Ирина Эланс

Автор который поможет с любыми образовательными и учебными заданиями

Расчет реактора гидроочистки

Расчет реактора гидроочистки Р-1

Реактор гидроочистки служит для очистки сырья от серосодержащих соединений.

Исходные данные для расчета.

1. Характеристика сырья:

а) ваккумный газойль 180-530 ^оС;

б) плотность = 0,907 г/см³;

в) содержание серы общей S_О = 2,17 %, в том числе меркаптановой S_М= 0,00009 %, сульфидной S_С= 0,00021 %;

г) содержание непредельных углеводородов – 0,93 %.

2. Остаточное содержание серы в очищенной ваккумном газойле S_К <0,7 %, то есть степень или глубина гидрообессеривания должна быть 99,07 %.

3. Гидроочистка проводится на катализаторе А при давлении Р=5,4 МПа, температуре Т= 425^оС, скорости подачи сырья ω= 4 ч ^-1, кратности циркуляции ВСГ к сырью æ = 500 нм³/м³.

4. Кинетические константы процесса k_o = 4,62 ∙10⁶, n = 2, Е = 67 040 кДЖ/моль.

3.5.1 Выход гидроочищенной ваккумного газойля на исходное сырье определим по формуле

В_вг= 100 – В_Г – ΔS, (3.1)

где В_Г - выход газа, % масс.;

ΔS – количество удаленной из сырья серы, % масс.

ΔS = S_O- S _K; (3.2)

ΔS = 2,17 – 0,7 = 1,47 % масс.

При средней молекулярной массе 135,3 в 100 кг сырья содержится 100 : 118,6 = 0,84 кмоль, 2 кг серы содержат 0,0003 : 32 = 0,94 ∙ 10^-5 кмоль, то есть серосодержащие молекулы составляют 0,001 % от общего числа молекул. Если принять равномерное распределение атомов серы по длине углеводородной цепочки, то при гидрогенолизе сероорганических соединений с разрывом у атома серы выход газа составит:

В_Г = 0,3∙ΔS, (3.3)

В_Г= 0,3∙ 1,47 = 0,441 % масс.

В_вг = 100 – 0,441 – 1,47 = 98,089 % масс.

3.5.2 Расход водорода на гидроочистку

3.5.2.1 Расход водорода на гидрогенолиз сероорганических соединений определим по формуле

G₁ = m∙ ΔS, (3.4)

где m – коэффициент, зависящий от характера сернистых соединений. Поскольку в нефтяном сырье присутствуют различные сернистые соединения, определяется расход водорода на гидрогенолиз каждого из них, и полученные результаты суммируются. Значение m для свободной серы – 0,0625.

G₁ = 0,00025 ∙0,0625 =0,000016 % масс.

3.5.2.2 Расход водорода на гидрирование непредельных углеводородов определим по формуле

G₂ =

, (3.5)

где ΔС_н – разность содержания непредельных углеводородов в сырье и гидрогенизате, % масс;

М - средняя молекулярная масса сырья, кг/кмоль.

М=, (3.6)

где r - плотность сырья при 15 ^оС.

r=r+5×a, (3.7)

где r- относительная плотность вещества при 20 ^оС, г/см³, r=0,746 г/см³;

a - поправка на плотность, a= 0,000844 [13 ].

= 0,907 г/см³,

М=

= 118,6 кг/кмоль.

Принимая, что степень гидрирования непредельных углеводородов и гидрогенолиза сернистых соединений одинакова, находим

G₂ =

= 0,0007 % масс.

3.5.3 Потери водорода от растворения в гидрогенизате

3.5.3.1 Мольную долю водорода, растворенного в гидрогенизате, рассчитаем из условия фазового равновесия в газосепараторе

Х'н₂ =

, (3.8)

где Х'н₂ , Y'н₂ – мольные доли водорода в паровой и жидкой фазах;

Кр - константа фазового равновесия, Кр=35 [12 ].

Х'н₂ =

3.5.3.2 Потери водорода от растворения в гидрогенизате на сырье определим по формуле

G₃ =

, (3.9)

где Мн₂ - молекулярная масса водорода, кг/кмоль.

G₃ =

= 0,033 % масс.

3.5.4 Механические потери водорода

Имеют место потери водорода за счет диффузии водорода через стенки аппаратов и утечки через неплотности, так называемые механические потери, которые определим по формуле

G₄ = æ∙

, (3.10)

G₄ = 500∙

= 0,049 % масс.

3.5.5 Потери водорода с отдувом

На блок гидроочистки установки каталитического риформинга подается водородсодержащий газ с реакторного блока этой же установки, в котором концентрация водорода колеблется от 65 до 85 % об. Состав ВСГ приведен в таблице 3.5

Таблица 3.5 – Состав водородсодержащего газа

Содержание компонента	Н₂	СН₄	С₂Н₆	С₃Н₈	ΣС₄Н₁₀	ΣС₅Н₁₂
% об.	70,4	11,4	10,5	5,1	1,7	0,9
% масс.	13,7	17,8	30,7	21,9	9,6	6,3

Для поддержания постоянного давления в системе объем поступающего и образующегося газа должен быть равен объему газа, отходящего из системы и поглощенного в ходе химической реакции.

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, те есть

V_o∙(1-y_o' )+ V_г.к. ≤ V_а, (3.11)

где V_o, V_г.к.,V_а– объемы свежего ВСГ, газов гидрокрекинга и газов, абсорбируемых жидким гидрогенизатом соответственно, м³/ч;

y_o' – объемные концентрации водорода в свежем ВСГ.

3.5.5.1 Объем свежего ВСГ определим по формуле

V_o =

, (3.12)

V_o =

= 4,34 м³.

3.5.5.2 Объем газов гидрокрекинга определим по формуле

V_г.к. =

, (3.13)

где М_г.к. – средняя молекулярная масса газов гидрокрекинга, при одинаковом мольном содержании газов С_1, С_2, С_3,С_4,С₅, кг/кмоль.

М_г.к. =

, (3.14)

М_г.к. =

= 44 кг/кмоль.

V_г.к. =

= 0,27 м³.

3.5.5.3 Количество углеводородных газов, абсорбируемых жидким гидрогенизатом, можно определить, если допустить, что циркулирующий ВСГ принятого состава находится в равновесии с жидким гидрогенизатом.

V_a = ΣV_i, (3.15)

Содержание отдельных компонентов в циркулирующем газе и константы фазового равновесия в условиях газосепаратора приведены в таблице 3.6.

Таблица 3.6 - Содержание отдельных компонентов в циркулирующем газе и константы фазового равновесия

Содержание компонента	СН₄	С₂Н₆	С₃Н₈	ΣС₄Н₁₀	ΣС₅Н₁₂
y_i', мол. доли	0,15	0,105	0,051	0,017	0,009
Кр_i	3,53	3,1	1,2	0,46	0,17

V_i =

. (3.16)

Vсн₄ =

= 0,802 м³,

V с₂н₆ =

= 0,639 м³,

V с₃н₈ =

= 0,802 м³,

V с₄н₁₀ =

= 0,698 м³,

Vс₅н₁₂ =

= 1,0 м³.

3.5.5.4 Суммарный объем абсорбированных газов

V_a = 0,887+0,639+0,802+0,698+1,0= 3,941 м³.

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

4,34 ∙ (1-0,704) + 0,27 = 1,55 < V_a.

Поскольку выполняется требование уравнения (3.11), возможна работа без отдува части циркулирующего ВСГ. Тогда общий расход водорода в процессе гидроочистки будет определяться по формуле

Gн₂ = G₁ + G₂ +G₃ +G₄, (3.17)

Gн₂ = 0,000032+0,0007+0,033+0,036 = 0,0697 % масс.

3.5.5.5 Расход свежего ВСГ на гидроочистку определим по формуле

G^он₂ =

, (3.18)

где 0,137 – содержание водорода в свежем ВСГ, % масс.

G^он₂ == 0,509 % масс.

3.5.6 Материальный баланс блока гидроочистки

3.5.6.1 Выход сероводорода определим по формуле

Вн₂s =

, (3.19)

Вн₂s =

= 0,00027 % масс.

3.5.6.2 Количество водорода поглощаемое сероводородом определим по формуле

G₁^'= Вн₂s – ΔS, (3.20)

G₁^' = 0,00027 – 0,00025 = 0,00002 % масс.

3.5.6.3 Количество водорода, вошедшего при гидрировании в состав бензиновой фракции, определим по формуле

G₂^'= G₁ + G₂- G₁^' , (3.21)

G₂^' = 0,000032 + 0,0007 – 0,00002 = 0,0007 % масс.

3.5.6.4 Уточненный выход гидроочищенной бензиновой фракции определим по формуле

В_б^' = В_б + G₂^', (3.22)

В_б^' = 99,9997 + 0,0007 = 100,0004

3.5.6.5 Выход сухого газа, выводимого с установки, определим по формуле

В_с.г. = G^он₂∙ (1-0,137) + В_г+ G₃, (3.23)

В_с.г. = 0,509∙ (1-0,137) + 0,000075 + 0,033=0,47233 % масс.

На основе полученных данных составим материальный баланс блока гидроочистки, который представлен в таблице 3.7.

Таблица 3.7 – Материальный баланс блока гидроочистки

Наименование	Выход, % масс.	Выход продуктов
Наименование	Выход, % масс.	тн/год	тн/сут	кг/ч
Взято: Сырье ВСГ в том числе 100 % Н₂	100 0,509 0,069	1 000 000 5 090 690	2 985,074 15,194 2,060	124 378,083 633,083 85,83
Итого	100,509	1 005 090	3 000,268	125 011,166
Получено: Бензиновая фракция очищенная Сероводород Газ сухой + мех. потери	100,0004 0,00027 0,50833	1 000 004 2,7 5 083,3	2 985,086 0,008 15,174	124 378,583 0,333 632,250
Итого	100,509	1 005 090	3 000,268	125 011,166

3.5.7. Материальный баланс реактора гидроочистки

На основе материального баланса блока гидроочистки составим материальный баланс реактора гидроочистки и сведем его в таблицу 3.9. В реактор поступает сырье, свежий ВСГ и циркулирующий ВСГ, состав которого приведен в таблице 3.8.

Таблица 3.8 - Состав циркулирующего водородсодержащего газа

Содержание компонента	Н₂	СН₄	С₂Н₆	С₃Н₈	ΣС₄Н₁₀	ΣС₅Н₁₂
yi', мол. доли	0,668	0,15	0,105	0,051	0,017	0,009
y_i, масс. доли	0,124	0,223	0,293	0,208	0,092	0,060

3.5.7.1 Среднюю молекулярную массу ЦВСГ определим по формуле

М_Ц = Σ М_i ∙y_i', (3.24)

М_Ц =2∙0,668+6∙0,15+30∙0,105+44∙0,051+58∙0,017+72∙0,009=

=10,764 кг/кмоль.

3.5.7.2 Расход ЦВСГ на 100 кг сырья определим по формуле

G_Ц =

∙æ, (3.25)

G_Ц =

∙300 = 19,22 кг.

Таблица 3.9 – Материальный баланс реактора гидроочистки

Наименование

Выход,

% масс.

кг/ч

Взято:

Сырье

ВСГ свежий

ВСГ циркулирующий

100

0,509

19,22

124 378,083

633,083

23 905,467

Итого

119,729

148 916,633

Получено:

Бензиновая фракция очищенная

Сероводород

Газ сухой + мех. потери

ВСГ циркулирующий

100,0004

0,00027

0,50833

19,22

124 378,583

0,333

632,25

23 605,467

Итого

119,729

148 916,633

3.5.8 Тепловой баланс реактора гидроочистки

Тепловой баланс реактора гидроочистки выражается уравнением

G∙

∙ t_o + ΔS∙q_s + ΔC_н∙q_н = G∙∙t, (3.26)

где G – суммарное количество реакционной смеси, % масс.;

- средняя теплоемкость реакционной смеси, кДж/(кг∙К);

t, t_o- температуры на входе в реактор и при удалении серы, ^оС, t_о=360 ^оС;

ΔS,ΔC_н– количество серы и непредельных углеводородов, удаленных из сырья, % масс.;

q_s, q_н - тепловые эффекты гидрирования сернистых и непредельных соединений, кДж/кг.

3.5.8.1 Глубину гидрирования непредельных углеводородов примем равной глубине обессеривания

ΔC_н = C_н∙ 0,83, (3.27)

ΔC_н = 0,05 ∙ 0,83 = 0,042 % масс.

3.5.8.2 Количество тепла, выделяемое при гидрогенолизе сернистых соединений (на 100 кг сырья) при заданной глубине обессеривания равной 0,83, определим по формуле

Q_S = Σ q_si∙g_si, (3.28)

где q_si – тепловые эффекты гидрогенолиза отдельных сероорганических соединений, кДж/кг [17];

g_si– количество разложенных сероорганических соединений, кг ( при расчете на 100 кг сырья оно численно равно содержанию отдельных сероорганических соединений в % масс.)

Q_S = 0,00009∙2100 + 0,00021∙3810 = 0,9891 кДж/кг.

3.5.8.3 Количество тепла, выделяемое при гидрировании непредельных углеводородов, определим по формуле

Q_н =, (3.29)

где q_н – тепловой эффект гидрогенолиза непредельных углеводородов, кДж/кг, q_н =126 000 кДж/кг.

Q_н == 8 817 кДж.

3.5.8.4 Теплоемкость циркулирующего ВСГ определим по формуле

с_ц = Σ с_рi∙ y_i, (3.30)

где с_рi - теплоемкость отдельных компонентов с учетом поправок на температуру и давление, кДж/(кг∙К) [17];

y_i - массовая доля каждого компонента в циркулирующем газе представлена в таблице 3.8.

с_ц = 14,57∙0,124 + 3,35∙0,223 + 3,29∙0,293 + 3,23∙0,208 + 3,18∙0,092 + + 3,13∙0,06 = 4,63 кДж/(кг∙К).

3.5.8.5 Энтальпию паров сырья при температуре 360 ^оС определим по графику [17]. I³⁶⁰ = 1182 кДж/кг.

3.5.8.6 Поправку к энтальпии паров сырья определим по значениям приведенных температуры Т_пр и давления Р_пр

Т_пр = t_o +

, (3.31)

где Т_кр – абсолютная критическая температура сырья, К [17], Т_кр =723 К.

Т_пр = 360 +

= 0,875.

Р_пр=

, (3.32)

где Р_кр – абсолютное критическое давление сырья, МПа.

Р_кр =

, (3.33)

где К – коэффициент зависящий от химического состава фракции.

К=

, (3.34)

К=

= 12,

Р_кр =

= 7,3 Мпа,

тогда

Р_пр =

= 0,36.

Для найденных значений Т_пр и Р_пр определим поправку к энтальпии паров сырья [17]

= 7,54, (3.35)

тогда

ΔI= 7,54 ∙ 4,2∙

= 169 кДж/кг.

3.5.8.7 Энтальпию сырья с поправкой определим по формуле

ΔI³⁶⁰= I³⁶⁰ – ΔI, (3.36)

ΔI³⁶⁰ = 1182 – 169 = 1013 кДж/кг.

3.5.8.9 Среднюю теплоемкость реакционной смеси определим по формуле

= (с_с ∙ 100 + с_ц∙19,73)/119,729, (3.37)

где с_с – теплоемкость сырья с поправкой на давление, кДж/(кг∙К).

с_с =

, (3.38)

с_с =

= 2,81.

= (2,81 ∙ 100 + 4,63∙19,73)/119,729 = 3,1 кДж/(кг∙К).

3.5.8.10 Температуру на выходе из реактора определим по формуле

t = t_o +

, (3.39)

t = 360 + = 388 ^оС.

3.5.9 Требуемый объем катализатора в реакторе гидроочистки определим по формуле

V_к =

, (3.40)

V_к =

= 41,6 м³.

3.5.10 Требуемое количество катализатора в реакторе гидроочистки определим по формуле

G_к =V_к∙ ρ_н.к, (3.41)

где ρ_н.к – насыпная плотность катализатора, кг/ м³, ρ_к= 800 кг/ м³ [1].

G_к = 41,6 ∙800 = 33 280 кг.

3.5.11 Определим геометрические размеры реактора

3.5.11.1 Диаметр реактора определим по формуле

D =

, (3.42)

D =

= 1,88 м.

3.5.11.2 Высоту слоя катализатора определим по формуле

Н = 2∙ D, (3.43)

Н = 2∙ 1,88 = 3,8 м.

3.5.12 Расчет потери напора в слое катализатора

3.5.12.1 Порозность слоя вычислим по формуле

ε = 1-

, (3.44)

где ρ_кк – кажущаяся плотность катализатора, кг/м³, ρ_кк = 1512 кг/м³.

ε = 1-

= 0,47.

3.5.12.2 Объем смеси определим по формуле

V_c =

, (3.45)

Где t_ср – средняя температура в реакторе, ^оС;

Z_с– коэффициент сжимаемости, Z_с = 0,57 [17].

t_ср =

= 374 ^оС,

V_c =

= 458,6 м³/ч.

3.5.12.3 Объем циркулирующего газа определим по формуле

V_ц =

, (3.46)

где Z_Ц – коэффициент сжимаемости, Z_Ц = 1 [17].

V_ц =

= 4 534,6 м³/ч.

3.5.12.4 Объем реакционной смеси определим по формуле

V= V_c + V_ц, (3.47)

V = 458,6 + 4 534,6 = 4 993,2 м³/ч.

3.5.12.5 Линейную скорость потока определим по формуле

, (3.48)

= 0,136 м/с.

3.5.12.6 Среднюю молекулярную массу смеси определим по формуле

М_ср =

, (3.49)

М_ср =

= 45,35.

3.5.12.7 Динамическую вязкость смеси определим по формуле

μ= t_ср∙ (6,6 -2,25 lg М_ср)∙10^-8, (3.50)

μ= 360∙ (6,6 -2,25 lg 45,35)∙10^-8 = 1,03 ∙10^-6кг∙с/м².

3.5.12.8 Плотность реакционной смеси в условиях процесса определим по формуле

ρ_р.см =

, (3.51)

ρ_р.см =

= 29,7 кг/м³.

3.5.12.9 Потерю напора в слое катализатора определим по формуле

, (3.52)

где d – средний диаметр частиц катализатора, м, d=2,6∙10^-3м [1];

g – ускорение силы тяжести, кг/с².

=193 кг/(м²∙м)

ΔР = Н∙ 193,

ΔР = 10,48∙ 193 = 2022,64 кг/м².

Потеря напора катализатора не превышает предельно допустимых значений 0,2-0,3 МПа. Поэтому к проектированию принимают реактор цилиндрической формы с высотой и диаметром реакционной зоны 3,6 и 10,48 м соответственно.

3.6 Расчет теплообменного аппарата

Теплообменные аппараты Т-1/1,2,3 и Т-2/1,2,3 предназначены для нагрева двух параллельных потоков газосырьевой смеси (=0,746 г/см³, =0,750 г/см³) температуры t₄= 280^oC (553 К) за счет охлаждения газопродуктовой смеси (=0,737 г/см³, =0,741 г/см³) из реактора гидроочистки Р-1 от температуры t₁= 388^oC (661 К) до t₂= 300^oC (573 К).