Рудин, Смирнов. Проектирование нефтеперерабатывающих и нефтехимических заводов

Подождите немного. Документ загружается.

получения разрешения МВК выполняются .на .стадии рабочей документации и

представляются в виде сбор-•ников по производствам, пусковым комплексам и

очередям строительства. Сборники оформляются отдельно на оборудование и

трубопроводы и отдельно на кабельные изделия. В состав сборника

документации входят пояснительная записка,, обосновывающие до-

кументы и сводные ведомости по кабельным изделиям или оборудованию и

трубопроводам.

• В решении МВК, наряду с согласованием, содержатся рекомендации по

замене дефицитных металлов и путям сокращения их использования. По

результатам решения МВК автор проекта должен внести изменения в

проектную документацию.

Г л а в а 4

ОСНОВЫ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОГО РАСЧЕТА АППАРАТУРЫ И

ОБОРУДОВАНИЯ

4.1. РАСЧЕТ РЕАКТОРОВ

В нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности

преимущественно используются реакторы непрерывного действия. Реакторы

периодического действия "применяются для малотоннажных процессов и

вспомогательных производств. Классификация реакторов основывается на

следующих двух основных принципах: 1) преимущественном характере

движения потока реакционной смеси через свободное сечение реактора; 2)

фазовом состоянии веществ, находящихся в реакторе. Классификация раз-

личных типов реакторов приводится в табл. 4.1.

ТАБЛИЦА 4.1. Классификация реакторов

_ Фазовое состояние

Состояние „ Тип реактора сред

катализатора Пример процесса

Однофазный Гомогенная газо- —

Термический крекинг, пая - •

висбрекинг, пиролиз Гомогенная жид- —

Гидролиз, процессы кон-, кая

денсации Жидкость — жид- —

АлкиЛирование, диокса-кость ,

новый синтез Двухфазный Газ — жидкость

— • Окисление, сульфирование,

гидроформилиро-вание Газ — твердый ка-

Стационарный Гидроочистка, каталити-

тализатор ческий

риформинг

Псевдоожиженный Каталитический крекинг, 4

дегидрирование бутана Жидкость — твер-

Стационарный Процессы V участием дый

'катализатор ионообменных смол

Трехфазный Газ — жидкость — Стационарный

Гидрирование твердый катализатор Движущийся

1 Гидрокрекинг тяжелого Псевдоожиженный /

сырья • ' •

Расчет реакторов,- предназначенных для осуществления того .или иного

химического процесса имеет свои специфические особенности. Вопросам

расчета реакционных устройств посвящена обширная литература [1—7], в

которой содержатся основы теории реакторов, приведены расчетные

зависимости, необходимые для проектирования и примеры конкретного расчета

реакционных устройств. Ниже изложены основные принципы, применяемые

при проектировании некоторых наиболее распространенных реакционных

устройств НПЗ и НХЗ.

Реакторы термического крекинга и висбрекинга. Основными

реакционными устройствами в процессах термокрёкинга и висбрекинга

являются змеевик трубчатой печи и необогреваемая реакционная камера.

Для расчета змеевика используется метод, предложенный Об-рядчиковым

[8]. Последовательно.сть расчета при использовании этого метода приведена

ниже.

1. Определяют скорость движения продуктов крекинга в змеевике до (в м/

с):

® = w0p/p'CM

где а>ц—скорость движения в трубах печи жидкого сырья при 20°С, м/с; р

и р(см—плотность сырья при 20°С и парожидко7стной смеси при температуре

'крекинга t, соответственно, кг/м3.

2. Рассчитывают время пребывания сырья в зоне реакции г (в с):

-• t = &0а/х

где а — выход бензина за однократный проход сырья, % (масс.); х —

скорость реакции крекинга, за которую на практике принимают выход бензина,

% (масс.) /мин. - . ,

3. Находят длину реакционного змеевика L (в м):

L — дат

Реакторы замедленного коксования. Реакторное устройство в 'этом

процессе представляет собой необогреваемую камеру — пустотелый аппарат, в

который поступает нагретое до 490—510°С сырье. . '

Реакторы установок замедленного коксования работают по циклическому

графику; продолжительность цикла составляет около 48 ч, причем в течение 24

ч осуществляется реакционный процесс, а последующие 24 ч затрачиваются на

выгрузку кокса и подгртов^ ку камеры к циклу реакции. Последовательность

расчета размеров и числа камер коксования приведена ниже [9].

1. Находят объем образующегося кокса Ук (в м3/сутки)г

v - °с а к~ ЮОр

где Ос — количество сырья, поступающего в камеру за сутки, т/сутки; а

— выход кокса, % (масс.); р —плотность кокса, т/м3.

2. Определяют реакционный объем камер Vv (в MS)I

vp = w» '

где Vc — объемный расход сырья, поступающего в камеры, м3/ч; w —

объемная скорость подачи сырья в камеры (при коксовании гудрона равна 0,12

— 0,13 ч~!, при коксовании крекинг-остатка — 0,08 — 0,10 ч~').

3. Если имеются сведения об объемном р-асходе паров,- проходящих

через камеру Уп (в м3/с) и о допустимой линейной скорости их движения v (в м/

с), то диаметр D (в м) камеры и площадь ее поперечного сечения F (в м2)

рассчитывают по формулам

- £>= 1.128/Tju - f (4.1)

В некоторых случаях задаются диаметром камеры и определяют F:

• - /r=0,785D2

Высота камеры должна быть в 4—5 раз больше' ее диаметра. 4. Находят

высоту цилиндрической камеры Ац..(в м):

5. Определяют Ъриращение высоты коксового слоя в камере за 1 ч hi (в м/

ч): .

' А, = VK/(24F)

6. Рассчитывают высоту коксового слоя в заполненной камере Й2 (в м) :

•

где т — продолжительность заполнения камеры коксом, ч. : . '

7. Определяют высоту вспученной массы в камере Л3 (в м) :

h3 = ACBCAi

где Квс •=• 4,5 + 0,11 (486 — i); t — температура сырья на входе в камеру,

°С.

8. П-роверяют общую высоту камеры:

Я = А, +. А, ' .

Реакторы каталитического крекинга. Процесс каталитического крекинга

осуществляется на установках с движущимся и псевдо-ожиженным слоем

катализатора. Расчет реактора установок с псев-доожиженным слоем .

катализатора состоит из следующих эта,-пов [10].

1. Находят объем катализатора в реакторе Vi (в м3):

W = Vc/w

где Vc — объемный расход перерабатываемого . сырья, м3/ч; w —

объемная скорость подачи сырья, ч-'.

2. Рассчитывают объем кипящего слоя V% (в м3):

где pi — насыпна* плотность катализатора кг/и3; • р2 — плотность

кипящего • слоя, кг/м3. •. -

3". Определяют площадь поперечного сечения реактора •F (в

м2):

: F=V3/v ' '

где УЗ — объемный расход продуктов крекинга и водяного пара,

проходящих • через реактор, м3/с; и — линейная скорость движения

паров над кипящим слоем катализатора, м/с. -

4. Находят диаметр реактора по формуле (4.1).

5. Рассчитывают высоту псевдоожиженного слоя катализатора, h\ (в м):

6. Задаются высотой отстойной зоны hz — 4,5-^-5 м и определяют общую

высоту реактора Я (в м):

7. Рассчитывают время пребывания частиц катализатора в реакторе

т „(в мин):

т = eo/(nw)

где п — кратность циркуляции Катализатора.

Внутри реактора находится отпарная секция, расчет которой' проводится

следующим образом.

1. Определяют массу катализатора, находящегося в отпарной секции, GI (в

кг) :

" Gi •"= 02т'/бО

тде 02 — массовый расход катализатора, циркулирующего через

отпарную секцию; кг/ч; т' — время пребывания частиц катализатора в отпарной

секции, мин.

"2. Находят объем отпарной секции V4 (в. м3):

где b -*-. соотношение плотностей кипящих слоев в реакторе и в

отпарной секций. •

3. Рассчитывают площадь поперечного сечения отпарной секции -F0 (в

м2) : .

где g, — удельная нагрузка отпарной секции • по катализатору, кг/ (мг •

мин).

4. Определяют диаметр отпарной секции по формуле (4.1).

5. Рассчитывают высоту отпарной секции Л' (в м):

Л' = VJF

Реакторы каталитического риформинга. В СССР и за рубежом

эксплуатируются установки каталитического риформинга со ста-

ционарным (неподвижным) и движущимся слоем катализатора. На

большинстве установок каталитического риформилга со стационарным слоем

процесс проводится в трех реакторах с промежуточным подогревом сырья в

трубчатых печах. Иногда в схему включается~четвертый реактор, назначение

которого—-гидрирование олефинов. Определение размеров реакторов ведется

^следующим образом.

1. Находят объем катализатора в реакторе V\ (в м3):

Vl = Ve/w

где Vc — объемный расход сырья при 20°С, м3/ч; w — объемная скорость

подачи сырья, ч-'.

Значение w задается на основе экспериментальных исследований и

зависит от свойств сырья и катализатора (на отечественных установках

составляет 1,2—2,0 ч~').

2. Рассчитав объемный расход смеси сырья и циркулирующего

водородсодержащего газа в реальных условиях реактора Vz (в м3/с),

находят площадь поперечного сечения реактора F (в м2):

.•-.'.

F=V,lv

где v — линейная скорость движения смеси сырья и циркулирующего газа

(равна 0,3—0,5 _м/с).

3. По формуле (4.1) определяют диаметр реактора.

4. Рассчитывают общую высоту катализатора, находящегося во всех

реакторах, Я (в м):

H = VijF

5. Исходя из полученных экспериментально сведений о соотношении

загрузки катализатора по реакторам, определяют высоту слоя катализатора в

каждом из реакторов.

6. Зная высоту слоя катализатора в том из реакторов, в который загружено

наибольшее количество катализатора h\ (в м), находят высоту цилиндрической

части этого реактора Ла (в м)

/Z2=l,5//l

7. Определяют общую высоту реактора, имеющего наибольшую загрузку

катализатора, Л3 (в м) с. учетом высоты двух полушаро-вых днищ:

Л3 =-AJ + о

Высота остальных двух реакторов принимается равной Л3. > Реакторы

гидроочистки и гидрокрекинга. Расчет реакторов установок гидроочистки и

гидрокрекинга со стационарным слоем катализатора проводится по такой же

методике, как и для; каталитического риформинга. Для расчета реакторов

установок гидрокрекинга в псевдоожиженном слое используют методику,

применяемую при расчете реакторов каталитического крекинга.

Реакторы полимеризации газообразных олефинов. Процесс по-

лимеризации пропилена и бутиленов применяется для получения

'высокооктанового бензина и нефтехимического сырья. Полимеризацию

проводят в реакторах трубчатого или камерного типа в присутствии различных

катализаторов кислотного типа, наибольшее распространение среди которых

получила фосфорная кислота на носителе (кварце, кизельгуре и т. п.).

В реакторах трубчатого типа катализатор располагается в трубках

диаметром 50—150 мм, между которыми для отвода теплоты реакций

циркулирует кипящая вода. Последовательность расчета приведена ниже.

1. Определяют объем катализатора, находящегося в реакторе, V* (в м3):

VK = VJw

где Ус — объемный расход сырья при •• температуре реакции, м3/ч; о» —

объемная скорость подачи сырья, ч~' (задается на основании

экспериментальных исследований).

2. Рассчитывают общее число трубок во всех реакторах' N:

N=VK/(0,785d'l) где Л— диаметр одной трубки, м; / — длина трубки, м.

3. Находят число параллельно работающих реакторов (в каждом реакторе

должно быть около 200 трубок).

4. Определив по формуле

\ л = К(4М-1)/3

число трубок, расположенных по диаметру реактора, находят диаметр

реактора D (в м):

D = (n+ \)Ь

Здесь NI — число трубок в одном реакторе; Ь — расстояние между лент-

рами трубок, равное 150—170 мм.

5. Устанавливают, достаточна ли площадь поверхности" теплообмена

реакционных трубок для отвода теплоты реакции.

4.2. РАСЧЕТ РЕКТИФИКАЦИОННЫХ КОЛОНН

• Ректификационные колонны широко применяются на технологических

установках НПЗ и НХЗ для разделения смесей. Целью расчета

ректификационных колонн является определение параметров технологического

режима и размеров аппарата. К параметрам режима относятся: рабочее давление

в аппарате, температуры входа и выхода различных материальных потоков,

расход теплоты на испарение остатка и расход холода на конденсацию

дистиллята. Вопросам расчета ректификационных колонн посвящена обширная

литература [10—19].

Прежде, чем приступить к определению параметров режима, со*

етавляют материальнйй баланс колонны, базируясь на данных об исходном

сырье и четкости разделения. Затем определяют давление в колонне. Критерием

для выбора давления, как правило, • являются соображения технологического

характера. Так, новы-

шенное давление применяется при разделении компонентов с низкими

температурами кипения, например, сжиженных газов. При ректификации под

давлением повышается температура конденсации паров дистиллятов, что

позволяет использотзать для конденсации недорогие хладагенты — воду и

воздух. Понижение давления необходимо, когда разделению подлежат

вьюококипящие и термически нестабильные компоненты (тяжелые фракции

нефти, синтетические жирные кислоты и т. п.). В остальных случаях ректифи-

кация проводится при давлении, близком к атмосферному: в реф-люксной

емкости давление равно 0,1 МПа, а на верху колонны — на 0,015—0,03 МПа

выше. ' . .

Часто выбор давления определяется требуемым фазовым состоянием в

емкости. •

Температурный режим колонны устанавливают по данным о составе

внешних потоков. При ректификации многокомпонентных смесей, которая

осуществляется на многих,технологических установках НПЗ и НХЗ,

температуры находят в результате подбора таких значений температур, при

которых удовлетворяются следующие уравнения:

1) для жидкого потока'

SM/ = i (4.2)

2) для парового потока

2>//^ = 1 (4.3)

3) для парожидкостного потока с заданной мольной долей отгона е:

^klxl/[^ + e(kt-})}=] • (4,4)

Здесь и далее х, у — мольные концентрации компонентов жидкого и па-

рового потока, соответственно; k — константа равновесия.

При ректификации сложных смесей (нефть, продукты ее переработки)

температуры потоков можно определять по аналогии с многокомпонентными

смесями (например, разбивая нефть или широкую углеводородную фракцию на

узкие фракции, которые затем приравниваются к индивидуальным

соединениям) или по кривым однократного испарения (ОИ).

" Линии ОИ можно построить на основании экспериментальных данных.

Для приближенных вычислений используют методы расчета кривых ОИ по

линиям истинных температур кипения (ИТК) или разгонки по ГОСТ.

Существуют методы построения ОИ, предложенные Обрядчиковым и Смидович

[11, 12], Нельсоном и Харви, Пирумовым [13].

Температуру верха колонны определяют, используя при этом уравнение

(4.3), или как. температуру 100%-го "отгона на кривой ОИ ректификата. При

расчете температуры'верха колонны, работающей с подачей водяного пара и

острого испаряющегося орошения, следует учитывэть парциальное давление

паров воды и ороше-