Химические реакторы. Основные типы реакционных аппаратов. Схемы расчета реакционных аппаратов

Размещено на http://www.allbest.ru/

Лекция

Химические реакторы. Основные типы реакционных аппаратов. Схемы расчета реакционных аппаратов

Применение рециркуляции

Рециркуляцию непрореагировавшей части исходного реагента (сырья) применяют с целью:

а) увеличения выхода целевого продукта на исходный реагент;

б) подавления побочных реакций путем изменения соотношения реагентов в рабочей зоне реактора.

Обозначим:

L - количество свежего исходного реагента (свежее сырье) в загрузке актора, кмоль/ч; R - количество рециркулята в загрузке, кмоль/ч; P - количество получаемого целевого продукта, кмоль/ч.

Выход целевого продукта на суммарную загрузку (в мольных долях) равен:

10.9

То же, на свежее сырье

b'= P/L 10.10

Рециркуляцию количественно характеризует коэффициентом рециркуляции R_R :

10.11

Время реагирования и скорость подачи сырья

Степень конверсии сырья при прочих равных условиях зависит от времени реагирования, т. е. от продолжительности реакции, которую принято выражать временем пребывания сырья (реагирующей смеси) в рабочей зоне реактора.

В периодических реакторах время пребывания ф в аппарате всех частиц одинаково и может быть непосредственно замерено. Во всех проточных реакторах (исключая теоретический случай -- аппарат идеального вытеснения) время пребывания в реакторе разных частиц потока различно. Поэтому продолжительность реагирования в проточных реакторах характеризуют средним временем пребывания реагирующей смеси в зоне реакции, которую численно принято выражать различными способами, например:

а) действительное среднее время пребывания реагирующей смеси в реакционной зоне:

ф=V_с&/V; 10.12

б) условное среднее время ф₀, найденное как величина, обратная объемной скорости подачи сырья q:

ф=l/q = V_p/V₀; 10.13

в) условное среднее время т„, найденное как величина, обратная массовой скорости подачи сырья g:

ф_M = l / g = G_K / G = V_{p C} / G; 10.14

где V_P -- рабочий объем реактора (объем реакционной зоны), м³;

G -- массовый расход реакционной смеси, кг/с;

V -- средний объемный расход реакционной смеси в реакторе, м³/с;

V₀ -- условный объемный расход загружаемой сырьевой смеси в холодном (стандартном) состоянии м³/c;

G_K -- масса катализатора в рабочем объеме реактора, кг;

с -- концентрация частиц катализатора в реакционной зоне, кг/м⁸;

& -- порозность слоя катализатора (или насадки) в аппарате, m³/m³;

q = V₀/V_P -- объемная скорость подачи, с-¹;

g = G/G_к -- массовая скорость подачи, с^-1;

При подсчете V₀ за стандартное состояние в случае жидкого сырья принимают 20°С, для газообразного -- 0°С и 101,3 кПа. Под сырьевой смесью при вычислениях G, V и V₀ понимают либо только свежее сырье, либо суммарную загрузку -- свежее сырье L плюс рециркулят R, что должно быть специально оговорено.

В реакционных аппаратах с зерненным или порошкообразным циркулирующим катализатором определяют также среднее время пребывания катализатора (ф_к, с) в той или иной зоне аппарата:

ф_к =G_k/G_ц =V_k/G_ц 10.15

где G_K -- масса катализатора в объеме рассматриваемой зоны, кг; G_ц -- массовый расход циркулирующего катализатора, кг/с; с -- концентрация катализатора в зоне, кг/м³.

В случае реакторов со стационарным слоем либо с движущимся сплошным слоем зерненного катализатора в формулах 10.14 и 10.15 концентрация катализатора с заменяется на насыпную плотность с_нас катализаторного слоя.

Основные размеры реакционных аппаратов

Для определения основных размеров химических реакторов необходимо иметь полное математическое описание (полную знаковую модель) в виде системы дифференциальных уравнений материальных балансов для компонентов реакционной смеси и дифференциального уравнения теплового баланса, учитывающих гидродинамическую структуру потока, а также кинетические уравнения теплообмена, массообмена и химических реакций. Вследствие сложности математического описания [16, 54] математическое моделирование большинства нефтехимических объектов проводят, применяя упрощающие допущения. С другой стороны, полное физическое моделирование работы реакторов с целью использования данных, полученных на лабораторной модели для проектирования промышленного реактора, практически невозможно из-за необходимости обеспечения одновременного равенства большого числа критериев гидродинамического, теплового, массообменного и химического подобия. Последнее требование оказывается невыполнимым вследствие несовместимости некоторых критериев подобия.

Например, для химического подобия надо обеспечить равенство времени пребывания (ф = V_Р/V = l/w), а для гидродинамического, теплового и диффузионного подобия -- равенство произведения w*l. В первом случае с увеличением размеров реактора l надо увеличить линейную скорость потока щ, а во втором случае, наоборот, уменьшить ее. Поэтому приходится производить лишь приближенное физическое моделирование, пренебрегая условием равенства некоторых критериев подобия, которые в определенных условиях мало влияют на реакционный процесс.

Таким образом, в сложных случаях проектирование реакторов проводят в несколько этапов: лабораторная модель > пилотная модель> полупромышленный реактор>промышленный аппарат. На каждом этапе снимаются экспериментальные данные, обеспечивающие желательный результат работы. Опытные данные, полученные на каждом предыдущем этапе, используются на последующем этапе для проектирования более крупного реактора.

Сочетая уравнения 10.12--10.15, получим следующие соотношения, связывающие основные параметры, характеризующие рабочую зону реакционного аппарата:

10.16.

Последнее выражение можно использовать для определения объема (VP, м3) реакционной зоны на основе практических данных о времени пребывания либо скорости подачи.

Поперечное сечение реакционной зоны (S, м2), как и любого аппарата, можно вычислить из уравнения расхода в зависимости от допускаемых скоростей потока:

S = V / щ = V0 / щ0 = G/u 10.17.

где щ и щ0 - допустимые значения фиктивных (т.е. в пересчете на полное сечение) объемных скоростей (м/с), вычисленных по расходам V и V0 (м3/с) соответственно; u=G/S - допустимая массовая скорость потока, кг/(м2*с); G - массовый расход потока реакционной смеси, кг/с.

Затем получим длину (высоту) реакционной зоны:

Н_р = V_p / S 10.18.

и полную длину (высоту) аппарата:

H = H_p + H_o 10.19

где Н_о - дополнительная длина (высота) вне реакционной зоны (например, высота сепарационной зоны над псевдоожиженным слоем). Обычно принимают Н_о ? 4,5 м.

Реакторно-регенерационный блок каталитического крекинга

На установках каталитического крекинга с микросферическим катализатором последний непрерывно циркулирует между реактором и регенератором. Интенсивность циркуляции катализатора (R_ц):

10.20

где G_ц - поток циркулирующего (регенерированного) катализатора, поступающего в реактор, кг/ч. L+R - суммарная загрузка реактора свежим L и рециркулирующим R сырьем, кг/ч.

Количество циркулирующего в системе катализатора G_ц, а следовательно, и кратность циркуляции его R_ц не могут приниматься произвольно. Величина G_ц , избыток теплоты в регенераторе Q_изб и удельная энтальпия h_L сырья, поступающего в реактор, должны быть увязаны с помощью тепловых балансов реактора и регенератора. Если, например, задаться значением h_L, то из теплового баланса реактора можно найти количество циркулирующего катализатора G_ц а из баланса регенератора - избыточную теплоту Q_изб.

С другой стороны, можно составить материальный баланс по сжигаемому коксу (К, кг/ч):

10.21.

где х_отр - содержание кокса на обработанном катализаторе, % (масс.);

х_per - то же, на регенерированном катализаторе; G_ц - количество циркулирующего катализатора, кг/ч.

Из последнего уравнения при найденном значении G_ц можно определить содержание кокса на обработанном катализаторе:

10.22.

Для эффективной работы реактора величина х_отр не должна быть выше рекомендуемых значений.

Ниже приводятся практические данные о средних показателях работы установок каталитического крекинга с микросферическим цеолитсодержащим катализатором [9, 14, 41-44], которые использованы в примере 10.3.

1. Температура єС -

в реакторе - 480-510

в регенераторе - 580-620

ввода сырья в реактор - 200-360

ввода перегретого пара в реактор - 350-400

2. Давление в реакторе и регенераторе, МПа - 0,15-0,30

3. Массовая скорость подачи сырья, кг/(кг*ч)

в лифт - реакторе - 55-130

общая (лифт-реактор плюс форсированный «кипящий» слой) - 20-22

4. Кратность циркуляции катализатора - 2-15

5. Коксосъем, кг/ч на 1 т катализатора, находящегося в регенераторе - 20-45

6. Содержание кокса, % (масс.):

на регенерированном катализаторе - 0,2-0,4

на отработанном катализаторе - 0,8-1,8

7. Насыпная плотность катализатора, кг/м³ - 720-800

8. Концентрация катализатора во взвеси, кг/м³

в «кипящем» слое - 240-550

в стояках - 240-600

в линиях пневмотранспорта - 20-80

в лифт - реакторе - 40-80

в отпарной секции реактора - 330-460

9. Скорость (фиктивная) паров и газов , м/с:

в зонах «кипящего» слоя - 0,4-0,75

в зоне отпаривания реактора - 0,2-0,4

на входе в лифт - реактор - 6-10

на выходе из лифт - реактора - 15-25

10. Линейная скорость потока взвеси, м/с:

в пневмотранспортных линиях - 5-12

в стояках - 0,6-2,1

11. Линейная скорость паров и газов в шлемовых трубах реактора и регенератора, м/с - 25-40

12. время пребывания катализатора:

в лифт-реакторе, с - 3-4

в отварной секций, мин - 1-3

в регенераторе, мин - 4-20

13. Расход воздуха на сжигание кокса, кг/кг - 11-13

14. Расход водяного пара на отпарку, % (масс.), на циркулирующий катализатор - 0,25-1,0

15. Количество теплоты, кДж:

Реакции на 1 кг свежего сырья - 210-275

сгорания 1 кг кокса (низшая) - 25000-32000

16. Средняя теплоемкость, кДж/(кг*К):

кокса - 1,65-2,51

катализатора - 1,05-1,13

рециркуляция реактор каталитический крекинг

Размещено на Allbest.ru