S，N NC（排） nw（根） △P（㎏/cm2） Φ×L×LC×nc

0.470，9 0.470，6 12（含遮蔽管）

8 1.306

Φ235×8×3000×90

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第三篇 绘图部分

1．重整反应系统工艺流程图

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2．第四反应器结构图

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致 谢

在戴咏川老师的亲切关怀和耐心指导下，通过几个月的学习与实践，我对催化重整工艺反应有了一个较为清楚的认识，并顺利的完成了毕业设计。在此，特向指导老师致以诚挚的谢意。

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参考文献

[1].《21世纪我国炼油工业面临的挑战和对策》，王基铭（中国石化集团公司），《石油炼制与化工》第30卷第五期，P.1。

[2].《石油炼制工程》（下），林世雄，石油工业出版社，1986年6月第二版，1997年七月第四版印刷，P.109。

[3].《催化重整工艺的近期进展》，胡德明、徐振戈、刘桐（中石化北京设计院），《催化重整通讯》1999年第2期，P.1。

[4].《我国催化重整发展的回顾与展望》，赵仁殿（石油化工科学研究院），《石油炼制与化工》1994年第4期，P.1。

[5].《3932和3933条形重整催化剂及两段装填工艺的工业应用》，王承东（济南炼油厂）、张大庆、孙作霖（石油化工科学研究院），《石油炼制与化工》第31卷第7期，P.7。 [6].《我国催化重整面临的机遇和挑战》，罗家弼（中石化北京设计院），《催化重整通讯》1994年第4期，P.9。

[7].《催化重整与环境保护》，赵仁殿（石油化工科学研究院），《催化重整通讯》1994年第4

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期，P.1。

[8]. 《催化重整工艺的选择》，赵仁殿（石油化工科学研究院），《催化重整通讯》1999年第1期，P.1。

[9].《重整径向反应器设计方法的讨论》，袭美珊（中石化北京设计院），《炼油设计》1983年第2期，P.48。

[10].《石油炼制实用英语教程》，陈庆宇，中国石化出版社，1996年12月第一版第一次印刷，P.50。

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本文来源：https://www.bwwdw.com/article/u5ip.html