минИстерство образования и науки российской федерации
федеральное Государственное бюджетное образовательное
учреждение высшего профессионального образования
«ТЮМЕНСКИЙ государственный НЕФТЕГАЗОВЫЙ университет»
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ ИНСТИТУТ
КАФЕДРА ПЕРЕРАБОТКА НЕФТИ И ГАЗА
Курсовой проект по курсу:
«Катализ в нефтепереработке и нефтехимии»
Тема: «Расчет реактора каталитического крекинга»
Вариант №6
Выполнил: студент ________________ Кириченко Н. А.
подпись
Руководитель: к.т.н. доцент _______________ Гуров Ю.П.
Тюмень 2014
Исходные данные
Целью работы является изучение конструкции и методов расчета реактора установки каталитического крекинга вакуумного дистиллята в псевдоожиженном слое. Расчет включает в себя определение количества катализатора и расхода водяного пара, составление материального и теплового балансов реактора, в результате которых определяют реактора.
Задание. Рассчитать реактор установки каталитического крекинга вакуумного дистиллята в псевдоожиженном. Производительность реактора по свежему сырью =170 т/ч. Количество рециркулирующего каталитического газойля составляет 16,4 масс.% на свежее сырьё. Выход газа – 16,6 масс.% на свежее сырьё. Температура крекинга Тр=813 К. Массовая кратность циркуляции катализатора по свежему сырью 7:1. Глубина превращения 70. Температура рециркулирующего каталитического газойля Тц=500 К. Температура катализатора Тк=760 К. Температура водяного пара, подаваемого в транспортную линию Тп.1=760 К. Температура водяного пара, подаваемого в отпарную зону реактора Тп.2=580 К.
Материальный баланс
Зная производительность реактора по свежему сырью и выходы продуктов крекинга в долях от свежего сырья, найдем часовые количества газа, бензина, легкого и тяжелого газойлей, кокса. С учетом рециркулирующего газойля определить загрузку реактора.
Характеристики сырья и продуктов крекинга по лабораторным данным приводятся в таблице 1
Таблица 1 – Физические свойства сырья и продуктов
|
Показатели |
Вакуумный дистиллят |
Рецирк. Газойль |
Газ |
Бензин |
Легкий катал. газойль |
Тяжелый катал. газойль |
|
Относительная плотность: |
0,910 |
0,940 |
– |
0,760 |
0,920 |
0,933 |
|
0,912 |
0,942 |
– |
0,764 |
0,923 |
0,934 |
|
|
Молекулярная масса |
300–320 |
340–360 |
30–40 |
100–120 |
200–220 |
240–260 |
Выход бензина и кокса определяем по графикам в зависимости от глубины превращения (по рисункам 1, 2).
Рисунок 1 – График для определения выхода бензина
Рисунок 2 – График для определения выхода кокса
По графику 1 выход бензина составляет =54 объемн.% на свежее сырьё или в массовых процентах:
(2.1)
где – выход бензина в объемных процентах.
Получим:
Выход кокса в зависимости от заданной глубины превращения по графику 2 составляет = 6,8 масс.% на свежее сырьё.
Выход общее количество каталитического газойля определить по разности общего количества продуктов и процентного содержания выхода газа, бензина и кокса.
(2.2)
где – выход газа и кокса в массовых процентах, соответственно.
Соотношение между легким и тяжелым газойлями примем как 1:1.
Результаты расчета свести в таблицу 2.
Таблица 2 – Материальный баланс
|
Потоки |
Количество, т/ч |
Состав |
|
|
масс% на свежее сырьё |
масс% на загрузку реактора |
||
|
Приход: |
|||
|
Сырьё |
170,00 |
100,0 |
85,9 |
|
Рецикл газойля |
27,88 |
16,4 |
14,1 |
|
Загрузка реактора |
197,88 |
116,4 |
100,0 |
|
Расход: |
|||
|
Газ |
28,22 |
16,6 |
14,26 |
|
Бензин |
72,42 |
42,6 |
36,60 |
|
Легкий газойль |
28,91 |
17,0 |
14,60 |
|
Тяжелый газойль |
28,91 |
17,0 |
14,60 |
|
Кокс |
11,56 |
6,8 |
5,84 |
|
Всего |
170,00 |
100,0 |
85,90 |
|
Рецикл газойля |
27,88 |
16,4 |
14,10 |
|
Сумма |
197,88 |
116,4 |
100,00 |
Количество катализатора и расход водяного пара
При кратности циркуляции катализатора R=7:1 количество циркулирующего катализатора:
(2.3)
где R – кратность циркуляции катализатора,
Gc – производительность реактора по свежему сырью, т/ч.
т/ч.
Для регулирования плотности смеси паров сырья с катализатором в транспортную линию подается водяной пар в количестве 4 масс.%, считая на загрузку реактора. На отпарку продуктов крекинга с закоксованного катализатора в зону отпарки подается 7 кг пара на 1 т катализатора.
Расход водяного пара, подаваемого в транспортную линию
(2.4)
где – количество водяного пара, масс.%,
Gc – загрузка реактора, т/ч.
т/ч.
Расход водяного пара, на отпарку катализатора
(2.5)
где – количество водяного пара, кг/т.
т/ч.
Тепловой баланс
Составим тепловой баланс реактора, из которого определим температуру сырья на входе в узел смешения с катализатором.
Уравнение теплового баланса реактора в общем виде:
Qc + Qц1 + Qкат1 + Qп1 + Qп2 = Qг + Qб + Qл.г + Qт.г + Qкат2 + Qк + Qц2 + Qп1 + Qп2 + Qр + Qп (2.6)
Левая часть уравнения отвечает приходу тепла (в кВт):
- Qc – с сырьем;
- Qц1 – с рециркулирующим каталитическим газойлем;
- Qкат1 – с циркулирующим катализатором;
- Qп1 – с водяным паром, подаваемым в транспортную линию;
- Qп2 – с водяным паром, подаваемым на отпарку углеводородов с катализатора.
Правая часть уравнения 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;
- Qкат2 – с циркулирующим катализатором;
- Qк – с образовавшимся при крекинге коксом;
- Qц2 – с рециркулирующим газойлем.
Qп1 – с водяным паром, подаваемым в транспортную линию;
- Qп2 – с водяным паром, подаваемым на отпарку углеводородов с катализатора;
- Qр – на реакции каталитического крекинга;
- Qп – потери тепла в окружающую среду.
Количество потерь тепла в окружающую среду принимаем 800 кВт. Значения энтальпий крекинг–газа, бензина и каталитического газойля приведены в таблице 3 интервале температур 673–773 К. Путем интерполяции можно определить энтальпию при промежуточных температурах.
Таблица 3 – Значения энтальпий в интервале температур 673–773 К
|
Компонент |
Состояние |
Энтальпия, кДж/кг |
|
|
673 К |
773 К |
||
|
Вода |
Пар |
3268 |
3488 |
|
Крекинг–газ |
Газ |
980 |
1297 |
|
Бензин |
Пар |
1260 |
1580 |
|
Легкий газойль |
Пар |
1160 |
1470 |
|
Тяжелый газойль |
Пар |
1150 |
1440 |
|
Жидкость |
950 |
1270 |
|
Энтальпия катализатора и кокса подсчитывается по формуле:
(2.7)
где с – теплоемкость катализатора или кокса, кДж/кг;
- Т – температура катализатора или кокса, К.
Теплоемкость катализатора принимаем 1,1 кДж/(кг·К), теплоемкость кокса – 2 кДж/(кг·К).
кДж/кг;
- кДж/кг;
- кДж/кг.
Величину теплового эффекта реакции крекинга Qр определяем по графику в зависимости от глубины превращения. При глубине превращения R=75 теплота реакции Qр=220 кВт.
Рисунок 3: График зависимости теплового эффекта крекинга от глубины реакции
Энтальпия углеводородных паров (в кДж/кг) определяется по таблицам или по формуле:
Для определения энтальпии жидких углеводородов (в кДж/кг) также можно воспользоваться таблицами или формулой:
где – относительная плотность жидкого углеводорода, Т – температура потока, К.
Тепловой баланс сведем в таблицу 4.
Таблица 4 – Тепловой баланс
|
Обозначение потока |
Состояние |
Температура, К |
Количество, кг/ч |
Энтальпия, кДж/кг |
Количество тепла, кВт |
|
Приход: |
|||||
|
Qc |
Ж |
Тс |
170000 |
qc |
Qс |
|
Qц1 |
Ж |
500 |
27880 |
588,71 |
4559,23 |
|
Qкат1 |
Т |
760 |
1190000 |
836,00 |
276344,44 |
|
Qп1 |
П |
760 |
7920 |
3 459,40 |
7610,68 |
|
Qп2 |
П |
580 |
8330 |
3 063,40 |
7088,37 |
|
Сумма |
– |
Qс +295602,72 |
|||
|
Расход: |
|||||
|
Qг |
Г |
813 |
28220 |
1 423,80 |
11161,01 |
|
Qб |
П |
813 |
72420 |
1 846,72 |
37149,85 |
|
Qл.г |
П |
813 |
28910 |
1 741,74 |
13987,14 |
|
Qт.г |
П |
813 |
28910 |
1 734,94 |
13932,53 |
|
Qкат2 |
Т |
813 |
1190000 |
894,30 |
295615,83 |
|
Qк |
Т |
813 |
11560 |
1 626,00 |
5221,27 |
|
Qц2 |
П |
813 |
27880 |
1 730,01 |
13397,97 |
|
Qп1 |
П |
813 |
7920 |
3 576,00 |
7867,20 |
|
Qп2 |
П |
813 |
8330 |
3 576,00 |
8274,47 |
|
Qр |
– |
– |
220000 |
220,00 |
13444,44 |
|
Qп |
– |
– |
1 000,00 |
||
|
Сумма |
421051,71 |
Из теплового баланса найдем количество тепла Qс, которое должно прийти вместе с сырьем:
Qс=431676,99 – 316318,95=125448,99 кВт.
Энтальпию сырья найдем из соотношения:
(2.8)
кДж/кг.
В соответствии с энтальпией сырья при относительной плотности =0,91 определяем температуру сырья Тс=1094 К.
Размеры реактора
Определяют размеры реактора: диаметр корпуса и десорбера, высоту аппарата. При этом высоту псевдоожиженного слоя находят делением объема реакционного пространства на площадь поперечного сечения реактора; высоту сепарационного пространства рассчитывают в зависимости от скорости паров, проходящих через свободное сечение реактора над кипящим слоем. Высоты остальных частей реактора (десорбера и др.) принимаются конструктивно в соответствии с практическими данными.
Площадь поперечного сечения реактора равна:
(2.9)
где V – объем паров, проходящих через свободное сечение реактора, м3/ч;
- ω – допустимая скорость паров в свободном сечении реактора, м/с.
Величину V можно определить по формуле:
(2.10)
где – количество паровой смеси в реакторе, кмоль/ч;
- Тр – температура в реакторе, К;
- р – давление в реакторе над псевдоожиженным слоем, принимаемое равным 0,2∙106 Па.
Рассчитаем величину :
Тогда
м3/ч.
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 от 0,5 м/с до 0,89 м/с. Примем =0,5 м/с. Тогда площадь поперечного сечения реактора равна:
(2.11)
м2.
Диаметр реактора:
(2.12)
м.
На существующих промышленных установках применяются реакторы диаметром от 2,5 до 12.
Диаметр зоны отпарки (десорбера) найдем после того, как будем знать давление у верхнего основания десорбера.
Эскиз реактора приведен на рисунке 4.
Рисунок 8 – Схема для расчета рабочей высоты реактора
Полная высота реактора:
H = h + h1 + h2 + h3 + h4 + h5 (2.13)
