Реактор установки каталитического крекинга в псевдоожжиженном слое катализатора

Размещено на http://www.allbest.ru//

Размещено на http://www.allbest.ru//

Реактор установки каталитического крекинга в псевдоожжиженном слое катализатора

Рассчитать реактор установки каталитического крекинга мазута в псевдоожиженном слое по следующим исходным данным: производительность реактора по свежему сырью Gс =115,74 т/ч; количество рецикулирующего каталитического газойля составляет 28,4 масс. % на свежее сырье. Режим процесса: температура крекинга Т = 758 К, массовая кратность циркуляции катализатора по свежему сырью 7:1.

Характеристика сырья и продуктов крекинга по лабораторным данным приводятся в таблице 4.1.1.

Таблица 4.1.1- Характеристика сырья и продуктов крекинга

Показатели	Сырье	Продукты крекинга
	вакуумный дистиллят	Рециркулирующий газойль	бензин	Каталитический газойль
				легкий	тяжелый
Относительная плотность: 293 277. . . 288 288. . . Пределы выкипания, К Молекулярная масса. . . Средняя молекулярная температура кипения, К	0,9500 0,9560 623-773 370 683	0,9700 0,9980 468-773 278 582	0,7600 0,7641 313-468 105 384	0,9300 0,9300 468-623 200 548	0,9400 0,9420 623 -773 340 676

Ниже приводится технологический расчет реактора установки каталитического крекинга в псевдоожиженном слое микросферического цеолитсодержащего катализатора.

В задачу расчета реактора входит определение его основных размеров - диаметра и высоты, температура сырья при подаче его в узел смешения с катализатором, температуры катализатора на выходе из реактора, размеров распределительных устройств для парокатализаторного потока, число циклонов и их гидравлического сопротивления.

Материальный баланс

Материальный баланс процесса каталитического крекинга обычно известен по лабораторным или промышленным данным. Находим выходы продуктов каталитического крекинга мазута при общей глубине разложения x=56 %

1.Суммарный выход автобензинового дистиллята (от фракции С5 и примерного 205 °С) и бутан - бутиленовой фракции:

=0,65*56+8,0=44,4 %

2. выход сухо аза, т.е. пропан - пропиленовой фракции и более легких компонентов:

=0,16*56-2,2=6,76 %

Выход кокса:

=0,19*56-5,8=4,84 %

Выход бутан - бутиленовой фракции от суммы (у) автобензинового дистиллята и фракции С4:

 =0,2*44,4=8,88 %

4ледовательно, выход бензина составит:

44,4-8,88=35,52 %

Величина в формулах характеризует глубину превращения сырья ; численное значение величины х равно разности 100-n, где n - выход каталитического газойля в % масс. на свежее сырье.

Выход каталитического газойля (тяжелого и легкого):

100-56=44%

Проверка: общий выход легких продуктов крекинга и кокса должен быть равен 56% (общая глубина превращения):

y+zr+s=44,4+6,76+4,84=56%

Общий выход газов (С3 - С4) равен сумме 8,88+6,76=15,64%.

Расчет выхода продуктов крекинга приводится в таблице 4.1.2.1.

Таблица 4.1.2.1- Выход продуктов каталитического крекинга

Потоки	Количество, т/ч	Состав
		Масс. % на свежее сырье	Масс. % на загрузку реактора
Приход Сырье - мазут Рециркулят Загрузка реактора Расход Газ Бензин Легкий газойль Тяжелый газойль Кокс Всего Циркулирующий каталитический газойль Сумма	115,74 32,80 148,61 18,10 41,11 28,00 22,92 5,60 115,74 32,8 148,61	100,00 28,40 128,40 15,64 35,52 24,20 19,80 4,84 100,00 28,4 128,4	77,90 22,10 100,00 12,18 27,66 18,84 15,42 3,77 77,90 22,10 100,00

Количество циркулирующего катализатора и расход водяного пара

При кратности циркуляции катализатора R=7:1 количество циркулирующего катализатора :

Gк=RGс=7·115,74=810,18т/ч

Определим расход водяного пара .

Для регулирования плотности смеси паров сырья с катализатором в транспортную линию подается водяной пар в количестве 2-6 масс.%, считая на загрузку реактора.На отпарку продуктов крекинга с закоксованного катализатора в зону отпарки подается 5 - 10 кг пара на 1 т катализатора.

Принимаем расход водяного пара для регулирования плотности смеси равным 4 масс. % на сырье или

Gn1=115,74·0,04=4,63т/ч=4630 кг/ч

На катализаторе после регенерации остается кокс в количестве 0,2-0,5 масс.%, считая на свежий катализатор. Примем содержание остаточного кокса на регенерированном катализаторе равным 0,4 масс. %, что составит:

Gо.к=0,4*810,18/100=3,24 т/ч

Количество закоксованного катализатора на выходе из реактора:

Gз.к=Gк+Gо.к+Gs=810,18+4,63+5,602=819 т/ч

Приняв расход водяного пара на отпарку 1 т закоксованного катализатора равным 7 кг,найдем часовой расход водяного пара:

Gg1=7Gз.к=7*819=5733,16 кг/ч

Тепловой баланс реактора

Уравнение теплового баланса в общем виде:

Qс + Qц1 + Qк1 + Qп1 + Qо.к. + Qд1 = Qг + Qб + Qл.г. + Qт.г. + Qк2 + Qк + Qц2 + Qд2 + Qп2 + Qр + Qп

Левая часть уравнения отвечает приходу тепла (в МДж): Qс - с сырьем; Qц1 - с рециркулирующим каталитическим газойлем; Qк1 - с циркулирующим катализатором; Qп1 - с водяным паром; Qо.к - с остаточным коксом; Qд1 - с водяным паром, подаваемым на отпарку углеводорода с катализатора.

Правая часть уравнения отвечает расходу тепла (в МДж): Qг - с образовавшимися газами крекинга; Qб - с парами бензина; Qл.г - с парами легкого газойля; Qт.г - с парами тяжелого газойля;. Qк2 - с циркулирующим катализатором; Qк - с образовавшимся при крекинге коксом; Qц2 - с рециркулирующим газойлем; Qд.2 - с водяным паром, подаваемым на отпарку углеводородов с катализатора; Qп2 - с водяным паром, подаваемым в транспортную линию; Qр - на реакйии каталитического крекинга; Qп - потери тепла в окружающую среду.

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

По литературным и промышленным данным принимаем следующие температуры потоков на входе в реактор: Тц1 = 561 К - температура рециркулирующего газойля; Тк1 = 873 К - температура катализатора; Тп1 =873 К - температура водяного пара, подаваемого в транспортную линию; Тд1 = 783 К - температура водяного пара, подаваемого в отпарную зону реактора при давлении 0,46 МПа.

Рассчитаем энтальпию потоков. Предварительно определим состав крекинг-газа крекинг катализатор псевдоожжиженный

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

В таблице 4.1.3.1. приведен примерный состав крекинг-газа.

Таблица 4.1.3.1- Хи остав крекинг-газа

Компоненты	Мj	Выход масс. % на сырье	Количество
			кг/ч	кмоль/ч
Н2S Н2 СН4 С2Н4 С2Н6 С3Н6 С3Н8 С4Н8 С4Н10 Сумма	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	983,80 231,48 2673,60 659,72 1446,75 3726,83 2812,48 4571,73 3379,61 20485,98	28,935 115,740 167,100 23,560 48,225 88,730 63,920 81,630 58,270 676,110

Ввиду низкого давления в реакторе влияние давления на энтальпию не учитывается. В таблице 3.3 приведены энтальпии компонентов газа в интервале температур 673 - 773 К.

Таблица 4.1.3.2.

Компоненты	Состав xj , масс. %	Энтальпия, кДж/кг
		673 К	773 К
		qi	qixi	qi	qixi
Н2S Н2 СН4 С2Н4 С2Н6 С3Н6 С3Н8 С4Н8 С4Н10 Сумма	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 69,82 155,66 133,00 199,70 159,20 978,4	548,3 7255,0 1495,0 1143,0 1323,0 1139,0 1293,0 1193,0 1290,0 -	26,3 82,0 195,4 36,8 93,5 207,4 177,8 266,2 212,2 1297,6

Сумма энтальпий компонентов равна энтальпии крекинг-газа при данной температуре.

Энтальпии углеводородных паров и жидкостей, а также катализатора и кокса подсчитаны и приведены в таблице 4.1.3.3

Таблица 4.1.3.3.

Обозначение потока	Состояние	Температура, К	Количество,кг/ч	Энтальпия	Количество тепла, МДж
Приход Qс Qц1 Qк1 Qп1 Qд1 Qо.к. Сумма Qг Qб Qл.г. Qт.г. Qк2 Qк Qц2 Qп2 Qд2 Qр Qп Сумма	Ж Ж Т П П Т - Г П П П Т Т П П П - принимается -	Тс 561 873 873 783 873 - 758 758 758 758 758 758 758 758 758 -	115740 22100 810180 4630 5733 3240 - 20486 41110 28000 22920 810180 5602 32870 4630 5733 115740 -	648,0 678,4 3708,0 3510,0 1506,0 - 1252,0 1162,0 1102,0 1097,0 548,8 1219,0 1102,5 3455,0 3455,0 205,2 - -	14320,00 549626,11 17168,00 20122.00 4879,44 Qc +606116 25648,47 47769,84 30870,00 25209,06 444626,78 6828,84 36239,18 15996,65 19807,51 23749,85 13535,30 647291,48

Из теплового баланса (табл. 3.3) имеем:

Qc = 647291,48 - 606116,38 = 41175,1 МДж

Энтальпия сырья:

qc = Qc/Gc=41175/115740=355,75 кДж/кг

Размеры реактора

Площадь поперечного сечения реактора равна:

где V - объем паров, проходящих через свободное сечение реактора, м3/ч; w - допустимая скорость паров в свободном сечении реактора, м/с.

Величину V определим по формуле:

где - количество паровой смеси в реакторе, кмоль/ч; Тр - температура в реакторе, К; - абсолютное давление в реакторе над псевдоожиженным слоем, принимаемое 0,2 МПа.

Для расчета величины необходимо определить среднюю молекулярную массу крекинг-газа. Из таблицы 3. имеем

и из таблицы 3.13:

Тогда

Этот объем паров является наибольшим, так как суммарный объем всех получающихся продуктов крекинга больше объема сырья.

Для установки каталитического крекинга с псевдоожиженным слоем катализатора средняя скорость движения газов в свободном (над псевдоожиженным слоем) сечении реактора рекомендуется принимать равной 0,63 м/с. По другим литературным данным эта скорость может изменяться от 0,4 м/с до 0,89 м/с. Примем =0,4 м/с. Тогда площадь поперечного сечения реактора:



Диаметр реактора:

На существующих промышленных установках применяются реакторы диаметром от 2,5 до 12 м. Диаметр зоны отпарки (десорбера) найдем после того, как будем знать давление у верхнего основания десорбера.

Полная высота реактора (рис. 3.1):

Hр =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=6м; h5 - высота верхнего полушарового днища, равная 0,5D=2,65м

Высота слоя в промышленных реакторах составляет 4,5 - 7,0 м. в нашем случае ее можно рассчитать по формуле:

Здесь Vp - объем реакционного пространства (в м3):

где Gк.р. - количество катализатора в реакционном пространстве реактора, кг; - плотность псевдоожиженного слоя катализатора, обычно равная 450 - 500 кг/м3 (примем = 500 кг/м3).

Величина Gк.р - равна:

где Gс - загрузка реактора (свежее сырье + рециркулят), кг/ч; nд - массовая скорость подачи сырья, ч-1. эта скорость изменяется для тяжелого сырья в пределах 1,1 - 2,3 ч-1. примем nд = 2,3 ч-1.

Тогда

кг

высота переходной зоны h1:

h1= h1/+ hk

где h1/ - высота цилиндрической части переходной зоны; hk - высота ее конической части.

Примем высоту переходной зоны равной h1 =7м. Величины h1/ и hk найдем после определения диаметра десорбера.

Площадь поперечного сечения десорбера:



где Vд - объем паров, проходящих через свободное сечение десорбера,м3/ч; д - линейная скорость паров в расчете на полное сечение десорбера, которая может находиться в пределах 0,3 - 0,9 м/с.

Наибольший объем паров будет в верхней части десорбера. Величина Vд рассчитывается по формуле:

где - количество паровой смеси в десорбере, кмоль/ч; - давление в реакторе в верхней части десорбера, Па.

Количество паровой смеси в десорбере равно:

где Gп - количество паров углеводородов, уносимых с катализатором в десорбер, кг/ч.

Количество углеводородных паров, заключенных в объеме между частицами катализатора и адсорбированных на поверхности циркулирующего катализатора равно:

здесь yп - доля углеводородных паров, переносимых с потоком катализатора, рассчитываемая по формуле:

где= 2400 кг/м3 - - плотность материала катализатора; - плотность адсорбированных паров углеводородов и газообразных продуктов в условиях температуры и давления в верхней части десорбера, кг/м3.

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

В рабочих условиях для верхней части десорбера

при этом , а давление в верхней части десорбера равно:

Тогда

а величина

Подставив в формулу для расчета объема газов и паров все известные величины, получим:

Примем линейную скорость паров в расчете на полнее сечение десорбера равной = 0,74 м/с.

Тогда

Диаметр десорбера

Принимая, что угло образующей конуса с вертикалью составляет 450, и зная диаметр реактора (5,3 м), геометрически легко определить высоту конического перехода hк = 1,65 м. Получим

Высота сепарационной зоны h3 рассчитывается по формуле:



где - скорость паров в свободном сечении реактора,м/с.

Тогда

Высота цилиндрической части корпуса:

Выбор распределительного устройства парокатализаторного потока в реакторе

Суммарное живое сечение распределителей подбирают, исходя из условия сохранеия величины линейной скорости подводимого потока; обычно оно составляет 1 - 2.5 % от сечения реактора.

Примем конструкцию решеток в виде семи горизонтальных решеток.

Площадь, занимаемая решетками, должна составлять 60 - 70 5 поперечного сечения реактора. При этом решетки хорошо вписываются в сечение реактора. Если принять площадь, занимаемую решетками, равной 60 %, то площадь решеток будет равна:

м

Площадь одной решетки:



Диаметр одной решетки:

К показателям конструкции газораспределительной решетки относятся: диаметр отверстий, площадь живого сечения, толщина, шаг размещения отверстий.

Примем суммарное живое сечение распределителя равным 1% от сечения реактора. Площадь живого сечения распределителя:

м2

Живое сечение одной решетки:

Примем толщину решетки 0,02м, а диаметр отверстий в решетке = 0,02м. Тогда число отверстий в решетке будет равно:

Суммарное живое сечение распределителя позволяет определить диаметр ствола, подводящего парокатализаторную смесь:



Диаметр каждого из семи ответвлений от центрального подводящего ствола:

Имея в виду, что рециркулят подаеися в псевдоожиженный слой катлизатора, минуя решетки, объем паров на подходе к решетке рассчитаем по формуле:

где - количество углеводородных и водяных паров, проходящих через решетку, кмоль/ч; = 7 - число решеток; - давление вреакторе у решеток, Па.

Количество углеводородных и водяных паров, рпоходящих через решетку, равно:

Давление в реакторе у решеток:

в результате расчета получим:

Скорость паров в отверстиях решетки:

Гидравлическое сопротивление рассчитаем по формуле:

где k1 и k2 - поправочные коэффициенты , находимые по графикам;- доля живого сечения решетки; - плотность паров, кг/м3.

По графикам найдем k1=1,6 и k2=1,0.

Доля живого сечения решетки:

Плотность паров равна:

где Мп - средняя молекулярная масса смеси углеводородного и водяного паров.

Среднюю молекулярную массу углеводородного и водяного паров рассчитаем так:



где Мс и Мв.п. - соответсвенно средние молекулярные массы углеводородных и водяных паров; yc и yв.п. - мольные доли сырья и водяного пара, подаваемого для регулирования плотности смеси сырья и катализатора (таблица 4.1.5.1).

Таблица 4.1.5.1.

Потоки	Количество, Gi, кг/ч	Молекулярная масса Mi	Количество ,	Мольная доля
Сырье Водяной пар Сумма	115740 4630 120370	370 18 -	312,81 257,22 570,00	0,55 0,45 1,00

Получим:

Таким образом:

Подставив в формулу для определения гидравлического сопротивления решетки числовые значения величин, получим:

Циклоны реактора

Гранулометрический состав микросферического катализатора следующий: величина частиц - 60 мкм, в количестве 75 %. В таблице представлены основные размеры циклонов НИИОГаз.

Диаметры циклонов имеют следующую величину ( в мм):

ЦН - 24 1000 500

ЦН - 15 800 600 400 200 100

ЦН - 11 800 100

Определим количество циклонов и их гидравлическое сопротивление при следующих исходных данных: объем парогазовой смеси над слоем катализатора V=65223 м3/ч, температура 873 К.

1.Выбираем тип циклона ЦН - 15 с углом 150 и диаметром 0,8 м. Этот тип обеспечивает хорошую степень улавливания при небольшом гидравлическом сопротивлении.

Определяем условную скорость газа из уравнения:

где - коэффициент сопротивления циклона (105), - гидравлическое сопротивление, н/м2; - плотность газа, кг/м3.

Тогда :

Плотность воздуха:



Гидравлическое сопротивление циклона:

число циклонов определяем по выражению:

где S0- суммарное сечение циклонов, м2; S - сечение одного циклона, м2.

Общее сечение циклонов находим как:

Сечение одного циклона:

Таким образом, количество всех циклонов составит:

В таблице 4.1.6.1 представлены основные размеры циклона ЦН - 15.

Таблица 4.1.6.1.

Величина	ЦН - 15
	В долях диаметра циклона	В м
Диаметр выходной трубы D1, м Ширина входного патрубка b, м Высота входного патрубка h1,м Высота входной трубы h2, м Высота цилиндрической части h3,м Высота конической части h4, м Общая высота циклона H, м Меньшее основание конической части d, м Коэффициент гидравлического сопротивления	0,6 0,26 0,66 1,74 2,26 2,00 4,56 0,25 105	0,480 0,208 0,528 1,392 1,808 1,6 3,648 0,200 -

Регенератор катализатора установки каталитического крекинга в псевдоожиженном слое

Рассчитаем регенератор установки каталитического крекинга при следующих исходных данных: количество циркулирующего катализатора Gk - 1289 т/ч; максимальный размер частиц катализатора 150 мкм, плотность псевдоожиженного слоя катализатора =500 кг/м3;температура катализатора на входе из реактора 755 К , количество кокса, поступающего с катализатором, g = 10 т/ч; количество кокса на регенерированном катализаторе 0,2 % масс.; количество водяного пара, адсорбированного катализатором, Gп =2065 кг/ч; температура в регенераторе Тр= 873 К; давление над псевдоожиженным слоем = 0,23 МПа; температура воздуха Тв= 353 К.

Расчет

Характеристика полноты сгорания углерода.

Количество газов регенерации

В таблице 4.2.1.1. приведен усредненный состав кокса.

Таблица 4.2.1.1.

Элементы	Содержание, масс. %
Углерод Водород Сера	86,0 8,5 5,5

Зная суммарное количество углерода в коксе и задавшись объемным соотношением СО2/СО = 1,85, рассчитаем количество углерода в 1кг кокса,которое пошло на образование СО2 и СО, и определим количество продуктов окисления.

Так как в 1 кг содержится 0,86 кг углерода, то

С1+С2=0,86

Где С1 и С2 - количество углерода, пошедшего на образование СО2 и СО соответсвенно.

Определим количество СО2, образующегося из G1 кг углерода, миея в виду, что для сжигания 1 кмоль С необходим 1 кмоль О2:

Аналогично найдем количество СО:

объемные количества СО2 и СО при н.у. будут равны:

из принятого выше отношения объемов СО2/СО следует:

решая совместно уравнения

получим:

С1=0,558 кг/кг; С2=0,302 кг/кг

Тогда:

Или

количество водяных паров, образующихся при сгорании кокса (на 1 кг кокса):

количество SO2, образующегося при сгорании серы:

суммарное количество продуктов сгорания кокса:

или

в газах регенерации кроме продуктов сгорания содержатся азот и избыточный кислород. Принимаем количество избыточного кислорода в газах регенерации 1,3 объемн. %.

Объем газов регенерации (в м3 на 1 кг кокса):

где - объем азота, содержащегося в воздухе, израсходованном на окисление элементов кокса; - объем избыточного кислорода; - объем азота в избыточном воздухе.

Количество кислорода, пошедшего на сгорание кокса:

Или

соответсвующее количество азота в воздухе:

Или

количество азота в избыточном воздухе:

количество избыточного кислорода определится из уравнения:

из этого уравнения получим: =0,132 м3/кг. Следовательно

тогда



количество газов регенерации:

полученные данные сведены в таблице 4.2.1.2

Таблица 4.2.1.2.

Компоненты	Количество газов, получающихся при сгорании 1кг кокса	Состав газов регенерации
	м3/кг	кг/кг	влажного	сухого
СО2 СО SO2 N2 O2 Всего сухих газов Н2О Всего влажных газов	1,042 0,563 0,038 7,539 0,132 9,314 0,952 10,266	2,048 0,707 0,110 9,424 0,189 12,478 0,765 13,243	15,46 5,39 0,83 71,16 1,43 94,27 5,76 100,00	16,41 5,66 0,83 75,52 1,53 100,00 -

Определим теоретический расход воздуха на выжиг 1кг кокса:

Или

подсчитаем расход воздуха на регенерацию катализатора (на 1 кг кокса).

а. суммарное количество кислорода воздуха, израсходованном на регенерацию:

Или

определим действительный расход воздуха:

или

коэффициент избытка воздуха при регрнерации ктализатора:

количество кокса на регенерированном катализаторе:

количество выжигаемого кокса:

количество воздуха, необходимое для выжига кокса:

количество влажных газов регенерации:

Расход водяного пара на отпарку газов регенерации с катализатора

С целью вытеснения газов регенерации из пор катализатора и пневмовзвеси в регенератор подается перегретый водяной пар в количестве 5 - 10 кг на 1 т катализатора.

Если принять расход пара 5 кг/т, то количество водяного пара для отпарки газов регенерации со всего катализатора будет равно:

Материальный баланс регенератора

Материальный баланс аппарата сведен в таблице 4.2.3.1.

Таблица 4.2.3.1.

Потоки	Обозначение	Количество, кг/ч
Приход Катализатор Кокс Воздух Водяной пар, адсорбированный на катализаторе Водяной пар на отпарку газов регенерации с катализатора Сумма Расход Катализатор Остаточный кокс Влажные газы регенерации Водяной пар, адсорбированный на катализаторе Водяной пар на отпарку газов регенерации с катализатора Сумма	Gk g Gв Gп G0 - Gk g0 Gв.г. Gп G0 -	1289000 10000 90845,28 2065 6445 1398355,28 1289000 2578 98267 2065 6445 1398355,3

Тепловой баланс регенератора

Для составления тепловых балансов регенератора и его основных зон необходимо знать энатльпию каждого технологического потока при соответствующей температуре и количество тепла, выделяющегося при сгорании кокса.

В таблице 4.2.4.1. приведены занчения энтальпии для компонентов влажного газа при 873 К, а также произведения энтальпии компонента на его массовую долю во влажном газе.

Таблица 4.2.4.1.

Компоненты	Состав yi, масс. %	Энтальпия, кДж/кг
		qi	qiyi
CO2 CO SO2 N2 O2 H2O	15,48 5,39 0,83 71,16 1,43 5,76 100,0	623,8 651,5 379,2 646,0 596,0 1206,0 -	96,37 35,10 3,15 459,20 8,52 69,50 671,84

Энтальпия влажного воздуха при 873 К по правилу аддитивности равна сумме этих произведений.

Энтальпию катализатора и кокса можно подсчитать по формуле



где с - теплоемкость ктализатора или кокса, кДж/(кг*К); Т - температура катализатора или кокса, К.

теплоемкость катализатора обычно принимают равной 1,13 кДж/(кг*К), а теплоемкость кокса 2,51 кДж/(кг*К).

Таблица 4.2.4.2.

Потоки	Количество	Температура, К	Энтальпия,кДж/кг	Количество тепла, МДж
Приход Катализатор Кокс Воздух Водяной пар, асорбированный на катализаторе Водяной пар на отпраку газов регенерации с катализатора Теплота сгорания кокса Сумма Расход Катализатор Кокс Воздух Водяной пар, асорбированный на катализаторе Водяной пар на отпраку газов регенерации с катализатора Потери тепла Итого Избыточное тепло (по разности) Сумма	1289000 10000 90845,3 2065,0 6445,0 7422,0 1289000 2578,0 98267,3 2065 6445,0 принимаются - -	755 755 353 755 783 - - 873 873 873 873 873 - -	546,00 1212,00 80,86 3457,00 3512,00 32913,00 - 680,20 1508,00 671,84 3708,00 3708,00 - -	703794 12120 7329,4 7138,7 22635 244280 997297 876777 3887,6 66020 7657 23898 3811,2 98205,3 15245,28 99729,7

Количество тепла, вылелчющееся в результате сгорания кокса:

где - низшая теплоат сгорания кокса, кДж/кг; - тепловые эффекты реакций окисления соответственно углерода, водорода и серы.

Получим:

В таблице 4.2.4.2 приведен тепловой баланс регенератора.

Материальный баланс основных зон регенератора

Материальный баланс основных зон регенератора составляется с целью определения их размеров.

Определим коксовую нагрузку зоны прямоточной продувки катализатора воздухом.

Количество выжигаемого в этой зоне кокса вычисляется на основе теплового баланса и приводится в таблице 4.2.5.1.

Таблица 4.2.5.1.

Обозначение потоков	Количество, кг/ч	Темпе ратура, К	Энтальпия, кДж/кг	Количество тепла
Приход Qk1 Q Qв Qп1 Qр Итого Q1 Расход Qk2 Qк2 Qв.г. Qп2 Qп Итого Q1	1289000 10000 12,24x 2065 x - 1289000 10000-x 13,243x 2065 принимаются -	755 755 353 755 - - 873 873 873 873 -	546,00 1212,00 80,68 3457,00 32913,00 - 680,20 1508,00 671,84 3708,00	703794,00 12120,00 0,987x 7138,70 32,91x 723052+33,9x 8767777,80 15080-1,5x 8,9x 7657,00 3600,00 903115+7,4x

Энтальпию перегретого и насыщенного водяного пара можно определить по диаграмме i -- S для водяного пара или по таблицам ВТИ в зависимости от температуры и давления (см. Приложение 4).

Количество тепла, выделяющегося в результате сгорания кокса:

= 0,558+0,302+ 0,085+ 0,055

где -- низшая теплота сгорания кокса, кДж/кг; , , и -- тепловые эффекты реакций окисления соответственно углерода, водорода и серы; значения коэффициентов перед см. п. 1 расчета. Получим:

В табл. 3.20 приведен тепловой баланс регенератора.

Материальные балансы основных зон регенератора

Материальный баланс основных зон регенератора составляется с целью определения их размеров.

Определим коксовую нагрузку зоны прямоточной продувки катализатора воздухом.

Количество выжигаемого в этой зоне кокса вычисляется на основе теплового баланса и приводится в табл. 3.21.

Таблица 3.21

Обозначение потоков	Количество, кг/ ч	Температура , К	Энтальпия, кДж/кг	Количество тепла, МВт
Приход Qк1. . . . . . Qg . . . . . Qв . . . . . Qп1.. . . . Qр. . . . . . Итого Q1. . . Расход Qк2. . . . . . Qк3. . . . . . Qв.г . . . . . . Обозначение потоков	1289 10000 12,24 х 2065 х - 12891 10000 - х 13,243 - х Количество, кг/ ч	755 755 353 755 - - 873 873 873 Температура, К	546,00 1212,00 80,68 3457,00 32913 - 680,20 1508,00 671,84 Энтальпия, кДж/кг	703794 2120 0,987 х 7138,7 32,913 723052,7ч33,9х 876777,8 15080ч1,508х 8,9 х Количество тепла, МВт
Qп2 . . . . . . Qп . . . . . . И того Q2 . .	2065 873 Принимаются - -	3708,00 - -	7657 3600 93115ч7,4х

Уравнение теплового баланса первой зоны регенератора к общем виде:

Qк1+Qg+Qв+Qп1+Qр=Qк2+Qо.к.+Qв.г+Qп2+Qп

где вносится тепло (в кВт); Qк1 --циркулирующим катализатором; Qg-коксом; Qв --воздухом; Qп1-- водяным паром, адсорбированным на катализаторе; Qр Qр --тепло, выделяющееся при сгорании кокса; выносится те п л о (в кВт): Qк2- -- катализатором; Qо.к -- остаточным коксом; Qв.г -- влажным газом; Qп2-- водяным паром, адсорбированном на катализаторе; Qп - потери тепла в окружающую среду.

Из табл. 3.21 получим:

723052,7+33,9 х = 903115+7,4 х

где х- количество кокса, выжигаемого в первой зоне.

Решая это уравнение относительно х, получим х=6795 кг/ч. Количество кокса, подлежащего выжигу во второй зоне, определяется по разности:

7422 - 6795 = 627,2

В соответствии с табл. 3.21 определим количество воздуха, необходимое для выжига кокса в первой зоне:

Lд х = 12, 24 · 6795 = 83170,8 кг/ч

Разность между общим потребным количеством воздуха (табл. 3.18) и количеством воздуха, расходуемым в первой зоне, равна количеству воздуха, расходуемому во второй зоне:

908445,28 - 83170,8 = 7674,5 кг/ч

Найдем количество влажных газов регенерации по зонам. В соответствии с табл. 3.21 количество влажных газов, образовавшихся при выжиге кокса в первой зоне, определим из уравнения

G/в.г = mг.р х = 13,243 · 6795 = 89986 кг/ч

и во второй зоне -- по разности между общим количеством образовавшихся газов регенерации (табл. 3.18) и количеством их в первой зоне:

G//в.г= 98267,3 - 89986 = 8281,3 кг/ч

Определив по зонам количества выжигаемого кокса, воздуха и образующихся влажных газов, можно составить материальный баланс основных зон регенератора. При этом допускается, что водяной пар, циркулирующий с катализатором, не перераспределяется между потоками катализатора и газами регенерации. В табл. 3.22 приведен материальный баланс основных зон регенератора.

Таблица 3.22

Потоки	Зона прямоточной продувки	Зона противоточной продувки	Зона отпарки (десорбции)
	приход, к г/ ч	расход, кг/ч	приход, кг/ч	расход, кг/ч	приход, кг/ч	расход, кг/ч
Катализатор .. . Кокс . . . . . . Воздух. . . . . Водяной пар, адсорбированный на катализаторе. . Влажные газы регенерации. . . Водяной пар на отпарку катализатора .. .	1289 1289 1289 1285 1289 1285 10000 3205 7674,5 2578 2578 2578 83170 - - - - - 2065 2065 2065 2065 2065 2065 - 89986 - 8281,3 6445 6445 - - - - 6445 6445
Сумма 1384236 1384256 13019445 13019445 - 13019445

Диаметр регенератора и его основных зон

Площадь поперечного сечения регенератора и его основных зон определяется по формуле:

где -- часовой объем газов и паров, проходящих через данное сечение регенератора (над псевдоожиженным слоем), м3/ч; -- допускаемая скорость газов в свободном сечении, м/с. Объем газов и паров определяется по формуле:

где ? --количество газовой смеси, кмоль/ч; Тр = 873 К - температура в регенераторе; = 0,23 · 106 Па -- абсолютное давление над псевдоожиженным слоем катализатора.

Предварительно найдем среднюю молекулярную массу влажного газа (табл. 3.17)

Тогда для регенератора

для первой зоны

?=

для второй зоны

?=

для зоны отпарки (десорбера)

?=

Часовые объемы газов в сечениях регенератора и его основных зон, рассчитанные по приведенной выше формуле, даны в табл. 3.23.

Таблица 3.23

Сечения	, м3/с	, м/с	S, м2
Регенератора . .	234 000	0,55	119,0
Первой зоны . .	194500	0,56	97,0
Второй зоны . . .	16940	0,43	11,0
Зоны отпарки . .	22360	0,80	7,8

Скорость газов в свободном сечении регенератора может достигать 0,8 м/с [54, с. 161]. Принятые в расчете значения скорости газов в различных сечениях регенератора и результаты подсчета поперечных сечений также приведены в табл. 3.23.

В первую очередь определим диаметр зоны отпарки (десорбции):

При определении диаметра внутренней цилиндрической перегородки или диаметра второй зоны следует учитывать, что в этой зоне расположен охлаждающий змеевик (по периферии зоны) с трубками диаметром dн = 0,06 м. Подсчитанные выше поперечные сечения остаются прежними. Тогда диаметр второй зоны (рис. 3.11) определим по формуле:

Диаметр регенератора равен диаметру первой зоны и определяется с учетом толщины цилиндрической перегородки 6 = 0,02 м по формуле

Высота регенератора его зон

Высота первой зоны {см. рис. 3.11) равна высоте псевдоожиженного слоя катализатора:

где V1 -- объем псевдоожиженного слоя, м3; S1-поперечное сечение первой зоны, м2 (см. табл. 3.23).

Объем псевдоожиженного слоя рассчитаем по формуле:



где -- количество катализатора в первой зоне, кг; -- плотность псевдоожиженного слоя, кг/м3.

Величина равна:

где х -- количество кокса, сжигаемого в данной зоне, кг/ч; -- удельная скорость регенерации 1 т катализатора, кг/ (т ·ч).

Удельная скорость регенерации катализатора, по промышленным данным, равна 50 -- 115 кг/(т-ч). Меньшие значения этой скорости относятся к зонам прямоточной продувки катализатора воздухом, большие -- к зонам противоточной продувки.

Примем удельную скорость регенерации катализатора равной 56 кг/ (т·ч). Тогда

Чтобы регенерация катализатора протекала наиболее эффективно, высота псевдоожиженного слоя должна быть не менее 3 м.

Высота второй зоны равна высоте цилиндрической перегородки (рис. 3.11) и определяется аналогично высоте первой зоны:

Высота псевдоожиженного слоя катализатора над второй зоной:

h3 = h1 - h2 = 5 - 3,9 = 1,1 м

Объем этого слоя:

Vc = h3 S2 = 1,1 ·5,74 = 6,314 м3

Количество псевдоожиженного катализатора в этом слое:

Gc = Vc = 6,314·500 = 3157 кг

Высота h4 под распределительной решеткой (см. рис. 3.11) принимается равной 5 м.

Высота зоны сепарации h5 с учетом расположения в пей циклонов принимается равной 8 м.

Высота регенератора:

Hр = h1 + h4 + h5 = 5 + 5 + 8 = 18 м

Объем зоны отпарки катализатора (десорбера)

Примем число секций Nc в противоточной зоне регенератора равным 18. В каждой секции имеется два отверстия диаметром d0 = 0,3 м (рис. 3.11) для перетекания катализатора из этой зоны в зону отпарки.

Скорость перетекания псевдоожижеиного катализатора из зоны

противоточной продувки в зону отпарки определяется по формуле:

Примем высоту взвешенного слоя катализатора в зоне отпарки равной сумме h1 + h4 (см. рис. 3.11). Объем зоны отпарки будет равен:

Vд = Sд(h1 + h4) = 3,87(5 + 5) = 38,7 м3

Количество псевдоожиженного катализатора в зоне отпарки:

Gд = Vд = 38,7·500 = 19350 кг

Время пребывания катализатора в регенераторе

Среднее время пребывания катализатора в регенераторе равно:

где -- время пребывания катализатора соответственно в первой зоне, над второй зоной в распределительном слое, во второй зоне и в зоне отпарки, мин.

Имеем:

Время пребывания катализатора в регенераторе обычно составляет 5--12 мин.

Давление под распределительной решеткой и у основания зоны отпарки (десорбера). Температура катализатора на входе в зону отпарки (десорбер)

Давление под воздухораспределительной решеткой:

=0,23 · 106 + 5 · 500· 9,81 = 0,26 · 106 Па.

Давление у основания зоны отпарки:

= 0,23 · 106 + (5 + 5) ·500 · 9,81 = 0,28· 106Па

Температура катализатора на входе в зону отпарки Твх должна быть выше температуры Тр выхода из регенератора:

Твх = Тр +Т

где Т -- снижение температуры катализатора в зоне отпарки, К.

При этом водяной пар перегревается от Т -- 783 К до Тр = 873 К.

Снижение температуры катализатора подсчитываем по формуле:

где G0 -- количество водяного пара, расходуемого на отпарку катализатора, кг/ч; -энтальпии перегретого водяного пара при температурах 873 К и = 0,25·106 Па и 783 К и = 0,44·106 Па, кДж/кг; Gk -- количество катализатора, кг/ч; g0 - количество остаточного кокса на катализаторе, кг/ч; ск и с0 -- теплоемкости соответственно катализатора и кокса, кДж/(кг-К). Тогда

Твх = 873 + 0,9 = 873,9 К

Воздухораспределительный решетка

Площадь отверстий воздухораспределительных решеток обычно составляет 0,3 --1,5% от площади самих решеток. Примем, что площадь отверстий в решетке равна 0,5% от площади решетки:

S0 = 0,005SВ

Здесь SВ -- площадь воздухораспределительной решетки регенератора, м2

SВ = S1 + S2 - SП

где SВ - площадь, занимаемая двумя стволами, подводящими катализатор (рис.3.12), м2

Получим:

SВ = 47,93 + 5,74 - 0,9 = 52,77

Тогда

S0 = 0,005 · 57,77 = 0,264 м 2

Примем диаметр отверстий в решетке D0 = 0,025. Число отверстий в решетке, приходящееся соответственно на первую и вторую зоны:

Скорость воздуха в отверстиях решетки равна:

где - секундный объем воздуха, м3/с.

GВ - количества воздуха, кг/ч; Тв - температура воздуха, К; МВ -молекулярная масса воздуха.

Имеем:

Предельная скорость газа в отверстиях решетки, при которой частицы катализатора перестают проваливаться через отверстия:

где -- относительная площадь отверстий решетки, равная отношению площади отверстий к площади сечения регенератора; dm--

максимальный размер частиц катализатора, м; -- плотность материала катализатора, кг/м3 (принимается равной 2400); -- плотность воздуха при ТВ=353 К и р = 0,25·106 Па.

Величина равна:

Тогда

Частицы катализатора не будут проваливаться в отверстия решетки, так как О.Р>>ПР (38>>0,54).

Количество получаемого водяного пара

Для отвода избыточного тепла во второй зоне устанавливают охлаждающий змеевик, в который подается вода с температурой Т = 373 К. Из змеевика выходит насыщенный водяной пар с параметрами = 3,92· 106 Па, Т= 522 К.

Количество образующегося водяного пара:

где Qo -- количество тепла, отводимого из второй зоны, кВт; i522 и i373 -- энтальпия соответственно водяного пара и воды при 522 и 373 К, кДж/кг.

Количество тепла, отводимого из второй зоны, определим из теплового баланса регенератора

Qo = 997297 - 982052,3 = 15245,28 кВт

Тогда

Размещено на Allbest.ru

...