Глубина превращения определяется по таблице материального баланса:

    

         При глубине превращения 78,4 масс.% величина теплового эффекта составит 205,5кДж на 1 кг сырья. Из теплового баланса имеем:

    

    Энтальпия сырья:

    

    

         Чтобы по найденной энтальпии определить температуру сырья, необходимо знать его фазовое состояние.

    Интервал температуры, в котором сырье будет испаряться внизу реактора:

         Величину интервала температуры можно определить из формулы: , где      - массовая доля жидкого остатка при однократном испарении сырья.

    Предположим, что сырье подается в узел смешения в жидком виде, тогда доля отгона и из двух действительных корней квадратного относительно уравнения во внимание примем наименьшее числовое значение, равное . При этом предельное значение температуры, при которой сырье практически находится еще в жидком состоянии, окажется равным:

    

         Если температура сырья будет выше 667К, то произойдет частичное его испарение. В соответствии с энтальпией сырья температура .  Следовательно, сырье подается в узел смешение в жидком состоянии.

    Температура сырья в промышленных установках находится в пределах 473-633К.

5.4 Размеры реактора.

         Площадь поперечного сечения реактора равна:

       , где

    V-объем паров, проходящих через свободное сечение реактора, ,

     -допустимая скорость паров в свободном сечении реактора, м/с.

    Величину V определим по формуле:

     , где

      - количество паровой смеси в реакторе; кмоль/ч, - температура в реакторе, К; P – абсолютное давление в реакторе над псевдоожиженым слоем, принимаем равным Па (2 Атм).

    Для расчета величины необходимо определить среднюю молекулярную массу крекинг-газа. Из таблицы 3,11 имеем:

    

    Из таблицы 3:

     кмоль/ч.

    Тогда:

     .

         Этот объем паров является наибольшим, так как суммарный объем всех получающихся продуктов крекинга больше объема сырья.

     Для установок каталитического крекинга с псевдоожиженым слоем катализатора средняя скорость движения газов в свободном (над псевдоожиженым слоем) сечении реактора рекомендуется принимать равной 0,63 м/с. По другим литературным данным эта скорость может измениться от 0,5 м/с до 0,89 м/с. Примем м/с.

    Тогда площадь поперечного сечения реактора:

    

    Диаметр реактора равен:

    

    

         Диаметр зоны отпарки (десорбера) найдем после того, как будем знать давление у верхнего основания десорбера.

    Полная высота реактора :

     , где

    h – высота псевдоожиженого слоя, м ; -  высота переходной зоны от псевдоожиженого слоя до зоны отпарки (распределительного устройства), м; - высота зоны отпарки (конструктивно принимается равной 6м); - высота сепарационной зоны, м;  - часть высоты аппарата, занятая циклонами (зависит от размеров циклонов), - принимаем м; - высота верхнего полушарового днища, равная м.

    Высота псевдоожиженого слоя в промышленных реакторах составляет 4,5-7  м. В нашей случае ее можно рассчитать по формуле:

    

    Здесь - объем реакционного пространства (в ):

     , где

     - количество катализатора в реакционном пространстве реактора, кг;  - плотность псевдоожиженого слоя катализатора, обычно равен 450-500 (примем =475 ).

         Величина равна:

     , где

     - загрузка реактора (свежее сырье + Рециркулирующий газойль), кг/ч; - массовая скорость подачи сырья, . Эта скорость изменяется для тяжелого сырья в пределах , причем большие значения применяются в случае рециркуляции; примем .

    Тогда:

       кг

    

    

         Высота переходной зоны:  , где - высота цилиндрической части переходной зоны; - высота ее конической части.

    Примем высоту переходной зоны 6,8 м. Величины и найдем после определения диаметров десорбера.

         Процесс десорбции продуктов абсорбированных катализатором заключается в вытеснении углеводородных паров как из объема между частицами катализатора, так и с поверхности катализатора водяным паром, который заполняет эти пространства.

         Площадь поперечного сечения десорбера:

     , где

     - объем паров, проходящих через свободное сечение десорбера, ; - линейная скорость паров в расчете на полное сечение десорбера, которая может находится в пределах 0,3-0,9 м/с.

    Наибольший объем паров будет в верхней части десорбера. Величина рассчитывается по формуле:

     , где

     - количестве паровой смеси в десорбере, кмоль/ч; - давление в реакторе в верхней части десорбера, Па.

    Количество паров смеси в десорбере равно:

     , где

     - количество паров углеводородов, уносимых с катализатором в десорбер, кг/ч; - средняя молекулярная масса уносимых паров углеводородов; - количество водяного пара, подаваемого в десорбер, кг/ч.

    Количество углеводородных паров, заключенных в объеме между частицами катализатора и адсорбированных на поверхности циркулирующего катализатора равно:

    

         Здесь - доля углеводородных паров, переносимых с потоком катализатора, рассчитывается по формуле:

     , где =2400 - плотность катализатора; - плотность адсорбированных паров углеводородов и газообразных продуктов в условиях температуры и давления в верхней части десорбера, .

    Если принять среднюю молекулярную массу адсорбированных углеводородных паров и газообразных продуктов равной средней молекулярной массе крекинг-газа, то при нормальных условиях имеем:

      
 
 

    В рабочих условиях для верхней части десорбера:

     , при этом , а давление в верхней части десорбера равна:

    

    

    Тогда:

    

      

    

    

    

         Примем линейную скорость паров в расчете на полное сечение десорбера равной . Тогда:

    

    Диаметр десорбера равен:

    

    

         Принимая, что угол образующей конуса с вертикалью составляет , и зная диаметр реактора (6,7м) находим, что . Получим:

    

    

    Высота сепарационной зоны рассчитывается по формуле:

    

    

    Тогда:

    

    Высота цилиндрической части корпуса:

    

         В промышленных реакторах отношение высоты цилиндрической части корпуса к диаметру .

     Для нашего случая:

    

5.4 Расчет лифт-реактора

    Определим объем продуктов реакции:

    

    

    

    

    

    Определим объем катализатора:

    

    

      Общий объем потока в лифт-реакторе:

    

    

    Определим сечение реактора по формуле:

     , где

     - линейная скорость движения продуктов на выходе из лифт-реактора.

    

    Определим диаметр лифт-реактора:

    

    

    Определим объем реакционного пространства:

       , где

     - средняя плотность суспензии на входе в лифт-реактор

    

    

    Определим высоту лифт-реактора:

    

    

    6. Заключение

    В данном проекте рассчитаны основные параметры лифт-реактора для крекирования вакуумного газойля.

    В процессе вакуумный газойль крекируется до бензина. Производительность аппарата 189393,9394кг/ч.  Диаметр реактора 1.056 м. Высота 48,64м. 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 

    7. Список используемой литературы

1. Технологический регламент установки комбинированной установки ГК-3 по переработке нефти, цех № 11
2. Сарданашвили А.Г. и др. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и газа. М.: Химия, 1973,- 272с.
3. Справочник нефтепереработчика - Под ред. Г. А. Ластовкина, Е. Д. Радченко и М. Г. Рудина, Ло: Химия, 1986.-648 с
4. Павлов К.Ф., Романков П.Г. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии, 7 -е изд. Л.: ГОСИНТИ, 1989.
5. Бондаренко Б.И. - Каталитический крекинг. Мо: Химия – 1956
6. Кузнецов А.А. Кагерманов С.М. расчет процессов и аппаратов нефтеперерабатывающей промышленности Изд. 2-е. Л., Химия, 1974. - 344с.

  Приложение

 

    График 1

      
 
 

    График 2