Розрахунок енергетичного (теплового) балансу

Реферат

Вказується кількість сторінок, рисунків, таблиць, використаних джерел, додатків. Наводяться ключові слова, що характеризують зміст роботи (не більше 15 слів), надрукованих великими літерами в називному відмінку через кому. Коротко описується зміст кваліфікаційної бакалаврської роботи у такій послідовності: об”єкт та предмет дослідження; мета кваліфікаційної бакалаврської роботи; методи дослідження, технічні та програмні засоби; основні констуктивні, технологічні та інші характеристики та показники; одержані результати та їх новизна; значення виконаної роботи та висновки; рекомендації щодо використання результатів; галузь застосування та ступінь впровадження матеріалів бакалаврської роботи; прогнозні припущення про розвиток об’єкта та предмету дослідження. Реферат складається українською, російською та іноземною мовами. Приклад складення реферату – додаток В.

Вступ

Коротко викладають: актуальність даної роботи; мету і завдання роботи; формулювання об”єкта і предмета дослідження; основну галузь використання продукції; обґрунтування перспектив розширення використання продукції; світові тенденції розвитку галузі промисловості; Формулювання об’єкта і предмета дослідження є обов”язковим елементом вступу. Наводяться використані методи дослідження для досягнення поставленої у роботі мети. Наукова новизна одержаних результатів і їх практичне значення. Апробація отриманих результатів (указується, на яких конференціях тощо докладені результати досліджень; указуються публікації.

 

ОСНОВНА ЧАСТИНА

3.1. Обґрунтування та вибір способу і технологічної

Схеми виробництва

У цьому розділі необхідно на основі критичного аналізу роботидіючих виробництв показати позитивні якості та недоліки кожного з них.

При цьому аналізуються: інтенсивність виробництва; доступність сировини та допоміжних матеріалів; якість одержуваної продукції; енерговитрати; екологічна безпека виробництва; та іншіпараметри,що підтверджують відповідність технологічних рішень новітнім досягненням науки і техніки.

При виконанні роботи з реконструкції діючого виробництва необхідно охарактеризуватийого недоліки та показати, які позиції технологічного процесу і чому не відповідають сучасним досягненням у ційгалузі. На основі аналізу науково-технічної літературитадосвіду роботи передових підприємств необхідно запропонувати технологічні рішення, з використанням яких можливо ліквідувати недоліки у роботі діючого виробництва.

Розділ завершують короткими висновками, в якому показуютьпереваги вибраної технології виробництва.

 

 

3.2. Характеристика виробленої продукції, вихідної сировини та напівпродуктів, матеріалів, енергетичних ресурсів

 

у цьому розділі подаються:

– технічне найменування продукції відповідно з нормативною документацією;

– галузь використання продукції;

– номер та найменування стандарту або технічних умов, згідно а якими виробляється продукція, а також технічні вимоги до якості продукції;

– номери та найменування стандартів, а також технічні вимоги до якості сировини, напівпродуктів, допоміжних матеріалівта енергоносіїв;

– основні фізико-хімічні властивості та константи продукції, наприклад, зовнішній вигляд, густина, розчинність, температури плавлення, кипіння, поліморфних переходів, пружність пари, в¢язкість, електропровідність та інші характеристики, необхідні для технологічних розрахунків.

Вимоги до якості готової продукції, сировини, напівпродуктів та матеріалів наводяться у вигляді таблиці 3.1.

 

Таблиця 3.1.

Фізико-хімічні властивості сировини, матеріалів та

готової продукції

Найменування сировини, напів-продуктів, матеріалів та готової продукції

Стандарти або технічні умови

Показники, обов¢язкові до контролю

Регламентовані показники з допустимими відхиленнями

Усі дані подаються з посиланнями на відповідні стандарти, довідкову або науково-технічну літературу.

 

3.3. Характеристика прийнятого методу виробництва, хімізм, теоретичні основи і обґрунтування норм технологічних

режимів

 

у цьому розділі з використанням даних науково-технічної літератури викладають:

– хімізм процесів усіх стадій виробництва;

– термодинамічний аналіз виробничих процесів для обґрунтування умов досягнення максимального ступеня перетворення сировини та утилізації фізичної теплоти матеріальних потоків і теплоти реакцій;

– кінетичний аналіз процесів з урахуванням лімітуючих стадій тепло– та масообміну, каталізу, газо– і гідродинаміки потоків та ін.

Для обґрунтування норм технологічних режимів розглядається вплив параметрів технологічного процесу, що регулюються (температури, тиску, концентрації, співвідношення компонентів, швидкості потоків, перемішування, присутності каталізаторів та ін.) на ступінь перетворення вихідної сировини і на швидкість виходу цільового продукту необхідної якості.

При обґрунтуванні норм технологічних режимів матеріал викладається в такій послідовності. Наводяться термохімічні рівняння основних та побічних реакцій; дається якісна та кількісна характеристика цих реакцій; наводяться чисельні значення констант рівноваги в залежності від температури та тиску, а також рівняння, за якими ці константи обчислюються. Аналізують вплив термодинамічних факторів (температури, тиску, концентрації, співвідношення компонентів та ін.) на максимізацію виходу цільового продукту та на мінімізацію побічних реакцій.

Далі розглядають кінетику процесів. Наводять кінетичні рівняння, характеризують лімітуючі стадії процесів. Аналізують вплив технологічних параметрів, що регулюються, на швидкість проходження процесів. Виявляють оптимальний режим, якщо має місце протилежна дія параметру. Для каталітичних процесів більш докладно розглядають теоретичні основи каталізу даного процесу, характеристики каталізаторів та їх вплив на швидкість перебігу процесів.

Аналізують вплив технологічних режимів на якість цільової продукції та приводять заходи, що сприяють покращенню якості продукції.

Обґрунтування умов максимального використання енергетичних властивостей матеріальних потоків доцільно проводити за допомогою ексергетичного аналізу виробництва. Для цього аналізуються енергетичні показники виробництва, розглядають можливість одержання вторинних енергоносіїв, а також можливість ство-

 

рення енерготехнологічної схеми виробництва з максимальною рекуперацією енергії.

Проводять теоретичній аналіз впливу технологічних режимів на зменшення викидів у навколишнє середовище.

Аналіз впливу технологічних режимів на основні виробничі показники проводять з використанням табличних, графічних або формульних даних, одержаних з науково-технічної літератури. Посилання на літературні джерела, подані у кінці пояснювальної записки, обов'язкові.

Розділ закінчується висновками, в яких наводяться технологічні параметри, що є обов'язковими для проведення процесу та для розрахунків матеріального і енергетичного (теплового) балансів процесу, а також для розрахунківтехнологічної апаратури та обладнання.

3.4. Опис технологічної схеми виробництва

Послідовно описується технологічний процес, призначення і взаємний зв¢язок технологічного обладнання з указанням номерів позицій реакторів і машин, наведених на технологічній схемі. Наводяться значення технологічних режимів: температури, тиску, концентрації, співвідношення компонентів та ін. у технологічних середовищах, швидкість проходження потоків через реактори, тривалість перебування технологічних сумішей у реакторах, ступені перетворення сировини або напівфабрикатів у реакторах та ін.

 

3.5. Визначення витратних коефіцієнтів з сировини, напівпродуктів, допоміжних матеріалів та енергоносіїв

3.5.1. Розрахунок матеріального балансу виробництва

Матеріальний баланс хіміко-технологічного процесу ґрунтується на законі збереження маси речовини. тобто маса введеної на кожній зі стадій сировини дорівнює масі продуктів, відходів і втрат.

Матеріальний баланс складається з метою визначення витратних коефіцієнтів; для розрахунку і вибору технологічних реакторів і обладнання необхідної потужності; для розрахунку теплового балансу.

Матеріальний баланс може розраховуватися для всього технологічного процесу, для окремих його стадій або для окремого реактора.

Можна складати матеріальний баланс для довільної кількості основної сировини з наступним перерахунком не вихідну потужність виробництва.

При обчисленні матеріального балансу слід врахувати те, що вихідна сировина, продукція і відходи не є чистими хімічними речовинами, а мають домішки. Враховують також ступені перетворення вихідної сировини; нестехіометричне співвідношення компонентів у технологічних реакційних сумішах; втрати сировини і готової продукції на всіх стадіях виробництва; структуру хіміко-технологічного процесу (послідовність, паралельність або розгалуженість потоків, рецикл, ретур).

Розрахунок матеріального балансу стає контрольним розрахунком при перевірці розробленої студентом програми при виконанні багатоваріантних розрахунків з використанням обчислювальної техніки.

Розрахунок матеріального балансу узагальнюють у вигляді таблиці матеріального балансу, що складається з приходу (вихідна сировина, яка задіяна у ході технологічного процесу або його стадії) і витрат (готова продукція, відходи виробництва, втрати). Для газофазних процесів матеріальний баланс доповнюється розрахунками об‘ємів компонентів за нормальних умов (Т = 273 К, Р = 0,1 Мпа). Розбіжність між приходом і витратами допускається не більш, як піввідсотка.

Розрахунок енергетичного (теплового) балансу

Виробництва

Тепловий баланс хіміко-технологічного процесу складається з метою: визначення витратних коефіцієнтів для енергоносіїв; розрахунку температури потоків сировини, що надходять у реактор, для забезпечення автотермічності процесу; визначення кількості теплоти, яку необхідно підвести (або відвести) для забезпечення температурного режиму проведення процесу у зоні реакції; розрахунку та вибору теплообмінної апаратури.

складання теплового балансу ґрунтується на використанні результатів матеріального балансу процесів виробництва.

При складанні теплового балансу до приходу відносять фізичні теплотивсіх реагентів, які надходять у реактор, теплоти екзотермічних хімічних процесів, процесів розчинення, конденсації, кристалізації, сублімації та теплоти, що передаються реакційній суміші теплоносіями у теплообмінниках або безпосередньо у реакційне середовище. до витрат відносять фізичні теплоти речовин, які відходять з реактора, теплоти ендотермічних хімічних процесів, процесів розчинення, плавлення, випаровування та ін., а також втрати фізичної теплоти у навколишнє середовище і теплоти, яка відводиться у теплообмінниках на охолодження або утилізацію.

Розрахунок теплового балансу стає контрольним розрахунком при перевірці розробленої студентом програми при виконанні багатоваріантних розрахунків з використанням обчислювальної техніки. Тепловий баланс узагальнюють у вигляді таблиці теплового балансу, яка складається з приходу і витрат. Розбіжністьприходу і витрат має бути до одного відсотка.

3.5.3. Розрахунок витратних коефіцієнтів

З використанням даних матеріального та теплового балансів розраховують витратні коефіцієнти сировини та енергоносіїв на одиницю готової продукції чи напівпродукту.

3.6. Характеристика технологічного обладнання

Метою розрахунків є, насамперед, визначення робочих об‘ємів, габаритів та необхідної кількості основного і допоміжного устаткування за заданою потужністю відділення (блоку) і потужністю окремої одиниці устаткування.

3.6.1. Розрахунок та вибір основних реакторів

Насамперед необхідно узгодити з керівником роботи перелік основних реакторів. Розрахунок реактора виконують з використанням кінетичних даних процесу. Це можуть бути графічні і табличні дані, а також кінетичне рівняння швидкості процесу. За допомогою кінетичних даних методом чисельного інтегрування з використанням комп‘ютера за заданих температурних режимів розраховують час перебування реакційної суміші у реакторі для досягнення заданого ступеня перетворення і з використанням потужності виробництва знаходять робочий об'єм реактора, кількість реакторів, їх висоту і діаметр, враховуючи ступінь заповнення реактора. При необхідності виконуютьгазо– або гідродинамічний розрахунок реактора (зокрема, розрахунок гідравлічного опору), розрахунок реакторана міцність (розрахунок товщини стінки реактора, що експлуатується під високим тиском), знаходять діаметри підвідних та відвідних патрубків.

За допомогою стандартів або каталогів вибирають реактор потрібної потужності, описують роботу реактора, коефіцієнт заповнення, указують матеріал (його склад), з якого він повинен бути виготовлений, відомості про монтаж, ремонтопридатність, пуск, експлуатацію, планову та аварійну зупинку.

3.6.2. Розрахунок та вибір допоміжного технологічного

Обладнання

До цього обладнання відноситься все інше обладнання виробничогопроцесу, окрім технологічного реактора.

У першу чергу розглядаються насоси і компресори, для яких розраховують потужність електродвигуна або турбини (кВт) за значеннями напору і продуктивності, вибірають стандартні машини та обґрунтовують їх кількість за значеннями загальної продуктивності стандартної машини. Також певну увагу приділяють теплообмінним апаратам (спрощений розрахунок поверхні теплообміну і вибір стандартного апарата).

Розрахунок технологічного обладнання виконується за спрощеною методикою без використання кінетичних даних. Для цього використовують усереднені значення об’ємної швидкості, практичні значення часу перебування та ін. У результаті розрахунку знаходять визначальні параметри аппарата, насамперед робочий об'єм, за якими за допомогою стандартів або каталогів вибирають апарат необхідної потужності. Наводять технічну характеристику апаратів або обладнання і матеріал, з якого їх виготовлено.

Вибране обладнання повинне відповідати сучасному технічному рівню, забезпечувати високу надійність при експлуатації, простоту обслуговування і матинизьку вартість.

3.7. Програмування технологічних розрахунків на

персональних комп‘ютерах

У цьому розділі бакалаврської роботи, що виконується під керівництвом консультанта, технологічні розрахунки (матеріальний, тепловий баланси і розрахунок реактора) або частина цих розрахунків (узгоджується з керівником і консультантом) програмується у середовищі Excel, MathCad, QBasic тощо. Перевірка програми проводиться за даними контрольного розрахунку. Після цього реалізується багатоваріантний розрахунок з варіюванням вихідних даних у межах норм технологічного режиму (3 – 4 розрахунки). Результати у вигляді роздруковки або рукопису (копії екрану) аналізуються з точки зору впливу вихідних параметрів, значення яких визначає технолог, на параметри потоків на виході з реактора або відділення (блоку). Робиться висновок про раціональні параметри процесу.

3.8. Екологічна безпека виробництва

У цьому розділі наводяться характеристики екологічної безпеки виробництва – безвідходне, маловідходне, рядове; інформацію про комплексне використання сировини; заходи по запобіганню негативного впливу виробництва на навколишнє середовище; використання твердих, рідких та газових відходів для виробництва побічної продукції; методи знешкодження викидів; використання оборотної системи водопостачання. Наводяться також відомості щодо застосування на підприємстві, що проектується, системи нормативної регламентації екологічного управління за ДСТУ ISO14001-97 „Склад та опис елементів системи екоменеджменту”, ДСТУ ISO14004-97 „Загальні вказівки щодо принципів управління, систем і засобів забезпечення екоменеджменту”, Європейським регламентом з екологічного управління і аудиту 1836/93 тощо.

Характеристика відходів виробництва та викидів подається у вигляді табл. 3.2.

Таблиця 3.2.

Характеристика твердих відходів, газових викидів та рідких стоків виробництва

№ п/п	Найменування стадії виробництва відходів, викидів та стоків	Склад після очистки, %	Кількість	Метод очистки	Приміт- ки
На 1т готової продукції	За рік

Висновки

У кінці пояснювальної записки необхідно коротко викласти підсумки виконаної роботи за кожним розділом пояснювальної записки. На підставі аналізу новітніх джерел інформації, у тому числі Інтернет, викласти пропозиції і рекомендації з удосконалення і подальшої інтенсифікації конкретного виробництва, впровадження яких може дати (або вже дало) економічний, екологічний або соціальний ефект.

4. Захист кваліфікаційної бакалаврської роботи

До захисту кваліфікаційних бакалаврських робіт допускаються студенти, які виконали і оформили їх у відповідності з чинними стандартами, одержали відгук керівника роботи, рецензію та візу завідувача випускової кафедри. Рецезент не може бути співробітником кафедри, на якій навчається студент.

Захист роботи проводиться на засіданні Державної екзаменаційної комісії (ДЕК). Для доповіді студентові надається 8 – 10 хвилин. У доповіді необхідно висвітлити основні наукові досягнення і особливо акцентувати увагу на новаціях, запропонованих у роботі. Після доповіді студент відповідає на запитання голови і членів ДЕК, та присутніх на захисті спеціалістів. Потім оголошується рецензія і відгук керівника роботи. Якість захисту комісія оцінює за стобальною системою та за національною шкалою і оголошує після захисту всіх робіт на цьому засіданні.

Захищена кваліфікаційна бакалаврська робота здається на кафедру хімії і хімічної технології, а потім вона передається до архіву університету для зберігання.

5. ПРИКЛАДИ ОФОРМЛЕННЯ ДЕЯКИХ РОЗДІЛІВ (ПІДРОЗДІЛІВ) ДИПЛОМНОЇ РОБОТИ НА ТЕМУ: „ОДЕРЖАННЯ БЕНЗИНОВОЇ ФРАКЦІЇ КАТАЛІТИЧНОГО КРЕКІНГУ – БАЗОВОГО КОМПОНЕНТУ ТОВАРНИХ БЕНЗИНІВ”

5.1. ХАРАКТЕРИСТИКА СИРОВИНИ КАТАЛІТИЧНОГО КРЕКІНГУ

Каталітичний крекінг на алюмосилікатних каталізаторах – найбільш поширений у нафтопереробній промисловості каталітичний процес, що займає серед процесів перероблення нафти за об`ємом переробленої сировини друге місце після первинного перероблення. Основна мета процесу – одержання високооктанового бензину з сировини, що перегоняється в межах 473 – 773 К (частіше 573 – 773 К) [2–4].

В якості сировини в процесі каталітичного крекінгу протягом багатьох десятиліть традиційно використовували вакуумний дистилят (газойль) широкого фракційного складу (573 – 773 К). У деяких випадках у сировину крекінгу залучають газойлеві фракції термодеструктивних процесів, гідрокрекінгу, рафінати процесів деасфальтизації мазутів і гудронів, напівпродукти оливного виробництва та ін. [5–6]. Всю сукупність показників, що характеризують якість сировини, за ступенем впливу на процес каталітичного крекінгу умовно можна розділити на такі три групи:

– показники, що впливають на вихід (тобто на матеріальний баланс) і якість продуктів крекінгу: фракційний і груповий хімічний склад і вміст гетероорганічних сполук;

– показники, що впливають на зворотну дезактивацію каталізатора, такі як густина, коксивність і вміст сульфатнокислотних смол;

– показники, що впливають на незворотну дезактивацію каталізатора: вміст металів, перш за все ванадію і нікелю.

За фракційним складом до сировини пред`являються такі вимоги [7–15]:

– практично повну відсутність бензинолігроїнових фракцій, тому що в умовах крекінгу вони зазнають незначних перетворень, до того ж нераціонально завантажувати реакційний апарат, і негативно впливають на октанове число бензину;

– обмежений (до 10 %) вміст фракцій, що википають до 623 К.

– обмежена температура кінця кипіння (773 – 893 К), що обумовлюється концентруванням у висококиплячих фракціях коксогенних компонентів сировини (смол і асфальтенів), гетероорганічних сполук і металів.

Груповий хімічний склад сировини більш значно впливає на вихід і якість продуктів крекінгу. У більшості вакуумних газойлей, що направляються на каталітичний крекінг, у залежності від типу вихідної нафти вміст у них групових компонентів змінюється у таких межах: алкенових 15 – 35, нафтенових 20 – 40 і аренів 15 – 60 %. Найкращою для каталітичного крекінгу за виходом цільових продуктів (бензину і зріджених газів) являється сировина з перевагою алканів і нафтенових вуглеводнів [10–13].

До компонентів, що зворотно дезактивують каталізатори крекінгу, відносять поліциклічні ароматичні вуглеводні, смоли, асфальтени і азотисті сполуки сировини. Про зворотну дезактивуючу здатність сировини можна судити посередньо за густиною, а кількісно – по коксивністю за Конрадсоном. Як правило, чим вище коксивність сировини, тим більше вихід коксу на каталізаторі.

Металоорганічні сполуки, що містяться переважно у висококиплячих і особливо залишкових фракціях нафти, відносять до незворотно дезактивуючих компонентів сировини крекінгу. Блокуючи активні центри каталізатора, вони негативно впливають не тільки на його активність, але і на селективність

На установках каталітичного крекінгу, на яких не передбачені спеціальні заходи з уловлювання або пасивації отруючої дії металів, вміст їх у сировині нормується не більше 2 г/т [10–12].

Для перероблення сировини з коксивністю більше 10 % мас. і вмістом металів 10 – 30 г/т і більше потрібна обов`язкова її попередня (облагородження) підготовка [12–13].

В останні 10-15 років процес каталітичного крекінгу був значно удосконалений, головним чином з метою збільшення селективності при максимальній конверсії вихідної вторинної сировини у бензин (каталітичні реакції – основні, термічні–побічні) [12–18].

 

5.2. ОПИСАННЯ ТЕХНОЛОГІЧНОЇ СХЕМИ УСТАНОВКИ КАТАЛІТИЧНОГО КРЕКІНГУ З ПСЕВДОЗРІДЖЕНИМ ШАРОМ МІКРОСФЕРИЧНОГО КАТАЛІЗАТОРА

 

Промислові установки каталітичного крекінгу можна розділити на три типи:

уcтановки з рухомим шаром крупногранульованого каталізатора (середній розмір частинок 2 – 5 мм);

установки з киплячим шаром порошкоподібного каталізатора (максимальний діаметр частинок 120 – 150 мкм);

установки з реактором прямоточного (ліфтного) типу.

Всі установки каталітичного крекінгу мають два основних апарати. Це реактор для безперервного проведення процесу крекінгу та регенератор для безпосереднього видалення коксу з поверхні каталізатора.

На установках каталітичного крекінгу з рухомим шаром каталізатора останній рухається по системі “реактор-регенератор” щільним шаром. Ці установки мають ряд суттєвих недоліків – висока втрата транспортуючого газу, мала продуктивність, великий час перебування каталізатора у реакторі (до 30 хв). Установки з рухомим шаром каталізатора проектувались для крекінгу дистиллятної сировини на малоактивних каталізаторах. Зараз такі установки вже не будують, а на існуючих проводять реконструкцію.

На установках каталітичного крекінгу у киплячому шарі каталізатора останній у реакторі та регенераторі перебуває у киплячому (псевдозрідженому) шарі. Перевагами установок даного типу є більш повний контакт між сировиною та каталізатором, більш просте апаратурне оформлення процесу, більш раціональне використання тепла. На таких установках вже використовують більш активні алюмосилікатні або цеолітвмісні каталізатори крекінгу.

Технологічна схема установки каталітичного крекінгу у киплячому шарі каталізатора наведена на рис. 5.1. [4].

 

Рис. 5.1. Технологічна схема установки каталітичного крекінгу з киплячим шаром мікросферичного каталізатора:

І – сировина; II – каталізатор; III – бензин; IV – фракція 468–623 К; VI – фракція > 623 К; VII – вода; VIII – повітря; IX – водяна пара;

X – димові гази; XI – паливні гази; XII – циркуляційне зрошення

колони К–1.

 

Сировина насосом Н -1 через теплообмінники Т -1, Т -2, Т -3, Т- 4 подається у піч П - 1. Нагріта сировина змішується з циркулюючим газойлем і подається в підйомний стояк каталізаторопроводу, по якому каталізатор, сировина та рециркулят піднімаються у реактор Р -1. Процес каталітичного крекінгу починається у стояку і закінчується у киплячому шарі каталізатора.

Пари продуктів реакції та водяна пара, що подається у відпарну зону реактора Р -1, виводяться через верхній штуцер реактора і надходять у нижню частину ректифікаційної колони К - 1. Зверху колони К- 1 гази, пара бензину та водяна пара надходять у конденсатор-холодильник ХК- 1, а звідти після конденсації – у сепаратор С- 1, де розділяються на водяний шар, бензиновий шар та гази. Гази компресором ПК- І подаються на розділення, а бензин насосом Н- 2 частково направляється на зрошення колони К- 1, а балансова кількість - на стабілізацію. Бокові погони колони К- 1 (фракції 468 – 623

 

 

К та > 623 К) надходять у відповідні відпарні секції колони К- 2, де відпарюються водяною парою. Фракція 468 – 623 К (легкий газойль) насосом Н- 3 подається у теплообмінник Т- 1, холодильник Х- 1, охолоджується і виводиться з установки. Фракція > 628 К (важкий газойль) насосом Н- 4 подається у теплообмінник Т- 3, холодильник Х- 2, охолоджується і також виводиться з установки. З низу К- 1 насосом Н- 5 в реактор Р- 1 відкачується шлам - важкий газойль та зважений у ньому каталізаторний пил.

Каталізатор з киплячого шару реактора Р- 1 надходить у відпарну зону, куди подається водяна пара. Тут з поверхні каталізатора десорбуються нафтопродукти. Нафтові пари піднімаються уверх, а каталізатор надходить у каталізаторопровід і опускається у вузол змішування з повітрям. Повітряний потік піднімає каталізатор у регенератор Р- 2, де відбувається випалювання коксу на поверхні каталізатора. Для зняття надлишкового тепла регенерації в охолоджувальні змійовики подається водяна пара. Основна частина повітря для випалювання коксу подається безпосередньо у регенератор. Димові гази, утворені за згорання коксу, виводяться зверху Р- 2 через систему циклонів. Вони подаються у котел-утилізатор А- 1, віддають своє тепло і направляються в електрофільтр А- 2 для вловлювання каталізаторного пилу, після чого викидаються в атмосферу. Для підігрівання повітря застосовується топка П- 2.

 

6. ТЕХНОЛОГІЧНІ РОЗРАХУНКИ УСТАНОВКИ КАТАЛІТИЧНОГО КРЕКІНГУ З ПСЕВДОЗРІДЖЕНИМ ШАРОМ МІКРОСФЕРИЧНОГО КАТАЛІЗАТОРА

Розрахувати реактор установки каталітичного крекінгу вакуумного дистиляту у псевдозрідженному шарі (технологічна схема рис. 6.1.) за наступними вихідними даними: продуктивність реактора за свіжою сировиною G_c = 250 т/год; кількість рециркулюючого каталітичного газойлю становить 28,4 мас. % на свіжу сировину. Режим процесу: температура крекінгу Т_р == 758 К, масова кратність циркуляції каталізатора за свіжою сировиною 7:1 [19].

 

Характеристики сировини і продуктів крекінгу за лабораторним даними наведені у табл. 6.1.

Технологія процесу каталітичного крекінгу у псевдозрідженному («киплячому») шарі, конструктивне оформлення і основи розрахунку реакторів, регенераторів і систем транспорту каталізатора досить докладно освітлені у літературі [19–23].

Успіхи, досягнуті зі створення нових цеолітвмісних каталізаторів, дозволяють перевести діючі установки каталітичного крекінгу на цеолітвмісні каталізатори. Проектування нових установок орієнтовано на використання саме цих каталізаторів. Деякі відомості про використання цеолітвмісних каталізаторів у каталітичному крекінгу містяться у літературі [24-26].

Технологічний розрахунок реактора крекінгу у псевдозрідженному шарі цеолітвмісного каталізатора не відрізняється від подібного розрахунку реактора крекінгу у псевдозрідженному шарі мікросферичного каталізатора.

 

Таблиця 6.1.

Характеристики сировини і продуктів крекінгу

 

Сировина	Продукти крекінгу
Показники	вакуумний дистилят	рециркулюючий газойль	бензин	каталітичний газойль
				легкий	важкий
Відносна
густина:
293277	0,9100	0,9330	0,7600	0,9300	0,9400
288288	0,9131	0,9340	0,7641	0,9330	0,9420
Межі википания, К	623–773	468–773	313–468	468–623	623–773
Молекулярна маса, г/моль
Температура кипіння, К

 

 

Нижче наведений технологічний розрахунок реактора установки каталітичного крекінгу у псевдозрідженному шарі мікросферичного аморфного алюмосилікатного каталізатора.

У завдання розрахунку реактора входить визначення його основних розмірів – діаметра і висоти, температури сировини при подачі її у вузол змішання з каталізатором, температури каталізатора на виході з реактора, розмірів розподілюючих пристроїв для парокаталізаторного потоку, числа циклонів і їхнього гідравлічного опору.

Вихідними даними для розрахунку реактора є: продуктивність реактора за свіжою сировиною і кількість рециркулююого газойлю; характеристика сировини і продуктів крекінгу (густина, межі википання, в'язкість та ін.); температура крекінгу; кратність циркуляції каталізатора за свіжою сировиною; вихід продуктів реакції (за лабораторними або заводськими даними).

6.1. Послідовність розрахунку реактора установки каталітичного крекінгу

 

1. Складають матеріальний баланс реактора. Для цього, знаючи продуктивність реактора за свіжою сировиною і виходи продуктів крекінгу у частках від свіжої сировини, знаходять погодинні кількості газу, бензину, легкого і важкого газойлей, коксу. З обліком рециркулюючого газойлю визначають завантаження реактора.

Результати розрахунку зводять у таблицю.

Визначають кількість каталізатора і витрати водяної пари.

Становлять тепловий баланс реактора, з якого визначають температуру сировини на вході у вузол змішання з катализатором.

Визначають розміри реактора: діаметр корпуса і десорбера, висоту апарата. При цьому висоту псевдозрідженного шару знаходять діленням об'єму реакційного простору на площу поперечного перерізу реактора; висоту сепараційного простору розраховують залежно від швидкості парів, що проходять через вільний переріз реактора над киплячим шаром. Висоти інших частин реактора (десорбера та ін.) приймаються конструктивно відповідно до практичних даних.

Визначають тиск в основі зони відтпарки (десорбера) і температуру каталізатора на виході з неї.

Вибирають конструкцію розподільного пристрою парокатализаторного потоку і розраховують його геометричні розміри.

Проводять перевірочний розрахунок циклона попередньо обраного типу. Метою цього розрахунку є визначення числа циклонів, їхнього гідравлічного опору і ефективності уловлювання каталізаторного пилу.

6.2. Матеріальний баланс

Матеріальний баланс процесу каталітичного крекінгу звичайно відомий за лабораторними або промисловими даними. Задаємося глибиною перетворення 75 об”ємн. % на вихідну сировину [19] і визначимо виходи продуктів крекінгу.

Відношення кількості сировини до кількості циркулюючого газойлю:

За графіком (рис. 6.1) [27] визначимо вихід бензину х₆ = 54 об’ємн. % на свіжу сировину або у масових відсотках:

x_б= ,

де х₆ — вихід бензину, мас. % на свіжу сировину; , —відносні густини відповідно бензину і свіжої сировини.

Рис. 6.1. Графік для визначення виходу бензину.

 

Рис. 6.2. Графік для визначення виходу коксу

Одержимо:

х₆ =0,760∙54/0,910=45,1 мас. % на свіжу сировину.

Вихід коксу залежно від заданої глибини перетворення за графіком (рис. 6.2) [27] становить х_к = 8,7 мас. % на свіжу сировину.

Вихід газу за каталітичного крекінгу вакуумного дистиляту, що википає у межах 623—773 К, приймемо рівним х_г = 17,7 мас. % на свіжу сировину [28].

Вихід каталітичного газойлю, що у ректифікаційній колоні розділяється на легкий і важкий, визначимо за різницею:

х_л.г.+ х_в.г. = 100 – (45,1+ 8,7 + 17,7) = 28,5 мас. % на свіжу сировину.

Для визначення виходу бензину, газу і коксу залежно від режимних показників процесу можна скористатися і іншими даними [23].

 

Розрахунок виходу продуктів крекінгу наведений у табл. 6.2.

6.3. Кількість циркулюючого каталізатора і витрати водяної пари

При кратності циркуляції каталізатора R = 7:1 кількість циркулюючого каталізатора:

G_к = RG_с = 7•250 = 1750 т/год.

Визначимо витрати водяної пари.

Для регулювання густини суміші парів сировини з каталізатором у транспортну лінію подається водяна пара у кількості 2–6 мас. %, рахуючи на завантаження реактора [19; 29, 30]. На відпарку продуктів крекінгу з закоксованого каталізатора у зону відпарки подається 5–10 кг пари на 1 т каталізатора [19].

 

Таблиця 6.2.

Вихід продуктів крекінгу

 

Потоки	Кількість, т/год	Сполука
мас. % на свіжу сировину	мас. % на заванта- ження реактора
Прихід Сировина – вакуумний дистилят 623 – 773 К	250,00     71,0   321,0   44,25   112,75     21,5	100,0     28,4   128,4   17,70   45,10     8,70	7,9     22,1   100,00   13,78
Рециркулюючий каталітичний газойль
Завантаження реактора Витрати Газ
Бензин	35,13
Кокс	6,80
Легкий газойль	39,25 32,00 250,00   71,00     321,00	15,70 12,80 100,00   28,40     128,4	12,22
Важкий газойл Усього Циркулюючий каталітичний газойль	9,97 77,90   22,1
Разом	100,00

 

 

Приймаємо витрати водяної пари для регулювання густини суміші рівними 4 мас. % на сировину або:

G_п1 = 250 • 0,04 = 10 т/год = 10 000 кг/год.

На каталізаторі після регенерації залишається кокс у кількості 0,2–0,5 мас. %, рахуючи на свіжий каталізатор. Приймемо вміст залишкового коксу на регенерованому каталізаторі рівним 0,4 мас. %, що становить:

G_з.к.=0,004 =7 т/год.

Кількість закоксованого каталізатора на виході з реактора:

G_з.к. = G_к + G_з.к. + 21,75 = 1750 + 7 + 21,75 = 1778,75 т/год.

Прийнявши витрати водяної пари на відпарку 1 т закоксованого каталізатора рівним 7 кг, знайдемо годинні витрати водяної пари:

G_g1 = 7 G_{з.к .} =7 1778,75= 12 430 кг/год.

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 проми