5. Тепловой баланс реактора

Целью расчёта теплового баланса реактора является определение тем­пературы на выходе из реактора.

Уравнение теплового баланса реактора гидроочистки записывает­ся следующим образом:

Q_С + Q_Ц + Q_S + Q_ГН + Q_A = ∑Q_см, (31)

где Q_С, Q_Ц - тепло, вносимое в реактор со свежим сырьём и цирку­лирующим водородсодержащим газом (кДж);

Q_S, Q_ГН, Q_A - тепло, выделяемое при протекании реакций гидрогенолиза сернистых, гидрирования непредельных и ароматических соедине­ний (кДж);

∑Q_см - тепло, отдуваемое из реактора реакционной смесью (кДж).

Средняя теплоёмкость реакционной смеси при гидроочистке незначи­тельно изменяется в ходе процесса, поэтому тепловой баланс реактора можно записать в следующем виде:

G · c’ · t₀ + ∆S · q_S + ∆C_Н · q_Н + ∆A · q_A = G · c’ · t (32)

t = t₀ + (∆S · q_S + ∆C_Н · q_Н + ∆A · q_A) / G · c’ (33)

где G - суммарное количество реакционной смеси, % (масс.);

c’- средняя теплоёмкость реакционной смеси, кДж/(кг.К);

∆S, ∆C_Н, ∆A - количество серы, непредельных и ароматических углеводородов, удалённых из сырья, % (масс.);

t₀, t - температура на входе в реактор и на выходе соответственно, °С;

q_S, q_A, q_Н - тепловые эффекты гидрирования сернистых, аромати­ческих и непредельных соединений, кДж/кг.

Значение t₀ определяют для каждой пары катализатор – сырьё в интер­вале 250-380°С. При оптимизации t₀ учитывают следующие два фактора, действующие в противоположных направлениях: с повышением t₀ уменьшается загрузка катализатора, которая требуется для достижения заданной глубины обессеривания ∆S но, с другой стороны, увеличивается скорость дезактива­ции катализатора, и следовательно, увеличиваются затраты, связанные с более частыми регенерациями и большим простоем установки за календар­ный год. Для заданной пары катализатор – сырьё принимают начальную температуру сырья

t₀ = 350 °С для достижения высокой степени обессеривания. Суммарное количество реакционной смеси на входе в реактор G =119,24 кг (таблица 9).

Глубину гидрирования непредельных углеводородов примем 100 %: ∆C_Н = C_Н · 1= 2 · 1= 2 % (масс.).

При расчёте теплового баланса реактора принимается, что количество серы, удаленное из сырья ∆S = 95,9 % (масс.).

Количество тепла, выделяемое при гидрогенолизе сернистых соединений

(на 100 кг сырья) при заданной глубине обессеривания составит:

Q_S = ∑q_Si · g_Si, (34)

где q_Si - тепловой эффект гидрогенолиза отдельных сероорганических соединений, кДж/кг;

g_Si - количество разложенных сероорганических соединений, кг (при рас-чёте на 100 кг сырья оно численно равно содержанию отдельных сероорганичес-ких соединений в % масс.).

Тепловые эффекты гидрогенолиза [27, с 143]:

Меркаптанов 2100кДж/кг

Сульфидов 3500 кДж/кг

Дисульфидов 5060 кДж/кг

Тиофенов 8700 кДж/кг

Тиофанов 3810 кДж/кг

Q_S =2100∙0,06 + 3500∙0,5 + 5060∙0,3 + 8700∙0,05 + 3810∙0,05 = 19769,5 кДж.

Количество тепла, выделяемое при гидрировании непредельных уг­леводородов, равно:

Q_Н =∆C_Н · q_Н / М, (35)

где q_Н = 126 кДж/моль [27, с.143];

∆C_Н = 1,9978 % (масс.);

Q_Н = 1,9978 · 126 · 1000 / 137,78 = 1827 кДж.

Количество тепла, выделяемое при гидрировании ароматических уг­леводородов, равно:

Q_А = ∆A · q_А / М (36)

Для моноароматических углеводородов тепловой эффект реакции гидрирования равен 214 кДж/моль [27, с.143]. В сырье присутствуют в основном моно­циклические арены (бензольные), поэтому в расчёте можно принимать

q_А = 214кДж/моль[27,с.143];

ΔА = 22 - 9 = 13% (масс.);

Q_А = 13 · 214 · 1000 / 137,78= 20191,61 кДж.

Среднюю теплоёмкость циркулирующего водородсодержащего газа на­ходим на основании данных по теплоемкости отдельных компонентов пред­ставленных в таблице 16.

Таблица 16 -Теплоёмкость индивидуальных компонентов [27, с. 152]

Теплоёмкость	H2	CH4	C2H6	C3H8	C4H10
cP, кДж / (кг · К) cP, кДж / (кг · °С)	14,570 3,480	3,350 0,800	3,290 0,786	3,230 0,772	3,180 0,760

Теплоёмкость циркулирующего водородсодержащего газа находим по формуле:

С_ц = ΣC_Pi · y_i, (37)

где C_Pi - теплоёмкость отдельных компонентов с учётом поправок на температуру и давление, кДж / (кг · К);

y_i - массовая доля каждого компонента в циркулирующем газе

(таблица 8)

С_ц=14,57·0,192+3,35·0,427+3,29·0,201+3,23·0,103+

+ 3,18·0,077=5,45 кДж / (кг · К).

Энтальпию паров сырья при 350 °С определяем по графику [27, с. 333], для ρ⁴₂₀ = 0,8350 I³⁵⁰=1140 кДж / кг.

Поправку на давление находим по значениям приведенной температуры и давления.

Абсолютная критическая температура сырья определяется с использова­нием графика, [27, с. 60].

К = (1,216 · ) / ρ¹⁵₁₅ (38)

К = (1,216 · ) / 0, 83929= 11,78.

Для К = 11,78 и М =137,78, то Т_кр =723 К.

Приведенная температура равна:

Т_пр = (350 + 273) / 723 = 0, 86 (39)

Критическое давление сырья вычисляем по (40)

Р_кр = 0,1 · Т_кр · К / М = 0,1 · 723 · 11,78 / 137,78 = 6,18 МПа (40)

Приведенное давление:

Р_пр = Р / Р_кр = 5 / 6,18 = 0,8 (41)

Для найденных значений Т_пр и Р_пр, по рисунку [27, с. 63] имеем

∆I · М / (Т_кр) = 12,5

∆I = 12,5∙Т_кр/М = 12,5 · 723 / 137,78 = 65,6 кДж / кг

Итак, I³⁵⁰_с = I_с - ∆I = 1140 – 65,6 =1074,4 кДж / кг

Теплоёмкость сырья с поправкой на давление:

С_с= I³⁵⁰_c / (350 + 273) = 1074,4/ (350 + 273) = 1,73 кДж / (кг · К) (42)

Средняя теплоёмкость реакционной смеси:

с' = (С_с · 100 + С_ц · (G - 100)) / G, (43)

с'= (1,73 · 100 + 5,45 · 19,24) / 119,24 = 2,33 кДж / (кг · °С).

Температура на выходе из реактора:

t = 350 + (0,959∙19769,5 + 2∙187 + 13∙214)/119,24∙2,33= 441,4 °С.

Принимаем 5% потерь тепла, т.е. t_вых = 0,95 · t;

t_вых = 0,95 · 441,4 = 419,33 °С

Проверка на тепловой баланс:

Тепло, отдуваемое из реактора реакционной смесью ∑Q_см

∑Q_см = G · c’ · t_вых =119,24 · 2,33 · 419,3 = 116493,8 кДж

Тепло, вносимое в реактор со свежим сырьём и циркулирующим во-дородсодержащим газом Q_С, Q_Ц

Q_С + Q_Ц = G · c’ · t₀ = 119,24 · 2,33 · 350 =92240,22 кДж

Тепло на входе

Q_С + Q_Ц + Q_S + Q_H = 92240,22+19769,5+1827+214= 119050,72 кДж

По по­лученной температуре на выходе из реактора можно сказать, что необходимо работать с дополнительным охлаждением реакционной смеси.

3. Расчёт размеров реактора гидроочистки [29]

1. Расчёт объёма катализатора в реакторе

Требуемый объём катализатора находится по формуле:

V_кат = G / (ρ · ω · n), (44)

где G - расход сырья в кг/ч; G= 122541,6 кг/ч.

ω - объёмная скорость подачи сырья, ч^-1.

n - количество реакторов (n = 1)

V_кат = 122541,6/ (835 · 4 · 1) = 36,7 м³

2. Вычисление геометрических размеров реактора гидроочистки

Принимаем цилиндрическую форму реактора.

(45)

Подсчитываем секундный объем смеси паров сырья и ЦВСГ при температуре и давлении на входе в реактор:

V_см = V_c + V_ц (46)

(47)

где G_с - расход сырья в реактор, кг/ч;

М_с - молекулярная масса сырья, кг/кмоль;

- средняя температура в реакторе, °С;

- коэффициент сжимаемости;

Р - давление в реакторе, МПа.

При Т_пр =0,86 и Р_пр =0,8 коэффициент = 0,4 [27, с.58].

- средняя температура в реакторах, может быть вычислена следую-щим образом:

=(350 + 419,33) / 2= 384,66 °С

Объём циркулирующего газа составит:

(48)

где - коэффициент сжимаемости, для газа значительно разбавленного во­дородом, = 1,0;

- расход циркулирующего ВСГ в реактор, кг/ч;

- молекулярная масса газа, кг/кмоль.

= 384 + 2828 = 3212 м³ /ч = 0,89 м³ /с

u = 4 · 0,89 / ( · 3,1²) = 0,118 м/с

Находим сечение и диаметр реактора:

(49)

(50)

Принимаем по ГОСТ D = 3,1м.

Высота слоя катализатора в реакторе составляет:

(51)

Находим высоту цилиндрической части реактора:

(52)

Общая высота реактора:

H = h_цил + d (53)

H = 7,299 + 3,099 = 10,398≈10,4

Приемлемость размеров реактора дополнительно проверяется гидравли­ческим расчётом реактора. Потери напора в слое катализатора не должны пре­вышать 0,2 - 0,3 МПа [4, с.157].