Тепловий баланс реактора

Рівняння теплового балансу реактора у загальному вигляді:

Q _c+ Q _ц1+ Q _к1+ Q _п1+ Q _д1+ Q _з.к= Q _г+ Q _б+ Q _л.г+ Q _т.г+ Q _к2+ Q _к+ Q _ц2+ Q _д2+ Q _п2+ Q _р+ Q _в.т

Ліва частина рівняння відповідає приходу фізичного тепла (у кВт): Q _c — з сировиною; Q _ц1— з рециркулюючим каталітичним газойлем; Q _к1— з циркулюючим каталізатором; Q _п1— з водяною парою, що подається в транспортну лінію; Q _д1— з водяною парою, що подається на відпарку вуглеводнів з каталізатора; Q _з.к. – з залишковим коксом.

Права частина рівняння відповідає витратам фізичного тепла (у кВт): Q _г— з газами крекінгу, що утворилися; Q _б – з парами бензину ;Q _л.г — з парами легкого газойлю; Q _т.г. — з парами важкого газойлю; Q _к2— з циркулюючим каталізатором; Q _к — з коксом, що утворився при крекінгу; Q _ц2–з рециркулюючим газойлем; Q _д2–з водяною парою, що подається на відпарку вуглеводнів з каталізатора; Q _п2— з водяною парою, що подається у транспортну лінію; Q _р — витратам тепла на реакції каталітичного крекінгу; Q _в.т.–втрати тепла у навколишнє середовище.

З теплового балансу реактора визначимо температуру сировини при подачі його у вузол змішання з каталізатором.

Через те, що повний технологічний розрахунок установки каталітичного крекінгу ми не виконуємо, за літературними і промисловими даними приймаємо наступні температури потоків на вході в реактор: Т _ц1= 561 К — температура рециркулирующего каталітичного газойлю; Т _к1= 873 К — температура каталізатора [19]; Т _п1= 873 К — температура водяної пари, що подається у транспортну лінію (з тиском Р = 0, 46∙106 Па) [58]; Т _д1 = 783 К – температура водяної пари [32], що надходить у відпарну зону реактора за тиску

0, 46∙10⁶ Па.

Разрахуємо ентальпію потоків. Попередньо визначимо склад крекінг-газу.

При проектуванні промислових установок каталітичного крекінгу користуються даними хроматографического аналізу газу, одержаного за крекінгу сировини у лабораторії. При відсутності лабораторних даних можна користуватися літературними [19; 3; 21].

У табл. 6.3 наведений зразковий склад крекінг

Таблиця 6.3.

Зразковий склад крекінг-газу

Компоненти	Mi	Вихід мас. % на сировину	Кількість
кг/год	кмоль/год
H2S		0,85		62,5
H2		0,20		250,0
СН4		2,31		361,0
С2Н4		0,57		51,0
С2Н6		1,25		104,0
С3Н6		3,22		191,8
С3Н8		2,43		138,0
С4Н8		3,95		176,4
С4Н10		2,92		126,3
Разом		17,70		1461,0

Через низький тиск у реакторі вплив тиску на ентальпію не враховується. Знаючи склад крекінг-газу, можна знайти ентальпію компонентів і потім підрахувати ентальпію суміші за правилом змішання. У табл. 6.4 наведені ентальпії компонентів газу в інтервалі температур 673—773 К. Наприклад, ентальпія сірководню за 673 К дорівнює добутку питомої ентальпії, визначеної за довідником, на масову частку останнього у крекінг-газі:

432,2·0,048 = 20,74 кДж/кг.

Сума ентальпій компонентів дорівнює ентальпії крекінг-газу за даної температури. Шляхом інтерполяції можна визначити ентальпію газу за проміжних температур.

Ентальпія вуглеводневих парів (у кДж/кг) визначається за таблицями, наведеними у додатку, або за формулою [6]:

Для визначення ентальпії рідких вуглеводнів (у кДж/кг) також можна скористатися таблицями або формулою [6]):

,

Таблиця 6.4.

Ентальпії компонентів газу в інтервалі температур 673—773 К

Компоненти	Склад хi, мac. %	Ентальпія, кДж/кг
673 К	773 К
q	q	q	q
H2S	4,80	432,2	20,74	548,3	26,3
H2	1,13	5798,0	65,50	7255,0	82,0
СН4	13,07	1127,0	147,20	1495,0	195,4
С2Н4	3,22	858,6	27,66	1143,0	36,8
С2Н6	7,07	988,0	69,82	1323,0	93,5
С3Н6	18,22	853,8	155,60	1139,0	207,4
С3Н8	13,76	967,3	133,00	1293,5	177,8
С4Н8	22,28	896,0	199,70	1193,0	266,2
С4Н10	16,45	967,3	159,20	1290,0	212,2
Разом	100,00	–	978,4		1297,6

де — відносна густина рідкого вуглеводню; Т — температура потоку, К.

Ентальпії вуглеводневих парів і рідин, а також каталізатора і коксу підраховані і наведені у табл. 6.5.

Таблиця 6.5.

Ентальпії вуглеводневих парів, рідин, каталізатора і коксу

Позначення потоку	Стан	Темпе- ратура, К	Кількість, кг/год	Ентальпія, кДж/кг	Кількість тепла, кВт
Прихід
Qс	Р	Тс	250 000	q с	Q с
Qц1	Р		71 000	648,0	12 790
Qк1	Т		1 750 000	678,4	329 500
Qп1	П		10 000	3708,0	10 300
Qд1	П		12 430	3510,0	12 130
Qз.к	Т		7 000	1506,0
Разом	—	—	—	—	Qс+367550
Витрати
Qг	Г		44 250	1252,0	15 380
Qб	П		112 750	1162,0	36 330
Qл.г	П		39 250	1102,5	12 020
Qв.г	П		32 000	1097,0	9 755
Qк2	Т		1 750 000	548,8	26 650
Qк	Т		28 750	1219,0	9 720
Qц2	П			1102,5	21 720
Qп2	П		10 000	3455,0	9 600
Qд2	П		12 430	3455,0
Qр	—	—	250 000	205,2	14 250
Qп	Приймається	—	—
Разом	–	—	—	—	409 160

Ентальпія каталізатора і коксу підрахована за формулою:

,

де — ентальпія каталізатора або коксу, кДж/кг; с — теплоємність каталізатора або коксу, кДж/(кг.К); Т — температура каталізатора або коксу, К.

Теплоємність каталізатора дорівнює 1.05–1.13 кДж/(кг∙К) [32, 33], теплоємність коксу 1,65–2,51 кДж/(кг∙К) [6].

Теплоємність каталізатора і коксу прийнята відповідно рівною 1,13 і 2,51 кДж/(кг-К).

Ентальпія водяної пари визначається з діаграми t — S [35] для водяної пари або з таблиць ВТИ залежно від температури і тиску. Температуру пари приймають, виходячи з діапазону зміни температур у реакторі і охолоджуючих змійовиках регенератора.

Реакція каталітичного крекінгу супроводжується поглинанням тепла. На рис. 6.3 [15] наведені зразкові дані про тепловий ефект реакції каталітичного крекінгу залежно від глибини перетворення у масових відсотках.

Глибина перетворення визначається з табл. 6.1:

100 – (15,7 + 12,8) = 71,5 мас.%.

При глибині перетворення 71,5 мас. % величина теплового ефекту становить 205,2 кДж на 1 кг сировини.

З теплового балансу (табл. 6.5) маємо:

Q_c = 409140 – 367550 = 41590 кВт.

Ентальпія сировини:

кДж/кг.

Щоб за найденою ентальпією визначити температуру сировини, необхідно знати іі фазовий стан.

Інтервал температури, за якого сировина буде випаровуватися, у низу реактора:

.

Величину інтервалу температури можна визначити за формулою [32]:

,

Рис. 6.3. Графік для визначення теплового ефекту реакції каталітичного крекінгу.

де — масова частка рідкого залишку за однократного випаровування сировини.

Допустимо, що сировина подається у вузол змішання у рідкому стані, тоді частка відгону е = 0 і з двох дійсних коренів квадратного відносно ДГ рівняння до уваги приймемо найменше числове значення, рівне ΔТ = 91 К. При цьому граничне значення температури, за якої сировина практично перебуває ще у рідкому стані, виявиться рівним:

Т_р.с = 758 – 91 = 667 К.

Якщо температура сировини буде вище 667 К, то відбудеться часткове її випаровування.

Відповідно до ентальпії сировини температура Т_с = 540 К. [6]. Отже, сировина подається у вузол змішання у рідкому стані.

Температура сировини у промислових установках знаходиться у межах 473 – 633 К [19].

6.5. Розміри реактора

Площа поперечного переріза реактора дорівнює:

,

де V - об'єм парів, що проходять через вільний переріз реактора, м³/год; w — допустима швидкість парів у вільному перерізі реактора, м/с.

Величину V визначимо за формулою:

,

де – кількість парової суміші у реакторі, кмоль/год; Т _р– температура у реакторі, К; – абсолютне значення тиску у реакторі над псевдозрідженим шаром, приймаємо рівним тиску 0,2 Па.

Для розрахунку величини необхідно визначити середню молекулярну масу крекінг–газу. З табл. 6.2 маємо:

і з табл. 6.4 маємо:

кмоль/год.

Тоді:

м³/год.

Цей об'єм парів є найбільшим, тому що сумарний об'єм всіх продуктів крекінгу, що відходять, більше об'єму сировини.

Для установок каталітичного крекінгу з псевдозрідженим шаром каталізатора середня швидкість руху газів у вільному (над псевдозрідженим шаром) перерізі реактора рекомендується приймати рівною 0,63 м/с [22]. По іншим літературним даним ця швидкість може змінюватися від 0,5 м/с [104] до 0,89 м/с [19]. Приймемо = 0,85 м/с. Тоді площа поперечного перерізу реактора:

м².

Діаметр реактора:

м.

На існуючих промислових установках застосовуються реактори діаметром від 2,5 до 12 м.

Діаметр зони відпарки (десорбера) знайдемо після того, як будемо знати тиск у верхньої основи десорбера.

Повна висота реактора (рис. 6.4):

де h — висота псевдозрідженого шару, м; h₁ — висота перехідної зони від псевдо-зрідженого шару до зони відпарки (розподільного пристрою), і; h₂ — висота зони відпарки (конструктивно приймається рівною 6 м); h₃— висота сепараційної зони, м; h₄ — частина висоти апарата, зайнята циклонами (залежить від розмірів циклонів), – приймаємо h₄ = 6 м; h₅ — висота верхнього напівкульового днища, рівна 0,5 D = 3,75 м.

Рис. 6.4. Схема для розрахунку робочої висоти реактора.

Висота псевдозрідженого шару у промислових реакторах становить 4,5-7,0 м [19]. У нашому випадку її можна розрахувати за формулою:

,

де V_p — об'єм реакційного простору, м³:

,

де -кількість каталізатора у реакційному просторі реактора, кг;

— густина псевдозріджнного шару звичайно становить 450—500 кг/м³ (приймаємо =500 кг/м³).

Величина дорівнює:

,

де –завантаження реактора (свіжа сировина + рециркулюючий газойль), кг/год; -масова швидкість подачі сировини, год^-1. Ця швидкість змінюється для важкої сировини в межах 1,1—2,3 год^-1 [3], причому більші значення застосовуються у випадку рециркуляції; приймемо = 2,3 год^-1. Тоді:

кг;

м³;

м.

Якщо одержана розрахунком висота псевдозрідженого шару не укладається у зазначені вище межі, варто змінити величину масової швидкості подачі сировини або значення лінійної швидкості парів у припустимих межах і повторити розрахунок. Висота перехідної зони:

,

де — висота циліндричної частини перехідної зони; —висота її конічної частини.

Приймемо висоту перехідної зони рівної h ₁ = 7 м. Величини h₁ і h_к знайдемо після визначення діаметра десорбера.

Процес десорбції продуктів абсорбованих каталізатором полягає у витисненні углеводневих парів як з об'єму між частками каталізатора, так і з поверхні каталізатора водяною парою, що заповнює ці простори, – докладніше про це див [36–37].

Площа поперечного перерізу десорбера:

,

де об'єм парів, що проходить через вільний переріз десорбера, м³/год; — лінійна швидкість парів у розрахунку на повний переріз десорбера, що може перебувати в межах 0,3 – 0,9 м/с.

Найбільший об'єм парів буде у верхній частині десорбера. Величина розраховується за формулою:

,

де – кількість парової суміші у десорбері, кмоль/год; — тиск у реакторі у верхній частині десорбера, Па.

Кількість парової суміші у десорбері дорівнює:

,

де G_п — кількість парів вуглеводнів, які виносяться з каталізатором у десорбер, кг/год; М_п — середня молекулярна маса винесених парів вуглеводнів; — кількість водяної пари, що подається у десорбер, кг/год.

Кількість вуглеводневих парів, укладених в об'ємі між частками каталізатора і адсорбованих на поверхні циркулюючого каталізатора становить:

,

де y_n— частка вуглеводневих парів, перенесених з потоком каталізатора, що розраховується за формулою [37]:

,

де — 2400 кг/м³ — густина матеріалу каталізатора [3]; —густина адсорбованих парів вуглеводнів і газоподібних продуктів в умовах температури і тиску у верхній частині десорбера, кг/м³.

Якщо прийняти середню молекулярну масу М_п адсорбованих вуглеводневих парів і газоподібних продуктів рівній середній молекулярній масі М_г крекінг-газу, то за нормальних умов

Маємо:

кг/м³.

У робочих умовах для верхньої частини десорбера:

кг/м³,

при цьому T_в = T_р = 758 К, а тиск у верхній частині десорбера дорівнює:

Па

Тоді:

кг/м³,

,

а величина кмоль/год.

Підставивши у формулу для розрахунку об'єму газів і парів всі відомі величини, одержимо:

м³/год.

Приймемо лінійну швидкість парів, розраховуючи на повний переріз десорбера, рівною w _д = 0,74 м/с.

Тоді:

м².

Діаметр десорбера:

м.

Приймаючи, що кут утворюючого конуса з вертикаллю становить 45°, і знаючи діаметр реактора (7,5 м), геометрично легко знайти висоту конічного переходу h_к = 2,25 м.

Одержимо:

м.

Висота сепараційної зони h₃ розраховується за формулою [38]:

м,

де w — швидкість парів у вільному перерізі реактора, м/с.

Тоді:

Н_п = 6,24 + 7 + 6 + 5,2 + 6 + 3,75=34,19 м.

Висота циліндричної частини корпуса:

H_ц=h+ +h₃+h₄=6.24+4.75+5.2+6=22.19 м.

У промислових реакторах відношення висоти циліндричної частини корпуса до діаметра H_ц/D= 1,4:4 [19].

Менші значення цього відношення характерні для потужних реакторів.

Для нашого випадку:

.

6.6. Тиск у основи зони відпарки (десорбера).

Температура каталізатора на виході з десорбера

За відомою висотою реактора можна підрахувати тиск у основи десорбера за наступним рівнянням:

,

де — тиск над псевдозрідженим шаром, Па; h, h₁, h₂ — відповідно висоти псевдоозрідженого шару, конічної частини і зони відпарки, м.

Одержимо:

Па.

Щоб визначити температуру каталізатора на вході у регенератор, необхідно знати температуру закоксованого каталізатора на виході з десорбера. Поступаюча у десорбер перегріта водяна пара (Т=783 К, =0,44 -Па) охолоджується, віддаючи тепло каталізатору, до температури 758 К, а температура каталізатора підвищується на величину:

,

де — ентальпія перегрітої водяної пари на вході у зону відпарки за Т = 783 К і тиску = 0,46 Па; — ентальпія перегрітої водяної пари на верху зони відпарки (вихід) за Т = 758 К тиску = 0,27 Па; G _к— кількість каталізатора, кг/год; с _к — теплоємність каталізатора; кДж/(кг∙К). Підставивши у формулу для розрахунку T числові значення величин, одержимо:

.

Температура відпрацьованого каталізатора, що відходить з зони відпарки:

Т_к = Т_р + = 758 + 0,3 = 758,3 К.

6.7. Вибір розподільного пристрою парокаталізаторного

потоку у реакторі

Сумарний живий переріз розподільників підбирають, виходячи з умови збереження величини лінійної швидкості потоку, що підводиться; звичайно він становить 1 – 2,5% від перерізу реактора.

Конструктивно розподільник може бути оформлений у вигляді трубного пучка або у вигляді горизонтальних решіток. У нашім прикладі приймемо конструкцію розподільника у вигляді семи горизонтальних решіток (рис. 6.5). Така конструкція розподільника випробувана і описана у літературі [6].

Площа, займана решітками, повинна становити 60–70% поперечного перерізу реактора. При цьому решітки добре входять у

переріз реактора. Якщо прийняти площу, яку займають решітки, рівною 60%, то площа решіток буде становити:

F_p = 0,6S= 0,6 • 44,5 = 26,7 м².

Площа однієї решітки:

м².

Діаметр решітки:

м.

Рис. 6.5. Схема розподільника каталізатора

Конструкції газорозподільних решіток описані у літературі [38]. До показників конструкції газорозподільної решітки відносяться: діаметр отворів, площа живого перерізу, товщина, крок розміщення отворів.

Конструкція газорозподільних решіток істотно впливає на якість псевдозрідження каталізатора. Збільшення живого перерізу газорозпо-дільних решіток, при незмінному діаметрі отворів, а також збільшення діаметра отворів, при незмінному живому перерізі, приводять до погіршення якості псевдозрідженого шару. Підвищення швидкості газу у отворах решіток і у зв'язку з цим деяке збільшення їхнього гідравлічного опору впливають на якість псевдозрідження [38].

Точних розрахункових формул для визначення необхідного гідравлічного опору решітки поки немає. Однак з наявних деякі формули можуть бути рекомендовані [6].

Приймемо сумарний живий переріз розподільника рівним 1% від перерерізу реактора. Площа живого перерізу у розподільника:

м²_.

Живий переріз однієї решітки:

м².

Приймемо товщину решітки = 0,02 м, а діаметр отворів у решітці d_о = 0,02 м. Тоді число отворів у решітці буде дорівнювати:

.

Сумарний живий переріз розподільника дозволяє визначити діаметр стовбура, що підводить парокаталізаторну суміш (рис. 6.6 і 6.7):

м.

Діаметр кожного з семи відгалужень від центрального стовбура, що підводить:

м.

Маючи на увазі, що рециркулят подається у псевдозріджений шар каталізатора минаючи решітки, об'єм парів на підході до решітки розраховується за формулою:

,

де – кількість вуглеводневих та водневих парів, що проходять через решітку, кмоль/год; т_р = 7 — число решіток; — тиск у реакторі у решіток, Па.

Рис. 6.6. Зона відпарки: 1 – підводящий стовбур; 2 – паровий маточник.

Рис. 6.7. Поправочні коефіцієнти до розрахунку опору сухих решіток:

Кількість вуглеводневих і водяних парів, ща проходять через решітку, становить:

кмоль/год.

Тиск у реакторі у решіток:

Па.

У результаті розрахунку одержимо:

м³/с.

Швидкість парів в отворах решітки:

м/с.

Гідравлічний опір решіток розрахуємо за формулою [6]:

,

де k₁, k₂— поправочні коефіцієнти, що знаходяться за графіками (рис. 5.6); — частка живого перерізу решітки; — густина парів, кг/м³.

За графіками (рис. 6.6) знайдемо: k₁ =1,6; k ₂= 1,0.

Частка живого перерізу решітки:

Густина парів дорівнює:

,

де М_п — середня молекулярна маса суміші вуглеводневого і водяного парів, г/моль.

Середню молекулярну масу суміші вуглеводневого і водяного парів розрахуємо так:

М_п =М_с y^′_с+М_в.п.y^′_в.п.,

де М_с і — відповідно середня молекулярна маса вуглеводневих парів і молекулярна маса водяної пари, г/моль; та у_вп – мольні частки сировини і водяної пари, що подається для регулювання густини суміші сировини і каталізатора (табл. 6.7).

Одержимо:

.

Таким чином:

кг/м³.

Підставивши у формулу для визначення гідравлічного опору решітки числові значення величин, одержимо:

Па.

Таблица 6.7.

Склад сировини і водяної пари

Потоки	Кількість , кг/год	Молеку- лярна маса, М і	Кількість , кмоль/год	Мольна частка
Сировина			693,8	0,5555
Водяна пара.			555,0	0,4445
Разом	260 000	–	1248,8	1,0000

Для гарного паророзподілення перепад тиску на решітці повинен укладатися у межах 3400 – 4800 Па [6].

Якщо у результаті розрахунків одержимо, що Δ _р не укладається у зазначені межі, то необхідно змінити середню швидкість w газів у вільному перерізі реактора (не перевищуючи 0,9 м/с). Якщо і після цього величина Δ _р не укладається у рекомендовані межі, то можна змінити масову швидкість п _д подачі сировини або кратність циркуляції каталізатора.

6.8. Допоміжне обладнання–циклони реактора

Застосовуваний на установках каталітичного крекінгу у псевдозрідженому шарі мікросферичний синтетичний каталізатор має наступний гранулометрический склад [22]:

Величина часток, мкм Кількість, %

≤ 40 10 – 15

40 – 80 75 – 65

> 80 15 – 20

Частки до 20 мкм несуться парогазовим потоком і вловлюються циклонами.

У табл. 6.8 представлені основні розміри циклонів НИОГаз (рис. 6.8).

Рис. 6.8. Циклон НИОГаз

Діаметри циклонів мають наступну величину (у мм):

ЦН-24:1000 500, ЦН-15:800 600 400 200 100, ЦН-11: 800 100.

Розрахунок циклонів реактора, що зводиться до визначення їхньої кількості, гідравлічного опору і ефективності вловлювання катализаторного пилу, тут не приводиться.

Розрахунок ефективності вловлювання катализаторного пилу багатоступінчастими циклонами здійснюється наближеним графоаналітичним методом [6].

Визначення кількості циклонів і їхнього гідравлічного опору повинне здійснюватися у наступній послідовності.

1. Вибирають тип циклона (табл. 6.8) і його діаметр D.

2. Розраховують умовну швидкість парогазовой суміші, віднесену до повного поперечного перерізу циліндричної частини корпуса циклона [20].

3. За відомим об'ємом V парогазової суміші над псевдозрідженим шаром і умовною швидкостю визначають необхідний сумарний переріз S циклонів.

Таблиця 6.8.

Типи циклонів

Величина	Тип циклону
ЦН24	ЦН15	ЦН11
Діаметр вихідної труби, D1, м	0,6	0,6	0,6
Ширина вхідного патрубка b, м	0,26	0,26	0,26
Висота вхідного патрубка , м	1,11	0,66	0,48
Висота вхідної труби , м	2,11	1,74	1,56
Висота циліндричної частини , м	2,11	2,26	2,08
Висота конічної частини , м	1,75	2,00	2,00
Загальна висота циклону H, м	4,26	4,56	4,38
Найменша основа конічної частини d, м	0,25	0,25	0,25
Коефіцієнт гідравлічного опору

4. Розподілом величини S на поперечний переріз одного циклона визначають число циклонів N і сумарну площу перерізу входу парогазової суміші в усі циклони.

5. Перевіряють швидкість входу парогазової суміші у циклон, що не повинна перевищувати 18 м/с.

6. Підраховують гідравлічний опір циклона [20]; воно не повинне перевищувати 5150 Па [38].

Якщо одержані величини швидкості і гідравлічного опору не відповідають нормам, то потрібно підібрати інший тип циклона або змінити кількість циклонів [6].