Расчёт реакторного блока установки высокотемпературной изомеризации фракции н.к. – 62оС
МИНИСТЕРСТВО
ОБРАЗОВАНИЯ РОССИЙСКОЙ ФЕДЕРАЦИИ
РОССИЙСКИЙ
ГОСУДАРСТВЕННЫЙ ИНСТИТУТ НЕФТИ И ГАЗА
ИМЕНИ
И.М.ГУБКИНА
Филиал
в г. Оренбурге
Кафедра:
Технология химических веществ для нефтяной и газовой промышленности
Дисциплина
: Технология нефтехимического синтеза
КУРСОВОЙ
ПРОЕКТ
На
тему Произвести расчет реакторного блока установки
высокотемпературной
изомеризации фракции н.к. - 62оС.
Выполнил студент гр. ХН - 06
Биккужина Екатерина Олеговна
Проверил:
доц. Бусыгин И.Г
Оренбург.
2011г.
Содержание
Введение
Необходимые исходные данные и вычисления
Материальный баланс процесса изомеризации
Тепловой баланс процесса изомеризации
Расчет реакторного блока
Гидравлический расчет реактора
Литература
Введение
Процесс изомеризации парафиновых
углеводородов предназначен для повышения октанового числа пентан-гексановых
фракций бензинов, выкипающих до 70°С, и получения индивидуальных парафиновых
углеводородов - изобутана и изопентана - из н-бутана и н-пентана
с целью увеличения ресурсов сырья при синтезе изопренового каучука, для
процесса алкилирования и получения изобутилена при синтезе
метил-трет-бутилового эфира. Изопентаны и изогексаны используются как
компоненты автомобильного бензина.
Исходными данными для расчёта
являются:
1) количество и состав исходного
сырья;
2) количество и состав
водородсодержащего газа;
) параметры процесса:
температура, давление, объёмная скорость подачи сырья, мольное соотношение
водород - сырьё; характеристика катализатора.
На рисунке 1 изображён продольный
разрез реактора каталитической изомеризации.
Рис. 1.
Реактор каталитической изомеризации:
- распре делитель сырья;
- корпус;
- катализатор;
- опорная решётка;
- керамические шарики;
- муфта для термопары;
- секционная термопара;
- муфта для монтажа
Необходимые исходные
данные и вычисления.
Часовая производительность установки
по сырью:
Gс = 25000 кг/ч
Рассчитаем объёмную
производительность wc (м3/ч) блока изомеризации:
Gс
wс = ¾¾¾ ,
rс
где rс - плотность сырья, 0,6263 кг/м3
wс = 25000/0,6263 = 39916,6627 м3/ч
Рассчитаем количество (кмоль/ч)
водородсодержащего газа, необходимого для процесса изомеризации:
GН2
GВСГ = ¾¾¾ ,
YН2
где GН2 - количество
водорода, ; YН2 - массовая доля водорода в ВСГ = 98,4%.
Зная мольное соотношение водород :
сырьё = 1, рассчитывают количество водорода и ВСГ из соотношения,
кмоль/ч и кг/ч:
Gс GН2
N • ¾¾¾ = ¾¾¾
Мс МН2
GН2 = Gс* МН2/Мс =25000*2/79= 632,9114 кмоль/ч
GВСГ = GН2/ YН2 = 632,9114*100/98,4 = 643,2026 кмоль/ч
Необходимое количество свежего ВСГ.
M(сырья)=
|
79
|
|
моль(сырья)=
|
1,2658
|
на 100г
|
моль(сырья)=
|
316455,6962
|
всего
|
моль(Н2)=
|
316455,6962
|
|
m(H2)=
|
632911,3924
|
|
m(ВСГ)=
|
643202,6346
|
|
Материальный баланс
процесса изомеризации
Принимаем по практическим данным для
катализатора ИП-62:
выход изопентана на пропущенный н-пентан
- 50%
на превращённый н-пентан -
95%;
количество образующихся продуктов
крекинга от метана до бутана - 3 - 4%.
Сводим материальный баланс процесса
изомеризации в таблице 1.
Таблица 1.
Материальный баланс
процесса изомеризации.
Статьи
|
|
Выходы продуктов
|
|
|
Статьи
|
|
Выходы продуктов
|
|
|
баланса
|
%масс.
|
кмоль/ч
|
кг/ч
|
мольные доли
|
баланса
|
%масс
|
кмоль/час
|
кг/ч
|
мольные доли
|
|
|
Приход
|
|
|
|
|
Расход
|
|
|
С4Н10
|
4,78
|
20,60344828
|
1195
|
6,118557044
|
С1-С2
|
3,024
|
16,1501463
|
756
|
4,796070531
|
i-C5H12
|
6,146
|
21,32680556
|
1535,53
|
6,333370735
|
бутановая фр.
|
4,78
|
20,6034483
|
1195
|
6,118557044
|
н-C5H12
|
79,017
|
274,3645833
|
19754,25
|
81,47739793
|
i-C5H12
|
80,87
|
276,041754
|
20225,29
|
81,97546331
|
i-C6H14
|
1,073
|
3,119186047
|
268,25
|
0,926297263
|
н-C5H12
|
1,269
|
4,21036437
|
308
|
1,250341896
|
н-C6H14
|
3,902
|
11,34302326
|
975,5
|
3,368510645
|
i-C6H14
|
1,073
|
3,11918605
|
268,25
|
0,926297263
|
С7+
|
2,392
|
5,98
|
598
|
1,775866381
|
н-C6H14
|
3,902
|
11,3430233
|
975,5
|
3,368510645
|
итого сырья
|
|
336,7370465
|
25000
|
100
|
С7Н16
|
2,392
|
5,98
|
598
|
1,775866381
|
ВСГ
|
2,69
|
336,74
|
673,47
|
100
|
ВСГ
|
2,69
|
336,74
|
673,47
|
100
|
Итого:
|
100
|
100,00
|
25000,00
|
|
Итого:
|
100
|
|
25000,00
|
|
Тепловой баланс процесса
изомеризации.
Тепловой баланс процесса
изомеризации рассчитаем по формуле:
c + Qвсг = Qc.г.+ Qб.ф.+
Qкат или
c• qс445 + Gвсг•
qвсг 445 = Gc.г.•qс.г. 400 + Gб.ф.•qб.ф
400 + Gкат•qкат 400 + qр
где Qc, Qвсг, Qc.г.,
Qб.ф., Qкат - количество тепла, привносимого соответственно
сырьём, ВСГ, сухим газом, катализатором, бутановой фракцией,
Gc, Gвсг, Gc.г., Gб.ф., Gкат, Gкат-ра
- количество соответственно сырья, ВСГ, сухого газа, бутановой фракции,
катализатора, кг/ч;
qit - энтальпии компонентов при рабочей температуре процесса 445°С, ккал/кг;
qр - теплота реакции, ккал/кг.
Определяют энтальпию сырья при 445°С и атмосферном давлении расчетным методом.
Для определения энтальпии паров
нефтепродуктов (ккал/кг) при атмосферном давлении пользуемся эмпирической
формулой :
qс445 = (50,2 + 0,109t + 0,00014t2)(3,992 -
0,9952d420) - 73,8 ,
где d420 - плотность паров; t
- рабочая температура процесса, °С.
Полученное значение энтальпии
корректируем, вычитая поправку на давление. Для определения поправки на
давление рассчитываем приведённые давление (Рпр) и температуру (Тпр):
П
Т
Рпр = ¾¾¾ , Тпр = ¾¾¾
Ркр Ткр
где Ркр - критическое
давление, атм; Ткр - критическая температура, °К; П, Т - давление и температура в аппарате.
Находим поправку на энтальпию при
повышенных давлениях:
Т •Рпр
Dq = - 4,4 • ¾¾¾¾¾
М •Тпр3
где Dq - изменение энтальпии в
зависимости от изменения давления, ккал/кг;
М - молекулярный вес;
Т - температура, К.
С учётом рассчитанной поправки на
давление находим энтальпии паров нефтепродуктов в реакторе (ккал/кг):
п445 = qс445 - Dq ,
Расчеты сведены в таблицу:
|
|
С4Н10
|
i-C5H12
|
н-C5H12
|
|
i-C6H14
|
н-C6H14
|
С7+
|
сумма
|
Т,К
|
|
718
|
|
в аппарате на входе или
|
|
445
|
С
|
|
|
Р,МПа
|
|
3,5
|
|
в аппарате
|
|
|
|
|
|
М
|
|
58
|
72
|
72
|
|
86
|
86
|
100
|
|
Выход,кг/ч
|
|
1195
|
1535,53
|
19754
|
|
268,25
|
975,5
|
598
|
25000
|
к-во моль
|
|
20,603
|
21,327
|
274,365
|
|
3,119
|
11,343
|
5,980
|
336,737
|
% мольный
|
|
6,119
|
6,333
|
81,477
|
|
0,926
|
3,369
|
1,776
|
|
ТКР,К
|
|
425,200
|
460,400
|
469,600
|
|
507,300
|
507,300
|
540,200
|
|
ТПКР,К
|
|
26,016
|
29,159
|
382,618
|
|
4,699
|
17,088
|
9,593
|
469,174
|
ТПР,К
|
|
|
|
|
|
|
|
|
1,530
|
РКР,МПа
|
|
3,796
|
3,381
|
3,369
|
|
3,013
|
3,013
|
2,736
|
|
РПКР,Мпа
|
|
0,232
|
0,214
|
|
0,028
|
0,101
|
0,049
|
3,369
|
РПР,МПа
|
|
|
|
|
|
|
|
|
1,039
|
q,ккал/кг
|
|
|
|
|
|
|
|
|
-11,590
|
d420,кг/м3
|
|
0,579
|
0,620
|
0,626
|
|
0,659
|
0,659
|
0,684
|
0,638
|
qc445,ккал/кг
|
|
|
|
|
|
|
|
|
350,643
|
qП445,ккал/кг
|
|
|
|
|
|
|
|
|
362,233
|
Энтальпию ВСГ (ккал/кг) находим по
формуле:
всг445 = Ср• Т- Dq ,
где Ср - теплоёмкость ВСГ
(ккал/кг•град), рассчитываемая по правилу аддитивности теплоёмкостей, входящих
в него компонентов:
Ср =S Срj• Yj,
CP=
|
3,494*0.984+0,73*0.016=
|
3,450 ккал/(кг*К)
|
qВСГ445=
|
2476,939 ккал/кг
|
|
|
|
|
|
|
Аналогично определяем энтальпии
продуктов реакции при Т=400°С, учитывая что Ср кат. =0,27 ккал/(кг•К). Тепловой
эффект реакции изомеризации принимаем по практическим данным: qр = 25 ккал/кг.
|
С1-С2
|
С4Н10
|
i-C5H12 (кат)
|
н-C5H12
|
i-C6H14
|
н-C6H14
|
С7+
|
М
|
46
|
58
|
72
|
72
|
86
|
86
|
100
|
ТКР,К
|
250
|
425,2
|
460,4
|
469,6
|
507,3
|
507,3
|
540,2
|
ТПР,К
|
2,692
|
1,583
|
1,462
|
1,433
|
1,327
|
1,327
|
1,246
|
РКР,МПа
|
4,7
|
3,796
|
3,381
|
3,369
|
3,013
|
3,013
|
2,736
|
РПР,МПа
|
0,745
|
0,922
|
1,035
|
1,039
|
1,162
|
1,162
|
1,279
|
q,ккал/кг
|
-4,915
|
-11,872
|
-13,631
|
-14,516
|
-17,131
|
-17,131
|
-19,590
|
d420,кг/м3
|
0,48405
|
0,5789
|
0,6196
|
0,6262
|
0,6594
|
0,6594
|
0,6838
|
qС400,ккал/кг
|
334,0938
|
323,1251
|
318,4185
|
317,6552
|
313,8159
|
313,8159
|
310,9942
|
qП400,ккал/кг
|
339,0083
|
334,9969
|
332,0492
|
332,1710
|
330,9471
|
330,9471
|
330,5844
|
Сводим тепловой баланс процесса
изомеризации в таблице 2.
Таблица 2.
Статьи
|
q,
|
Q,
|
Статьи
|
q,
|
Q,
|
баланса
|
ккал/кг
|
|
баланса
|
ккал/кг
|
|
|
Приход
|
|
|
Расход
|
|
Сырье
|
350,643
|
8766076,07
|
Сухой газ
|
339,0083
|
222897,98
|
ВСГ
|
2476,939
|
1593173,80
|
Бутановая фр.
|
334,9969
|
410371,20
|
|
|
|
Катализат
|
332,0492
|
6910773,78
|
|
|
|
н-пентан
|
332,1710
|
117920,72
|
|
|
|
i-гексан
|
330,9471
|
91010,45
|
|
|
|
н-гексан
|
330,9471
|
330947,10
|
|
|
|
С7+
|
330,5844
|
223144,48
|
|
|
|
Тепловой эффект реакции
|
|
25
|
Итого:
|
|
10359249,87
|
Итого:
|
|
8307090,701
|
Расчёт реакторного
блока.
Расчёт реакторного блока проводится
для параметров:
ü температура ввода сырья
445°С,
ü температура вывода
продуктов 400°С,
ü давление в реакторе 3.5
МПа.
Объём паров смеси сырья и
циркулирующего газа, проходящих через сечение реактора определяем:
см. = Vc + Vвсг
где Vc - сырья , м3/с;
Vвсг - объём циркулирующего водородсодержащего газа, м/с;
22,4 • (t + 273)
• Р0 • Zc = ¾¾¾¾¾¾¾¾¾¾ Σ(
Gi / Мi )
273 • П • 3600
где t - средняя температура в
реакторе (в данном случае 442,5° );
Р0 - атмосферное давление, равное
0,1 МПа;
П - рабочее давление в аппарате ( 3,5МПа) ;- коэффициент сжимаемости;
Gi - расход i- го компонента, кг/час
Мi - молекулярная масса i- го компонента
Аналогичное выражение для ВСГ имеет
вид:
22,4 • (t + 273) •
Р0 • Z Gj
Vвсг = ¾¾¾¾¾¾¾¾¾¾¾¾¾ • S
273 • П • 3600
Мj
Коэффициент сжимаемости для сырья
рассчитываем через приведенные параметры процесса ( Тпр, Рпр).
Тпр = Т/Ткр Рпр =Р/Ркр ,
где Ткр и Ркр - критическая
температура сырья, рассчитанная по правилу аддитивности через критические
параметры индивидуальных компонентов, значения которых приведены в литературе
(Н.В.Бусыгина, И.Г.Бусыгин. Технология переработки природного газа и газового
конденсата. Оренбург: ИПК «Газпромпечать», 2002. с .403).
Z = 0,990 + (Рпр -0,0681) / (-26,481 Тпр2 + 49,11 Тпр - 25,17)
=0,9325
Для ВСГ коэффициент сжимаемости
газов может быть принят равным 1, так как водород относится к несжимаемым в
этих условиях газам.
Рассчитываем площадь поперечного
сечения реактора (м2):
Vсм.
S = ¾¾¾ ,
U
где U - линейная скорость
движения сырья и ВСГ, м/с;
из практических данных принимаем U
= 2 м/с.
Рассчитываем объём катализатора (м3)
в реакторе:
Vсм.
Vк = ¾¾¾ ,
W •rс
где W - объёмная скорость
подачи сырья, ч-1; W = 1,8 ч-1; rс - плотность сырья.
Расчеты сводим в таблицу:
компоненты
|
Мi
|
Gi
|
VC
|
VВСГ
|
VСМ
|
S
|
VK
|
С4Н10
|
58
|
1225
|
0,0092087
|
|
|
|
|
i-C5H12
|
72
|
1575
|
0,0095375
|
|
|
|
|
н-C5H12
|
72
|
20250
|
0,1226255
|
|
|
|
|
i-C6H14
|
86
|
275
|
0,0013942
|
|
|
|
|
н-C6H14
|
86
|
1000
|
0,0050698
|
|
|
|
|
С7+
|
100
|
675
|
0,0029430
|
|
|
|
|
сумма
|
|
|
0,1507786
|
1,3757
|
1,5265
|
0,7632
|
1,3540
|
Диаметр реактора (м) рассчитываем по
формуле:
D = ( 4S/p )0,5, D
= 0,986 м
Общую высоту слоя (м) реактора во
всех реакторах определяем по формуле:
Vк
hк = ¾¾¾ , hк = 1,774 м
S
Принимаем число реакторов n =
3, тогда высоту слоя (м) катализатора в каждом реакторе рассчитываем:
hк
h1 = ¾¾¾ , h1 = 0,591 м
n
Высоту цилиндрической части (м)
реактора рассчитываем:
2 = h1•3/2 , h2 =
0,887 м
Высота реактора (м) связана с
диаметром и определяем:
Н = h2 + D = 1,873 м
Гидравлический расчёт
реактора.
Определяем фактор формы шара,
равновеликого по объему грануле катализатора:
p •dт • hт + 2 • p •dт2/4
jср = ¾¾¾¾¾¾¾¾¾¾¾
p •dт2
где dт=2,8+0,2-диаметр таблетки
катализатора, ммт=5+2 -высота таблетки катализатора, мм
jср =2,2857
Определяем объем таблетки катализатора,мм3
|
V=(пdт2hт)/4=
|
30,772
|
Определяем диаметр равновеликого по объему шара, мм:
|
dр.ш.=(V/п)1/3=
|
2,139975
|
Определяем эквивалентный диаметр гранулы катализатора: dэ=dр.ш./
ср=
|
0,936239
|
|
Определяем средне-эквивалентный
объем смеси,м3/с, согласно формуле:
VВХ,ВЫХ=
|
22,4*(t+273)*0,1*Z*Gi
|
|
|
|
|
|
|
3*П*Mi
|
|
|
|
|
|
|
VВХ=
|
1,37
|
VВЫХ=
|
VСР=
|
1,335
|
|
|
Определяем скорость смеси (м/с) на
входе и выходе из слоя катализатора и их среднюю
wвх.=VВХ/п*R=
|
0,1863383
|
|
|
|
|
|
wвых=VВЫХ/п*R=
|
0,1768174
|
|
|
|
|
|
wср=(wвх+wвых)/2=
|
0,1815778
|
|
|
|
|
|
Определяем динамическую вязкость смеси (Па*с):
|
|
|
|
|
M=
|
68,8666667=
|
1,769E-05
|
m =Т(6,6-2,25*lg*M)*10-8 =
|
|
|
|
где Т-температура ввода сырья, К, М - средняя молекулярная масса
углеводородов сырья и продуктов.
|
|
Определяем линейную скорость потока: u=(4*VСР)/(п*D2)=0,7754м/с
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
изомеризация углеводород
каталитический реактор
Перепад давления в слое катализатора
рассчитываем по формуле Эргуна:
DР (1 -e)2 •0,1U
•m 1,75 • (1 - х)
• r • U2
¾¾¾ = 150•
¾¾¾¾¾¾¾¾ + ¾¾¾¾¾¾¾¾¾
h1 e 3
• d2 e 2 • d • g
DР-
|
перепад давления в слое катализатора, Па
|
|
|
|
h1-
|
высота слоя катализатора, м
|
|
|
|
|
d-
|
средний диаметр частиц, м
|
|
|
|
|
u-
|
линейная скорость потока, м/с
|
|
|
|
|
p-
|
плотность потока при рабочих условиях, кг/м3
|
|
|
|
|
динамическая вязкость парогазовой смеси, Па*с
|
|
|
|
g-
|
ускорение свободного падения, м/с2
|
|
|
|
|
|
порозность слоя катализатора: e = 1 - gн/gк
где gн
- насыпная плотность катализатора, кг/м3; gк - кажущаяся
плотность катализатора, кг/м3.
|
|
DР /h1=
|
0,00019777
|
DР
=
|
0,001077048
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
Литература
1. Адельсон С.В., Вишнякова Т.П., Паушкин Я.М. Технология
нефтехимического синтеза. М.: Химия, 1985.
2. Кузнецов А.А., Кагерманов С.М., Судаков Е.Н. Расчеты
процессов и аппаратов нефтеперерабатывающей промышленности. Л.: Химия, 1974.
. Николаев В.В., Бусыгин И.Г., Бусыгина Н.В., Паламарчук
В.С., Туманян Б.П. Основные процессы химической переработки газа. М.: Недра,
1996.
. Сарданашвили А.Г., Львова А.И. Примеры и задачи по
технологии переработки нефти и газа. М.: Химия, 1973.