Автор работы: Пользователь скрыл имя, 26 Мая 2013 в 15:55, курсовая работа
Увеличение объема производства нефтепродуктов, расширение их ассортимента и улучшение качества — основные задачи, поставленные перед нефтеперерабатывающей промышленностью в настоящее время. Решение этих задач в условиях, когда непрерывно возрастает доля переработки сернистых и высокосернистых, а за последние годы и высоко парафинистых нефтей, потребовало изменения технологии переработки нефти.
Введение 3
1. Теоретические основы процесса. 4
1.1.Назначение процесса. 4
1.2. Характеристика исходного сырья. 6
1.3.Физико-химические основы процесса. 19
1.4.Технологические основы процесса. 21
1.5.Характеристика катализатора. 30
1.6.Технологическая схема и основное оборудование процесса каталитического крекинга 32
1.7.Описание технологической схемы установки каталитического крекинга 37
2. Расчётная часть 39
2.1. Расчёт материального баланса процесса 39
2.2. Расчет реактора установки каталитического крекинга 40
2.3.Тепловой баланс реактора 43
2.4. Размеры реактора 48
2.5. Диаметр реактора. 49
2.6. Диаметр десорбера. 53
3. Приложение 56
Список литературы: 58
где - энтальпия катализатора или кокса, кДж/кг;
с – теплоемкость катализатора или кокса, кДж/(кг ∙ К);
Т – температура катализатора или кокса, К.
Теплоемкость катализатора принята равной 1,13 кДж/(кг∙ К); теплоемкость кокса 2,51 кДж/(кг ∙ К).
Глубина превращения определяется по таблице 2.2.4:
100 - (14,4 + 12,4) = 73,2 % (масс.).
При глубине превращения 71,5% (масс.) величина теплового эффекта составит 205,2 кДж на 1 кг сырья.
Из теплового баланса реактора, приведенного в таблице 2.3.4, имеем:
Qс = 409160 – 367550 = 41610 кВт
Энтальпия сырья равняется :
qс = 3600 Qс/Gc = 3600 ∙ 41610/97000 = 1544,3 кДж/кг
Таблица 2.3.4
Тепловой баланс реактора
Обозначение потока |
Состояние |
Температура, К |
Энтальпия, кДж/кг |
Количество тепла, кВт |
Приход Qс Qц1 Qк1 Qп1 Qд1 Qо.к Сумма |
Ж Ж Т П П Т - |
Тс 561 873 873 783 873 - |
qc 648,0 678,4 3708,0 3510,0 1506,0 - |
Qс 12790 329500 10300 12130 2930 Qс+367550 |
Расход Qг Qб Qл.г Qт.г Qк2 Qк Qц2 Qп2 Qд2 Qр Qп Сумма |
Г П П П Т Т П П П - принимается - |
758 758 758 758 758 758 758 758 758 - принимается - |
1252,0 1162,0 1102,5 1097,0 548,8 1219,0 1102,5 3455,0 3455,0 205,2 - - |
15380 36330 12020 9755 26650 9720 21720 9600 11920 14250 815 409160 |
Для того, чтобы по найденной энтальпии определить температуру сырья, необходимо знать его фазовое состояние.
Интервал температуры, в котором сырье будет испаряться в низу реактора:
Величину интервала
1 – е = 104 (140∆T – 0,33∆T2),
где 1 – е – массовая доля жидкого остатка при однократном испарении сырья.
При подаче сырья в узел смешения в жидком виде, доля отгона принимается как е = 0, и из действительных корней квадратного относительно ∆T уравнения во внимание примем наименьшее числовое значение, равное ∆T = 91 К. При этом предельное значение температуры, при которой сырье практически находится еще в жидком состоянии, окажется равным:
Тпр.с = 758 – 91 = 667 К
Если температура сырья будет выше 667 К, то произойдет его частичное испарение. В соответствии с энтальпией сырья температура
Тс=540 К. Следовательно, сырье подается в узел смешения в жидком состоянии. Температура сырья в промышленных установках находится в пределах 473-633 К
Площадь поперечного сечения равна:
где V – объем паров, проходящих через свободное сечение реактора.
ω – допустимая скорость паров в свободном сечении реактора, м/с.
Величину V определяем по формуле:
где - количество паровой смеси в реакторе, кмоль/ч;
Тр – температура в реакторе, К;
π – абсолютное давление в реакторе над псевдоожиженном слое,
принимаемое равным 0,2∙106 Па (2ат).
Для расчета величины необходимо определить среднюю молекулярную массу крекинг- газа
Мг = 67570/2297,33 = 29,41.
= 67570/30,3 + 163980/105 + 54660/200 + 47070/340 + 107806/248 +
15184/18 + 18827,06/18 = 6527,7 кмоль/ч
Тогда
м/ч
Этот объем паров является наибольшим, так как суммарный объем всех получающихся продуктов крекинга больше объема сырья. В данном расчете средняя скорость движения газов в свободном (над псевдоожиженным слоем) сечении реактора ω= 0,85 м/с. Тогда площадь поперечного сечения реактора:
Полная высота реактора находится по следующей формуле:
Hп = h + h1 + h2 + h3 + h4 + h5, м
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, (h4 = 6м);
h5 – высота верхнего полушарового днища, равная 0,5D = 3,75 м.
Высота псевдоожиженного слоя рассчитывается по формуле:
где Vp – объем реакционного пространства, .
Vp рассчитывается по формуле:
Vp = Gк.р / ρп.с,
где Gк.р – количество катализатора в реакционном пространстве реактора, кг;
ρп.с – плотность псевдоожиженного слоя катализатора, обычно равная 450-500 кг/м3 (примем ρп.с = 500 кг/).
Величина Gк.р равна:
Gк.р = Gс/ / nд, кг
где Gс/ - загрузка реактора, (свежее сырье + рециркулирующий газойль) кг/ч;
nд – массовая скорость подачи сырья, (nд = 2,3).
Подставив соответствующие числовые значения получим:
Gк.р = 124548 / 2,3 = 54151 кг
Vp = 54151/500 = 108,3
h = 108,3/66,34 =1,63 м
Высота переходной зоны h1:
h1 = h1/ + hк, м
где h1/ - высота цилиндрической части переходной зоны, м;
hк – высота конической части переходной зоны, м.
Примем высоту переходной зоны равной h1 = 7м. Величины h1/ и hк найдем после определения диаметра десорбера.
Площадь поперечного сечения десорбера:
Sд = Vд / 3600 ωд,
где Vд – объем паров, проходящих через свободное сечение десорбера,
ωд – линейная скорость паров в расчете на полное сечение десорбера, м/с.
Наибольший объем паров
будет в верхней части
Величина Vд рассчитывается по формуле:
где - количество паровой смеси в десорбере, кмоль/ч;
πв – 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;
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 = упСз.к, кг/ч
где уп – доля углеводородных паров, переносимых с потоком катализатора.
уп рассчитывается по формуле:
где ρк- плотность материала катализатора, (ρк = 2400 кг/);
ρп – плотность адсорбированных паров углеводородов и газообразных
продуктов в условиях температуры и давления в верхней части десорбера, кг/
Если принять среднюю молекулярную массу Мп адсорбированных углеводородных паров и газообразных продуктов равной средней молекулярной массе Мг крекинг- газа, то при нормальных условиях имеем:
ρп.о = Мг / 22,4 = 29,41 / 22,4 = 1,3 кг/
В рабочих условиях для верхней части десорбера:
ρп = ρп.о · Тоπв / Твπо, кг/
При этом Тв = Тр = 758 К, а давление в верхней части десорбера равно:
πв = π + (h + h1) ρп.сg = 0,2 ·106 + (1,63
+ 7) ∙ 500 ·9,81 = 0,27·106Па
Тогда
Gп = 0,002 ∙ 2758930=5518 кг/ч,
а величина
Подставив в формулу для расчета объема газов и паров все известные величины, получим:
Примем линейную скорость паров в расчете на полное сечение десорбера равной ωд = 0,74 м/с. Тогда Sд = 28287/3600 ∙ 0,74 = 10,62
Высота конического перехода находится геометрически: угол образующей конуса с вертикалью составляет 450, диаметр реактора равен 7,5м, следовательно hk = 2,25м. Получаем:
hk/ = h1 - hk = 7 - 2,25 = 4,75м.
Высота сепарационной зоны h3 рассчитывается по формуле:
h3 = 0,85ω1,2(7,33 – 1,2 lgω) = 0,85 ·0,851,2(7,33-1,2lg 0,85) =5,2 м
где ω – скорость паров в свободном сечении реактора, м/с.
Тогда
Нп = 1,63 + 7 + 6 + 5,2 + 6 + 3,75 = 29,58 м
Высота цилиндрической части корпуса:
Hц = h + h1/ + h3 + h4 = 1,63 + 4,75 + 5,2 + 6 = 17,58
В промышленных реакторах отношение высоты цилиндрической части корпуса к диаметру Нц/D = 1,4÷4 Для нашего случая:
Нц/D =17,58/9,18 = 1,91
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:
πн = π + (h + h1 + h2)ρп.сg,
где π – давление над псевдоожиженным слоем, Па;
h + h1 + h2 - соответственно высоты псевдоожиженного слоя, конической части и зоны отпарки, м.
Получим:
πн = 0,2 ∙106 + (1,63 + 7 + 6) · 500 ∙ 9,81 = 0,224∙106 Па
Для определения температуры
катализатора на входе в регенератор,
необходимо знать температуру
где i783 – энтальпия перегретого водяного пара на входе в зону отпарки при
Т=783 К и давлении π =0,46·106Па;
i758 – энтальпия перегретого водяного пара на верху зоны отпарки
(выход) при Т=758К и давлении π = 0,27·106Па;
Gк – количество катализатора, кг/ч;
ск – теплоемкость катализатора, кДж/(кг∙К)
Подставив в формулу для расчета ∆T числовые значения величин, получим:
Температура выходящего из зоны отпарки отработанного катализатора:
Тк = Тр +∆T1 = 758+0,07 = 758,07 К.
Выбор распределительного устройства парокатализаторного потока в реакторе. Конструкция распределителя представлена 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:
Fр = 0,6 · S = 0,6 · 66,34 = 39,8
Площадь одной решетки:
fр = F/7 = 39,8/7 = 5,7
Диаметр решетки:
Примем живое сечение распределителя равным 1 % от сечения реактора. Площадь живого сечения распределителя:
Fж = 0,01S = 0,01∙ 66,34 = 0,6634
Живое сечение одной решетки:
fж = Fж/7 = 0,6634/7 = 0,095
Примем толщину решетки σ =0,02 м, а диаметр отверстий в решетке dо= 0,02 м. Число отверстий в решетке равняется:
Информация о работе Расчет реактора установки каталитического крекинга