Практическая работа 2

Практическая работа №1. Расчет материального баланса процесса каталитического риформинга

Задание: 

1. Определить выход бензина с октановым числом 95 (по исследовательскому методу), 80 (по моторному методу).

2. Рассчитать все составляющие теплового баланса, определите выходную температуру процесса.

3. Определить геометрические размеры реакторов риформинга.

Материальный баланс процесса

Основным целевым продуктом каталитического риформинга является бензин-катализат. Одновременно образуется газ, содержащий водород и углеводороды. Количество кокса, откладывающегося на катализаторе, незначительно, и его в балансе не учитывают. Средний выход продуктов риформинга характеризуют следующие данные:

Продукт	Массовый выход, %
Бензин-катализат	75,0-90,0
Водород	0,8-1,8
Пропан	5,1-12,0
Бутаны	3,6-9,7

Приближенно выход бензина можно определить по графикам (рис. 1, 2) в зависимости от углеводородного состава сырья.

Рисунок 1 – Зависимость выхода бензина риформинга от углеводородного состава сырья (фракция 105-180°С): 1 – октановое число 75; 2 – октановое число 80 (по моторному методу)	Рисунок 2 – Зависимость выхода бензина каталитического риформинга с октановым числом 95 (по исследовательскому методу) от углеводородного состава сырья: 1 – фракция 85-180°С; 2 – фракция 105-180 °С

 

Определение геометрических размеров реакторов риформинга

Реакторы каталитического риформинга работают последовательно, промежуточный подвод сырья и отвод продуктов реакции отсутствует. Через все реакторы проходит одинаковое количество сырья и циркулирующего водородсодержащего газа. Исходя из этого, придерживаются следующей последовательности расчета.

Порядок расчета:

1. Принять температуру в реакторе средней между температурой входа и выхода.

2. Для сырья определить коэффициент сжимаемости по графикам (рис. 3 и 4), на которых он дан в зависимости от приведенных температуры и давления.

Процесс каталитического риформинга протекает с большим поглощением теплоты, что требует ее промежуточного подвода. В связи с этим весь реакционный объем делится на несколько обособленных зон или ступеней. Чаще всего применяется трехступенчатая система, состоящая из трех последовательно соединенных реакторов. Иногда на последней ступени вместо одного устанавливают два параллельно работающих реактора. Тепловой баланс обычно составляют для каждого реактора или ступени, чтобы определить температуру газопродутовой смеси на выходе.

Тепловой баланс, например, для первого реактора можно записать в виде:

где Gс – массовый расход сырья, кг/с; , - энтальпия паров сырья при температурах на входе (t1) и выходе (t2) из реактора, Дж/кг; Gц.г – массовый расход циркулирующего водородсодержащего газа, кг/с; св.г– средняя теплоемкость водородсодержащего газа, Дж/(кг·К); γ- глубина превращения сырья в реакторе, массовые доли; xi , - массовые доли и энтальпии отдельных компонентов продуктов реакции; q'_p - тепловой эффект реакции, Дж/кг.

Рассмотрим последовательность расчета составляющих теплового баланса:

1. Энтальпия паров сырья подсчитывается по формуле:

=b(4- )-308,99

где b=(129,58+0,134Т+0,00059Т²).

2.Средняя теплоемкость циркулирующего водородсодержащего газа определяется по правилу аддитивности исходя из известного состава ВСГ. Водородсодержащий газ состоит из водорода и легких углеводородных газов (в основном, метана и этана). В данной работе примите в качестве коэффициентов аддитивности массовые концентрации.

Для упрощения расчетов можно не учитывать влияние давления и температуры на теплоемкость.

Расход газа определяется из кратности циркуляции ВСГ по отношению к сырью. При расчете массового расхода циркулирующего газа необходимо знать значение плотности газа. Плотность газа (при н.у.) определяется по формуле:

где М — средняя молярная масса ВСГ, ее расчет необходимо вести по правилу аддитивности, причем для этого расчета в качестве коэффициентов аддитивности примите мольные концентрации.

3. Подсчитывая сумму под компонентами продуктов реакции понимают сухой газ, пропан-бутановую фракцию и бензин-катализат.

Суммарный выход сухого газа и пропан-бутановой фракции определите как разность между 100 % и выходом бензина с ОЧИ 95, определенного в пункте «Материальный баланс». Выходы газовых фракций считайте равными друг другу.

Энтальпию сухого газа определяют по его средней теплоемкости и температуре выхода из реактора.

Энтальпия пропан-бутановой фракции, как правило, известна.

Энтальпию бензина-катализата считайте равной энтальпии сырья на выходе (при температуре t2).

4. Удельный тепловой эффект процесса зависит от углеводородного состава сырья. Для нафтенового сырья он находится в пределах от 410 до 585 кДж/кг, для парафинового – от 210 до 295 кДж/кг сырья.

5. Температуру продуктовой смеси на выходе из реактора обычно определяют методом подбора, т.е. последовательно задают различными значениями температур и решают уравнение теплового баланса до тех пор, пока приходная и расходная части теплового баланса не будут равны. При первоначальном расчете можно принять, что выходная температура меньше входной на 50 °С

Определение геометрических размеров реакторов риформинга

Реакторы каталитического риформинга работают последовательно, промежуточный подвод сырья и отвод продуктов реакции отсутствует. Через все реакторы проходит одинаковое количество сырья и циркулирующего водородсодержащего газа. Исходя из этого, придерживаются следующей последовательности расчета.

Порядок расчета:

1. Принять температуру в реакторе средней между температурой входа и выхода.

2. Для сырья определить коэффициент сжимаемости по графикам (рис. 3 и 4), на которых он дан в зависимости от приведенных температуры и давления.

Рисунок 3 – График для определения коэффициента сжимаемости углеводородных газов при низких давлениях

Рисунок 4 – График для определения коэффициента сжимаемости углеводородных газов при высоких давлениях

Приведенные температура и давление определяются по критическим температуре и давлению:

3. Объемный расход паров (G'_n, м³/с) рассчитывают по формуле (для случая реальных газов):

где Т – температура системы, К; p – общее давление в системе, МПа; G – расход сырья, кг/с; М – молярная масса сырья, г/моль; z— коэффициент сжимаемости.

4. Расчет объемного расхода водородсодержащего газа G'_цг проводится аналогично. Коэффициент сжимаемости водорода равен 1, таким его можно принять и для водородсодержащего газа.

5. Определяют суммарный объемный расход смеси сырья и циркулирующего газа (G'_см, м³/с):

G'см=G'n+G'цг

где G'n - объемный расход паров сырья, найденный по формуле, м³/с; G'цг - объемный расход циркулирующего водородсодержащего газа, м3/с.

6. Находят объем катализатора ( Vк.р., м³) в реакторе по формуле: Vк.р.= Gc/r_cw

где Gc– расход сырья, кг/ч; rc – плотность сырья в жидком состоянии кг/м³; w – объемная скорость подачи сырья, ч^-1.

Объемная скорость подачи сырья может изменяться в широких пределах от 1 до 5 ч^-1.

7. Определяют площадь сечения (S, м²) реактора по формуле^

где v – скорость движения смеси, м/с.

Линейная скорость движения смеси в реакторах риформинга обычно лежит в пределах 0,3-0,5 м/с на полное сечение аппарата.

8. По известной площади сечения находят требуемый диаметр реактора. Округляем до большего значения, кратного 0,5 м, и пересчитываем площадь по истинному диаметру.

9. Подсчитывают суммарную высоту (hк, м) слоя катализатора, находящегося во всех реакторах:

hк=Vк.р./S.

Определите распределение катализатора по реакторам, принимая, что диаметры реакторов равны друг другу. На промышленных установках катализатор обычно распределяют между реакторами в соотношении 1:2:4.

Заполните таблицу:

Варианты заданий к практической работе №1 (1–7) Параметр Вариант 1 2 3 4 5 6 7 Материальный баланс процесса Суммарное содержание нафтеновых и ароматических ув, % мас. 35 45 55 50 40 42 48 Тепловой баланс процесса Расход сырья, кг/с 10 12 14 9 11 14 10 Относительная плотность сырья при 15 °С 0,73 0,71 0,68 0,72 0,7 0,69 0,74 Температура на входе в реактор, °С 530 520 525 545 515 510 535 Массовая доля водорода в циркулирующем ВСГ, % 50 55 50 60 65 55 45 Массовая доля метана в циркулирующем ВСГ, % 30 35 20 25 15 20 35 Массовая доля этана в циркулирующем ВСГ, % 20 10 30 15 20 25 20 Глубина превращения сырья 0,6 0,62 0,68 0,58 0,65 0,64 0,7 Кратность циркуляции ВСГ (на 1 м3 сырья), м3 755 810 700 725 800 790 780 Энтальпия пропан-бутановой фракции, кДж/кг 1780 Тепловой эффект процесса, кДж/кг 430 Массовая доля водорода в сухом газе, % 10 5 15 20 15 20 10 Массовая доля метана в сухом газе, % 65 40 50 60 70 50 50 Массовая доля этана в сухом газе, % 25 55 35 20 15 30 40   Варианты заданий к практической работе №1 (8–14) Параметр Вариант 8 9 10 11 12 13 14 Материальный баланс процесса Суммарное массовое содержание нафтеновых и ароматических углеводородов 38 47 50 42 45 52 43 Тепловой баланс процесса Расход сырья, кг/с 8 10,2 12,4 14,2 13,5 14,5 9,5 Относительная плотность сырья при 15 °С 0,73 0,71 0,68 0,72 0,7 0,69 0,74 Температура на входе в реактор, °С 490 495 480 471 485 493 504 Массовая доля водорода в циркулирующем ВСГ, % 62 72 82 68 74 78 77 Массовая доля метана в циркулирующем ВСГ, % 30 20 15 25 15 20 25 Массовая доля этана в циркулирующем ВСГ, % 8 8 3 7 11 2 2 Глубина превращения сырья 0,6 0,62 0,68 0,58 0,65 0,64 0,7 Кратность циркуляции ВСГ (на 1 м3 сырья), м3 755 810 700 725 800 790 780 Энтальпия пропан-бутановой фракции, кДж/кг 1780 Тепловой эффект процесса, кДж/кг 430 Массовая доля водорода в сухом газе, % 10 5 15 20 15 20 10 Массовая доля метана в сухом газе, % 65 40 50 60 70 50 50 Массовая доля этана в сухом газе, % 25 55 35 20 15 30 40