2.1.5. Матеріальний баланс установки [18-20]

На основі отриманих даних можна скласти матеріальний баланс установки (табл. 2.3).

Спочатку розраховуємо вихід сірководню

B_H2S = ΔSM_H2S/M_S = 1,8×34/32 = 1,91 % (масс). (2.22)

Таким чином, балансовим сірководнем поглинається 0,11 % (мас.) водню (1,91-1,80 = 0,11 %).

Кількість водню, що увійшла при гідруванні до складу дизельного палива, так дорівнює:

G₁ + G₂ - 0,11 = 0,275 + 0,086 - 0,11 = 0,251% (масс). (2.23)

Уточнений вихід гідроочищеного дизельного палива

95,86 +0,251 = 96,111 % (мас). (2.24)

Вихід сухого газу, що виводиться з установки, складається з вуглеводневих газів, що надходять зі свіжим ВВГ, газів, що утворюються при гідрогенолізі, а також водню, який абсорбовано гідрогенізатом :

1,48×(1 - 0,29)+ 0,54 + 0,026 = 1,62% (масс.). (2.25)

На основі отриманого матеріального балансу проводимо розрахунок реакторного блоку установки гідроочищення.

2.1.6. Розрахунок об’єму каталізатора

Основним рівнянням для розрахунку об’єму каталізатора є рівняння (2.3). При інтегруванні рівняння (2.3) отримуємо:

(2.26)

 де S₀ і S_к - початковий і кінцевий вміст сірки, % (мас).

Рівняння (2.26) аналітично не вирішується, оскільки з збільшенням глибини знесірчення температура процесу підвищується і значенняk змінюється.

Використовуємо для вирішення графо-аналітичний метод, який включає наступні етапи:

1) складання матеріального балансу реактора;

 2) визначення температури реакційної суміші при різних глибинах знесірчення з рівняння теплового балансу;

3) для відповідних значень глибини знесірчення і температури визначення k, а потім r ;

4) побудова кривої залежності зворотної швидкості 1/r від залишкового вмісту сірки ΔS в координатах 1/r-ΔS ; площа під кривою в інтервалі від S_o до S чисельно дорівнює інтегралу ;

5) визначення необхідного об’єму реактора V за рівнянням (2.26).

2.1.7. Матеріальний баланс реактора. [18-20]

У реактор надходить сировина, свіжий воденьвмісний газ і циркулюючий водневмісний газ (ЦВВГ). Склад ЦВВГ наведено нижче:

	Н2	СН4	С2Н6	С3Н8	С4Н10
Мольна частка у'	0,720	0,200	0,050	0,020	0,010
Массовая частка у	0,192	0,427	0,201	0,103	0,077

Середня молекулярна маса ЦВВГ М_ц дорівнює

М_ц =ΣМ_iy _i’ =2×0,720+ 16×0,200 + 30×0,050 + 44×0,020 + 58×0,010 = 7,6 кг/кмоль. (2.27)

Витрата ЦВВГ на 100 кг сировиниG_u можна знайти за формулою

кг (2.28)

На основі даних матеріального балансу гідроочищення (табл. 2.3) складаємо матеріальний баланс реактора (табл. 2.4).

Таблиця 2.3. Матеріальний баланс гідроочищення.

Найменування	% (мас.)	r/rод	r/ добу *	кг/год
У з я т о
Сировина	100,00	2 000 000	5882,35	245098
Водень-вмісний газ	1,48	29 600	87,06	3627
в тому числі	0,43	8600	25,29	1053
Σ	101,48	2 029 600	5969,41	248725
Одержано
Дизельне паливо очищене	96,11	1 922 200	5653,53	235564
Сірко-водень	1,91	38 200	112,35	4681
Сухий газ**	1,66	33 200	97,65	4068
Бензин	1,80	36 000	105,88	4412
Σ	101,48	2 029 600	5969,41	248725

* З 365 днів установка 340 днів переробляє сировину, 22 дні - ремонт установки, 3 дні - регенерація каталізатора.

** Механічні втрати водню в балансі приєднані до сухого газу.

Таблиця 2.4. Матеріальний баланс реактора гідроочищення

Найменування	% (мас.)	кг / год
У з я т о
Сировина	100,00	245098
Свіжий ВВГз	1,48	3627
Циркулюючий ВВГ	15,96	39118
Σ	117,44	287843
Одержано
Дизельне паливо очищене	96,11	235564
Сірководень	1,91	4681
Сухий газ	1,66	4069
Бензин	1,80	4412
Циркулюючий ВВГ	15,96	39118
Σ	117,44	287843

2.1.8. Тепловий баланс реактора.

Рівняння теплового балансу реактора гідроочищення можна записати так:

Q_c + Q_ц + Q_S + Q_P.H = ΣQ_см. (2.29)

де Q_c, Q_ц -тепло, що внесене в реактор зі свіжою сировиною і циркулюючим ВВГ;.

Q_S, Q_P.H - тепло, що виділяється при перебігу реакцій гідрогенолізу сірчистих і гідрування ненасичених сполук;

ΣQ_см -тепло, що відводиться з реактора реакційноїюсумішшю.

Середня теплоємність реакційної суміші при гідроочищенні незначно змінюється в ході, процесу, тому тепловий баланс реактора можна записати в наступному вигляді:

Gct₀ + ΔSq_S +ΔC_нq_н = Gct, (2.30)

t=t₀ + (ΔSq_S +ΔC_нq_н)/(Gc), (2.31)

деG- сумарна кількість реакційної суміші, % (мас) ;

с- середня теплоємність реакційної суміші, кДж / (кг × К);

ΔS, ΔC_н - кількість сірки і ненасичених, віддалених з сировини, % (мас) ;

t, to - температури на вході в реактор і при видаленні сірки ΔS, °С;

q_S, q_н - теплові ефекти гідрування сірчистих і ненасичених сполук, кДж / кг.

Послідовно визначемо чисельні значення всіх членів, що входять в рівняння (2.31).

1. Значення t_o визначають для кожної пари каталізатор - сировина в інтервалі 250-380 ° С. При оптимізації t_o враховують такі два фактори, діючі в протилежних напрямках : з підвищенням t_o зменшується завантаження каталізатора, яке потрібне для досягнення заданої глибини знесірчення ΔS, але, з іншого боку, збільшується швидкість дезактивації каталізатора і, отже, збільшуються витрати, пов'язані з більш частими регенераціями і більшою кількістю днів простою установки за календарний рік.

Рис. 2,2. Залежність витрат від температури на вході в реактор :

1 - витрати на каталізатор ; 2 - витрати на регенерацію каталізатора; 3 - сумарні витрати.

Мінімум сумарних витрат, як показано на рис. 2.2, визначить оптимальне значення t_o (для побудови графіка необхідно мати залежність

тривалості циклу від величини t₀). Для заданої пари каталізатор -сировина t_о = 350^оС.

2. Сумарна кількість реакційної суміші на вході в реактор складає 117,44 % (мас.) або 287843 кг/год. (див. табл. 2.4).

3. Кількість сірки, що видалена із сировини, ΔS = 1,8 % (мас). Глибину гідрування ненасичених вуглеводнів можна прийняти рівною глибині знесірчення ΔС_Н = С_н × 0, 9 = 10×0,9 = 9 % (мас.) -

4. Кількість тепла, що виділяється при гідрогенолізі сірчистих сполук (на 100 кг сировини) при заданій глибині знесірчення, рівному 0,9, складе:^

Q_s = Σq_Si×g_Si (2.32)

де q_Si - теплові ефекти гідрогенолізу окремих сіркоорганічних сполук, кДж / кг (див. табл. 2.2) ;

g_$i - кількість розкладених сіркоорганічних сполук, кг (при розрахунку на 100 кг сировини воно чисельно дорівнює вмісту окремих на сіркоорганічних сполук у % мас).

Таким чином:

Q_s = 0,1×2100+1,0×3810 +-0,2×5060+0,5×8700 = =8471 кДж

5. Кількість тепла, що виділяється при гідруванні ненасичених вуглеводнів, дорівнює 126000 кДж / моль.

Тоді:

Q_H = ΔC_Hq_H/M = 9×126000/209,16 = 5421 кДж. (2.33

6. Середню теплоємність циркулюючого воденьвмісного газу знаходять на підставі даних теплоємності окремих компонентів (табл. 2.5).

Теплоємність циркулюючого воденьвмісного газу можна знайти за формулою:

с_ц =Σс_pi×y_i 2.34)

деC_pi - теплоємність окремих компонентів з урахуванням поправок на температуру і тиск, кДж / (кг * К) ; y_i - масова частка кожного компонента в циркулюючому газі (див. розд. 2.1.2),

Таблиця 2.5. Теплоємність індивідуальних компонентів

Теплоємність	H2	CH4	C2H6	C3H8	C4H10
сР, кДж/(кг-К)	14,57	3,35	3,29	3,23	3,18
сР, ккал/(кг-°С)	3,48	0,800	0,786	0,772	0,760

Тоді с_{ц =}14_>57×0,192+3,35×0,4274 +3,29×0,201+3,23×0,103+3,18×0,077=

=5,45 кДж/(кг-К).

7. Ентальпію парів сировини при 350 ° С визначають за графіком в [ ] Додаток 4 :

I³⁵⁰= 1050 кДж / кг.

Поправку на тиск знаходять за значеннями наведених температури і тиску.

Абсолютна критична температура сировини визначається з використанням графіка, представленого на рис. 1.14 :

Tкр = 460 +273 = 733 К- (2.35)

Наведена температура дорівнює

Тпр = 350 +273 / 733 = 0,845.

Критичний тиск сировини обчислюють за формулою

Р_кр = 0,1 Т_кр/М_с = 0,1 • 11,66 • 733/209 = 4,09 МПа,

де

тоді

 Для знайдених значень Т_пр і Р_пр (див.рис.1.17)

ΔlM/(4,27) = 4,19

Δl = 4×19×4,2×623/209 = 52,6 кДж/кг

Ентальпія сировини з поправкою на тиск дорівнює I³⁵⁰ = 1050 - 52,6 = 997,4 кДж / кг.

Теплоємність сировини з поправкою на тиск дорівнює

с_с= 997,4:350 =2,85 кДж/(кг×К).

8. (Середня теплоємність реакційної суміші становить

с = с_с×100 + с_ц ×17,44/117,44 =2,85×100 + 5,45×17,44/117,44 = 3,23 кДж/(кг×К). (2.41)

Підставивши знайдені величини в рівняння (2.31), знаходять температуру на виході з реактора t :

t = 350 + (8471 + 5421)/(117,44×3,23) = 386,6 °С.

Для визначення температури реакційної суміші при різних глибинах знесірчення необхідно побудувати графік - рис. 2.3.

Рис. 2.3. Залежність температури реакційної суміші t від залишкового вмісту сірки в дизельному паливі S

Таблиця 2.6. Дані для кінетичного розрахунку процесу знесірчення

Показники	Вміст сірки % (мас.)
	2.0	1,5	1.0	0,5	0,2
T,K	623	633	643	653	659,5
108e-E/RT	265	327	396	478	539
K=k0-E/RT	12,25	15,11	18,20	22,40	24,77
S2	4,00	2,25	1,00	0.25	0.04
r = kS2	49,00	33,99	18,20	5.60	0.99
1/r	0,02	0,03	0,05	0.18	1.01

Теплоємність реакційного середовища не змінюється, тому залежність t від S лінійна, і для побудови графіка достатньо двох точок : при початковому вмісті S -2 % (мас.) температура 350 ° С і при кінцевому змісті S = 0,2 % (мас.) температура 386,6 ° С.

Дані, необхідні для розрахунку швидкості r і зворотної швидкості

1/r при різних глибинах знесірчення, зводять в таблицю (табл. 2.6).

За отриманими даними будують графік в координатах 1/r-S (рис. 2.4).

Рис. 2.4. Залежність зворотньої швидкості реакції 1/r від залишкового вмісту сірки S в гідроочищуваній дизельній фракції

 

Рис. 2.5. Залежність залишкового вмісту сірки S в гідроочищеній дизельній фракції від фіктивного часу τ і температури процесу : tgφ=r=dS/dτ=0.9/0,16=5.62

Графічним інтегруванням знаходять площа під отриманою кривою в межах вмісту сірки від 2 до 0,2 % (мас). Ця площа чисельно дорівнює інтегралу

 м³ × год/м³

Необхідний об’м каталізатора в реакторі V_K обчислюють за формулою:

 м³.

 

Значення G' знаходять із співвідношення

G’= G/ρ = 245098/850 = 288,23 м³/ч (2.42)

Зазвичай для характеристики процесу застосовують показник - об'ємну швидкість подачі сировини, тобто відношення об'єму рідкого сировини, що подається на обсяг каталізатора на годину (w, год^-1) :

w = G’/V_k = 288,23/64,42 = 4,47 год^-1. (2.43)

Вихідні кінетичні дані можуть бути задані також в графічному вигляді, наприклад в координатах залишковий вміст сірки S - фіктивний час процесу τ. На рис. 2.5 наведені експериментальні дані з гідроочищення суміші прямогонної дизельної фракції і легкого газойлю каталітичного крекінгу. Значення τ для відповідних S і t знаходять за експериментальними кривим методом графічного диференціювання. Так, при залишковому вмісті сірки 0,5 % (мас.) температура реакційної суміші дорівнює 380 ° С. Тангенс кута нахилу дотичної до кінетичної кривої для 380 ° С при S = 0,5 % (мас.) чисельно дорівнює швидкості реакції r. Значення тангенса визначають по відношенню відрізків, що відсікаються дотичною відповідно на осях абсцис і ординат. Знайдена графічним диференціюванням швидкість - 5,62 м³ /

(м³×год) практично збігається зі значенням r, обчисленим за кінетичними константами.

Аналогічно визначають r для решти відповідних значень S і t. Далі обчислюють значення 1/r і проводять графічне інтегрування аналогічно розглянутому раніше.