1. 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.с * g, где π – давление над псевдоожиженным слоем, Па;.

π_н = 0,2 * 10⁶ + (6,46 + 7+ 6) * 500 * 9,81 = 0,296 * 10⁶ Па.

Чтобы рассчитать температуру катализатора на входе в регенератор, необходимо рассчитать температуру закоксованного катализатора на выходе из десорбера. Поступающий в десорбер перегретый водяной пар (Т = 783 К, π = 0,46 * 10⁶ Па) охлаждается, отдавая тепло катализатору, до температуры 758 К, а температура катализатора повышается на величину:

ΔТ₁ = G_д1 * (q₇₈₃ – q₇₅₈) / (G_к * с_к), где q₇₈₃ – энтальпия перегретого водяного пара на входе в зону отпарки при Т = 783 и давлении π = 0,46 * 10⁶ Па; q₇₅₈ – энтальпия перегретого водяного пара на верху зоны отпарки (выход) при Т = 758 К и давлении π = 0,27 * 10⁶ Па.

ΔТ₁ = 13248,13 * (3510 – 3465) / (1862000 * 1,13) = 0,3 К.

Температура выходящего из зоны отпарки отработанного катализатора:

Т_к = Т_р + ΔТ₁ = 758 + 0,3 = 758,3 К.

2. Выбор распределительного устройства парокатализаторного потока 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.

Конструктивно распределитель может быть оформлен в виде трубного пучка или в виде горизонтальных решёток. В данном расчёте принимаем конструкцию распределителя в виде 7 горизонтальных решёток. Такая конструкция наиболее распространена в промышленности, испытана и достаточно описана в литературе.

Площадь, занимаемая решётками, должна составлять 60 – 70 % поперечного сечения реактора. При этом решётки хорошо вписываются в сечение реактора. Если принять площадь, занимаемую решётками, равной 60 %, то площадь решёток будет равна:

F_р = 0,6 * S = 0,6 * 46 = 27,6 м².

Площадь одной решётки:

f_р = F_р / 7 = 27,6 / 7 = 3,9 м².

Диаметр решётки:

D = 1,128 * √f_р = 1,128 * √3,9 = 2,23 м.

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

F_ж = 0,01 * S = 0,01 * 46 = 0,46 м².

Живое сечение одной решётки:

f_ж = F_ж / 7 = 0,46 / 7 = 0,066 м².

Примем толщину решётки δ = 0,02 м, а диаметр отверстий в решётке d₀ = 0,02 м. Тогда число отверстий в решётке будет равно:

n_д = 4 * f_ж / (π * d₀²) = 4 * 0,066 / (3,14 * 0,02²) = 210.

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

D_ст = 1,128 * √F_ж = 1,128 * √0,46 = 0,77м.

Диаметр каждого из семи ответвлений от центрального подводящего ствола:

D₀ = 1,128 * √f_ж = 1,128 * √0,066 = 0,29м.

Имея в виду, что рециркулят подаётся в псевдоожиженный слой катализатора, минуя решётки, объём паров на подходе к решётке рассчитаем по формуле:

V_д = (22,4 * ∑(G_i / M_i) * T_p * 0,1 * 10⁶) / (3600 * 273 * m_р * π_р), где ∑(G_i / M_i) – количество углеводородных и водяных паров, проходящих через решётку, кмоль/ч; m_р = 7 – число решёток; π_р – давление в реакторе у решёток, Па.

Количество углеводородных и водяных паров, проходящих через решётку, равно:

∑(G_i / M_i) = G_c / M_c + G_п1 / М_п1 = 266000 / 400 + 10640 / 18 = =1256,1 кмоль/ч.

Давление в реакторе у решёток:

π_р = π + h * ρ_п.с * g = 0,2 * 10⁶ + 6,46 * 500 * 9,81 = 0,23 * 10⁶ Па.

В результате:

V_д = (22,4 * 1256,1 * 758 * 0,1 * 10⁶) / (3600 * 273 * 7 * 0,23 * *10⁶) = 1,35 м³/с.

Скорость паров в отверстиях решётки:

ω₀ = V_п / f_ж = 1,35 / 0,066 = 20,46 м/с.

Гидравлическое сопротивление решёток рассчитываем по формуле:

Δπ_р = k₁ * k₂ * [0,35 + (1 - φ)²] * ρ_п * ω₀² / 2, где k₁ и k₂ – поправочные коэффициенты, находимые по графикам; φ – доля живого сечения решётки; ρ_п – плотность паров, кг/м³.

По графикам определяем поправочные коэффициенты:

k₁ = 1,6; k₂ = 1.

Для живого сечения решётки:

φ = f_ж / f_р = 0,066 / 3,9 = 0,0169.

Плотность паров равна:

ρ_п = 273 * М_п * π_р / (22,4 * T_p * 0,1 * 10⁶), где М_п – средняя молекулярная масса смеси углеводородного и водяного паров.

Среднюю молекулярную массу смеси углеводородного и водяного паров рассчитываем следующем образом:

М_п = М_с * y’_с + М_в.п * y’_в.п, где М_с и М_в.п – соответственно средняя молекулярная масса водяного пара; y’_с и y’_в.п – мольные доли сырья и водяного пара, подаваемого для регулирования

плотности смеси сырья и катализатора (таблица 1.7).

Таблица 1.7.

Потоки	Количество Gi, кг/ч	Молекулярная масса Mi	Количество ni = Gi / Mi	Мольная доля y’i = ni / Σ ni
сырьё	266000	400	665	0,5294
водяной пар	10640	18	591,1	0,4706
сумма	276640		1256,1	1

Получим:

М_п = 400 * 0,5294 + 18 * 0,4706 = 220,2

Таким образом:

ρ_п = 273 * 220,2 * 0,23*10⁶ / (22,4 * 758 * 0,1 * 10⁶) = 8,14 кг/м³.

Δπ_р = 1,6 * 1 * [0,35 + (1 – 0,0169)²] * 8,14 * 20,46² / 2 = 3588 Па.

Для хорошего парораспределения перепад давления на решётке должен укладываться в пределы 3400 – 4800 Па.