Проект установки каталитического риформинга производительностью 1,0 млн. т/год. Расчет реактора установки

 

 

2.4 Материальный баланс реактора

 

Константа скорости реакции ароматизации. Зная температуру подачи сырья в первый реактор Т_вх.1=773К [6] при 1000/Т_вх.1=1000/773=1,294 получим k₁=261.7*10^-9 кмоль/(ч*Па*кг катализатора).

Константа химического равновесия реакции ароматизации. При температуре Т_вх.=773 К по уравнению (9) найдем:

 

 k_p1=9.81³ *10¹² e^{46.15-25600/773}=4.31*10²⁰ Па³

 

Количество нафтеновых углеводородов,которое осталось после реакции ароматизации:

 

n_H11=(0,470-0,2526)*1204=261,7 кмоль/ч

 

n_H11- доля нафтеновых углеводородов ,которые остались после реакции ароматизации.

Количество нафтеновых углеводородов, которое превратилось в ароматические  углеводороды равно:

 

n_HA1=n_CH1 – n_H11=565,9 – 261,7 =304,2 кмоль/ч

 

где n_CH1-количество нафтеновых углеводородов в сырье(табл.8)

Константа скорости реакции  превращения нафтеновых углеводородов  в парафиновые. При температуре сырья Т_вх.1=773 К и 1000/Т_вх.1=1,294 [6] найдем :

 

k₂=1.455*10^-15 кмоль/(ч*Па²*кг ктализатора)

 

Количество нафтеновых углеводородов  после реакций превращения:

 

n_H12=(0.470-0.2526+0.0026)*1204=264,9 кмоль/ч

 

Количество парафиновых  углеводородов,превращенных в нафтеновые:

 

n_HП1 = n_H12- n_H11=264.9-261.7=3.2 кмоль/ч

 

Константа скорости реакции  гидрокрекинга нафтеновых углеводородов. При Т_вх.1=773 К и 1000/ Т_вх.1=1,294[6] найдем k₃=0,033 кмоль/(ч*кг катализатора).

Количество нафтеновых углеводородов,которое осталось после ароматизации и гидрокрекинга:

 

n_H13 =(0.470-0.2526+0.0026-0.00115)*1204=251.0 кмоль/ч

 

Количество натеновых  углеводородов ,которое подвергнуто гидрокрекингу:

 

n_HГ1 = n_H12 - n_H13  =264.90-251.0=13.9 кмоль/ч

 

Доля парафиновых углеводородов  ,подвергнутых гидрокрекингу:

 

N_П14  =0,0015v_R1 =0.0015*6.79=0.0102 кмоль/ч

 

Количество парафиновых  углеводородов ,которое подвергнулось гидрокрекингу и превратилось в газ,равно:

 

n_П14  = N_{П14  *} n_C1=0.0102*1204=12.3 кмоль/ч

 

Материальный баланс реакций  в реакторе.

 

На основе рассчитанного количества прореагировавшего сырья и стехиометрических уравнений (1)-(4) в табл. 10 сделан расчет материального баланса реакций.

 

Таблица 10.Расчет материального баланса реакций

 

Количество компонентов  вступающих в реакцию, кмоль/ч	Количество продуктов  реакции, кмоль/ч
304,2 СnH2n	304,2 СnH2n-6+304,2*3 H2
3,2 СnH2n+2	3,2 СnH2n+3,2 H2
13,9 СnH2n +13,9H2	13,9(CH4+ C2H6 + C3H8 + C4H10 + C5H12)
12,3 СnH2n+2+12,3H2	12,3(CH4+ C2H6 + C3H8 + C4H10 + C5H12)

 

Из табл.10 следует, что в результате гидрокрекинга получается углеводородный газ, который обогатит циркулирующий газ. Количество углеводородного газа, образовавшегося в реакторе, при n=8.24 составляет:

 

(13,9 + 12,3)(СН₄ +С₂Н₆ +С₃Н₈ + С₄Н₁₀ +С₅Н₁₂) == 14,4(СН₄ +С₂Н₆ +С₃Н₈ + С₄Н₁₀ +С₅Н₁₂)

 

Состав газа, покидающего  реактор.

 

Состав газа, покидающего реактор (табл.11), рассчитаем на основе данных таблиц 6,8,9 и 10. Этот расчет необходим для составления материального баланса реактора.

 

Материальный баланс реактора составляется для определения выхода продуктов риформинга.

 

 

Таблица 11.Состав газа, покидающего реактор

 

Компонент	Приход,кмоль/ч	Расход,кмоль/ч
СnH2n-6	140,9	140,9+304,2=445,1
СnH2n	565,9	565,9-304,2+3,2-13,9=251
СnH2n+2	497,2	497,2-3,2-12,3=481,7
Сумма	1204	1177,8
Циркулирующий газ
Н2	8503,7	8503,7+304,2*3+3,2-13,9*8,24/3-12,3(8,24-3)/3=9356,6
СН4	395,5	395,5+14,4=409,9
С2Н6	494,4	494,4+14,4=508,8
С3Н8	296,6	296,6+14,4=311
С4Н10	98,9	98,9+14,4=113,3
С5Н12	98,9	98,9+14,4=113,3
Сумма	9888	10812,9
Всего	11092	11990,7

 

Средняя молекулярная масса  водородсодержащего газа на выходе из реактора рассчитана в табл.12.Средние молекулярные массы углеводородов С_nH_2n-6, С_nH_2n  , С_nH_2n+2 покидающих реактор, не будут равны соответствующим числовым значениям величин на входе в реактор.

 

 Таблица 12.Количество компонентов циркулирующего газа

 

Компонент	Молекулярная масса Мi	Количество nг,кмоль/ч	Содержание y’г1i, мол.доли	Мiy’г1i
Н2	2	9356,6	0,8653	1,73
СН4	16	409,9	0,0379	0,61
С2Н6	30	508,8	0,0470	1,41
С3Н8	44	311	0,0288	1,27
С4Н10	58	113,3	0,0105	0,61
С5Н12	72	113,3	0,0105	0,76
Сумма		10812,9	1,000	6,39

 

Рассчитаем новые числовые значения средних молекулярных масс указанных углеводородов.

Количество обогащенного циркулирующего газа на выходе из реактора(табл.13):

 

10812,9*6,39=69094,43 кг

 

 

Таблица 13.Материальный баланс реактора

 

Компонент	Количество nг ,кмоль/ч	Содержание y’i ,мол.доли	Средняя молекулярная масса  Мi	Количество Gi=ni Mi ,кг/ч
Приход
СnH2n-6	140,9	0,0127	109,4	11476
СnH2n	565,9	0,0510	115,4	65305
СnH2n+2	497,2	0,0448	117,4	58371
Н2	8503,7	0,7667	6,500	64272
СnH2n+2 *	1384,3	0,1248
Сумма	11092,0	1,0000	-	199424
Расход
СnH2n-6	445,1	0,0371	106,1	47227
СnH2n	251	0,209	112,1	28138
СnH2n+2	481,7	0,0402	114,1	54964
Н2	9356,6	0,7803	6,39	69095
СnH2n+2 *	1456,3	0,1215
Сумма	11990,7	1,0000	-	199424

 

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

199424 - 69095 = 130329 кг/ч.

 

Напишем уравнение материального баланса для углеводородов, покидающих реактор:

 

130329 = 445,1 С_nH_2n-6 + 251 С_nH_2n + 481,7 С_nH_2n+2

 

С учетом данных табл.6 это уравнение принимает вид:

 

130329 = 445,1(14n - 6) + 251 • 14n + 481,7(14n + 2)

 

После вычисления найдем, что  углеродное число п = 8,01.Числовые значения молекулярных масс углеводородов, покидающих реактор:

 

М_A = 14n-6 = 14*8,01 - 6 = 106,1;

М_Н = 14n = 14* 8,01 = 112,1;

М_П = 14n + 2 = 14*8,01 + 2 = 114,1.

 

 

 

2.5 Тепловой баланс реактора

 

Основные реакции  риформинга превращение нафтеновых углеводородов в ароматические и парафиновые протекают с поглощением тепла. Перепад температуры в реакторах зависит от группового углеводородного состава сырья и от температуры реакции. В первом реакторе перепад температуры может достигать 35-80 К, во втором — 8-40 К и в третьем — 0-17 К.

Уравнение теплового баланса реактора в общем виде:

Q₁ = Q₂+Q₃+ Q₄

Левая часть уравнения учитывает приход тепла с сырьем и циркулирующим газом (в кВт).

Правая часть уравнения учитывает расход тепла (в кВт): Q₂ - на реакции риформинга; Q₃ - с продуктами реакций и циркулирующим газом; Q₄ - потери в окружающую среду.

Рассчитаем энтальпию  газового потока на входе в аппарат.Данные по энтальпии при температуре Г_вх1 = 773 К для водорода, метана, этана, пропана, бутана и пентана можно найти по справочной литературе [9]. Для ароматических С_nH_2n ,нафтеновых С_nH_2n и парафиновых С_nH_2n+2 углеводородов сырья числовые значения энтальпии определяются по таблице [6]. При этом возникает необходимость расчета относительной плотности углеводородов при температуре 288 К по известной величине их молекулярной массы.По формуле Крэга [9] рассчитаем относительную плотность углеводородов при температуре 288 К, решив ее относительно плотности:

М=

 

Найденные значения относительной плотности углеводородов даны в табл.14.

Таблица 14.Относительная плотность углеводородов

 

Углеводороды	Относительная плотность
	На входе в реактор	На выходе из реактора
Ароматические	0,733	0,727
Нафтеновые	0,744	0,738
Парафиновые	0,748	0,742

 

Тепловой эффект реакции  рассчитать, пользуясь законом Гесса, нельзя из-за незнания детального химического  состава сырья и продуктов  реакции. Поэтому воспользуемся формулой [8]:

q_p= -335b

где b — выход водорода в расчете на исходное сырье, % маc.

Из материального баланса  реактора (табл.13) следует , что в результате риформинга   получен водород в количестве:

 

G_H2= 9356,6 - 8503,7 = 852,9 кмоль/ч

или

G_H2 = 852,9М_Н2=852,9*2=1705,8 кг/ч

Тогда

b==1.2282 % мас.

а тепловой эффект реакции:

 

q_p= -335*1,2282= - 411,4 кДж/кг

 

Тепловой баланс реактора с учетом принятой величины теплопотерь в окружающую среду в количестве Q=0,01 Q₁=0.01*118.2*10³ кВт приведен в табл.15.

Величина Q₃ определяется по формуле :

 

Q₃=199424.2 q ^г_Tвых.1

 

Из теплового баланс реактора имеем (табл.15):

 

Q₃=Q₁ – Q₂ –Q₄ = 118.2*10³ – 15.9*10³ -1.18*10³=101.12*10³ кВт

 

          Таблица 15.Тепловой баланс реактора

 

Потоки	Температура, К	Количество кг/ч	Энтальпия кДж/кг	Количество тепла,кВт
Приход
Q1	Твх.1=773	199424,2	2134,3	118,2*103
Сумма	-	199424,2	-	118,2*103
Расход
Q2	-	-	411,4	15,9*103*
Q3	Твх.1	199424,2	q гTвых.1	Q3
Q4	-	-	-	1,18*103
Сумма	-	199424,2	-	116,7*103

 

Тогда

q ^г_Tвых.1= = 1825,4 кДж/кг

 

Энтальпия q ^г_Tвых.1=1825,4 кДж соответствует температуре Т_вых.1=696,7 К.

Перепад температуры в реакторе :

=Т_вх.1 - Т_вых.1=773 – 697= 76 К

 

2.6 Основные размеры реактора

 

Диаметр реактора рассчитывается так, чтобы перепад давления π _сл.1 в слое катализатора не превышал допустимого значения [ π _сл.1 ].На укрупненных установках применяют реакторы с радиальным вводом сырья. Аппарат представляет собой сосуд с внутренним перфорированным стаканом 3, куда загружают катализатор 2.Газосырьевая смесь поступает через ввод 8 в кольцевой зазор между футеровкой 10 и стаканом 3, проходит в радиальном направлении через слой катализатора и выводится через перфорированную трубку 7.