Проект комбинированной установки ГК-3 Южно-Балыкской (Бх, валанжин) нефти

 

 

 

 

 

 

 

Тепловой баланс.

 Процесс каталитического риформинга протекает с большим поглощением теплоты, что требует  промежуточного подвода. В связи с этим весь реакционный объем делится несколько обособленных зон и ступеней. Чаще всего применяется трехступенчатая система, состоящая из 3х последовательно соединенных  реакторов. Иногда на последней ступени вместо одного устанавливают два параллельно работающих реактора. Тепловой баланс обычно составляют для каждого реактора, или ступени, чтобы определить температуру газопродуктивной смеси на выходе.

Примем температуру  на выходе из реактора 495º С, и для  этой температуры решим уравнение  теплового баланса. Поправку определим  к энтальпии по графику через  приведенную температуру

и давление. Подсчитывая сумму Σ x_iI_iⁿ, под компонентами продуктов реакции понимают сухой газ, пропан-бутановую фракцию и бензин катализат. Энтальпию  сухого  газа определяют по его теплоемкости.

      Удельный  тепловой эффект процесса зависит  от углеводородного состава сырья.  Для нефтяного сырья он находится в пределах от 410-585 к Дж/кг, для парафиного от 210- 295 к Дж/кг* сырья.

       Температуру  продуктовой смеси на входе  из реактора обычно определяют  методом подбора, т.е. последовательно  задаются

Различными значениями температур и решают уравнение до тех пор, пока приходная и расходная части баланса не будут равны.

 

Для сырья на выходе в реактор:

Ткр.=310ºС   (по графику)

Тпр.=510+273/310+273=1,3

 Ρ₁¹⁵=ρ₄²⁰+5а     5а=0,00415

ρ₄²⁰=0,7550 г/см³

Ρ₁₅¹⁵=0,7590 г/см³

 

 

 

 

 

 

 

 

Зависимость между молярной массой и ρ выражаем формулой      Крэга:  

М =44,29* Ρ₁₅¹⁵/1,03- Ρ₁₅¹⁵

М=44,29*0,7590/1,03-0,7590=124,1 кг/ моль

Рпр.=3,5/2,8=1,25

∆ IМ/ Ткр.=20             ∆I =20*783/124,1=126,19 Кдж/кг

∆I=

I^п ₄₅₀=1622,43-126,19=1496,24 Кдж/кг

 

Для сырья на выходе из реактора:

Тпр.=440+273/583= 1,22

Рпр.=3,5/2,8=1,25

∆ IМ/ Ткр.=8           ∆I=8*713/124,1=45,96 Кдж/кг

Iп ₄₄₀=1392,49-45,96=1346,5 Кдж/кг

 

    Определим  энтальпию катализата:

ρ₄²⁰=0,7970 г/см³ ( бензиновой фракции)

Ρ₁₅¹⁵=ρ₄²⁰+5а    

Ρ₁₅¹⁵=0,7970+0,00389=0,8009г/см³

М =44,29* Ρ₁₅¹⁵/1,03- Ρ₁₅¹⁵

М=44,29*0,8009/1,03-0,8009=154,2 кг/ моль

Ткр.= 310ºС  ( по графику)

∆ IМ/ Ткр.=16          ∆I=16*583/154,2=60,5 Кдж/кг

    I^п ₄₄₀=994,53-60,5=934 Кдж/кг

 

Энтальпия пропан-бутановой  фракции задана 1780 кДж/кг

Энтальпия всего газа подсчитывается как произведение средней теплоемкости на температуру. Теплоемкость Н₂ примем

14,21 кДж/( кг*К)

    Получим  по графику значение теплоемкостей  в кДж/( кг*К) физико-химической характеристики  газов:

СН₄=2,8 кДж/( кг*К)  С₂Н₆=1,67 кДж/( кг*К)  С₃Н₈=1,57 кДж/( кг*К) 

 

Средняя теплоемкость сухого газа с учетом массовых долей компонентов. Н2=86, СН₄=4, С₂Н₆=5, С₃Н₈=3

С_С.Г.=0,86*14,21+2,18*0,04+1,67*0,05+1,57*0,0З=12,44 кДж/( кг*К) 

Энтальпия сухого газа:

I^п ₄₄₀=12,44*440=5473,6 Кдж/кг

Для упрощения расчета среднюю  теплоемкость ВСГ определим используя  найденное тепло емкости компонентов. Теплоемкость водорода примем 14,21 кДж/( кг*К),остальные найдем по графику. 

Циркулирующего газа:

Н₂=43,4%, СН₄=27,8%, С₂Н₆=19,3%, С₃Н₈=9,5%

С в.г.= 0,434*14,21+0,28*0,04+0,193*0,05*0,095*0,03=6,19 кДж/( кг*К) 

Найдем среднюю молярную массу ВСГ:

Мср.= 1/0,434/2+0.278/16+0,193/30+0,095/44=4,1

И его плотность:   ρ_г=4,1/22,4=0,183 г/см³

С ц.г.=30,16*755*0,183/ 748= 5,57кг/с

ρ₄²⁰=0,7480 г/см³ (бензиновой фракции)

Тепловой баланс, например, для первого реактора можно записать в виде:

ɢ_с Iⁿ_t1+ ɢ _ц.г. С_вг(t1-t2) = (1-ɣ) ɢ_с I_nt₂+ ɣ ɢ_с Σ x _jI/i_I^п+ ɣ ɢ_с*q `_p            

где ɢ_с-массовый расход сырья,кг/с;

 

Iⁿ_t1- I_nt²- энтальпия паров сырья при температуре на входе(t1) и выходе (t2) из реактора Дж/кг;

 

ɢ _ц.г- массовый расход циркулирующего ВСГ, кг/с;

 

С_вг- средняя теплоемкость ВСГ, Дж/(кг/к)

ɣ   -  глубина  превращения сырья в реакторе, массовые доли;

 

x_i I_iⁿ- массовые доли и энтальпия отдельных компонентов продуктов реакции;

 

q^,_p-  тепловой эффект реакции, Дж/кг.

  

Подставляя заданные и найденные величины в уравнение  получим:

30,16*1496,24*10³+5,57*6,19(510-440)* 10³=0,48*30,16*1471,13*10³+0,52*30,16(0,074*5473,6+0,045*1780)* 10³ +0,52*30,16*410*10³

                   Ф_вх=47195,3*10³Вт; Ф_ВЫХ=47248,78Вт

 

 

 

Разность между тепловыми потоками в приходной (Ф_вх) и расходной (Ф_ВЫХ) частично баланса незначительна, поэтому можно считать, что температура на выходе из реактора соответствует принятой.

 

 

    Определим геометрические размеры реакторов риформинга.

 

Реакторы каталитического  риформинга работают последовательно, промежуточный подвод сырья и отвод продуктов реакции отсутствует. Через все реакторы проходит одинаковое количество сырья циркулирующего водородсодержащего  газа. Исходя из этого, придерживаются следующей последовательности расчета. Находим объем катализатора (V к.р.м³) в реакторе, с учетом что объемная скорость равна 1,5, далее по формуле:

V к.р.=108571/(1,5*797) =90,82 м³ ρ₄²⁰=0,7970 г/см3 ( бензиновой фракции)

Определяем суммарный  объемный расход смеси сырья,и циркулирующего газа (ɢ_см,м³/с)

   G_см= G_n+ Gц

Где Gn- объемный расход паров сырья.

V=22,4Т/273* 0,101/Р zΣC_i/ M_i

 

Коэффициент сжимаемости z=0,9

G_n =22,4*783*0,101*108571*0,9/273*3,5*124,1*3600=0,4м³/с

 

Коэффициент сжимаемости  Н2=1, Таким образом его можно  принять и для ВСГ. Объемный расход газа ВСГ определится:

G_ц.г.=108571*755*783*0,101/797*273*3,5*3600=2,4 м³/с

Суммарно : G`<sub>см</sub>= G`_n + G`_цг

 G_см= 0,4+2,4=2,8м3/с

 

Площадь сечения реактора при линейной скорости газосырьевой смеси 0,4 м/с. Определяем площадь сечения:

S = G`_см/V(м²)

S=2,8/0,4=7 м²

Его диаметр:

D=1,128√7=3м

Общая высота катализаторного слоя:

h_k =Vk*p/S 

h_k=90,82/7=13 м

Высота слоя катализатора в третьем реакторе:

h_k = 0,55* h_k

h_k = 0,55* 13= 7,2м

 

Общая высота реактора (Н,м) включая высоту его циркулирующей  части (высота слоя катализатора) увеличена  в 1,5 раза и двух полушар. единиц .

Полная высота в третьем  реакторе:

Н=1,5*k+D     

   где D- диаметр реактора, м.

H= 1,5*7,2+3=14м

 

Высота первого и  второго реакторов принимается  равной высоте третьего.

 

 

 

 

 

 

;

 

 

   

   

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

Заключение.

            Процесс каталитического риформинга  осуществляют при сравнительно  высокой температуре и среднем  давлении, в среде водородсодержащего газа.

Каталитический риформинг  проходит  в среде газа с большим  содержанием водорода (70-80% об.). Назначение процесса каталитического риформинга, а также требования предъявляемые к целевому продукту, требует гибкой эксплуатации установки. Необходимое качество продуктов достигается путем подбора сырья, катализатора и технологического режима.

Эти факторы должны быть положены в основу заданий на проектирование или реконструкцию установки  каталитического риформинга.

       В  курсовом проекте  были рассчитаны материальный баланс, тепловой баланс, размеры реакторов: высота реактора и диаметр реактора.

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

                                          Литература.

 

1.  Альбом технологических схем процессов переработки нефти и газа /Под ред. Б.И.Бондаренко._М.: Химия,1983-123с.
2. Сарданашвили А.Г., Львова А.И. Примеры и задачи  по технологии переработки нефти и газа .-2-е изд.-М., Химия, 1980.-256с.
3. Трушкова Л.В. Курс лекций по дисциплине «Химическая технология природных энергоносителей и углеродных материалов».: учебное пособие  Тюмень:ТюмГНГУ,2010.-63с.
4. Справочник нефтепереработчика: Справочник/ Под.Ред. Г,А. Ластовкина, Е.Д.Радченко. -Л.: Химия, 1986.-648с.
5. Эмирджанов Р.Т., Лемберанский Р.А. основы технологических расчетов в нефтепереработке и нефтехимии: Учебное пособие для вузов.- М.: Химия, 1989.-192с.
6. Суханов В.П. Каталитические процессы в нефтепереработке. – М.: Химия, 1973.-416с.