Реакторный блок установки каталитического крекинга

Тип работы:
Курсовая
Предмет:
Производство и технологии


Узнать стоимость

Детальная информация о работе

Выдержка из работы

Министерство образования и науки республики Казахстан

Павлодарский государственный университет им. С. Торайгырова

Институт энергетики и автоматизации

Кафедра химических технологий

ПОЯСНИТЕЛЬНАЯ ЗАПИСКА

к курсовому проекту

КП. 390 140. 2408. 01. 05 ПЗ

По дисциплине Технология переработки нефти и газа

Тема Реакторный блок установки каталитического крекинга

Преподаватель Пастух В. П.

Студент Сайдахметов Д.

Специальность 390 140

Группа ХТОВ-51

2005

Исходные данные к проекту:

Производительность реактора по свежему сырью GС = 260 т/ч

Количество рециркулирующего 28.4 масс. % на свежее каталитического газойля сырье

Режим процесса:

Температура крекинга Тр= 763К

Массовая кратность циркуляции

Катализатора по свежему сырью 7: 1

СОДЕРЖАНИЕ

Введение

1. Технологическая часть

1.1 Теоретические основы процесса

1.2 Описание технологической схемы установки

2. Расчетная часть

2.1 Физико-химические свойства веществ, участвующих в процессе

2.2 Материальный баланс

2.3 Количество циркулирующего катализатора и расход водяного пара

2.4 Тепловой баланс

2.5 Технологический расчёт реакторного блока

2.5.1 Размеры реактора

2.5.2 Давление у основания зоны отпарки. Температура катализатора на выходе из десорбера

2.5.3 Выбор распределительного устройства парокатализаторного потока в реакторе

3. Расчет и выбор вспомогательного оборудования

3.1 Насосно-компрессорное оборудование

3.2 Теплообменное оборудование

Заключение

Список использованных источников

Введение

Промышленные установки каталитического крекинга. Изменяя технологический режим, а также используя разные сырье и катализатор, можно в весьма широких пределах изменять выход и качество получаемых продуктов. Данные показывают, что эффективность применения цеолитсодержащих катализаторов, особенно содержащих окислы редкоземельных металлов очень высока.

Процесс каталитического крекинга стали внедрять в промышленность в конце 30-х гг. Это были установки Гудри со стационарным слоем аморфного катализатора, сложной и дорогой системой автоматического управления. С тех пор процесс каталитического крекинга непрерывно совершенствуется. Установки Гудри были вытеснены более экономичными и менее сложными системами с подвижным циркулирующим слоем катализатора. В промышленности стали эксплуатировать установки двух типов: на установках первого типа каталитический крекинг сырья и регенерация катализатора осуществляются в сплошном, медленно опускающемся слое шарикового катализатора (диаметр 3−6 мм); На установках второго типа процессы каталитического крекинга и регенерации катализатора протекают в «кипящем» (псевдоожиженном) слое порошкообразного или сферического катализатора. Большое значение для совершенствования установок первого типа имело пневмотранспортирование катализатора с одним подъемом его (реактор над регенератором), впервые в мире осуществленное на установке 43−1 в г. Грозном.

В дальнейшем аморфные алюмосиликатные катализаторы были заменены кристаллическими (цеолитсодержащимися). Вскоре стали применять установки нового типа — двухступенчатые: в первой ступени крекинг происходит в восходящем потоке в катализаторопроводе после контакта его с нагретым сырьем (эту ступень часто называют крекингом в лифт-реакторе), во второй ступени — в ограниченном объеме псевдоожиженного («кипящего») слоя. Иногда ограничиваются крекингом только в восходящем потоке (лифт-реакторе). Широкому применению установок последнего типа в значительной степени способствовало использование высокоактивных цеолитсодержащих катализаторов. Наконец, в последнее время стали применять установки с практически полным дожигом окисла углерода не в котлах-утилизаторах, а непосредственно в регенераторах. Совершенствуется также конструкция аппаратуры и оборудования на этих установках, а также катализаторы и технология процесса.

Каталитический крекинг по сравнению с термическим характеризуется меньшим выходом метана, этана и олефинов, большим выходом углеводородов С3-С4, а также бензинов с повышенным содержанием ароматических и изопарафиновых углеводородов. В этом заключается главное преимущество каталитического крекинга перед термическим.

1. Технологическая часть

1.1 Теоретические основы процесса

каталитический крекинг гидроочищенный

Процесс каталитического крекинга гидроочищенного сырья является целевым в наборе процессов установки и позволяет получать следующие продукты:

— жирный газ и нестабильный бензин, используемые в качестве сырья на секции абсорбции и газофракционирования, с целью получения пропан-пропиленовой (С3), бутан-бутиленовой (С4)фракций, сухого газа (С2) и высокооктанового компонента автобензина АИ-92,А-80 (фракция К-205°С;

— легкий газойль, используемый в качестве компонента дизельного топлива или товарного печного топлива (фракция 195−270°С);

— фракцию 270−420°С, используемую в качестве компонента сырья для производства технического углерода, компонента котельного топлива или добавки к сырью висбрекинга;

— фракцию > 420 °C, используемую в качестве компонента сырья для производства технического углерода, компонента котельного топлива или сырья для установки замедленного коксования с целью получения кокса игольчатой структуры.

Для осуществления процесса каталитического крекинга в составе секции 200 предусмотрены следующие блоки:

— реакторный блок;

— блок ректификации и очистки технологического конденсата;

— воздушная компрессорная.

Сущность процесса каталитического крекирования углеводородов основана на расщеплении высокомолекулярных компонентов сырья на более мелкие молекулы с перераспределением освобождающихся по месту разрыва связи «углерод-углерод» водорода.

В итоге образуется газ, бензин, и кокс, отлагающийся на поверхности катализатора.

Постадийно процесс каталитического крекинга может быть представлен следующим образом:

— поступление сырья к поверхности катализатора (внешняя диффузия);

— химабсорбция на активных центрах катализатора;

— химическая реакция на поверхности катализатора;

— десорбция продуктов крекинга непрореагировавшей части сырья с поверхности катализатора и частично из внутренних пор;

— вывод продуктов крекинга из зоны реакции на последующую их ректификацию.

Наиболее типичными компонентами сырья каталитического крекинга являются парафиновые углеводороды, при крекинге которых доминируют разложения С16Н34 ---> С8Н18 + С8Н16.

Наиболее часто разрыв молекулы парафинового углеводорода происходит по средней ее части.

Термическая стабильность парафинов понижается с увеличением молекулярного веса углеводородов.

При крекинге парафиновых углеводородов нормального строения протекают и вторичные реакции с образованием ароматических углеводородов и кокса. Изопарафиновые углеводороды крекируются легче.

Водорода и метана при этом получается больше, чем при крекинге нормальных парафинов, а углеводородов С3 и С4 меньше.

Нафтеновые углеводороды являются идеальными компонентами сырья каталитического крекинга, так как крекинг нафтенов идет с большими скоростями, с более высоким выходом бензина и меньшим газообразованием.

Большой интерес для технологии каталитического крекинга представляет поведение ароматических углеводородов. Крекинг ароматических углеводородов сопровождается их деалкилированием и конденсацией.

1. (CН2)5-СН3 СН2-СН3+СН3-СН2-СН=СН2

2. СН2-СН2-СН3 +СН3-СН2-СН2-СН2-СН2-СН3

Между молекулами ароматических углеводородов или между ароматическими и олефиновыми протекают реакции конденсации, в результате которых образуется полициклическая ароматика вплоть до асфальтена и кокса.

Поэтому при переработке сырья со значительным содержанием полициклической ароматики образуется значительно больше кокса, чем при переработке сырья, содержащего моноциклические ароматические углеводороды.

Крекинг олефинов, образующихся в результате расщепления парафиновых, нафтеновых, ароматических, а также самих олефиновых, является вторичной реакцией. Возможность изомеризации олефинов позволяет получать бензин с более высоким октановым числом с одновременным увеличением выхода изобутана.

Полимеризация олефинов также является важной реакцией процесса, поскольку в сочетании с последующим крекингом, приводит к образованию олефинов и парафинов

СН2=СН2+СН2=СН2 СН3-СН=СН-СН3.

Однако глубокая полимеризация ведет к образованию тяжелых продуктов, абсорбирующихся и разлагающихся на катализаторе на кокс и газ.

Обычно одним из лучших критериев интенсивности побочных реакций является отношение выходов бензина и кокса. Высокое отношение указывает на преобладание желательных реакций (при условии сохранения высокого октанового числа бензина). Низкое отношение указывает на интенсивное протекание побочных реакций.

На основании вышеизложенного можно сделать следующие выводы:

— тяжелое сырье дает большой выход бензина и меньший выход газа;

— ароматическое сырье дает наибольший выход кокса и наименьший выход бензина;

— нафтеновое сырье дает лучший выход бензина и наименьший выход кокса в сравнении с ароматическим и парафиновым сырьем;

— низкокипящее сырье позволяет получить высокооктановый бензин, высококипящее — низкооктановый;

— сырье с высоким содержанием серы дает низкооктановый бензин;

— сырье с очень высокой температурой кипения и значительным содержанием кокса по Конрадсону дает высокий выход кокса, ограничивающий мощность секции из-за чрезмерной перегрузки регенератора.

Основными факторами, влияющими на процесс каталитического крекинга, являются: свойства применяемого для крекирования катализатора, температура процесса, кратность циркуляции катализатора, продолжительность контакта сырья и катализатора, качество крекируемого сырья.

Для обеспечения максимального выхода целевых продуктов и минимального количества побочных, а также для достижения высоких технико-экономических показателей процесса, катализатор крекинга должен иметь следующие основные свойства:

— высокую активность, способствующую большей глубине превращения исходного сырья при прочих равных условиях;

— высокую селективность, которая оценивается способностью катализатора ускорять реакции получения бензина и снижать скорость побочных реакций: образования газа и кокса;

— стабильность.

Стабильность активности, селективности и механических свойств катализатора в процессе эксплуатации особенно важна в системах с кипящим слоем катализатора. Катализатор должен быть стойким к истиранию, растрескиванию и давлению вышележащих слоев, а также

не должен истирать аппаратуру;

— высокие регенерационные свойства, характеризующиеся способностью быстро и многократно восстанавливать свою активность и селективность при окислительной регенерации без нарушения поровой структуры и разрушения частиц.

Заложенный в проекте микросферический цеолитсодержащий катализатор в значительной степени отвечает всем перечисленным требованиям, предъявляемым к современным катализаторам крекинга.

Химический и фракционный состав сырья крекинга оказывает значительное влияние на процесс каталитического крекинга.

Присутствие в сырье сернистых, азотистых и металлоорганических соединений дезактивирует применяемый катализатор, ухудшает качество продуктов крекинга.

С целью улучшения качества сырья каталитического крекинга в состав комплекса введена предварительная гидроочистка сырья, что позволяет полностью исключить влияние колебаний в изменении качественного состава сырья на результаты процесса крекинга и стабилизировать работу реакторно-регенераторного блока.

Процесс с применением гидроочищенного сырья протекает более глубоко и селективно, в результате чего возрастает абсолютный выход бензина и снижается выход кокса.

Отличительной особенностью продуктов крекинга, полученных при переработке гидроочищенного сырья, является низкое содержание в них серы, это исключает дополнительные затраты по их гидрооблагораживанию.

Влияние оперативных условий на процесс каталитического крекинга

1. Увеличение объемной скорости подачи сырья в реактор понижает глубину превращения сырья, т.к. уменьшается время контактирования углеводородных фракций с катализатором и приводит к снижению выхода кокса.

2. Температура в реакторе — наиболее общий параметр, влияющий на выход бензина, октановое число и конверсию. Повышение температуры в реакторе увеличивает конверсию, выход кокса и повышает температуру в регенераторе. По результатам исследований установлено, что увеличивая температуру в реакторе на 10 °C можно повысить октановое число (ИОЧ) на 0,7−1,8п., однако, повышая октановое число бензина, снижается выход бензина и увеличивается выход сухого газа и, при повышении температуры в реакторе до 540 °C значительно возрастает скорость вторичных секций. Повышение температуры в реакторе в большей степени влияет на увеличение октанового числа тяжелых бензинов, т.к. рост температуры в реакторе способствует в большей мере образованию олефинов в тяжелых бензинах.

3. Кратность циркуляции — соотношение потоков катализатора и сырья влияет на глубину разложения сырья и выход основных продуктов крекинга и, изменяется в пределах от 5:1 до 10:1.

При увеличении кратности циркуляции повышается глубина разложения сырья, растет выход бензина, увеличивается процент отложения кокса на катализаторе но, при чрезмерном увеличении кратности циркуляциирезко возрастает разложение целевых продуктов, выход бензина падает, а количество кокса и газа увеличивается. При постоянной производительности по сырью, с увеличением кратности циркуляции катализатора происходит уменьшение температуры в регенераторе, с одновременным увеличением количества кокса, циркулирующего в системе.

4. Температура ввода сырья в реактор определяется из теплового баланса реактора-регенератора и влияет на изменение кратности циркуляции катализатора. С увеличением температуры ввода сырья в реактор, температура в зоне выжига кокса регенератора увеличивается и понижается кратность циркуляции.

Пониженная температура подогрева сырья увеличивает конверсию и снижает температуру регенератора. При пониженной температуре значительно увеличивается выход кокса и повышается циркуляция катализатора.

5. Содержание кислорода в дымовых газах.

Увеличение процента кислорода в дымовых газах регенерации, за счет увеличения подачи воздуха, понизит содержание кокса на регенерированном катализаторе, образование углерода в реакторе и температуру в регенераторе. Однако слишком высокий процент кислорода может привести к догоранию СО в СО2 в объеме регенератора и послужить причиной аварийной ситуации.

6. Подача шлама в реактор.

Направление шлама в реактор позволяет повысить эффективность процесса крекинга, сделать более гибкой регулировку температурного режима системы реактор-регенератор, за счет увеличения коксовой нагрузки на регенератор. Увеличение подачи шлама в реактор может

быть вызвано необходимостью замыкания теплового баланса системы реактор-регенератор при относительно низком выходе кокса.

7. Уровень катализатора в реакторе.

С увеличением высоты кипящего слоя в реакторе, увеличивается глубина превращения, выход кокса и температура регенерации катализатора. Содержание кислорода в дымовых газах, расход шлама в реактор понижается.

Факторы, ограничивающие гибкость процесса каталитического крекинга

1. Максимальная температура регенератора.

2. Минимальная и максимальная температура нагрева сырья.

3. Производительность газового компрессора и его характеристики

(расчетная плотность газа).

4. Максимальная скорость циркуляции катализатора.

5. Производительность фракционирующего оборудования.

1.2 Описание технологической схемы

Сырьем секции 200 является смесь вакуумных дистиллятов фракции (350−500°С) полученных при вакуумной перегонке мазута секции 001 и установки по производству битумов, а также легкого и тяжелого газойлей коксования прошедших процесс гидроочистки и стабилизации на секции 100. Допускается вовлекать в сырь легкий каталитический газойль фр. 195−270°С собственной выработки.

Подача сырья в реактор Р-201 осуществляется основным потоком в узел смешения с катализатором, по линии л. 110/5. Схемой предусмотрена подача сырья в Р-201 через сырьевые форсунки №№ 1−5, в количестве до 30% масс от общей загрузки и расположенных на высоте 8,1 м от низа лифт-реактора. В качестве сырья используется гидроочищенный вакуумный дистиллят (фр. 350−500°С) секции С-100 в смеси с затемненным продуктом фр. 450−500°С секции С-001 или УПБ.

Использование тяжелых фракций в качестве сырья крекинга при неработающем блоке гидроочистки и работа комплекса в целом определяется качеством товарных продуктов.

Для обеспечения оптимальной скорости газокатализаторного потока нижняя часть лифт-реактора выполнена уменьшенного диаметра: диаметр прямоточной части на высоту 8,1 м сужен с диаметра 1400 до 1200 мм путем утолщения слоя торкрет-бетона.

Технологическая схема позволяет осуществлять подачу дистиллятов в каждую из трех форсунок, расположенных на указанных отметках лифт-реактора.

Подача тяжелой фракции 450−500°С с установкипроизводства битумов (УПБ) в реактор Р-201 осуществляется через форсунки 6 или 7 по следующей схеме:

Фракция 450−500°С — затемненный продукт с вакуумного блока установки производства битумов — поступает в емкость Е-703. Уровень в емкости стабилизируется регулятором (ВЗ) уровняпоз. 7−91.

Подача газойля из емкости Е-703 на секцию С-200 осуществляется насосом Н-708−1,р. Расход его регулируется поз. 6−201−1, клапан (ВЗ) установлен на линии нагнетания насосов Н-708−1,р.

Предусмотрена также подача фракции 195−270°С каталитического крекинга в емкость Е-703, с последующим направлением его на смешение с сырьем, подаваемым в реактор. Схемой предусмотрен возврат фр. 195−270°С в Е-106, в качестве компонента сырья секции С-100,200.

Подача затемненного продукта фр. 450−500°С секции С-001 осуществляется в линию гидроочищенного вакуумного газойля после теплообменника Т-102 по следующей схеме: Фракция 450−500°С забирается с 16 тарелки колонны К-601/1 насосом Н-605,605р и подается в поток гидроочищенного стабилизированного вакуумного газойля. Количество фракции 450−500°С, выводимой в линию сырья с С-001 на С-200, регулируется поз. 6−114. Диафрагма и клапан (ВО) установлены на линии нагнетания насосов Н-605, Н-605р.

Для проведения процесса крекинга в жестких условиях и прекращения вторичных реакций, снижения выхода продуктов разложения образовавшихся дистиллятных фракций в конце реакции, а также рационального использования дистиллятов вторичного происхождения, получаемых на заводе (погоны УЗК), выполнена подача холодных орошений «квенча» через форсунки №№ 6−8 по высоте лифт-реактора.

В качестве «квенча» используется бензин УЗК, нестабильный бензин каталитического крекинга и (или) газойль УЗК. В качестве нестабильного бензина каталитического крекинга может подаваться бензин из 0−201 или нестабильный бензин верхнего циркулирующего орошения колонны К-201.

На С-200 в технологических целях используется водяной пар с давлением 12ата и 4ата (ПНД). Пар 12ата поступает на секцию из сети пара 12ата, магистрального трубопровода. Пар 4ата получают редуцированием пара 12ата. Постоянство давления пара 4ата на реакторный блок секции поддерживается регулятором давления поз. 2−123, клапан (ВЗ) которого установлен на линии подачи пара 12ата в сеть пара 4ата. В случае превышения давления в сети пара 4ата на коллекторе пара 4ата установлен предохранительный клапан СППК с установочным давлением 5кгс/см2 и сбрасывающим пар в атмосферу.

С целью обеспечения возврата катализаторной пыли с низа К-201 в реактор Р-201, а также замыкания теплового баланса системы реактор-регенератор предусмотрена подача (возврат) шлама в реактор, через форсунки №№ 6,7 или в узел смешения захватного устройства Р-201.

Расход шлама подаваемого в реактор, измеряется прибором поз. 2−161, диафрагма установлена на линии нагнетания Н-203/1−4,р.

Распыленное водяным паром сырье смешивается в нижней части лифт-реактора Р-201 с регенерированным катализатором, поступающим из регенератора Р-201 по транспортному трубопроводу катализатора.

Пары нефтепродуктов, образовавшиеся при контактировании парожидкостной смеси сырья с горячим катализатором, двигаясь в прямоточном лифт-реакторе Р-201, подвергаются каталитическому крекированию.

Прокрекированное нефтяное сырье и катализатор поступают в верхнюю часть лифт-реактора, оборудованную баллистическим сепаратором, на выходе из которого, за счет резкого изменения направления потока на 180 °C и большой разницы удельного веса продуктов крекинга и катализатора, происходит быстрое разделение продуктов крекинга (паров) от катализатора.

Парогазовая смесь продуктов крекинга и водяного пара поступает в 4 группы двухступенчатых циклонов со спиральным вводом и после отделения их от увлеченной катализаторной пыли направляется в ректификационную колонну К-201 на разделение.

Для исключения образования застойных зон и предотвращения коксообразования вокруг сборной камеры реактора Р-201 и в районе газовыводных патрубков внутренних циклонов реактора, смонтирован паровой маточник (барботер), через который подается водяной пар ПНД.

Расход ПНД измеряется расходомером поз. 2−173.

Катализатор с адсорбированными на его поверхности продуктами крекинга поступает в зону десорбции реактора, где осуществляется отпарка продуктов крекинга от катализатора с помощью водяного пара, подаваемого в 2 коллектора зоны десорбции Р-201.

Расходы ПНД в первый и второй коллектора зоны десорбции регулируются поз. 2−157 и поз. 2−159. Клапаны (ВЗ) установлены на линиях подачи пара в эти коллектора.

Плотность кипящего слоя в зоне десорбции контролируется поз. 2−196, контроль уровня в зоне десорбции реактора осуществляется основным уровнемером поз. 2−181−1 и дублирующим уровнемером поз. 2−180−1.

При работе РРБ на малой производительности, а также в период пуска или остановки секции предусмотрена подача пара 12ата в Р-201, для обеспечения проектных скоростей потока при различной подаче сырья в реактор (рис. № 1).

Закоксованный катализатор за счет разности статических напоров катализатора в реакторе-регенераторе самотеком по наклонному транспортному трубопроводу поступает на регенерацию в зону выжига кокса регенератора Р-202.

Регенерация катализатора осуществляется при температуре до 690 °C и давлении 1,7кгс/см2.

Дымовые газы регенерации отделившись от увлеченной ими катализаторной пыли в отстойной зоне регенератора и в 6-ти группах двуступенчатых циклонов со спиральным вводом продуктов разделения с температурой до 700 °C поступает в выносные пылеулавливающие циклоны Е-201−1-4, где происходит доочистка дымовых газов и возврат уловленного катализатора в Б-203,с последующей перегрузкой уловленного катализатора в бункер Б-201.

Регенерированный катализатор из регенератора Р-202 самотеком по наклонной транспортной линии (л. 216/2) поступает в реактор Р-201 на смешение с сырьем.

Для обеспечения глубокой регенерации катализатора вводы (коллекторы) для подачи воздуха в регенератор оборудованы перфорированными лучами (маточниками), обеспечивающими равномерное распределение воздуха в кипящем слое катализатора по всему объему регенератора.

С целью предотвращения повышения температуры регенерации выше допустимой, за счет возможного горения окиси углерода (СО), на регенераторе Р-202 предусмотрен узел загрузки промотора в кипящий слой катализатора.

В качестве промотора применяется оксипром-2, КО-9 или СР-3.

Уровень кипящего слоя в регенераторе Р-202 контролируется поз. 2−186 и дублируется поз. 2−187, плотность (концентрация) кипящего слоя в верхней части контролируется поз. 2−190, в нижней части кипящего слоя — поз. 2−185.

Для разогрева системы реактор-регенератор, в момент пуска, и при работе РРБ на малых загрузках, схемой предусмотрена подача жидкого топлива (фр. 350−500°С) в кипящий слой регенератора Р-202 для увеличения коксовой нагрузки на Р-202 и замыкания теплового баланса по системе РРБ.

Загрузка катализатора в регенератор Р-202 осуществляется из бункеров Б-201, Б-202. Для поддержания оптимальной активности равновесного катализатора, циркулирующего в системе РРБ, технологической схемой предусмотрена подпитка свежим катализатором системы РРБ из бункера Б-202 через бункер-дозатор Б-205 мерными порциями.

Догрузку свежего катализатора необходимо осуществлять в количестве 0,5−0,7 кг катализатора на тонну крекируемого сырья.

Свежий катализатор из Б-202 периодически загружается в бункер-дозатор Б-205 с помощью пневмотранспорта через заборное устройство (эжектор). Загрузка ведется до уровня соответствующего среднему пробному крану, и составляет ~1,6тн. Отмеренная таким образом порция свежего катализатора через заборное устройство (эжектор) пневмотранспортом направляется в регенератор Р-202. Сброс сжатого воздуха из бункера Б-205 осуществляется через внутренний пылеулавливающий циклон Б-202 на свечу (в атмосферу).

Заборное устройство (эжектор) выполнено съемным с регулируемым соплом, для подбора пневмотранспорта катализатора.

При расходе свежего катализатора, соответствующем естественным потерям, наблюдается снижение активности равновесного катализатора и, как следствие, снижение выхода целевых продуктов крекинга. С другой стороны, регулярный ввод в систему РРБ свежего катализатора в количестве превышающем естественные потери, неизбежно приведет к росту уровня кипящего слоя катализатора в регенераторе и реакторе выше допустимых пределов. Таким образом, для повышения эффективности процесса крекинга предусмотрена система периодической выгрузки равновесного катализатора из системы РРБ.

Выгрузка катализатора из регенератора Р-202 осуществляется в аварийный бункер Б-201. Основная проблема при этом обусловлена высокой температурой выводимого катализатора (650°С) и, как следствие, чрезмерным нагревом кат. провода и арматуры, а также ограничением температуры в бункер Б-201.

Выгрузка и охлаждение катализатора осуществляется естественным путем за счет теплоотдачи через поверхность кат. провода в окружающую среду и смешения с техническим воздухом из заводской сети, подаваемым на пневмотранспорт. При этом необходимая температура катализатора (до 300°С), поступающего в бункер Б-201, достигается ограничением расхода выводимого из регенератора катализатора при помощи специального дозировочного устройства. Согласно расчетов, расход катализатора не должен превышать 1,0−1,5тн/ч.

Бункер Б-204 служит для выгрузки остаточного катализатора из регенератора Р-202 в период остановки РРБ. Разряжение в бункере Б-204 создается эжектором ЭЖ-202, при подаче в последний технического воздуха.

Отбор импульсов к приборам КИПА, замеряющим давление и перепады давления в аппаратах реакторного блока осуществляется методом продувки. Давление воздуха КИПиА к приборам секции С-200 контролируется поз. 2−124.

2. Расчетная часть

2.1 Физико-химические свойства веществ, участвующих в процессе

Таблица 2.1 Физико-химические свойства веществ

Показатели

Сырье

Продукты крекинга

Вакуумный дистиллят

Рециркули-рующий газойль

бензин

каталитический газойль

легкий

Тяжелый

Относительная плотность:

277

0. 8970

0. 9330

0. 7350

0. 9300

0. 9400

288

0. 9131

0. 9340

0. 7641

0. 9330

0. 9420

Пределы выкипания, К

623−773

458−773

313−468

468−623

623−773

Молекулярная масса

360

248

105

200

340

Средняя молекулярная температура кипения, К

683

582

384

548

676

2.2 Материальный баланс

Зададимся глубиной превращения 75 объемн. % на исходное сырье 1, с. 7,8 и определим выходы продуктов крекинга.

Отношение количества сырья к количеству циркулирующего газойля

К= GC / 0. 284 GC = 260 / 0. 284 260 = 3. 52 (2. 1)

По графику (рис. 1) определим выход бензина б=54 объемн. % на свежее сырье или в массовых процентах

хб = 277 б б / 277с = (2. 2)

= 0. 735 54 / 0. 897 = 44. 25 масс % на свежее сырье

где б — выход бензина, масс. % на свежее сырье

277 б, 277с — относительные плотности соответственно бензина и свежего сырья

Выход кокса в зависимости от заданной глубины превращения по графику (рис. 2) составляет хк=8.7 масс. % на свежее сырье.

Выход газа при каталитическом крекинге вакуумного дистиллята, выкипающего в пределах 623−773 К, примем равным хГ=17.7 масс. % на свежее сырье 3, с. 8.

Выход каталитического газойля, который в ректификационной колонне разделяется на легкий и тяжелый, определим по разности

хл.г + хт. г = 100-(42. 8+8. 7+17. 7) =

= 30.8 масс. % на свежее сырье (2. 3)

Расчет выхода продуктов крекинга приводится в таблице 2. 2

Таблица 2.2 Выхода продуктов крекинга

Потоки

Количество

т/ч

Состав

масс. %

на свежее сырье

масс % на загрузку реактора

Приход

Сырье — вакуумный дистиллят 623−773 К

260 т

100. 0

77. 9

Рециркулирующий каталитический газойль

69. 2

31

22. 1

Загрузка реактора

329. 2

131. 0

100. 0

Расход

Газ

44. 25

17. 70

13. 78

Бензин

112. 75

44. 25

35. 13

Легкий газойль

44. 25

16. 20

12. 22

Тяжелый газойль

37. 00

13. 15

9. 97

Кокс

21. 75

8. 7

6. 8

Всего

260

100. 0

77. 9

Циркулирующий каталитический газойль

69. 2

28. 4

22. 1

Сумма

329. 2

128. 4

100. 0

2.3 Количество циркулирующего катализатора и расход водяного пара

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

GK=RGC= 7 260= 1820 т/ч (2. 4)

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 1, с. 149,95,96. На отпарку продуктов крекинга с закоксованного катализатора в зону отпарки подается 5−10 кг пара на 1 т катализатора 1, с. 152.

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

GП1= 260 0. 04 = 10.4 т/ч = 10 400 кг/ч (2. 5)

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 1820) / 100 = 7. 28 т/ч (2. 6)

Количество закоксованного катализатора на выходе из реактора

GЗ.К = GК+GО. К+21. 75 = 1820+7. 28+21. 75 = 1848. 78 т/ч (2. 7)

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

Gg1= 7 1848. 78 = 12 941. 46 кг/ч (2. 8)

2.4 Тепловой баланс реактора

Уравнение теплового баланса реактора в общем виде

QС+QЦ1+QК1+QП1+QД1+QО. К= QГ+Qб+QЛ. Г+QТ. Г+

+QК2+QК+QЦ2+QД2+QП2+Qр+QП (2. 9)

Левая часть уравнения отвечает приходу тепла (в кВт):

QС — с сырьем;

QЦ1 — с рециркулирующим каталитическим газойлем;

QК1 — с циркулирующим катализатором;

QП1 — с водяным паром, подаваемым в транспортную линию;

QД1 — с водяным паром, подаваемым на отпарку углеводородов с

Катализатора;

QО.К — с остаточным коксом.

Правая часть отвечает расходу тепла (в кВт):

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;

QД2 — с водяным паром, подаваемым на отпарку углеводородов с

катализатора

QП2 — с водяным паром, подаваемым в транспортную линию;

Qр — на реакции 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 каталитического газойля;

ТК1=873 К — температура катализатора 1, с. 266;

ТП1=873 К — температура водяного пара, подаваемого в транспортную

линию (с давлением =0. 46 106 Па) 5, с. 107;

ТД1=783 К — температура водяного пара 6, подаваемого в отпарную

зону реактора при давлении 0. 46 106 Па

Рассчитаем энтальпию потоков. Предварительно определим состав крекинг-газа.

При проектировании промышленных установок каталитического крекинга пользуются данными хроматографического анализа газа, полученного при крекинге сырья в лаборатории. При отсутствии лабораторных данных можно пользоваться литературными 1, с. 210; 7, с. 121; 8, с. 125.

В табл.2.4.1 приведен примерный состав крекинг-газа.

Таблица 2.4.1 Состав крекинг-газа

Компоненты

Мi

Выход масс.% на сырье

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. 7

44 200

1461. 0

Ввиду низкого давления в реакторе влияние давления на энтальпию не учитывается. Зная состав крекинг-газа, можно найти энтальпию компонентов и затем подсчитать энтальпию смеси правилу смешения. В табл.2.4.2 приведены энтальпии компонентов газа в интервале температур 673−773 К. Например, энтальпия сероводорода при 673 К равна произведению удельной энтальпии, определяемой по справочникам, на массовую долю последнего в крекинг-газе: 432.2 0. 048 = 20. 74 кДж/кг

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

Таблица 2.4.2 Энтальпии компонентов

Компоненты

Состав

хi масс. %

Энтальпия, кДж/кг

673 К

773 К

qi

qi xi

qi

qi xi

H2S

4. 80

432. 2

20. 74

548. 3

26. 3

H2

1. 13

5798. 0

65. 50

7255. 0

82. 0

CH4

13. 70

1127. 0

147. 2

1498. 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. 00

1293. 5

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

Энтальпию углеводородных паров (в кДж/кг) определяется по таблицам, приведенным в приложении, или по формуле 9, с. 18:

qT=209.2 — 130. 25 288 + (0. 543 — 0. 134 288) T +

+ (0. 234 — 0. 59 288) T2 (2. 10)

Для определения энтальпии жидких углеводородов (в кДж/кг) также можно воспользоваться таблицами или формулой 9, с. 18:

qT= 1 / (288) (0. 0017T2 + 0. 762T — 334. 3) (2. 11)

где 288 — относительная плотность жидкого углеводорода;

Т — температура потока, К.

Энтальпии углеводородных паров и жидкостей, а также катализатора и кокса подсчитаны и приведены в табл.2.4.3.

Энтальпия катализатора и кокса подсчитана по формуле:

q T = cT (2. 12)

где q T — энтальпия катализатора или кокса, кДж/кг;

с — теплоемкость катализатора или кокса, кДж/(кгК);

Т — температура катализатора или кокса, К.

Теплоемкость катализатора равна 1. 05−1. 13 кДж/(кгК) 10, с. 99, теплоемкость кокса 1. 65−2,51 кДж/(кгК) 12, с. 36; 13, с. 252.

Теплоемкость катализатора и кокса принята соответственно равной 1. 13 и 2. 51 кДж/(кгК).

Таблица 2.4.3 Энтальпии углеводородных паров, жидкостей, катализатора и кокса

Обозначение потока

Состояние

Темпера тура, К

Количество кг/ч

Энтальпия, кДж/кг

Количество тепла, кВт

Приход

Ж

Тс

250 000

qc

Qc

QЦ1

Ж

561

71 000

648. 0

12 790

QК1

Т

873

1 750 000

678. 4

329 500

QП1

П

873

10 000

3708. 0

10 300

QД1

П

783

12 430

3510. 0

12 130

Q0. К

Т

873

7000

1506. 0

2930

Сумма

-

-

-

-

Qc+367 550

Расход

Г

758

44 250

1252. 0

15 380

П

758

112 750

1162. 0

36 330

QЛ. Г

П

758

39 250

1102. 5

12 020

QТ. Г

П

758

32 000

1097. 0

9755

QК2

Т

758

1 750 000

548. 8

26 650

QK

T

758

28 750

1219. 0

9720

QЦ2

П

758

71 000

1102. 5

21 720

QП2

П

758

10 000

3455. 0

9600

QД2

П

758

12 430

3455. 0

11 920

-

-

260 000

205. 2

14 250

Принимается

-

-

815

Сумма

-

-

-

-

409 160

Энтальпия водяного пара определяется по диаграмме i — S 12 для водяного пара по таблицам ВТИ в зависимости температуры и давления. Температуру пара принимают исходя из диапазона изменения температур в реакторе и охлаждающих змеевиках регенератора.

Реакция каталитического крекинга сопровождается поглощением тепла. На рис. 3 14, с. 170 приведены примерные данные о тепловом эффекте реакции каталитического крекинга в зависимости от глубины превращения в массовых процентах.

Глубина превращения определяется по таблице 1:

100 — (16.2 + 13. 15) = 70. 65 масс. %

При глубине превращения 70.7 масс. % величина теплового эффекта составит 207 кДж на 1 кг сырья.

Из теплового баланса (табл.2.4. 3) имеем:

QC = 409 140 — 367 550 = 41 590 кВт

Энтальпия сырья:

qC = (3600QC) / GC =

= (3600 41 590) / 260 000 = 576 кДж/кг (2. 13)

Чтобы по найденной энтальпии определить температуру сырья, необходимо знать его фазовое состояние.

Интервал температуры, в котором сырье будет испаряться в низу реактора:

Т = ТР — ТС (2. 14)

Величину интервала температуры Т можно определить из формулы 15:

1 — e = 104 (140Т — 0. 33Т2) (2. 15)

где 1 — e — массовая доля жидкого остатка при однократном испарении сырья.

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

Тпр.с = 763 — 91 = 672 К (2. 16)

Если температура сырья будет выше 672 К, то произойдет частичное его испарение.

В соответствии с энтальпией сырья температура ТС=540 К. (приложение 2). Следовательно сырье подается в узел смешения в жидком состоянии.

Температура сырья в промышленных установках находится в пределах 473 — 633 К 1, с. 153.

2.5 Технологический расчёт реакторного блока

2.5.1 Размеры реактора

Площадь поперечного сечения реактора равна:

S = V / 3600 (2. 17)

где V — объем паров, проходящих через свободное сечение реактора, м3/ч;

— допустимая скорость паров в свободном сечении реактора, м/с.

Величину V определим по формуле:

V = (22. 4Gi/Mi TP 0. 1106) / 273 (2. 18)

где Gi/Mi — количество паровой смеси в реакторе, кмоль/ч;

Тр — температура в реакторе, К;

— абсолютное давление в реакторе над псевдоожиженным слоем, принимаем равным 0. 2106 Па (2 ат).

Для расчета величины Gi/Mi необходимо определить среднюю молекулярную массу крекинг — газа. Из табл. 2 имеем

МГ = 44 200/1461.0 = 30.3 (2. 19)

И из табл. 4:

Gi/Mi=44 200/30.3 + 112 750/105 + 39 250/200 +

+ 32 000/340 + 71 000/248 + 10 000/18 +

+12 430/18 = 4380 кмоль/ч (2. 20)

Тогда

V = (22. 443 807 630. 1106) / 2730. 2106 =

= 137 105 м3/ч (2. 21)

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

Для установок каталитического крекинга с псевдоожиженным слоем катализатора средняя скорость движения газов в свободном (над псевдоожиженным слоем) сечении реактора рекомендуется принимать равной 0. 63 м/с 16, с. 150. По другим литературным данным эта скорость может изменяться от 0.5 м/с 17, с. 216 до 0. 89 м/с 1, с. 150. Примем =0. 85 м/с. Тогда площадь поперечного сечения реактора:

S = 137 100 / 36 000. 85 = 44.8 м2 (2. 22)

Диаметр реактора:

D = 1. 128S =1. 12 844.8 7.6 м (2. 23)

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. 4):

HП=h + h1 + h2 + h3 + h4 + h5 (2. 24)

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. 5D = 3. 75 м.

Высота псевдоожиженного слоя в промышленных реакторах составляет 4. 5−7.0 м 1, с. 149. В нашем случае ее можно рассчитать по формуле:

H = VP / S (2. 25)

где VP — объем реакционного пространства (в м3):

VP = Gк. р / п. с (2. 26)

где Gк. р — количество катализатора в реакционном пространстве реактора, кг;

п.с — плотность псевдоожиженного слоя катализатора, обычно равная 450−500 кг/м3 (примем п. с=500 кг/м3).

Величина Gк. р равна:

Gк.р = Gc / nД (2. 27)

где Gc — загрузка реактора (свежее сырье + рециркулирующий газойль) кг/ч;

nД — массовая скорость подачи сырья, ч-1. Эта скорость изменяется для тяжелого сырья в пределах 1. 1−2.3 ч-1 7, с. 114, причем большие значения применяются в случае рециркуляции;

примем nД=2.3 ч-1.

Тогда

Gк.р = 260 000 + 71 000 / 2.3 = 143 900 кг

Vp = 143 900 / 500 =287.8 м3

h = 287.8 / 44.5 = 6. 47 м

Высота переходной зоны h1:

h1 = h1 + hk (2. 28)

где h1 — высота цилиндрической части переходной зоны;

hK — высота ее конической части.

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

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

Площадь поперечного сечения десорбера:

SД = VД / 3600Д (2. 29)

где VД — объем паров, проходящих через свободное сечение десорбера, м3/ч;

Д — линейная скорость паров в расчете на полное сечение десобера, которая может находиться в пределах 0. 3−0.9 м/с.

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

VД = (22. 4Gi/Mi TP 0. 1106) / 273 В (2. 30)

где Gi/Mi — количество паровой смеси в десорбере, кмоль/ч;

В — давление в реакторе в верхней части десорбера, Па.

Количество паровой смеси в десорбере равно:

Gi/Mi = GП/МП + GД1/18 (2. 31)

где GП — количество паров углеводородов, уносимых с катализатором в десорбер, кг/ч;

МП — средняя молекулярная масса уносимых паров углеводородов;

GД1 — количество водяного пара, подаваемого в десорбер, кг/ч.

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

GП = уП Gз. к (2. 32)

где уП — доля углеводородных паров, переносимых с потоком

катализатора, рассчитывается по формуле 20:

уП = ((к — п. с) / п. ск) п (2. 33)

где к=2400 кг/м3 — плотность материала катализатора 7, с. 40;

п — плотность адсорбированных паров углеводородов и газообразных продуктов в условиях температуры и давления в верхней части десорбера, кг/м3.

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

п.о = МГ / 22.4 = 30.3 / 22.4 =1. 35 кг/м3 (2. 34)

В рабочих условиях для верхней части десорбера

п = п. о (ТоВ / ТВо) (2. 35)

при этом ТВ = Тр = 763 К, а давление в верхней части десорбера равно:

В = + (h+h1)п.с g = (2. 36)

= 0. 2106 + (6. 47+7) 500 9. 81 = 0. 27 106 Па

Тогда

п = 1. 35(2730. 27 106) / 7630. 1106 = 1. 30 кг/м3

уп = ((2400−500) / 5 002 400) 1. 32 = 0. 021

Gп= 0. 211 778 750 = 3730 кг/ч

а величина

Gi/Mi = 3730/30.3 + 12 430/18 = 813 ккмоль/ч

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

VД = (22. 48 137 630. 1106) / 2730. 27 106 = 18 850 м3/ч

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

Тогда

SД = 18 850 / (36 000. 74) = 7.1 м2

Диаметр десорбера

DД = 1. 128SД = 1. 1287.1 = 3 м. (2. 37)

Принимая, что угол образующей конуса с вертикалью составляет 45, и зная диаметр реактора (7.6 м), геометрически легко найти высоту конического перехода hк = 2. 25 м. Получим:

h1 = h1 — hk = 7 — 2. 25 = 4. 75 м (2. 38)

Высота сепарационной зоны h3 рассчитывается по формуле:

h3 = 0. 851. 2(7. 33 — 1. 2lg) = (2. 39)

= 0. 850. 851. 2(7. 33 — 1. 2lg0. 85)= 5.2 м

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

Тогда

Hп = 6. 47 + 7 + 6 +5.2 + 6 + 3. 75 = 34. 42 м

Высота цилиндрической части корпуса:

Hц =h + h1 + h3 + h4 = (2. 40)

= 6. 47 + 4. 75 + 5.2 + 6 = 22. 42 м.

В промышленных реакторах отношение высоты цилиндрической части корпуса к диаметру Hц/D = 1.4 4 1, с. 146. Меньшее значения этого отношения характерны для мощных реакторов. Для нашего случая:

Hц/D = 22. 42 / 7,6 = 2. 95 (2. 50)

2.5.2 Давление у основания зоны отпарки (десорбера). Температура катализатора на выходе из десорбера

При известной высоте реактора можно подсчитать давление у основания десорбера по следующему выражению:

н = + (h + h1 + h2) п. сg (2. 51)

где — давление над псевдоожиженным слоем, Па;

h, h1, h2 — соответственно высоты псевдоожиженного слоя, конической части и зоны отпарки, м.

Получим:

н = 0. 2106 + (6. 47+7+6)5009. 81 = 0. 295 106 Па

Чтобы определить температуру катализатора на входе в регенератор, необходимо знать температуру закоксованного катализатора на выходе из десорбера. Поступающий в десорбер перегретый водяной пар (Т=783 К, =0. 44 106 Па) охлаждается, отдавая тепло катализатору, до температуры 763К, а температура катализатора повышается на величину:

Т1 = GД1(i783-i763) / GKcK (2. 52)

где i783 — энтальпия перегретого водяного пара на входе в зону отпарки при Т=783 К и давлении =0. 46 106 Па;

i763 — энтальпия перегретого водяного пара на верху зоны отпарки

(выход) при Т=763 К и давлении =0. 27 106 Па;

GK — количество катализатора, кг/ч;

cK — теплоемкость катализатора, кДж/(кгК).

Подставив в формулу для расчета Т числовые значения величин, получим: Т1 = (12430(3510 — 3465)) / 17 500 001. 13 0.3 К

Температура выходящего из зоны отпарки отработанного катализатора:

ТК = Тр + Т1 = 763 + 0.3 = 763.3 К (2. 53)

2.5.3 Выбор распределительного устройства парокатализаторного потка в реакторе

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

Принимаем конструкцию распределителя в виде семи горизонтальных решеток.

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

FP = 0. 6S = 0. 644.8 = 26.9 м2 (2. 54)

Площадь одной решетки:

fP = FP/7 = 26. 9/7 = 3.8 м2 (2. 55)

Диаметр решетки:

DP = 1. 128fP = 1. 1283.8 = 2.2 м (2. 56)

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

Конструкция газораспределительных решеток существенно влияет на качество псевдоожижения катализатора. Увеличения живого сечения газораспределительных решеток, при неизменном диаметре отверстий, а также увеличение диаметра отверстий, при неизменном живом сечении, приводят к ухудшению качества псевдоожиженного слоя. Повышение скорости газа в отверстиях решеток и в связи с этим некоторое увеличение их гидравлического сопротивления оказывают положительное влияние на качество псевдоожижения 23.

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

FЖ = 0. 01S = 0. 0144.8 = 0. 448 м² (2. 57)

Живое сечение одной решетки:

fЖ = FЖ/7 = 0. 448/7 = 0. 064 м² (2. 58)

Примем толщину решетки =0. 02 м, а диаметр отверстий в решетке d0=0. 02 м. Тогда число отверстий в решетке будет равно:

nД = 4fЖ / d2 = (2. 59)

= 40. 064 / 3. 140. 022 = 204

Суммарное живое сечение распределителя позволяет определить диаметр ствола, подводящего парокатализаторную смесь (рис. 5):

Dст = 1. 128FЖ = 1. 1280. 445 0. 75 м (2. 60)

Диаметр каждого из семи ответвлений от центрального подводящего ствола:

D0 = 1. 128fЖ = 1. 1280. 064 = 0. 285 м (2. 61)

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

VП = (22. 4Gi/Mi TP 0. 1106) / 360 0273mPP (2. 62)

где Gi/Mi — количество углеводородных и водяных паров, проходящих через решетку, кмоль/ч;

mP=7 — число решеток;

P — давление в реакторе у решеток, Па.

Количество углеводородных и водяных паров, проходящих через решетку равно: Gi/Mi = 260 000/360 + 10 000/18 = 1277.7 кмоль/ч

Давление в реакторе у решеток:

P = + hп. сg = 0. 2106 + 6. 245 009. 81= (2. 63)

= 0. 23 106 Па

В результате расчета получим:

VП = (22. 41 277. 77 630. 1106) / 360 027 370. 23 106=

= 1. 36 м3/с

Скорость паров в отверстиях решетки:

0 = VP / fЖ = 1. 34 / 0. 064 = 21 м/с (2. 64)

Гидравлическое сопротивление решеток рассчитаем по формуле 23:

Р = k1k20. 35 + (1-)2П/2 2 (2. 65)

где k1 и k2 — поправочные коэффициенты;

j — доля живого сечения решетки;

П — плотность паров, кг/м3.

По графикам рис. 5.2 найдем: k1=1. 6; k2=1.0.

Доля живого сечения решетки:

= fЖ / fP = 0. 064 / 3.8 = 0. 0168 (2. 66)

Плотность паров равна:

П = (273МПР) / (22. 4ТР0. 1106) (2. 67)

где МП — средняя молекулярная масса смеси углеводородного и водяного паров.

Среднюю молекулярную массу смеси углеводородного и водяного паров рассчитаем так:

МП = Мсyc + МВ.П. уВ.П. (2. 68)

где Мс и МВ. П — соответственно средняя молекулярная масса углеводородных паров и молекулярная масса водяного пара;

ус и уВ. П — мольные доли сырья и водяного пара, подаваемого для регулирования плотности смеси сырья и катализатора (табл. 5).

Таблица 5 Мольные доли сырья и водяного пара

Потоки

Количество

Gi, кг/ч

Молекулярная

масса

Количество

ni=Gi/Mi, кмоль/ч

Мольная доля

yi= ni/ni

Сырье

260 000

360

693. 8

0. 5555

Водяной пар

10 000

18

555. 0

0. 4445

Сумма

270 000

-

1277. 7

1. 0000

Получим:

МП = 360 0. 5555 + 18 0. 4445 = 207. 8

Таким образом

П = (273 207. 80. 23 106) / (22. 47 630. 1106) = 7.6 кг/м3

3. Расчет и выбор вспомогательного оборудования

Эксплуатационные и технологические показатели аппаратов реакторного блока и всей установки в целом определяется не только газодинамическими характеристиками работы, но и конструктивными особенностями основных узлов.

3.1 Узлы ввода сырьевых потоков

К узлам, служащим для подачи сырья в реактор, относят форсунки и эжекторы.

Сырьё подается в реакционные устройства с псевдоожиженным слоем катализатора в жидком виде через форсунки. Форсунки представляют собой конструкции, позволяющие осуществлять совместный ввод сырья и диспергирующего потока. Достоинством форсунок является возможность проводить тонкий распыл, обеспечивая, таким образом, хороший контакт фаз.

Производительность форсунки (Q, м3/с) рассчитывается по формуле:

Q = 0,00875ivP (3. 1)

где Р — давление сырьевого потока, Па; i — эмпирический коэффициент, который выбирают по диаметру отверстия диафрагмы d0 и отношению толщины д диафрагмы к диаметру.

При d0 = 3,00 мм и д/ d0 = 0,3 i = 88,0, Р = 107,94 Па

Q = 0,875 88,0v107,94 = 8 м3/с

Сырьё в прямоточный реактор подают с помощью узла эжекционного типа, который выполнен в виде смесительной камеры с эжектором. Эжектор заканчивается распределителем потока в виде перфорированной пластины или нескольких патрубков, армированных твердым сплавом для предупреждения эрозии.

В последнее время всё чаще используют ультразвуковые форсунки.

3.2 Газораспределительные устройства

Имеются различные конструкции газораспределителей, но подход к их расчёту один: степень перфорации рассчитывается с учетом скорости газа в слое. В процессе каталитического крекинга в основном применяются два типа газораспределителей — непровальные решетки колпачкового типа и коллекторные газораспределители. Распределители колпачкового типа не позволяют регулировать расход ожижающего агента по сечению слоя и ввиду малой степени перфорации требуют тщательного выполнения уплотнений между корпусом и решеткой (образуются застойные зоны).

Коллекторная подача ожижающего агента позволяет за счёт более рационального распределения газа по сечению аппарата улучшить структуру слоя и уменьшить вынос катализатора из псевдоожиженного слоя.

На регенераторе Г-43−107 установлены коллекторы с одним — двумя подводами газа в трубопровод достаточно большого размера с последующей раздачей газового агента по лучам, расположенным по радиусу.

Таблица 3. 1

Показатель

Значение

Сопротивление коллектора, Па

11 768

Перфорация, %

0,53

Диаметр ниппелей, мм

16

Скорость воздуха в ниппелях, м/с

78

Число ниппелей

1728

Число секторов

8

3.3 Насос

Найдем его производительность:

(3. 2)

Выбираем центробежный насос марки X8/18, производительностью 2,4·10−3 м3/с, высота столба жидкости 18 м; число оборотов 48,3 1/с; КПД 0,40.

ПоказатьСвернуть
Заполнить форму текущей работой