Геометрические размеры реактора

⇐ ПредыдущаяСтр 4 из 5Следующая ⇒

Для расчёта размеров реактора зададимся некоторыми технологическими параметрами и определим характеристики принятого катализатора СИ-2 (таблица 2.6).

Таблица 2.6 – Технологические параметры процесса и характеристика катализатора

Параметр, размерность	Значение
Давление на входе в реактор, МПа	2,5
Объёмная скорость подачи сырья, ч^-1	2,5
Средняя температура процесса, ^оС	(130+93,7)/2 = 111,85
Кажущаяся плотность катализатора, кг/м³	1300
Насыпная плотность катализатора, кг/м³	1520
Средний диаметр частиц катализатора, мм	2,8

Определим объём поступающего сырья без учёта ВСГ. Среднее значение плотности углеводородов сырья и их массовый расход указаны в таблице 2.5. Объёмный расход составит

G^v_сыр=G_сыр/r_сыр, (2.10)

G^v_сыр= 3877,379/623,5=6,218 м³/ч.

Для определения объёмного расхода ВСГ зададимся компонентным составом газа (таблица 2.7) и рассчитаем его плотность при нормальных условиях.

Таблица 2.7 – Компонентный состав водородсодержащего газа

Компонент	Водород	Метан	Этан	Пропан	Бутан
% масс.	29,4	19,4	26	15,2	10

Плотность ВСГ при нормальных условиях составит

(2.11)

где i – индекс компонента в ВСГ; x_i – массовая доля i-го компонента в ВСГ; M_i – молекулярная масса i-го компонента в ВСГ;

Найдём плотность ВСГ при давлении и температуре процесса для определения его объёмного расхода через реактор

(2.12)

где Р₁ – давление на входе в реактор, МПа; t_ср – средняя температура процесса, ^оС.

По (2.10) определяем объём ВСГ, проходящий через реактор

G^v_ВСГ=7,755/18,988=0,414 м³/ч.

Общий объём сырьевой смеси с учётом ВСГ определяется как сумма

G^v_с=G^v_сыр+ G^v_ВСГ, (2.13)

G^v_с=6,218+0,414=6,632 м³/ч.

Объём реакционного пространства определится как

V_r= G^v_с/v^o, (2.14)

где v^o – объёмная скорость подачи сырья в реактор, ч^-1,

V_r=6,632/2,5=2,653 м³.

Требуемая масса катализатора составит

m_к= V_r·r_1к , (2.15)

где r_1к – насыпная плотность принятого катализатора,

m_к=1300·2,653=3448,697 кг.

Принимаем диаметр реактора изомеризации, исходя из полученного реакционного объёма 2,653 м³

D_r=0,8 м.

Площадь поперечного сечения составит

S=0.25·p· D_r², (2.16)

S=0,503 м².

Полезная высота реактора составит

H₀=V_r/S, (2.17)

H₀=2,653/0,503=5,278 м.

Верхнее надкатализаторное пространство (Н₁) и нижнее подкатализаторное пространство (Н₂), необходимое для качественного проведения процесса, определяется по диаметру реактора следующими зависимости:

Н₁=0,5·D_r, (2.18)

Н₁=0,4 м.

Н₂=0,667·D_r, (2.19)

Н₂=0,533 м.

Общая высота реактора составит

Н_S=Н₀+Н₁+Н₂, (2.20)

Н_S=5,278+0,4+0,533=6,211 м.

Для определения правильности принятых и рассчитанных параметров реактора произведём расчёт линейной скорости паров (u) проходящих через его сечение. Расчётное значение линейной скорости паров не должно превышать допустимое (0,1 м/с).

u=G^v_с/(S·3600), (2.21)

u=6,632/(0,503·3600)»0,004 м/с.

Расчётное значение u не превышает допустимой, следовательно, геометрические параметры выбраны и рассчитаны верно.

Расчёт потери напора в слое катализатора

Потерю напора в слое катализатора вычисляют по формуле

, (2.22)

где – потеря напора на 1 м катализатора, Па/м; e – порозность слоя; m – динамическая вязкость смеси, (принимаем 1,87·10^-6 Па·с); d – диаметр частиц катализатора, м; r_г – плотность реакционной смеси, кг/м³; g – ускорение свободного падения, 9,81 м/с².

Порозность слоя вычисляем по формуле

e =1 - r_1к /r_2к , (2.23)

где r_1к – кажущаяся плотность катализатора, кг/м³; r_2к – насыпная плотность катализатора, кг/м³.

e = 1- 1300/1520 = 0,145.

Для расчёта плотности реакционной смеси найдём среднюю плотность смеси ВСГ и жидких углеводородов в сырье реактора исходя из их массовых долей (таблица 2.8). Значение r_г составит 622,337 кг/м³.

Таблица 2.8 – Расчёт плотности реакционной смеси

Продукт

кг/ч

Массовые доли

Плотность относительная

Сырьё

3877,379

0,998

623,5435

ВСГ

7,755

19,96·10^-4

18,988

Всего

3885,134

1,000

622,337

Потеря напора на 1 м катализатора по формуле (2.22) составит

Общий перепад давления на выходе из реактора составит:

· Н_S=1533,93·6,211»0,01 МПа.

Величина перепада давления меньше допустимой 0,2 МПа. Таким образом, все параметры выбраны и рассчитаны верно. Давление на выходе из реактора (P₂) составит

P₂=P₁-DP, (2.24)

P₂=2,5-0,01=2,49 МПа.

3 Расчет процесса синтеза МЕТИЛ-ТРЕТ-БУТИЛОВОГО ЭФИРА (МТБЭ) [14-18]

Первая промышленная установка синтеза МТБЭ производительностью 100 тыс. т/год по МТБЭ была пущена в 1973 г. в Италии. Затем аналогичные установки были введены в эксплуатацию в ФРГ в 1976 г. и США в 1980 г. С тех пор мировое производство МТБЭ непрерывно возрастало, особенно интенсивно в США, нефтепереработка которой характеризуется исключительно высокой насыщенностью процессами каталитического крекинга.

Производство МТБЭ в 1990 г. составило в мире 7,5 млн. т, в том числе в США - около 1,5 млн. т.

На данный момент его мировое производство составляет более 35 млн. т в год. МТБЭ характеризуется высокой детонационной стойкостью и имеет дорожное ОЧ = 108-110. Присутствие его в бензинах способствует снижению содержания оксидов углерода, углеводородов и циклических ароматических соединений в отработавших газах.

Основной реакцией процесса является присоединение изобутилена к метанолу по следующей реакции:

Важными оперативными параметрами, влияющими на материальный баланс процесса и качество продуктов О-алкилирования, являются: давление, температура, объемная скорость сырья, соотношение метанол:изобутен.

При жидкофазном О-алкилировании изменение давления не оказывает существенного влияния на процесс. Давление должно ненамного превышать упругость паров углеводородов сырья при температуре катализа. Обычно в реакторах с внутренней системой охлаждения при О-алкилировании метанола изобутиленом давление поддерживают 0,7-0,75 МПа.

При повышении температуры снижается вязкость метанола и углеводородов, и создаются условия более благоприятные для их контактирования и диспергирования. Это обусловливает большую скорость всех протекающих реакций. При этом снижаются затраты энергии, что улучшает экономические показатели процесса.

Однако чрезмерное повышение температуры интенсифицирует побочные реакции в большей степени, чем целевую реакцию. При этом снижается избирательность реакций О-алкилирования и ухудшается качество получаемого эфира.

Снижение температуры в определенных пределах оказывает благоприятное влияние на селективность реакций, выход и качество МТБЭ. Лимитирующим фактором при снижении температуры реакции является чрезмерное снижение скорости основной реакции.

На практике оптимальный интервал температур при О-алкилировании метанола изобутиленом составляет 60-70 °С.

Соотношение метанол:олефин является одним из важнейших параметров О-алкилирования. Избыток метанола интенсифицирует целевую и подавляет побочные реакции О-алкилирования. Чрезмерное повышение этого соотношения увеличивает капитальные и эксплуатационные затраты, поэтому поддерживать его выше 10:1 нерентабельно.

На рисунке 3.1 представлена принципиальная технологическая схема производства МТБЭ.

1, 2, 3, 4 – емкости; 5 – реактор; 6 – экстрактор; 7 - ректификационная колонна; 8, 9, 10 – сепараторы; 11, 12, 13 - конденсаторы-холодильники; 14 – 21 – теплообменники; 22-29 – насосы

Рисунок 3.1 – Принципиальная схема производства МТБЭ

Исходные данные

Принятые исходные данные для расчета реактора представлены в таблице 3.1, состав сырья (бутен-изобутиленовой фракции) - в таблице 3.2, варианты заданий для расчета реактора синтеза МТБЭ - в таблице 3.3.

Таблица 3.1 – Исходные данные для расчета реактора

Параметр	Единица измерения	Значение
Температура процесса, t	°С	70
Давление процесса, Р	МПа	0,75
Количество дней работы установки	-	330
Производительность по МТБЭ, G_МТБЭ	т/год	50000
Производительность по МТБЭ, G_МТБЭ	кг/ч	6313,1
Конверсия изобутилена, Х_ИБ	доля масс.	0,95
Доля изобутилена на образование изооктилена, Х_ИБИО	доля масс.	0,005
Доля изобутилена на образование третбутанола, Х_ИБТБ	доля масс.	0,005
Соотношение метанол : изобутилен (мольное), К	-	4
Селективность процесса по изобутилену (на МТБЭ), S	-	0,99

Таблица 3.2 – Состав БИФ (бутен-изобутеновой фракции)

Компонент	% масс.
∑C₃	0,5
Изобутан	2
Н-бутан	12
Бутен-1 + бутен-2	37
Изобутилен	48,4
∑C₅	0,1
Итого	100

Расчет процесса синтеза МТБЭ

Материальный баланс реактора

Обозначим количество изобутилена, поступающего в реактора как G_ИБ. Тогда количество конвертированного изобутилена составит

где Х_ИБ – конверсия изобутилена, доля масс. (таблица 3.1).

Количество образовавшегося МТБЭ составит:

где S – селективность процесса по изобутилену (на МТБЭ); М_МТБЭи М_ИБ – молекулярные массы МТБЭ и изобутена соответственно, г/моль.

Таблица 3.3 – Варианты заданий для расчета реактора синтеза МТБЭ

Вариант	Производительность реактора, т/год по МТБЭ	Количество дней работы	Температура процесса, °С
1	25000	325	60
2	27500	330	65
3	30000	335	70
4	32500	340	75
5	35000	325	80
6	37500	330	60
7	40000	335	65
8	42500	340	70
9	45000	325	75
10	47500	330	80
11	50000	335	60
12	52500	340	65
13	55000	325	70
14	57500	330	75
15	60000	335	80
16	62500	340	60
17	65000	325	65
18	67500	330	70
19	70000	335	75
20	72500	340	80
21	75000	325	60
22	77500	330	65
23	80000	335	70
24	82500	340	75
25	85000	325	80
26	87500	330	60
27	90000	335	65
28	92500	340	70
29	95000	325	75
30	97500	330	80

Подбираем значение G_ИБ таким образом, чтобы количество образовавшегося МТБЭ совпадало со значением, представленным в таблице 3.1. В ходе подбора определили, что G_ИБ= 4271,6 кг/ч. Таким образом,

Количество образовавшегося МТБЭ составит

что совпадает с табличным значением.

Количество непрореагировавшего изобутилена определяется по формуле

Количество углеводородной фракции, поступающей в реактор,

где 0,484 – содержание изобутилена в исходном сырье, доля мас. (таблица 3.2).

Массовое соотношение метанол : изобутилен определится как

)

где К – мольное соотношение метанол : изобутилен (табл. 3.1); М_МЕТ – молекулярная масса метанола, г/моль.

Количество метанола на входе в реактор:

Количество метанола, пошедшего на образование МТБЭ:

Количество непрореагировавшего метанола на выходе из реактора:

Количество воды, пошедшей на образование третбутилового спирта:

где М_ВОДА – молекулярная масса воды, г/моль; Х_ИБТБ - доля изобутилена, пошедшего на образование третбутанола, доля мас. (таблица 3.1).

Количество образовавшегося третбутанола:

где М_ТБ – молекулярная масса третбутанола, г/моль.

Количество образовавшегося изооктилена:

где Х_ИБИО – доля изобутилена, пошедшая на образование изооктилена, доля мас.

Материальный баланс реактора представлен в таблице 3.4.

Таблица 3.4 – Материальный баланс реактора

Компонент	% масс.	т/год	т/сут	кг/ч	кг/с
Приход
∑C3	0,24	349,5	1,1	44,1	0,012
Изобутан	0,95	1398,0	4,2	176,5	0,049
Н-бутан	5,70	8387,9	25,4	1059,1	0,294
Бутен-1 + бутен-2	17,56	25862,6	78,4	3265,5	0,907
Изобутилен	22,97	33831,1	102,5	4271,6	1,187
∑C5	0,05	69,9	0,2	8,8	0,002
Метанол	52,50	77328,3	234,3	9763,7	2,712
Вода	0,04	51,7	0,2	6,5	0,002
Итого	100,0	147279,0	446,3	18595,8	5,166
Расход
МТБЭ	33,95	50000,0	151,5	6313,1	1,754
Непрореагировавший метанол	40,16	59146,5	179,2	7468,0	2,074
Непрореагировавший изобутилен	1,15	1691,6	5,1	213,6	0,059
∑C3	0,24	349,5	1,1	44,1	0,012
Изобутан	0,95	1398,0	4,2	176,5	0,049
Н-бутан	5,70	8387,9	25,4	1059,1	0,294
Бутен-1 + бутен-2	17,56	25862,6	78,4	3265,5	0,907
∑C5	0,05	69,9	0,2	8,8	0,002
Изооктилен	0,11	160,7	0,5	20,3	0,006
Третбутанол	0,14	212,4	0,6	26,8	0,007
Итого	100,0	147279,0	446,3	18595,8	5,166

Тепловой баланс реактора

Суть теплового баланса реактора заключается в определении количества несбалансированного тепла, образующегося в ходе процесса и в расчете количества водяного конденсата, необходимого для снятия избытка тепла процесса синтеза МТБЭ. Количество вносимого в реактор или уносимого из реактора тепла определится по формуле

где G_i – расход i-го компонента, кг/с; Сp_i – теплоемкость i-го компонента, кДж/(кг∙град); t_i – температура, °С.

Для углеводородных компонентов сырья и продуктов реакции теплоемкость определим по формуле

где – относительная плотность нефтепродукта.

Значение определим по формуле

где - относительная плотность нефтепродукта при 20 °С. Является справочной величиной.

Значения плотностей углеводородных компонентов сырья представлены в таблице 3.5.

Таблица 3.5 – Плотности углеводородных компонентов сырья

Компонент	Плотность, ρ⁴₂₀	Плотность, ρ¹⁵₁₅
∑C3	0,5100	0,5162
Изобутан	0,5573	0,5633
Н-бутан	0,5789	0,5847
Бутен-1 + бутен-2	0,5945	0,6002
Изобутилен	0,595	0,6007
∑C5	0,6262	0,6317
Диизобутилен	0,7149	0,7199

Значения теплоемкости метанола, третбутанола и МТБЭ являются справочной величиной.

Потери тепла в реакторе принимаются равными 1 % от входящего тепла.

Реакция синтеза МТБЭ протекает с выделением тепла. Тепловой эффект реакции определяется по формуле

где Н_ПРОДи Н_С – теплоты образования продуктов реакции и исходного сырья соответственно, кДж/моль.

Ввиду малой доли побочных реакций в ходе процесса их влиянием на тепловой эффект пренебрегаем. Теплоты образования метанола, изобутилена и МТБЭ приведены в таблице 3.6.

Таблица 3.6 – Теплоты образования компонентов

Компонент	МТБЭ	Метанол	Изобутилен
Теплота образования, кДж/моль	-291	-201	-16,92

Таким образом, согласно реакции, по которой протекает процесс, тепловой эффект реакции составит

Мольное количество образовавшегося МТБЭ составит

Таким образом, количество тепла, выделившееся в ходе синтеза МТБЭ составит

Тепловой баланс реактора представлен в таблице 3.7.

Из таблицы 3.7 видно, что разность входящего и уходящего тепла равняется

Количество воды, необходимой для снятия избытка тепла процесса, вычисляется по формуле:

где Срв – теплоемкость воды, принимается равной 4,187 кДж/(кг∙К); t_Ни t_К – начальная и конечная температура соответственно охлаждающей воды, °С; принимаем соответственно 20 и 40 °С.

Подставляя значения, получим

Таблица 3.7– Тепловой баланс реактора

Компонент	Расход, кг/с	Температура, °С	Теплоемкость, кДж/(кг∙град)	Количество тепла, кДж/с
Приход
∑C₃	0,012	70,00	2,514	2,16
Изобутан	0,049	70,00	2,406	8,26
Н-бутан	0,294	70,00	2,362	48,64
Бутен-1 + бутен-2	0,907	70,00	2,331	148,02
Изобутилен	1,187	70,00	2,330	193,54
∑C₅	0,002	70,00	2,272	0,39
Свежий метанол	0,638	70,00	2,610	116,51
Циркулирующий метанол	2,074	70,00	2,610	379,00
Вода	0,002	70,00	4,187	0,53
Тепло реакции	-	-	-	1456,41
Итого	5,166			2353,46
Расход
МТБЭ	1,754	70,00	2,511	308,20
Непрореагировавший метанол	2,074	70,00	2,610	379,00
Непрореагировавший изобутилен	0,059	70,00	2,330	9,68
∑C₃	0,012	70,00	2,514	2,16
Изобутан	0,049	70,00	2,406	8,26
Н-бутан	0,294	70,00	2,362	48,64
Бутен-1 + бутен-2	0,907	70,00	2,331	148,02
∑C₅	0,002	70,00	2,272	0,39
Изооктилен	0,006	70,00	2,129	0,84
Третбутанол	0,007	70,00	2,771	1,44
Потери	-	-	-	23,53
Итого	5,166			930,16

Дата добавления: 2019-01-14; просмотров: 1386; Мы поможем в написании вашей работы!

Поделиться с друзьями:

⇐ Предыдущая 1 2 345 Следующая ⇒

Мы поможем в написании ваших работ!