3.2 Пример технологического расчёт реакторного блока установки каталитического риформинга со стационарным слоем катализатора

3.2.1 Особенности расчетов

Необходимые исходные величины и некоторые предварительные определения:

- на основе промышленных и проектных данных принимают: давление в начале процесса (первый реактор блока); температуру, с которой сырьё и циркулирующий газ подаются в первый реактор; объёмную скорость подачи сырья; кратность циркуляции водородсодержащего газа (ВСГ) и его состав, количество последовательно соединённых реакторов;

- рассчитывают мольный состав питания реактора и количества каждого компонента в циркулирующем газе;

- рассчитывают необходимое количество алюмоплатинового катализатора с предварительным распределением его по реакторам.

3.2.1.1 Расчёт первого реактора

Производят расчёт материального баланса первого реактора по следующей схеме:

- определяют константу скорости реакции ароматизации;

- определяют константу химического равновесия реакции ароматизации;

- вычисляют уменьшение количества нафтеновых углеводородов в результате реакции ароматизации;

- определяют константу скорости реакции превращения нафтеновых углеводородов в парафиновые;

- определяют константу химического равновесия реакции превращения нафтеновых углеводородов в парафиновые;

- вычисляют увеличение количества нафтеновых углеводородов в результате реакции превращения парафиновых углеводородов в нафтеновые;

- определяют константу скорости реакции гидрокрекинга нафтеновых углеводородов;

- вычисляют уменьшение количества нафтеновых углеводородов в результате реакции гидрокрекинга;

- вычисляют уменьшение количества парафиновых углеводородов в результате реакции гидрокрекинга;

- рассчитывают материальный баланс реакций в реакторе;

- определяют состав газа, покидающего реактор;

- составляют материальный баланс реактора и определяют выходы продуктов риформинга.

Затем составляют тепловой баланс реактора с целью определения температуры выходящего из него потока.

В заключение принимают тип реактора (радиальный или аксиальный) и определяют его диаметр и высоту.

3.2.1.2 Расчёт второго реактора

Выбирают температуру в начале процесса, имея в виду во втором реакторе практически полное превращение нафтеновых углеводородов. Давление в этом реакторе должно быть несколько ниже, чем в первом.

Далее рассчитывается материальный баланс второго реактора по той же схеме, как для первого реактора.

Расчёт теплового баланса второго реактора аналогичен расчёту для первого реактора.

Затем определяются диаметр и высота реактора.

3.2.1.3 Расчёт третьего реактора

Температуру в начале процесса принимают равной температуре потока, выходящего из второго реактора.

Остальные расчёты проводятся так же, как для первого и второго реакторов.

3.2.2 Необходимые исходные данные

Исходные данные для расчета:

- рассчитать реакторный блок установки каталитического риформинга бензина нижневартовской нефти, состав которого представлен в таблице 3.1, над стационарным слоем алюмоплатинового катализатора.

- производительность реакторного блока по сырью 600 000 т/г;

- температура реакции 530˚С (803 К);

- давление в начале процесса (на входе в первый реактор) 3,43·10⁶ Па;

- кратность циркуляции ВСГ =1500 м³ /м³;

- содержание водорода в ВСГ достигает 85 – 93 %об. Примерный состав ВСГ приведён в таблице 3.2;

- объёмная скорость подачи сырья =2 ч^-1;

- число рабочих дней в году 330.

Таблица 3.1 – Качество сырья риформинга

Относительная плотность	Фракционный состав, К						Углеводородный состав, % масс.
	н.к.	10%	50%	90%	к.к.	ароматические		нафтеновые	парафиновые
0,753	353	385	406	439	453	11		35	54

Таблица 3.2 – Состав водородсодержащего газа

Компонент	Н2	СН4	С2Н6	С3Н8	С4Н10	С5Н12
Содержание, % об	86	4	5	3	1	1

Над платиновым катализатором при риформинге протекают следующие реакции:

превращение нафтеновых углеводородов в ароматические:

; (3.1)

превращение нафтеновых углеводородов в парафиновые:

; (3.2)

гидрокрекинг нафтеновых углеводородов:

; (3.3)

гидрокрекинг парафиновых углеводородов:

, (3.4)

где n – углеродное число (число углеродных атомов в молекуле углеводорода).

Для указанных реакций можно записать четыре дифференциальных уравнения, описывающих уменьшение количества углеводородов в результате химических превращений:

, (3.5)

, (3.6)

, (3.7)

, (3.8)

где N_н и N_п – доля нафтеновых и парафиновых углеводородов в питании, подвергнутых химическому превращению, кмоль/кмоль; – величина, обратная скорости подачи сырья, кг катализатора/(кмоль/ч) сырья;– константа скорости реакции, определяемая из графика (рисунок 7), кмоль/(ч·Па·кг катализатора);– парциальные давления нафтеновых, ароматических, парафиновых углеводородов и водорода, Па;– константа химического равновесия, Па³; – константа скорости реакции, определяемая из графика(рисунок 8), кмоль/(ч·Па·кг катализатора).

Константы химического равновесия рассчитываются по уравнениям:

, (3.9)

, (3.10)

где Т – температура в реакторе, К.

Уравнения (3.5) – (3.8) не учитывают состояния катализатора. Однако ввиду отсутствия в литературе сведений о зависимости степени химических превращений при риформинге от состояния катализатора, из-за малого (всего 0,5 – 0,7 %) содержания платины в катализаторе и возможности компенсации снижения активности катализатора некоторым повышением температуры процесса, указанные уравнения обеспечивают достаточную точность при проектировании.

В уравнениях (3.5) – (3.8) уменьшение количества углеводородов в питании в результате химических превращений выражено в мольных долях, а состав питания задан в массовых долях. Для пересчёта состава питания воспользуемся формулой

Мсу_i = М_iу_i’, (3.11)

где Мс - средняя молекулярная масса сырья; Mi - средняя молекулярная масса i-го компонента сырья; yi - содержание i-го компонента в питании в массовых долях; yi'- то же в мольных долях.

Рисунок 7 – График для определения Рисунок 8 – График для определения

константы k₁ константы k₂

Рисунок 9 – График для определения констант k₃ и k₄

Средняя молекулярная масса сырья

Мс = 0,4 Т₅₀ – 45, (3.12)

где Т₅₀ – температура выкипания 50% бензина (таблица 3.1), К.

Мс= 0,4· 406 – 45 = 117,4 кмоль/кг.

Средние молекулярные массы ароматических, нафтеновых и парафиновых углеводородов питания можно рассчитать, исходя из условия, что число атомов n углерода в них будет одно и то же. Формулы для расчёта молекулярных масс углеводородов питания представлены в таблице 3.3.

Для того чтобы определить углеродное число n, используется формула

, (3.13)

где у_А, у_н, у_п - содержание ароматических, нафтеновых, парафиновых углеводородов в питании (таблица 3.1), масс. доли; Ма, Мн, Мп - средние молекулярные массы углеводородов (таблица 3.3).

Таблица 3.3 - Расчётные формулы молекулярных масс углеводородов

Углеводород (компонент)	Формула углеводорода	Формула для расчёта молекулярной массы по углеродному числу
Ароматические	СnH2n- 6	Ма = 12n + 1 (2n-6) = 14n - 6
Нафтеновые	CnH2n	Мн = 12n + 1 2n = 14n
Парафиновые	CnH2n+2	Мп = 12n +1 (2n+2)= 14n+ 2

Формула для подсчёта величины М_с :

. (3.14)

После преобразований получается кубическое уравнение:

. (3.15)

Подставив в уравнение известные значения М_с, у_А, у_н и у_п, получим

. (3.16)

Найти значение n можно также при помощи программы Excel. Получается n=8,3595.

Если состав сырья задан в мольных долях, то для расчета углеродного числа можно воспользоваться формулой

, (3.17)

где у'_п и у'_а — содержание парафиновых и ароматических углеводородов в сырье, мольн. доли.

Числовые значения молекулярных масс углеводородов (таблица 3.3):

;

;

.

Пересчет состава сырья представлен в таблице 3.4.

Таблица 3.4 – Пересчёт массового состава сырья в мольный

Компоненты	Молекулярная масса, Мi	Содержание в сырье
		yi, масс. доли	, мольн. доли
СnH2n- 6	111,0327	0,11	0,1163
CnH2n	117,0327	0,35	0,3511
CnHn+2	119,0327	0,54	0,5326
Сумма	–	1,00	1,0000

Парциальные давления компонентов в сырье ввиду не очень высокого давления и значительного разбавления водородом рассчитаются по формуле

, (3.18)

где – общее давление в аппарате, Па;– содержание i-го компонента в смеси газов, мольн. доли.

Количество сырья (в кмоль) равно:

, (3.19)

где G_c – количество сырья, кг/ч.

Рассчитывается величина G_c:

кг/ч,

где 330 – число рабочих дней в году.

Подставив числовое значение величины G_c в предыдущую фор­мулу, получим

кмоль/ч.

Расчетные данные по количеству и составу сырья приведены в таблице 3.5.

Таблица 3.5 – Количество и состав сырья

Компонент	Мольная доля	Количество , кмоль / ч
	0,1163	75,05
	0,3511	226,56
	0,5326	343,68
Сумма	1,0000	645,29

Количество водородсодержащего газа

, (3.20)

где n_г – кратность циркуляции газа, м³/м³; – плотность сырья в жидком виде (при н.у.), кг/м³.

Плотность сырья

, (3.21)

кг/м³.

Подставив в формулу (3.20) числовые значения величин, найдем

м³/ч.

Количество циркулирующего газа равно

; (3.22)

кмоль/ч.

Данные по определению состава циркулирующего газа приведены в таблице 3.6.

Таблица 3.6 – Состав циркулирующего газа

Компонент	Молекулярная масса Мi	Содержание y'гi, мол. доли		Количество ,кмоль/ч
Н2	2	0,86	1,72	5793,92
СН4	16	0,04	0,64	269,48
С2Н6	30	0,05	1,50	336,86
С3Н8	44	0,03	1,32	202,11
С4Н10	58	0,01	0,58	67,37
С5Н12	72	0,01	0,72	67,37
Сумма	–	1,00		6737,12

Общее количество парафиновых углеводородов в циркулирую­щем газе

6737,12 - 5793,92 = 943,20 кмоль/ч.

Данные расчета по определению состава смеси сырья и ВСГ и парциальные давления ее компонентов приведены в таблице 3.7.

Количество катализатора, необходимое для проведения реак­ции:

; (3.23)

м³.

Насыпная масса алюмоплатинового катализатора равна кг/м³. Приняв насыпную массу катализатора кг/м³, найдём количество катализатора:

; (2.24)

кг.

Таблица 3.7 – Парциальные давления компонентов смеси сырья и циркулирующего ВСГ

Компоненты	Количество n3i, кмоль/ч	Содержание , мольн. доли	Парциальное давление Па
	75,05	0,0102	34870,94
	226,56	0,0307	105264,68
	343,68	0,0465	159679,56
H2	5793,92	0,7848	2691958,94
*	943,20	0,1278	438225,88
Сумма	7382,41	1,0000	3430000,00

* Здесь и далее звездочкой обозначены парафиновые углеводороды циркулирующего водородсодержащего газа.

Примем число реакторов n_р= 3. Катализатор между реакторами распределяют в отношении 1:2:4. Общее количество катализатора первоначально распределим между тремя реакторами в указанном отношении (таблица 3.8). Последующим расчётом уточним распределение катализатора между реакторами.

Таблица 3.8 – Предварительное распределение катализатора по реакторам

Номер реактора	Количество катализатора
	vкi, м3	Gкi, кг
1	7,19	4311,76
2	14,37	8623,51
3	28,74	17247,03
Сумма	50,30	30182,30