石油炼制工程--催化重整--重整反应器的工艺计算-课件.pptx

1、2017/12/23石油炼制工程1一、环烷烃脱氢平衡转化率的计算二、总物料平衡和芳烃转化率的计算三、催化重整反应器的理论温降计算四、反应器工艺尺寸的确定22017/12/23一、环烷烃脱氢平衡转化率的计算 无论是生产芳烃还是生产高辛烷值汽油，生成芳烃的反应都是重整过程中最重要的反应；芳烃的生成基本上都是由环烷烃脱氢反应而来，即使在双金属和多金属重整中，芳烃的主要来源也仍然是环烷烃。研究环烷烃脱氢反应的平衡转化率，即在热力学上的最大转化率，对装置的优化操作和提高重整转化率很有意义。32017/12/231.计算各反应的平衡常数列出有关化学反应，若原料油为60130馏分，则可以发生如表10-20所

2、列的六 个 化 学 反 应。由产物和反应物的标 准生成等压位可计算出各反应的标准等压位的变化Z0。再根据公式：Z0=-R T ln KP 可计算出各反应的平衡常数KP。10-21列出了计算得到的不同温度下的KP。42017/12/2352017/12/23化学平衡常数KP等于生成物浓度幂之积与反应物浓度幂之积的比值。62017/12/232.计算各组分的分压各组分的分 压与氢 油 比有关，为了描述方便，这里按氢油摩尔比为7来计算。计算时假定在反应前后总物质的量不变。由于系统中有大量的氢气循环，这个假定不会引起较大的误差。72017/12/23以100摩尔进料油为基准，则起始及平衡时各组分摩尔数

3、如下：82017/12/23系统的总压为，则平 衡 时各组分的分压为：PH2=700/（700100）=0.875PB=Be/800（苯的摩尔分率乘总压）PT=Te/800PX=Xe/800PMCP=（MCP0CH0B0）CHeBe/800P DMCP=（DMCP0MCH0T0）MCHeTe/800PTMCP=（TMCP0DMCH0X0）DMCHeXe/800PCH=CHe/800PMCH=MCHe/800PDMCH=DMCHe/80092017/12/233.求芳烃平衡浓度KP1=PBPH23/PCH=Be（0.875）3/CHeKP2=PTPH23/PMCH=Te（0.875）/MCHeK

4、P3=PXPH23/PDMCH=Xe（0.875）3/DBCHeKP4=PCH/PMCP=CHe/（MCP0CH0B0）BeCHeKP5=PMCH/PDMCP=MCHe/（DMCP0MCH0T0）MCHeTeKP6=PDMCH/PTMCP=DMCHe/(TMCP0DMCH0X0)DMCHeXe102017/12/23联解以上六个方程式，得：Be=（MCP0CH0B0）KP4/A1（1KP4）KP4其中 A1=（0.875）3/KP1Te=（DMCP0MCH0T0）KP5/A2（1KP5）KP5其中 A2=（0.875）3/KP2Xe=（TMCP0DMCH0X0）KP6/A3（1KP6）KP6其

5、中 A3=（0.875）3/KP32017/12/23石油炼制工程11当MCP0+CH0+B0=1、DMCP0+MCH0+T0=1、TMCP0+DMCH0+X0=1时的Be、Te、Xe分别用Be0、Te0、Xe0表示：Be0=KP4/A1（1KP4）KP4Te0=KP5/A2（1KP5）KP5Xe0=KP6/A3（1KP6）KP6其中 A1=（0.875）3/KP1其中 A2=（0.875）3/KP2其中 A3=（0.875）3/KP3当苯、甲苯、二甲苯的潜含量（以摩尔计）分别都等于1时的苯、甲苯、二甲苯的平衡浓度，也就是各芳烃的平衡转化率。122017/12/23Be=Be0（MCP0CH0

6、B0）Te=Te0 （DMCP0MCH0T0）Xe=Xe0（TMCP0DMCH0X0）将不同温度及压力下的Be0、Te0、Xe0分别乘以各芳烃的潜含量即可得到在该温度及压力下的各芳烃的平衡浓度。表10-22列出了部分反应条件下（不同温度和不同压力下）的Be0、Te0、Xe0计算结果。132017/12/23142017/12/23【例10-2】已知某重整原料的平均分子量为98，环烷烃和芳烃的含量（重%）如下：六碳环戊烷 3.8%，六碳环己烷 6.2%，苯 0.1%，七碳环戊烷 3.8%，七碳环己烷11.4%，甲苯 0.9%，八碳环烷烃浓度11.8%，二甲苯0.6%。试计算在30大气压（绝）、4

7、77、氢油摩尔比7时各芳烃的平衡浓度。2017/12/23石油炼制工程15【解】（1）将原料中各组分的重量浓度换算成摩尔分数六碳环烷烃浓度 =（3.86.2）98/84100%=11.64%（mol）苯的浓度=0.198/78100%=0.1254%（mol分率）苯潜含量=11.64%0.1254%=11.77%（mol分率）七碳环烷烃浓度=（3.811.4）98/98100%=15.2%（mol）甲苯浓度=0.998/92100%=0.958%（mol）甲苯潜含量=15.2%0.958%=16.16%（mol）162017/12/23八碳环烷烃浓度=11.898/112100%=10.32%

8、（mol）二甲苯浓度=0.698/106100%=0.554%（mol）二甲苯潜含量=10.32%0.554%=10.87%（mol）（2）由表10-22查得在30大气压（绝）、477（750 K）下的Be0=0.516、Te0=0.935、Xe0=0.981。假定反应前后油的平均分子量不变为98，则各芳烃的平衡浓度（重%）分别为：苯甲苯11.77%0.51678/98=4.80%16.16%0.93592/98=14.20%二甲苯 10.87%0.981106/98=11.54%172017/12/23182017/12/23实际计算时以上程序可以简化，即先算出各芳烃的重量潜含量，分别乘以B

9、e0、Te0、Xe0即可直接得到各芳烃的平衡浓度。例如本题中求苯的重量平衡浓度可简化如下：苯潜含量 =（3.86.2）78/84100%0.1%=9.28%（重）苯的平衡浓度=9.28%0.516 =4.8%（重）所得计算结果相同。192017/12/23二、总物料平衡和芳烃转化率的计算对于以生产高辛烷值汽油为目的的重整装置，其产物通常包括以下四个部分：稳定汽油，即稳定塔塔底产物；液态烃，即稳定塔塔顶液体产物；裂化气，即稳定塔塔顶气体产物；重整氢气，即出重整装置的富氢气体。202017/12/23对于以生产芳烃为目的的重整装置，其产物有：脱戊烷油（即脱戊烷塔塔底产物）；戊烷油（也称液态烃，脱戊

10、烷塔塔顶液体产物）；裂化气（脱戊烷塔塔顶气体产物）；重整氢气。有的装置的流程中在脱戊烷塔之前还有一个脱丁烷塔，此时，裂化气应包括脱丁烷塔塔顶气体。目的产物芳烃都含于脱戊烷油中。已知脱戊烷油中的芳烃含量即可计算出芳烃的转化率和产率。212017/12/23【例10-3】某催化重整装置每小时进料18.6吨。原料油含六碳环烷烃9.98%、七碳环烷烃18.38%、八碳环烷烃12.59%、苯1.41%、甲苯4.07%、乙苯0.41%、间和对二甲苯2.49%、邻二甲苯0.64%（以上都是重量%）。经重整后每小时得脱戊烷油16.63吨、戊烷油0.54吨、脱戊烷塔顶气体0.09吨、脱丁烷塔顶气体0.64吨、重

11、整氢0.63吨。脱戊烷油中含苯6.96%、甲苯20.02%、乙苯2.33%、间对二甲苯9.24%、邻二甲苯3.29%、重芳烃2.52%（以上都是重量%）。试作总物料平衡并计算芳烃的产率和转化率。222017/12/23【解】按1小时进料为基准进行计算。（1）总物料平衡232017/12/23（2）芳烃产率苯产率=89.4%6.96%=6.23%甲苯产率=89.4%20.02%=17.9%C 8芳烃产率=89.4%（2.339.243.29）%=13.3%总芳烃产率=6.23%17.9%13.3%=37.43%（3）芳烃潜含量苯潜含量=9.98%78/841.41%=10.68%甲苯潜含量=18

12、.38%92/984.07%=21.32%C8芳烃潜含量 =12.59%106/1123.54%=15.44%芳烃潜含量=10.68%21.32%15.44%=47.44%242017/12/23（4）芳烃转化率苯转化率=苯产率/苯潜含量=6.23%/10.68%=58.4%同理，甲苯转化率=17.9%/21.32%=84.0%C8芳烃转化率=13.3%/15.44%=86.3%总芳烃转化率=37.43%/47.44%=79%由以上计算结果可见：分子量越大的环烷烃越容易转化为芳烃，这一点与以前讨论的规律是一致的。252017/12/23在实际工业生产中，为了了解各反应器的效率，有时需要考察各个

13、反应器的芳烃转化率。此时，除了需要知道进料的流量和组成外还需要从各反应器的出口采样，经冷凝冷却后测量其中的气 体和液体 量以计算所采样中液体所占的百分含量，同时分析所采液体中各芳烃的含量。具体计算过程参看例10-4。2017/12/23石油炼制工程26【例10-4】接上例，重整进料油18.6吨/时，循环氢30000标米3/时，循环氢密度为0.195公斤/标米3。各反应器出口采样的气体和液体量如表1，各反应器采样中的液体的芳烃含量如表2。（重%）表1表2试分析各反应器的芳烃转化情况。2017/12/23石油炼制工程27【解】（1）先计算各反应器的液体收率（基准：对一反进料）进一反循环氢流量=30

14、0000.195=5.85103kg/h进一反原料油流量=18.6103 kg/h进一反物料中液体所占%=18.6103/（18.61035.85103=76.2%各反应器的液体收率（对一反进料，累计）=采样中液体%/一反进料中液体%所以，一反液体收率=72.6/76.2=95.4%二反液体收率=71/76.2=93.2%三反液体收率=63/76.2=82.8%2017/12/23石油炼制工程28（2）计算各反应器累计芳烃产率各反应器累计芳烃产率=液体收率所采液体样中的芳烃含量例如：一反苯的产率=95.4%3.66%=3.49%二反苯的产率=93.2%5.37%=5%三反苯的产率=82.8%6

15、.08%=5.05%依次类推。（3）计算各反应器的累计芳烃转化率各反应器累计芳烃转化率=该反应器的芳烃产率/原料的芳烃潜含量例如：一反累计苯转化率=3.49/10.68=32.7%二反累计苯转化率=5/10.68=46.8%依次类推。2017/12/23石油炼制工程29（4）各反应器中新生成的芳烃=该反应器的累计芳烃产率前一反应器的累计芳烃产率例如：一反新生成苯=3.49%1.41%=2.08%（对原料油）二反新生成苯=5%3.49%=1.51%（对原料油）三反新生成苯=5.05%5%=0.05%（对原料油）依次类推。步骤（2）至（4）的计算结果汇总如下表2017/12/23石油炼制工程30累

16、计芳烃产率，%一反 二反 三反累计芳烃转化率，%一反 二反 三反新生成芳烃，%一反 二反 三反苯3.49 55.0532.7 46.8 47.32.08 1.51 0.05甲苯11.1 17.2 18.4552.1 80.7 86.57.03 3.11.25C8芳烃9.07 13.54 14.3558.8 87.7 93.15.53 4.47 0.815075.5 79.8C6C8芳烃重芳烃23.66 35.74 37.851.16 2.06 2.4314.64 12.08 2.111.16 0.89 0.37比较三个反应器中转化生成芳烃的情况，可以看到一反转化最多、二反次之、而三反则差得多。

17、从各反应器的液体收率来看，在三反中液体收率（82.8%）下降得最多，这说明在三反中发生了较多的加氢裂化反应。312017/12/23三、催化重整反应器的理论温降计算重整反应需要的热量以及在绝热反应器中的温降对加热炉的设计是重要的基础数据。而且，反应器内的温降的大小也是考察反 应深度的一个简单而又直接的指标。反应器的理论温降可按下式计算：反应热（吸热）热损失物料量物料平均比热容理论温降2017/12/23石油炼制工程32严格地说，在计算反应吸收热量时应考虑到在重整过程中发生的全部反应。但是在一般不需要十分精确的工艺计算时，可以用近似的方法来处理。下面以生产芳烃的重整过程为例，说明理论温降的计算方

18、法。根据反应过程中新生成的芳 烃 量计算芳构化反应消耗的热量。芳构化反应的反应热可以取用表中列出的数据，这些数据是700K时的反应热，当温度差别不大时可近似地把反应热看作是常数。项目苯甲苯二甲苯三甲苯环烷烃脱氢反应热，kJ/kg产物282223452001167533烷烃环化脱氢反应热，kJ/kg产物*33752742228219262017/12/23芳构化反应的反应热数据342017/12/23 加氢裂化反应热可取 921kJ/kg裂化产物。加氢裂化量可按 下式计算：加氢裂化量=重整原料量脱戊烷油量实得纯氢量如果缺乏实得纯氢量的数据，可根据新生成的芳 烃计算出反应放出的氢气量，并以此数据代

19、替实得纯氢量。异构化反 应 热 很 小，可以忽略。352017/12/23【例10-6】某重整装置每小时重整进料18600kg，得脱戊烷油16630kg、裂化气及重整氢中的纯氢274kg。在反应中新生成苯895kg/h、甲苯2574kg/h、C8芳烃1908kg/h、重芳烃281kg/h。循环氢量为5850kg/h，其组成（体%）为：H2 90.11、CH46.16、C2H6 1.6、C3H8 1.27、iC4H10 0.34、nC4H10 0.2、C5H120.28。原料油在反应温度下的平均比热为3.4kJ/（kg）。（为简化本例题不考虑烷烃环化脱氢反应的反应热）362017/12/23【解

20、】（1）反应热环烷烃脱氢反应热（吸热）=895282225742345180820012811675=1265104 kJ/h加氢裂化量=1860016630274=1696 kg/h加氢裂化反应热=1696921=156.2104 kJ/h（放热）总净反应热 =1265104156.2104=1108.8104 kJ/h372017/12/23（2）反应器热损失三个反应器表面积共70 m2，平均器壁温度90，大气温度20。取散热系数为62.8kJ/m2 h。所以，散热损失=62.8（9020）70=30.8104 kJ/h2017/12/23石油炼制工程38（3）理论温降计算根据循环氢各组成

21、的分 子 量和比 热 容计算平均相对分子质 量和循环氢的平均比热容（P501表）；根据循环氢平均比热容和原料油的平均比热容计算油 气混合物的平均比热容 4.525 kJ/kg；根据反应器的理论温降计算公式求得温降103。2017/12/23石油炼制工程39四、反应器工艺尺寸的确定 每个反应器内的催 化 剂装 入 量由处理量、液时空速、反应器个数及各反应器的装剂比例决定。根据每个反应器的催化剂装 入 量和催化剂的堆积 密 度即可计算得催化剂所占用的体 积。在选定反应器的高径 比后，反应器的高 度和直 径也就确定了。在选择反应器的高径比时，主要的考虑因素是催化剂床 层的 压降。2017/12/23

22、石油炼制工程40【例10-7】某重整装置的处理量为15万t/a（年开工时间按8000小时计算），原料油的平均分子量为100，催化剂颗粒为43mm，其堆积密度为730kg/m3。反应条件为：液时空速3.5 h1，操作压力25 atm（绝），氢油摩尔比7，第二反应器的平均温度490。采用轴 向 式反 应器，并已经计算得各反应器的催化剂装入量，其中第二反应器的装入量为2.928吨。试计算第二反应器的工艺尺寸。p/L 78.07105 0.85 0.15 u1.85dp1.15【解】（1）计算循环氢和油气的混合密度原料油流量=150000103/8000 =18750 kg/h 或 187.5 kmo

23、l/h循环氢流量=187.57=1313 kmol/h氢油摩尔比应是纯氢与油之比，把纯氢的摩尔数近似地看作循环氢的摩尔数。设循环氢的分子量为3，则循环氢的重量流率为13133=3939 kg/h总重量流率=187503939=22689 kg/h125 3758m3/h41490273273总体积流量（187.51313）22.42017/12/23石油炼制工程 y(M )i y(M )2017/12/2342混合物密度 =22689/3758 =6.04 kg/m3（2）计算混合物的粘度查手册得原料油蒸气的粘度为0.0000147Pas。循环氢粘度近似地按氢的粘度计算，其值为0.000016

24、7 Pas。油气混合气体的粘度0.5i i0.5i i石油炼制工程 0.0000158(pa.s)2017/12/23石油炼制工程43（3）计算催化剂颗粒当量直径 dp催化剂颗粒的尺寸为 43mm所以，颗粒表面积=2（42/4）34 =20 mm2催化剂颗粒体积=（42/4）3 =12 mm3球形颗粒体积=（/6）dP3根据当量直径的定义，则（dP2）/（dP2/6）=20/12所以，当量直径 dP=3.6 mm=0.0036 m2017/12/23石油炼制工程44（4）计算床层压降及选取通过反应器床层的气体线速u根据经验选用单位床层压降P/L=0.15 at/m （即0.15 kg/cm2/

25、m），由压降计算公式：解此方程，得 u=0.557 m/s所以，床层截面积=3758/3600/0.557=1.87 m2床层高=催化剂装入量/床层截面积=2.928/730/1.87=2.14 m第二反应器床层压降=0.152.14 =0.322 atp/L 78.07105 0.85 0.15 u1.85dp1.152017/12/23石油炼制工程45（5）反应器的直径和高度床层直径D 41.87/1.54（m）考虑到耐热水泥层、合金钢衬里和间隙，取反应器壳体内径为1.8米。催化剂床层高度为2.14米，考虑到瓷球层、分配头、集气管等内部构件，并留一定空间，反应器直筒高度选用3.8米。反应器的尺寸最后还要根据机械设计要求和制造厂的系列规格作适当调整。