Автор: Пользователь скрыл имя, 29 Марта 2014 в 10:28, курсовая работа
Промышленные установки каталитического крекинга. Изменяя технологический режим, а также используя разные сырье и катализатор, можно в весьма широких пределах изменять выход и качество получаемых продуктов. Данные показывают, что эффективность применения цеолитсодержащих катализаторов, особенно содержащих окислы редкоземельных металлов очень высока.
Введение
1. Технологическая часть
1.1 Теоретические основы процесса
.2 Описание технологической схемы установки
2. Расчетная часть
2.1 Физико-химические свойства веществ, участвующих в процессе
.2 Материальный баланс
.3 Количество циркулирующего катализатора и расход водяного пара
.4 Тепловой баланс
.5 Технологический расчёт реакторного блока
.5.1 Размеры реактора
.5.2 Давление у основания зоны отпарки. Температура катализатора на выходе из десорбера
.5.3 Выбор распределительного устройства парокатализаторного потока в реакторе
. Расчет и выбор вспомогательного оборудования
.1 Насосно-компрессорное оборудование
.2 Теплообменное оборудование
Заключение
Список использованных источников
Бункер Б-204 служит для выгрузки остаточного катализатора из регенератора Р-202 в период остановки РРБ. Разряжение в бункере Б-204 создается эжектором ЭЖ-202, при подаче в последний технического воздуха.
Отбор импульсов к приборам КИПА, замеряющим давление и перепады давления в аппаратах реакторного блока осуществляется методом продувки. Давление воздуха КИПиА к приборам секции С-200 контролируется поз.2-124.
.1 Физико-химические свойства веществ, участвующих в процессе
Таблица 2.1 Физико-химические свойства веществ
Показатели |
Сырье |
Продукты крекинга | |||
Вакуумный дистиллят |
Рециркули-рующий газойль |
бензин |
каталитический газойль | ||
легкий |
Тяжелый | ||||
Относительная плотность: r277 |
0.8970 |
0.9330 |
0.7350 |
0.9300 |
0.9400 |
r288 |
0.9131 |
0.9340 |
0.7641 |
0.9330 |
0.9420 |
Пределы выкипания, К |
623-773 |
458-773 |
313-468 |
468-623 |
623-773 |
Молекулярная масса |
360 |
248 |
105 |
200 |
340 |
Средняя молекулярная температура кипения, К |
683 |
582 |
384 |
548 |
676 |
.2 Материальный баланс
Зададимся глубиной превращения 75 объемн. % на исходное сырье [1, с. 7,8] и определим выходы продуктов крекинга.
Отношение количества сырья к количеству циркулирующего газойля
К= GC / 0.284 × GC = 260 / 0.284 × 260 = 3.52 (2.1)
По графику (рис. 1) определим выход бензина uб=54 объемн. % на свежее сырье или в массовых процентах
хб = r277 б × uб / r277с = (2.2)
= 0.735 × 54 / 0.897 = 44.25 масс % на свежее сырье
где uб - выход бензина, масс. % на свежее сырье
r277 б, r277с - относительные плотности соответственно бензина и свежего сырья
Выход кокса в зависимости от заданной глубины превращения по графику (рис. 2) составляет хк=8.7 масс. % на свежее сырье.
Выход газа при каталитическом крекинге вакуумного дистиллята, выкипающего в пределах 623-773 К, примем равным хГ=17.7 масс. % на свежее сырье [3, с.8].
Выход каталитического газойля, который в ректификационной колонне разделяется на легкий и тяжелый, определим по разности
хл.г + хт.г = 100-(42.8+8.7+17.7) =
= 30.8 масс. % на свежее сырье (2.3)
Расчет выхода продуктов крекинга приводится в таблице 2.2
Таблица 2.2 Выхода продуктов крекинга
Потоки |
Количество т/ч |
Состав | |
масс. % на свежее сырье |
масс % на загрузку реактора | ||
Приход |
|||
Сырье - вакуумный дистиллят 623-773 К |
260 т |
100.0 |
77.9 |
Рециркулирующий каталитический газойль |
69.2 |
31 |
22.1 |
Загрузка реактора |
329.2 |
131.0 |
100.0 |
Расход |
|||
Газ |
44.25 |
17.70 |
13.78 |
Бензин |
112.75 |
44.25 |
35.13 |
Легкий газойль |
44.25 |
16.20 |
12.22 |
Тяжелый газойль |
37.00 |
13.15 |
9.97 |
Кокс |
21.75 |
8.7 |
6.8 |
Всего |
260 |
100.0 |
77.9 |
Циркулирующий каталитический газойль |
69.2 |
28.4 |
22.1 |
Сумма |
329.2 |
128.4 |
100.0 |
2.3 Количество циркулирующего катализатора и расход водяного пара
При кратности циркуляции катализатора R=7:1 количество циркулирующего катализатора
GK=R×GC= 7 × 260= 1820 т/ч (2.4)
Определим расход водяного пара.
Для регулирования плотности смеси паров сырья с катализатором в транспортную линию подается водяной пар в количестве 2-6 масс. %, считая на загрузку реактора [1, с.149,95,96]. На отпарку продуктов крекинга с закоксованного катализатора в зону отпарки подается 5-10 кг пара на 1т катализатора [1, с.152].
Принимаем расход водяного пара для регулирования плотности смеси равным 4 масс. % на сырье или
GП1= 260 × 0.04 = 10.4 т/ч = 10400 кг/ч (2.5)
На катализаторе после регенерации остается кокс в количестве 0.2-0.5 масс. %, считая на свежий катализатор. Примем содержание остаточного кокса на регенерированном катализаторе равным 0.4 масс.%, что составит
GО.К = (0.4 × 1820) / 100 = 7.28 т/ч (2.6)
Количество закоксованного катализатора на выходе из реактора
GЗ.К = GК+GО.К+21.75 = 1820+7.28+21.75 = 1848.78 т/ч (2.7)
Приняв расход водяного пара на отпарку 1 т закоксованного катализатора раным 7 кг, найдем часовой расход водяного пара
Gg1= 7 × 1848.78 = 12941.46 кг/ч (2.8)
2.4 Тепловой баланс реактора
Уравнение теплового баланса реактора в общем виде
QС+QЦ1+QК1+QП1+QД1+QО.К= QГ+Qб+QЛ.Г+QТ.Г+
+QК2+QК+QЦ2+QД2+QП2+Qр+QП (2.9)
Левая часть уравнения отвечает приходу тепла (в кВт):
QС - с сырьем;
QЦ1 - с рециркулирующим каталитическим газойлем;
QК1 - с циркулирующим катализатором;
QП1 - с водяным паром, подаваемым в транспортную линию;
QД1 - с водяным паром, подаваемым на отпарку углеводородов с
Катализатора;
QО.К - с остаточным коксом.
Правая часть 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;
QК2 - с циркулирующим катализатором;
QК - с образовавшимся при крекинге коксом;
QЦ2 - с рециркулирующим газойлем;
QД2 - с водяным паром, подаваемым на отпарку углеводородов с
катализатора
QП2 - с водяным паром, подаваемым в транспортную линию;
Qр - на реакции каталитического крекинга;
QП - потери тепла в окружающую среду.
Из теплового баланса реактора определим температуру сырья при подаче его в узел смешения с катализатором.
По литературным и промышленным данным принимаем следующие температуры потоков на входе в реактор:
ТЦ1=561 К - температура рециркулирующего каталитического газойля;
ТК1=873 К - температура катализатора [1, с.266];
ТП1=873 К - температура водяного пара, подаваемого в транспортную
линию (с давлением p=0.46×106 Па) [5, с.107];
ТД1=783 К - температура водяного пара [6], подаваемого в отпарную
зону реактора при давлении 0.46×106 Па
Рассчитаем энтальпию потоков. Предварительно определим состав крекинг-газа.
При проектировании промышленных установок каталитического крекинга пользуются данными хроматографического анализа газа, полученного при крекинге сырья в лаборатории. При отсутствии лабораторных данных можно пользоваться литературными [1, с.210; 7, с.121; 8, с.125].
В табл.2.4.1 приведен примерный состав крекинг-газа.
Таблица 2.4.1 Состав крекинг-газа
Компоненты |
Мi |
Выход масс.% на сырье |
Количество | |
кг/ч |
кмоль/ч | |||
H2S |
34 |
0.85 |
2125 |
62.5 |
H2 |
2 |
0.20 |
500 |
250.0 |
CH4 |
16 |
2.31 |
5770 |
361.0 |
C2H4 |
28 |
0.57 |
1424 |
51.0 |
C2H6 |
30 |
1.25 |
3120 |
104.0 |
C3H6 |
42 |
3.22 |
8050 |
191.8 |
C3H8 |
44 |
2.43 |
6070 |
138.0 |
C4H8 |
56 |
3.95 |
9868 |
176.4 |
C4H10 |
58 |
2.92 |
7323 |
126.3 |
Сумма |
17.7 |
44200 |
1461.0 |
Ввиду низкого давления в реакторе влияние давления на энтальпию не учитывается. Зная состав крекинг-газа, можно найти энтальпию компонентов и затем подсчитать энтальпию смеси правилу смешения. В табл.2.4.2 приведены энтальпии компонентов газа в интервале температур 673-773 К. Например, энтальпия сероводорода при 673 К равна произведению удельной энтальпии, определяемой по справочникам, на массовую долю последнего в крекинг-газе: 432.2 × 0.048 = 20.74 кДж/кг
Сумма энтальпий компонентов равна энтальпии крекинг газа при данной температуре. Путем интерполяции можно определить энтальпию газа при промежуточных температурах.
Компоненты |
Состав хi масс. % |
Энтальпия, кДж/кг | |||
673 К |
773 К | ||||
qi |
qi xi |
qi |
qi xi | ||
H2S |
4.80 |
432.2 |
20.74 |
548.3 |
26.3 |
H2 |
1.13 |
5798.0 |
65.50 |
7255.0 |
82.0 |
CH4 |
13.70 |
1127.0 |
147.2 |
1498.0 |
195.4 |
C2H4 |
3.22 |
858.6 |
27.66 |
1143.0 |
36.8 |
C2H6 |
7.07 |
988.0 |
69.82 |
1323.0 |
93.5 |
C3H6 |
18.22 |
853.8 |
155.60 |
1139.0 |
207.4 |
C3H8 |
13.76 |
967.3 |
133.00 |
1293.5 |
177.8 |
C4H8 |
22.28 |
896.0 |
199.70 |
1193.0 |
266.2 |
C4H10 |
16.45 |
967.3 |
159.20 |
1290.0 |
212.2 |
Сумма |
100.00 |
- |
~978.4 |
- |
~1297.6 |
Энтальпию углеводородных паров (в кДж/кг) определяется по таблицам, приведенным в приложении, или по формуле [9, с.18]:
qT=209.2 - 130.25r288 + (0.543 - 0.134r288)T +
+ (0.00234 - 0.00059r288)T2 (2.10)
Для определения энтальпии жидких углеводородов (в кДж/кг) также можно воспользоваться таблицами или формулой [9, с.18]:
qT= 1 / (Ör288) × (0.0017T2 + 0.762T - 334.3) (2.11)
где r288 - относительная плотность жидкого углеводорода;
Т - температура потока, К.
Энтальпии углеводородных паров и жидкостей, а также катализатора и кокса подсчитаны и приведены в табл.2.4.3.
Энтальпия катализатора и кокса подсчитана по формуле:
q T = cT (2.12)
где q T - энтальпия катализатора или кокса, кДж/кг;
с - теплоемкость катализатора или кокса, кДж/(кг×К);
Т - температура катализатора или кокса, К.
Теплоемкость катализатора равна 1.05-1.13 кДж/(кг×К) [10, с.99], теплоемкость кокса 1.65-2,51 кДж/(кг×К) [12, с.36; 13, с.252].
Теплоемкость катализатора и кокса принята соответственно равной 1.13 и 2.51 кДж/(кг×К).
Обозначение потока |
Состояние |
Темпера тура, К |
Количество кг/ч |
Энтальпия, кДж/кг |
Количество тепла , кВт |
Приход |
|||||
QС |
Ж |
Тс |
250000 |
qc |
Qc |
QЦ1 |
Ж |
561 |
71000 |
648.0 |
12790 |
QК1 |
Т |
873 |
1750000 |
678.4 |
329500 |
QП1 |
П |
873 |
10000 |
3708.0 |
10300 |
QД1 |
П |
783 |
12430 |
3510.0 |
12130 |
Q0.К |
Т |
873 |
7000 |
1506.0 |
2930 |
Сумма |
- |
- |
- |
- |
Qc+367550 |
Расход |
|||||
QГ |
Г |
758 |
44250 |
1252.0 |
15380 |
Qб |
П |
758 |
112750 |
1162.0 |
36330 |
QЛ.Г |
П |
758 |
39250 |
1102.5 |
12020 |
QТ.Г |
П |
758 |
32000 |
1097.0 |
9755 |
QК2 |
Т |
758 |
1750000 |
548.8 |
26650 |
QK |
T |
758 |
28750 |
1219.0 |
9720 |
QЦ2 |
П |
758 |
71000 |
1102.5 |
21720 |
QП2 |
П |
758 |
10000 |
3455.0 |
9600 |
QД2 |
П |
758 |
12430 |
3455.0 |
11920 |
QР |
- |
- |
260000 |
205.2 |
14250 |
QП |
Принимается |
- |
- |
815 | |
Сумма |
- |
- |
- |
- |
409160 |
Информация о работе Реакторный блок установки каталитического крекинга