Реактор гидроочистки

5. РАСЧЕТНО-ТЕХНОЛОГИЧЕСКАЯ  ЧАСТЬ.

 

5.1. МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС  АППАРАТА.

 

Дано:

Производительность по сырью: G = 2200 т/сутки = 91,7 · 10³ кг/ч;

Плотность сырья: ρ_с = 741 кг/м³;

Состав сырья: ароматические – 7,5 % масс.

          нафтеновые – 43,5 % масс.

          парафины – 49 % масс.

Температура начала кипения: 71 °С;

Температура конца кипения: 176 °С;

Температура кипения 50%: 114 °С.

ОСПС: ω =1,2 ч^-1 (наиболее  оптимальное    значение  по данным  производства 1,2-2 ч^-1) Кратность    циркуляции ВСГ: 1500 нм³/ м³;

Состав ВСГ: Н₂=80% об.; СН₄=9% об.; С₂Н₆=5% об.; С₃Н₈=3,8% об.; С₄Н₁₀=1,9% об.;                                                  С₅Н₁₂=0,3% об.

Давление в первом реакторе: 2,2 МПа;

Температура в первом реакторе: 490 °С;

 

1. Находим среднюю молярную массу  сырья  из  условия эмпирической зависимости:

 

М_с = 0,4Т_50% - 45,

 

где Т_50% - точка половинного выкипания фракции, К.

 

М_с = 0,4(273+114) - 45 = 110 кг/кмоль.

 

2. Находим среднюю молярную массу составляющих сырья:

Общая формула углеводородов: ароматических - С_nН_2n-6;

     нафтеновых - С_nН_2n;

     парафиновых  - С_nН_2n+2;

отсюда: М_а = 14n-6 – молярная масса аренов;

  М_н = 14n – молярная масса нафтенов;

  М_п = 14n+2 – молярная масса парафинов.

Напишем уравнение, выражающее М_с через количество компонентов:

 

 

где N_а,н,п – мольные доли углеводородов;

       n – среднее углеродное число.

Решение этого уравнения  методом математической индукции дает n = 7,83 и следовательно

М_а = 103,62 кг/кмоль;  N_а = 0,0797

М_н = 109,62 кг/кмоль;  N_н = 0,437

М_п = 111,62 кг/кмоль;  N_п = 0,4833

 

3. Находим количество сырья, поступающего в реактор:

 

, в т. ч.

 

υ_а = 0,075·834 = 66,5 кмоль/ч;

υ_н = 0,435·834 = 364,4 кмоль/ч;

υ_п = 0,49·834 = 403,1 кмоль/ч.

 

4. Находим среднюю молекулярную массу ВСГ, расход и плотность:

 

 

V_ВСГ = V_c· n´,

 

где V_ВСГ – объемный расход ВСГ в реакторы, м³/ч;

       V_с – объемный расход сырья в реакторы, м³/ч;

       n´ - кратность циркуляции (n´ = 1500 из условия).

 

 тогда

 

 

 

Рассчитаем плотность  ВСГ, взяв из справочника относительные  плотности при н.у., составляющие:

 

тогда

 

 

Умножив величину на значение плотности воздуха (1,29), получим плотность ВСГ:

 

 

5. Находим количество ВСГ, поступающего в реактор, и составляющих ВСГ:

 

 

где V_M – молярный объем идеального газа (для данных условий – в виду очень сильного разбавления газов водородом – ВСГ приближается по свойствам к идеальному).

 

 

6. Определяем необходимый объем катализатора (V_kat) для проведения реакции:

 

 

Насыпная плотность  полиметаллических катализаторов RG-482, RG-582 составляет 740-760 кг/м³, тогда масса катализатора будет равна:

 

m_kat = ρ_kat· V_kat = 740 кг/м³· 103 м³ = 76220 кг.

Распределение по реакторам принимаем 1:2:4, отсюда

m₁ = 10800 кг – масса катализатора в первом реакторе;

m₂ = 21800 кг – масса катализатора во втором реакторе;

m₃ = 43620 кг – масса катализатора в третьем реакторе.

 

7. Сведем в таблицу состав газовой смеси, поступающей в реакторы и определим парциальные давления компонентов, их объемные расходы и мольные концентрации:

 

	υ, кмоль/ч	N, кмоль/кмоль	Р, кПа	V, м3/ч	С, кмоль/м3	М, кг/кмоль	n
Сырье, в т.ч.	834	0,091		18682			7,83
ароматических	66,5	0,007	15,4	1489	0,32·10-3	103,62
нафтенов	364,4	0,04	88	8162	1,78·10-3	109,62
парафинов	403,1	0,044	96,8	9031	1,97·10-3	111,62
ВСГ, в т.ч.	8304	0,909		186000
Н2	6643,2	0,727	1599,4	148800	32,46·10-3	2,0
СН4	747,4	0,082	180,4	16784		14
С2Н6	415,2	0,045	99	9211		30
С3Н8	315,5	0,035	77	7164		44
С4Н10	157,8	0,017	37,4	3479		58	7,83
С5Н12	24,9	0,003	6,6	614		72
Итого:	9138	1	2200	204682

 

8. Запишем уравнение реакции на катализаторе

 

1) Ароматизация нафтенов:

 

C_nH_2n ↔ C_nH_2n-6 + 3H₂

 

2) Дегидроциклизация парафинов:

 

C_nH_2n  + H₂ ↔ C_nH_2n+2

 

3) Гидрокрекинг парафинов:

 

C_nH_2n+2  + H₂ → C_n-1H_2n + 16/29,65(0,45· СН₄+ 0,25· С₂Н₆+ 0,19· С₃Н₈+

+ 0,095· С₄Н₁₀ + 0,015· С₅Н₁₂)

 

Примечание: т.к. в результате только этой реакции образуются УВГ, то и состав УВГ в ЦВСГ   будет  пропорционален образующемуся УВГ при протекании реакции гидрокрекинга. Коэффициент перед  суммой (16/29,65) необходим  для подведения материального   баланса   уравнения, где: 29,65 – суммарная молекулярная масса смеси УВГ;

   16 – молекулярная  масса СН₄;

    реакция  - необратима.

Составим математические уравнения для данных реакций:

 

;

 

;

 

, где

 

τ – величина обратная объемной скорости питания (кг/ (кмоль/ч));

k₁; k₂; k₃ – константы скоростей;

- константы равновесий.

Находим из графиков константы скоростей  при температуре Т = 763 К:

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

График для определения константы k1

График для определения  константы k2

 

График для определения 

константы k₃

 

k₁ = 2,45·10^-7 кмоль/(ч·Па·кг); k₂ = 1,3·10¹⁵ кмоль/(ч·Па²·кг); k₃ =0,022 кмоль/ч·кг.

 

Константы химического  равновесия рассчитываются по уравнениям:

 

 

Находим τ для первого  реактора: τ = m₁/υ_с = 10800 / 834 = 12,95 кгч/кмоль.

 

1) - доля прореагировавших

 

нафтенов; знак минус указывает  на снижение концентрации.

Тогда на выходе из реактора:

 

 

- количество превращенных в  ароматические углеводороды.

 

2) - доля прореагировавших

 

нафтенов; знак плюс указывает  на увеличение концентрации.

 

 

- количество образующихся нафтенов  из парафинов (следовательно,  столько же парафинов расходуется).

Количество нафтенов после проведения 1 и 2 реакций:

 

 

3) .

 

Тогда после проведения  реакций 2 и 3 получим количества парафинов:

 

 

 

 

 

 

 

 

9. Составим материальный баланс первого реактора.

 

Компонент	υ, кмоль/ч	N, кмоль/кмоль	Р, кПа	V, м3/ч	М, кг/кмоль	n	G, кг/ч
Приход:
Сырье, в т.ч.	834	0,091		18682
арены	66,5	0,007	15,4	1489	103,62	7,83	6890,7
нафтены	364,4	0,04	88	8162	109,62		39945,5
парафины	403,1	0,044	96,8	9031	111,62		44994,0
ВСГ, в т. ч.	8304	0,909
Н2	6643,2	0,727	1599,4	148800	2		13286,4
СН4	747,4	0,082	180,4	16784	14		10463,6
С2Н6	415,2	0,045	99	9211	30		12456
С3Н8	315,5	0,035	77	7164	44		13882
С4Н10	157,8	0,017	37,4	3479	58		9152,4
С5Н12	24,9	0,003	6,6	614	72		1792,8
Итого:	91,38	1	2200	204682			152863,4
Продукт, в т. ч.	825,6	0,083		18494			87191
арены	290,0	0,029	63,8	6496	101,09	7,649	30627
нафтены	142,9	0,014	30,8	3201	107,09		15092
парафины	392,7	0,04	88	8797	109,09		41472
ВСГ, в т. ч.	9091,1	0,917		203642			65672,4
Н2	7315,7	0,738	1623,6	163872	2		14631,4
СН4	799	0,081	178,2	17898	14		11186,0
С2Н6	443,8	0,045	99	9941	30		13314,0
С3Н8	337,3	0,034	74,8	7556	44		14841,2
С4Н10	168,7	0,017	37,4	3779	58		9784,6
С5Н12	26,6	0,002	4,4	596	72		1915,2
Итого:	9916,7	1	2200	222136			152863,4

 

Пояснения к таблице:

- количество ароматических  углеводородов после реактора  определяем по выражению:

 

,

 

т. к.    количество прореагировавших  нафтенов  равно количеству    образовавшихся  ароматических углеводородов (см. уравнение реакции 3).

- количество водорода:

 

по реакции 1)  , т.к. из 1 моль нафтенов образуется 3 моль водорода.

 

по реакции 2)  , т.к. вместе с 1 моль нафтенов образуется 1 моль водорода.

 

Тогда,

 

- количества компонентов  ВСГ по уравнению 3:

 

,

 

где k – коэффициент перед компонентом в уравнении реакции;

- количество прореагировавших   парафинов в  реакции 3.

 

 

 

Тогда,

 

 

 

- расчет N_x ведется по формуле: N_x = υ_x/υ_общ

- расчет V_x: V_x  = υ_x· 22,4, кмоль/л

- расчет Р_x: Р_x  = N_x· 2200, кПа

- расчет G_x: G_x  = υ_x· М_х

Расчет G продуктов.

 

 

Тогда, средняя молекулярная масса  продуктов равна: ;

, т.е. средняя молекулярная  масса в процессе реакции снижается, что доказывает верность расчетов.

Находим молекулярную массу компонентов:

 

 

где N_x – доля компонента в продукте;

 

.

 

Следовательно,

 

 

5.2. ТЕПЛОВОЙ  БАЛАНС АППАРАТА.

 

Составим тепловой баланс:

 

Q₁ = Q₂ + Q₃ + Q₄,

 

где Q₁ – приход тепла с сырьем;

    Q₂ – тепловой эффект реакции;

    Q₃ – тепловые потери;

    Q₄ – расход тепла с продуктами.

Т.к. состав потоков неизвестен, то формула Гесса для расчета  теплового эффекта реакции применить невозможно.

Воспользуемся эмпирической формулой: ΔН = 335 · b,

где b – выход водорода в расчете на сырье, % масс.

 

 

ΔН = 335 · 1,465 = 490,66 кДж/кг

 

Q₂ = ΔH · G_c;