Из теплового баланса реактора определим температуру сырья при подаче его в узел смешения с катализатором.

Ввиду того, что полный технологический расчёт установки каталитического крекинга мы не производим, по литературным и промышленным данным принимаем следующие температуры потоков на входе в реактор: Т_ц1 = 561 К – температура рециркулирующего каталитического газойля; Т_к1 = 873 К – температура катализатора; Т_п1 = 873 К – температура водяного пара, подаваемого в транспортную линию (с давлением π = 0,46 * 10⁶ Па); Т_д1 = 783 К – температура водяного пара, подаваемого в отпарную зону реактора при давлении 0,46 * 10⁶.

Рассчитываем энтальпию потоков. Предварительно определим состав крекинг-газа.

При проектировании промышленных установок каталитического крекинга пользуются данными хроматографического анализа газа, полученного при крекинге сырья в лаборатории.

В таблице 1.4. приведён примерный состав крекинг-газа:

Таблица 1. 4.

Компоненты	Мi	Выход масс. % на сырьё	Количество
			кг/ч	кмоль/ч
H2S	34	0,85	2125	62,5
H2	2	0,20	500	250,0
CH4	16	2,31	5770	361,0
C2H4	28	0,57	1424	51,0
C2H6	30	1,25	3120	104,0
C3H6	42	3,22	8050	191,8
C3H8	44	2,43	6070	138,0
C4H8	56	3,95	9868	176,4
C4H10	58	2,92	7323	126,3
Сумма		17,70	44200	1461,0

В таблице 1.5 приведены энтальпии компонентов газа в интервале температур 673 – 773 К.

Таблица 1.5.

Компоненты	Состав хi, масс. %	Энтальпия, кДж/кг
		673 К		773 К
		qiг	qiг · хi	qiг	qiг · хi
H2S	4,80	432,2	200,74	548,3	26,3
H2	1,13	5798,0	65,50	7255,0	82,0
CH4	13,07	1127,0	147,20	1495,0	195,4
C2H4	3,22	858,6	27,66	1143,0	36,8
C2H6	7,07	988,0	69,82	1323,0	93,5
C3H6	18,22	853,8	155,60	1139,0	207,4
C3H8	13,76	967,3	133,0	1293,0	177,8
C4H8	22,28	896,0	199,70	1193,0	266,2
C4H10	16,45	967,3	159,20	1290,0	212,2
Сумма	100,00		~978,4		~1297,6

Сумма энтальпий компонентов равна энтальпии крекинг-газа при данной температуре. Путём интерполяции можно определить энтальпию газа при промежуточных температурах.

Энтальпии углеводородных паров и жидких углеводородов определяются по таблицам или вычисляются по формулам:

q^ж_t = а*(1/ √ρ₁₅¹⁵), кДж/кг

q^п_t=а* (4 - ρ₁₅¹⁵) – 308,99, кДж/кг,

где ρ₁₅¹⁵ – относительная плотность углеводорода;

а – поправочный коэффициент при различных температурах для жидких и парообразных углеводородов.

Энтальпия катализатора и кокса рассчитывается по формуле:

q^к_Т = с * Т,

где q^к_Т – энтальпия катализатора или кокса;

с – теплоёмкость катализатора или кокса, кДж/(кг*К);

Т – температура катализатора или кокса, К.

Теплоёмкость катализатора и кокса принята соответственно равной 1,13 и 2,51 кДж/(кг*К).

Энтальпия водяного пара определяется по диаграмме i – S для водяного пара или по таблицам ВТИ в зависимости от температуры и давления. Температуру пара принимаем, исходя из диапазона изменения температур в реакторе и охлаждающих змеевиках регенератора.

Тепловой баланс приведён в таблице 4.3.

Таблица 1.6.

Обозначение потока	Состояние	Температура, К	Количество, кг/ч	Энтальпия, кДж/кг	Количество тепла, кВт
Приход
Qс	Ж	Тс	266000	qс	Qс
Qц1	Ж	561	75570	648	13602,6
Qк1	Т	873	1862000	678,4	350883,6
Qп1	П	873	10640	3708	10959,2
Qд1	П	783	13248,13	3510	12916,93
Qо.к.	Т	873	7448	1506	3115,747
продолжение Таблица 1.6.
Итого					Qc + 391478
Расход
Qг	Г	758	47080	1252	16373,38
Qб	П	758	119170	1162	38465,43
Qл.г.	П	758	41760	1102,5	12789
Qт.г.	П	758	34850	1097	10619,57
Qк2	Т	758	1862000	548,8	283851,6
Qк	Т	758	23140	1219	7835,461
Qц2	П	758	75570	1102,5	23143,31
Qп2	П	758	10640	3455	10211,44
Qд2	П	758	13248,13	3455	12714,52
Qр			266000	205,2	15162
Qп					815
Итого					431980,7

Реакция каталитического крекинга сопровождается поглощением тепла. Тепловой эффект реакции зависит от глубины превращения (в масс. %).

Глубина превращения:

100 – (G_л.г. + G_т.г.) = 100 – (15,7 + 13,1) = 71,2 масс.%.

При глубине превращения 71,2 масс.% величина теплового эффекта составляет 205,2 кДж на 1 кг сырья (по графику).

Из теплового баланса имеем:

Q_с = 431980,7- 391478= 40502,7 кВт;

Энтальпия сырья:

q_с = 3600 * Q_с / G_с = 3600 * 40502,7/ 266000 = 548 кДж/кг.

Чтобы по найденной энтальпии определить температуру сырья, необходимо знать его фазовое состояние. Интервал температуры, в котором сырьё будет испаряться в низу реактора:

ΔТ = Т_р – Т_с

Величину интервала температуры ΔТ можно определить из формулы:

1 – е = 10⁴ * (140 * ΔТ – 0,33 * ΔТ²), где 1 – е – массовая доля жидкого остатка при однократном испарении.

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

Т_пр.с = 758 – 91 = 667 К

Если температура сырья будет выше 667 К, то произойдёт частичное его испарение.

В соответствии с энтальпией сырья температура Т_с = 520 К

q_с = (1/√ ρ₂₈₈²⁸⁸) · (0,762 · Т_с + 0,0017 · Т_с² – 334,253) = 548;

ρ₂₈₈²⁸⁸ = ρ₄²⁰+0,0035/ ρ₄²⁰ = 0,9160 + 0,0035/0,9160 = 0,9198

Т_с = 513 К

Следовательно, сырьё подаётся в узел смешения в жидком состоянии.

Температура сырья в промышленных установках находится в пределах 473 – 633 К.