Для зменшення коксових відкладень риформінг здійснюється при надлишку водня. З цією метою на блоці циркулює воденьвмісний газ (ВВГ). Приймемо тиск на початку процесу (у першому реакторі) Р_п=3,43МПа. Риформінг бензинових фракцій здійснюють в інтервалі температур 740-810К. По мірі відпрацювання каталізатора температуру підвищують до 800-810К. Приймемо у розрахунку температуру подачі сировини і циркулюючого газу в перший реактор Т_вх1=803К. В промислових реакторах об'ємна швидкість подачі сировини дорівнює 1-3 год^-1. В разрахунку використовуємо числове значення об'ємної швидкості подачі сировини U₀=2 год^-1. Циркуляцію ВВГ підтримують в інтервалі 900-1850м³ (при нормальних умовах) на 1м³ сировини. Приймаємо кратність циркуляції ВВГ n_г=1500м³/м³.

Вихідними даними для розрахунку є продуктівність реактора по сировині, вуглеводневий склад сировини, температура реакції, тиск у реакторі, об'ємна швидкість подання сировини. Всі вони приймаються на основі літературних та практичних даних.

Продуктивність реактора 300000 т/рік; тиск на вході в перший реактор 3,43МПа; об'ємна швидкість подання сировини 2 год^-1; кратність циркуляції водневмісного газу 1500нм³/м³; температура на вході у реактори 803К. Якість сировини (фракції 62 - 180єС) і склад водневмісного газу наведені відповідно в табл. 5.2 і 5.3.

Таблиця 5.2 Характеристика сировини

Відносна густина с293277	Фракційний склад, К	Вуглеводневий склад, % мас
	nк	10%	50%	90%	кк	арени	нафтени	парафіни
0,7124	335	348	385	428	453	12	38	50

Таблиця 5.3 Склад водневмісного газу

Компоненти	Н2	СН4	С2Н6	С3Н8	С4Н10	С5Н12
Вміст, объемн., %	86	4	5	3	1	1

Середню молекулярну масу сировини розрахуємо по формулі:

М_c = 0,4Т₅₀ - 45

де Т₅₀ - температура викіпання 50% бензину, К.

М_с = 0,4 · 385 - 45 = 109

Середні молекулярні маси ароматичних, нафтенових і парафінових вуглеводнів живлення можна розрахувати, виходячи з умови, що число атомів п вуглецю в них буде однаковим. Формули для розрахунку молекулярних мас вуглеводнів живлення наведені в табл. 5.4.

Таблиця 5.4

Вуглеводні (компоненти)	Формула Вуглеводню	Формула для розрахунку молекулярної маси по вуглецевим числом
Ароматичні Нафтенові Парафінові	СnН2n-6 СnН2n СnН2n+2	Ma = 12n + 1 (2n - 6) = 14n - 6 Mн = 12n + 1 · 2n = 14n Mп = 12n + 1 (2n + 2) = 14n + 2

Для того, щоб розрахувати вуглецеве число n використовуємо формулу:

М_с = 1/ (y_a / M_a + y_н/ M_н + y_п / М_п) (5.4)

де y_a y_н y_п - вміст ароматичних, нафтенових і парафінових вуглеводнів у живленні.

M_a, M_н, М_п середні молекулярне маси вуглеводнів (табл.5.4).

Графічне рішення цього рівняння: n=7,7

Числові значення молекулярних мас вуглеводнів будуть такими:

М_а = 14n - 6 = 14 · 7,7 - 6 = 101,8

М_н = 14n = 14 · 7,7 = 107,8

М_п = 14n + 2 = 14 · 7,7 + 2 = 109,8

Середню молекулярну масу сировини визначемо за формулою

М_с = 1 / (0,056/91,52) + (0,247/97,52) + (0,697/99,52) = 98,54

Перерахунок складу сировини зроблений в табл. 5.5.

Таблиця 5.5

Компоненти	Молекулярна маса, Мі	Зміст у сировину
		yi, масс. частки	y'і = yi (Mc/Mi), мол. частки
CnH2n-6 CnH2n CnH2n+2 Сума	101,8 107,8 109,8 ------	0,12 0,38 0,50 1,00	0,127 0,382 0,491 1,000

Парціальні тиски компонентів у сировині внаслідок не дуже високого тиску і значного розбавлення воднем розрахуємо за формулою:

p_i = р у'_і (5.5)

де р - загальний тиск в апараті, Па; у'_і - вміст і-го компоненту в суміші газів, мол. частки.

Кількість сировини розрахуємо за формулою:

n_c1 = G_c/M_c (5.6)

де G_с - кількість сировини, кг/год.

Розрахуємо величину G_c:

G_c = (300000 · 1000) / (320 · 24) = 39063 кг/год

Підставивши числове значення величини G_c у попередню формулу, отримаємо:

n_c1 =39063 / 109 = 358,4 кмоль/год

Розрахункові дані по кількості і складу сировини наведені в таблиці 5.6

Таблиця 5.6

Компоненти	Мольна частка	Кількість nc1i = nсу'c1i, кмоль/год
CnH2n-6 CnH2n CnH2n+2 Сума	0,127 0,382 0,491 1,000	45,52 136,91 175,97 358,4

Кількість водневмісного газу розрахуємо за формулою:

G_г = G_c / с_c n_г(5.7)

де n_г - кратність циркуляції газу, нм³/м³; с_c - густина сировини в рідкому вигляді (при нормальних умовах), кг/м³.

Густина сировини дорівнює:

тоді:

G_г = 39063 / 712 · 1500 = 82296 м³/год

Кількість циркулюючого газу в кмолях дорівнює:

n'_г = G_г / 22,4 =82296 / 22,4 = 3673,9 кмоль/год

Дані по визначенню складу циркулюючого газу наведені в таблиці 5.7.

Таблиця 5.7

Компоненти	Молекулярна маса, Мі	Вміст у'гі, мол. частки	Міу'гі	Кількість nгі = n'гу'гі,кмоль/год
H2 CH4 C2H6 C3H8 C4H10 C5H12 Сума	2 16 30 44 58 72 ---	0,86 0,04 0,05 0,03 0,01 0,01 1,00	1,72 0,64 1,50 1,32 0,58 0,72 6,48 ? 6,5	3159,6 147,9 183,7 110,2 36,7 36,7 3673,9

Загальна кількість парафінових вуглеводнів у циркулюючому газі (табл. 5.7) дорівнює: 3673,9 - 3159,6 = 514,3 кмоль/год.

Дані розрахунку по визначенню складу суміші сировини і водню і парціальних тисків її компонентів наведені в табл. 5.8.

Таблиця 5.8

Компоненти	Кількість nзі, кмоль/год	Вміст у'зі = nзі / Уnзі, мол. частки	Парціальний тиск pi = ріу'зі =3,43 · 106 · у'зі, Па
CnH2n-6 CnH2n CnH2n+2 H2 CnH2n+2 Сума	45,52 136,91 175,97 315936 514,3 4032,3	0,011 0,034 0,044 0,784 0,127 1,0000	37,73*103 116,6*103 150,9*103 2689,1*103 435,7*103 3430*103

Кількість каталізатору, яка необхідна для проведення реакції розрахуємо по формулі:

V_k = G_c / (с_c х_o)

де х_o - об'ємна швидкість подання сировини, год^-1;

с_c - густина сировини кг/м³

V_k = 39063 / (712*2) = 27,3м³

Знайдемо масу каталізатора за формулою

G_к = х_kс_к (5.8.)

де с_к - насипна густина каталізатору і дорівнює 670кг/м³

G_к =27,3 · 730 = 20002 кг.

Каталітичний риформінг здійснюєть у блоці з трьох послідовно з'єднаних реакторів. Каталізатор між реакторами розподіляємо у співвідношенні 1:2:4.

Таблиця 5.9 Розподілення каталізатора між реакторами

Номер реактора	Кількість катализатору
	хki, м3	Gki, кг
1 2 3 Сумма	3,9 7,8 15,6 27,3	2847 5694 11388 20002

5.2 Розрахунок першого реактора

Константа швидкості реакції ароматизації

Знаючи температуру подачі сировини в перший реактор Т_вх1 = 803 К, з графіка (3.13, стр.254) [16] при 1000/Т_вх1 =1000/803=1,245 отримаємо k₁=314,5 10^-9 кмоль/(год · Па · кг каталізатора).

Константа хімічної рівноваги реакції ароматизації.

При температурі Т_вх1 = 803 К по рівнянню (5.9) знайдемо:

k_р1 = 9,81³ · 10¹² е^{46,15-25600/Т} (5.9)

де Т - температура у реакторі, К

k_р1 = 9,81³ · 10¹² е^{46,15-25600/803} = 14,96 · 10²⁰ Па³

Зменшення кількості нафтенових вуглеводнів в результаті реакції ароматизації.

Підставивши числові значення знайдених величин у рівняння (5.10), визначимо відносне зменшення кількості нафтенових вуглеводнів в реакторі в результаті першої реакції:

- (dN_н / dх_R) = k₁p_н - k₁/k_p1 · p_ap³_н2 (5.10)

де N_н - частка нафтенових вуглеводнів у живленні, що зазнали хімічного перетворення, кмоль/кмоль;

х_R - величина, зворотня об'ємній швидкості живлення, кг каталізатору / (кмоль/год) сировини;

k₁ - константа швидкості реакції, кмоль/(год·Па·кг каталізатору);

k_p1 - константа хімічної рівноваги, Па³;

p_н, p_a, p_н2 - парціальні тиски нафтенових, ароматичних вуглеводнів та водню, Па

(dN_н/dх_R) = = 0,0365 кмоль/(год·кг каталізатору)

Після поділу перемінних і інтегрування отримаємо:

- N_н11 = 0,0365 х_R1

Знак мінус у лівій частині отриманого рівняння вказує на зменшення кількості нафтенових вуглеводнів у результаті реакції їх ароматизації, знак плюс у правій частині - на перевагу прямої реакції.

Величина х_R1 для першого реактора розраховується за формулою:

V_R1 = G_k1 / n_с1 (5.11)

де n_с1 = n_с - кількість сировини, яка подається в перший реактор, кмоль/год.

G_k1 - кількість каталізатору у першому реакторі, кг.

V_R1 =2847/358,4 =7,94 кг каталізатору/(кмоль/год) сировини

Тоді частка нафтенових вуглеводнів, що зазнала ароматизації, дорівнює:

N_н11 = 0,0365 · 7,94 = 0,2898

Розрахуємо кількість нафтенових вуглеводнів, що залишилося після реакції ароматизації:

N_н11 = (у'_сн1 - N_н11) n_c1 = (0,3820-0,2898) · 358,4 = 33,04 кмоль/год (5.12)

де у'_сн1 - мольна частка нафтенових вуглеводнів у сировині,

Кількість нафтенових вуглеводнів, що перетворилося в ароматичні вуглеводні:

n_на1 = n_сн1 - а_н11 = 136,91 -33,04 =103,87 кмоль/год (5.13)

де n_сн1 - кількість нафтенових вуглеводнів у сировині.

Константа швидкості реакції перетворення нафтенових вуглеводнів у парафінові.

При температурі сировини Т_вх1 = 803 К і 1000/Т_вх1 = 1,245 з графіку [16] знайдемо: k₂ = 2,398 · 10^-15 кмоль/(год · Па² · кг каталізатору)

Константа хімічної рівноваги реакції перетворення нафтенових вуглеводнів у парафінові.

За допомогою рівняння (5.14) знайдемо k_р2 :

k_р2 = 98,1^-1 · 10^-3 е^4450/Т-7,12 = 98,1^-1 · 10^-3 е^{4450/803-7,12} = 0,00209 · 10^-3 Па^-1 (5.14)

де Т - температура у реакторі, К

Величина k_р2 < 1 указує на перевагу зворотної реакції - перетворення парафінових вуглеводнів у нафтенові.

Збільшення кількості нафтенових вуглеводнів в результаті реакції перетворення, парафінових вуглеводнів у нафтенові.

Підставивши числові значення величин у рівняння 5.15, обчислимо відносне збільшення кількості нафтенових вуглеводнів у реакторі в результаті другої реакції:

-dN_н/dх_R = k₂p_нp_н2 - k₂/k_p2 · p_п (5.15)

де p_п - парціальний тиск парафінових вуглеводнів, Па

-dN_н/dх_R=2,398·10^-15·116,6*10³·2689,1·10³-(2,398·10^-15/0,00209·

10^-3)·150,9·10³ = 751,89 · 10^-3 кмоль/(год · кг каталізатора)

Частку парафінових вуглеводнів, що зазнала перетвореннь в результаті другої реакції визначемо за формулою:

N_н12 =0,752 · 10^-3 V_R1 (5.16)

N_н12 = 0,752 · 10^-3 · 7,94 = 0,00597

Кількість парафінових вуглеводнів після проведення першої і другої реакції визначемо за формулою:

n_н12 = (y'_сн1 - N_н11 + N_н12) n_c1 (5.17)

n_н12 = (0,382-0,2898+0,00597) · 358,4 =35,18 кмоль/год

Кількість парафінових вуглеводнів, перетворених у нафтенові:

n_нп1 = n_н12 - n_н11 = 35,18 -33,04 = 2,14 кмоль/год (5.18)

Константа швидкості реакції гідрокрекінгу нафтенових вуглеводнів.

При Т_вх1 = 803 К и 1000/Т_вх1 = 1,245 з графіка [16] знайдемо k₃ = 0,1 кмоль/(год · кг каталізатору)

Зменшення кількості нафтенових вуглеводнів в результаті реакції гідрокрекінгу.

Підставивши числові значення величин у рівняння 5.19, визначемо відносне зменшення кількості нафтенових вуглеводнів у реакторі в результаті третьої реакції:

(dN_н13 /dх_R1) = k₃ · p_н / П (5.19)

де П - загальний тиск у реакторі, Па

- dN_н13 /dх_R1 = 0,1·(116,6·10³/3,43·10⁶) = 0,0034 кмоль/(год · кг каталізатори)

Визначемо частку нафтенових вуглеводнів, що зазнала перетворення при гідрокрекінгу:

N_н13 = 0,0034 · V_R1 (5.20)

N_н13 = 0,0034 · 7,94= 0,027

Кількість нафтенових вуглеводнів, що залишилося після проведення перших трьох реакцій визначемо за формулою:

n_н13 = (y'_сн1 - N_н11 + N_н12 - N_н13) n_c1 (5.21)

n_н13 = (0,3820-0,2898+0,00597-0,027) · 358,4 = 25,5 кмоль/год

Кількість нафтенових вуглеводнів, які підлягли гідрокрекінгу:

n_нг1 = n_н12 - n_н13 = 35,18 -25,5 =9,68 кмоль/год(5.22)

Зменшення кількості парафінових вуглеводнів у результаті реакції гідрокрекінгу.

За допомогою рівняння 5.23 обчислимо відносне зменшення кількості парафінових вуглеводнів у реакторі в результаті четвертої реакції:

-dN_п1/dх_R1 = k₄ · p_н / П (5.23)

де k₄ = k₃ - константа швидкості реакції, кмоль/(год · кг каталізатори)

-dN_п1/dх_R1 = 0,1 · (150,9 · 10³ / 3,43 · 10⁶) = 0,0044 кмоль/(год · кг каталізатори)

Частка парафінових вуглеводнів, підданих гідрокрекінгу буде наступною:

-N_п1 = 0,0044 ·7,94 = 0,035

Кількість парафінових вуглеводнів живлення, яка залишилася після реакції гидрокрекінгу визначимо за формулою:

n_п14 = (y'_сп1 - N_п1) n_с1 (5.24)

де y'_сп1 - мольна частка парафінових вуглеводнів у сировині реактору

n _п14 = (0,491 -0,035) ·358,4 = 163,43 кмоль/год

Кількість парафінових вуглеводнів, яка перетворилась в газ, дорівнює:

n_пг1 = n_п1 - n_п14 =175,97-163,43 =12,54 кмоль/год (5.25)

Матеріальний баланс реакцій у реакторі.

На основі розрахованої кількості прореагувавшої сировини в таблиці 5.10 зроблений розрахунок матеріального балансу реакцій.

Таблиця 5.10 Матеріальний баланс реакцій у реакторі

Кількість компонентів, що вступили в реакцію, кмоль/год	Кількість продуктів реакції, кмоль/год
101,87СnH2n 2,14СnH2n+2 9,68СnH2n + 9,68(n/3)Н2 12,54СnH2n+2+12,54 ((n-3)/3)Н2	101,87СnH2n-6 + 101,87 · 3Н2 2,14СnH2n + 2,14Н2 9,68(n/15)(СН4+С2Н6+С3Н8+С4Н10+С5Н12) 12,54(n/15)(СН4+С2Н6+С3Н8+С4Н10+С5Н12)

З таблиці 5.10 випливає, що в результаті гідрокрекінгу утворюється вуглеводневий газ, який збагачує циркулюючий газ.

Кількість вуглеводневого газу, що утворюється в реакторі при n = 7,7 дорівнює:

(9,68+12,54)(7,7/15)(СН₄+С₂Н₆+С₃Н₈+С₄Н₁₀+С₅Н₁₂)= = 11,41 (СН₄ + С₂Н₆+ С₃Н₈+С₄Н₁₀+С₅Н₁₂)

Склад газу, що залишає реактор розрахуємо на основі даних таблиці 5.6.

Таблиця 5.11 Склад газу, що залишає реактор

Компоненти	Прихід, кмоль/год	Витрати, кмоль/год
CnH2n-6 CnH2n CnН2n+2 Сума Циркулюю-чий газ H2 CH4 C2H6 C3H8 C4H10 C5H12 Сума Всього	45,52 136,91 175,97 358,4 3159,6 147 183,7 110,2 36,7 36,7 3673,9 4032,3	45,52+101,87=147,39 136,91-101,87+2,14-9,68=27,5 175,97-2,14-12,54=161,29 336,18 3159,6+101,87*3+2,14-9,68*(7,7/3)-12,54*(7,7/3)=3422,9 147+11,41=158,41 183,7+11,41=195,11 110,2+11,41=121,6 36,7+11,41=48,11 36,7+11,41=48,11 39943,23 4330,41

Матеріальний баланс реактора складається для визначення виходу продуктів риформингу.

Таблиця 5.12 Матеріальний баланс реактору

Компоненти	Молекулярна маса, Мі	Кількість ni, кмоль/год	Вміст у'г1і = ni / Уni, мол. частки	Міу'г1і
H2 CH4 C2H6 C3H8 C4H10 C5H12 Сума	2 16 30 44 58 72 ---	3422,9 158,41 195,11 121,6 48,11 48,11 3994,23	0,857 0,040 0,049 0,030 0,012 0,012 1,0000	1,714 0,64 1,47 1,32 0,696 0,864 6,7

Середня молекулярна маса водневмісного газу на виході з реактору розрахована в таблиці 5.12

Середні молекулярні маси вуглеводнів C_nН_2n-6 C_nН_2n C_nН_2n+2, що залишають реактор, не будуть дорівнювати відповідним числовим значенням величин на вході в реактор. Розрахуємо нові числові значення середніх молекулярних мас зазначених вуглеводнів.

Кількість збагаченого циркулюючого газу на виході з реактора (таблиця 5.10): 3994,23*6,7 = 26761 кг/год

З матеріального балансу реактора випливає, що кількість вуглеводнів, що залишають реактор, дорівнює різниці між кількістю всього газового потоку і кількістю збагаченого водневмісного газу: 62594,7-2676,1=358833,7кг/год

Запишемо рівняння матеріального балансу для вуглеводнів, що залишають реактор: 35833,7= 147,39С_nH_2n-6 +27,5С_nH_2n + 161,29С_nH_2n+2

З урахуванням даних табл. 5.10 це рівняння прийме вид:

35833,7= 147,39 (14n - 6) + 27,5· 14n + 161,29 (14n + 2)

Після обчислення знайдемо, що вуглецеве число дорівнює п = 7,733.

Числові значення молекулярних мас вуглеводнів, що залишають реактор будуть наступними:

М_а = 14 · 7,733 - 6 = 102,26

М_н = 14 · 7,733= 108,26

М_п = 14 · 7,733+ 2 = 110,26

Матеріальний баланс першого реактора наведений в таблиці 5.13

Таблиця 5.13

Компоненти	Кількість ni, кмоль/год	Вміст у'і = ni / Уni	Середня молекулярна маса, Мі	Кількість Gi=niMi кг/год
Прихід CnH2n-6 CnH2n CnH2n+2 H2 CnH2n+2 Сума Витрата CnH2n-6 CnH2n CnH2n+2 H2 CnH2n+2 Втрати Сума	45,52 136,91 175,97 3159,6 514,3 4032,3 147,39 27,5 161,29 3422,9 571,33 4330,41	0,0113 0,034 0,044 0,784 0,127 1,0000 0,034 0,007 0,037 0,790 0,132 1,0000	101,8 107,8 109,8 6,5 102,26 108,26 110,26 6,7	4633,9 14758,9 19321,5 2388,4 62594,7 15072,2 2977,2 17784,0 26761,3 62594,7

Розрахунок теплового балансу першого реактора

Основні реакції риформингу протікають з поглинанням тепла. Перепад температури в реакторах залежить від групового вуглеводневого складу сировини і від температури реакції.

Рівняння теплового балансу реактора в загальному вигляді:

Q₁ = Q₂ + Q₃ + Q₄ (5.26)

де Q₁ - приход тепла з сировиною і циркулюючим газом, кВТ;

Q₂ - витрата тепла на реакції риформингу, кВТ;

Q₃ - витрата тепла з продуктами реакції і циркулюючим газом; кВт

Q₄ - втрати в навколишнє середовище, кВт.

Розрахуємо ентальпію газового потоку на вході в апарат. Попередній розрахунок вказує, що при невисокому тиску і значному розбавлені воднем поправка на тиск величини ентальпії не потрібно. Склад потоку (табл.. № 4, 5, 15) в мольних частках перераховуємо в масові частки. Дані по ентальпії при температурі Т_вх1 = 803 К для водню, метану, етану, пропану, бутану і пентану знаходимо в літературі . Для ароматичних, нафтенових, парафінових вуглеводнів знаходимо по таблиці. При цьому потрібно розрахувати відносну густину вуглеводнів при температуру 288К по відомій величині їх молекулярних мас .

За формулою Крега розрахуємо відносну густину вуглеводнів при 288 К:

М = 44,29·с²⁸⁸₂₈₈/(1,03-с²⁸⁸₂₈₈)

Звідси

с²⁸⁸₂₈₈ = М·1,03/(44,28+М)

де М - молекулярна маса вуглеводню.

Знайдені дані відносної густини вуглеводнів наведені в таблиці № 5.14.

Таблиця 5.14

Вуглеводні	Відносна густина с288288
	На вході в реактор	На виході з реактору
Ароматичні Нафтенові Парафінові	0,7177 0,7301 0,7339	0,7187 0,7310 0,7348

Таблица 5.15

Компонент	Молекулярна маса, Мi	Кількість ni, кмоль / год	Вміст y`i = ni / Уni, мол. частки	Miy`i	Вміст yi = Мiy`i / Мсм мас. частки	Ентальпія, кДж/кг
						qГTi	qГTiyi
H2 CH4 C2H6 C3H8 C4H10 C5H12 CnH2n-6 CnH2n CnH2n+2 Cумма	2 16 30 44 58 72 101,8 107,8 109,8 -----	3159,6 147 183,7 110,2 36,7 36,7 45,52 136,91 175,97 4032,3	0,784 0,036 0,046 0,027 0,009 0,009 0,011 0,034 0,044 1,0000	1,568 0,576 1,38 1,188 0,522 0,648 1,12 3,67 4,83 15,5	0,101 0,037 0,089 0,077 0,033 0,042 0,072 0,237 0,312 1,0000	7700 1618 1434 1405 1400 1392 1713 1704 1703	777,7 59,9 127,6 109,3 46,2 58,5 123,3 403,8 531,2 2237,6

Тепловий ефект реакції розрахувати, використовуючи законом Гесса, не неможливо внаслідок незнання детального хімічного складу сировини і продуктів реакції. Тому скористаємося наступною формулою:

q_р = - 335b (5.27)

де b-вихід водню у розрахунку на вихідну сировину, мас. %.

З матеріального балансу реактору (табл. 5.13) випливає, що в результаті риформінгу отриманий водень у кількості:

G_н2 = 3422,9-3159,6=263,3 кмоль/год

G_н2 = 263,3 М_н2 = 263,3 · 2 = 526,6кг/год

Тоді

b =526,6 · 100/39063 = 1,348

а тепловий ефект реакції:

q_p = - 335 · 1,348 = - 451,58 кдж/кг

Тепловий баланс реактора наведений в таблиці 5.16

Таблиця 5.16

Потоки	Температура, К	Кількість, кг/год	Ентальпія кДж/кг	Кількість тепла, кВт
Прихід Q1 Сума Витрати Q2 Q3 Q4 Сума	Твх1 =803 --- --- Твих1	62594,7 62594,7 --- 62594,7	2273,6 --- 451,58 --- ---	39,53 · 103 39,53 · 103 4,9 · 103 Q3 0,395 · 103
	Приймається
	---	62594,7

Втрати в навколишне середовище приймаються Q₄ = 0,01Q_1.

З теплового балансу реактору (таблиця 5.14) знайдемо:

Q₃ = Q₁ - Q₂ - Q₄ = (39,53 - 4,9 - 0,395) · 10³ = 34,235 · 10³ квт

Тоді знайдемо ентапілью на виході з реактора за формулою:

q^г_Твих = Q₃ / Q₁ (5.28)

= 32,235 · 10³ · 3600 / 62594,7= 1968,9 кДж/кг

Для визначення числового значення температури Т_вих1 потоку, який виходить з реактора, необхідно розрахувати склад суміші на виході з реактора і побудувати допоміжний графік залежності q^г_Твих = f (Т_вих1).

Склад газу, що виходить з реактору, розрахований на основі даних табл. 5.10 і представлений у табл. 5.17.

Таблиця 5.17

Компоненти	Молекулярна маса, Мі	Кількість ni, кмоль/год	Вміст у'і = ni / Уni,, мол. частки	Міу'і	Вміст уі = Міу'і / Мс мас. частки
H2 CH4 C2H6 C3H8 C4H10 C5H12 CnH2n-6 CnH2n CnН2n+2 Сума	2 16 30 44 58 72 102,26 108,26 110,26 -----	3422,9 158,41 195,11 121,6 48,11 48,11 147,39 27,5 161,29 4330,41	0,791 0,037 0,045 0,028 0,011 0,011 0,034 0,006 0,037 1,0000	1,582 0,48 1,35 1,232 0,638 0,792 3,477 0,650 4,08 14,28	0,111 0,034 0,095 0,086 0,045 0,055 0,243 0,045 0,286 1,0000

Для побудови допоміжного графіка залежності q^г_Твих1 = f (Т_вих1) задаємось двома орієнтованими числовими значеннями температури: 713 К і 743 К. Розрахунок ентальпії наведений в таблиці 5.18.

Таблица 5.18

Компоненты	Вміст y`i масс. доли	Ентальпія, кДж/кг
		713 К	743 К
		qГTi	qГTiyi	qГTi	qГTiyi
H2 CH4 C2H6 C3H8 C4H10 C5H12 CnH2n-6 CnH2n CnH2n+2 Cума	0,111 0,034 0,095 0,086 0,045 0,055 0,243 0,045 0,286 1,0000	6374 1274 1120 1098 1095 1090 1408 1402 1399 ----	707,6 43,3 106,4 94,4 49,3 59,9 342,1 63,1 400,1 1866,1	6818 1383 1223 1196 1193 1186 1504 1500 1497 ----	756,8 47,0 116,2 102,9 53,7 65,2 365,5 67,5 428,1 2003

Допоміжний графік q^г_Твих1 = f (Т_вих1), побудований за даними таблиці 5.18, представлений на малюнку

Рис. 5.1 Графік залежності q^г_Твих1 = f (Т_вих.1)

З нього знайдемо, що ентальпії 1900 кДж/кг відповідає температура Т_вих1 = 735 К. Перепад температури в першому реакторі дорівнює

?Т ₁ = 803 - 735 = 68 К.

Розрахунок основних розмірів реактору.

Діаметр реактора розрахуємо так, щоб перепад тиску ?р_ш1 у шарі каталізатора не перевищував припустимого значення [?р_ш1].

Величину [?р_ш1] для реактора приймемо за даними укрупненої установки:

[?р_ш1] = 0,5 · 0,435 · 10⁶/n_р (5.29)

де n_р - кількість реакторів

[?р_ш1] = 0,5 · 0,435 · 10⁶/3 = 0,0725 · 10⁶ Па

Для розрахунку величини ?р_ш1 використаємо формулу :

?р_ш1 / Н₁ = (255(1-л)^1,35) / (л^0,29) · (( щ²с_с) / d_е) · (х_с/ d_ещ)^0,35 (5.30)

де ?р_ш1/Н₁ - втрати напору на 1 м висоти (товщини) шару каталізатора у реакторі, Па/м; л, - порізність шару; щ - швидкість фільтрування, м/с; с_с - густина газів, кг/м³; х_с - кінематична в'язкість, м²/с; d_е - еквівалентний діаметр часток каталізатору, м.

Порізність шару каталізатору при допущенні впорядкованого розташування часток каталізатора дорівнює:

л = V_к/V_куб (5.31)

де V_к - об'єм кулі, еквівалентний об'єму частки каталізатору циліндричної форми, м³;

V_куб - об'єм куба, описаного навколо кулі, m³.

При діаметрі циліндрику d = 0,0025 м і висоті Н = 0,005 м, об'єм кульки і об'єм куба, що описаний навколо кульки буде розраховуватись так

V_к = (рd²/4) · Н = (3,14 · 0,0025² / 4) · 0,005 = 24,5 · 10^-9 м³ (5.32)

d_е = ³v 6х_к/р = ³ v6 ^. 24,5 · 10^-9/ 3,14 = 3,6 · 10^-3 м

числове значення порізності при х_куб = d³_е дорівнює:

л = 24,5 · 10^-9 / (46,66 · 10^-3)³ = 0,53

Швидкість радіального фільтрування газової суміші в найбільш вузькому перерізі в сітці труби:

щ = х_сек/F_с (5.33)

де х_сек - об'єм газів, що проходять через вільний переріз реактора, м³/с;

F_с - площина сітки у труби, м².

Величину х_сек знайдемо по формулі:

х_сек = (22,4 GT_ср1 · 0,1 · 10⁶Z) / (3600М_ср · 273 р_ср1) (5.34)

де G - кількість газової суміші в реакторі, кг/год;

T_сер1 - середня температура в реакторі, К;

Z = 1 - коефіцієнт стискання газу, значно розбавленого воднем;

М_сер1 - середня молекулярна маса газової суміші;

р_сер1 - середній тиск у реакторі, Па.

Середня температура в реакторі дорівнює:

Т_сер.1 = (803 + 735) /2 = 769 К

Середній тиск у реакторі приймемо:

р_сер1 = (р₁ + р₁ - [?р_ш1] ) / 2 (5.35)

р_сер1 = (3,43 · 10⁶ + 3,43 · 10⁶ - 0,0725 · 10⁶) / 2 = 3,39 · 10⁶ Па

Тоді

х_сек = (22,4·62594,7·769·0,1· 10⁶ · 1) / (3600·14,28· 273· 3,39·10⁶) = 2,3 м³/с

Площа сітки в трубі визначаємо:

F_с = П · Д_с · H_с (5.36)

де Д_с -діаметр сітки в трубі, м;

Н_с - висота сітки, м.

Приймаємо діаметр реактора Д_р1 = 2,4 м, діаметр сітки Д_с = 0,5 м.

Висоту сітки обчислимо по формулі:

Н_с = Н_ш1 - 0,4 (5.37)

де Н_ш1 - висота шару каталізатору в реакторі, м.

Висоту шару каталізатора у стакані обчислемо:

Н_ш1 = х_к1 / F (5.38)

де F - площа кільцевого перерізу між стаканами, м².

Величину F знайдемо наступним чином :

F = р [( Д_р1 - 2д - 2 · 0,02)² - D_с²] /4 (5.39)

F= 3,14 [(2,4-2·0,04-2·0,02)²-0,5²]/4 = 3,88 м²

Тоді

Н_ш1 = 3,9/3,88 = 1,005 м

Н_с = 1,005 - 0,4 = 0,605 м

а площа сітки в трубі:

F_с = 3,14 · 0,5·0,605 =0,95 м²

Підставивши числові значення величин у формулу для розрахунку швидкості фільтрації, одержимо:

щ = 2,23/0,69 = 2,3м/с

Густину газової суміші на виході з реактора визначаємо:

с_сум = У с_і у_'і (5.40)

де с_і - густина компонентів газової суміші, кг/м³;

у'_і - вміст компонентів у газовій суміші, мол. частки.

Густину компонентів газової суміші при середній температурі Т_сер.1 = 765 К в реакторі визначаємо:

с_і = (М_і · р_сер.1 · 273)/(22,4 · 0,1 · 10⁶ · 765) (5.41)

де М_і - середні молекулярні маси компонентів.

Результати розрахунку густини дані в табл. 5.19

Таблиця 5.19

Компоненти	Вміст у'і, мол. частки	Густина сі, кг/м3	сiу'і, кг/м3
CnH2n-6 CnH2n CnH2n+2 H2 CnH2n+2 Сума	0,034 0,006 0,0037 0,923 1,0000	55,38 58,63 59,71 3,63 ----	1,88 0,352 0,221 3,35 5,8

Динамічна в'язкість вуглеводнів визначемо:

м_T = м₂₇₃ · ((273+С) / (Т+С)) · (Т/273)^1,5 (5.42)

де м₂₇₃ - динамічна в'язкість, вуглеводню при температурі 273К, Па · Т = Т_сер1 - температура (середня) у реакторі, К;

Визначимо дінамічну в'язкість для аренів:

м₇₆₉ = 6,0 · 10^-6 ((273+1,22·373)/(765+1,22·373))·(765/273)^1,5 = 16,4·10^-6 Па·с

Дінамічна в'язкість нафтенів буде дорівнювати:

м₇₆₉ = 5,9 · 10^-6 ((273+1,22·378)/(765+1,22·378))·(765/273)^1,5 = 16,16·10^-6 Па·с

Дінамічна в'язкість парафінів буде такою:

м₇₆₉ = 5,8 · 10^-6 ((273+1,22·382)/(765+1,22·382))·(765/273)^1,5 = 16,99·10^-6 Па·с

Без шкоди для точності розрахунку кінематичної в'язкості вуглеводнівC_nН_2n-6, C_nН_2n, C_nН_2n+2 можна прийняти величини їх динамічної в'язкості при температурі Т_сер1 = 769 К однаковими і рівними м₇₆₅ = 16 · 10^-6 Па·с.

Кінематичну в'язкість газової суміші в даному випадку обчислимо по формулі Манна:

х_сум = 1/(у'₁/х₁) + (у'₂/х₂) + …... + (у'_n/х_n) (5.43)

де у'₁ у'₂ …... у'_n - вміст компонентів у газовій суміші, що залишає реактор, мол. частки;

х₁ х₂… х_n - кінематична в'язкість компонентів при середній температурі в реакторі, м²/с.

Кінематична в'язкість вуглеводнів C_nН_2n-6 , C_nН_2n, C_nН_2n+2 розрахуємо при температурі Т - Т_сер.1:

х_т = м_т/ с_T (5.44)

де м_т - динамічна в'язкість, Па · с;

с_т - густина вуглеводнів, кг/м³.

Результати розрахунків кінематичної в'язкості вуглеводнів наведені в табл. 5.20



Таблиця 5.20

Компоненти	Мольна частина у'і	Кінематична в'язкість при температурі Тсер1 = 745 К · 10-6 м2/с	y'i/хi · 106
H2 CH4 C2H6 C3H8 C4H10 C5H12 CnH2n-6 CnН2n CnН2n+2 Сума	0,791 0,037 0,045 0,028 0,011 0,011 0,034 0,006 0,037 1,0000	522,9 88,83 45,32 27,53 19,73 15,22 0,289 0,273 0,268 ------	0,00150 0,00042 0,00099 0,00101 0,00056 0,00072 0,1176 0,02798 0,1381 0,28284

Тоді кінематична в'язкість суміші дорівнює:

н_сум = 1 / (0,28284 ·10⁶) =3,5 · 10^-6 м²/с

Підставивши у формулу 5.30 числові значення величин, отримаємо:

?р_ш1/Н₁ = (255 (1 - 0,51)^1,35/0,51^0,29) · ((2,3² · 5,7) / (3,6 · 10^-3)) ((3,5 · 10^-6)/(3,6 · 10^-3 · 2,3))^0,35 = 61 250 Па/м

Товщину шару каталізатора в стакані визначаємо за формулою:

Н₁ = (Д_р1 - 2д - 2 · 0,02 - Д_с ) / 2 (5.45)

Н₁ = (2,4 - 2 · 0,04 - 2 · 0,02 - 0,5)/2 = 0,89 м

Втрата напору в шарі каталізатора:

?р_ш1 = 61 250 · 0,89 = 54 513Па

Отримана числова величина ?р_ш1= 54 513Па не перевищує

[?р_ш1] = 72 500 Па

Повну висоту реактора визначимо по формулі:

Н_п1 = Н_ш1 + 0,225 Д_p1 + 0,425Д_p1 + 0,2(5.46)



де Д_p1 - діаметр реактора, м

Н_ш1 - висота шару каталізатора у стакані, м

Н_п1 = 1,005 + 0,2 + 2,4 + 0,225 + 2,4 + 0,425 = 6,65 м



Література

1. Баннов П. Г. Процессы переработки нефти. - М.: ЦНИИТЭнефтехим, 2000. - 224 с.

2. ДСТУ 4063 - 2001.

3. Сулимов А.Д. Каталитический риформинг бензинов. - М: Химия, 1973. - 205 с.

4. Сеньков Г.М., Козлов Н.С. Промышленные катализаторы риформинга. - Минск: Наука и техника, 1986. - 263 с.

5. Маслянский Г.Н., Шапиро Р.Н. Каталитический риформинг бензинов. - Л: Химия, 1985. - 221с.

6. Суханов В.П. Каталитические процессы в нефтепереработке. - М: Химия, 1979. - 317с.

7. Глазов Г.И., Сидорин В.П. Каталитический риформинг и экстракция ароматических углеводородов. - М: Химия, 1981. - 187с.

8. Гурдин В.И., Уфимцев А.В. Опыт эксплуатации установки риформинга с комбинированной загрузкой катализатора // Химия и технология топлив и масел. - 2000. -№ 2. -С.34-35.

9. Луговской А.И., Логинов С.А., Сысоев В.А. и др. Опыт эксплуатации катализатора риформинга REF - 23 // Химия и технология топлив и масел. - 2000. -№ 5. -С.24-26.

10. Луговской А.И., Ващенко П.М., Белый А.С. и др. Опыт эксплуатации полиметаллических катализаторов риформинга ПР-50 и ПР-51 // Химия и технология топлив и масел. - 2000. -№ 5. -С.27-29.

11. Луговской А.И., Логинов С.А., Ващенко П. М. и др. // Химия и технология топлив и масел. - 2000. -№ 5. -С.24-26.

12. А. И. Ёлшин, Ф. И. Сердюк, И. В. Куке,В. И. Гурдин, И. Д. Рёзничёнко, Г. А. Ластовкин,Б. Б. Жарков, Ю. Л. Краев,С. В. Маковеев, А. Ю. Андреев Журнал //Химия и технология топлив и масел. - 2001. -№4 -С. 16-17.

13. Гулин М.И., Билык Н.И., Величко В.И. Повышение эффективности эксплуатации установки риформинга ЛГ-35-11/300 // Нефтепереработка и нефтехимия. - 2001. -№ 11. -С.54-56.

14. Якимов А.Я. Применение достижений НИОКР на установке ЛГ-35-8/300Б // Нефтепереработка и нефтехимия. - 2001. -№ 3. -С.23-25.

15. Масария Р.З. Теоретические основы химических процессов переработки нефти. - М: Химия, 1976. - 230с.

16. Кузнецов А.А. и др. Расчеты процессов и аппаратов нефтеперерабатывающей промышленности. -М: Химия, 1974. - 351с.

Размещено на Allbest.ru

...