Расчет реактора установки каталитического крекинга

Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на http://www.allbest.ru/

ПОЯСНИТЕЛЬНАЯ ЗАПИСКА

к курсовому проекту

Расчет реактора установки каталитического крекинга

1. Теоретическая часть

Процесс каталитического крекинга является одним из наиболее распространенных крупнотоннажных процессов углубленной переработки нефти и в значительной мере определяет технико-экономические показатели современных и перспективных НПЗ топливного профиля.

Процесс каталитического крекинга предназначен для получения высокооктановых бензинов, газов и газойля. Сырьем для крекинга являются керосиновые и соляровые дистилляты и остаточные продукты (мазут и др.). Основан процесс на применении катализаторов, ускоряющих протекание реакции.

Особенностью каталитического крекинга является сравнительно быстрое отравление катализатора из-за отложений на его поверхности кокса и необходимость периодической регенерации катализатора путем выжига кокса. Проведение химической реакции и регенерации катализатора может быть осуществлено в одном и том же периодически переключающемся аппарате или в двух различных аппаратах - реакторе и регенераторе. В первом случае катализатор неподвижен, а для обеспечения непрерывности работы установки сооружается два или большее число аппаратов. В то время, как один аппарат используется как реактор, в другом осуществляется регенерация катализатора; затем аппараты взаимно переключаются. Во втором случае катализатор непрерывно перемещается из реактора, где осуществляется нефтехимический процесс, в регенератор, где с катализатора выжигается кокс. После регенерации катализатор поступает в реактор. В процессе регенерации температура катализатора повышается, он аккумулирует часть выделившегося тепла, которое в дальнейшем целиком или частично используется на осуществление эндотермической реакции, что приводит к понижению температуры катализатора. В этом случае катализатор одновременно используется и как теплоноситель. В процессе регенерации выделяется значительное количество тепла, часть которого отводится и используется, например, для получения водяного пара.

Реакторные блоки каталитических процессов с движущимся катализатором, включающие реактор, регенератор и систему транспорта катализатора, по взаимному расположению аппаратов и схемам циркуляции катализатора подразделяются на установки с одно - (рисунок 1, а) и двукратным (рисунок 1, б) подъемом катализатора.

Для схем с однократным подъемом катализатора используются два варианта - реактор располагают над регенератором или регенератор над реактором. При прочих равных условиях схемы с однократным подъемом катализатора отличаются большей высотой установки. Так, для установки каталитического крекинга с гранулированным катализатором высота реакторного блока при двукратном подъеме составляет 60-70 м, а при однократном 80-100 м.

Рисунок 1 - Схемы реакторных блоков с одно (а) и двукратным (б) подъемом катализатора: 1 - реактор; 2 - регенератор; 3 - пневмоподъемник. Потоки: I - сырье; II - продукты реакции; III - закоксованный катализатор; IV - регенерированный катализатор; V - воздух; VI - газы регенерации.

Регенератор представляет собой аппарат с радиальным потоком реакционных газов, разделенный гидравлически на три зоны. В верхней зоне при мольном содержании кислорода не менее 1% происходит выжиг кокса, в средней при содержании кислорода 10 - 20% и подаче хлорорганических соединений - окислительное хлорирование катализатора. В нижней зоне катализатор дополнительно прокаливается в потоке сухого воздуха. Катализатор под действием силы тяжести проходит все зоны. Из регенератора через систему затворов катализатор поступает в питатель пневмотранспорта и водородсодержащим газом подается в бункер, расположенный над реактором первой ступени.

Таким образом без остановки системы или выключения одного из реакторов на регенерацию катализатора осуществляется непрерывный процесс платформинга. Возможность постоянно поддерживать свойства регенерированного катализатора на уровне, близком к свойствам свежего катализатора, позволяет проводить процесс платформинга под невысоким давлением и снизить кратность циркуляции газа.

Пневмотранспорт катализатора осуществляют в разбавленной или плотной фазе. Принципиальные схемы реакторных блоков с различной концентрацией частиц в пневмостволе при двукратном подъеме пылевидного катализатора показаны на рисунке 2.

Пневмотранспорт в разбавленной фазе (рисунок 2, а) характеризуется сравнительно невысокой концентрацией катализатора в подъемном стояке (порядка 25 - 35 кг/м³) и высокой порозностью (е > 0,97). Скорость газового потока в подъемном стояке составляет 7-10 м/с, количество циркулирующего в системе катализатора регулируется при помощи задвижек-шиберов, установленных в нижней части стояков.

Транспорт катализатора в плотной фазе (рисунок 2, б) характеризуется высокой концентрацией катализатора: около 200 - 350 кг/м³. При таком способе транспорта перемещение катализатора обусловливается различием плотностей катализатора в нисходящей и восходящей ветвях; в каждой ветви высота столба слоя катализатора учитывается не только в трубопроводе, но и в аппарате. Количество циркулирующего катализатора регулируется изменением плотности катализатора в подъемных стояках, обеспечиваемым изменением количества водяного пара или воздуха, подаваемого в стояки. Скорость потока в подъемном стояке составляет примерно 1,5 -3,0 м/с.

Широкое распространение в промышленности получили две основные системы каталитического крекинга с движущимся катализатором в зависимости от размера твердых частиц.

Рисунок 2 - Схемы пневмотранспорта пылевидного катализатора в разбавленной (а) и плотной (б) фазах: 1 - реактор; 2 - циклоны; 3 - распределительная решетка; 4 - отпарнаи секция; 5 - регенератор. Потоки: 1 - воздух; 11 - сырье; 111 - дымовые газы; IV - продукты крекинга

каталитический крекинг тепловой нефть

В системах, использующих гранулированный, в основном шариковый катализатор (размеры гранул 3 - 5 мм), процесс осуществляется в аппаратах шахтного типа, через которые сплошным потоком по всему сечению аппарата в направлении сверху вниз движется катализатор; в противотоке или прямотоке с ним движутся контактирующие с ним пары или газы.

В системах с мелкозернистым (частицы до 1 мм) или пылевидным (частицы 20-150 мкм) катализатором контактирование его с парогазовым потоком осуществляется в псевдоожиженном («кипящем») слое. Широкое внедрение в каталитические процессы высокоэффективных цеолитсодержащих микросферических катализаторов позволило при разработке реакторных блоков установок каталитического крекинга перейти от реакторов с псевдоожиженным слоем катализатора к созданию прямоточных лифт-реакторов с восходящим потоком катализаторной взвеси.

Эти системы каталитического крекинга различаются по способу транспорта катализатора, взаимному расположению реактора и регенератора, методам осуществления секционирования, а также конструктивному оформлению внутренних узлов аппарата - выравнивающих устройств (предназначены для обеспечения равномерного по сечению аппарата движения катализатора), газораспределительных и газосборных устройств, распределителей катализатора, отпарных секций и др.

Расположение реактора и регенератора установок каталитического крекинга, используемые метод и система транспорта катализатора, а также давление в обоих аппаратах являются взаимосвязанными факторами. В зависимости от расположения реактора и регенератора, организации между ними транспорта катализатора реакторно-регенераторные блоки различают:

с параллельным разновысотным расположением реактора и регенератора и напорным транспортом катализатора в разбавленной фазе;

с параллельным равновысотным расположением реактора и регенератора и транспортом катализатора в плотной фазе в U-образных катализа - торопроводах;

с соосным расположением реактора над регенератором или регенератора над реактором и напорным транспортом катализатора.

Размещение регенератора выше уровня реактора позволяет иметь в нем более низкое давление, достаточное для обеспечения перетока регенерированного катализатора в реактор. При таком размещении аппаратов снижаются энергетические затраты при эксплуатации установки, но увеличиваются капитальные затраты при ее сооружении.

При соосном расположении аппаратов упрощается система пневмотранспорта закоксованного и регенерированного катализаторов, устраняются изгибы и повороты катализаторопроводов, уменьшается их абразивный износ.

Что касается конструктивного оформления реакторного блока, то при выборе того или иного типа реактора определяющим параметром является обеспечение требуемой глубины крекинга («глубины превращения сырья», «степени конверсии»).

В промышленной практике находят применение реакторы нескольких типов: реакторы с «кипящим» слоем катализатора (одноступенчатые, ступенчато-противоточные, с секционирующими вставками) и лифт-реакторы с разбавленной фазой катализатора в транспортной линии.

Аппарат с псевдоожиженным слоем катализатора (реактор, регенератор) имеет следующие основные части и зоны.

Распределительное устройство для ввода в слой смеси катализатора и паров сырья для реактора или воздуха для регенератора. Это устройство должно обеспечить равномерное псевдоожижение слоя без значительного образования пузырей. Над таким устройством находится псевдоожижен - ный слой катализатора. Для этих же целей служат газораспределительные решетки провального и непровального типов (рисунок 2).

Реакционная или рабочая зона - псевдоожиженный слой катализатора, в котором осуществляется крекинг сырья (в реакторе) или выжиг кокса (в регенераторе).

Отстойная или сепарационная зона, расположенная над слоем катализатора. В этой зоне от потока паров отделяются наиболее крупные частицы катализатора, вынесенные из слоя и возвращаемые обратно в слой. Вынесенные из слоя более мелкие частицы, скорость витания которых равна или меньше скорости паров над слоем, уносятся потоком паров в циклоны.

Одно- или двухступенчатые циклоны, расположенные в верхней части отстойной зоны. Уловленный циклонами катализатор через соответствующие спускные стояки возвращается в слой.

Отпарная секция, в которой катализатор обрабатывается водяным паром с целью десорбции с его поверхности углеводородов (в реакторе) или продуктов сгорания (в регенераторе).

Водяной пар, введенный в отпарную секцию, вытесняет углеводородные пары или газы из свободного объема между частицами катализатора, предотвращая тем самым их взаимное проникновение.

Отпарные секции конструктивно выполняются по-разному. На рисунок 3 представлены схемы вариантов отпарных устройств: кольцеобразные секции без отсеков или с отсеками, обеспечивающими более эффективный контакт с водяным паром; цилиндрические секции с перегородками типа диск - кольцо; сегментные отпарные секции; выносная цилиндрическая секция.

При отпарке отработанного катализатора углеводороды сравнительно легко удаляются из промежутков между отдельными частицами катализатора и сравнительно трудно из пор, поэтому режим работы такой отпарной секции предопределяется не только гидродинамикой потоков катализатора и отпаривающего агента, но и скоростью диффундирующих в порах катализатора встречных потоков водяного пара и углеводородов.

Рисунок 3 - Схемы отпарных секций реакторов и регенераторов установок каталитического крекинга: а - кольцевая; б - цилиндрическая с перегородками «диск - кольцо»; в-сегментная; г - цилиндрическая выносная; 1 - стояк отработанного катализатора; 2 - ствол пневмоподъемника; 3 - распределительная решетка; 4 - отпарная секция; 5 - маточник для водяного пара. Потоки: 1 - отработанный катализатор; II - регенерированный катализатор

Отпарное устройство должно обеспечить достаточно полную десорбцию углеводородов из отработанного катализатора, так как недесорбированные углеводороды выжигаются в регенераторе вместе с коксом, повышая тепловую нагрузку аппарата, расход воздуха и энергозатраты, а также увеличивая потери.

Эффективность работы отпарных устройств зависит от их конструкции, длительности пребывания катализатора в зоне отпарки, а также расхода отпаривающего агента.

Обычно регенератор - самый крупный аппарат на установке каталитического крекинга, его объем значительно превышает объем реактора.

Размеры регенератора зависят от его производительности по сжигаемому коксу (количество кокса, выжигаемого с поверхности закоксованного катализатора за единицу времени) и выбранного технологического режима процесса регенерации (температура, давление). Производительность регенератора характеризуется количеством выжженного кокса в единицу времени, и она определяется как произведение количества циркулирующего катализатора на разность содержаний кокса на нем до и после выжига.

Для теплоизоляции и предотвращения абразивного износа корпуса регенератора со стороны постоянно движущихся значительных масс катализатора его изнутри покрывают слоем жаростойкого торкрет-бетона толщиной 150 - 200 мм, нанесенного на панцирную сетку. Применение торкрет-бетона позволяет снизить температуру и толщину стенки корпуса регенератора.

Быстрое отделение катализатора от паров нефтепродуктов на выходе из лифт-реактора стало необходимым условием современных высокотемпературных установок каталитического крекинга, работающих при температурах свыше 525°С.

В настоящее время применяются несколько конструкций концевых устройств для лифт-реактора (рисунок 4). В порядке увеличения эффективности к ним относятся инерционный сепаратор (см. рисунок 4, а), циклоны с восходящим потоком (рисунок 4, б) и разработанные фирмой «Мобил» циклоны с замкнутым потоком (см. рисунок 4, в).

Для оптимального отделения катализатора от нефтепродуктов в лифт - реакторе необходимо во избежание повторного крекинга бензина предотвратить каталитический крекинг в разбавленной фазе после лифт-реактора и, сокращая время пребывания паров на участке между выходом из лифт - реактора и зоной резкого охлаждения, в главной ректификационной колонне свести к минимуму термический крекинг. Кроме того, система отделения катализатора от нефтепродуктов должна обладать операционной гибкостью и не требовать повышенного внимания со стороны оператора, сводить к минимуму коксование в трубопроводах и уменьшать потери катализатора в ректификационной колонне. Наиболее полно всем этим требованиям отвечает концевое устройство лифт-реактора в виде циклонов с замкнутым потоком.

Рисунок 4 - Конструкции концевых устройств для лифт-реактора:

а - инерционный сепаратор; 6 - циклоны с восходящим потоком; в-циклоны с замкнутым потоком. Потоки: I - смесь катализатора и паров нефтепродуктов из лифт - реактора; II - парогазовый поток из десорбера; III - продукты крекинга

Система впрыскивания сырья оказывает решающее влияние на выходы продуктов установок каталитического крекинга. В идеале реакции крекинга должны протекать в паровой фазе на поверхности твердого катализатора. Быстрое и равномерное смешение сырья и катализатора обеспечивает более полное испарение нефтепродуктов и лучший их контакт с катализатором на протяжении короткого времени их пребывания в лифт-реакторе.

На рисунок 5 приведены некоторые конструкции распыливающих сопел для установок каталитического крекинга. Конструкция распиливающего сопла должна обеспечить образование мелких капель с узким распределением их по диаметру и небольшим средним диаметром. Если при впрыске сырья образуются крупные капли, то они будут испаряться медленно и могут вообще не испариться. Присутствие в лифт-реакторе частиц катализатора, смоченных неиспарившимся сырьем, ведет к образованию кокса, водорода и углеводородов С₁ - С₂. Сравнительная оценка (по данным фирмы «Келлог») показывает, что наилучшими характеристиками обладают сопла «Атомах». Если принять средний диаметр капель, образующихся в сопле «Атомах» за единицу, то для сопла с круглым отверстием (см. рисунок 5, а) средний диаметр капель равен 3, для сопла со щелевым отверстием (см. рисунок 5, б) - 2,3, а для сопла с многочисленными форсунками - 7,8.

Рисунок 5 - Конструкции распиливающих сопел для установок каталитического крекинга:

а - сопло с круглым отверстием; б - сопло со щелевым отверстием фирмы «Келлог»; в-сопло с многочисленными форсунками; г - сопло «Атомах» фирм «Келлог» и «Мобил»; 1 - корпус; 2 - спираль; 3 - диафрагма с круглым отверстием; 4 - наконечник со щелевым отверстием; 5 - статический смеситель; 6 - форсунки. Потоки: 1 - сырье; 11 - водяной пар; 111 - паросырьевая смесь.

2. Расчетная часть

2.1 Исходные данные

Целью работы является изучение конструкции и методов расчета реактора установки каталитического крекинга вакуумного дистиллята в псевдоожиженном слое. Расчет включает в себя определение количества катализатора и расхода водяного пара, составление материального и теплового балансов реактора, в результате которых определяют реактора.

Задание. Рассчитать реактор установки каталитического крекинга вакуумного дистиллята в псевдоожиженном. Производительность реактора по свежему сырью =160 т/ч. Количество рециркулирующего каталитического газойля составляет 16,4 масс.% на свежее сырьё. Выход газа - 16,6 масс.% на свежее сырьё. Температура крекинга Т_р=813 К. Массовая кратность циркуляции катализатора по свежему сырью 8:1. Глубина превращения 75. Температура рециркулирующего каталитического газойля Т_ц=500 К. Температура катализатора Т_к=760 К. Температура водяного пара, подаваемого в транспортную линию Т_п.1=760 К. Температура водяного пара, подаваемого в отпарную зону реактора Т_п.2=580 К.

2.2 Материальный баланс

Зная производительность реактора по свежему сырью и выходы продуктов крекинга в долях от свежего сырья, найдем часовые количества газа, бензина, легкого и тяжелого газойлей, кокса. С учетом рециркулирующего газойля определить загрузку реактора.

Характеристики сырья и продуктов крекинга по лабораторным данным приводятся в таблице 1

Таблица 1 - Физические свойства сырья и продуктов

Показатели	Вакуумный дистиллят	Рецирк. Газойль	Газ	Бензин	Легкий катал. газойль	Тяжелый катал. газойль
Относительная плотность:	0,910	0,940	-	0,760	0,920	0,933
	0,912	0,942	-	0,764	0,923	0,934
Молекулярная масса	300-320	340-360	30-40	100-120	200-220	240-260

Выход бензина и кокса определяем по графикам в зависимости от глубины превращения (по рисункам 6, 7).

Рисунок 6 - График для определения выхода бензина

Рисунок 7 - График для определения выхода кокса

По графику 6 выход бензина составляет =54 объемн.% на свежее сырьё или в массовых процентах:

(2.1)

где - выход бензина в объемных процентах.

Получим:

,

Выход кокса в зависимости от заданной глубины превращения по графику 7 составляет =8,5 масс.% на свежее сырьё.

Выход общее количество каталитического газойля определить по разности общего количества продуктов и процентного содержания выхода газа, бензина и кокса.

(2.2)

где - выход газа и кокса в массовых процентах, соответственно.

Соотношение между легким и тяжелым газойлями примем как 1:1.

Результаты расчета свести в таблицу 2.

Таблица 2 - Материальный баланс

Потоки	Количество, т/ч	Состав
		масс% на свежее сырьё	масс% на загрузку реактора
Приход:
Сырьё	160	100,0	85,9
Рецикл газойля	26,24	16,4	14,1
Загрузка реактора	186,24	116,4	100,0
Расход:
Газ	26,56	16,6	14,26
Бензин	72	45	38,66
Легкий газойль	23,92	14,95	12,84
Тяжелый газойль	23,92	14,95	12,84
Кокс	13,6	8,5	7,3
Всего	160	100,0	85,9
Рецикл газойля	26,24	16,4	14,1
Сумма	186,24	116,4	100,0

2.3 Количество катализатора и расход водяного пара

При кратности циркуляции катализатора R=8:1 количество циркулирующего катализатора:

(2.3)

где R - кратность циркуляции катализатора,

Gc - производительность реактора по свежему сырью, т/ч.

т/ч.

Для регулирования плотности смеси паров сырья с катализатором в транспортную линию подается водяной пар в количестве 4 масс.%, считая на загрузку реактора. На отпарку продуктов крекинга с закоксованного катализатора в зону отпарки подается 7 кг пара на 1 т катализатора.

Расход водяного пара, подаваемого в транспортную линию

(2.4)

где - количество водяного пара, масс.%,

Gc - загрузка реактора, т/ч.

т/ч.

Расход водяного пара, на отпарку катализатора

(2.5)

где - количество водяного пара, кг/т.

т/ч.

2.4 Тепловой баланс

Составим тепловой баланс реактора, из которого определим температуру сырья на входе в узел смешения с катализатором.

Уравнение теплового баланса реактора в общем виде:

Q_c + Qц1 + Qкат1 + Qп1 + Qп2 = Qг + Qб + Qл.г + Qт.г + Qкат2 + Qк + Qц2 + Qп1 + Qп2 + Qр + Qп (2.6)

Левая часть уравнения отвечает приходу тепла (в кВт):

Qc - с сырьем;

Qц1 - с рециркулирующим каталитическим газойлем;

Qкат1 - с циркулирующим катализатором;

Qп1 - с водяным паром, подаваемым в транспортную линию;

Qп2 - с водяным паром, подаваемым на отпарку углеводородов с катализатора.

Правая часть уравнения отвечает расходу тепла (в кВт):

Qг - с образовавшимися газами крекинга;

Qб - с парами бензина;

Qл.г - с парами легкого газойля;

Qт.г - с парами тяжелого газойля;

Qкат2 - с циркулирующим катализатором;

Qк - с образовавшимся при крекинге коксом;

Qц2 - с рециркулирующим газойлем.

Qп1 - с водяным паром, подаваемым в транспортную линию;

Qп2 - с водяным паром, подаваемым на отпарку углеводородов с катализатора;

Qр - на реакции каталитического крекинга;

Qп - потери тепла в окружающую среду.

Количество потерь тепла в окружающую среду принимаем 800 кВт. Значения энтальпий крекинг-газа, бензина и каталитического газойля приведены в таблице 3 интервале температур 673-773 К. Путем интерполяции можно определить энтальпию при промежуточных температурах.

Таблица 3 - Значения энтальпий в интервале температур 673-773 К

Компонент	Состояние	Энтальпия, кДж/кг
		673 К	773 К
Вода	Пар	3268	3488
Крекинг-газ	Газ	980	1297
Бензин	Пар	1260	1580
Легкий газойль	Пар	1160	1470
Тяжелый газойль	Пар	1150	1440
	Жидкость	950	1270

Энтальпия катализатора и кокса подсчитывается по формуле:

(2.7)

где с - теплоемкость катализатора или кокса, кДж/кг;

Т - температура катализатора или кокса, К.

Теплоемкость катализатора принимаем 1,1 кДж/(кг·К), теплоемкость кокса - 2 кДж/(кг·К).

кДж/кг;

кДж/кг;

кДж/кг.

Величину теплового эффекта реакции крекинга Qр определяем по графику в зависимости от глубины превращения. При глубине превращения R=75 теплота реакции Qр=160 кВт.

Тепловой баланс сведем в таблицу 4.

Таблица 4 - Тепловой баланс

Обозначение потока	Состояние	Температура, К	Количество, кг/ч	Энтальпия, кДж/кг	Количество тепла, кВт
Приход:
Qc	Ж	Тс	160000	qc	Qс
Qц1	Ж	500	26240	588,71	4 291,01
Qкат1	Т	760	1280000	836,00	297 244,44
Qп1	П	760	7450	3 459,40	7 159,04
Qп2	П	580	8960	3 063,40	7 624,46
Сумма	-				Qс +316318,95
Расход:
Qг	Г	813	26560	1 423,80	10 504,48
Qб	П	813	72000	1 846,72	36 934,37
Qл.г	П	813	23920	1 741,74	11 572,87
Qт.г	П	813	23920	1 734,94	11 527,74
Qкат2	Т	813	1280000	894,30	317 973,33
Qк	Т	813	13600	1 626,00	6 142,67
Qц2	П	813	26240	1 730,01	12 609,82
Qп1	П	813	7450	3 576,00	7 400,33
Qп2	П	813	8960	3 576,00	8 900,27
Qр	-	-	160000	160,00	7 111,11
Qп	-	-			1 000,00
Сумма					431 676,99

Из теплового баланса найдем количество тепла Q_с, которое должно прийти вместе с сырьем:

Q_с=431676,99 - 316318,95=115358,04 кВт.

Энтальпию сырья найдем из соотношения:

 (2.8)

кДж/кг.

В соответствии с энтальпией сырья при относительной плотности =0,91 определяем температуру сырья Т_с=1110,90 К.

2.5 Размеры реактора

Определяют размеры реактора: диаметр корпуса и десорбера, высоту аппарата. При этом высоту псевдоожиженного слоя находят делением объема реакционного пространства на площадь поперечного сечения реактора; высоту сепарационного пространства рассчитывают в зависимости от скорости паров, проходящих через свободное сечение реактора над кипящим слоем. Высоты остальных частей реактора (десорбера и др.) принимаются конструктивно в соответствии с практическими данными.

Площадь поперечного сечения реактора равна:

(2.9)

где V - объем паров, проходящих через свободное сечение реактора, м³/ч;

щ - допустимая скорость паров в свободном сечении реактора, м/с.

Величину V можно определить по формуле:

(2.10)

где - количество паровой смеси в реакторе, кмоль/ч;

Тр - температура в реакторе, К;

р - давление в реакторе над псевдоожиженным слоем, принимаемое равным 0,2•10⁶ Па.

Рассчитаем величину :

Тогда

м³/ч.

Этот объем паров является наибольшим, так как суммарный объем всех получающихся продуктов крекинга больше объема сырья.

Для установок каталитического крекинга с псевдоожиженным слоем катализатора средняя скорость движения газов в свободном (над псевдоожиженным слоем) сечении реактора рекомендуется принимать равной от 0,5 м/с до 0,89 м/с. Примем =0,5 м/с. Тогда площадь поперечного сечения реактора равна:

(2.11)

м².

Диаметр реактора:

(2.12)

 м.

На существующих промышленных установках применяются реакторы диаметром от 2,5 до 12.

Диаметр зоны отпарки (десорбера) найдем после того, как будем знать давление у верхнего основания десорбера.

Эскиз реактора приведен на рисунке 8.

Рисунок 8 - Схема для расчета рабочей высоты реактора

Полная высота реактора:

H = h + h1 + h2 + h3 + h4 + h5 (2.13)

где h - высота псевдоожиженного слоя,

h1 - высота переходной зоны от псевдоожиженного слоя до зоны (отпарки распределительного устройства),

h2 - высота зоны отпарки (конструктивно принимается равной 6 м),

h3 - высота сепарационной зоны,

h4 - часть высоты аппарата, занятая циклонами, зависит от размеров циклонов (конструктивно принимается равной 6 м),

h5 - высота верхнего полушарового днища, равная 0,5•D.

Высота псевдоожиженного слоя в промышленных реакторах составляет 4,5 - 7,0 м. В данной работе высоту псевдоожиженного слоя рассчитать по формуле:

(2.14)

где Vp - объем реакционного пространства, м³;

(2.15)

где Gк.р. - количество катализатора в реакционном пространстве реактора, м³;

- плотность псевдоожиженного слоя катализатора, обычно равная 450-500 кг/м³.

(2.16)

где Gр. - загрузка реактора, кг/ч;

nс - массовая скорость подачи сырья, ч-¹.

Массовая скорость подачи сырья изменяется в пределах от 1,1 д 2,6 ч-¹.

Тогда

кг;

м³;

м.

Высота переходной зоны h1:

(2.17)

где - высота цилиндрической части переходной зоны, м;

- высота конической части переходной зоны, м.

Примем высоту переходной зоны равной h1=7 м. Величины и найдем после определения диаметра десорбера.

Площадь поперечного сечения десорбера:

(2.18)

где Vд - объем паров, проходящих через свободное сечение десорбера, м³/ч;

щд - линейная скорость паров в расчете на полное сечение десорбера, которая может находиться в пределах 0,3-0,9 м/с.

Наибольший объем паров будет в верхней части десорбера. Величина Vд рассчитывается по формуле:

(2.19)

где - количество паровой смеси в десорбере, кмоль/ч;

рд - давление в реакторе в верхней части десорбера, Па.

Количество паровой смеси в десорбере равно:

(2.20)

где Gпд - количество паров углеводородов, уносимых с катализатором в десордер, кмоль/ч;

Мпд - средняя молекулярная масса уносимых паров углеводородов.

Количество углеводородных паров, заключенных в объеме между частицами катализатора и адсорбированных на его поверхности:

(2.21)

где y - доля углеводородных паров, переносимых с потоком катализатора, принять в пределах 0,001-0,0035.

Давление в верхней части десорбера равно:

(2.22)

Тогда

Па;

кг;

кмоль/ч.

Подставив в формулу для расчетов объема газов и паров все известные величины, получим:

м³.

Примем линейную скорость паров в расчете на полное сечение десорбера равной щд=0,6 м/с. Тогда

м².

Диаметр десорбера

(2.23)

м.

Принимая, что угол образующей конуса с вертикалью составляет 45є, и зная диаметр реактора, геометрически легко найти высоту конического перехода =2,2 м. Получим:

м.

Высота сепарационной зоны из рассчитывается по формуле:

(2.24)

где - скорость паров в свободном сечении реактора, м/с.

м.

Тогда по формуле 2.13:

H = 3 + 7 + 6 + 2,85 + 6 + 4 = 28,85 м.

Высота цилиндрической части корпуса:

Hц = h + + h3 + h4 (2.25)

Hц = 3+4,8+2,85+6 = 16,65 м.

В промышленных реакторах отношение высоты цилиндрической части корпуса к диаметру Hц/=1,4ч4. Меньшие значения этого отношения характерны для мощных реакторов. Для нашего случая:

Полученное расчетом отношение Hц/=2,1 находится в указанном промежутке.

2.6 Расчет циклонов реактора

Проведем поверочный расчет циклона предварительно выбранного типа. Целью расчета является определение числа циклонов, их гидравлического сопротивления и размеров.

Циклон типа НИИОГаз представлен на рисунке 7. Основные размеры циклонов НИИОГаз приведены в таблице 7.



Рисунок 9 - Циклон типа НИИОГаз

Таблица 5 - Основные размеры циклонов НИИОГаз (в долях D)

Величина	Тип циклона
	ЦН-21	ЦН-15	ЦН-11
Диаметр выходной трубы D1	0,6	0,6	0,6
Ширина входного патрубка b	0,26	0,26	0,26
Высота входного патрубка h1'	1,11	0,66	0,48
Высота входной трубы h2'	2,11	1,74	1,56
Высота цилиндрической части h3'	2,11	2,26	2,08
Высота конической части h4'	1,75	2,00	2,00
Общая высота циклона H	4,26	4,26	4,38
Меньшее основание конической части d	0,25	0,25	0,25
Коэффициент гидравлического сопротивления	60	105	180

Таблица 6 - Значения величин диаметров циклонов

ЦН-24	1500	1000	500
ЦН-15	800	600	400	200	100
ЦН-11	800	100

Выберем из таблицы циклон ЦН-21 диаметром 1500 мм. Рассчитаем условную скорость парогазовой смеси, отнесенную к полному поперечному сечению цилиндрической части корпуса циклона.

Условную скорость находят по формуле:

 (2.26)

где - коэффициент гидравлического сопротивления циклона,

- сопротивление циклона,

- плотность парогазовой смеси.

Найдем количество и мольную долю сырья по формулам:

(2.27)

(2.28)

Таблица 7 - Исходные данные для определения плотности парогазовой смеси.

Потоки	Количество Gi, кг/ч	Молекулярная масса Mi	Количество	Мольная доля
Qг	26560	35	758,8	0,28
Qб	72000	100	720	0,27
Qл.г	23920	250	95,7	0,04
Qт.г	23920	200	119,6	0,04
Qц2	26240	350	75	0,03
Qп1+Qп2	16410	18	912	0,34
Сумма			2681	1

Плотность парогазовой смеси равна:

(2.29)

где М_п - средняя молекулярная масса смеси углеводородного и водяного паров.

Среднюю молекулярную массу смеси углеводородного и водяного паров рассчитывают так:

(2.30)

где М_i - средняя молекулярная масса компонента парогазовой смеси;

- мольная доля компонента парогазовой смеси.

Тогда

По известным объему парогазовой смеси над псевдоожиженным слоем и условной скорости определим требуемое суммарное сечение S циклонов. Делением величины S на поперечное сечение одного циклона определить число циклонов N. Число циклонов можно определить, определив сначала расход парогазовой смеси на выбранный циклон, а потом разделить общий расход на расход одного циклона.

Расход парогазовой смеси на один циклон при определенной условной скорости:

(2.31)

где D - диаметр циклона.

(2.32)

где V - объем парогазовой смеси.

Зададимся диаметром корпуса циклона, который равен 1500 мм, и числом циклонов равным 4, определим условную скорость в циклоне. При этом необходимо учитывать, чтобы скорость входа парогазовой смеси в циклон не превышала 18 м/с.

Рассчитаем площадь сечения двух циклонов, подставив значения в формулу 2.32:

,

.

Определим гидравлическое сопротивление циклона. Сопротивление циклона определяется из выражения:

(2.34)

Гидравлическое сопротивление циклона не должно превышать 5150 Па. Если полученные величины скорости и гидравлического сопротивления не соответствуют нормам, то нужно подобрать другой тип циклона и изменить их количество.

Проверим полученные данные исходя из расчета скорости входа парогазовой смеси в циклон. Скорость не должна превышать 18 м/с.

Объем поступающего воздуха V₁ для одного циклона равен:

м³/с (27)

м/c < 18 м/с.

Полученная скорость удовлетворяет условиям. Выбранные тип, размер и количество циклонов полностью удовлетворяют заданным значениям.

2.7 Расчет геометрических размеров распределительного устройства

Суммарное живое сечение распределителей подбирают, исходя из условия сохранения величины линейной скорости подводимого потока, обычно оно составляет 1-2,5% от сечения реактора.

Конструктивно распределитель может быть оформлен в виде горизонтальной решетки.

Площадь, занимаемая решеткой должна составлять 60-70% поперечного сечения реактора.

Диаметр решетки определим по формуле:

,

где S - площадь поперечного сечения реактора.

Площадь живого сечения распределителя:

Суммарное живое сечение распределительной решетки позволяет определить диаметр ствола, подводящего парокатализаторную смесь:

.

После определения диаметра ствола, уточнить диаметр отпарной части реактора. Учесть площадь поперечного сечения, занимаемого стволом.

Скорость паров в отверстиях решетки:

Гидравлическое сопротивление решеток рассчитать по формуле:

где - поправочные коэффициенты, находят по графику,

- доля живого сечения решетки.

Плотность паров определить по примеру, приведенному выше, учитывая, что через распределительную решетку проходит только сырье и водяной пар, подаваемый в транспортную линию.



- толщина решетки; - диаметр отверстий в решетке.

Рисунок 10 - График зависимости поправочных коэффициентов от толщины решетки

Таблица 6 - Данные для определения плотности парогазовой смеси

Потоки	Количество	Молекулярная масса, Мi	Количество	Мольная доля
Сырье	160000	360	444,44	0,33
Водяной пар	16410	18	911,67	0,67
Сумма	176410	-	1356,11	1,00

Плотность парогазовой смеси равна:

(2.29)

где М_п - средняя молекулярная масса смеси углеводородного и водяного паров.

Среднюю молекулярную массу смеси углеводородного и водяного паров рассчитывают так:

(2.30)

где М_i - средняя молекулярная масса компонента парогазовой смеси;

- мольная доля компонента парогазовой смеси.

Тогда

Доля живого сечения решетки:

.

Приняв толщину решетки д = 5 мм

Для хорошего парораспределения перепад давления на решетке должен укладываться в пределы 3400-4800 Па.

Заключение

В задачу расчета реактора входит определение его основных размеров - диаметра и высоты, температуры сырья при подаче в узел смешения с катализатором, температуры катализатора на выходе из реактора, размеров распределительных устройств для парокатализаторного потока, числа циклонов и их гидравлического сопротивления.

Исходными данными для расчета реактора являются: производительность реактора по свежему сырью и количеству рециркулирующего газойля; характеристика сырья и продуктов крекинга (плотность, пределы выкипания, вязкость и др.); температура крекинга; кратность циркуляции катализатора по свежему сырью; выход продуктов реакции (по лабораторным или заводским данным).

В ходе расчета составляется материальный баланс с учетом количества рециркулирующего газойля для определения загрузки реактора. В данной работе соотношение количеств легкого и тяжелого газойлями принято 1:1. В дальнейшем определяется количества катализатора согласно условию кратности циркуляции катализатора, и расход водяного пара подаваемого в транспортную линию, на отпарку катализатора. Составляется тепловой баланс, из которого определяем температуру сырья на входе в узел смешения с катализатором. Тепловой и материальный балансы сведены в таблицы. Определили размеры реактора: диаметр корпуса и десорбера, высоту аппарата, размеры остальных частей реактора приняты согласно конструктивным особенностям.

Список использованных источников

1. Кузнецов А.А., Кагерманов С.М., Судаков Е.Н.: Расчеты процессов и аппаратов нефтеперерабатывающей промышленности; Изд-во «Химия», 1974. - 342 с.

2. Скобло А.И., Трегубова И.А, Молоканов Ю.К: Процессы и аппараты нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности; Изд-во Химия, 1982 - 584 с.

Размещено на Allbest.ru