2.3.6 Материальный баланс реактора гидроочистки

В реактор кроме сырья и свежего водородсодержащий газ поступает еще циркулирующий ВСГ, состав которого приведен в таблице 2.5.

Таблица 2.5 – Состав циркулирующего водородсодержащего газа

Компонент	Н2	СН4	С2Н6	С3Н8	∑С4 и выше
Мольная доля	0,720	0,200	0,050	0,020	0,010
Массовая доля	0,192	0,427	0,201	0,103	0,077

Средняя молекулярная масса циркулирующего водородсодержащего газа Мц равна:

Мц = ∑ Мi· y’i,

(2.14)

М_Ц= 2·0,720+16·0,200+30·0,050+44·0,020+58·0,010=7,6кг/кмоль.

Расход циркулирующего водородсодержащего газа на 100 кг сырья Gц равно:

Gц = (100·х ·Мц )/ ( 22,4· ρ с ),

(2.15)

G_ц = (100·350·7,6) /(22,4·835) = 14,22 кг.

На основе данных материального баланса гидроочистки составляем материальный баланс реактора (таблица 2.6).

Таблица 2.6 – Материальный баланс реактора гидроочистки

Наименование	% (масс.)	кг/ч
Взято: Сырье Свежий ВСГ ЦВСГ	100,000 2,192 14,220	245 098,04 5 372,55 34 852,94
Итого	116,412	285 323,53
Получено: ДТ очищенное Сероводород Сухой газ ЦВСГ Бензиновая фракция Потери	97,895 1,015 1,890 14,220 0,955 0,457	239 938,73 2 486,98 4 583,33 34 852,94 2 340,69 1 120,86
Итого	116,412	285 323,53

2.3.7 Тепловой баланс реактора

Уравнение теплового баланса реактора гидроочистки:

Qc + Qц +Qs +Qг.н = ∑ Qсм,

(2.16)

где Qс, Qц – тепло, вносимое в реактор со свежим сырьем и циркулирующим водородсодержащим газом, кДж/ч.

Qs, Qг.н – тепло, выделяемое при протекании реакций гидрогенолиза сернистых и гидрирования непредельных соединений, кДж/ч.

ΣQсм – тепло, отводимое из реактора реакционной смесью, кДж/ч.

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

	,	(2.17)
	,	(2.18)

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

– средняя теплоемкость реакционной смеси, кДж/(кг*К);

∆S, ∆С_н – количество серы и непредельных, удаленных из сырья, % масс.;

t, t₀ – температуры на входе в реактор и при удалении серы ∆S, °C;

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

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 большим простоем установки за календарный год.

Температура на входе в реактор t₀ = 370 °С.

Суммарное количество реакционной смеси на входе в реактор составляет 116,412 % масс. (таблица 2.6).

Количество серы, удаленное из сырья ∆S = 0,955 % масс.

Количество удаляемых непредельных соединений сырья ∆С_н=0 % масс.

Количество тепла, выделяемое при гидрогенолизе сернистых соединений (на 100 кг сырья) составит:

QS = ∑qSi·gSi,

(2.19)

где q_Si – тепловые эффекты гидрогенолиза сераорганических соединений, кДж/кг [22, с.143];

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

Q_S =0,05·2100+0,35·3500+0,09·4800+ (0,47-0,005) ·8700 =5 807,5 кДж.

Количество тепла, выделяемое при гидрировании непредельных углеводородов Qг.н =0.

Среднюю теплоемкость циркулирующего водородсодержащего газа находят на основании данных по теплоемкости отдельных компонентов (таблица 2.7).

Таблица 2.7 – Теплоемкость индивидуальных компонентов циркулирующего водородсодержащего газа

Показатель	Компонент
	Н2	СН4	С2Н6	С3Н8	С4Н10
cР, кДж/(кг·К)	14,570	3,350	3,290	3,230	3,180
cР, кДж/(кг·°С)	3,480	0,800	0,786	0,772	0,760

Теплоемкость циркулирующего водородсодержащего газа можно найти по формуле:

Сц = ∑ cРi · yi,

(2.20)

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

y_i - массовая доля каждого компонента в циркулирующем водородсодержащем газе (см. таблицу 2.5).

С_ц = 14,57·0,192+3,35·0,427+3,29·0,201+3,23·0,103+3,18·0,077 = 5,467 кДж/(кг*К).

Энтальпию паров сырья при 370 °С определяют по графику [21, с. 333], для = 0,835 I³⁷⁰ = 1 155 кДж/кг.

Поправку на давление находят по значениям температуры и давления.

Абсолютная критическая температура сырья определяется с использованием графика, представленного на рисунке 1.14 [21, с. 60]:

,

(2.21)

где Т_ср – среднемолекулярная температура кипения, К.

Т_ср определяется в зависимости от М и ρ1515 графически

Т_ср =245 [c.18].

Т_кр = 720 К [21, с.60].

Приведенная температура равна

Т_пр = (370+273)/720= 0,893

Приведенное давление:

Рпр = Р/Ркр,

(2.22)

Р_пр = 4/4,29 = 0,93.

Для найденных значений Т_пр и Р_пр, по рис 1.17 [21, с. 63] получаем

∆ I·М/ Т_кр = 25,140 кДж/(кмоль·К)

∆I = 7,28·Т_кр/М = 7,28·4,2·675/195 = 92,82 кДж/ кг

I³⁷⁰_с = I_с -∆I = 1 155 –92,82 = 1062,18 кДж/кг.

Теплоёмкость сырья с поправкой на давление:

Сс= I370c/(t+273)

(2.23)

С_с=1062,18/(370+273)= 1,65 кДж/(кг·К)

Средняя теплоёмкость реакционной смеси:

= (Сс·100 + Сц·16,412)/G

(2.24)

= (1,65·100+ 5,467·16,412)/ 116,412= 2,19 кДж/(кг·К).

Температура на выходе из реактора:

t = 370+ (5 807,5 + 0)/( 116,412·2,19) = 393 ºС.

2.3.8 Расчёт размеров реактора гидроочистки

2.3.8.1 Требуемый объём катализатора

Требуемый объём катализатора находится по формуле:

(2.25)

где — расход сырья в кг/ч; = 245 098,04

— объёмная скорость подачи сырья, ч .

n — количество реакторов ( n = 1)

= 245098,04 / (835 ∙ 3 ∙ 1) = 97,84 м³

2.3.8.2 Геометрические размеры реактора

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

(2.26)

Д иаметр реактора равен

(2.27)

Принимаем D =2,5 м.

2.3.8.3 Высота слоя катализатора в реакторах

Высота слоя катализатора составляет

Н_кат = 2·D = 2·3,5 =5,0 м.

Высота цилиндрической части реактора

h_цил=3·Н_кат/2=3·5,0/2= 7,5 м

Общая высота реактора:

Н= h_цил + D_р = 7,5 + 2,5 = 10,0 м. (2.28)

Приемлемость размеров реактора вследствие потери напора в слое катализатора дополнительно проверяется гидравлическим расчётом реактора. Потери напора в слое катализатора не должны превышать 0,2 – 0,3 МПа.