Міністерство освіти і науки, молоді і спорту України

Національний технічний університет України

Київський політехнічний інститут

Кафедра машин та апаратів хімічних і нафтопереробних виробництв

Методичні вказівки до практичних робіт з кредитного модуля

” Процеси та обладнання нафтопереробних виробництв ”

для спеціальності 8.05050315 “Обладнання хімічних виробництв і підприємств будівельних матеріалів”

Спеціалізації:

“Машини і апарати хімічних та нафтопереробних виробництв”

“Обладнання ресурсоенергозаощаджуючих та екобезпечних технологій холодильних і хімічних виробництв”

“Комп"ютерне проектування обладнання біохімічних виробництв”

Конспект кредитного модуля

рекомендовано кафедрою машин і апаратів хімічних та нафтопереробних виробництв

Протокол № 3

від22 жовтня2 2014 р.

Київ-2014

Завдання 1.

МОДЕЛЮВАННЯ ПРОЦЕСІВ В РЕГЕНЕРАТОРІ ТЕРМОКАТАЛІТИЧНОГО КРЕКІНГУ І

Завдання: продуктивність реактора N кг/с сировини, N – вариант по списку группы.

Параметричний розрахунок реактора

У задачу розрахунку реактора входить визначення його основних розмірів - діаметра і висоти, температури сировини при подачі його у вузол змішування з каталізатором, температури каталізатора на виході з реактора, розмірів розподільних пристроїв для парокаталізаторного потоку, числа циклонів і їх гідравлічного опору.

Характеристики сировини та продуктів крекінгу приведені в таблиці 1.

Таблиця 1

Показники	Сировина		Продукти крекінгу
	вакуумний дистилят	Рециркулю-ючий газойль	бензин	каталітичний газойль
				легкий	важкий
Відносна густина
	0,91	0,933	0,76	0,93	0,94
	0,9131	0,934	0,7641	0,933	0,942
Межі ви-кипання, К	623 – 773	468 – 773	313 – 468	468 – 623	623 – 773
Молекулярна маса	360	248	105	200	340
Середня молекулярна температура кипіння, К	683	582	384	548	676

РОЗРАХУНОК

Матеріальний баланс

Задамося степінню перетворення 75 об’ємних % на вихідну сировину і визначимо виходи продуктів крекінгу

Відношення кількості сировини до кількості циркулюючого газойля

Визначаємо вихід бензину згідно з [1, с 215] V_б=54 обємн. % на свіжу сировину чи в масових відсотках:

де x_б— вихід бензину, мас. % на свіжу сировину; — відносна густина відповідно бензину і свіжої сировини.

Одержимо:

мас. % на свіжу сировину

Вихід коксу в залежності від заданої глибини перетворення згідно [1, с 215] складає

x_k=8,7 мас. % на свіжу сировину.

Вихід газу при каталітичному крекінгу вакуумного дистиляту, що википає в межах 623—773 К, приймемо рівним x_г=17,7 мас. % на свіжу сировину.

Вихід каталітичного газойля, що у ректифікаційній колоні розділяється на легкий і важкий, визначимо по різниці:

мас. % на свіжу сировину

Для визначення виходу бензину, газу і коксу в залежності від режимних показників процесу можна скористатися й іншими даними.

Розрахунок виходу продуктів крекінгу приводиться в таблиці 4.1.1.2

Таблиця 4.1.1.2

Потоки	Кількість т/год	Склад
		масс.% на свіжу сировину	масс.% на загрузку реактора
Прихід Сировина – вакуумний дистиллят 623-773 К………... Рециркулюючий каталітичний газойль........................ Загрузка реактора………………………………............ Витрата Газ………………………………………………………. Бензин………………………………………………...... Легкий газойль……………………………………........ Важкий газойль………………………………………... Кокс………...................................................................... Усього…………………….............................................. Циркулюючий каталітичний газойль……………… Сума…………………….................................................	250,00 71,0 321,0 44,25 112,75 39,25 32,00 21,75 250,00 71,00 321,00	100,0 28,4 128,4 17,70 45,10 15,70 12,80 8,70 100,00 28,40 128,4	77,9 22,1 100,00 13,78 35,13 12,22 9,97 6,80 77,90 22,1 100,00

4.1.2.Кількість циркулюючого каталізатора і витрата водяної пари

При кратності циркуляції каталізатора R = 7 : 1 кількість циркулюючого каталізатора:

т/год

Визначимо витрату водяної пари.

Для регулювання щільності суміші парів сировини з каталізатором у транспортну лінію подається водяна пара в кількості 2—6 мас. %, вважаючи на завантаження реактора. На відпарку продуктів крекінгу з закоксованого каталізатора в зону відпарки подається 5—10 кг пари на 1 т каталізатора.

Приймаємо витрату водяної пари для регулювання щільності суміші рівним 4 мас. % на сировину

Gп1= 250 • 0,04 = 10 т/год = 10 000 кг/год

На каталізаторі після регенерації залишається кокс у кількості 0,2—0,5 мас. %, Приймемо вміст залишкового коксу на регенерованому каталізаторі рівним 0,4 мас. %, що складе:

т/год

Кількість закоксованого каталізатора на виході з реактора:

т/год

Прийнявши витрату водяної пари на відпарку 1 т закоксованого каталізатора рівним 7 кг, знайдемо годинну витрату водяної пари:

кг/год

4.1.3. Тепловий баланс реактора

Рівняння теплового балансу реактора в загальному виді:

Ліва частина рівняння відповідає приходу тепла (у кВт): Qc — із сировиною; Qц1 — з рециркулюючим каталітичним газойлем; Qк1 — з циркулюючим каталізатором; Qп1— з водяною парою, що подається у транспортну лінію; Qд1 -з водяною парою, що подається на відпарку вуглеводнів з каталізатора; Qо.к — із залишковим коксом.

Права частина рівняння відповідає витраті тепла (у кВт): Qг — з утвореними газами крекінгу;

Q_б - з парами бензину;

Q_л.г — з парами легкого газойля;

Q_т.г — з парами важкого газойля;

Q_к2 — з циркулюючим каталізатором;

Q_K — з коксом, що утворився при крекінгу;

Q_ц2 - з рециркулюючим газойлем;

Q_д.2 — з водяною парою, поданою на відпарку вуглеводнів з каталізатора;

Q_п2 — з водяною парою, поданою у транспортну лінію;

Q_р — на реакції каталітичного крекінгу;

Q_n — втрати тепла в навколишнє середовище.

З теплового балансу реактора визначимо температуру сировини при подачі її у вузол змішу-вання з каталізатором.

Приймаємо:

T_{ц 1} = 561 К — температура рециркуляційного каталітичного газойля;

Т_к1 = 873 К – температура каталізатора;

Т_{п 1} = 873 К, - температура водяної пари, що подається в транспортну лінію (з тиском π = 0,46·10⁶ Па); Т_{д 1} = 783 К - температура водяної пари, що подається в відпарну зону реактора при тиску 0,46· 10б Па.

Розрахуємо ентальпію потоків. Склад крекінг-газу згідно з [2, с 125] приведено у таблиці 4.1.3.1

Таблиця 4.1.3.1

Компоненти	Мі	Вихід масс. % на сировину	Кількість
			кг/год	кмоль/г
H2S H2 СН4 С2Н4 С2Н6 С3Н6 С3Н8 С4Н8 С4Н10 Сума	34 2 16 28 30 42 44 56 58	0,85 0,20 2,31 0,57 1,25 3,22 2,43 3,95 2,92 17,70	2125 500 5770 1424 3120 8050 6070 9868 7323 44200	62,5 250,0 361,0 51,0 104,0 191,8 138,0 176,4 126,3 1461,0

Через низький тиск у реакторі вплив тиску на ентальпію не враховується. Знаючи склад крекінг-газу, можна знайти ентальпію компонентів і потім підрахувати ентальпію суміші за правилом змішування. У таблиці 4 приведені ентальпії компонентів газу в інтервалі температур 673—773 К. Наприклад, ентальпія сірководню при 673 К дорівнює добутку питомої ентальпії на масову частку останньої у крекінг-газі

432,2 • 0,048 = 20,74 кДж/кг

Таблиця 4.1.3.2

Компоненти	Склад хі масс. %	Ентальпия, кДж/кг
		673 К		773 К
H2S H2 СН4 С2Н4 С2Н6 С3Н6 С3Н8 С4Н8 С4Н10 Сума	4,80 1,13 13,07 3,22 7,07 18,22 13,76 22,28 16,45 100,00	432,2 5798,0 1127,0 858,6 988,0 853,8 967,3 896,0 967,3 ---	20,74 65,50 147,20 27,66 69,82 155,60 133,00 199,70 159,20 ~978,4	548,3 7255,0 1495,0 1143,0 1323,0 1139,0 1293,5 1193,0 1290,0 ---	26,3 82,0 195,4 36,8 93,5 207,4 177,8 266,2 212,2 ~1297,6

Сума ентальпій компонентів дорівнює ентальпії крекінг-газу при даній температурі. Шляхом інтерполяції можна визначити ентальпію газу при проміжних температурах.

Ентальпія углеводневих парів (у кДж/кг) визначається по таблицях, чи по формулі:

Для визначення ентальпії рідких вуглеводнів (у кДж/кг) також можна скористатися таблицями чи формулою

де — відносна густина рідкого вуглеводню;

Т — температура потоку, К.

Ентальпії углеводородневих парів і рідин, а також каталізатора і коксу підраховані і приведені в таблиці 4.1.3.3

Ентальпія каталізатора і коксу підрахована по формулі:

де — ентальпія каталізатора чи коксу, кдж/кг;

с — теплоємність каталізатора чи коксу, кДж/(кгК);

Т — температура каталізатора чи коксу, К.

Теплоємність каталізатора дорівнює 1,05—1,13 кДж/(кгК), теплоємність коксу 1,65—2,51 кДж/(кгК).Теплоємність каталізатора і коксу прийнята відповідно 1,13 та 2,51 кДж/(кгК)

Температуру пари приймають, виходячи з діапазону зміни температур у реакторі й охолоджувальних змійовиках регенератора.

Реакція каталітичного крекінгу супроводжується поглинанням тепла.

Глибина перетворення визначається (по табл. 2):

100 - (15,7+ 12,8) = 71,5 мас.%

При степені перетворення 71,5 мас. % величина теплового ефекту складе 205,2 кДж на 1 кг сировини.

З теплового балансу, таблиця 4.1.3.3

маємо:

Qc = 409 140 - 367550 = 41 590 кВт

Ентальпія сировини:

кДж/кг

Щоб по знайденій ентальпії визначити температуру сировини, необхідно знати її фазовий стан.

Інтервал температури, у якому сировина буде випаровуватися знизу реактора:

Величину інтервалу температури ΔТ можна визначити за формулою:

де 1 — е — масова частка рідкого залишку при однократному випаровуванні сировини. Припустимо, що сировина подається у вузол змішування в рідкому стані, тоді частка відгону е = 0 і з двох дійсних коренів квадратного рівняння відносно рівняння до уваги приймемо найменьше числове значення, рівне= 91 К. При цьому граничне значення температури, при якій сировина практично знаходиться ще в рідкому стані, виявиться рівним

Т_пр.с = 758 — 91 = 667 К

Якщо температура сировини буде вище 667 К, то відбудеться часткове її випаровування.

У відповідності до ентальпії сировини температура Тс = 540 К Отже, сировина подається у вузол змішування в рідкому стані.

Температура сировини в промислових установках знаходиться в межах 473—633 К.

4.1.4 Розміри реактора

Площа поперечного перерізу реактора рівна:

де V — обєм парів, що проходять через вільний переріз реактора, м3/год; — допустима швидкість парів у вільному перерізі реактора, м/с.

Величину V визначимо за формулою:

де— кількість парової суміші в реакторі, кмоль/год;

T_р — температура в реакторі, К;

—абсолютний тиск у реакторі над псевдозрідженим шаром, приймаємо рівним Па (2 ат).

Для розрахунку величини необхідно визначити середню молекулярну масу крекінг-газу маємо:

і з таблиці 4.1.3.3:

Тоді

Цей обєм парів є найбільшим, тому що сумарний обєм усіх продуктів крекінгу, що виходять, більше обєму сировини.

Для установок каталітичного крекінгу з псевдозрідженим шаром каталізатора середню швидкість руху газів у вільному (над псевдозрідженим шаром) перерізі реактора рекомендується приймати рівною 0,63 м/с. По іншим літературним даним ця швидкість може змінюватися від 0,5 м/с до 0,89 м/с. Приймемо = 0,85 м/с.'Тоді площа поперечного перерізу реактора:

Рисунок 4.1.3.1 Схема для розрахунку робочої висоти реактора

Діаметр реактора:

Діаметр зони відпарки (десорбера) знайдемо після того, як будемо знати тиск у верхній основі десорбера.

Повна висота реактора (рисунок 4.1.3.1). Н_п = h + h1 + h2 + h3 + h4 + h5

де h — висота псевдозрідженого шару, м;

h1 — висота перехідної зони від псевдозрідженого шару до зони відпарки (розподільного пристрою), м;

h2— висота зони відпарки (конструктивно приймається рівною 6 м);

h3 — висота сепараційної зони, м;

h4 - частина висоти апарата, зайнята циклонами (залежить від розмірів циклонів), — приймаємо h4 = 6 м;

h5 — висота верхнього напівкульового днища,рівна 0,5 D = 3,75 м.

Висоту псевдозрідженого шару можна розрахувати за формулою:

Тут Vp — обєм реакційного простору (у м³):

—кількість каталізатора в реакційному просторі реактора, кг;

ρ_п.с — густина псевдозрідженого шару каталізатора, (приймемо ρ_п.с = 500 кг/м³).

Величина G_кp дорівнює:

де G_с- завантаження реактора (свіжа сировина + рециркулюючий газойль), кг/год;

n_д — масова швидкість подачі сировини, ч^-1. Ця швидкість змінюється для важкої сировини в межах 1,1—2,3 ч^-1, причому великі значення застосовуються у випадку рециркуляції; приймемо n_д — 2,3 ч^-1.

Тоді

Якщо отримана розрахунком висота псевдозрідженого шару не укладається в зазначені вище межі, варто змінити величину масової швидкості подачі сировини чи значення лінійної швидкості пару у припустимих межах і повторити розрахунок. Висота перехідної зони h₁:

де — висота циліндричної частини перехідної зони;

h_к — висота її конічної частини.

Приймемо висоту перехідної зони рівною h₁ = 7 м. Величини h₁ і h_к знайдемо після визначення діаметра десорбера.

Процес десорбції продуктів абсорбованих каталізатором полягає у витісненні вуглеводневих пар як з об´єму між частками каталізатора, так і з поверхні каталізатора водяною парою, що заповнює ці простори.

Площа поперечного перерізу десорбера:

де Vд — обєм пари, що проходить через вільний перетин десорбера, м³/год;

—лінійна швидкість пари у розрахунку на повний перетин десорбера, що може знаходитися в межах 0,3— 0,9 м/с.

Найбільший обєм пари буде у верхній частині десорбера. Величина V_д розраховується по формулі:

де - кількість парової суміші в десорбері, кмоль/год;

—тиск у реакторі у верхній частині десорбера, Па.

Кількість парової суміші в десорбері:

де G_п— кількість пару вуглеводнів, віднесених з каталізатором у десорбер, кг/год;

М_п — середня молекулярна маса віднесених пар вуглеводнів;

g_д1 — кількість водяної пари, подаваного в десорбер, кг/ч.

Кількість вуглеводневих пар, укладених в обємі між частками каталізатора й адсорбованого на поверхні циркулюючого каталізатора дорівнює:

Тут у_п— частка вуглеводневих парів, перенесених з потоком каталізатора, що розраховується за формулою :

де ρ_к= 2400 кг/м3 — густина матеріалу каталізатора;

ρ_п — густина адсорбованих парів вуглеводнів і газоподібних продуктів в умовах температури і тиску у верхній частині десорбера, кг/м³.

Якщо прийняти середню молекулярну масу М_п адсорбованих вуглеводневих пар і газоподібних продуктів рівній середній молекулярній масі М_г крекінг-газу, то при нормальних умовах маємо:

У робочих умовах для верхньої частини десорбера

при цьому Т_в = Т_р = 158 К, а тиск у верхній частині десорбера дорівнює:

Тоді

авеличина

Підставивши у формулу для розрахунку обєму газів і пари усі відомі величини, одержимо:

Приймемо лінійну швидкість пару у розрахунку на повний перетин десорбера рівну =0,74 м/с.

Тоді

Діаметр десорбера

Приймаючи, що кут утворюючої конуса з вертикаллю складає 45⁰, і знаючи діаметр реактора (7,1 м), геометрично легко знайти висоту конічного переходу h_к = 2,25 м. Одержимо :

Висота сепараціонної зони h₃ розраховується по формулі:

де - швидкість пару у вільному перетині реактора, м/с.

Тоді

Н_п = 6,24 + 7 + 6 + 5,2 + 6 + 3,75 = 34,19 м

Висота циліндричної частини корпуса:

Для нашого випадку:

4.1.5. Тиск у основі зони відпарки (десорбера). Температура каталізатора на виході з десорбера

При відомій висоті реактора можна підрахувати тиск у основі десорбера :

де — тиск над псевдозрідженим шаром, Па;

h1,h2,h3 — відповідно висоти псевдозрідженого шару, конічної частини і зони відпарки, м.

Одержимо:

Па

Щоб визначити температуру каталізатора на вході в регенератор, необхідно знати температуру закоксованого каталізатора на виході з десорбера. Надходить у десорбер перегріта водяна пара (T—783 К, =Па), охолоджується, віддаючи тепло каталізатору, до температури 758 К, а температура каталізатора підвищується на величину:

K

де і₇₈₃ — ентальпія перегрітого водяного пару на вході в зону відпарки при Т = 783 К та тиску =Па;

і₇₅₈ — ентальпія перегрітого водяного пари на верху зони відпарки (вихід) при Т = 758 К и тиску =Па;

G_к— кількість каталізатора, кг/год;

С_к теплоємність каталізатора; кдж/(до).

Підставивши у формулу для розрахунку числового значення величин, одержимо:

Температура вихідного з зони відпарки відпрацьованого каталізатора:

4.1.6. Розрахунок розподільного пристрою парокаталізаторного потоку в реакторі

Сумарний живий перетин розподільників підбирають, виходячи з умови збереження величини лінійної швидкості підводимого потоку; звичайно воно складає 1—2,5% від перетину реактора.

Площа, займана решітками, повинна складати 60—70% поперечного перерізу реактора. При цьому решітки добре вписуются в перетин реактора. Якщо прийняти площу, займану решітками, рівною 60%, то площа решітки буде :

м²

Площа однієї решітки:

м²

Діаметр решітки:

м

Конструкція газорозподільних решітки істотно впливає на якість псевдозрідження каталізатора. Збільшення живого перетину газорозподільних решітки, при незмінному діаметрі отворів, а також збільшення діаметра отворів, при незмінному живому перетині, приводять до погіршення якості псевдозрідженого шаруючи. Підвищення швидкості газу в отворах решітки і в зв'язку з цим деяке збільшення їхнього гідравлічного опору впливають на якість псевдозрідження.

Приймемо сумарний живий перетин розподільника рівним 1 % від перетину реактора. Площа живого перетину розподільника:

м²

Живий перетин однієї решітки:

м²

Приймемо товщину решітки = 0,02 м, а діаметр отворів у решітках d₀ = 0,02 м. Тоді число отворів у решітках буде

Сумарний живий перетин розподільника дозволяє визначити діаметр стовбура, що підводить парокаталізаторну суміш :

м

Діаметр кожного із семи відгалужень від центрального стовбура:

м

Маючи на увазі, що рециркулят подається в псевдозріджений шар каталізатора минаючи решітки, обсяг пари на підході до решіток розрахуємо по формулі:

де - кількість вуглеводневих і водяних парів проходячих через решітки, кмоль/год;

m_p = 7 – число решіток;

- тиск у реакторі біля решіток, Па.

Кількість вуглеводневих і водяних парів, що проходять через решітки, дорівнює:

кмоль/год

Тиск у реакторі біля решіток:

Па

В результаті розрахунку одержимо:

Швидкість пари в отворах решіток:

м/с

Гідравлічний опір решіток розрахуємо по формулі :

де k₁ і k₂— поправочні коефіцієнти, згідно

φ— частка живого перетину решітки; рп - густина пару, кг/м3.

По графіках згідно з [1, с 228] знайдемо: k₁ = 1 ,6; k₂ = 1,0.

Частка живого перетину решітки:

Щільність пару дорівнює:

де М_п — середня молекулярна маса суміші вуглнводневого і водяного пару.

Середню молекулярну масу суміші вуглнводневого і водяного пару розрахуємо так:

де М_с і М_{в. п} — відповідно середня молекулярна маса вуглеводневих парів і молекулярна маса водяної пари; у'_с і у'_{в п}—мольні частки сировини і водяної пари, подавємого для регулювання густини суміші сировини і каталізатора (таблиця 4.1.6.1)

Таблиця 4.1.6.1

Потоки	Кількість кг/год	Молекулярна маса	Кількість кмоль/год	Мольна частка
Сировина Водяний пар Сума	250000 10000 260000	360 18 --	693,8 555,0 1248,8	0,5555 0,4445 1,0000

Одержимо

Таким чином

Підставивши у формулу для визначення гідравлічного опору решітки числові значення величин, одержимо:

Па

4.1.7 Циклони реактора

Застосовуваний на установках каталітичного крекінгу в псевдозрідженому шарі мікросферичний синтетичний каталізатор має наступний гранулометричний склад згідно [1, с 231]

Величина часток, мкм Кількість, %

10 – 15

40 – 80 75 – 65

>80 15 – 20

Частки до 20 мкм несуться парогазовим потоком і уловлюються циклонами.