【正文】 2g100g 1） RVP（冬季/夏季）/kPa 82RON/MON 膠質(zhì)/( 1) 氮/(181。g﹒g 1 32餾程（ASTMD86）/℃初餾點 3010% 4650% 8590% 155終餾點 19030動力黏度/ 硫含量/μgg 1 25硫醇硫/μgg 1 3餾程/℃ 初餾點 10% 30% 50% 70% 90% 終餾點 平均分子量/（kgkmol 1）占全餾分質(zhì)量分?jǐn)?shù) 表 6 催化裂化重汽油的性質(zhì)項 目 催化裂化重汽油密度/ 734動力黏度/ 31硫含量/μgg1 硫醇硫/μgg1 餾程/℃初餾點 7810% 50% 11690% 終餾點 193平均分子量/（kg/kmol）占全餾分質(zhì)量分?jǐn)?shù) 表 7 氫氣的性質(zhì)組成 H2 C1 C2 C3 C4 C5 合計%，mol 89 — 10032表選擇加氫催化劑和加氫脫硫催化劑法國 AXENS 公司 HR845 和 HR806, 如表 8表 8 加氫催化劑規(guī)格催化劑名稱 HR845 HR806化學(xué)組成 MoNi CoMo顆粒直徑/mm 2~4 2~4比表面積/m 2g1 140 130孔體積/cm g13 /自然裝填密度/gcm 3 ~ ~密相裝填密度/gcm 3 ~ ~抗壓強度/MPa ≥ / 工藝流程 物料流程圖33裝置由三大系統(tǒng)控制：分散型控制系統(tǒng)（DCS） 、安全儀表保護(hù)系統(tǒng)（SIS ） 、可燃?xì)怏w /有毒氣體檢測系統(tǒng)（Flammable/Toxic Gas Detection SystemFGDS） 。 工藝流程圖34裝置由四個部分組成，分別是：①汽油預(yù)加氫及分餾部分；②重汽油加氫脫硫及辛烷值恢復(fù)部分；③循環(huán)氫脫硫部分；④公用工程部分。① 油預(yù)加氫及分餾部分催化汽油加氫原料油來自于催化裝置，進(jìn)入裝置內(nèi)首先要經(jīng)過原料油過濾器，目的是脫除其中大于 10181。m 的機械顆粒等雜質(zhì)，以防止顆粒堵塞催化劑床層；然后通過原料緩沖罐，再通過預(yù)加氫進(jìn)料泵對流體做功升高壓力，最后與裝置外來的新鮮氫氣混合。從裝置外進(jìn)來的新鮮氫氣進(jìn)裝置后經(jīng)新氫壓縮機入口分液罐和壓縮機獲得能量升高壓力后分被成兩部分，一部分與之前升壓后的催化汽油混合；另外一部分被輸送到另外一個反應(yīng)器：重汽油加氫脫硫反應(yīng)器。催化汽油、氫氣混合原料依次與預(yù)加氫分離產(chǎn)物、蒸汽凝結(jié)水、加氫脫硫反應(yīng)產(chǎn)物、預(yù)加氫反應(yīng)產(chǎn)物及 (G)蒸汽換熱后進(jìn)入預(yù)處理罐進(jìn)行膠質(zhì)等雜質(zhì)的脫除。經(jīng)雜質(zhì)脫除后的混氫原料油直接進(jìn)入預(yù)加氫反應(yīng)器進(jìn)行反應(yīng)。在預(yù)加氫反應(yīng)器內(nèi)發(fā)生關(guān)鍵反應(yīng)有：①二烯烴向單烯轉(zhuǎn)化的反應(yīng)；②烯烴進(jìn)行異構(gòu)化的反應(yīng)；③硫醇向重硫化物轉(zhuǎn)化的反應(yīng)。原料油經(jīng)過通過預(yù)加氫反應(yīng)器床層，經(jīng)過催化劑的作用后生成產(chǎn)物與混合氫氣的原料油進(jìn)行換熱后進(jìn)入熱低壓分離器進(jìn)行氣液分離，氣相產(chǎn)物與混氫油及循環(huán)冷卻水進(jìn)行換熱后進(jìn)入冷低壓分離器再次進(jìn)行氣液分離。分離出的少量不凝氣送至催化裝置，熱低壓分離器與冷低壓分離器分離出的液相產(chǎn)物混合后在分餾塔內(nèi)被切割為輕汽油和重汽油。分餾塔采用加氫脫硫產(chǎn)物及 (G)蒸汽做熱源，以降低裝置投資。分餾塔頂油氣通過塔頂空氣冷卻器后冷卻，到達(dá)塔頂回流罐。在回流罐中不凝氣經(jīng)分餾塔頂后35冷器冷卻后少量液體返回回流罐，不凝氣送至催化裝置?；亓鞴抟合鄤t全部經(jīng)分餾塔頂回流泵送回分餾塔塔頂作為回流。從塔上部抽出的輕汽油經(jīng)輕汽油產(chǎn)品泵升壓后與穩(wěn)定塔底油混合，分餾塔底的重汽油進(jìn)入重汽油加氫脫硫部分②重汽油加氫脫硫及辛烷值恢復(fù)部分自分餾部分來的重汽油和氫氣混合后與加氫脫硫反應(yīng)產(chǎn)物換熱至反應(yīng)需要的溫度后進(jìn)入加氫脫硫反應(yīng)器。反應(yīng)器為固定床反應(yīng)器，共設(shè)置兩個催化劑床層。由于催化劑的存在，在加氫脫硫反應(yīng)器床層內(nèi)混氫原料在催化劑孔內(nèi)發(fā)生加氫脫硫、烯烴飽和等精制反應(yīng)。為了不讓催化劑床層發(fā)生飛溫現(xiàn)象使催化劑失活，在兩個床層之間設(shè)置多個冷油點。反應(yīng)后產(chǎn)品經(jīng)過加熱爐加熱，方可進(jìn)入辛烷值恢復(fù)反應(yīng)器進(jìn)行下一步反應(yīng)。辛烷值恢復(fù)反應(yīng)器內(nèi)的催化劑可將烯烴定向轉(zhuǎn)化為具有更高辛烷值的芳烴和較高辛烷值的異構(gòu)烷烴，從而在大幅度降低汽油烯烴含量的同時具有優(yōu)異的RON保持能力。辛烷值恢復(fù)反應(yīng)器出口產(chǎn)物為分餾塔底重沸器（Ⅰ）提供熱源后，和加氫脫硫反應(yīng)進(jìn)料及混氫原料油換熱后，利用空冷器對其進(jìn)行冷卻，當(dāng)溫度下降至50℃時，送入三相分離罐進(jìn)行油、水、氣的分離。分離出的油相局部與穩(wěn)定塔底的重汽油產(chǎn)品換熱后送至穩(wěn)定塔內(nèi)，其余的則充當(dāng)冷油送至反應(yīng)器和辛烷值恢復(fù)反應(yīng)器；分離出的含硫污水降壓后送至酸性水汽提裝置處理。分離過程中常常因為有銨鹽析出堵塞管道和空冷器。在冷器入口注入脫鹽水能有效防止這個問題的出現(xiàn)。加氫脫硫反應(yīng)產(chǎn)物分離罐分離出來的氣體經(jīng)冷卻后進(jìn)入循環(huán)氫脫硫部分。穩(wěn)定塔頂配有回流系統(tǒng)，塔頂油氣經(jīng)穩(wěn)定塔頂空冷器冷卻后進(jìn)入穩(wěn)定塔頂回流罐?；亓鞴迌?nèi)氣體中含硫量較大，需送至催化裝置作脫硫處理；液相通過泵輸送回穩(wěn)定塔塔頂。穩(wěn)定塔底油經(jīng)重汽油產(chǎn)品泵升壓后與穩(wěn)定塔進(jìn)料換熱，與輕汽油混合后再經(jīng)汽油產(chǎn)品空冷器和汽油產(chǎn)品冷卻器冷卻后作為合格產(chǎn)品送出裝置。(G)蒸汽。③循環(huán)氫脫硫部分36循環(huán)氫經(jīng)循環(huán)氫脫硫塔入口分液罐將可能攜帶的液體分離后，需要去循環(huán)氫脫硫塔內(nèi)脫除其中的 H2S 氣體，脫硫劑為 MDEA；從脫硫塔出來的 H2 送至循環(huán)氫壓縮機入口分液罐，最后通過循環(huán)氫壓縮機壓縮與外來新氫混合后再次進(jìn)入反應(yīng)系統(tǒng)。貧胺液從裝置外來，首先到達(dá)貧胺液緩沖罐，經(jīng)貧胺液泵輸送至循環(huán)氫脫硫塔頂部，脫硫塔產(chǎn)生的富胺液從塔底送出裝置。 裝置總物料平衡計算表 9 裝置總物料平衡 名稱 數(shù)目 入方原料油 Kg/s 入方氫氣 Kg/s 入方原料合計 Kg/s 出方輕汽油 Kg/s 出方重汽油 Kg/s 出方硫化氫 Kg/s 出方干氣 Kg/s 出方合計 Kg/s 4 設(shè)備選型及典型設(shè)備設(shè)計 全餾分催化裂化汽油選擇加氫反應(yīng)器設(shè)計 主要操作條件 表 10 選擇性加氫反應(yīng)器與汽油分餾塔操作條件項目 數(shù)據(jù)37選擇性加氫反應(yīng)器入口壓力/MPa(表) 入口反應(yīng)溫度/℃ 出口壓力/MPa(表) 出口溫度/℃ 144床層溫升/℃ 汽油分餾塔塔頂壓力/MPa（表） 塔頂溫度/℃ 進(jìn)料溫度/℃ 141塔底溫度/℃ 塔底壓力/MPa（表） 新氫流量（標(biāo)準(zhǔn)）/(m ） 表 11 加氫脫硫部分操作條件項目 數(shù)據(jù)加氫脫硫反應(yīng)器入口壓力/MPa(表) 入口反應(yīng)溫度/℃ 出口壓力/MPa(表) 出口溫度/℃ 床層溫升/℃ 反應(yīng)產(chǎn)物加熱爐入口壓力/MPa(表) 38入口反應(yīng)溫度/℃ 263出口壓力/MPa(表) 出口溫度/℃ 306產(chǎn)品分離罐壓力/MPa(表) 溫度/℃ 45穩(wěn)定塔塔頂壓力/MPa(表) 塔頂溫度/℃ 98進(jìn)料溫度/℃ 150塔底壓力/MPa(表) 塔底溫度/℃ 200循環(huán)氫流量（標(biāo)準(zhǔn)）/(m ） 選擇性反應(yīng)器體積計算空速（體積） = ，空速（體積） 取 。vSr進(jìn) 料 體 積 流 率 （ Q）反 應(yīng) 器 有 效 體 積 (V)?= = r反 應(yīng) 器 有 效 體 積 (V)vS進(jìn) 料 體 積 流 率 （ ）空 速 （ 體 積 ） =反應(yīng)器總體積（V）= ，催化劑裝填率取 。反 應(yīng) 器 有 效 體 積催 化 劑 裝 填 率39 = ?3mV= 24DH? 式中 D—反應(yīng)器直徑，m； H—反應(yīng)器高度， m。反應(yīng)器高徑比選取 3，即H=3D,帶入上式 V= ,代入數(shù)據(jù)得 D= H=3D=?催化劑床層高度確定 33對于 反應(yīng)熱較小的加氫反應(yīng)器，一般要設(shè) 2 層，該設(shè)計催化劑 2 層的分 配比為 4:6.=rV = =則催化劑上層高度為 下層高度為 催化劑裝填量計算催化劑自然裝填密度為 ，密相裝填密度為 ，故催化劑自然3gcm3gcm裝填量為 ,密相裝填量為 。 催化裂化汽油分餾塔的工藝設(shè)計*?rrH40 分餾塔物料衡算 已知原料液的處理量80萬t/a，（輕組分 A的質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同） ，，且 ，kmolgM/?，相對揮發(fā)度 ，泡點進(jìn)料。其它工藝參數(shù)見下。kmolgMB/?91.??表12 分餾塔的部分工藝參數(shù) 項目 操作壓力/MPa/℃操作溫度 黏度μ/cp平均密度/ 3 塔頂 70 660 進(jìn)料 141(進(jìn)料板 ) 710 塔釜 150 734（1）塔板數(shù)的確定 催化汽油屬于復(fù)雜的混合物，為了方便設(shè)計，故把其視為理想物系，并將其簡化為二元物系，即理想化為輕、重兩種組分：A組分的摩爾質(zhì)量 MA = B組分的摩爾質(zhì)量 MB = XF = XD=)/(???.)(???41XW= 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量由M y=∑χi Mi MF= +()=MD= +()= MW=+()=物料衡算:原料液處理量F= D+W= +=X 得：D=求最小回流比及操作回流比 ○2泡點進(jìn)料 q=1, Xq = XF = 相平衡方程：y =)(??? ?????）（）（ x?hkmol/?42故最小回流比為： X操作回流比為：R=≈ 求精餾塔的氣相、液相負(fù)荷 ○3精餾段液相摩爾流量： L=R*D==精精餾段氣相摩爾流量： V=(R+1)D=(+1)=提餾段液相摩爾流量： L′=L+F= +=提餾段氣相摩爾流量：V′=V=求操作線方程 ○4精餾段操作線方程為： (提餾段操作線方程為： X 逐板計算法求取理論塔板 ○5????qDxyR39。 ??????? xxxVDLy 39。39。39。39。39。39。 ??????? xxxVWLy43 代入式(3)求得 將 代入精餾段方程，求得 ?Dxy ?x1x，依此類推，當(dāng) 時，換用提餾段方程，直到 ，?果列入下表中。解,結(jié)果為：總理論板層數(shù)：N T=6（包括再沸器） 進(jìn)料板位置：N F=9 實際板層數(shù)的求取○6根據(jù)生產(chǎn)實際或經(jīng)驗公式估算塔總板效率,取浮閥塔效率 ET=。精餾段實際板層數(shù)： N精 =6/=≈9提餾段實際板層數(shù)： N提 =9/=≈14塊表表13 理論塔板數(shù)的確定 塔板數(shù) 氣相組分 液相組分 塔板數(shù) 氣相組分 液相組分1 9 2 10 3 11 4 12 5 13 6 14 7 15 5422 49?448 塔徑的計算 最○1 大允許空氣速度 maxW 以取最上層塔板、塔頂產(chǎn)品及塔頂回流分別作物料平衡和能量守恒，查表得：ρ V= kg/m3，通過密度校正得：ρL=603kg/m3，取塔板間距 Ht= m見 M 解 ○2泡圖4 物料衡算示意圖相 RD+VV=D1+VL DD1 =(R+1)D=(+1) = 22,Vttq?2,LVtDtqt1=70℃ t2=℃VL kmol/h VV kmol/h75.??DD1VV VL212,40,V LLVDrtDtVtRqq???45所以：V L= m3/s，V V= m3/?? Wmax = Wmax = . ?????適宜的操作氣速 Wa○2根據(jù)條件選定系統(tǒng)系數(shù) Ka=，安全系數(shù) K=。Wa = = ?氣相空間截面積 Fa○3 Fa= =計算降液管內(nèi)液體流速 Vd○4 Vd(1)= =? Vd(2)= 103 =??取兩個結(jié)果中的較小值，按規(guī)定應(yīng)選 Vd=計算降液管面積 Fd○5Fd(1) = = ?Fd(2))= = =?a取兩個結(jié)果中的較大值，按規(guī)定應(yīng)選 塔截面積 Ft 和塔徑 De○6Ft= Fa+錯誤！未找到引用源。=+= ?46按規(guī)定取塔徑 2400mm采用的塔截面積 F 及空塔氣速 W 為：F = = W= 塔徑圓整后的降液管面積：Fd = （3）塔高的計算根據(jù)資料選定