4.1.2 Вхідні дані для розрахунку та результати обчислень.

Вихідними даними для розрахунку реактора є: продуктивність реактора по свіжій сировині і кількість рециркулюючого газойля; характеристика сировини і продуктів крекінгу (густина, межі википання, в'язкість і ін.); температура крекінгу; кратність циркуляції каталізатора по свіжій сировині; вихід продуктів реакції

продуктивність реактора по свіжій сировині G_ц=250 т/год _;

кількість рециркулюючого каталітичного газойля 28,4 мас.% на свіжу сировину;

температура крекінгу Т_р=758 К

масова кратність циркуляції каталізатора по свіжій сировині 7:1

Результати обчислень:

h1 — висота перехідної зони від псевдозрідженого шару до зони відпарки, 7м;

h2 — висота зони відпарки,6 м;

h3 — висота сепараційної зони, 5,2м;

h4 — частина висоти апарата, зайнята циклонами, 6 м;

h5 — висота верхнього напівкульового днища, 3,75 м;

D — діаметр реактора, 7,5 м;

Н — повна висота реактора, 34,19 м;

π — тиск в реакторі, 0,294 ▪ 10⁶ Па;

G — продуктивність реактору, 250 т/год;

Завдання 2.

МОДЕЛЮВАННЯ ПРОЦЕСІВ В РЕГЕНЕРАТОРІ ТЕРМОКАТАЛІТИЧНОГО КРЕКІНГУ

Завдання: продуктивність реактора N кг/с сировини, N – вариант по списку группы.

Мета розрахунку: Розрахувати реакційний блок каталітичного риформінгу бензину (таблиця 4.1) з рухомим шаром каталізатора.

Розрахунок здійснюємо за методикою приведеною в [11].

Розрахункова схема представлена на рисунку 4.1.

1–корпус, 2, 3–ввідна та вивідна головки

Рисунок 4.1 – Схема реактора

Вихідні дані:

Таблиця 4.1 – Склад вихідної сировини

Відносна густина, P293 (277)	Фракційний склад					Вуглеводневий склад, % мас.
	н.к.	10%	50%	90	в.к.	ароматичні	нафтенові	парафінові
0,688	85	96	135	172	180	12	38	50

Продуктивність реактора по сировині G_c, кг/с 41,67;

Температура реакції Т_вх1, К 773;

Тиск на початку процесу (на вході в реактор) P_п, МПа 1,6;

Об'ємна швидкість подачі сировини V₀, год^-1 10;

Кількість циркулюючого водневмісного газу n_г, м³/м³ 1500;

Число реакторів 3;

Кількість каталізатора і його розподіл між реакторами 1:2:4.

Розрахунки

Вихідні дані й основні визначення.

Над цеолітним каталізатором при риформінгу протікають наступні реакції:

-перетворення нафтенових вуглеводнів в ароматичні:

C_nH_2n↔C_nH_2n-c + 3H₂;

- перетворення нафтенових вуглеводнів в парафінові:

C_nH_2n + H₂↔C_nH_2n+2;

- гідрокрекінг нафтенових вуглеводнів:

C_nH_2n + n/3H₂→n/15(CH₄+C₂H₆+C₃H₈+C₄H₁₀+C₅H₁₂);

- гідрокрекінг парафінових вуглеводнів:

С_nH_2n+2+n-3/3H₂→n/15(CH₄+C₂H₆+C₃H₈+C₄H₁₀+C₅H₁₂);

де n – вуглецеве число (число вуглецевих атомів у молекулі вуглеводню)

Основні реакції риформінгу супроводжуються значним збільшенням об’єму, тому процес протікає під підвищеним тиском в інтервалі (1-4)*10⁶ Па.

Приймемо тиск на початку процесу (у першому реакторі блоку) P_п=1,6*10⁶ Па

Риформінг бензинових фракцій проводять в інтервалі температур 740-810 К. У міру обробки каталізатора температуру підвищують до 800-810 К.

Приймемо в реакторі температуру подачі сировини й циркулюючого газу в перший реактор Т_вх1=773 К.

У промислових реакторах на цеолітних каталізаторах об'ємна швидкість подачі сировини рівна 5-10 год^-1. Приймемо значення об'ємної швидкості подачі сировини V₀=10 год^-1.

Циркуляцію водневмісного газу підтримують в інтервалі

1500-1800 м3 на 1 м3 сировини. Приймемо кратність циркуляції газу n_г = 1500 м3/м3.

Вміст водню у водневмісному газі досягає 85-93 % об.

Приблизний склад циркулюючого газу наведений у таблиці 4.2.

Таблиця 4.2 – Приблизний склад циркулюючого газу

Компоненти	Н2	СН4	С2Н6	С3Н8	С4Н10	С5Н12
Вміст, % об.	86	4	5	3	1	1

Для перерахування складу живлення скористаємося формулою:

М_сy_i=M_iy’_i,

де М_с– середня молекулярна маса сировини;

М_i – середня молекулярна маса i-го компонента (фракції) сировини;

y_i– вміст i-го компонента в живленні в частках;

y’_i- вміст i-го компонента в живленні в мольних частках.

Середню молекулярну масу сировини розраховують по формулі :

М_с=0,4Т₅₀-45= 0,4∙408-45 = 118,2,

де Т₅₀– температура википання 50% бензину.

Середня молекулярна маса при температурі Т₅₀=408 К (таблиця 4.1).

Середні молекулярні маси ароматичних, нафтенових і парафінових вуглеводнів можна розрахувати, виходячи з умови, що число атомів вуглецю в них буде те саме. Формули для розрахунків молекулярних мас вуглеводнів наведені в таблиці 4.3.

Таблиця 4.3 – Формули для розрахунків молекулярних мас вуглеводнів

Вуглеводні (компоненти)	Формула вуглеводню	Формула розрахунків молекулярної маси по вуглецевому числу
Ароматичні	СnH2n-6	Ма=12n+1(2n-6)=14n-6
Нафтенові	СnH2n	Мн=12n+12n=14n
Парафінові	СnH2n+2	Мп=12n+1(2n+2)=14n+2

Для того, щоб розрахувати вуглецеве число nскористаємося формулою:

де ,,– вміст ароматичних, нафтенових і парафінових вуглеводнів у живленні відповідно, мас.частки.

Після перетворення формули одержимо:

(+4)+(6+(-2-3))n+=0.

Графічний розв'язок цього рівняння дає величину n=7,7.

Якщо склад сировини заданий у мольних частках, то для розрахунків вуглецевого числа можна скористатися формулою:

n=(-2+6,

де ,– вміст парафінових, ароматичних вуглеводнів в сировині мол. частки.

Перерахунок складу сировини представлений у таблиці 4.4.

Таблиця 4.4 – Склад сировини

Компоненти	Молекулярна маса, Мi	yiвміст в сировині мас. частки	y’iвміст в сировині мольн. частки
СnH2n-6	101,8	0,12	0,139
СnH2n	107,8	0,38	0,418
СnH2n+2	109,8	0,50	0,443
Сума	-	1,00	1,000

Кількість сировини:

n_c1=кмоль,

де G_c- кількість сировини:

G_c==150000 кг/год,

n_c1==1269 кмоль/год.

Розрахункові дані по кількості й складу сировини наведені в таблиці 4.5

Таблиця 4.5 – Кількість і склад сировини

Компоненти	Мольна частка, y’i	Кількість, кмоль/год
СnH2n-6	0,139	176,4
СnH2n	0,418	530,4
СnH2n+2	0,443	562,2
Сума	1,000	1269

Густина сировини в рідкому вигляді:

_с=∙1000=0,688∙1000=688 кг/.

Кількість водневмісного газу:

G_г=,

де – кратність циркуляції газу,/.

G_г=кг/.

Кількість циркулюючого газу

кмоль/год.

Дані по визначенню складу циркулюючого газу наведені в таблиці 4.6

Таблиця 4.6 – Дані по визначенню складу циркулюючого газу

Компоненти	Молекулярна маса, Мi	Вміст , (табл.2), мольн. частки	Мi∙	Кількість nгі=∙, кмоль/год
Н2	2	0,86	1,72	12555,8
СН4	16	0,04	0,64	584,0
С2Н6	30	0,05	1,50	730,0
С3Н8	44	0,03	1,32	438,0
С4Н10	58	0,01	0,58	146,0
С5Н12	72	0,01	0,72	146,0
Сума	-	1,00	6,5	14599,8

Загальна кількість парафінових вуглеводнів у циркулюючому газі рівна:

14599,8-12555,8=2044 кмоль/год.

Дані розрахунків по визначенню складу суміші сировини та водню і парціальних тисків її компонентів наведені в таблиці 4.7.

Кількість каталізатора, необхідна для проведення реакції:

v_к= =152,6

Таблиця 4.7 – Дані розрахунків по визначенню складу суміші сировини та водню і парціальних тисків її компонентів

Компоненти	Кількість n3i, кмоль/год	Вміст =мольн. частки	Парціальний тиск pPi=3,43∙∙Па
СnH2n-6	176,4	0,011	37,73∙
СnH2n	530,4	0,033	113,19∙
СnH2n+2	562,2	0,035	120,05∙
H2	12555,8	0,791	2713,13∙
СnH2n+2(в газі)	2044	0,129	442,47∙
Сума	15869	1,000	3426,57∙

Насипна густина цеолітного каталізатора: 600 – 860 кг/, приймемо ρ_к=700 кг/

Кількість каталізатора в реакторі:

G_к= v_к∙ρ_к=21,8∙700=15260 кг.

Риформінг бензинових фракцій здійснюється в блоці із трьох реакторів, розташованих один за одним. Каталізатор по реакторах розподіляють у відношенні 1:2:4. Загальну кількість каталізатора спочатку розподілимо між трьома реакторами в зазначеному відношенні (таблиця 4.8)

Таблиця 4.8 – Відношення кількості каталізатора в трьох реакторах

Номер реактора	Кількість vкі,	Gкі, кг
1	21,8	2543
2	43,6	5987
4	87,2	7639
Сума	152,6	15260

Розрахунки першого реактора

Матеріальний баланс першого реактора

Через те, що рівняння реакцій, що протікають у процесі, не враховують вплив каталізатора на ступінь хімічних перетворень, скористаємося даними з додаткової літератури, посилаючись на які надалі в розрахунках матеріального балансу, будемо приймати ступені хімічних перетворень реакцій з лабораторних дослідів, досліджуваних у джерелах.

I – ша реакція: перетворення нафтенових вуглеводнів

C_nH_2n↔C_nH_2n-c + 3H₂.

У результаті реакції ароматизації знижується кількість нафтенових вуглеводнів у реакторі.

Частка нафтенових вуглеводнів, підданих ароматизації, дорівнює:

-N_н1=0,07495.

Знак мінус вказує на зменшення кількості нафтенових вуглеводнів у результаті реакції ароматизації, знак плюс у правій – на перетворення прямої реакції.

Кількість нафтенових вуглеводнів, яке залишилося після реакції

ароматизації:

n_н11=(y’_cн1-N_н11)∙n_c1=(0,418-0,07495)∙1269=435,3 кмоль/год,

де y’_cн1– мольна частка нафтенових вуглеводнів у сировині (таблиця 4.5)

Кількість нафтенових вуглеводнів, які перетворилося в ароматичні:

n_на1=n_сн1-a_н11=530,4-435,3=95,1 кмоль/год,

II – га реакція: перетворення нафтенових вуглеводнів у парафінові

C_nH_2n+H₂↔C_nH_2n+2.

Частка парафінових вуглеводнів, підданих перетворенню в результаті другої реакції:

N_н12=0,0012.

Кількість нафтенових вуглеводнів після проведення першої й другий реакцій:

n_н12=(y’_cн1-N_н11+N_н12)∙n_с1=(0,418-0,07495+0,0012)∙1269=436,9 кмоль/год.

Кількість парафінових вуглеводнів, перетворених у нафтенові:

n_нп1=n_н12-n_н11=436,9-435,3=1,6 кмоль/год.

III – тя реакція: гідрокрекінг нафтенових вуглеводнів:

C_nH_2n + n/3H₂→n/15(CH₄+C₂H₆+C₃H₈+C₄H₁₀+C₅H₁₂).

Частка нафтенових вуглеводнів, підданих гідрокрекінгу:

-N_н13=0,00695.

Кількість нафтенових, яка залишилася після перших трьох реакцій:

n_н13=(y’_cн1-N_н11+N_н12-N_н13)∙n_с1=(0,418-0,0495+0,00120-0,00695)∙1269= =428,03 кмоль/год.

Кількість нафтенових вуглеводнів, підданих гідрокрекінгу:

n_нг1=n_н12-n_н13=436,9-428,03=8,87 кмоль/год.

IV – та реакція: гідрокрекінг парафінових вуглеводнів:

С_nH_2n+2+n-3/3H₂→n/15(CH₄+C₂H₆+C₃H₈+C₄H₁₀+C₅H₁₂).

Частка парафінових вуглеводнів, підданих гідрокрекінгу:

-N_п1=0,00894.

Кількість парафінових вуглеводнів живлення, яка залишилося після гідрокрекінгу:

n_п14=( y’_cп1-N_п1)∙n_с1=(0,443-0,00894)∙1269=550,8 кмоль/год.

Кількість парафінових вуглеводнів живлення, яка піддалося гідрокрекінгу й перетворилося в газ:

n_пг1=n_п1-n_п14=562,2-550,8=11,4 кмоль/год.

Матеріальний баланс реакцій у реакторі

На основі розрахованої кількості сировини, що прореагувала в таблиці 4.9 виконано розрахунки матеріального балансу.

Кількість вуглеводневого газу, що утворився в реакторі при n=7.7;

(8.87+11.4)∙7.7/15∙(CH₄+C₂H₆+C₃H₈+C₄H₁₀+C₅H₁₂)= =10.4∙(CH₄+C₂H₆+C₃H₈+C₄H₁₀+C₅H₁₂).

Таблиця 4.9 – Розрахунки матеріального балансу

Кількість компонентів, що вступають у реакцію, кмоль/год	Кількість продуктів реакції, кмоль/год
95.1∙CnH2n	95.1∙CnH2n-c+95.1∙3H2
1.6 CnH2n +1,6∙7 H2	1.6∙CnH2n+2
8.87∙CnH2n+8.87∙n/3H2	8.87∙n/15(CH4+C2H6+C3H8+C4H10+C5H12)
11.4∙СnH2n+2+11.4∙n-3/3H2	11.4∙ n/15(CH4+C2H6+C3H8+C4H10+C5H12)

З таблиці видно, що в результаті гідрокрекінгу виходить вуглеводневий газ, яким збагачують циркулюючий газ.

Склад газу, що залишає ректор (таблиця 4.10).

Таблиця 4.10 – Склад газу, що залишає реактор

Компоненти	Прихід, кмоль/год	Витрата, кмоль/год
СnH2n-6	176.4	176.4+95.1 = 271.5
СnH2n	530.4	530.4-95.1+1.6-8.87=428.03
СnH2n+2	562.2	562.2 -1.6-11.4 = 549.2
Сума	1269	1248.7
H2	12555.8	12555.8 +95.1∙3 +1.6-8.87∙7.7/3-11.4∙(7.7-3)/3=12802.07
CH4	584.0	584.0+24.87 = 608.87
C2H6	730.0	730.0 +24.87 = 754.87
C3H8	438.0	438.0 +24.87 = 462.87
C4H10	146.0	146.0 +24.87 = 170.87
C5H12	146.0	146.0 +24.87 = 170.87
Сума	14599.8	14970.42
Усього	15828.8	16219.12

Матеріальний баланс реактора

Матеріальний баланс складається для визначення виходу продуктів риформінгу (таблиця 4.11)

Таблиця 4.11 – Вихід продуктів риформінгу

Компоненти	Молекулярна маса, Мi	Вміст y’г1i=, мольн. частки	Mi∙y’г1i	Кількість ni, кмоль/год
H2	2	0,855	1,72	12802,07
CH4	16	0,041	0,656	608,87
C2H6	30	0,05	1,5	754,87
C3H8	44	0,031	1,364	462,87
C4H10	58	0,011	0,638	170,87
C5H12	72	0,011	0,792	170,87
Сума	-	1,0000	6,7	14970,42

Середні молекулярні маси вуглеводнів, що залишають реактор не будуть рівні відповідним до числових значень середніх молекулярних мас вуглеводнів. Розрахуємо нові числові значення середніх молекулярних мас:

Кількість збагаченого циркулюючого газу на виході з реактора (таблиця 4.12).

З матеріального балансу ректора випливає, що кількість вуглеводнів, що залишають розчин, дорівнює різниці кількості всього газового потоку й кількості збагаченого водневмісного газу:

231764-100302=131462 кг/год.

Кількість збагаченого циркулюючого газу на виході з реактора:

14970.42∙6.7=100302 кг/год.

Рівняння матеріального балансу для вуглеводнів, що залишають реактор:

131462=271.5 С_nH_2n-6 +428.03 С_nH_2n +549.2 С_nH_2n+2.

Після обчислення знайдемо, що вуглецеве число рівне n=7.47, що збігається із прийнятим раніше n=7.7

Числові значення молекулярних мас, що залишають реактор:

М_а=14n-6=14∙7.47-6=98.58,

M_н=14n=14∙7.47=104.58,

M_п=14n+2=14∙7.47+2=106.58.

Таблиця 4.12 – Кількість збагаченого циркулюючого газу

Компоненти	Кількість ni, кмоль/год	Середня молекулярна маса, Мi	Вміст y’г1i=, мольн.частки	Кількість Gi=ni∙Мi, кмоль/год
Прихід
СnH2n-6	176.4	101.8	0,011	17958
СnH2n	530.4	107.8	0,033	57177
СnH2n+2	562.2	109.8	0,035	61730
H2	12555.8	6.5	0,791	81613
СnH2n+2	2044	6.5	0,129	13286
Сума	15868.8	-	1,0000	231764
Витрата
СnH2n-6	271.5	98.58	0.017	26764
СnH2n	428.03	104.58	0.026	44763
СnH2n+2	549.2	106.58	0.034	58534
H2	12802.07	6.7	0.789	85774
СnH2n+2	2168.35	6.7	0.134	14528
Сума	16219.15	-	1.0000	231764

Тепловий баланс реактора.

Основні реакції протікають із поглинанням тепла. Перепад температури в реакторах залежить від групового вуглеводневого складу сировини й від температури реакції. У першому реакторі перепад температур може досягати 35-80 К, у другому 8-40 К и в третьому 0-17 К.

Рівняння теплового балансу реактора в загальному виді:

Q₁=Q₂+Q₃+Q₄.

Ліва частина рівняння враховує прихід тепла із сировиною й циркулюючим газом (кВт).

Права частина – витрата тепла (кВт): Q₂– на реакції риформінгу;Q₃– із продуктами реакцій і циркулюючим газом;Q₄– втрати тепла в навколишнє середовище.

Відносна густина вуглеводнів приведена в таблиці 4.13.

Розраховуємо ентальпію газового потоку на вході в апарат. Попередній розрахунки показує, що через не дуже високий тиск і значне розбавлення воднем виправлення на тиск величини ентальпії не потрібно. Склад потоку (таблиці 4.1, 4.2, 4.12) у мольних частках перерахуємо в масові частки.

Таблиця 4.13 – Відносна густина вуглеводнів

Вуглеводні	Відносна густина на вході в реактор	Відносна густина на виході з реактора
Ароматичні	0.718	0.722
Нафтенові	0.731	0.733
Парафінові	0.733	0.737

Тепловий ефект реакції розрахувати, користуючись законом Гесса не можна через детальний хімічний склад сировини й продуктів реакції. Тому скористаємося формулою:

q_p= -335∙b,

де b- вихід водню розраховуючи на вихідну сировину, % мас.

Ентальпії живильної суміші наведено в таблиці 4.14.

З матеріального балансу реактора (таблиця 4.12) випливає, що в результаті риформінгу виходить водень у кількості:

G_H2=12802.07-12555.8=246.27 кмоль/год.

Або

G_H2=246.27∙M_H2=246.27∙2=492.54 кг/год.

Тоді

b==0.328 % мас.

Тепловий ефект реакції:

q_p=-335∙0.328=-109.88 кДж/кг.

Таблиця 4.14 – Розрахунки ентальпії живильної суміші

Комп-ти	Мол. маса, Mi	К-сть ni, кмоль/ год	Вміст y’i= = моль. частки	Mi∙y’i	Вміст yi=мас. частки	Ентальпія кдж/кг	Ентальпія кдж/кг
H2	2	12555.8	0.792	1.582	0.109	7700	839.3
CH4	16	584.0	0.037	0.592	0.041	1618	66.34
C2H6	30	730.0	0.046	1.38	0.095	1434	136.23
C3H8	44	438.0	0.028	1.232	0.085	1405	119.43
C4H10	58	146.0	0.009	0.522	0.036	1400	50.4
C5H12	72	146.0	0.009	0.648	0.045	1392	62.64
СnH2n-6	101.8	176.4	0.011	1.12	0.077	1713	131.9
СnH2n	107.8	530.4	0.033	3.577	0.245	1704	417.48
СnH2n+2	109.8	562.2	0.035	3.843	0.265	1703	451.3
Сума	-	15868.8	1.000	14.5	1.000	-	2275.02

Тепловий баланс реактора з урахуванням прийнятої величини тепловтрат у навколишнє середовище в кількості:

Q₄=0.01∙Q₁=0.01∙140.1∙10⁵=140,1∙10³кДж/год,

наведено в таблиці 4.15.

Величина Q₃рівна:

Q₃=231764∙.

З теплового балансу реактора маємо:

Q3=Q₁-Q₂-Q₄=140.1∙10³-12.3∙10³-1.4∙10³=126.3∙10³кВт,

==1962 кДж/кг.

Таблиця 4.15 - Тепловий баланс реактора

Потоки	Температура, К	Кількість, кг/год	Кількість тепла, кВт	Ентальпія, кдж/кг
Прихід
Q1	Твх=773	231764	140.1∙103	2275.02
Сума	-	231764	140.1∙103	-
Витрата
Q2	-	-	12.3∙103	109.88
Q3	Твих1	231764	Q3
Q4	Приймається	Приймається	1.4∙103	-
Сума	-	231764	140.1∙103	-

Для визначення числового значення температури Т_вих1потоку, що залишає реактор, необхідно розрахувати склад суміші на виході з реактора.

Склад газу, що залишає реактор, розрахований на основі даних (таблиця 4.10) і представлено в таблиці 4.16

Таблиця 4.16 – Склад газу, що залишає реактор

Компоненти	Молекулярна Маса Mi	Кількість ni, кмоль/год	Вміст y’i= =, мол.частки	Mi∙y’i	Вміст yi= мас. частки
H2	2	12802.07	0.7893	1.579	0.109
CH4	16	608.87	0.0375	0.6	0.041
C2H6	30	754.87	0.0465	1.395	0.096
C3H8	44	462.87	0.0285	1.254	0.086
C4H10	58	170.87	0.0105	0.609	0.042
C5H12	72	170.87	0.0105	0.756	0.052
СnH2n-6	103.3	271.5	0.0167	1.725	0.118
СnH2n	109.3	428.03	0.0264	2.886	0.198
СnH2n+2	111.3	549.2	0.0339	3.773	0.258
Сума	-	16219.15	1.000	14.6	1.000

Ентальпії =1900 кДж/кг відповідає температурі T_вых1=724 К.

Перепад температур у першому реакторі рівний:

∆Т₁=T_вх1-Т_вих1=773-724=49 К.

Доцільне зниження температури процесу в першому реакторі становить 40-50 К, у другому – 20-25 К, а в третьому – 7-10 К.

Основні розміри реактора.

Діаметр реактора розраховуємо так, щоб перепад тиску Δπ_сл1 у шарі каталізатора не перевищував припустимого значення [Δπ_сл1].

Оскільки реактор працює в шарі, що рухається, каталізатора й отже швидкість твердих часток 7 – 12 м/с, те перепад тиску повинен лежати в проміжку 10 – 20 кПа.

Величину [Δπ_сл1] приймемо за даними реактора риформінгу:

[Δπ_сл1]=0,5∙=72500 Па=72,5 КПа,

де 0,5 – частка гідравлічного опору шару в загальному гідравлічному опорі реактора.

Середня температура в реакторі

Т_ср=0,5∙(Т_вх+Т_вых)=739 К.

Середній тиск у реакторі:

π_ср1=0,5∙(π₁+π₁-[πсл.1])=0,5∙(1,6∙+1,6∙-72,5∙10³)=1,56∙Па.

v_сек. – об’єм газів, що проходять через вільний перетин реактора,

v_сек.= /с,

де - кількість газової суміші в реакторі таблиця кг/год;

Т_ср1 – середня температура в реакторі;

К; z – коефіцієнт стискуваності z=1;

- середня молекулярна маса газової суміші;

- середній тиск в реакторі, Па.

v_сек.==34848 /год.

Для установок каталітичного риформінгу із шаром, що рухається, каталізатора середня швидкість руху газів у вільному перетині реактора рекомендується ухвалювати 2 – 3 м/с. Приймемо w=2,55 м/с.

Тоді площа поперечного перерізу реактора дорівнює:

S3.79 .

Діаметр реактора:

D==2,2 м.

Густина газової суміші на виході з реактора:

_см= ,

де _i – густина компонентів газової суміші, кг/,

– вміст компонентів у газовій суміші (таблиця 4.12)

Густина компонентів газової суміші при середній температурі Т_ср=739 К в реакторі:

_i=,

де М_i – середні молекулярні маси компонентів (таблиця 4.12).

Результати розрахунків густини дані в таблиці 4.17

Таблиця 4.17 – Результати розрахунків густини

Компоненти	Вміст , мол. частки	густина i, кг/	i, кг/
СnH2n-6	0,017	25,36	0,431
СnH2n	0,026	26,91	0,699
СnH2n+2	0,034	27,42	0,932
H2	0789	1,72	1,357
СnH2n+2	0,134	1,72	0,230
Сума	1,000	-	3,649

Кінематичну в'язкість газової суміші в нашому випадку обчислимо по формулі Манна:

,

де , , – вміст компонентів у газовій суміші, що залишає реактор, мол. частки.

, , – кінематична в'язкість компонентів при середній температурі в реакторі, м/с².

Кінематична в'язкість вуглеводнів С_nH_2n-6, С_nH_2n, С_nH_2n+2 при температурі Т=Т_ср1 розраховується за формулою:

,

де – динамічна в'язкість, Па∙с

– густина вуглеводнів (таблиця 4.17), кг/

Динамічна в'язкість вуглеводнів:

,

де – динамічна в'язкість вуглеводню при 273 К, Па∙с;

Т=Т_ср1 – температура в реакторі, К;

Кінематична в'язкість газової суміші згідно з формулою Манна й даних таблиці 4.17:

=3,368∙ /с.

Висновок:

Завдання 3.

МОДЕЛЮВАННЯ ПРОЦЕСІВ У ФРАКЦІЮВАЛЬНІЙ КОЛОНІ

Завдання: продуктивність реактора N кг/с сировини, N – вариант по списку группы.

Метою розрахунку є визначення витрат кубового залишку та дистиляту, що отримуються із початкової суміші, витрата якої задається, а також визначення основних розмірів колони.

Розрахунок ведеться за методикою [3].

Розрахункова схема представлена на рисунку  1.

Рисунок 1 – Схема ректифікаційної колони

Вихідні дані пропанової колони газафракціонуючої установки:

Склад сировини, мол. %:

0,2

0,25

35,51

45

19,04

Темпаратура суміші на вході в колону, , К 353

Продуктивність по сировині,, кг/с 2,78

З усіх відомих методів розрахунку ректифікації багатокомпонентних сумішей вибраний метод “від тарілки до тарілки” як найбільш точний і

надійний, хоча й більш трудомісткий, якщо розрахунки ведуться без використання ЕОМ. В розрахунку робляться загальновідомі припущення, які не призводять до істотного порушення точності. Розрахунок ведеться методом поступового наближення [1, c. 305-308].

Послідовність розрахунку колони: за заданими продуктивності колони і складу сировини визначають масові і мольні кількості всіх його компонентів. З рівнянь матеріальних балансів всього об’єму колони, записаних по загальній кількості потоків і по кожному компоненту, визначають кількості і склади дистиляту і залишку. За відомими складами дистиляту і залишку і початковій температурі охолоджуючої води визначають тиск у колоні і температуру її верху і низу. Знаходять коефіцієнти відносної летючості.За заданим складом сировини, її температурі і тиску в живильній секції визначають мольну частку відгону і склади рідкої і парової фаз сировини при подачі її в колону. Проводиться розрахунок режиму повного зрошення, яким підтверджується правильність зроблених у п. 2 припущень про те, що метан і етан будуть мати нульові концентрації в залишку, а н-пентан - у дистиляті. Визначають мінімальні флегмове і парове числа відповідно для укріплюючої і відгінної частин колони. Проводиться розрахунок елементів ректифікації укріплюючої частини колони при робочому флегмовому числі. Проводиться розрахунок елементів ректифікації відгінної частини колони при робочому паровому числі. Розраховують живильну секцію колони й остаточно встановлюють число теоретичних тарілок в укріплюючій і відгінній частинах колони. Визначають кількість холодного зрошення, що подають на верх колони. Визначають теплове навантаження кип'ятильника колони і кількість парового зрошення знизу відгінної частини. Визначають основні розміри колони - діаметр і висоту.

Склад сировини

Середня молекулярна маса сировини (таблиця 1):

Таблиця 1

Но­мери компо-нентів	Компоненти сировини	Моле­куляр­на маса	Склад сировини в мольних частках cі′		Склад сировини в масових частках	Кількість у сировині
		кг/мол	мол.			кг/год (кг/с)
1 2 3 4 5 Сума	СН4 С2Н6 С3Н8 н-4Н10 н-5Н12	16 30 44 58 72 -	0,002 0,0025 0,3551 0,45 0,1904 1,0000	0,0320 0,075 15,6244 26,1 13,7088 Мср≈55,5	0,00058 0,00135 0,2815 0,4703 0,2470 1,0000	5,8 (0,0016) 13,5 (0,00375) 2815,0 (0,78) 4703,0 (1,3) 2470,0 (0,67) ≈10000,0

Кількість і склад дистиляту та залишку

В подальшому для зручності розрахунок проводиться на 100 кмоль сировини. Склади виражені в мольних частках в зв’язку з незначним допустимим вмістом бутану в дистиляті (1,3 моль. %) та пропану в залишку (моль. 4%) можна без помітної шкоди для точності розрахунку можна знехтувати вмістом СН₄ та С₂Н₆ в залишку і вмістом н-С₅Н₁₂ в дистиляті. Пізніше можливість такого припущення буде підтверджена розрахунком.

Приймемо, що ,,(тут і даліі- мольні частки компонентів відповідно в рідині та парах, індексR відноситься до залишку, індекс D – до дистиляту, індекс 1, 2, 5 – відповідно до метану, етану, пентану, індекс G – до сировини).

Запишемо рівняння матеріального балансу для всієї колони по

загальній кількості молей потоків і по кожному компоненту:

( 1)

( 2)

( 3)

( 4)

( 5)

( 6)

Підставляючи в ці рівняння відомі нам величини і виключаючи R із ( 2)-( 6) за допомогою ( 1), отримаємо:

( 7)

( 8)

( 9)

( 10)

( 11)

Сумуючи ( 10) і ( 11), отримаємо:

( 12)

Однак за умовою розділення відомо, що:

( 13)

де . Тому:

Звідси випливає:

Звідки:

кмоль на 100 кмоль сировини

кмоль на 100 кмоль сировини

Дані про склад і якість дистиляту і залишку зведені у таблиці 2.

Таблиця 2

Компоненти	Сировина, кмоль	Дистилят D		Залишок R
		, кмоль		, кмоль
СН4 С2Н6 С3Н8 н-С4Н10 н-С5Н12 Сума	0,2 0,25 35,51 45 19,04 100,00	0,2 0,25 32,86 0,43 - 33,74	0,005926 0,07407 0,9736 0,0130 - 1,0	- - 2,66 44,56 19,04 ≈ 66,26	- - 0,0400 0,6726 0,2873 0,998≈1,0
Примітка: D/G=0,3374

Тиск в колоні і температури її верху і низу

Щоб забезпечити достатньо ефективний теплообмін в конденсаторі-холодильнику, приймаємо температуру Т₀ повної конденсації парів дистиляту на 12 К вище початкової температури води, що подається в конденсатор-холодильник, тобто

Т₀ = 296 + 12 = 308 К

Тиск π₀ в ємності для зрошення колони визначаємо методом поступового наближення за рівнянням рівноваги фаз:

( 14)

При цьому підбираємо таке значення тиску, при якому константи фазової рівноваги k_i для температури 308 К після підстановки їх в це рівняння перетворюють його в тотожність.

Таким тиском буде (14 ат). Константи фазової рівноваги тут і далі визначаються за номограмою[2, c. 159].

Розрахунок зведений до таблиці 3.

Таблиця 3

Компоненти дистиляту	ki при Т0=308 К і (14 ат)	(з таблиця 2)
СН4 С2Н6 С3Н8 н-С4Н10 Сума	12,2 2,7 0,92 0,281 -	0,005926 0,07407 0,9736 0,0130 1,0	0,072299 0,02 0,895 0,9917 ≈ 1,0

З урахуванням гідравлічних втрат в трубопроводі від колони до ємності зрошення тиск зверху колони приймаємо на більше тиску π₀, тобто:

Температуру Т_D верху колони визначаємо методом поступового наближення за рівнянням рівноваги фаз:

( 15)

шляхом підбору такого її значення, при якому константи фазової рівноваги k_i для тиску , при підстановці їх в це рівняння, перетворюють його в тотожність. Така температура дорівнює Т_D = 315 К.

Розрахунок зведений до таблиця

Таблиця 4

Компоненти дистиляту	ki при ТD=315 К і (14,2 ат)	(з таблиці 2)
СН4 С2Н6 С3Н8 н-С4Н10 Сума	12,85 2,9 1,03 0,34 -	0,005926 0,07407 0,9736 0,0130 - 1,0	0,000461 0,00255 0,94500 0,03820 0,987≈ 1,0

Враховуючи гідравлічний опір тарілок, приймаємо тиск знизу колони

на Па більше тиску, тобто:

Температуру T_R низу колони визначаємо методом поступового наближення за рівнянням рівноваги фаз

( 16)

шляхом підбору такого її значення, при якому константи фазової рівноваги k_i для тиску (14,24 ат), при підстановці їх в це рівняння, перетворюють його в тотожність. Така температура дорівнює Т_R = 383 К.

Розрахунок зведений до таблиці 5.

Таблиця 5

Компоненти дистиляту	ki при ТR=383 К і (14,24 ат)	(таблиця 2)
С3Н8 н-С4Н10 н-С5Н12 Сума	2,6 1,11 0,51 -	0,0400 0,6726 0,2873 0,998≈1,0	0,104 0,7465 0,1465 0,9970 ≈ 1,0

При відомих для різних рівнів колони тисках і температурах розраховуємо коефіцієнти відповідної летучості компонентів, значення яких використовуються в усіх подальших розрахунках.

За еталонний компонент, тобто компонент з відносною летучістю, рівною одиниці, приймемо бутан (четвертий компонент вихідної системи).

Тиск в живильної секції колони приймемо рівним середньоарифметичному між π_D і π_R:

Коефіцієнт відносної летучості для любого компоненту визначаємо за формулою:

( 17)

Для укріплюючої частини колони знаходимо середнє значення коефіцієнта відносної летучості за формулою:

( 18)

де - коефіцієнт відносної летучості даного компоненту при температурі Т_D=315К і тиску ;- те ж при температурі вводу сировини в колону Т_f = 353К і тиску .

Для відгінної частини колони середнє значення коефіцієнта відносної летучості обчислюємо за формулою:

( 19)

де - коефіцієнт відносної летучості даного компоненту при температурі Т_R=383К і тиску .

Значення коефіцієнтів відносної летучості для всіх компонентів вихідної системи, що отримані розрахунком, зведені до таблиці 6.

Таблиця 6

Компоненти	Уріплююча частина					Відгінна частина
	ki при Тf=353 К, πf= 1,394·106Па (14,22ат)	αif при Тf=353 К, π = 1,394·106Па (14,22ат)	ki при ТD=315 К, πD= 1,392 ·106Па (14,2ат)	αiD при ТD=315 К, πD= 1,392 ·106Па (14,2ат)	αiср	ki при ТR=383 К, πR= 1,396·106Па (1 24ат)	αiR при ТR=383 К, πR= 1,396·106Па (1 24ат)	αiср
СН4 С2Н6 С3Н8 н-С4Н10 н-5Н12	15,1 4,4 1,87 0,72 0,3	20,97 6,11 2,597 1 0,416	12,85 2,9 1,03 0,34 0,125	37,79 8,529 3,029 1 0,367	29,38 7,32 2,81 1 0,39	16,9 5,4 2,6 1,11 0,51	15,22 4,86 2,34 1 0,459	18,095 5,485 2,4685 1 0,4375

Доля відгону і склади рідинної і парової фаз сировини при подачі його в колону

Мольну долю відгону е΄ вихідної сировини і склади фаз при температурі Тf=353 К і тиску розраховуємо аналітичним методом Трегубова за формулами:

( 20)

і

( 21)

шляхом підбору такого значення е΄, при якому задовольняються ці рівності. Таким значенням мольної долі відгону буде е΄= 0,17. Результати розрахунків занесено до таблиці 7.

Таблиця 7

Компоненти	Склад сировини в мольних частках cі′	ki при Тf=353 К, πf=1,394·106 Па (14,22 ат)
СН4 С2Н6 С3Н8 н-С4Н10 н-5Н12 Сума	0,002 0,0025 0,3551 0,45 0,1904 1,00	15,1 4,4 1,87 0,72 0,3 _	3,397 1,578 1,1479 0,9524 0,881 _	0,000588 0,00158 0,3093 0,4725 0,261 1,00	0,00887 0,00695 0,5784 0,3402 0,06483 1,0

Розрахунок режиму повного зрошення

Відомо, що одним з граничних, теоретично можливих, випадків роботи колони є режим повного (нескінченно великого) зрошення колони, при якому остання буде мати мінімальну кількість теоретичних тарілок.

Як показують розрахунки, для розділення вихідної системи на продукти приблизно одного і того ж складу в умовах оптимального режиму робочого зрошення вимагається приблизно вдвічі більше теоретичних тарілок, ніж при повному зрошенні [1, c. 317].

Розрахунок режиму повного зрошення заключається в визначенні кількості і складу верхнього і нижнього продуктів колони на основі заданих умов розділення.

В нашому випадку умови розділення задані місткістю в дистилятіі складомв залишку. Число ступенів проектуванняf режиму повного зрошення знаходиться за формулою:

f = Z + 2 ( 22)

де Z – число нульових концентрацій компонентів в продуктах розділення.

В даному випадку Z = 0 (нульових концентрацій не задано), тому f = 2. Це означає, що для розрахунку режиму повного зрошення повинні бути задані які-небудь дві концентрації. Такими є і. Тобто задача повністю визначена, і, використовуючи розрахункові співвідношення, що дав Багатуров [1, c. 319-321], можна знайти склади верхнього і нижнього продуктів колони по всім компонентам вихідної системи. В приведених нижче розрахунках коефіцієнти відносної летучості компонентів беруться при Т_f = 353К і як середні для всієї колони. По складу сировини (таблиця 1) і умовам її розділення неважко встановити, що в дистиляті колони основним по складу компонентом буде.

Так як мольна доля пропану в дистиляті , то з рівняння матеріального балансу всієї колони по пропану будемо мати:

З рівняння матеріального балансу всієї колони по бутану

( 23)

знайдемо:

По мольним долям ів дистиляті і залишку, за допомогою рівняння Фенске-Андервуда [1,c. 316] визначаємо мінімальне число теоретичних тарілок в колоні:

тарілки

Склад визначається за рівнянням (VII-33) Багатурова [1, c. 320], яке для нашого випадку запишеться так:

( 24)

або

звідки .Складвизначається з того ж рівняння, що записано по компонентам С₂Н₆, н-С₄Н₁₀ і н-С₅Н₁₂:

( 25)

або

звідки .

Вийшла настільки мала величина, що без всякого впливу на точність розрахунку можна прийняти .

Склад визначається з того ж рівняння, що записане по компонентам СН₄, н-С₄Н₁₀і н-С₅Н₁₂(може бути і інше поєднання компонентів, наприклад: СН₄, С₃Н₈і н-С₄Н₁₀або СН₄, С₃Н₈і н-С₅Н₁₂):

( 26)

або

звідки . Тобто можна прийняти, що.

Перевірка:

Вміст кожного з компонентів вихідної системи в дистиляті визначаємо за рівнянням (VII-31) Багатурова [1,c. 319], яке записується по будь-яким трьом компонентам вихідної системи.

Для визначення запишемо це рівняння по С₂Н₆, С₃Н₈і н-С₄Н₁₀:

( 27)

або

звідки .

Значення знайдемо з того ж рівняння, записавши його по СН₄, С₃Н₈ і н-С₄Н₁₀:

( 28)

або

звідки .

Значення знайдемо з того ж рівняння, записавши його по СН₄, С₃Н₈ і н-С₂Н₁₂ (або іншому їх поєднанню, що включає н-С₅Н₁₂):

( 29)

або

звідки .