Уточненный выход гидроочищенного дизельного топлива

99,4825 + 0,1142 = 99,6% (масс.).

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

G_сух.г.=Gн⁰₂ ∙ (1-Ун₂)+B_г+G₃

0,714∙(1 — 0,29) + 0,0675 + 0,026= 0,6% (масс.).

На основе полученных данных составляется материальный баланс ус­тановки

Таблица 2.3 - Материальный баланс гидроочистки.

Наименование	% (масс)	т/год	т/сут	кг/ч
Взято Сырье Водородсодержащий газ в том числе 100% Н2	100,0 0,714 0,21	2100000 14994	6176,47 44,1 12,97	257353 1838
∑	100,714		6220,57
Получено Дизельное топливо очищенное Сероводород Сухой газ Бензин	99,597 0,239 0,653 0,225		6151,579 14,762 40,332 13,897
∑	100,714		6220,57

^* - из 365 дней установка 340 дней перерабатывает сырьё, 22 – ремонт установки, 3 дня – регенерация катализатора.

 

2.7 Расчет объема катализатора

Основным уравнением для расчета объема катализатора является уравнение.

r = G^/·dS/dV = k·Sⁿ

где: G^/- подача сырья в реактор, м³/ч.

dV- элемент объема реактора.

S –содержание серы в продукте, %(масс)

k – константа скорости реакции.

При интегрировании этого уравнения получаем:

V=G’∫dS/r=G’∫dS/(kSⁿ)

где: S₀ и S_К — начальное и конечное содержание серы, % (масс.).

Полученное уравнение аналитически не решается, поскольку с увеличением глубины обессеривания температура процесса повышается и значение k изменяется.

Используем для решения графоаналитический 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 г;

4) 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 численно равна интегралу dS/r;

5) определение требуемого объема реактора V по уравнению

 

2.8 Материальный баланс реактора

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

Средняя молекулярная масса ЦВСГ М_ц равна

М_ц = ∑М_iy_i’ = 2∙0,720 + 16∙0,200 + 30∙0,050 + 44∙0,020 +

+58∙0,010 = 7,6 кг/кмоль.

Расход ЦВСГ на 100 кг сырья G_u можно найти по формуле

=100∙500∙7,6/ 848,5∙22,4 = 19,99

На основе данных материального баланса гидроочистки составляем материальный баланс реактора

 

Таблица 2.4 - Материальный баланс реактора гидроочистки

Наименование	% (масс)	кг/ч
Взято Сырье Свежий водородсодержащий газ Циркулирующий водородсодержащий газ	100,00 0,714 19,99
∑	120,704
Получено Дизельное топливо очищенное Сероводород Сухой газ Бензин Циркулирующий водородсодержащий газ	99,597 0,239 0,653 0,225 19,99	256316 615
∑	120,704

 

2.9 Тепловой баланс реактора

Уравнение теплового баланса реактора гидроочистки можно записать так:

Q_C + Q_Ц + Q_S + Q_Г.Н = ∑Q_СМ

где Qс, Qц—тепло, вносимое в реактор со свежим сырьем и циркулирующим водорсодержащим газом;

Q_S, Q_Г..Н —тепло, выделяемое при протекании реакций гидрогенолиза сернистых и гидрирования непредельных соединений;

∑Q_СМ —тепло, отводимое из реактора реакционной смесью.

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

Gct₀ + ∆Sq_S + ∆C_Hq_H = Gct

t = t₀ + (∆Sq_S + ∆C_Hq_H)/(Gc)

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

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

∆S, ∆C_H —количество серы и непредельных, удаленных из сырья, % (масс.);

t, t₀ - температуры на входе в реактор и при удалении серы ∆S, ^˚ С;

q_S,q_H—тепловые эффекты гидрироваиия сернистых н непредельных соединений, кДж/кг

1) Значение t₀ определяют для каждой пары катализатор — сырье в интервале 250— 380°С. При оптимизации t₀ учитывают следующие два фактора, действующие в противоположных направлениях: с повышением t₀ уменьшается 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.

Минимум суммарных затрат, определит оптимальное значение t₀ Для заданной пары катализатор — сырье t₀ = 350°С.

2) Суммарное количество реакционной смеси па входе в реактор составляет 120,704 кг.

3) Количество серы, удаленное из сырья, ∆S = 0,225% (масс.). Глубину гидрирования непредельных углеводородов можно принять равной глубине обессеривания

∆C_H = С_н∙0,9 = 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:

Q_S = ∑ q_Si g_Si

Где: q_Si —тепловые эффекты гидрогенизата отдельных сераорганических соединений, кДж/кг

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

Таким образом

Qs = 0,01∙2100 + 0,12∙3810 + 0,02∙5060 + (0,08-0,005)∙8700=1231,9 кДж.

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

Q_H =∆C_Hq_H /М= 9∙126000/212=5349 кДж.

6) Среднюю теплоемкость циркулирующего водородсодержащего газа находят на основании данных по теплоемкость отдельных компонентой (табл. 4.5).

Теплоемкость индивидуальных компонентов таблица 4.5.

Теплоёмкость	H2	CH4	C2H6	C3H8	C4H10
cP, кДж / (кг · К) cP, ккал / (кг · °С)	14,570 3,480	3,350 0,800	3,290 0,786	3,230 0,772	3,180 0,760

 

Теплоемкость циркулирующего водородсодержащего газа можно найти по формуле:

с_ц = ∑ с_Pi y_i

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

y_i – массовая доля каждого компонента в циркулирующем газе

Тогда с_ц = 14,57∙0,192 + 3,35∙0,427 + 3,29∙0,201 + 3,23∙0,103 + 3,18∙0,077 = 5,45кДж/(кг∙К).

7) Энтальпия паров сырья при 350˚С , I³⁵⁰ = 1113 кДж/кг (2,прил.4)

Абсолютная критическая температура сырья Т_КР= 743К (2,рис.1.14)

Приведенная температура

Т_ПР = (350 + 273)/743 = 0,838.

Критическое давление сырья вычисляют но формуле:

Р_КР = 0,1·К·Т_КР/М_С = 0,1∙11,68∙743/212= 4,09 МПа,

где К = (1,216 )/d₁₅¹⁵ = (1,216 ) / 0,852 = 11,68

Тогда Р_ПР = Р/Р_КР = 4/4,09 = 0,98

Для найденных значений Т_ПР и Р_ПР

∆IM/(T_кр) = 33,52

∆I = 33,52∙743/212 = 117,48 кДж/кг

Энтальпия сырья с поправкой на давление равна I³⁵⁰ =1113–117,48=995,52кДж/кг

Теплоемкость сырья с поправкой на давление равна c_C = 995,52/(350+273) = 2,84 кДж/(кг∙К)

8) Средняя теплоемкость реакционной смеси составляет:

с' = (С_с·100 + С_ц· (G-100))/G=(2,84∙100 + 5,45∙20,704)/120,704 = 3,29 кДж/(кг∙К).

Подставив найденные величины в уравнение, находим температуру на выходе из реактора t:

t =350 + (1231,9 +5349)/(120,704·3,29) = 366,6 °С.

Таблица 2.6 - Данные для кинетического расчета процесса обессеривания.

Показатели	Содержание серы. % (масс)
0,23	0,17	0,12	0,06	0,005
T,K 108e – E/RT k = k0·e – E/RT S2 r = kS2 1/r	11,06 0,0529 0,585 1,71	627,25 12,08 0,0289 0,349 2,865	13,04 0,0144 0,1877 5,327	635,5 14,27 0,0036 0,0514 19,466	639,6 15,48 0,000025 0,0004

 

Теплоемкость реакционной среды не изменяется, поэтому зависимость t от S линейная, и для построения графика достаточно двух точек: при начальном содержании S=0,23% (масс.) температура 350 °С и при конечном содержании S=0,005% (масс.) температура 366,6°С.(рисунок 4.1)

Данные, необходимые для расчета скорости r и обратной скорости 1/г при разных глубинах обессеривания, сводим в таблицу (табл. 4.6).

По полученным данным строим график в координатах 1/г—S. Графическим интегрированием находим площадь под полученной кривой в пределах содержания серы от 0,23 до 0,005% (масс.). Эта площадь численно равна интегралу(рисунок 2.3)

Рисунок 2.2 – Зависимость температуры реакционной смеси от остаточного содержания серы в дизельном топливе.

Рисунок 2.3 - Зависимость обратной скорости реакции 1/г от лстаточного содержания серы S в гидроочищенной дизельной фракции

∫dS/r = 0,245 м³∙ч/м³

Требуемый объем катализатора в реакторе V_K вычисляем по формуле:

V_K = G’∫dS/r = 303,3∙0,2235 = 69,65 м³

Значение G' находим из соотношения:

G' = G/ρ =257353/848,5 = 303,3 м³/ч.

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

ω = G’/V_K = 303,3/69,65 = 4,1 ч^-1.

По найденному значению V_K вычисляем геометрические размеры реактора гидроочистки.

Принимаем цилиндрическую форму реактора и соотношение высоты к диаметру равным 2:1 или Н = 2D. Тогда

V_K = πD²H = πD²2D = 2πD³

Диаметр реактора равен

D = [V_K/(2π)]^1/3 = [69,65/(2π)]^1/3 = 2,3 м.

Высота слоя катализатора составляет H=2D=4,6м.

H_цил = H_кат · 3 / 2=3·4,6/2=6,9 м

Н_общ = Н_цил + D = 6,9+2,3=9,2 м

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

 

2.10 Расчет потери напора в слое катализатор

Потерю напора в слое катализатора вычисляют по формуле

 

где ε — порозность слоя;

u —линейная скорость движения потока, фильтрующегося через слой катализатора, м/с;

μ—динамическая вязкость. Па·с;

d — средний диаметр частиц, м;

ρ —плотность газа, кг/м³;

g — ускорение силы тяжести, кг/с².

Порозность слоя вычисляют по формуле:

ε = 1 – γ_H/γ_K

где γ_H — насыпная плотность катализатора, равная 640 кг/м³;

γ_K — кажущаяся плотность катализатора, равная 1210 кг/м³.

Таким образом ε = 1—640/12810 = 0,48.

Линейная скорость потока равна

где V_см — объем реакционной смеси, включающий объем сырья V_C, и объем циркулирующего водородсодержащего газа V_Ц., т. е,

V_см = V_C + V_Ц

Объем сырья рассчитывают по формуле

 

где G_c — расход сырья в реактор, кг/ч;

z_c— коэффициент сжимаемости (при T_ПР=0,838 и Р_ПР=0,98 коэффициент сжимаемости равен 0,25);

t_СР — средняя температура в реакторе, ˚С.

Величина t_СР может быть найдена как средняя арифметическая между температурой ввода сырья t₀=350°С и температурой на выходе из реактора, равной 366,6°С:

t_СР = 0,5(350 + 366,6) = 358,3 ˚С.

Тогда V_C = [257353∙22,4∙0,1∙0,25∙(358,3 +273)] / [212∙4∙273] = 393 м³/ч

Объем циркулирующего газа составит

 

V_Ц = [51445∙22,4∙0,25∙0,1∙(358,3 + 273)] / [7,6∙4∙273] = 8766 м³/ч

V=V_C+ V_Ц = 8766+393 = 9159 м³/ч

u = (4∙9159)/(π∙2,3²∙3600) = 0,61м/c

 

Динамическую вязкость смеси определяют по ее средней молекулярной массе, равной

М_СР = (G_C + G_Ц) / (G_C/M_C + G_Ц/М_Ц) = (257353 + 51445)/(1214+6769)=38,68

По уравнению Фроста находят динамическую вязкость смеси:

μ = 1,93∙10^-5 кг∙с/м²

Средний диаметр частиц катализатора d = 4∙10^-3м. Плотность реакционной смеси в условиях процесса равна

ρ= (G_C + G_Ц)/(V_C + V_Ц) = (257353 + 51445)/(393 + 9126) = 32,44 кг/м³

Таким образом,

∆P/H = 150∙[(1 – 0,48)²∙0,1*1,93·10^-5∙0,61] / [0,48³∙(4∙10^-3)²] + 1,75∙[(1 – 0,48)∙32,44∙0,61²] / [0,48³∙4∙10^-3∙9,81] = 2558 кг/(м²∙м)

∆P = H∙2558 = 4,6∙2558 = 11703 кг/м^2; 0,115 МПа

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 и 2 м соответственно.