2 Технологические раздел 1 Расчет реакторного блока установки гидроочистки дизельного топлива

• Название: 2 Технологические раздел 1 Расчет реакторного блока установки гидроочистки дизельного топлива
• Дата: 28.05.2019
• Размер: 116.32 Kb.
• Имя файла: Kursovaya_GO.docx
• Тип: Документы; #79153

2 Технологические раздел

2.1 Расчет реакторного блока установки гидроочистки дизельного топлива

Таблица 2.1 - Исходные данные

1 Производительность установки по сырью G = 2 000 000 тыс. т/год.

Характеристика сырья:

фракционный состав: 200-300 оС.

плотность, r0 845 кг/м3

массовое содержание серы, S 1,5 %

в т. ч.:

а) меркаптановой (R-SH) 0,1 %

б) сульфидной (R-S-R) 0,6 %

в) дисульфидной (R-SS-R) 0,1 %

г) тиофеновой 0,7 %

2. 
   Остаточное содержание серы в очищенном дизельном топливе S 0,2 % масс., т.е. степень гидрообессеривания должна быть 99,75 %.
   
3. 
   Гидроочистка проводится на алюмокобальтмолибденовом катализаторе при давлении – 4 МПа , кратности циркуляции ВСГ – 400 нм³/м³ сырья, объёмной скорости подачи сырья - 1,5 ч^-1.
   

Кинетические константы процесса k₀ = 4,58 10⁶ , Е = 67040 кДж/моль, n = 2.
2.1.1 Выход гидроочищенного топлива.
Выход гидроочищенного дизельного топлива В_дт, % масс. на исходное сырье равен

В_дт = 100 – В_б – В_г - ∆S, (2.1)

где В_б, В_г, ∆S – выходы бензина, газа и количество удаленной из сырья серы соответственно на сырье, % масс..

Бензин и газ образуются преимущественно при гидрогенолизе сернистых соединений:

В_б = ∆S = Sнач − Sкон= 1,3 % масс., (2.2)

В_г = 0,3∆S = 0,39 % масс. (2.3)

Тогда выход дизельного топлива будет равен

В_дт = 100 −1,3−0,39−1,3 = 96,95 % масс.

Полученная величина в дальнейших расчетах уточняется после определения количества водорода, вошедшего в состав дизельного топлива при гидрогенолизе сернистых соединений и гидрировании непредельных углеводородов. Полученные значения выхода газа, бензина и дизельного топлива далее будут использоваться при составлении материального баланса установки и реактора гидроочистки.
2.1.2 Расход водорода на гидроочистку.
Водород в процессе гидроочистки расходуется на:

1) на гидрогенолиз сероорганических соединений;

2) гидрирование непредельных углеводородов;

30 потери водорода с отходящими потоками (отдув и жидкий гидрогенезат);

Расход водорода на гидрогенолиз сероорганических соединений G₁,% масс. на сырье:

G₁ = ∑m_i∆S_i, (2.4)

где ∆S_i – количество серы (меркаптановая, сульфидная, дисульфидная, тиофеновая и т. д.), удаляемой при гидроочистке, % масс. на сырье;

m_i – коэффициент, зависящий от характера сернистых соединений и схемы гидрогенолиза.

Значение m для соединений серы:

меркаптановой серы m₁₌21/321= 0,0625

сульфидной серы m₂ = 0,125

дисулъфидной серы m₃ = 0,09375

тиофеновой серы m₄ = 0,250

При этом получаем:

G₁ = 0,062∙0,1 + 0,125∙0,6 + 0,0938∙0,1 + 0,25∙(0,7−0,2) = 0,21558 % масс.

Количество водород, необходимое для гидрирования моноолефинов G_2, % масс. на сырье,

G₂, (2.5)

где ∆С_непред – разность содержания непредельных углеводородов в сырье и гидрогенезате, % масс. на сырье, считая на моноолефины.

М_с – средняя молекулярная масса сырья.

Формула для расчета количества водорода, необходимого для гидрирования ненасыщенных связей в молекулах углеводородов сырья (и для гидрирования ароматических колец), может быть представлена в виде

G₂, (2.6)

где n – число молекул водорода, участвующих в гидрировании ненасыщенных связей в молекуле,принимаем ∆C = 2;

∆С – количество гидрируемых молекул сырья, % масс. на сырье,принимаем, М_С=202 кг/кмоль.

G₂ = = 0,089 % масс.

Мольную долю водорода, растворенного в гидрогенизате, можно рассчитать из условий фазового равновесия в газосепараторе высокого давления

= = = 0,027, (2.7)

где , - мольные доли водорода в паровой и жидкой фазах (в рассматриваемом примере равняется мольной или объемной концентрации водорода в циркулирующем газе).

– константа фазового равновесия (для условий газосепаратора высокого давления при 40 °С и 4 МПа К_р = 30).

Потери водорода от растворения в гидрогенезате G₃ % масс. на сырье составляют:

G₃,

G₃ = = 0,027. (2.8)

Механические потери G₄ % масс. на сырье равны:

G₄ = , (2.9)

где χ – кратность циркуляции водородсодержащего газа, нм/м³;

ρ₀ – плотность сырья, кг/м³.

Потери водорода через неплотности G₄, % масс. на сырье, могут быть приняты 0,009 – 0,02 % масс.

Таким образом,

G₄ = = 0,04 % масс.
2.1.3 Потери водорода с отдувом.
На установку гидроочистки обычно подается водородсодержащий газ (ВСГ) с установок каталитического риформинга, в котором концентрация водорода колеблется от 70 до 85 % об.

Ниже приведен типичный состав водоросодержащего газа, получаемый на установке каталитического риформинга 35-11-1000:
Содержание компонента…………Н₂ СН₄ С₂Н₈ С₃Н₈ ∑С₄Н₁₀ С₅₊

% об.….…………………………..85,0 7,0 5,0 2,0 1,0 −

% масс..………………………..…29,4 19,4 26,0 15,2 10,0 −

Для нормальной эксплуатации установок гидроочистки содержание водорода в циркулирующем газе должно быть не ниже 70 % об. Уменьшению концентрации водорода способствуют следующие факторы:

1. 
   химическое потребление водорода на реакции гидрирования и гидрогенолиза;
   

2) растворение водорода в жидком гидрогенизате, выводимом с установки;

3) образование газов гидрокрекинга, которые, накапливаясь в циркулирующем водородсодержащем газе, разбавляют водород.

Концентрация водорода в системе повышается за счет растворения углеводородных газов в жидком гидрогенизате и увеличения концентрации водорода в водородсодержащем газе, поступающем с установки риформинга. Для поддержания постоянного давления в системе объём поступающего иобразующегося газа должен быть равен объёму газа, отходящего из системы и поглощенного в ходе химической реакции .

Объемный баланс по водороду и углеводородным газам записывается в виде:

(2.10) (2.11)

где V₀, V_p, V_отд,V_гк,V_а – объемы свежего ВСГ, химически реагирующего и сорбируемого гидрогенизатом водорода, отдува, газов гидрокрекинга и газов, абсорбируемых жидким гидрогенизатом соответственно, м³/ч.

, - объемные концентрации водорода в свежем и циркулирующем ВСГ.

Наиболее экономичный по расходу водорода режим без отдува ВСГ можно поддерживать, если газы, образующиеся при гидрокрекинге, и газы, поступающие в систему со свежим ВСГ, полностью сорбируются в газосепараторе в жидком гидрогенизате, то есть:

V₀ ∙ (1−) + V_гк < V_a. (2.12)

Реализации этих условий способствует увеличение концентрации водорода в свежем ВСГ, уменьшение реакций гидрокрекинга и повышение давления в системе. Если балансовые углеводородные газы не сорбируются, то часть их выводится с отдувом. Решением системы уравнений (2.10) и (2.11) получаем значение объема газов отдува:

V_отд=. (2.13)

Объем водорода в отдуваемом газе равен V_{отд .} Тогда общий расход водорода при гидроочистке с учетом газа отдува составит

V_p+V_отд=V_p+(V_гк−V_a) ∙ . (2.14)

Расчет рекомендуется вести на 100 кг исходного сырья, так как при этом абсолютные значения расходных показателей (в % масс.) можно использовать с размерностью кг:

V_p= = 2,41 м³,

V_гк = = = 0,23 м³.

где М_гк – средняя молекулярная масса газов гидрокрекинга; при одинаковом содержании газов С₁, С₂, С₃ и С₄ она равна:

М_гк = = 37.

Количество углеводородных газов, абсорбируемых жидким гидрогенизатом, можно определить, если допустить, что циркулирующий водородсодержащий газ находится в равновесии с жидким гидрогенизатом. Содержание отдельных компонентов в циркулирующем газе и константы фазового равновесия в условиях газосепаратора высокого давления ( 40 ^оС и 4,0 МПа) приведены ниже:

Компонент…………………………………………..Н₂ С₂Н₈ С₃Н₈ С₄Н₁₀

Содержание компонента ,мольн. доли…………...0,20 0,05 0,02 0,01

Константа фазового равновесия К_рi……………...3,85 1,20 0,47 0,18
Количество абсорбированного компонента i, в кг на 100 кг гидрогенизата равно:

g_i=. (2.15)

Количество абсорбированного компонента i (V_i, м³ на 100 кг гидрогенизата) составляет:

V_i = = . (2.16)

Подставляя в выражение (2.16) соответствующие значения = , получим объем каждого компонента, растворенного в гидрогенизате:

V_CH4= 0,576 м³,

V_C2H6 = 0,462 м³,

V_C3H8 = 0,471 м³,

V_C4H10 = 0,616 м³.

Суммарный объем абсорбированных газов будет равен

V_a = ∑V_i = 1,025 м³.

Балансовый объем углеводородных газов, поступающих в газосепаратор (газы гидрокрекинга и вносимые со свежим ВСГ), по формуле (2.12) составляет:

(1−0,845)+0,25 = 0,655 м³ < V_a

Поскольку выполняется требование (2.12), возможна работа без отдува части циркулирующего ВСГ.

Таким образом, общий расход водорода в процессе гидроочистки будет складываться из водорода, поглощаемого при химической реакции, абсорбируемого в сепараторе высокого давления и механически теряемого, тогда:

G_H2 = G₁+G₂+G₃+G₄=0,21558+0,089+0,027+0,04=0,31558 % масс. (2.17)

Расход свежего ВСГ на гидроочистку равен

= = = 1,08 % масс. (2.18)

где 0,29 – содержание водорода в свежем водородсодержащем газе, % масс.

Полученные значения расхода водорода и свежего ВСГ далее будут использованы при составлении материального баланса установки и реактора гидроочистки.
На практике на действующих установках гидроочистки применяются система циркуляции водородосодержащего газа с отдувом.
2.2 Материальный баланс установки
На основе полученных данных можно составить материальный баланс установки
Таблица 2.2 – Материальный баланс установки гидроочистки

Наименование	% (масс.)	т/год	т/сут*	кг/ч
Взято:
Сырье ВСГ в т.ч. 100 % Н2 Сумма	100,00 1,66 0,49 101,66	2 300 000 38180 11270 2 338 180	6764,71 112,29 33,15 6877	281862,92 4678,75 1381,25 286541,67

Продолжение таблицы 2.2

Получено:
Дизельное топливо очищенное Сероводород Сухой газ ** Бензин Сумма	95,705 2,12 1,84 1,995 101,66	2201215 48760 42320 45885 2 338 180	6474,16 143,41 124,47 134,96 6877	269756,67 5975,42 5186,25 5623,33 286541,67

*В течение года на установке 340 дней перерабатывается сырье, 22 дня идет ремонт установки, 3 дня – регенерация катализатора.

**Механические потери водорода в балансе присоединены к сухому газу.
М_Н2S – молекулярная масса сероводорода;

М_S – молекулярная масса серы, М_S = 32.
В_Н2S = 1,5 = 1,59 % масс.

Количество водорода G_прод, вошедшего при гидрировании в составе целевой (дизельной) фракции, рассчитывается как разность между количеством водорода G_реакц, расходуемого на реакции, и количеством водорода G_H2S, вошедшего в состав сероводора,

G_реакц= G₁+G₂=0,21558+0,089 = 0,304 % масс. (2.19)

G_H2S= В_H2S−∆S=1,59−1,3 = 0,29 % масс. (2.20)

G_прод= G_р−G_H2S=0,304−0,29 = 0,014 % масс. (2.21)

Уточненный выход гидроочищенного дизельного топлива :

= В_ДТ+G_прод = 96,95+0,126 = 97,011 % масс. (2.22)

Выход сухого газа, выводимого с установки, складывается из углеводородных газов, поступающих со свежим ВСГ, газов, образующихся при гидрогенолизе, а также абсорбированного гидрогенизатом водорода:

В_{сух.газ} =(1−)+В_г+G₃=1,08∙(1−0,29)+0,35+0,027 = 1,44 % масс. (2.23)

На основе полученного материального баланса производится расчет реакторного блока установки гидроочистки.
2.3 Расчет объема катализатора
Основным уравнение для расчета объема катализатора является уравнение при интегрировании получаем:

V = =, (2.24)

где S₀ и S_k– начальное и конечное содержание серы, % масс.

Уравнение (2.24) аналитически не решается, поскольку с увеличением глубины обессеривания температура процесса повышается, и значение k не изменяется.

Для решения используется графоаналитический метод, который включает следующие этапы:

1) составление материально баланса реактора;

2)определение:

а) температцры реакционной смеси при различных глубинах

обессеривания из уравнения теплового баланса;

б) k, затем r для соответственных значений глубины обессеривания и температуры;

3) построение кривой зависимости обратной скорости 1/r от остаточного содержания серы ∆S в координатах 1/r − ∆S; площадь под кривой в интервале от S₀ до S_к численно равна интегралу

;

5) определение требуемого объема реактора Vпо уравнению (2.24).

Материальный баланс реактора. В реактор поступает сырье, свежий водородсодержащий газ и циркулирующий водородсодержащий газ (ЦВСГ). Состав ЦВСГ приведен ниже:

Н₂ СН₄ С₂Н₈ С₃Н₈ С₄Н₁₀

Мольная доля …………….. 0,720 0,200 0,050 0,020 0,010

Мольная доля y……………...0,192 0,427 0,201 0,103 0,077
Средняя молекулярная масса ЦВСГ М_ЦВСГ равна:

М_ЦВСГ = ∑ ,

где Mi – молекулярная масса i-го компонента циркулирующего газа;

– мольная доля i-го компонента циркулирующего газа.

М_ЦВСГ= 2∙0,720 + 16∙0,200 + 30∙0,050 + 44∙0,020 + 58∙0,010 = 7,6 кг/моль.

Расход ЦВСГ на 100 кг сырья G_ЦВСГ можно найти по формуле

G_ЦВСГ = = = 16,06 кг. (2.25)

На основе данных материального баланса установки гидроочистки (таблица 2.2) составляем материальный баланс реактора (таблица 2.3).
Таблица 2.3 – Материальный баланс реактора гидроочистки

Наименование	% масс.	кг/ч
Взято:
Сырье Свежий водородсодержащий газ Циркулирующий водородсодержащий газ ИТОГО	100,00 1,66 15,96 117,63	281862,75 4678,92 45013,48 331555,15
Получено:
Дизельное топливо очищенное Сероводород Сухой газ Бензин Циркулирующий водородсодержащий газ ИТОГО	95,705 2,12 1,84 1,995 15,96 117,63	269756,74 5975,49 5186,27 5623,16 45013,48 331555,15

Тепловой баланс реактора.Уравнение теплового баланса реактора гидроочистки можно записать как

Q_c+Q_ц +Q_s+Q_г.н.= ∑Q_см, (2.26)

где Q_c, Q_ц – тепло, вносимое в реактор со свежим сырьем и циркулирующим водородсодержащим газом;

Q_s, Q_г.н – тепло, выделяемое при протекании реакций гидрогенолиза сернистых и гидрировании непредельных соединений;

∑Q_см – тепло, отводимое из реактора реакционной смесью.

Средняя теплоемкость реакционной смеси при гидроочистке незначительно изменяется в ходе процесса, поэтому тепловой баланс реактора можно записать в виде

Gt₀+ ∆Sq_S + ∆C_Hq_H = Gt, (2.27)

t = t₀ + , (2.28)

где G – суммарное количество реакционной смеси, % масс;

− средняя теплоёмкость реакционной смеси, кДж/(кг.К);

∆S, ∆C_Н - количество серы, непредельных углеводородов, удалённых из сырья, % масс.;

t₀, t -температура на входе в реактор и на выходе соответственно, °С;

q_S, q_Н - тепловые эффекты гидрирования сернистых и непредельных соединений, кДж/кг.

Ниже последовательно определены численные значение всех членов, входящих в уравнение (2.28).

1 Значение t₀ определяют для каждой пары катализатор – сырьё в интервале 250-380 °С. При оптимизации t₀ учитывают следующие два фактора: с повышением t₀уменьшается загрузка катализатора, которая требуется для достижения заданной глубины обессеривания ∆S но, с другой стороны, увеличивается скорость дезактивации катализатора и, следовательно, увеличиваются затраты, связанные с более частыми регенерациями и большими днями простоя установки за календарный год.

Для заданной пары катализатор−сырье t₀ = 350 ^оC.

2 Суммарное количество реакционной смеси на входе в реактор составляет 117,63 кг (таблица 2.3).

2. 
   Количество серы, удаленной из сырья, ∆S = 1,3 % масс.
   

Глубину гидрирования непредельных углеводородов можно принять равной глубине обессеривания:

∆С_н = 0,9С_н = 10∙0,9 = 9 % масс.

4 Количество тепла, выделяемого при гидрогенолизе сернистых соединений ( на 100 кг сырья) при заданной глубине обессеривания, равной 0,9975, составит:

Q_S = ∑ q_Sig_Si, (2.29)

где q_Si – тепловые эффекты гидрогенолиза отдельных сероорганических соединений, кДж/кг.

g_Si - количество разложенных сероорганических соединений, кг (при расчёте на 100 кг сырья оно численно равно содержанию отдельных сероорганических соединений в % масс.).

Таким образом,

Q_S = 0,1∙2100 + 0,6∙3810 + 0,2∙5060 + 0,7∙8700 = 9092 кДж.

5 Количество тепла, выделяемого при гидрировании непредельных углеводородов, равно 126000 кДж/моль.

Тогда

Q_Н = = = 5614 Дж. (2.30)

6 Среднюю теплоёмкость ЦВСГ находим на основании данных по теплоемкости отдельных компонентов представленных в таблице 2.4.
Таблица 2.4 – Теплоемкость индивидуальные компонентов

Теплоемкость	Н2	СН4	С2Н6	С3Н8	С4Н10
сpi, кДж/(кг∙К)	14,57	3,35	3,29	3,23	3,18
сpi, ккал/(кг∙оС)	3,48	0,800	0,786	0,772	0,760

Теплоемкость циркулирующего водородсодержащего газа можно найти по формуле

с_ц = ∑с_рiy_i (2.31)

где с_рi – теплоемкость отдельных компонентов с учетом поправок на температуру и давление, кДж/(кг∙К);

y_i – массовая доля каждого компонента в циркулирующем газе.

с_ц = 14,57∙0,192+3,35∙0,427+3,29∙0,201+3,23∙0,103+3,18∙0,077=5,47 кДж/(кг∙К).

7 Энтальпию паров сырья при 350 ^оС определяют по графику: I³⁵⁰ = 1050 кДж/кг.

Поправку на давление находят по значениям приведенных температуры и давления.

Абсолютная критический температура сырья определяется с использованием графика:

Т_кр = 460+273=733 К. (2.32)

Приведенная температура равна

Т_пр = = 0,845. (2.33)

Критическое давление сырья вычисляют по формуле

Р_кр = = = 4,23 МПа, (2.34)

К = = = 11,776 (2.35)

Тогда р_пр= = = 0,94.

Для найденных значений Т_пр и р_пр

= 4,19,

∆I = = 15,2 кДж/кг.

Энтальпия сырья с поправкой на давление равна

I³⁵⁰ = 1050 – 15,2 = 1034,8 кДж/(кг∙К).

Теплоемкость сырья с поправкой на давление равна

с_с = = 2,96 кДж/(кг∙К).

8 Средняя теплоемкость реакционной смеси составляет

= с_с+ с_ц = 2,96 + 5,47 = 3,33 кДж/(кг∙К) (2.36)

Подставив найденные величины в уравнение (2.28), находят температуру на выходе из реактора t:

t = 350 + = 387,6 ^оC.
Если в реакторе часть сырья находится в жидкой, а часть – в паровой фазе, необходимо рассчитать долю отгона газосырьевой смеси на входе в реактор.

Теплоемкость реакционной среды не изменяется, поэтому зависимость tот ∆S линейная и для построения графика достаточно двух точек:

а) при начальном содержании S₀ = 2,0 % масс температура 350 ^оС;

б) при конечном содержании S_к = 0,005 % масс. температура 392,2 ^оС.

Данные необходимые для расчета скорости r и обратной скорости 1/r, сводят в таблицу 2.5.

По полученным данным строят график в координатах 1/r − ∆S Графическим интегрированием находят площадь под полученной кривой в пределах содержания серы от 2 до 0,005 % масс. эта площадь численно равна интегралу
= 0,2404 м³∙ч/м³.

Таблица 2.5 – Данные для кинетического расчета процесса обессеривания

Показатель		Содержание серы, % масс.
		2,0		1,5	1,0	0,5	0,005
Т, К		623		632.05	641,1	650,15	656,3
	499.912
k=k0e−		12,29		14,79	17,72	21,11	23,71
S2		4,00		2,25	1,00	0,25	0,0256
r=kS2		49,16		33,278	17,72	5,278	0,607
1/r		0,02		0,03	0,056	0,189	1,647

Требуемый объем катализатора в реакторе V_к вычисляют по формуле

V_к= = 270,180,2404 = 60,44 м³.

Значение находят из соотношения

= = = 270,18 м³/ч. (2.37)

Обычно для характеристики процесса применяют показатель – объемную скорость подачи сырья, т. е. отношение объема жидкого сырья, подаваемого на объем катализатора в час (ν₀, ч^-1):

ν₀ = = = 4,47 ч^-1. (2.38)

Исходные кинетические данные могут быть заданы также в графическом виде, например в координатах остаточное содержание серы S – фиктивное время процесса τ.

При заданной объемной скорости подачи сырья ν₀ объем катализатора V_к, м³, рассчитывается по формуле

V_к= , (2.39)

где – объемный расход сырья, м³/ч;

–объемная скорость подачи сырья, ч^-1.

Объемный расход сырья , м³/ч,

= , (2.40)

где – производительность установки, кг/ч;

– плотность сырья, кг/м³.

По найденному значению V_к вычисляют геометрические размеры реактора гидроочистки при цилиндрической форме реактора и при соотношении высоты к диаметру, равном 2:1 или

Н_р3 = 2D_p=6,8. (2.41)

Тогда

V_к = H_p3 = = 60,44 (2.42)

Диаметр реактора равен

D_p = = 3,4 м. (2.43)

Высота цилиндрической части реактора h_цил

h_цил = = 96,69 м. (2.44)

Общая высота реактора Н

Н = h_цил +D = 13,6 м. (2.45)

Приемлемость принятой формы реактора дополнительно проверяется гидравлическим расчетом реактора. Потери напора в слое катализатора не должны превышать 0,2 – 0,3 МПа.
2.4 Расчет потери напора в слое катализатора
Потерю напора в слое катализатора ∆Р, кгс/м² вычисляют по формуле (2.7,2.15,2.16)

= + , (2.46)

где Н – высота слоя катализатора, м;

- порозность слоя катализатора;

и - линейная скорость движения потока, фильтрующегося через слой катализатора, м/с;

- динамическая вязкость, Па·с;

- средний диаметр частиц, м;

- плотность газа, кг/м³;

- ускорение свободного падения, кг/с².

Порозность слоя ε:

ε=1-, (2.47)

где γ_н – насыпная плотность катализатора, равная 680 кг/м³;

γ_к – кажущаяся плотность катализатора, равная 1210 кг/м³.

Если сырье в реактор поступает полностью в паровой фазе, то линейная скорость потока u, м/с:

U = , (2.48)

где D_p – диаметр реактора, м;

V_см – объем реакционной смеси, включающий объем сырья V_с и объем циркулирующего газа V_г, м³/ч.

В процессах гидроочистки допускаемая линейная скорость в зависимости от типа реактора находится в пределах от 0,1 до 0,6 м/с.

Таким образом, объем реакционной смеси V_г, м³/ч:

V_см = V_с+ V_г. (2.49)

Объем сырья V_с, м³/ч, рассчитывается по формуле

V_с = , (2.50)

где G_с - расход сырья в реактор, кг/ч;

z_c – коэффициент сжимаемости ( при Т_пр = 0,845 и р_пр = 0,98 коэффициент сжимаемости сырья равен 0,25);

t_ср – средняя температура в реакторе, ^оС;

π_р – давление в реакторе, МПа;

М_с - молекулярная масса сырья.

Средняя температура в реакторе t_вых рассчитывается как среднее арифметическое между температурой на входе в реактор t_вх и на выходе из реактора t_вых:

t_ср = . (2.51)

t_ср= = 368,8 ^оС

V_c = 372 м³/ч.

Объем водородсодержащего газа (сумма свежего и циркулирующего) V_г, м³/ч, рассчитывается аналогично

V_с = , (2.52)

где G_г – расход водородсодержащего газа в реактор, кг/ч;

z_г – коэффициент сжимаемости газа;

t_ср – средняя температура в реакторе, ^оС.

π_р – давление в реакторе, МПа;

М_г – молекулярная масса газа.

Молекулярная масса водородсодержащего газа, поступающего в реактор, отличается от молекулярной массы свежего и циркулирующего газов и рассчитывается исходя из данных материально баланса реактора

М_г = ∑М_i, (2.53)

М_г = , (2.54)

где М_i – молекулярная масса i-го компонента водородсодержащего газа;

, – мольная и массовая доли i-го компонента водородсодержащего газа, поступающего в реактор, соответственно.

М_г = = 7,43.

Объем циркулирующего газа составит

V_ц = = 1759 м³/ч.

Объем реакционной смеси составит

V_см = 372 + 1759 = 2131 м³/ч.

u = = 0,065 м/с.

Динамическая вязкость смеси μ, Пас, может быть определено по уравнению Фроста

μ = (t_ср+273)(6,6– 2,23 lgМ_ср)10^-8, (2.55)
Динамическая вязкость смеси определяется по ее средней молекулярной массе

где М_ср – средняя молекулярная масса смеси сырья и водородсодержащего газа

М_ср = , (2.56)

М_ср = 96,51.

μ = (368,8+273)(6,6 – 2,23 lg96,51)10^-8 = 1,3910^-5 кгс/м².

Средний диаметр частиц катализатора d = 410^-3 м.

Плотность реакционной смеси в условиях процесса равна

ρ = , (2.57)

ρ = 111,716.

Таким образом,

= 150 + 1,75 = 829 кгс/м³

∆Р = 829 кгс/м² = 0,043МПа.

Таким образом, потеря напора катализатора не превышает предельно допустимых значений 0,2 – 0,3 МПа. Поэтому к проектированию принимают ранее рассчитанные размеры реактора.
2.5 Регенерация катализатора гидроочистки
В ходе эксплуатации активность катализатора гидроочистки снижается в результате таких причин, как:

1) количество отложений на катализаторе 8,5 % масс. Состав отложений, % масс.: С – 81; S – 10, Н₂ – 9; отложения сгорают полностью с образованием СO₂, SO₂ и Н₂О соответственно;

2) предельно допустимая температура разогрева катализатора при регенерации составляет 570 °С;

3) остаточное содержание кислорода в газе регенерации после реакторов 0,5 % масс..

Необходимо определить расход и состав газа регенерации для полного удаления отложений без перегрева катализатора, а также продолжительность регенерации.

Количество кислорода, теоретически необходимое для полного сжигания 1 кг отложений, равно:

до СО₂: 0,81 ∙ 32 / 12 = 2,16 кг;

до SО₂: 0,10 ∙ 32 / 32 = 0,10 кг;

до Н₂О: 0,09 ∙ 16 / 2 = 0,72 кг.

Итого теоретическая потребность кислорода составляет 2,98 кг на 1 кг отложений.

Количество газа регенерации для выжига 1 кг отложений:

G_г.р= , (2.58)

где − массовая доля кислорода в исходном газе регенерации;

0,005 − то же, в газе после регенерации.

Искомые значения и находят из теплового баланса регенерации:
G_г.р. G_г.р+G_отл

t₀c tc
Если пренебречь потерями тепла в окружающую среду, тепловой баланс регенерации 1 кг отложений запишется в следующем виде:

G_г.рt₀+ q_p = (G_{г.р +} G_отл)t, (2.59)

где t₀, t− температуры газа на входе и выходе из реактора, °С;

- средняя теплоемкость газа регенерации, кДж/(кг∙К) (принимается равной теплоемкости азота 1,025 кДж/(кг∙К));

G_г.р, G_г.р+G_отл - массы газа на входе и выходе из реактора, кг (G_отл = 1, так как тепловой баланс составляется на 1 кг отложений);

q_p - тепловой эффект реакции сгорания отложений, кДж/кг.

В уравнении теплового баланса величиной G_отл можно пренебречь, так как эта величина обычно на два порядка меньше G_г.р.тогда можно записать:

t = t₀+ , (2.60)

Величину q_p вычисляют по формуле Менделеева:

q_p = 4,19[81С+246Н+26(S – O)],

q_p = 4,19[8181+2469+26(10 – 0)]=37766 кДж/кг.

Принимают максимально допустимую температуру на выходе из регенератора t = 390 °С, на входе в реактор t₀ = 350 °С (по практическим данным при меньших температурах резко снижается скорость горения и увеличивается продолжительность регенерации). При этом

G_г.р = = = 307 кг. (2.61)

Концентрация кислорода в инертном газе равна

х₀ = + 0,005 = +0,005 = 0,0147.

Таким образом, концентрация кислорода в инертном газе должна быть около 1,5 % масс.; остальные компоненты: N₂ ≈ 82-86 % масс., СО₂ ≈ 7-0 % масс., SO₂ ≈ 2-4 % масс.

Общий объём газа, подаваемого на регенерацию, приведённый к нормальным условиямV_г.р вычисляют по формуле

V_г.р = , (2.62)

где – объем катализатора в реакторе (м³) и его насыпная плотность (кг/м³);

0,085 – количество отложений в долях от массы катализатора;

G_г.р – расход газов регенерации, кг/кг;

М_г.р – молекулярная масса газов регенерации.

Таким образом,

V_г.р = = 807586 м³.

Газ на регенерацию подается в реактор циркуляционными компрессорами процесса гидроочистки. Требуемая мощность циркуляционных компрессоров составляет:

N_ц = = 115294 м³/ч. (2.63)

Если кинетические факторы не лимитируют процесс регенерации, минимальная продолжительность регенерации составит

τ = V_г.р. / N_ц,

τ = = 7 ч.