rп = rп.о×(ТоpВ / ТВpо) (2.35)
при этом ТВ = Тр = 763 К, а давление в верхней части десорбера равно:
pВ = p + (h+h1)rп.с g = (2.36)
= 0.2×106 + (6.47+7) × 500 × 9.81 = 0.27×106 Па
Тогда
rп = 1.35×(273×0.27×106) / 763×0.1×106 = 1.30 кг/м3
уп = ((2400-500) / 500×2400) ×1.32 = 0.021
Gп= 0.0021×1778750 = 3730 кг/ч
а величина
åGi/Mi = 3730/30.3 + 12430/18 = 813 ккмоль/ч
Подставив в формулу для расчета объема газов и паров все известные величины, получим:
VД = (22.4×813×763×0.1×106) / 273×0.27×106 = 18850 м3/ч
Примем линейную скорость паров в расчете на полное сечение десорбера равной wД = 0.74 м/с.
Тогда
SД = 18850 / (3600×0.74) = 7.1 м2
Диаметр десорбера
DД = 1.128ÖSД = 1.128Ö7.1 = 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 = 2.25м. Получим:
h1¢ = h1 - hk = 7 - 2.25 = 4.75 м (2.38)
Высота сепарационной зоны h3 рассчитывается по формуле:
h3 = 0.85w1.2(7.33 - 1.2lgw) = (2.39)
= 0.85×0.851.2(7.33 - 1.2lg0.85)= 5.2 м
где w - 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)
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:
pн = p + (h + h1 + h2)rп.сg (2.51)
где p - давление над псевдоожиженным слоем, Па;
h, h1, h2 - соответственно высоты псевдоожиженного слоя, конической части и зоны отпарки, м.
Получим:
pн = 0.2×106 + (6.47+7+6)×500×9.81 = 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, p=0.44×106 Па)охлаждается, отдавая тепло катализатору, до температуры 763К, а температура катализатора повышается на величину:
DТ1 = GД1(i783-i763) / GKcK (2.52)
где i783 - энтальпия перегретого водяного пара на входе в зону отпарки при Т=783 К и давлении p=0.46×106 Па;
i763 - энтальпия перегретого водяного пара на верху зоны отпарки
(выход) при Т=763 К и давлении p=0.27×106 Па;
GK - количество катализатора, кг/ч;
cK - теплоемкость катализатора, кДж/(кг×К).
Подставив в формулу для расчета DТ числовые значения величин, получим: DТ1 = (12430(3510 - 3465)) / 1750000×1.13 » 0.3 К
Температура выходящего из зоны отпарки отработанного катализатора:
ТК = Тр + DТ1 = 763 + 0.3 = 763.3 К (2.53)
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 = 0.6×44.8 = 26.9 м2 (2.54)
Площадь одной решетки:
fP = FP/7 = 26.9/7 = 3.8 м2 (2.55)
Диаметр решетки:
DP = 1.128ÖfP = 1.128Ö3.8 = 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 = 0.01×44.8 = 0.448 м2 (2.57)
Живое сечение одной решетки:
fЖ = FЖ/7 = 0.448/7 = 0.064 м2 (2.58)
Примем толщину решетки d=0.02 м, а диаметр отверстий в решетке d0=0.02 м. Тогда число отверстий в решетке будет равно:
nД = 4fЖ / pd2 = (2.59)
= 4×0.064 / 3.14×0.022 = 204
Суммарное живое сечение распределителя позволяет определить диаметр ствола, подводящего парокатализаторную смесь (рис. 5):
Dст = 1.128ÖFЖ = 1.128Ö0.445 » 0.75 м (2.60)
Диаметр каждого из семи ответвлений от центрального подводящего ствола:
D0 = 1.128ÖfЖ = 1.128Ö0.064 = 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 = (22.4åGi/Mi × TP × 0.1×106) / 3600×273mPpP (2.62)
где åGi/Mi - количество углеводородных и водяных паров, проходящих через решетку, кмоль/ч;
mP=7 - число решеток;
pP - давление в реакторе у решеток, Па.
Количество углеводородных и водяных паров, проходящих через решетку равно: åGi/Mi = 260000/360 + 10000/18 = 1277.7 кмоль/ч
Давление в реакторе у решеток:
pP = p + hrп.сg = 0.2×106 + 6.24×500×9.81= (2.63)
= 0.23×106 Па
В результате расчета получим:
VП = (22.4×1277.7×763×0.1×106) / 3600×273×7×0.23×106=
= 1.36 м3/с
Скорость паров в отверстиях решетки:
w0 = VP / fЖ = 1.34 / 0.064 = 21 м/с (2.64)
Гидравлическое сопротивление решеток рассчитаем по формуле [23]:
DpР = k1k2[0.35 + (1-j)2]rП/2 × w2 (2.65)
где k1 и k2 - поправочные коэффициенты;
j - доля живого сечения решетки;
rП - плотность паров, кг/м3.
По графикам рис. 5.2 найдем: k1=1.6; k2=1.0.
Доля живого сечения решетки:
j = fЖ / fP = 0.064 / 3.8 = 0.0168 (2.66)
Плотность паров равна:
rП = (273МПpР) / (22.4ТР×0.1×106) (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/Sni |
| Сырье | 260 000 | 693.8 | 0.5555 | |
| Водяной пар | 10 000 | 555.0 | 0.4445 | |
| Сумма | 270 000 | - | 1277.7 | 1.0000 |
Получим:
МП = 360 × 0.5555 + 18 × 0.4445 = 207.8
Таким образом
rП = (273×207.8×0.23×106) / (22.4×763×0.1×106) = 7.6 кг/м3
.
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 = 0,00875i√P (3.1)
где Р - давление сырьевого потока, Па; i - эмпирический коэффициент, который выбирают по диаметру отверстия диафрагмы d0 и отношению толщины δ диафрагмы к диаметру.
При d0 = 3,00мм и δ/ d0 = 0,3 i = 88,0, Р = 107,94 Па
Q = 0,00875 * 88,0√107,94 = 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 | |
| Перфорация, % | 0,53 |
| Диаметр ниппелей, мм | |
| Скорость воздуха в ниппелях, м/с | |
| Число ниппелей | |
| Число секторов |
3.3
Насос
Найдем его производительность:
(3.2)
Выбираем центробежный насос марки X8/18, производительностью 2,4·10-3 м3/с, высота столба жидкости 18м; число оборотов 48,3 1/с; КПД 0,40.
Двигатель типа АО 2-31-2, мощностью 3 кВт.
3.4 Десорбер
Для уменьшения уноса продуктов крекинга из реактора в регенератор после зон реакции располагают зону десорбции (отпаривания). Полнота отпаривания катализатора очень важна поскольку недосорбированные углеводороды потребляют повышенное количество воздуха, повышают выход кокса (2-3% масс. на сырьё) и способствуют повышению температуры в регенераторе.
Устройства для пылеулавливания и отделения катализаторной пыли
Для улавливания пыли на установках каталитического крекинга наибольшее распространение получили циклоны и электростатические осадители - электрофильтры (применяют редко).
Циклоны (до трёх ступеней) обычно устанавливают внутри реактора и регенератора. Конструкции циклонов, используемых на установках, весьма различны, однако принципиально их можно объединить в две группы: с тангенциальным и спиральным входом.
Для работы в потоках с высокой концентрацией твердых частиц используют высокопроизводительные циклоны, а для тонкой очистки отходящих газов применяют высокоэффективные. Исходя из этих соображений, циклон первой ступени должен иметь входной патрубок увеличенного сечения и выполнять функции «разгрузителя», т.е. быть высокопроизводительным. В свою очередь циклон второй ступени - высокоэффективным.
Заключение
Курсовой проект установки каталитического крекинга мощностью 1,9 млн. тонн в год отвечает всем требованиям по технике безопасности, охране труда и окружающей среды. В ходе проектирования были выполнены:
1 материальный и тепловой баланс реакторов;
2 конструктивный расчет реактора;
Отличительной особенностью технического процесса, положенного в основу проекта является то, что с целью повышения выхода и качества бензина, катализатор перед введением в реактор обрабатывается пассиватором на основе соединений сурьмы, в результате чего происходит практически полное восстановление активных свойств регенерированного катализатора и как следствие увеличивается выход бензина, снижается коксообразование.
Список использованных источников
1 Бондаренко Б.И. Установки каталитического крекинга. М.:1959., 304 с.
2 Лукьянов П.И., Басистов А.Г. Пиролиз нефтяного сырья. М.: Гостоптехиздат, 1962., 247 с.
Левинтер М.Е., Панченков Г.М., Дейненко П.С. и др. Химия и технология топлив и масел. М.: 1971., №1, с. 16-20.
Теплофизические свойства веществ. Справочник. М.-Л.: Госэнергоиздат, 1956, 367 с.
Волошин Н.Д., Соняев З.Н., Морозов Б.Ф. и др. Химия и технология топлив и масел. М.: 1967, №3, с. 20-22.
Суханов В.П. Каталитические процессы в нефтепереработке. М.:Гостоптехиздат, 1963, 272 с.
Нагиев М.Ф. Химия, технология и расчет процессов синтеза моторных топлив. М.: изд. АНСССР, 1955, 542 с.
Адельсон С.В. Процессы и аппараты нефтепереработки и нефтехимии. М.: Гостопртехиздат, 1963, 310 с.
10 Молоканов Ю.К. Процессы и аппараты нефтегазопереработки. М.: Химия, 1980.-408с.
Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии.- М.: Химия, 1978.-576с.
Иоффе И.Л. Проектирование процессов и аппаратов химической технологии.- Л.: Химия, 1991.-352с.
Соколов В.Н. Машины и аппараты химических производств.- Л.: Машиностроение, 1982. - 264с.
Рабинович В.А., Хавин З.Я. Краткий химический справочник.- Л.: Химия, 1978.-432с.
Дытнерский Ю.И. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию. М.: Химия, 1978.-576с.