Реактор гидроочистки

Q₂ = 490,66 · 91700 = 45·10⁶ кДж/ч.

 

Найдем Q₁:

 

Q₁ = υ₁ · t₁ · C₁,

 

где t₁ = 763 К (490°С);

      υ₁ = 9138 кмоль/ч (см. таблицу);

      C₁ – мольная теплоемкость газосырьевой смеси, кДж/кмоль.

 

Для определения мольной  теплоемкости воспользуемся формулой для  углеводородов:

 

С = 5,38·М – 60,9,

 

где М – молярная масса, М = G/υ.

 

С₁ = 5,38· G/υ – 60,9;

 

подставим значения из таблицы:

 

С₁ = 5,38· (152863,4 / 9138) – 60,9 = 29,1 кДж/кмольК.

 

Тогда, Q₁ = 202,9 · 10⁶ кДж/ч.

 

Находим тепловые потери (примем 1% от прихода):

 

Q₃ = 0,01·Q₁ = 0,01·202,9·10⁶ = 2·10⁶ кДж/ч.

 

Находим Q₄:

 

Q₄ = Q₁ – Q₂ – Q₃ = (202,9 - 45 - 2)·10⁶ = 155,9·10⁶ кДж/ч.

Но, Q₄ = υ₂ · t₂ · C₂,

 

где υ₂ = 9916,7 кмоль/ч (количество газопродуктовой смеси из таблицы).

 

С₂ = 5,38· (152863,4 / 9916,7) – 60,9 = 22,03 кДж/кмольК.

 

Находим t₂:

 

 

Таким  образом, температурный перепад  реактора  составит:

 

ΔТ = t ₁ – t₂ = 763 – 714 = 49 К

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

5.3. КОНСТРУКЦИОННЫЙ РАСЧЕТ  АППАРАТА.

По данным производства гидравлическое  сопротивление реакторов риформинга  не должно превышать 0,2 МПа,  0,15 МПа, 0,1 МПа соответственно в первом   втором и третьем реакторах.  Чрезмерное увеличение перепада   давления  означает, что часть катализатора  закоксована  или  запылена, что снижает количество образующихся ароматических углеводородов,  а, следовательно, и  общий  выход продукта.

Примем расчетное значение ΔР = 0,01 МПа  для первого  реактора.

 

,

 

где ξ – коэффициент сопротивления слоя:

      при Re > 50            ξ = 11,6/ Re^0,25

      при Re < 50            ξ = 220/ Re;

 

Н – толщина слоя катализатора, м;

S_уд = 790 м²/ м³ – удельная поверхность   катализатора RG-582;

ρ – плотность    газосырьевой   смеси,  кг/м³;

ω – фиктивная   скорость  потока, м/с:

 

ω = V/F,

 

где V – объемный  расход, м³/ч;

       F – площадь прохода,  м²;

         ε – порозность слоя катализатора:

 

ε = V_ш/V_куб,

 

где V_ш – объем  шара, эквивалентный  объему  гранулы  катализатора;

      V_куб – объем  куба,  описанного вокруг    шара.

 

,

 

где d_экв – диаметр   гранулы (эквивалентный);

      μ  - динамическая  вязкость, Па·с.

 

- формула Манна  для   расчета вязкости составного   потока,

где у_n – мольная доля компонента;

       μ_n – динамический  коэффициент вязкости компонента.

По графику  зависимости μ₂₇₃ паров углеводородов от молекулярной массы, для средней молярной  массы продуктов (М_ср = 105,6 кг/кмоль), определим динамический  коэффициент вязкости.

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

График  зависимости динамической  вязкости паров углеводородов от молекулярной массы при    Т = 273 К.

 

μ₂₇₃ = 5,7·10^-6 Па·с; пересчитаем на Т = (Т₁+ Т₂)/ 2 = 738 К.

 

,

 

где k = 1,22 – постоянная.

 

.

 

Берем из справочника значения вязкости  при  н. у. для газов и  аналогично, пересчитывая на рабочую температуру, получим:

 

 

Рассчитываем  общую вязкость смеси:

 

 

.

 

Определим  эквивалентный диаметр  гранулы катализатора, для чего находим  объем экструдата, зная его размеры:

d = 2 мм;  h = 5 мм.

Тогда его объем:  ; такой же объем будет   иметь шар с эквивалентным   диаметром    d_экв:

 

 

 

Находим  порозность  слоя:

 

 

Определяем  критерий  Рейнольдса:

 

,    ;

 

.

 

Первоначально примем ω = 3,2 м/с (для  процессов  фильтрования 0,5…4 м/с).

 

 

т.к.   Re > 50            ξ = 11,6/ Re^0,25 = 3,18.

 

Найденные  величины подставляем  в уравнение:

 

;

 

;

 

отсюда: Н = 0,69 м.

Найдем среднюю площадь  прохода:

 

F = V / ω;

 

F = 222136 / 3,2 = 222136 / (3600·3,2) = 19,3 м².

 

Применим  реакторы  с радиальным вводом сырья, т. к. применение этого  типа реакторов с технологической точки  зрения более оправдано: они  имеют   меньший перепад давления и большую площадь прохода.

Размещение катализатора в этих  реакторах  имеет вид  цилиндра с цилиндрической пустотелостью  вдоль оси для центральной перфорированной  трубы вывода продуктов реакции.

Обычно применяется  труба диаметром 800 мм для  возможности  ее обслуживания  изнутри; примем это  значение d_вн = 0,8 м.

Зная толщину слоя катализатора Н = 1 м, находим высоту.

Объем катализатора в первом реакторе:

 

V₁ = m₁/ρ_кат;

 

V₁ = 10800 / 740 = 14,6 м³.

 

 

 

Объем пустотелого цилиндра:

 

,

 

где d_н  - наружный диаметр цилиндра, м;

      d_вн  - внутренний диаметр цилиндра, м; 

      h – высота, м.

 

Т.к. d_вн = 800 мм = 0,8 м, то   d_н = d_вн + 2·Н = 0,8 + 2· 0,69 = 2,18 м.

 

Находим

 

 

 

Проверим среднюю площадь прохода  слоя катализатора:

 

.

 

Т. к. F΄ больше найденного  ранее значения F (21,2 м² > 19,3 м²), то принятое  значение ω = 3,2 м / с удовлетворяет, поскольку при большей площади гидравлическое сопротивление может быть ниже, но никак не больше расчетной величины 0,01 МПа.

Поскольку конструкцией реакторов  радиального типа предусматривается  установка в их верхней части  газораспределительного устройства, так называемой “тарелки”, поэтому высоту цилиндрической части реактора необходимо увеличить на 0,3 – 0,5 м.

Тогда высота цилиндрической обечайки реактора будет равна:

 

Н_ц = h + 0,5 = 5,02 м;  примем Н_ц = 5 м.

 

Найдем внутренний диаметр реактора D_вн, с учетом монтажа по его периметру перфорированных “карманов” для распределения потока сырья по всей площади катализатора. Высота “карманов” 5 см.

Тогда внутренний диаметр обечайки  D_вн = d_н + 2· 5 см = 2,28 м.

Примем ближайшую стандартную  величину D_вн = 2,4 м.

Выберем стандартное днище с: радиусом кривизны R = 2,4 м,

    высотой выпуклой части  h =60 см,

    высотой отбортовки  h_отб = 20 см.

Общая высота реактора с верхним и нижним днищами составит:

 

H_общ = Н_ц + 2·(h_вып + h_отб) = (5 + 1,6) = 6,6 м.

 

Принимаем диаметр верхнего  штуцера (люк-лаз и вход сырья) 900 мм для возможности  обслуживания аппарата изнутри и демонтажа (монтажа) центральной трубы.

Диаметр нижнего выгружного отверстия  для высыпания катализатора – 200 мм.

Диаметр нижнего отводящего штуцера примем 500 мм.

Рассчитаем скорость потока через  диаметр нижнего штуцера:

 

ω = V'/ F = V'· 4/ πd²;

 

.

 

Т. к. скорости потоков газа изменяются в очень широких пределах (100 – 1500 м/с), то диаметр штуцера принимается.

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

5.4. Механический расчет прочности оболочки аппарата.

 

Для изготовления корпуса реактора необходимо применять сталь аустенитного класса, как наиболее устойчивую к  водородной коррозии и имеющую высокие  прочностные характеристики при больших температурах (12ХМ, 15ХМ, 15Х5М и т. д.).

Примем 12ХМ.

Максимальная температура  в реакторе:

                           500 °С (в конце цикла работы  катализатора);

                           530 °С (в цикле регенерации катализатора).

Принимаем температуру = 530 °С.

Максимальное давление = 2,2 МПа.

Допустимое напряжение для стали 12ХМ при 530 °С = 1160 кгс/см².

 

Находим толщину стенки реактора:

 

 

где Р = 2,2 МПа = 22 кгс/см²;

      D_вн = 2,40 м = 240 см;

      σ = 1160 кгс/см² = 116 МПа – допустимое напряжение;

      φ = 0,9 – коэффициент прочности сварного  шва;

      С = 0,4 см – прибавка на коррозию  и изготовление (минусовой допуск).

 

.

 

Находим толщину стенки днищ:

 

 

где - радиус кривизны;

        h = 0,6 м – высота выпуклой части днища;

       

         R = 240²/ 4· 60 = 240 cм.

 

S_дн = 2,95 см.

 

Принимаем толщину обечайки корпуса  и днищ равной 3 см.

Находим толщину стенок штуцеров диаметрами 500, 200, 900 мм:

 

 

. Ближайшая стандартная величина  S₂₀₀ = 0,8 см.

 

Толщина обечайки корпуса: S_к = 30 мм;

толщина днища: S_дн = 30 мм;

толщина стенки штуцера: S₅₀₀ = 10 мм;

толщина стенки штуцера: S₂₀₀ = 8 мм;

толщина стенки штуцера: S₉₀₀ = 14 мм;

 

Остальные реакторы рассчитываются по той же методике, причем, сырьем второго  реактора является продукт первого, а сырьем третьего – продукт второго.