Расчёт реакторного блока установки высокотемпературной изомеризации фракции н.к. – 62оС

Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на http://www.allbest.ru/

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 70С, 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;

3) 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:

1 - распре делитель сырья;

2 - корпус;

3 - катализатор;

4 - опорная решётка;

5 - керамические шарики;

6- муфта для термопары;

7 - секционная термопара;

8 - 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 = ,

с

где с - 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 = ,

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 =

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:

Qc + Qвсг = Qc.г.+ Qб.ф.+ Qкат или

Gc qс445 + Gвсг qвсг 445 = Gc.г.qс.г. 400 + Gб.ф.qб.ф 400 + Gкатqкат 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 445С, ккал/кг;

qр - теплота реакции, ккал/кг.

Определяют энтальпию сырья при 445С 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 = , Тпр =

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

q = - 4,4

М Тпр3

где q - 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):

qп445 = qс445 - q ,

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	2,745		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:

qвсг445 = Ср Т- q ,

где Ср - теплоёмкость ВСГ (ккал/кгград), рассчитываемая по правилу аддитивности теплоёмкостей, входящих в него компонентов:

Ср = 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=400С, учитывая что Ср кат. =0,27 ккал/(кгК). 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

Потери -	19,81 %

Расчёт реакторного блока.

Расчёт реакторного блока проводится для параметров:

ь температура ввода сырья 445С,

ь температура вывода продуктов 400С,

ь давление в реакторе 3.5 МПа.

Объём паров смеси сырья и циркулирующего газа, проходящих через сечение реактора определяем:

Vсм. = Vc + Vвсг

где Vc - сырья , м3/с;

Vвсг - объём циркулирующего водородсодержащего газа, м/с;

 22,4 (t + 273) Р0 Z

Vc = У( 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) ;

Z - 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 =

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 = ,

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 = ,

W с

где W - объёмная скорость подачи сырья, ч-1; W = 1,8 ч-1; с - 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/ )0,5, D = 0,986 м

Общую высоту слоя (м) реактора во всех реакторах определяем по формуле:

 Vк

hк = , hк = 1,774 м

S

Принимаем число реакторов n = 3, тогда высоту слоя (м) катализатора в каждом реакторе рассчитываем:

hк

h1 = , h1 = 0,591 м

n

Высоту цилиндрической части (м) реактора рассчитываем:

h2 = h13/2 , 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:

dт hт + 2 dт2/4

ср =

dт2

где dт=2,8+0,2-диаметр таблетки катализатора, мм

hт=5+2 -высота таблетки катализатора, мм

ср =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=	1,30	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	=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:

Р (1 -)2 0,1U 1,75 (1 - х) U2

= 150 +

h1 3 d2 2 d g

Р-	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: = 1 - н/к где н - насыпная плотность катализатора, кг/м3; к - кажущаяся плотность катализатора, кг/м3.
Р /h1=	0,00019777	Р =	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.

3. Николаев В.В., Бусыгин И.Г., Бусыгина Н.В., Паламарчук В.С., Туманян Б.П. Основные процессы химической переработки газа. М.: Недра, 1996.

4. Сарданашвили А.Г., Львова А.И. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и газа. М.: Химия, 1973.

Размещено на Allbest.ru