Плотность 750

Расчет реактора

Рассчитать реактор технологической установки при следующих данных:

Таблица - Материальный баланс ТУ производительностью

Приход	Расход
Компонент	% масс	кг/ч	т/г	Компонент	% масс	кг/ч	т/г
Сырье				УВГ Головка стабилизации Катализат ВСГ	7,4   4,5 82,3 5,8
Итого

Часовая загрузка по сырью

G=120000 т/г

G= (1)

G= кг/ч

Объемный часовой расход сырья на установку

V_Б= (2)

Объемный расход ВСГ в тройнике смешения

V_всг=K*V_δ (3)

где К – кратность циркуляции

V_всг=

Масса ВСГ

m=V_всг*ρ_всг (4)

m= кг

Материальный поток ВСГ

N_всг= (5)

N_всг=

= (6)

= =33,726

Таблица 5 - Состав ВСГ

Компоненты	Молекулярная масса	Объемные %	Моль ные доли	Молекуля рная масса ВСГ	ВСГ массовые доли	кг/ч	кмоль/ч
H2 C C2 C3 C4 nC4 iC5 nC5 C6 Итого		84,37 5,02 3,32 5,07 0,77 1,1 0,19 0,1 0,06		1,6874 0,8032 0,9960 2,2308 0,4466 0,6380 0,1368 0,0720 0,0516 7,062	0,2389 0,1137 0,1410 0,3159 0,0632 0,0903 0,0194 0,0102 0,0073 1,0000

Материальный поток сырья на установку

X_I= (7)

X_I=

Таблица 6 - Материальный поток сырья на установку

Температура	Массовые доли	Mr	Массовые доли/Mr	Мольные доли	Мольные доли*Mr	кг/ч	кмоль/ч
15-60 60-100 100-120 120-150 150-169,5 Итого	0,11 0,17 0,27 0,2 0,25 1,00	90,4 105,1 118,72 133,4 516,62

Таблица 7 - Материальный баланс

Компонент	ВСГ, кг/ч	Сырье, кг/ч	∑	Xi, масс
H2 C C2 C3 C4 nC4 iC5 nC5 C6 15-60 60-100 100-120 120-150 150-169,5 Итого	- - - - - 4277100,9	- - - - - - - - -		23,81 11,33 14,05 31,48 6,29 8,99 1,93 1,01 0,72 0,03 0,05 0,09 0,06 0,08 100,64

Над платиновым катализатором при изомеризации протекают следующие реакции:

превращение нафтеновых углеводородов в ароматические:

С_nH_2n ↔ С_nH_2n-6 + 3H₂

превращение нафтеновых углеводородов в парафиновые:

С_nH_2n + H₂ ↔ С_nH_2n+2

гидрокрекинг нафтеновых углеводородов:

С_nH_2n +n/2H₂ ↔ n/15 (CH₄+C₂H₆+ C₃H₈+С₄H₁₀ + C₅H₁₂)

гидрокрекинг парафиновых углеводородов:

С_nH_2n+2 + ↔ n/15 (CH₄+C₂H₆+ C₃H₈+С₄H₁₀ + C₅H₁₂)

превращение нормальных парафиновых углеводородов в изомерные:

н-С_nH_2n+2 ↔ иС_nH_2n+2

где n- углеродное число (число углеродных атомов в молекуле углеводорода).

Для указанных реакций можно записать четыре дифференциальных уравнения, описывающих уменьшение количества углеводородов в результате химических превращений:

(8)

(9)

(10)

(11)

где N_П – доля н парафиновых углеводородов в питании, подвергнутых химическому превращению, кмоль/кмоль; v_R – величина, обратная объемной скорости питания, кг катализатора/(кмоль/ч) сырья; k₁- константа скорости реакции, определяемая из графика, кмоль/(ч*Па*кг катализатора); p_H, p_А, p_П, p_H2 – парциальные давления парафиновых углеводородов и водорода, Па; k_P1- константа химического равновесия, Па³; k₂ – константа скорости реакции определяемая из графика, кмоль/(ч*Па²*кг катализатора); k_P2- константа химического равновесия, Па^-1; k₃, k₄ – константы скорости реакций,определяемые из графика, кмоль/(ч*кг катализатора).

Константы химического равновесия рассчитываются по уравнениям:

k_P1=9.81³*10¹² (12)

k_P2=9.81^-1*10^-3 (13)

где Т- температура в реакторе, К.

Уравнения не учитывают состояния катализатора. Однако ввиду отсутствия в литературе сведений о зависимости степени химических превращений при риформинге от состояния катализатора, из-за малого (всего 0.5-0.7%) содержания платины и возможности компенсации снижения активности катализатора некоторым повышением температуры процесса, указанные уравнения обеспечивают достаточную точность при проектировании.

Для уменьшения коксовых отложений осуществляют при избытке водорода. С этой целью в блоке циркулирует водородосодержащий газ.

Основные реакции сопровождаются значительным увеличением объема, поэтому процесс протекает под повышенным давлением в интервале (2÷4)* 10⁶Па.

Примем давление в начале процесса 22кгс/м² = 22*0,980665*10⁵ Па = 2,15*10⁶ Па (22атм).

Изомеризацию проводят в интервале температур 740-810 К. По мере отработки катализатора температуру повышают до 790-810 К. Примем в расчете температуру подачи сырья и циркулирующего газа в реактор Т_ВХ1=793К.

В промышленных реакторах объемная скорость подачи сырья равна 1-3 ч^-1 В расчете используем числовое значение объемной скорости подачи сырья v₀ = 1.5ч^-1. Циркуляцию водородосодержащего газа поддерживают в интервале 900-1850 м³ (при нормальных условиях) на 1 м³ сырья. Принимаем кратность циркуляции газа по данным производства n_Г= 1500м³/м³. Содержание водорода в водородосодержащем газе достигает 83-93 объем.%. Состав циркулирующего газа приведен в таблице.

Таблица8

Компоненты	H2	CH4	C2H6	C3H8	C4H10	C5H12	C6H14
Содержание, объемн.%	84,37	5,02	3,32	5,07	1,87	0,29	0,06

В уравнениях уменьшение количества углеводородов в питании в результате химических превращений выражено в мольных долях, а состав питания задан в массовых долях. Для пересчета состава питания воспользуемся формулой:

М_С y_I= M_Iy_I^’ (14)

где М_С – средняя молекулярная масса сырья;

М_I – средняя молекулярная масса I-ого компонента (фракции) сырья;

Y_I – cодержание I-го компонента в питании в массовых долях;

Y_I^’ –тоже в мольных долях.

Среднюю молекулярную массу сырья рассчитаем по формуле:

M_C = 0.4 T₅₀ – 45 (15)

где Т₅₀ – температура выкипания 50% бензина, К.

При температуре Т₅₀ = 110+273 = 383К средняя молекулярная масса сырья равна:

М_С = 0,4*391 – 45 = 111,4

Необходимый реакционный объем, м³:

V_р= м³

Задавшись кратностью циркуляции, находят его количество в объемных единицах, нм³/ч:

V_ц.г =W_к.р К (16)

где К – кратность циркуляции ВСГ, нм³/ч³

V_ц.г =160,13*1366=218737,58

Массовое количество циркулирующего газа, кг/ч:

G_ц.г= (17)

где, М_ц.г – молекулярная масса циркулирующего газа

G_ц.г=

Парциальные давления компонентов в сырье ввиду не очень высокого давления и значительного разбавления водородом рассчитываем по формуле:

P_I = π y_I’ (18)

где π – общее давление в аппарате, Па;

y_I’ – содержание i-го компонента в смеси газов, мол. доли.

P_Iа=2,26*0,127=0,287

P_Iн=2,26*0,382=0,863

P_Iп=2,26*0,491=1,109

Количество сырья (в кмоль) равно:

(19)

где G_C – количество сырья, кг/час.

Величина G_C=

Подставив числовое значение величины G_С в предыдущую формулу, получим:

=

кмоль/ч

Количество водородосодержащего газа:

(20)

где n_Г – кратность циркуляции газа, м³/м³;

ρ_С – плотность сырья в жидком виде (при нормальных условиях), кг/м³.

Плотность сырья равна:

кг/м³

Подставив в формулу числовые значения величин, находим:

=

м³/ч

Количество циркулирующего газа в кмолях равно:

кмоль/ч (21)

Таблица – Определение состава циркулирующего газа

Компоненты	Молекулярная масса Mi	Cодержание Y^’гi (таблица 7.2.) мол.доли	МiyГ i^’	Количество NГ i=nГ i^’ *yГ i^’ кмоль/ч
H2		0,84
CH4		0,05
C2H6		0,03

Продолжение таблицы

C3H8		0,05
C4H10		0,01
C5H12		0,002
C6H14		0,001
Cумма	-	1,00	МГ = 6,48=6,5	605544,78

Общее количество парафиновых углеводородов в циркулирующем газе равно:

605544,78 – 510899,7 = 94645,08 кмоль/ч

Таблица – Данные расчета по определению состава смеси сырья и водорода и парциальных давлений ее компонентов

Компоненты	Количество n3 i кмоль/ч	Содержание y3i= мол. доли	Парциальное давление Pi = π*y3i^’=2.15*10^6y3i^’ Па
Cумма	1145,03
H2	891,82
СnH2n+2^*	145,18
СnH2n+2	47,75
СnH2n	48,83
СnH2n-6	11,45

Количество катализатора, необходимого для проведения реакции:

(22)

Насыпная масса алюмоплатинового катализатора равна ρ_К = 560-700 кг/м³. Приняв насыпную массу катализатора ρ_К = 650 кг/м³, находим количество катализатора:

G_K = V_K * ρ_К =

(23)

Расчет реактора

Константа скорости реакции изомеризации. Зная температуру подачи сырья в первый реактор Т_ВХ1 = 793К, из графика при данной температуре находим k₁ = 314,5*10^-9 кмоль/(ч*Па кг катализатора).

Константа химического равновесия реакции изомеризации. При температуре Т_ВХ1 = 793К по уравнению найдем:

K_P1=9.81³*10¹² = 14.96*10²⁰Па³

Материальный баланс реакций в реакторе. На основе рассчитанного количества прореагировавшего сырья и стехиометрических уравнений (1)-(4) в таблице 15 сделан расчет материального баланса реакций.

Из таблицы 7.9 следует, что в результате гидрокрекинга получается углеводородный газ, который обогатит циркулирующий газ.

Количество углеводородного газа, образовавшегося в реакторе, при n=7.7 равно:

(4,11+3,95)*7,7/15 (CH₄+C₂H₆+ C₄H₁₀ C₃H₈+C₅H₁₂+C₆H₁₄) = 52,6*(CH₄+C₂H₆+ C₄H₁₀ C₃H₈+C₅H₁₂+C₆H₁₄)

Cостав газа, покидающего реактор.

Cостав газа, покидающего реактор рассчитаем на основе данных таблиц.

Этот расчет необходим для составления материального баланса реактора.

Таблица16 – Cостав газа, покидающего реактор

Компоненты	Приход, кмоль/ч	Расход, кмоль/ч
СnH2n-6	174,8	174,8+446=3620,8
СnH2n		526-446+6-39,8=17,89
СnH2n+2	676,2	676,2-6-62,7=607,5
Сумма		1274,5
Циркулирующий газ
H2	510899,7	510899+4,46*3+6-39,8*7,7/3-62,7*(7,7-3)/3 = 512043,35
CH4	30394,14	30394,14+47,9=30442,04
C2H6	20102,37	20102,37+47,3=20149,67
C3H8	30707,64	30707,64+47,3=30754,94
4H10	11319,56	11319,56+47,3=11366,86
C5H12	1758,32	1758,32+47,3=1805,62
C6H14	363,05	363,05+47,3=410,35
Сумма	605544,78	606972,83
ВСЕГО	606921,78	608247,33

Материальный баланс реактора. Материальный баланс реактора составляется для определения выхода продуктов

Таблица17 – Материальный баланс реактора

Компоненты	Молекулярная масса Мi	Количество ni, кмоль/ч	Содержание yГ1i^’= мол. доли	МiyГ 1i^’
H2		512043,35
CH4		30442,04
C2H6		20149,67
C3H8		30754,94
C4H10		11366,86
C5H12		1805,62
C6H14		410,35
Сумма	-	1123,08

Средняя молекулярная масса водородсодержащего газа на выходе из реактора рассчитана в таблице 17

Средние молекулярные массы углеводородов С_nH_2n-6, С_nH_2n и С_nH_2n+2, покидающих реактор, не будут равны соответствующим числовым значениям величин на входе в реактор. Рассчитаем новые числовые значения средних молекулярных масс указанных углеводородов.

Количество обогащенного циркулирующего газа на выходе из реактора

1123,08*6,9=7749,25кг/час=7750кг/ч

Таблица – Материальный баланс реактора

Компоненты	Количество ni, кмоль/ч	Содержание yi^’= мол. доли	Средняя молекулярная масса Мi	Количество Gi = ni *Mi кг/час
Приход
СnH2n-6	174,8		101,8
СnH2n			107,8
СnH2n+2	676,2		109,8
H2	510899,7		6,5
СnH2n+2^*
Cумма	514206,7		-
Расход
СnH2n-6	602,8		102,08
СnH2n	64,1		108,08
СnH2n+2	616,8		110,08
H2	512043,35		6,7
СnH2n+2^*	2169,5
Cумма	515496,55		-

Из материального баланса реактора следует, что количество углеводородов, покидающих реактор, равно разности между количеством всего газового потока и количеством обогащенного водородосодержащего газа:

3583170 - 3445250=137920 кг/ч

Напишем уравнение материального баланса для углеводородов, покидающих реактор:

137920 = 602,8С_nH_2n-6 + 64,1С_nH_2n + 618,8С_nH_2n+2

C учетом данных таблицы 9, это уравнение принимает вид:

137920 = 602,8*(14n-6) + 64,1*(14n) + 618,8*(14n+2)

После вычисления найдем, что углеродное число равно n = 7,8. Принятое ранее при расчете количество образовавшегося газа n = 7,7 не могло привести к существенной погрешности при расчетах.

Тепловой баланс реактора

Рассчитаем энтальпию газового потока на входе в аппарат. Предварительный расчет показывает, что ввиду не очень высокого давления и значительного разбавления водородом поправка на давление величины энтальпии не требуется. Состав потока в мольных долях пересчитаем в массовые. Данные по энтальпии при температуре Т_ВХ1=793К для водорода, метана, этана, пропана, бутана и пентана можно найти в справочной литературе.

Таблица 0 – Расчет энтальпии питающей смеси

Компоненты	Молекулярная масса Мi	Количество ni, кмоль/ч	Содер-жание yi^’= мол.доли	Мiyi^’	Содер-жание yi= мол.доли	Энтальпия кДж/кг
qTi^Г	qTi^Гyi
H2
CH4
C2H6
C3H8
C4H10
C5H12
C6H14
СnH2n-6	101,8
СnH2n	107,8
СnH2n+2	109,8
Сумма	-					-

Тепловой эффект реакции рассчитать, пользуясь законом Гесса, нельзя из-за незнания детального химического состава сырья и продуктов реакции. Поэтому воспользуемся формулой:

q_P = -335b (24)

где b- выход водорода в расчете на исходное сырье, масс %.

Из материального баланса реактора следует, что в результате изомеризации получен водород в количестве:

G_H2 = 512043,35 -510899,7 = 1143,65 кмоль/ч

или

G_H2 = 1143,65*М_H2 = 1143,65 *2 = 2287,3 кг/ч

Тогда

=1,5553 масс%

а тепловой эффект реакции:

q_P = -335*1,5552=-519,25 кДж/кг

Тепловой эффект реакции лежит в пределах 356-838 кДж на 1 кг исходного сырья.

Тепловой баланс реактора с учетом принятой величины теплопотерь в окружающую среду в количестве Q₄ = 0.01Q₁ =0,113*10³ кВт приведён в таблице

Из теплового баланса реактора имеем:

Q₃ = Q₁ –Q₂ –Q₄ = 148,3*10³-20,5*10³-1,48*10³ =126,3*10³ кВт (25)

Тогда

q^Г_Твых1 = кДж

Таблица 21 – Тепловой баланс

Потоки	Температура,К	Количество, кг/ч	Энтальпия, кДж/кг	Количество тепла, кВт
Приход
Q1	ТВХ1=801К		2908,36	148,3*10^3
Сумма	-		-	148,3*10^3
Расход
Q2	-	-	519,25	20,5* 10^3 ^*
Q3	ТВЫХ1		q^ГТвых1	Q3
Q4	принимается	-	1,48*10^3
Сумма			-	148,3*10^3

Для определения числового значения температуры Т_ВЫХ1 потока, покидающего реактор, необходимо рассчитать состав смеси на выходе из реактора и построить вспомогательный график зависимости q^Г_Твых1 =f (Т_ВЫХ1).

Состав газа, покидающего реактор, рассчитан на основе данных таблицы 16 и представлен в таблице

Таблица – Состав газа, покидающего реактор

Компоненты	Молекулярная масса Мi	Количество ni, кмоль/ч	Содержание yi^’= мол.доли	Мiyi^’	Содержание yi= мол.доли
H2
CH4
C2H6
C3H8
C4H10
C5H12
C6H14
СnH2n-6	103,3
СnH2n	109,3
СnH2n+2	111,3
Сумма	-

Для построения вспомогательного графика зависимости q^Г_Твых1 =f (Т_ВЫХ1) зададимся двумя ориентировочными числовыми значениями температуры: 713 К и 743 К. Значение энтальпии при этих температурах рассчитаны в таблице 23

Таблица23 – Значение энтальпии при температурах: 713 К и 743 К

Компоненты	Содержание yi, масс.доля	Энтальпия, кДж/кг
713 К	743 К
q^ГТi	q^ГТi*yi	q^ГТi
H2	0,2246
CH4	0,1017
C2H6	0,1158
C3H8	0,28
C4H10	0,2691
C5H12	0,0279
C6H14	0,0069
СnH2n-6	0,0125
СnH2n	0,0013
СnH2n+2	0,0153
Сумма	1,0000	-		-

Вспомогательный график q^Г_Твых1 =f (Т_ВЫХ1), построенный по данным таблице 23, представлен на рис. 1. Из него найдем, что энтальпии q^Г_Твых1 =1958 кДж/кг соответствует температура Т_ВЫХ1 = 740 К.

Перепад температуры в первом реакторе равен ΔТ = Т_ВХ1 - Т_ВЫХ1 = 801 – 767 = 34 К.

q^Г_Твых1

2000

1900

1800

Рисунок - График зависимости q^Г_Твых1 =f (Т_ВЫХ1)

Основные размеры реактора

Диаметр реактора рассчитаем так, чтобы перепад давления Δπ_СЛ1 в слое катализатора не превышал допустимого значения [Δπ_СЛ1 ].

Величину [Δπ_СЛ1 ] для реактора примем по данным таблицы:

[Δπ_СЛ1 ] = 86666,7 Па = 0,086*10⁶ Па

где 0,5 – доля гидравлического сопротивления слоя в общем гидравлическом сопротивлении реактора.

- число реакторов.

Последующим расчетом принятое значение должно быть подтверждено.

Для расчета воспользуемся формулой

(26)

где - потери напора на 1м высоты (толщины слоя катализатора в реакторе, Па/м);

λ – порозность слоя;

ω – скорость фильтрования, м/с;

ρ_CМ – плотность газов кг/м³;

ν_СМ - кинематическая вязкость, м²/с;

d_Э – эквивалентный диаметр частиц катализатора, м.

По разности слоя катализатора при допущении упорядоченного расположения частиц катализатора равна:

(27)

где v_Ш – объем шара, эквивалентный объему частицы катализатора цилиндрической формы, м³;

v_КУБ – объем куба, описанного вокруг шара, м³.

Цилиндрические частицы алюмоплатинового катализатора имеют диаметр 2-3мм и высоту 4-5мм. Если принять диаметр цилиндрика равным d = 0,003м и высоту принять равной H = 0,005м, то

м³

(28)

Сторона куба, описанного вокруг шара, равна эквивалентному d_Э диаметру этого шара:

м (29)

Числовое значение порозности при v_КУБ = d_Э²:

V_CЕК – объем газов, проходящих через свободное сечение реактора найдем по формуле:

(30)

где G – количество газовой смеси в реакторе, кг/ч;

Т_СР1 – средняя температура в реакторе, К;

Z = 1 – коэффициент сжимаемости газа, значительно разбавленного водородом;

М_СР – средняя молекулярная масса газовой смеси; π_СР1 – среднее давление в реакторе, Па.

Средняя температура в реакторе равна:

767 К (31)

Среднее давление в реакторе примем равным:

3,42*10⁶ Па (32)

Тогда

= =248,59м³/с

Приняв диаметр реактора D_P1 = 1.6м, вычислим площадь поперечного сечения реактора, через которую проходит газ:

Высота слоя катализатора в стакане:

(33)

Подставив числовые значения величин в формулу для расчета скорости фильтрации, получим:

(34)

Допустимая скорость потока в аксиальных реакторах составляет 0,4 –0,6м/с., как видно скорость движения газового потока в реакторе находиться в допустимых пределах.

Плотность газовой смеси на выходе из реактора:

(35)

где ρ_I – плотность компонентов газовой смеси, кг/м³;

y_I^’ – содержание компонентов в газовой смеси, мол.доли (объемн. доли).

Плотность компонентов газовой смеси при средней температуре Т_СР.1 = 771К в реакторе:

(36)

га де М_i –средние молекулярные массы компонентов

Результаты расчета плотности даны в таблице

Таблица – Расчет плотности

Компоненты	Содержание Yi’, мол.доли.	Плотность ρI, кг/м^3	ρI * Yi’,
СnH2n-6	0,0011	56,13	0,0617
СnH2n	0,0001	59,39	0,0059
СnH2n+2	0,0011	60,48	0,0665
H2	0,9975	3,64	3,6309
СnH2n+2^*
Cумма	1.0000	-	3,765

Определяется высота реактора

Дата добавления: 2015-06-04