向小波

摘 要：重整反應(yīng)器是連續(xù)重整裝置的核心設(shè)備，為減少壓降，降低反應(yīng)壓力，主要采用徑向反應(yīng)器。移動床徑向反應(yīng)器的內(nèi)構(gòu)件主要包括扇形筒、中心管和催化劑輸送管。以60萬t/a連續(xù)重整裝置的重疊式反應(yīng)器為例，計算出了物料分布至扇形筒時產(chǎn)生的分流流道壓降、流經(jīng)催化劑床層時的床層壓降、流經(jīng)中心筒沖孔板時的穿孔壓降，匯合至中心管內(nèi)時的集流流道壓降，根據(jù)各段壓降的分布特點主要研究了各段壓降變化對反應(yīng)器內(nèi)物流分布的影響。

關(guān)鍵詞：重整反應(yīng)器;扇形筒;催化劑床層;中心筒;壓降;不均勻度

1 反應(yīng)器結(jié)構(gòu)

60萬t/a連續(xù)重整裝置采用UOP CycleMax重整工藝，四臺徑向反應(yīng)器堆疊布置，反應(yīng)物為上進(jìn)上出型，其內(nèi)構(gòu)件主要包括扇形筒、中心管催化劑輸送管。

反應(yīng)物料自油氣入口進(jìn)入反應(yīng)器，均勻分布進(jìn)入貼近器壁的各扇形管，自上而下分流，穿過扇形筒長條孔沖孔板，進(jìn)入催化劑床層，與催化劑接觸反應(yīng)后，穿過中心管篩條縫隙，后再穿過中心筒開孔圓筒，匯集至中心筒內(nèi)部，經(jīng)油氣出口流出。在反應(yīng)器最末一臺反應(yīng)器的中心管上，篩條與內(nèi)筒之間增加了一層沖滿長條形孔的沖孔板，以防止一旦篩條損壞，催化劑進(jìn)入中心管內(nèi)部經(jīng)油氣出口流進(jìn)壓縮機(jī)或產(chǎn)品中。

2 壓降計算

反應(yīng)物流自扇形管頂部進(jìn)來后，自上而下隨著氣量的減少速度不斷減小，靜壓力不斷增加，存在分流壓降，在中心管內(nèi)部，氣量自上而下不斷增加，速度也不斷增加，靜壓力不斷減小，存在集流壓降。氣流在穿過催化劑床層和中心管開孔圓筒時亦存在壓降。扇形筒和中心管篩條流通面積較大，其壓降可忽略不計。因此重整反應(yīng)器壓降主要由催化劑床層壓降、分流流道壓降、集流流道壓降和中心筒穿孔壓降組成。

2.1 催化劑床層壓降[1]

催化劑床層壓降根據(jù)歐根公式進(jìn)行計算：

式中：gc-換算因子，取9.8;ΔPb-催化劑床層壓降，m;Lb-床層高度，m;Ub-表觀速度，m/s;ε-床層空隙率;ρf-氣體密度，kg/m3;φp-顆粒形狀系數(shù);μ-氣體粘度，Pa·s;dp-催化劑當(dāng)量直徑，m。

2.1.1 徑向反應(yīng)器的催化劑的床層高度即為催化劑的厚度

Lb=（Rb-rb）/2

Rb為床層當(dāng)量外徑，其意義為以Rb為直徑的圓的面積等于以反應(yīng)器內(nèi)徑為直徑得出的圓形面積減去扇形筒的截面積，單位為m;rb為床層當(dāng)量內(nèi)徑，即為中心筒外徑，單位為m。

一、二、三反扇形筒尺寸與個數(shù)相同，且反應(yīng)器內(nèi)徑也相同，四反扇形筒尺寸與前三臺反應(yīng)器尺寸相同，但個數(shù)不同。已知各反應(yīng)器尺寸參數(shù)可計算出各反應(yīng)器。

2.1.2 表觀線速

Ub=V/Sb

V-工況下的氣體體積流量，單位為m3/h;Sb-床層徑向流通面積，單位為m3。

2.1.2.1 計算反應(yīng)器內(nèi)氣體體積流量V

各反應(yīng)器內(nèi)反應(yīng)生成的氫氣和裂化產(chǎn)生的小分子摩爾數(shù)不同、平均反應(yīng)溫度和平均反應(yīng)壓力不同，1#至4#反應(yīng)器內(nèi)的體積流量會逐漸增加，先獲取各反應(yīng)器內(nèi)的轉(zhuǎn)化率，才能求得各反應(yīng)器工況下的體積流量。

根據(jù)重整反應(yīng)原理[2]，1#反應(yīng)器內(nèi)主要發(fā)生環(huán)烷烴脫氫反應(yīng)和少量烷烴脫氫環(huán)化反應(yīng)，2#反應(yīng)器內(nèi)主要發(fā)生剩余一部分的環(huán)烷烴脫氫反應(yīng)、較多的烷烴脫氫環(huán)化反應(yīng)和異構(gòu)化反應(yīng)，在3#反應(yīng)器內(nèi)環(huán)烷烴脫氫反應(yīng)基本反應(yīng)完全，繼續(xù)進(jìn)行較多的烷烴脫氫環(huán)化反應(yīng)和異構(gòu)化反應(yīng)，同時伴隨少量的裂解反應(yīng)，四反進(jìn)行少量的烷烴脫氫環(huán)化反應(yīng)和異構(gòu)化反應(yīng)、脫烷基反應(yīng)和裂解反應(yīng)。

已知重整進(jìn)料、重整生成油、產(chǎn)氫、循環(huán)氫、干氣組成，可知1#反應(yīng)器入口和4#反應(yīng)器出口油氣組成，通過假定反應(yīng)器內(nèi)的轉(zhuǎn)化率計算反應(yīng)器內(nèi)物料的平均體積，以1#反應(yīng)器為例，求出反應(yīng)器出口的物料組成，即生成的氫氣量。假定各組分的轉(zhuǎn)化率，在某一假定的轉(zhuǎn)化率下可知反應(yīng)后的物料組成。

計算在假定的轉(zhuǎn)化率下反應(yīng)器出入口物料的焓差，在絕熱反應(yīng)條件下，反應(yīng)器出入口物料焓差應(yīng)為0，通過調(diào)整各物料轉(zhuǎn)化率盡量使反應(yīng)器出入口焓差值減小。通過相關(guān)文獻(xiàn)或軟件可查得不同溫度下各組分焓值。

實際的反應(yīng)熱指在恒溫條件下物料反應(yīng)吸收的熱，即用反應(yīng)器出口物料的總焓值（518℃）減去反應(yīng)器入口物料的總焓值（518℃）即可得到反應(yīng)熱，利用反應(yīng)熱和出入口物料平均比熱容即可算出反應(yīng)器的平均溫降，在假定的轉(zhuǎn)化率下四臺反應(yīng)器出入口焓差和溫降要綜合考慮，使得四臺反應(yīng)器的溫降比例接近實際比例。4#反應(yīng)器還需考慮裂化反應(yīng)的影響，使計算所得的分子摩爾總數(shù)接近實際值。

反應(yīng)器出入口物料組成已知，根據(jù)反應(yīng)器內(nèi)物料的平均比熱容可計算出理論反應(yīng)器溫降。

根據(jù)反應(yīng)器出入口的物料組成計算平均比熱容：

CP平均=（∑（Cpi入×Mi入）+∑（Cpi出×Mi出））/2

Cp平均-反應(yīng)器出入口物料平均熱容，kJ/（mol·K）;Cpi入-反應(yīng)器入口各物料組分在入口溫度下的比熱容，kJ/（mol·K）;Cpi出-反應(yīng)器出口各物料組分在出口溫度下的比熱容，kJ/（mol·K）;Mi入反應(yīng)器入口各物料組分摩爾比;Mi出反應(yīng)器出口各物料組分摩爾比。

查找文獻(xiàn)可獲得各組分在不同溫度下的比熱容，計算后進(jìn)行單位換算。

當(dāng)反應(yīng)器出入口物料焓差最小且計算溫降與實際值最接近，可認(rèn)為當(dāng)前假定轉(zhuǎn)化率與實際轉(zhuǎn)化率接近。根據(jù)理想氣體狀態(tài)方程PV=nRT進(jìn)一步計算出各反應(yīng)器內(nèi)物料的平均體積流量，反應(yīng)器出入口壓力變化較小，對流量的影響可忽略不計。

2.1.2.2 計算徑向床層流通面積Sb

Sb=πdmHb dm=（Rb-rb）/ln（Rb/rb）

Hb-床層徑向高度，取中心筒和扇形筒開孔高度的平均值，m。

2.1.3 各反應(yīng)器氣體密度的計算

各反應(yīng)器內(nèi)的質(zhì)量不變，各反應(yīng)器內(nèi)的平均體積流量已知，可知各反應(yīng)器物流的平均密度，

2.1.4 各反應(yīng)器氣體粘度的計算

低壓下粘度計算公式較為復(fù)雜，粘度在一定范圍內(nèi)變化對催化劑床層差壓影響較小，各反應(yīng)器內(nèi)物流粘度取出入口粘度設(shè)計平均值。根據(jù)重整催化劑的特性，床層空隙率ε取0.39，顆粒形狀系數(shù)取1，催化劑當(dāng)量直徑dp取0.00163m，計算出一反催化劑床層差壓為4.1kPa，二反催化劑床層差壓為4.02kPa，三反催化劑床層差壓為3.66kPa，四反催化劑床層差壓為4.02kPa。

2.2 分流流道壓降

氣流分配在各扇形筒時存在分流流道壓降：

KD-分流流道動量交換系數(shù)，取0.72;ud-分流流道氣速，m/s;ρf-氣體密度，kg/m3。

分流流道氣速：

ud=V/SD

SD-各反應(yīng)器內(nèi)扇形筒截面積之和，m3。

根據(jù)公式計算各反應(yīng)器分流流道壓降分別為0.51kPa、0.66kPa、0.78kPa、0.65kPa。

2.3 中心筒穿孔壓降

氣流穿過中心筒時存在穿孔壓降：

ue-穿孔氣速：

ue=V/Se，m/s Se=πrcHbe

rc-中心筒內(nèi)徑，m;Hb-床層高度，m;e-中心筒開孔率，%;ρf-氣體密度，kg/m3;

，KK>2時;ξ=1.5β，否則ξ=1.75β;uc-集流流道氣速，詳見2.4。

δ-中心管壁厚，mm;φ-中心管開孔孔徑，mm。

計算得出各反應(yīng)器中心筒穿孔壓降分別為3.17kPa、3.0kPa、2.94kPa、2.29kPa。

2.4 集流流道壓降

物流流經(jīng)中心筒產(chǎn)生的壓降為集流流道壓降：

uc-集流流道氣速：

uc=V/Sc，m/s

rc-中心筒內(nèi)徑，m;ρf -氣體密度，kg/m3;Kc-壓降系數(shù)，取1。

依據(jù)公式計算各反應(yīng)器集流流道壓降分別為0.36kPa、0.47kPa、0.56kPa、0.65kPa。

2.5 總壓降

總壓降：

PA= Pb+PD+Pc+Pe

一反計算總壓降為8.14kPa，實際總壓降為6.91kPa，二反計算總壓降為8.16kPa，實際總壓降為7.13kPa，三反計算總壓降為7.94kPa，實際總壓降為6.96kPa，四反計算總壓降為7.63kPa，實際總壓降為7.54kPa。根據(jù)重整反應(yīng)規(guī)律，先預(yù)測2#和3#反應(yīng)器出口物料組成，在單臺反應(yīng)器出入口焓差基本相等且計算總溫降與實際溫降接近時，可認(rèn)為預(yù)測所得的反應(yīng)產(chǎn)物組成與實際接近。計算所得的反應(yīng)器壓降比實際壓降分別高約18%、14%、14%、1.2%，排除儀表測量誤差的影響，主要與床層溫度隨催化劑流動的方向逐漸降低有關(guān)。重整反應(yīng)為吸熱反應(yīng)，在反應(yīng)器床層上部反應(yīng)速度快，溫度下降較快，下部因催化劑發(fā)生積炭、反應(yīng)溫度降低，溫度下降較慢，在計算過程中取床層的平均密度對計算結(jié)果產(chǎn)生了影響，但在可接受范圍內(nèi)。

3 反應(yīng)器不均勻度

反應(yīng)器內(nèi)壓降的變化直接影響物流在催化劑床層的分布，從而影響催化劑的反應(yīng)效率。要使反應(yīng)器上下物流分布均勻，必須使上下壓差相等。壓差與流速的平方成正比，以反應(yīng)器內(nèi)部上下流速表示物流的不均勻度：

ΔQ = 1-[（ΔPb+ΔPc+ΔPe/（ΔPb+ΔPD+ΔPe）]0.5

計算知各反應(yīng)器不均勻度分別為0.96%、1.24%、1.5%、0.15%。各反應(yīng)器不均勻度均小于10%，氣流分布較均勻。

對于上進(jìn)上出型重整反應(yīng)器，當(dāng)集流流道壓降與分流流道壓降相等時，即ΔPc等于ΔPD時，反應(yīng)器內(nèi)物料分布最均勻。根據(jù)二者的計算公式，在反應(yīng)器內(nèi)構(gòu)件尺寸已確定時，反應(yīng)器出入口溫差與設(shè)計值偏離越小，流速、物料密度與設(shè)計值越接近，物料分布越均勻。對于異常工況，在扇形管和中心筒發(fā)生損壞時，不僅會影響物料流速，也會影響溫度分布，不利于均勻分布。

4 結(jié)論

徑向反應(yīng)器的核心是要保證物料分布均勻。在設(shè)計反應(yīng)器時首先要確定原料性質(zhì)和反應(yīng)苛刻度，則反應(yīng)器催化劑裝填量固定。根據(jù)經(jīng)驗選定中心管直徑、反應(yīng)器殼體直徑和扇形筒的個數(shù)后，則根據(jù)催化劑裝填量確定反應(yīng)器高度。計算出分流流道壓降、催化劑床層壓降、和集流流道壓降后，根據(jù)分布均勻的要求，再計算出穿孔壓降即可知中心管的最大開孔面積。

因原料性質(zhì)變化或反應(yīng)器內(nèi)構(gòu)件損壞引起溫降分布發(fā)生變化時，通過各反應(yīng)器內(nèi)反應(yīng)轉(zhuǎn)化規(guī)律，可定量推算出對物料分布情況的影響，為分析判斷提供依據(jù)。

參考文獻(xiàn)：

[1]徐承恩.催化重整工藝與工程[M].北京：中國石化出版社，2009：411-417

[2]徐春明.石油煉制工程[M].北京：石油工業(yè)出版社，2009： 466-471