В схемы перспективных нефтеперерабатывающих заводов обязательно включают процессы гидроочистки дизельных фракций, полученных при прямой перегонке нефти и в деструктивных термических и каталитических процессах. Гидроочистка либо входит в состав комбинированной установки (например, ЛК-6у), либо включается в схему завода в виде отдельной установки. Годовая мощность по сырью вводимых в действие типовых установок гидроочистки составляет 2 млн.

Принята модель адиабатического реактора идельного вытеснения.

3.1 Исходные данные

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

2.Характеристика сырья: фракционный состав 200-350?С; плотность Р.=850 кг/м ³; содержание серы S_О=2 %(масс.),в том числе меркаптановой S_М=0,1%(масс.), сульфидной S_С=1,0 %(масс.), дисульфидной S_Д=0,2 %(масс.) и тиофеновой S_Т=0,7%(масс.);содержание непредельных углеводородов 10%(масс.) на сырье.

3.Остаточное содержание серы в очищенном дизельном топливе S_К <0,2 %(масс.), т.е. степень, или глубина гидрообессеривания должна быть 90%.

4.Гидроочистка проводится на алюмокобальтмолибденовом катализаторе при давлении P= 4 МПа, кратности циркуляции водородсодержащего газа к сырью =200 нм3/м³.

5.Кинетические константы процесса: = 4,62·10⁶ , E=67040 кДж/моль ,n=2.

3.2 Выход гидроочишенного топлива

Выход гидроочишенного дизельного топлива B_Д._Т ,% (МАСС.) на исходное сырьё равен

B_д._т =100-B_б -B_г - ?S, (1.4)

Где B_б ,B_г ,?S-выходы бензина ,газа и количество удаленной из сырья серы соответственно на сырье (масс.).

Бензин и газ образуют преимущественно при гидрогенолизе сернистых соединений. Присредней молекулярной массе 209 в 100 кг сырья содержится 100:209=0,48 кмоль,2 кг серы содержат 2:32=0,36 кмоль серы, т.е. серосодержащие молекулы составляют 13% от общего числа молекул. Если принять равномернее распределение атомов серы по длине углеводородной цепочки ,то при гидрогенолизе сероорганических соединений с разрывом у атома серы выход бензина и газа составит

B_б=?S=1.8%(масс.); (1.5) B_г=0.3?S= 0.54%(масс.). (1.6)

Тогда выход дизельного топлива будет равен B_д._т= 100-1.8-0.54-1.8=95.86%(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 использованы при составлении материального баланса установки и реактора гидроочистки.

3.3 Расход водорода на гидроочистку

Водород в процессе гидроочистки расходуется на

1) гидрогенолиз сероорганических соединений,

2)гидрирование непредельных углеводородов

3)потери водорода с отходящими потоками(отдувом и жидким гидрогенизатом). Расход водорода на гидрогенолиз сероорганических соединений можно найти по формуле

G₁=m?S, (1.7)

Где G₁-расход 100%-го водорода ,% (масс.) на сырьё;

?S-количество серы ,удаляемое при гидроочистке, % (масс.) на сырьё;

m-коофициент, зависящий от характера сернистых соединений.

Поскольку в нефтяном сырье присутствуют различные сернистые соединения ,определяют расход водорода на гидрогенолиз каждого из них ,и полученные результаты суммируются.

Значение m для свободной серы равно 0,0625,для меркаптанов -0,062,циклических и алифатических сульфидов-0,125, дисульфидов-0,0938, тиофенов -0,250 и бензотиофенов -0,187.

Наиболее стабильны при гидроочистке тиофеновые соединения, поэтому при расчете принимаем , что вся остаточная сера (0,2% масс. На сырье) в гидрогенизате -тиофеновая, а остальные сероорганические соединения разлагаются полностью.

При этом получаем G₁=0,1•0,062+1,0•0,125+0,2• 0,0938+(0,7-0,2)•0,25=0,275.

Расход водорода на гидрирование непредельных углеводородов равен

G₂=2?C_н /M, (1.8)

где G₂-расход 100%-го водорода ,% (масс.) на сырье?

?C_н -разность содержания непредельных углеводородов в сырье и гидрогенизате,% (масс.) на сырье, считая на моноолефины?

M-средняя молекулярная масса сырья.

Среднюю молекулярную массу сырья рассчитываем по следующей эмпирической формулеУ

М= 44,29d₁₅¹⁵ /1,03-d ₁₅¹⁵ =44,29·0,85/1,03-0,85=209. (1.9)

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

G₂=2·10·9/209,16=0,086

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

X'_{H 2}=Y'_{H 2} /K_P=0,8/30=0,027 (1.10)

Где X'_{H 2 ,} Y'_{H 2} - мольные доли водорода в паровой и жидкой фазах (в рассматриваемом примере Y'_{H 2} равняется мольной или объёмной концентрации водорода в циркулирующем газе );

K_P - константа фазового равновесия (для условий газосепаратора высокого давления при 40?С и 4 МПа K_P =30 ).

Потери водорода от растворения в гидрогенизате G₃ (масс.) на сырьё составляют

G₃= X'_{H 2}M_{H 2}•100/ X'_{H 2} M_{H 2}+(1- X'_{H 2})M=

0.027•2•100/0.027•2+0.973•209=0.026 % (масс.). (1.11)

Кроме этих потерь имеют место потери водорода за счет диффузии водорода через стенки аппарата и утечки через неплотности, так называемые механические потери. По практическим данным, эти потери составляют около 1 % от обшего объёма циркулирующего газа. Механические потери G₄ (масс.) на сырье равны

G₄₌а·0,01·M_{H 2}·100/(с·22.4), (1.12)

где а-кратность цируляции водородсодержашего газа, нм³/м³,

с-плотность сырья, кг/м³.

Таким образом

G₄ =400·0,01·2·100/(850·22,4)=0,042 % (масс.).

3.4 Потери водорода с отдувом

На установку гидроочистки обычно подается водородсодержаший газ (ВСГ) с установок каталитического риформинга ,в котором концентрация водорода колеблется от 70 до 85 % (об.).Ниже приведен состав газа ,получаемый на установке каталитического риформминга 35 -11 -1000 при производстве компонента автомобильного бензина с октановым числом по моторному методу, равным 85:

Для нормальной эксплуатации установок гидроочистки содержание водорода в циркулирующем газе должно быть не ниже 70 % (об.).Уменьшению концентрации водорода способствуют следуюшие 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 циркулируюшем ВСГ, разбавляют водород.

Концентрация водорода системе повышается за счет растворения углеводородных газов в жидком гидрогенизате и увеличения концентрации H₂ в водородсодержашем газе, поступаюшем с установок риформинга.Для поддержания постоянного давления в системе объем поступаюшего и образуюшегося газа должен быть равен объему газа , отходяшего из системы и поглошенного в ходе химической реакции.

Объёмный баланс по водороду и углводородным газам записывают в следуюшем виде:

V₀y₀ ^М=V_P+V_OTД y^М (1.13)

V₀(1-y₀^М)+V_{Гтт. К} =V_А + V_OTД(1-y^М ), (1.14)

где V₀, V_P, V_OTД, V_{Гтт. К}, V_{Гтт. К} - объемы свежего ВСГ, имиески реагируюшего и сорбируемого гидрогенизатом водорода, отдува, газов гидрокрекинга и назов, адсорбируемых жидким гидрогенизатом соответственно, м³/ч;

y^М, y₀^М - объёмные 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, т. е.:

V₀(1-y')+V_Г.К ? V_A (1.15)

Реализации этого условия способствует увеличение концентрации водорода в свежем ВСГ, уменьшение реакций гидрокрекинга и повышение давления в системе. Если балансовые углеводородные газы полностью не сорбируются, то часть их выводится с отдувом. Решением системы уравнений (1.13) и (1.14) получаем объем газов отдува

V_ОТД=V_P(1-y₀)+(V_Г.К -V_A)y₀^' / y₀^' - y₀ (1.16)Объем водорода в отдуваемом газе равен y_отдy^'.

Тогда общий расход водорода при гидроочистке с учетом газа отдува составит

V_P+V_ОТД=V_P(1+(1-y₀^') y₀^'/ y₀^' -y^' (1.17)

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 = 0,387.22,4/2 = 4,34 м³, Vг.к = 0,54.22,4/M_Г.к = 0,54·22,4/37 = 0,33 м³,

где Mr. к -- средняя молекулярная масса газов гидрокрекинга; при одинаковом мольном содержании газов C₁, C₂, Сз и С₄ она равна:

Мг.к=(16+30+44+58)/4=37.

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

Содержание компонента у_i', мол. доли 0,20 0,05 0,02 0,01

Константа фазового равновесия Kpi 3,85 1,2 0,47 0,18

Количество абсорбированного компонента i в кг на 100 .кг гидрогенизата равно

g_i=X_i' ·M_i·l00/Mr1 (1.18)

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

v_i=g_i·22.4/M_i=x_i^'·100·22.4/M_Г (1.19)

Подставляя в выражение (1.19) соответствуюшие значения x_i^'=y_i^'/K_Pi ,получим объем каждого компонента ,растворенного в гидрогенизате

V_CH4=0.2 100 22.4/3.85 209=0.556 м³ V_C2H6=0.05 100 22.4 /1.2 209=0.446 м³

V_C3H8=0.02 100 22.4/0.47 209=0.455 м³ V_C4H10=0.01 100 22.4/0.18 209=0.595 м³

Суммарный объем абсорбированных газов будет равен v,= 2,052 м³.

Балансовый объем углеводородных газов, поступающих в газосепаратор (газы гидрокрекинга и вносимые со свежим ВСГ), по формуле (1.15) составляет

4,34(1--0,85)+0,33 =0,98 <v_a.

Поскольку выполняется требование уравнения (1.15), 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:

G_H2=G₁+G₂+G₃+G₄ =0,275+0,086+0,026+0,042 =0,429% (масс.). (1.20)

Расход свежего ВСГ на гидроочистку равен

G⁰_H2= Gн₂/0,29 = 0,429/0,29 = 1,48% (масс.),(1.21)

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.

4.0 МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС УСТАНОВКИ

На основе полученных данных можно составить материальный баланс установки (табл. 2.3). Вначале рассчитываем выход сероводорода

B_H2S = ?S M_H2S/M_S = 1,8-34/32 = 1,91 % (масс.). (1.22)

Таким образом, балансовым сероводородом поглощается 0,11% (масс.) водорода (1,91--1,80=0,11%).

Количество водорода, вошедшего при гидрировании в состав дизельного топлива, равно

G₁+G₂--0,11 =0,275+0,086--0,11= 0,251% (масс.). (1.23)

Уточненный выход гидроочищенного дизельного топлива

95,86+0,251=96,111% (масс.). (1.24)

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

1,48 (1 --0,29)+0,54+0,026= 1,62% (масс.). (1.25)

На основе полученного материального баланса проводим расчет реакторного блока установки гидроочистки.

5.0 Расчет объема катализатора

Основным уравнением для расчета объема катализатора является уравнение (1.3). При интегрировании уравнения (1.3) получаем

_{SK SK}

V = G' ? dS/r = G' ? dS/(kSⁿ) (1.26)

^{S0 S0}

где So и SK--начальное и конечное содержание серы, % (масс.).

Уравнение (1.26) аналитически не решается, поскольку с увеличением глубины обессеривания температура процесса повышается и значение k изменяется.

Используем для решения графо-аналитический метод, который включает следующие этапы: 1) составление материального баланса реактора; 2) определение температуры реакционной смеси при различных глубинах обессеривания из уравнения теплового баланса; 3) для соответственных значений глубины обессеривания и температуры определение k, а затем r; 4) построение кривой зависимости обратной скорости 1/r от остаточного содержания серы ?S в координатах 1/r -?S; площадь под кривой в интервале от So до S численно равна интегралу

_sk

? dS/r

^s0

5)Определение требуемого объема реактора V по уранению (1.26).

5.1 Материальный баланс реактора

В реактор поступает сырье,. свежий водородсодержащий газ и циркулирующий водородсо-держащий газ (ЦВСГ). Состав ЦВСГ приведен ниже:

Н₂ CH₄ С₂Н₆ СзН₈ C₄H₁₀

Мольная доля у' 0,720 0,200 0,050 0,020 0,010

Массовая доля у 0,192 0,427 0,201 0,103 0,077

Средняя молекулярная масса ЦВСГ Mц равна

Mц = ? Miyi' = 2.0,720 +16-0,200 +30-0,05+44·0,020+58·0,010 =7,6 кг/кмоль. (1.27)

Расход ЦВСГ на 100 кг сырья Gц можно найти по формуле (1.28)

G_Ц=(100·а·M_Ц/с_C)22.4=100·400·7.6/850·22.4=15.96 кг

На основе данных материального баланса гидроочистки (табл. 2.3) составляем материальный баланс реактора (табл. 1.4).

Таблица 1.3. Материальный баланс гидроочистки

* Из 365 дней установка 340 дней перерабатывает сырье, 22 дня -- ремонт установки, 3 дня--регенерация катализатора.

** Механические потери водорода в балансе присоединены к сухому газу.

Таблица 2.4. Материальный баланс реактора гидроочистки

5.2 Тепловой баланс реактора

Уравнение теплового баланса реактора гидроочистки можно записать так:

Q_C+ Q_Ц+ Q_S+Q_Г.Н =?Q_CM (1.29)

где Qc, Оц-тепло, вносимое в реактор со свежим сырьем и циркулирующим водородсодержащим газом;

Qs, Q_Г._Н --тепло, выделяемое при протекании реакций гидрогенолиза сернистых и гидрирования непредельных соединений;

?Q_CM --тепло, отводимое из реактора реакционной смесью.

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

Gсt₀ +?Sq_s+ ?C_Hq_H == Gct, (1.30)

t=t₀+(?Sq_s+?C_Hq_H)/(G_C), (1.31)

где G --суммарное количество реакционной смеси, % (масс.);

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

?S, ?C --количество серы и непредельных, удаленных из сырья, % (масс.);

t, to --температуры на входе в реактор и при удалении серы ?S, °C;

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

Ниже последовательно определены численные значения всех членов, входящих в уравнение (2.31).

1. Значение to определяют для каждой пары катализатор--сырье в интервале 250--380 °C. При оптимизации to учитывают следующие два фактора, действующие в противоположных направлениях: с повышением to уменьшается загрузка катализатора, которая требуется для достижения заданной глубины обессеривания ?S, но, с другой стороны, увеличивается скорость дезактивации

Рис. 1.2. Зависимость затрат от температуры на входе в реактор:

1-- затраты на катализатор; 2--затраты на регенерацию катализатора; 3--суммарные затраты катализатора и, следовательно, увеличиваются затраты, связанные с более частыми регенерациями и большими днями простоя установки за календарный год.

Минимум суммарных затрат, как показано на рис. 1.2, определит оптимальное значение to (для построения графика необходимо иметь зависимость продолжительности цикла от величины to}. Для заданной пары катализатор -- сырье to =350 °С.

2. Суммарное количество реакционной смеси на входе в реактор составляет 117,44 кг (см. табл. 2.4).

3. Количество серы, удаленное из сырья, ?S=1,8% (масс.). Глубину гидрирования непредельных углеводородов можно принять равной глубине обессеривания ?C_H=Сн.О,9= 10-0,9=9% (масс.).

4. Количество тепла, выделяемое при гидрогенолизе сернистых соединений (на 100 кг сырья) при заданной глубине обессеривания, равной 0,9, составит

Температура," С

Q_S = ?q_sig_si , (1.32)

где q_s-- тепловые эффекты гидрогенолиза отдельных сероорганических соединений, кДж/кг (см. табл. 1.2);

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

Таким образом Qs=0,l *2100+1,0.3810+0,2.5060+0,5-8700= =8471 кДж.

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

Q_H =?C_Hq_H/M= 9.126 000/209,16= 5421 кДж. (1.33)

6. Среднюю теплоемкость циркулирующего водородсодер-жащего газа находят на основании данных по теплоемкости отдельных компонентов (табл. 2.5).

Теплоемкость циркулирующего водородсодержащего газа можно найти по формуле

C_i=?cp_iy_i, (1.34)

Где ср_i--теплоемкость отдельных компонентов с учетом поправок на температуру и давление, кДж/(кг-К);

y_i -- массовая доля каждого компонента в циркулирующем газе (см. разд. 2.1.2).

Таблица'2.5. Теплоемкость индивидуальных компонентов

Тогда с_ц=14,57·0,192+3,З5*0,427+3,29*0,201+3,23*0,103+3,18*0077= =5,45 кДж/(кг *К).

7.Энтальпию паров сырья при 350 ?С определяют по графику ПРИЛОЖЕНИЯ

4:I³⁵⁰=1050 кДж/кг.

Поправку на давление находят по значениям приведенных температуры и давления.

Абсолютная критическая температура сырья определяется с использованием графика:

Ткр= 460+273 =733 К. (1.35)

Приведенная температура равна Тпр=350+273/733=0,845 (1.36)

Критическое давление сырья вычисляют по формуле

Ркр = 0,1Ткр/Мс = 0,1 * 11,66.733/209 = 4,09 МПа, (1.37)

Где К=1,216·³vТ_ср/d₁₅¹⁵=1,216·³v275+273/0,850=11,66 (1.38)

Тогда Рпр=Р/Ркр=4/4,09=0,98 (1,39)

Для найденных значений Тпр и Рпр ?IМ/(4,2Т)=4,19

?I=4·19·4,2·623/209=52,6 кДж/кг

Энтальпия сырья с поправкой на давление равна I³⁵⁰=1050-52.6=997,4 кДж/кг.

Теплоемкость сырья с поправкой на давление равна Сс=997.4:350=2,85 кДж/(кг·К).

8. Средняя теплоемкость реакционной смеси составляет

С=Сс.100+Сц.17,44/117,44= =2,85.100+5,45.17,44/117,44=3,23 кДж/(кг.К). -.(2.41)

Подставив найденные величины в уравнение (1.31), находят температуру на выходе из реактора t:

t = 350+ (8471 + 5421)/(117,44.3,23) = 386,6°С.

Таблица 1.6. Данные для кинетического расчета процесса обессеривания

Теплоемкость реакционной среды не изменяется, поэтому зависимость t от S линейная, и для построения графика достаточно двух точек: при начальном содержании S=2% (масс.) температура 350 °С и при конечном содержании S=0,2% (масс.) температура 386,6 °С.

Данные, необходимые для расчета скорости r и обратной скорости 1/r при разных глубинах обессеривания, сводят в таблицу (табл. 1.6).

По полученным данным строят график в координатах 1/r--S (рис. 1.4).

S,% (масс.) t,м³·ч/м³

Рис. 1.4. Зависимость обратной скорости реакции 1/г от остаточного содержания серы S в гидроочищаемой дизельной фракции

Рис. 2.5. Зависимость остаточного содержания серы S в гидроочищенной дизельной фракции от фиктивного времени т и температуры процесса:

tgц=r=dS/dt;=0,9/0,16=5,62

Графическим интегрированием находят площадь под полученной кривой в пределах содержания серы от 2 до 0,2% (масс.). Эта площадь численно равна интегралу

_s=2.0

?dS/r ==0,2235 м³·ч/м³

.^s=0.2

Требуемый объем катализатора в реакторе Vк вычисляют по формуле

_S=2.0

V_K=G' ?dS/r= 288,23.0,2235 =64,42 м³.

^S=0.2

Значение G' находят из соотношения

G' = G/p = 245 098/850 = 288,23 M'/ч. (1.42)

Обычно для характеристики процесса применяют показатель -- объемную скорость подачи сырья, т. е. отношение объема жидкого сырья, подаваемого на объем катализатора в час. (w, ч-¹}

w= G'/Vк= 288,23/64,42 =4,47 ч-¹. (1.43)

Исходные кинетические данные могут быть заданы также в графическом виде, например в координатах остаточное содержание серы S -- фиктивное время процесса t. На рис. 1.5 приведены экспериментальные данные по гидроочистке смеси прямогонной дизельной фракции и легкого газойля каталитического крекинга. Значение г для соответствующих S и t находят по экспериментальным кривым методом графического дифференцирования. Так, при остаточном содержании серы 0,5% (масс.) температура реакционной смеси равна 380 °С. Тангенс угла наклона касательной к кинетической кривой для 380 °С при S=0,5% (масс.) численно равен скорости реакции r. Значение тангенса определяют по отношению отрезков, отсекаемых касательной соответственно на осях абсцисс и ординат. Найденная графическим дифференцированием скорость-- 5,62 м³/(м³·ч) практически совпадает со значением r, вычисленным по кинетическим константам.

Аналогично определяют г для остальных соответственных значений S и t. Далее вычисляют значение 1/r и проводят графическое интегрирование аналогично рассмотренному ранее.

По найденному значению Vк вычисляют геометрические размеры реактора гидроочистки.

/ Принимают цилиндрическую форму реактора и соотношение высоты к диаметру равным 2: 1 или H=2D. Тогда

Vp == рD²H =рD²2D=2рD³. (1.44)

Диаметр реактора равен D={V_k/(2р)}^1/3={64.42/(2р) )}^1/3=2.2 м. (1.45)

Высота слоя катализатора составляетH=2D= 4,4 м. (1.46)

Приемлемость принятой формы реактора дополнительно проверяется гидравлическим расчетом реактора. Потери напора в слое катализатора не должны превышать 0,2--0,3 МПа.

6.0 Расчет потери напора в слое катализатора

Потерю напора в слое. катализатора вычисляют по формуле

?P/H=150(1-е)²·0.1ми/ е3d²+1.75(1- е)си2/ е3dg (1.47)

где е -- порозность слоя;

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

м-- динамическая вязкость. Па * с;

d -- средний диаметр частиц, м;

с-- плотность газа, кг/м³;

g -- ускорение силы тяжести, кг/с².

Порозность слоя вычисляют по формуле

е =1--y_H/Y_K,

где у_H -- насыпная плотность катализатора, равная 640 кг/м³;

y_K --кажущаяся плотность катализатора, равная 1210 кг/м³.

Таким образом е = 1--640/12810=0,48.

Линейная скорость потока равна

и =4V/ р D², (1.49)

где V -- объем реакционной смеси, включающий объем сырья Vc, и объем циркулирующего водородсодержащего газа Vц, т. е.

V=V_C+V_Ц. (1.50)

Объем сырья рассчитывают по формуле

V_C=G_C·22.4·Z_C(t_cp+273)/m_cP (1.51)

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

Zc--коэффициент сжимаемости (при Tпр= 0,845 и Рпр=0,98 коэффициент сжимаемости равен 0,25);

t_cp -- средняя температура в реакторе, °С.

Величина t_cp может быть найдена как средняя арифметическая между температурой ввода сырья t₀=350°С и температурой на выходе из реактора, равной 386,65 °С:

T_cp =0,5 (350 +386,65) =Зб8,32°С. 245 098.22,4.0,1-0,25. (368,32+273)

Тогда Vc=245 098·22,·.0,1-0,25· (368,32+273)/209·4·273=385 м³/ч

Объем циркулирующего газа составит

V_Ц=G_Ц·22.4· Zc(t_cp+273)/M_Ц·P·273

V_Ц=39 118·22,4·0,1·1 ·(368,32+273)/ 7,6·4·273

V = Vс + Vц = 385 + 6771 = 7156 м³/ч, ==6771м³/ч,

и =4.7156/ р·2,22·3600=0,52 м/с

Динамическую вязкость смеси определяют по ее средней молекулярной массе, равной

M_CP=Gс + Gц/ G_C/Mc + Gц/Мц= 245098+39118 /245 098/209+39 118/7,6 =44.97 (1.54)

По уравнению Фроста находят динамическую вязкость смеси: м=1,87-10⁶ кг·с/м².

Средний диаметр частиц катализатора d=4·l0³ м. Плотность реакционной смеси в условиях процесса равна

?=Gс+Gц/Vc+Vц= 245 098+31118/ 385+6771 =39,7кг/м³ (1.55)

Таким образом,

?Р/H=150·(1--0,48)²-1,87·10^-6·0,52/0.48³·4·10^-3·9.82=2252.2 кг/(м³·м)

?Р=H*2252,2=4,4·2252,2 =9909,68 кг/м².

Таким образом, 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 4,4 и 2,2 м соответственно.

Газ на регенерацию подается в реактор циркуляционными компрессорами процесса гидроочистки. Требуемая мощность циркуляционных компрессоров составляет Ыц= 245 098 -400/850= =115294 м3/ч. (2.62)

Если кинетические факторы не лимитируют процесс регенерации, минимальная продолжительность регенерации составит г ==860 692/115 294 =7,47 ч. (2.63)

Эту методику можно использовать также для расчета реакторов большинства крупнотоннажных процессов нефтепереработки--каталитического риформинга, изомеризации, гидрокрекинга, полимеризации -- при наличии соответствующих термодинамических и кинетических характеристик.

7.0.ОСНОВНЫЕ ФАКТОРЫ ОПАСНОСТИ НА УСТАНОВКЕ