Каталитический крекинг

    Сумма энтальпий компонентов равна  энтальпии крекинг- газа при данной температуре. Путем интерполяции можно определить энтальпию газа при промежуточных температурах.

    Энтальпия углеводородных паров определяется по формуле: 

                    (2.6) 

    Определим энтальпии жидких углеводородов: 

                           , кДж/кг                  (2.7) 

    где   - относительная плотность жидкого углеводорода;

        Т – температура потока, К. 

    Таблица 2.14- Энтальпии компонентов газа в интервале температур

                              673-773 К 

 

    Энтальпии углеводородных паров и жидкостей, также катализатора и кокса подсчитаны и приведены в таблице  4.28.

    Энтальпия катализатора и кокса подсчитана по формуле: 

                                             , кДж/кг                                                   (2.8) 

    где   - энтальпия катализатора или кокса, кДж/кг;

        с – теплоемкость катализатора или кокса, кДж/(кг ∙ К);

        Т – температура катализатора или кокса, К.

    Теплоемкость  катализатора принята равной 1,13 кДж/(кг∙ К); теплоемкость кокса 2,51 кДж/(кг ∙ К).

    Глубина превращения определяется по таблице 2.12: 

    100 - (14,4 + 12,4) = 73,2 % (масс.). 

    Согласно [6] при глубине превращения 71,5% (масс.) величина теплового эффекта составит 205,2 кДж на 1 кг сырья.

    Из  теплового баланса реактора, приведенного в таблице 2.15, имеем: 

    Q_с  = 409160 – 367550 = 41610 кВт 

    Энтальпия сырья равняется :  

    q_с = 3600 Q_с/G_c = 3600 ∙ 41610/97000 = 1544,3 кДж/кг 

    Таблице  2.15- Тепловой баланс реактора 

 

    Для того, чтобы по найденной энтальпии  определить температуру сырья, необходимо знать его фазовое состояние.

    Интервал  температуры, в котором сырье  будет испаряться в низу реактора: 

                                                 ∆T = Т_р - Т_с,                                                (2.9) 

    Величину  интервала температуры ∆T можно  определить по формуле: 

                                   1 – е = 10⁴ (140∆T – 0,33∆T²),                                (2.10) 

    где 1 – е – массовая доля жидкого  остатка при однократном испарении    

                      сырья. 

    При подаче сырья в узел смешения в  жидком виде, доля отгона принимается  как е = 0, и из действительных корней квадратного относительно ∆T уравнения  во внимание примем наименьшее числовое значение, равное ∆T = 91 К. При этом предельное значение температуры, при которой сырье практически находится еще в жидком состоянии, окажется равным: 

    Т_пр.с = 758 – 91 = 667 К 

    Если  температура сырья будет выше 667 К, то произойдет его частичное  испарение. В соответствии с энтальпией сырья температура Т_с = =540 К. Следовательно, сырье подается в узел смешения в жидком состоянии. Температура сырья в промышленных установках находится в пределах 473-633 К [5].

    Размеры реактора. Площадь поперечного сечения равна: 

                                              S = V / 3600ω, м²                                          (2.11) 

где  V – объем паров, проходящих через свободное сечение реактора,

                 м³/ч;

     ω – допустимая скорость паров в свободном сечении реактора, м/с. 

    Величину  V определяем по формуле: 

                                            

, м³/ч                          (2.12) 

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

     Т_р – температура в реакторе, К;

π – абсолютное давление в реакторе над псевдоожиженном слое,

      принимаемое равным 0,2∙10⁶ Па (2ат).

    Для расчета величины необходимо определить среднюю молекулярную массу крекинг- газа. Из таблицы 2.13 имеем: 

    М_г = 67570/2297,33 = 29,41. 

    Из  таблицы 2.15 имеем: 

    

= 67570/30,3 + 163980/105 + 54660/200 + 47070/340 + 107806/248 +

    15184/18 + 18827,06/18 = 6527,7 кмоль/ч 

    Тогда  

    

м³/ч 

    Этот  объем паров является наибольшим, так как суммарный объем всех получающихся продуктов крекинга больше объема сырья. В данном расчете средняя скорость движения газов в свободном (над псевдоожиженным слоем) сечении реактора ω= 0,85 м/с. Тогда площадь поперечного сечения реактора: 

    

м² 

    Диаметр реактора: 

    

м. 

    Полная  высота реактора находится по следующей  формуле: 

                                   H_п = h + h₁ + h₂ + h₃ + h₄ + h₅, м                              (2.13) 

    где  h – высота псевдоожиженного слоя, м;

       h₁ – высота переходной зоны от псевдоожиженного слоя до зоны  

              отпарки (распределительного устройства), м;

     h₂ – высота зоны отпарки (конструктивно принимается равной 6 м);

     h₃ – высота сепарационной зоны, м;

     h₄ – часть высоты аппарата, занятая циклонами, (h₄ = 6м);

     h₅ – высота верхнего полушарового днища, равная 0,5D = 3,75 м. 

    Высота  псевдоожиженного слоя рассчитывается по формуле: 

                                     , м                                               (2.14) 

     где  V_p – объем реакционного пространства, м³.

     V_p рассчитывается по формуле: 

                             V_p = G_к.р / ρ_п.с,                                           (2.15) 

где  G_к.р – количество катализатора в реакционном пространстве реактора, кг;

ρ_п.с –   плотность псевдоожиженного слоя катализатора, обычно    равная 450-500 кг/м³ (примем ρ_п.с = 500 кг/м³). 

    Величина  G_к.р равна: 

                                               G_к.р = G_с^/ / n_д, кг                                           (2.16) 

где   G_с^/ - загрузка реактора, (свежее сырье + рециркулирующий  газойль) кг/ч;

         n_д  – массовая скорость подачи сырья, ч^-1, (n_д = 2,3 ч^-1). 

    Подставив соответствующие числовые значения получим: 

    G_к.р = 124548 / 2,3 = 54151 кг 

    V_p = 54151/500 = 108,3 м³ 

    h = 108,3/66,34 =1,63 м 

    Высота  переходной зоны h₁: 

          h₁ = h₁^/ + h_к, м  (2.17) 

    где h₁^/ - высота цилиндрической части переходной зоны, м;

          h_к – высота конической части переходной зоны, м.

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

    Площадь поперечного сечения десорбера: 

          S_д = V_д / 3600 ω_д, м² (2.18) 

            где       V_д – объем паров, проходящих через свободное сечение десорбера,  

                            м³/ч;

            ω_д – линейная скорость паров в расчете на полное сечение 

                             десорбера, м/с. 

    Наибольший  объем паров будет в верхней  части десорбера.