5. Размеры реактора.

Площадь поперечного сечения реактора равна:

S = V / (3600 * ω), где V – объём паров, проходящих через свободное сечение реактора, м³/час; ω – допустимая скорость паров в свободном сечении реактора, м/сек.

Величину V определим по формуле:

V = (22,4 * ∑(G_i / M_i) * T_p * 0,1 * 10⁶) / (273 * π).

∑(G_i / M_i) – количество паровой смеси в реакторе, кмоль/ч; T_p – температура в реакторе, К; π – абсолютное давление в реакторе над псевдоожиженным слоем, принимаем равным 0,2 * 10⁶ Па (2 ат).

Для расчёта величины ∑(G_i / M_i) необходимо определить среднюю молекулярную массу крекинг-газа. Из таблицы 4.1 имеем:

М_г = 44200 / 1461,0 = 30,3

следовательно

∑(G_i / M_i) = 44200 / 30,3 + 119170 / 105 + 41760 / 200 + 34850 / 340 + 75570 / 248 + 10640 / 18 + 13248,13 / 18 = 4537 кмоль/ч

тогда

V = (22,4 * 4537 * 758 * 0,1 * 10⁶) / (273 * 0,2 * 10⁶) = 141089 м³/ч.

Для установок каталитического крекинга с псевдоожиженным слоем катализатора среднюю скорость движения газов в свободном (над псевдоожиженным слоем) сечении реактора рекомендуется принимать в интервале 0,5 ÷ 0,89 м/с. Принимаем ω = 0,85 м/с. Тогда площадь поперечного сечения реактора:

S = 141089 / (3600 * 0,85) = 46 м²;

Диаметр реактора:

D = 1,128 * √S = 1,128 * √46 = 7,65 м.

На существующих промышленных установках применяются реактора диаметром от 2,5 до 12 м.

Полная высота реактора (Рис.1):

Н_п = h + h₁ + h₂ + h₃ + h₄ + h₅,

где h – высота псевдоожиженного слоя, м;

h₁ – высота переходной зоны от псевдоожиженного слоя до зоны отпарки (распределительного устройства), м;

h₂ – высота зоны отпарки (конструктивно принимается равной 6 м);

h₃ – высота сепарационной зоны, м;

h₄ – часть высоты аппарата, занятая циклонами (зависит от размеров циклонов), принимаем h₄ = 6 м;

h₅ – высота верхнего полушарового днища, равная 0,5*D = 3,825 м.

Высота псевдоожиженного слоя в промышленных реакторах составляет 4,5 – 7 м. В нашем случае её можно рассчитать по формуле:

h = V_р / S, где V_р – объём реакционного пространства, м³.

V_р = G_к.р / ρ_п.с, где G_к.р – количество катализатора в реакционном пространстве реактора, кг; ρ_п.с – плотность псевдоожиженного слоя катализатора, обычно равная 450 – 500 кг/м³ (примем ρ_п.с = 500 кг/м³).

Величина G_к.р равна:

G_к.р = G’_c/ n_д, где G’_c – загрузка реактора (свежее сырьё + рециркулирующий газойль), кг/ч; n_д – массовая скорость подачи сырья, ч^-1. Эта скорость изменяется в пределах 1,1 ÷ 2,3 ч^-1, причём большие значения применяются в случае рециркуляции; принимаем n_д = 2,3 ч^-1.

Тогда

G_к.р = 341,57/ 2,3 = 148509 кг;

V_р = 148509 / 500 = 297 м³;

h = 297 / 46 = 6,46 м.

Полученное значение высоты псевдоожиженного слоя соответствует выше указанным пределам (4,5 – 7,0 м).

Высота переходной зоны h₁;

h₁ = h’₁ + h_к, где h’₁ – высота цилиндрической части переходной зоны; h_к – высота её конической части.

Примем высоту переходной зоны равной h₁ = 7м. Величины h’₁ и h_к вычислим позже.

Процесс десорбции продуктов абсорбированных катализатором в вытеснении углеводородных паров как из объёма между частицами катализатора, так и с поверхности катализатора водяным паром, который заполняет эти пространства.

Площадь поперечного сечения десорбера:

S_д = V_д / 3600 * ω_д , где V_д – объём паров, проходящих через свободное сечение десорбера, м³/ч; ω_д – линейная скорость паров в расчёте на полное сечение десорбера, которая может находиться в пределах 0,3 ÷ 0,9 м/с. Наибольший объём паров будет в верхней части десорбера.

Величина V_д рассчитывается по формуле:

V_д = (22,4 * ∑(G_i / M_i) * T_p * 0,1 * 10⁶) / (273 * π_в), где ∑(G_i / M_i) – количество паровой смеси в десорбере, кмоль/ч; π_в – давление в реакторе в верхней части десорбера, Па.

Количество паровой смеси в десорбере равно:

∑(G_i / M_i) = G_п / M_п + G_д1 / 18, где G_п – количество паров углеводородов, уносимых с катализатором в десорбер, кг/ч; М_п – средняя молекулярная масса уносимых паров углеводородов; G_д1 – количество водяного пара, подаваемого в десорбер, кг/ч.

G_п = y_п * G_з.к, где y_п – доля углеводородных паров, переносимых с потоком катализатора, рассчитываемая по формуле:

y_п = (ρ_к – ρ_п.с) * ρ_п / (ρ_к * ρ_п.с), где ρ_к = 2400 кг/м³ – плотность материала катализатора; ρ_п – плотность адсорбированных паров углеводородов и газообразных продуктов в условиях температуры и давления в верхней части десорбера, кг/м³.

В рабочих условиях для верхней части десорбера:

ρ_п = ρ_п.о * Т₀ * π_в / (Т_в * π₀), при этом Т_в = Т_р = 758 К, а давление в верхней части десорбера равно:

π_в = π + (h + h₁) * ρ_п.с * g = 0,2 * 10⁶ + (6,46 + 7) * 500 * 9,81 = 0,27 * 10⁶ Па.

Если принять среднюю молекулярную массу М_п адсорбированных углеводородных паров и газообразных продуктов равной средней молекулярной массе М_г крекинг-газа, то при нормальных условиях имеем:

ρ_п.о = М_г / 22,4 = 30,3 / 22,4 = 1,35 кг/м³.

Тогда

ρ_п = 1,35 * 273 * 0,27 * 10⁶ / (758 * 0,1 * 10⁶) = 1,32 кг/м³;

y_п = (2400 – 500) * 1,32 / (2400 * 500) = 0,0021;

G_п = 0,0021 * 1892590 = 3974 кг/ч;

∑(G_i / M_i) = 3974 / 30,3 + 13248,13 / 18 = 867 кмоль/ч

V_д = (22,4 * 867 * 758 * 0,1 * 10⁶) /(273 * 0,27 * 10⁶)=19971 м³/ч.

Примем линейную скорость паров в расчёте на полное сечение десорбера равной ω_д = 0,74 м/с:

S_д = 19971/ 3600 * 0,74 = 7,5 м²;

Диаметр десорбера:

D_д = 1,128 * √ S_д = 1,128 * √7,5 = 3,1 м.

Принимая, что угол образующей конуса с вертикалью составляет 45º, и зная диаметр реактора (7,65 м) можно определить h_к:

h_к = 7,65 / 2 * sin45º = 2,7 м;

h’₁ = h₁ - h_к = 7 – 2,7 = 4,3 м.

Высота сепарационной зоны h₃:

h₃ = 0,85 * ω^1,2 * (7,33 – 1,2 lg ω) = 0,85 * 0,85^1,2 * (7,33 – 1,2 lg 0,85) = 5,2 м.

Тогда

Н_п = 6,46 + 7 + 6 + 5,2 + 6 + 3,825 = 34,5 м.

Высота цилиндрической части корпуса:

Н_ц = h + h’₁ + h₃ + h₄ = 6,46 + 4,3 + 5,2 + 6 = 21,96 м.

В промышленных реакторах отношение высоты цилиндрической части корпуса к диаметру Н_ц / D = 1,4 ÷ 4. Меньшие значения этого отношения характерны для мощных реакторов. Для данного случая:

Н_ц / D = 21,96 / 7,65 = 2,87.