Каталитический крекинг

    Величина  V_д рассчитывается по формуле: 

           , м³/ч      (2.19) 

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

          π_в – давление в реакторе в верхней части десорбера, Па. 

    Количество  паровой смеси в десорбере  равно: 

           , кмоль/ч (2.20) 

      где  G_п – количество паров углеводородов, уносимых с катализатором в

                      десорбер, кг/ч;

          М_п – средняя молекулярная масса уносимых паров углеводородов;

          G_д1 – количество водяного пара, подаваемого в десорбер, кг/ч. 

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

          G_п = у_пС_з.к, кг/ч  (2.21) 

где у_п – доля углеводородных паров, переносимых с потоком катализатора. 

у_п рассчитывается по формуле:

                 ,        (2.22) 

где    ρ_к-  плотность материала катализатора, (ρ_к = 2400 кг/м³);

            ρ_п – плотность адсорбированных паров углеводородов и газообразных

                 продуктов в условиях температуры и давления в верхней части

                 десорбера, кг/м³. 

    Если  принять среднюю молекулярную массу М_п адсорбированных углеводородных паров и газообразных продуктов равной средней молекулярной массе М_г крекинг- газа, то при нормальных условиях имеем: 

          ρ_п.о = М_г / 22,4 = 29,41 / 22,4 = 1,3 кг/м³     (2.23) 

    В рабочих условиях для верхней части десорбера: 

          ρ_п = ρ_п.о · Т_оπ_в / Т_вπ_о, кг/м³  (2.24) 

    При этом Т_в = Т_р = 758 К, а давление в верхней части десорбера равно: 

          π_в = π + (h + h₁) ρ_п.сg = 0,2 ·10⁶ + (1,63 + 7) ∙ 500 ·9,81  

                                               = 0,27·10⁶Па                                      (2.25) 

    Тогда кг/м³;     

          G_п = 0,002 ∙ 2758930=5518 кг/ч, 

    а величина

            кмоль/ч 

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

           м³/ч 

    Примем  линейную скорость паров в расчете  на полное сечение десорбера равной ω_д = 0,74 м/с. Тогда S_д = 28287/3600 ∙ 0,74 = 10,62 м².

    Диаметр десорбера: 

           м,  (2.26) 

    Высота  конического перехода находится геометрически: угол образующей конуса с вертикалью составляет 45⁰, диаметр реактора равен 7,5м, следовательно h_k = 2,25м. Получаем: 

          h_k^/ = h₁ - h_k = 7 - 2,25 = 4,75м. 

    Высота  сепарационной зоны h₃ рассчитывается по формуле: 

    h₃ = 0,85ω^1,2(7,33 – 1,2 lgω) = 0,85 ·0,85^1,2(7,33-1,2lg 0,85) =5,2 м     (2.27) 

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

    Тогда  

          Н_п =  1,63 + 7 + 6 + 5,2 + 6 + 3,75 = 29,58 м 

    Высота  цилиндрической части корпуса: 

                     H_ц = h + h₁^/ + h₃ + h₄ = 1,63 + 4,75 + 5,2 + 6 = 17,58          (2.28) 

    В промышленных реакторах отношение  высоты цилиндрической части корпуса  к диаметру Н_ц/D = 1,4÷4 [5]. Для нашего случая: 

          Н_ц/D =17,58/9,18 = 1,91 

    Давление  у основания зоны отпарки (десорбера). Температура катализатора на выходе из десорбера. При известной высоте реактора можно подсчитать давление у основания десорбера по следующему выражению: 

          π_н = π + (h + h₁ + h₂)ρ_п.сg,  (2.29) 

    где          π  –  давление над псевдоожиженным слоем, Па;

                        h + h₁ + h₂ - соответственно высоты псевдоожиженного слоя,

                        конической   части и зоны отпарки, м. 

    Получим: 

          π_н = 0,2 ∙10⁶ + (1,63 + 7 + 6) · 500 ∙ 9,81 = 0,224∙10⁶ Па 

    Для определения температуры катализатора на входе в регенератор, необходимо знать температуру закоксованного катализатора на выходе из десорбера. Поступающий в десорбер перегретый водяной пар (Т=783 К, π = 0,44·10⁶Па) охлаждается, отдавая тепло катализатору, до температуры 758 К, а температура катализатора повышается на величину: 

           ,К  (2.30)

где     i₇₈₃ – энтальпия перегретого водяного пара на входе в зону отпарки при  

                    Т=783 К и давлении π =0,46·10⁶Па;

           i₇₅₈ – энтальпия перегретого водяного пара на верху зоны отпарки  

                    (выход) при Т=758К и давлении π = 0,27·10⁶Па;

          G_к – количество катализатора, кг/ч;

          с_к – теплоемкость катализатора, кДж/(кг∙К) 

    Подставив в формулу для расчета ∆T числовые значения величин, получим: 

           К 

    Температура выходящего из зоны отпарки отработанного  катализатора: 

          Т_к = Т_р +∆T₁ = 758+0,07 = 758,07 К. 

    Выбор распределительного устройства парокатализаторного  потока в реакторе. Конструкция распределителя представлена в виде семи горизонтальных решеток. Площадь, занимаемая решетками, должна составлять 60-70% поперечного сечения реактора. При этом решетки хорошо вписываются в сечение реактора. Если принять площадь, занимаемую решетками, равной 60%, то площадь решеток будет равна: 

          F_р = 0,6 · S = 0,6 · 66,34 = 39,8 м² 

    Площадь одной решетки: 

          f_р = F/7 = 39,8/7 = 5,7 м²  

    Диаметр решетки: 

           м.   

    Примем  живое сечение распределителя равным 1 % от сечения реактора. Площадь живого сечения распределителя: 

          F_ж = 0,01S = 0,01∙ 66,34 = 0,6634 м²     

    Живое сечение одной решетки: 

          f_ж = F_ж/7 = 0,6634/7 = 0,095 м² 

    Примем  толщину решетки σ =0,02 м, а диаметр  отверстий в решетке   d_о= 0,02 м. Число отверстий в решетке равняется: 

              

    Диаметр ствола, подводящего парокатализаторную смесь, равен: 

           м.  
 
 
 

   3 Список использованной литературы 

1. Рудин М.Г., Драбкин А.Е. Краткий справочник нефтепереработчика. Л., Х., 1980,327 с.
2. Магарил Р.З. Теоретические основы химических процессов переработки нефти. М., Химия, 1976, 312 с.
3. Суханов В.П. Переработка нефти. М., Высшая школа, 1974. 335 с.
4. Эрих В.Н., Расина М.Г., Рудин М.Г., Химия и технология нефти и газа. Л., Химия,1977. 424 с.
5. Кузнецов А.А, Кагерман С.М., Судаков Е.Н. Расчеты процессов и аппаратов нефтеперерабатывающей промышленности. Л., Химия, 1974, 342 с.
6. Сарданашвили А.М. Расчеты технологических аппаратов. М., 1966, 264 с.
7. Надиров Н.К. Нефть и газ Казахстана. Алматы, 1995, ч.2, 396 с.
8. Справочник нефти СССР. т. 2, М., Химия 1972.
9. Бондаренко А.В. Альбом технологических  схем. М., Химия, 1985. 

     Танатаров Б.Н. Расчет технологических аппаратов. М., Химия, 1981 г.

10. Фарамазов С.А. Эксплуатация оборудования нефтеперерабатывающих заводов. М., Химия, 1973.  
11. Смидович Е.В. Технология переработки нефти и газа. Ч. 2, М., Химия, 1968.375 с.
12. Орочко Д.И., Сулимов А.Д., Осипов Л.Н. Гидрогенизационные процессы в нефтепереработке. М., «Химия», 1971.

 

  
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 

Приложение 1 

Спецификация  технологического

оборудования  установки 

 

Приложение 2 
 

Спецификация  технологических потоков 

установки