Реакторный блок установки каталитического крекинга

 

Энтальпия водяного пара определяется по диаграмме i - S [12] для водяного пара по таблицам ВТИ в зависимости температуры и давления. Температуру пара принимают исходя из диапазона изменения температур в реакторе и охлаждающих змеевиках регенератора.

Реакция каталитического крекинга сопровождается поглощением тепла. На рис. 3 [14, с.170] приведены примерные данные о тепловом эффекте реакции каталитического крекинга в зависимости от глубины превращения в массовых процентах.

Глубина превращения определяется по таблице 1:

- (16.2 + 13.15) = 70.65 масс. %

При глубине превращения 70.7 масс. % величина теплового эффекта составит 207 кДж на 1 кг сырья.

Из теплового баланса (табл.2.4.3) имеем:

QC = 409140 - 367550 = 41590 кВт

Энтальпия сырья:

 

qC = (3600QC ) / GC =

= (3600 × 41590) / 260000 = 576 кДж/кг (2.13)

 

Чтобы по найденной энтальпии определить температуру сырья, необходимо знать его фазовое состояние.

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

 

DТ = ТР - ТС (2.14)

 

Величину интервала температуры DТ можно определить из формулы [15]:

 

- e = 104 (140DТ - 0.33DТ2) (2.15)

 

где 1 - e - массовая доля жидкого остатка при однократном испарении сырья.

 

Предположим, что сырье подается в узел смешения в жидком виде, тогда доля отгона е = 0 и из двух действительных квадратного относительно DТ уравнения во внимание примем наименьшее числовое значение, равное DТ = 91 К. При этом предельное значение температуры, при которой сырье практически находится еще в жидком состоянии, окажется равным:

 

Тпр.с = 763 - 91 = 672 К (2.16)

 

Если температура сырья будет выше 672 К, то произойдет частичное его испарение.

В соответствии с энтальпией сырья температура ТС=540 К. (приложение 2). Следовательно сырье подается в узел смешения в жидком состоянии.

Температура сырья в промышленных установках находится в пределах 473 - 633 К [1, с.153].

 

2.5 Технологический расчёт реакторного блока

 

.5.1 Размеры  реактора

Площадь поперечного сечения реактора равна:

 

S = V / 3600w (2.17)

 

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

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

Величину V определим по формуле:

 

V = (22.4åGi/Mi × TP × 0.1×106) / 273p (2.18)

 

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

Тр - температура в реакторе, К;

p - абсолютное давление в реакторе над псевдоожиженным слоем, принимаем равным 0.2×106 Па (2 ат).

Для расчета величины åGi/Mi необходимо определить среднюю молекулярную массу крекинг - газа. Из табл. 2 имеем

 

МГ = 44200/1461.0 = 30.3 (2.19)

 

И из табл. 4:

 

åGi/Mi=44200/30.3 + 112750/105 + 39250/200 +

+ 32000/340 + 71000/248 + 10000/18 +

+12430/18 = 4380 кмоль/ч (2.20)

 

Тогда

 

V = (22.4×4380×763×0.1×106) / 273×0.2×106 =

= 137105 м3/ч (2.21)

 

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 0.63 м/с [16, с.150]. По другим литературным данным эта скорость может изменяться от 0.5 м/с [17, с. 216] до 0.89 м/с [1, с.150]. Примем w=0.85 м/с. Тогда площадь поперечного сечения реактора:

 

 

S = 137100 / 3600×0.85 = 44.8 м2 (2.22)

 

Диаметр реактора:

 

D = 1.128ÖS =1.128Ö44.8 » 7.6 м (2.23)

 

На существующих промышленных установках применяются реакторы диаметром от 2.5 до 12 м.

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

Полная высота реактора (рис. 4):

 

HП=h + h1 + h2 + h3 + h4 + h5 (2.24)

 

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 (зависит от

размеров циклонов), - принимаем h4=6 м;

h5 - высота верхнего полушарового днища, равная 0.5D = 3.75 м.

 

Высота псевдоожиженного слоя в промышленных реакторах составляет 4.5-7.0 м [1, с.149]. В нашем случае ее можно рассчитать по формуле:

 

H = VP / S (2.25)

 

где VP - объем реакционного пространства (в м3):

VP = Gк.р / rп.с (2.26)

 

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

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

Величина Gк.р равна:

 

Gк.р = Gc¢ / nД (2.27)

 

где Gc¢ - загрузка реактора (свежее сырье + рециркулирующий газойль) кг/ч;

nД - массовая скорость подачи сырья, ч-1. Эта скорость изменяется для тяжелого сырья в пределах 1.1-2.3 ч-1 [7, с.114], причем большие значения применяются в случае рециркуляции;

примем nД=2.3 ч-1.

Тогда

Gк.р = 260000 + 71000 / 2.3 = 143900 кг

Vp = 143900 / 500 =287.8 м3

h = 287.8 / 44.5 = 6.47 м

Высота переходной зоны h1:

 

h1 = h1¢ + hk (2.28)

 

где h1¢ - высота цилиндрической части переходной зоны;

hK - высота ее конической части.

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

Процесс десорбции продуктов абсорбированных катализатором заключается в вытеснении углеводородных паров как из объема между частицами катализатора, так и с поверхности катализатора водяным паром, который заполняет эти пространства.

Площадь поперечного сечения десорбера:

 

SД = VД / 3600wД (2.29)

 

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

wД - линейная скорость паров в расчете на полное сечение десобера, которая может находиться в пределах 0.3-0.9 м/с.

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

 

VД = (22.4åGi/Mi × TP × 0.1×106) / 273pВ (2.30)

 

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

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

Количество паровой смеси в десорбере равно:

 

åGi/Mi = GП/МП + GД1/18 (2.31)

 

где GП - количество паров углеводородов, уносимых с катализатором в десорбер, кг/ч;

МП - средняя молекулярная масса уносимых паров углеводородов;

GД1 - количество водяного пара, подаваемого в десорбер, кг/ч.

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

 

GП = уП Gз.к (2.32)

 

где уП - доля углеводородных паров, переносимых с потоком

катализатора, рассчитывается по формуле [20]:

 

уП = ((rк - rп.с) / rп.сrк ) ×rп (2.33)

 

где rк=2400 кг/м3 - плотность материала катализатора [7, с.40];

rп - плотность адсорбированных паров углеводородов и газообразных продуктов в условиях температуры и давления в верхней части десорбера, кг/м3.

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

 

rп.о = МГ / 22.4 = 30.3 / 22.4 =1.35 кг/м3 (2.34)

 

В рабочих условиях для верхней части десорбера

 

rп = rп.о×(ТоpВ / ТВpо) (2.35)

 

при этом ТВ = Тр = 763 К, а давление в верхней части десорбера равно:

 

pВ = p + (h+h1)rп.с g = (2.36)

= 0.2×106 + (6.47+7) × 500 × 9.81 = 0.27×106 Па

 

Тогда

rп = 1.35×(273×0.27×106) / 763×0.1×106 = 1.30 кг/м3

уп = ((2400-500) / 500×2400) ×1.32 = 0.021

Gп= 0.0021×1778750 = 3730 кг/ч

а величина

åGi/Mi = 3730/30.3 + 12430/18 = 813 ккмоль/ч

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

VД = (22.4×813×763×0.1×106) / 273×0.27×106 = 18850 м3/ч

Примем линейную скорость паров в расчете на полное сечение десорбера равной wД = 0.74 м/с.

Тогда

SД = 18850 / (3600×0.74) = 7.1 м2

Диаметр десорбера

 

DД = 1.128ÖSД = 1.128Ö7.1 = 3 м. (2.37)

 

Принимая, что угол образующей конуса с вертикалью составляет 45°, и зная диаметр реактора (7.6 м), геометрически легко найти высоту конического перехода hк = 2.25м. Получим:

 

h1¢ = h1 - hk = 7 - 2.25 = 4.75 м (2.38)

 

Высота сепарационной зоны h3 рассчитывается по формуле:

 

h3 = 0.85w1.2(7.33 - 1.2lgw) = (2.39)

= 0.85×0.851.2(7.33 - 1.2lg0.85)= 5.2 м

 

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

Тогда

Hп = 6.47 + 7 + 6 +5.2 + 6 + 3.75 = 34.42 м

Высота цилиндрической части корпуса:

 

Hц =h + h1¢ + h3 + h4 = (2.40)

= 6.47 + 4.75 + 5.2 + 6 = 22.42 м.

 

В промышленных реакторах отношение высоты цилиндрической части корпуса к диаметру Hц/D = 1.4 ¸ 4 [1, с.146]. Меньшее значения этого отношения характерны для мощных реакторов. Для нашего случая:

 

Hц/D = 22.42 / 7,6 = 2.95 (2.50)

 

.5.2 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:

 

pн = p + (h + h1 + h2)rп.сg (2.51)

 

где p - давление над псевдоожиженным слоем, Па;

h, h1, h2 - соответственно высоты псевдоожиженного слоя, конической части и зоны отпарки, м.

Получим:

pн = 0.2×106 + (6.47+7+6)×500×9.81 = 0.295×106 Па

Чтобы определить температуру катализатора на входе в регенератор, необходимо знать температуру закоксованного катализатора на выходе из десорбера. Поступающий в десорбер перегретый водяной пар (Т=783 К, p=0.44×106 Па)охлаждается, отдавая тепло катализатору, до температуры 763К, а температура катализатора повышается на величину:

 

DТ1 = GД1(i783-i763) / GKcK (2.52)

 

где i783 - энтальпия перегретого водяного пара на входе в зону отпарки при Т=783 К и давлении p=0.46×106 Па;

i763 - энтальпия перегретого водяного пара на верху зоны отпарки

(выход) при Т=763 К и давлении p=0.27×106 Па;

GK - количество катализатора, кг/ч;

cK - теплоемкость катализатора, кДж/(кг×К).

Подставив в формулу для расчета DТ числовые значения величин, получим: DТ1 = (12430(3510 - 3465)) / 1750000×1.13 » 0.3 К

Температура выходящего из зоны отпарки отработанного катализатора:

 

ТК = Тр + DТ1 = 763 + 0.3 = 763.3 К (2.53)

 

.5.3 Выбор  распределительного устройства  парокатализаторного потка в реакторе

Суммарное живое сечение распределителей подбирают, исходя из условия сохранения величины линейной скорости подводимого потока; обычно оно составляет 1-2.5 % от сечения реактора.

Принимаем конструкцию распределителя 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:

 

FP = 0.6S = 0.6×44.8 = 26.9 м2 (2.54)

 

Площадь одной решетки:

 

fP = FP/7 = 26.9/7 = 3.8 м2 (2.55)

 

Диаметр решетки:

 

DP = 1.128ÖfP = 1.128Ö3.8 = 2.2 м (2.56)

 

К показателем конструкции газораспределительной решетки относятся: диаметр отверстий, площадь живого сечения, толщина, шаг размещения отверстий.

Конструкция газораспределительных решеток существенно влияет на качество псевдоожижения катализатора. Увеличения живого сечения газораспределительных решеток, при неизменном диаметре отверстий, а также увеличение диаметра отверстий, при неизменном живом сечении, приводят к ухудшению качества псевдоожиженного слоя. Повышение скорости газа в отверстиях решеток и в связи с этим некоторое увеличение их гидравлического сопротивления оказывают положительное влияние на качество псевдоожижения [23].

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