Константа фазової рівноваги бутану:

за номограмою [2, c. 159] Т₁= 375 К.

Розрахунок елементів ректифікації у відгінній частині варто припинити на тій черговій тарілці (у нашому випадку — четвертій), яку залишають рівноважні рідка і парова фази, по складу практично однакові з рівноважними рідкою і паровою фазами, отриманими для чергової тарілки (у нашому випадку — десятої, див. таблиця 9) укріплюючої частини при розрахунку в ній елементів ректифікації.

Живильна секція колони

Порівнюючи склади парових і рідинних потоків, що залишають відповідно десяту тарілку, рахуючи з верха колони, і четверту тарілку, рахуючи з низу колони, переконуємося, що вони приблизно однакові і близькі до складів парової і рідинної фаз сировини (таблиця 7, 9 і 10). Це означає, що за нижню укріплюючу тарілку повинна бути прийнята дев”ята тарілка, рахуючи з верху, а за верхню відгінну - третя тарілка, рахуючи з низу колони. До такого ж результату приводить розрахунок живильної секції (тут він не дається), якщо його зробити за методикою, викладеної Багатуровим дивись

[1, c. 410 - 13].

Таким чином, живильна секція колони буде розташована між дев”ятою укріплюючою і третью відгінними тарілками.

При розрахунку живильної секції необхідно показати, що кількості і склади проходячих її потоків задовольняють основним рівнянням матеріального балансу для верхнього і нижнього рівнів (перерізів) цієї секції.

Схема живильної секції і всі позначення парових і рідких потоків

приведені на рисинку 1.

Кількість потоків. Маючи на увазі, що робоче флегмове число в укріплюючій частині r = 2, а робоче парове число у відгінній частині s = 1,2716, отримаємо (в кіломолях на 100 кмоль сировини) кількість флегми, що стікає з дев”ятої укріплюючої тарілки:

3

9

9

3

Рисунок 2 – Схема живильної секції колони

кількість пари, що надходить з живильної секції на цю тарілку:

кількість пари, що уходить з сьомої відгінної тарілки:

кількість флегми, що надходить з живильної секції на третю відгінну тарілку:

Перевірка:

де кількість парової фази сировини:

і кількість рідкої фази сировини:

Склади потоків. Знаючи склад флегми g_к, що стікає з дев”ятої укріплюючої тарілки (таблиця 9), склад пари V_л, що уходить з третьої відгінної тарілки (таблиця 10) і склад парової фази сировини Vс. (таблиця  7), можна розрахувати склад пари V_m, що надходить з живильної секції на дев”яту укріплюючу тарілку, за відомими рівняннями:

( 41)

( 42)

Після підстановки в них значень величин, отримаємо:

( 43)

( 44)

Розрахунки складів за цими рівняннями для кожного компонента зведені до таблиці 11.

З таблиці 11 видно, що склади пари , щорозраховані за обома рівняннями, відрізняються несуттєво і, без помітної похибки, можуть вважатися однаковими. Таблиця 1.11

Отже, кількості і склади потоків, що проходять живильну секцію, задовольняють основним рівнянням матеріального балансу для верхнього рівня цієї секції.

Знаючи склад пари V_л (таблиця 10), що уходить з третьої відгінної тарілки, склад флегми g_к (таблиця 9), що стікає з дев”ятої укріплюючої тарілки, і склад рідкої фази сировини g_c (таблиця 1.7), можна розрахувати склад флегми g_m, що надходить з живильної секції на третю відгінну тарілку, за рівняннями:

( 45)

( 46)

Після підстановки в них значень величин, отримаємо:

( 47)

( 48)

Розрахунки величин за цими рівняннями для кожного компоненту зведені до таблицi 12.

Як видно з таблицi 12, склади флегми, розраховані за обома рівняннями, відрізняються несуттєво і, без помітної похибки, можуть вважатися однаковими. Отже, кількість і склади потоків, що проходять живильну секцію, задовольняють основним рівнянням матеріального балансу для нижнього рівня цієї секції. Якщо ці рівняння задовольнятися не будуть, необхідно повторити аналітичний розрахунок «від тарілки до тарілки», маючи на увазі примітки, зроблені до таблицi 9 і 10.

Кількість холодного зрошення. Кількість g₀ (в кіло молях на 100 кмоль сировини) холодного зрошення, що подається на верх колони, визначається з рівняння теплового балансу її укріплюючої частини. Згідно схеми (рисунок 2), це рівняння запишеться так:

( 49)

Звідки:

( 50)

де V_m, g_k і D – кількості потоків, які відомі з попередніх розрахунків; Q_m, q_k, Q_D, q₀ – ентальпії відповідних потоків (рисунок 3), кДж/кмоль.

Температури потоків, що показані на рисунку 3 визначені в попередніх розрахунках (таблиця 9).

Рисунок 3 – Схема укріплюючої частини колони

Для визначення ентальпій потоків розрахуємо їх середні молекулярні маси:

(потікV_m) ( 51)

(потікg_k) ( 52)

(потокиD і g₀) ( 53)

Значення ,іберемо з таблиці 11. Всі необхідні обчислення зводимо до таблиці 13.

Користуючись графіком ентальпій сумішей легких вуглеводів по температурам, тискам (для парів) і молекулярним масам потоків [4, c. 10], знаходимо ентальпії останніх (в ккал/кг) і перераховуємо їх в кДж/кмоль.

Отримаємо:

Підставляючи значення кількостей потоків і їх ентальпій в рівняння теплового балансу, будемо мати:

кмол/100 кмол сировини

Відомо, що при роботі колони з повним конденсатором-холодильником, флегма g₁ (рисаунок 3), що стікає з верхньої тарілки, є гарячим зрошенням зверху колони, так як температура флегми Т₁=Т_D. В випадку роботи колони з парціальним конденсатором флегма g₁ утворюється в останньому. Кількість гарячого зрошення зверху колони визначається за формулою [5, c. 146]:

, ( 54)

де Q₂ – ентальпія парів з другої тарілки; q_D – ентальпія флегми g₁ при Т₁ = Т_D.

Як показують розрахунки, Q₂ мало чим відрізняється від Q_D, тому можна прийняти, що Q₂ ≈ Q_D; також в результаті схожості складів дистиляту і флегми g₁ (таблиця 1.9), будемо вважати, що q_D є ентальпія рідкого дистиляту при Т_D =315 К.

Таблиця 13

Компоненти сировини	Мі	Потоки D і g0		Поток gk		Поток Vm
СН4. . . . . . . . . . . С2Н6. . . . . . . . . . . С3Н8. . . . . . . . . . . н-С4Н10. . . . . . . . н-С5Н12. . . . . . . . Сума . . . . . . . . . .	16 30 44 58 72 -	0,005926 0,007407 0,9736 0,0130 - 0,999≈1	0,0948 0,22 42,83 0,7540 - МD= 43,89	0,0001553 0,0007324 0,34648 0,5428 0,1098 1,00≈1	0,00248 0,0219 15,250 31,480 7,900 Мgk= 54,65	0,00159 0,00214 0,4287 0,5087 0,0586 0,999≈1	0,025 0,0642 18,86 29,50 4,22 MVm≈52,66

Тоді:

( 55)

По тому ж графіку ентальпій [4, с. 10] знайдемо:

Отримаємо:

кмоль на 100 кмоль сировини

Флегмове число зверху колони буде дорівнювати:

Тобто, флегмове число зростає від r = 2 знизу укріплюючої частини до r₁ = 2,8 зверху колони. Так як число теоретичних тарілок розраховувалось при постійному значенні r = 2, то воно отрималось з деяким перевищенням, що забезпечує відомий резерв розділюючої здатності колони.

Основні розміри колони

Діаметр колони. Внутрішній діаметр колони визначається за формулою:

, ( 56)

де V_сек - найбільший секундний об’єм парів, що проходять через перетин колони; ω – допустима швидкість парів в повному (вільному) перерізі колони.

Визначимо V_сек. З попередніх розрахунків відомі кількості парів у наступних перерізах колони:

зверху (під верхньою укріплюючою тарілкою):

кмоль на 100 кмоль сировини

під нижньою укріплюючою тарілкою:

кмоль на 100 кмоль сировини

над верхньою відгінною тарілкою:

кмоль на 100 кмоль сировини

знизу колони (під нижньою відгінною тарілкою):

кмоль на 100 кмоль сировини

Як видно з цих даних, найбільш навантаженим по парам, є верхній переріз колони. Знайдемо об’єм парів зверху колони (під першою тарілкою) за формулою:

( 58)

Тут G_В - годинна кількість парів зверху колони, що дорівнює:

,

де G_год - продуктивність колони по сировині, кг/год; М_ср — середня молекулярна маса сировини (таблиця 1).

При визначення об’єму парів при підвищеному тиску () введений коефіцієнт стискаємості Z. Методи розрахунку Z докладно викладений в літературі [1, с. 14].

Згідно таблиці 9, пари зверху колони практично повністю складаються з пропану.

Тому коефіцієнт стискаємості для них можна знайти як для парів чистого пропану. Критична температура пропану Т_кр,=369,8 К, критичний тиск пропану ,температура парів (таблиця 9) Т₂ = 322 К.

Приведена температура пропану:

Приведений тиск:

За графіком [1, с. 15] знаходимо: Z= 0,775. Тоді

Якщо таким же способом розрахувати об’єми парів для трьох інших нижчележачих перерізів колони, то вони виявляться меншими, ніж 0,096 м³/с. Тому діаметр колони буде визначатися по верхньому перерізу (під першою тарілкою). Приймаючи для проектованої колони тарілки з круглими ковпачками (рисунок 4), визначимо допустиму швидкість парів у повному (вільному) перерізі колони за формулою:

, ( 58)

де u - масова швидкість парів, кг/(м² · год); ρ_п і ρ_ж – щільності парів і рідини зверху колон (у розрахунковому перерізі), кг/м³; с - коефіцієнт, що залежить від відстані між тарілками і визначаємий за графіком [5, с. 638].

1 – рідинна фаза, 2 – потік парів.

Рисунок 4 – Схема роботи ковпачкової тарілки

Маючи на увазі, що дистилят колони практично повністю складається з пропану, по таблиця [7, с. 175] знайдемо щільності його в рідкому і пароподібному стані при температурі і тиску зверху колони:

Приймаючи відстань між тарілками колони h_т = 400 мм, за графіком [6, с. 638] знайдемо значення коефіцієнта с = 540.

Підставляючи знайдені величини у формулу, одержимо:

Лінійна швидкість пари визначається так:

Тоді внутрішній діаметр колони буде дорівнювати:

Приймаємо діаметр колони D_B=1000мм.

Висота колони. Ґрунтуючись на літературних даних [3, с. 630—633], вибираємо середній к. п. д. ковпачкової тарілки η = 0,5.

Вище розрахунком від «тарілки до тарілки» було знайдене число теоретичних тарілок в укріплюючої частині . Отже, число практичних тарілок у цій частині тарілок буде:

шт.

Для відгінної частини число теоретичних тарілок було визначено рівним . Отже, число практичних тарілок у цій частині колони буде дорівнювати:

шт.

Всього практичних тарілок у колоні:

шт.

Холодне (гостре) зрошення подається на першу (верхню) укріплюючу тарілку. Парове зрошення з кип'ятильника (випарника) колони подається під її нижню відгінну тарілку. Тому на підставі практичних даних приймемо відстань між верхнім днищем колони і її верхньою укріплюючою тарілкою h_D = 1,0 м (рисунок 5), висоту живильної секції (відстань між нижньою укріплюючою і верхньою відгінною тарілками) h_G = 1,2 м і відстань між нижнім днищем і нижньою.

Рисунок 5 – Схема для розрахунку робочої висоти колони

Тоді робоча висота колони:

Діаметри основних штуцерів колони розраховуються за звичайними формулами гідравліки з наступним прийняттям їх відповідно до існуючих нормалей.

Приймаємо діаметр колони 1м та висоту колони 12,5м, кількість практичних тарілок у ректифікаційній колоні 24 шт.

Задача 4

ГОРИЗОНТАЛЬНИЙ РЕАКТОР АЛКИЛЮРОВАННЯ

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

Розрахунок реактора

Метою данного розрахунку є визначення основних конструктивних розмірів реактора, та вибір нормалізованої конструкції апарата, яка оптимально задовольняє заданим технологічним умовам.

Вихідні дані:

Склад сировини, що подається в реактор, з урахуванням надмірного ізобутана:

витрата пропену (), кг/с 0,025;

витрата пропану (), кг/с 0,066;

витрата бутену (), кг/с 1,165;

витрата ізо-бутану (ізо-), кг/с 1,53;

витрата н-бутану (н-), кг/с 1,324;

витрата пентану (), кг/с 0,054;

Розрахункова схема реактора зображена на рисунку 10.

Рисунок 10

Для отримання більшої кількості високоякісного алкилата і нормальної роботи реактора потрібний надлишок ізобутана. Тому молярне відношення ізобутан/олефін (бутилен) необхідно підтримувати в межах від 6:1 до 10:1. Чим вище це відношення, тим вище вихід алкилата. Приймемо відношення ізобутан/олефін рівним 9:1.

Тоді кількість ізобутана, яку необхідно подати в реактор:

кг/с,

де – кількість олефіна (бутилену) в початковій сировині, кг/с, , – молекулярна маса, відповідно, ізобутана і олефіна.

Алкилювання здійснюється в реакторі, реакційна зона якого складається з пьяти послідовних і рівних за розмірами секцій. Реактор суміщений з відстійною зоною для кислоти. Початкова сировина подається в секції паралельно і в рівних кількостях, а циркулюючі ізобутан і каталізатор – послідовно. У другу і подальші секції разом з каталізатором і циркулюючим ізобутаном подаються продукти реакції і вуглеводні, що не прореагували.

На основі промислових даних приймемо для першої секції реактора відношення об'ємів що подаються в неї кислоти і вуглеводнів. Як буде показано в розрахунку це відношення від секції до секції збільшуватиметься.

В процесі алкилюванія застосовується 97%-ва сірчана кислота, яка відпрацьовується до 90%-ої концентрації. У табл. 2 приведено прийняте в розрахунку зниження концентрації кислоти по секціях реактора.

У промисловій практиці реакція алкилювання ізопарафінів олефінами здійснюється при температурі 275–316К. Приймемо в нашому випадку температуру реакції К. Будем вважати, що вуглеводні і кислота завантажуються в реактор також при температурі К. Надалі при розрахунку всіх секцій реактора вважатимемо, що: 1) пропілен, пропан, Н-Бутан і пентан, що знаходяться в сировині, в реакцію не вступають, тому їх кількості в процесі залишаються незмінними; 2) вся маса олефінів вступає в реакцію алкилювання, утворюючи відповідну кількість алкилата.

Таблиця 2 - Зниження концентрації кислоти по секціях реактора

Секції	Зниження концентрації кислоти, %	Середня концентрація, %
1	97 – 96 = 1	96,5
2	96 – 94,5 = 1,5	95,25
3	94,5 – 93 = 1,5	93,75
4	93 – 91,5 = 1,5	92,25
5	91,5 – 90 = 1,5	90,75

Розрахунок першої секції реактора.

Матеріальний баланс. У всі його пьять секцій реактора початкова сировина поступає паралельними і рівними потоками. То в першу секцію подається всього ізобутана:

кг/с,

де кг/с – маса ізобутана в початковій сировині.

Кількість циркулюючого ізобутана, що поступає в першу секцію:

кг/с.

Склад завантаження першої секції реактора подано в таблиці 3.

Визначимо склад вуглеводневої маси, що виходить з першої секції. Згідно рівняння основної реакції алкилюванія.

Вихід алкилата складає:

кг/с.

При цьому кількість свіжого ізобутана, що не увійшов до реакції (відпрацьованого):

кг/с.

Теплове навантаження першої секції.

Всі зовнішні і внутрішні матеріальні потоки реактора, по раніше прийнятій умові, мають температуру Т=324К, тому теплове навантаження секції, без збитку для точності розрахунку, приймаємо рівною теплу, яке виділяється в процесі алкилювання. Тепло основної реакції алкилювання за літературними даними складає 75–85% теплового навантаження секції. Прийнявши, що тепло основній реакції алкилювання складає 80% теплового навантаження секції , отримаємо:

,

або

кДж/с ,

де кг/с – кількість алкилата, що отримується в першій секції; кДж/кг алкилата – теплота основної реакції алкилювання.

Таблиця 3 – Перша секція.

Компоненти завантаження	густина при 324 К, кг/м3		Кількість
			кг/с	м3/с	кмоль/с
	627,3	42	0,005	0,0287	0,43
	597,9	44	0,013	0,0803	1,09
	642	56	0,233	1,3	15
(свіжий)	575,3	58	0,306	1,92	19
(рециркулят)	575,3	58	9,335	58,4	579,4
	595	58	0,265	1,61	16,5
	641	72	0,011	0,061	0,54
Сума	–	–	10,168	63,4	631,96
Каталізатор	1820	–	38,473	76,1	–
Всього	–	–	48,641	139,5	–

Тиск в першій секції. Тиск при температурі реакції К розрахуємо по рівнянню ізотерми рідкої фази:

де – тиск насичених парою чистих вуглеводнів при К, – визначається по діаграмі Коксу або таблицям; – молярні долі вуглеводневих компонентів; – тиск насиченої пари сірчаної кислоти (при К приймається рівним кулю, оскільки температура її кипіння при нормальному тиску значно вище 573 К).

Маємо:

Па

У решті всіх секцій приймається такий же тиск.

Кількість вуглеводнів, що випаровуються в першій секції. Пари, що йдуть з секції, знаходяться в рівновазі з рідиною, що випаровується. Їх склад може бути визначений по кожному компоненту з рівняння рівноваги фаз:

у якому всі величини правої частини відомі.

Отримаємо:

;

;

;

;

;

;

Перевірка:

.

По знайденим концентраціям компонентів в парах і теплотівипаровування чистих компонентів при К знаходимо за правилом аддитивності теплоту випаровування суміші пари. Весь розрахунок зведено в таблицю

Таблиця 4 – Весь розрахунок.

Компоненти	, мол. долі	, кДж/кмоль	, кДж/кмоль
	0,0026	15600	40,5
	0,0055	16200	89
(свіжий)	0,970	20400	19700
	0,0182	22000	400
	0,000153	27400	4,2
Алкилат ()	0,000075	42300	3,2
Сума		–

Знаючи теплоту випаровування суміші і теплове навантаження секції, визначимо кількість пари вуглеводнів, що утворюються в першій секції:

кмоль/с.

Кількості кожного компоненту в парах знайдемо по формулі:

Отримаємо:

кмоль/с;

кмоль/с;

кмоль/с;

кмоль/с;

кмоль/с;

кмоль/с;

Перевірка:

кмоль/с.

Аналізуючи зроблені розрахунки, неважко бачити, що практично весь теплообмін в першій секції здійснюється за рахунок випаровування ізобутана. Тому без великої помилки кількість ізобутана, що випаровується, можна визначити з наближеного рівняння теплового балансу випаровування

у якому кількості пари пропиляна і пропана вважають рівними кількостям цих вуглеводнів в сировині.

Таким чином:

кмоль/с,

або

кг/с.

Цей результат дуже близький до отриманого вище.

Об'єм кислоти і вуглеводнів в першій секції. Слід розрізняти час перебування інгредієнтів в секції реактора і тривалість реакції. Остання в проточних апаратах визначається об'ємною швидкістю живлення реактора сировиною і знаходиться дослідним шляхом. При алкилюванні ізопарафінів олефінами під об'ємною швидкістю розуміють об'ємну кількість олефінів, що подається за 1 год на одиницю об'єму каталізатора, що знаходиться в секції (дійсна реакційна зона).

Відомо, що із зменшенням об'ємної швидкості знижується якість алкилата. Приймемо для нашого випадку об'ємну швидкість 0,000055 м³/с. Тоді об'єм кислоти в секції:

м³,

де м³/с– кількість олефіна, що подається в секцію.

Знаючи, що відношення об'єму кислоти до об'єму вуглеводнів в першій секції знайдемо об'єм вуглеводнів в секції:

м³.

Сумарний об'єм кислоти і вуглеводнів в секції:

м³.

Знайдемо тривалість перебування суміші вуглеводнів і кислоти (час контакту) в першій секції:

с,

де м³/год– об'єм суміші, що поступає в першу секцію.

Розміри першої секції. У реакційних апаратах ємнісного типу, якщо рідка суміш реагуючих речовин не вспінюєтся, ступінь заповнення рівний .Приймемо . Тоді повний об'єм першої секції:

м³.

Приймаючи довжину секції м, знайдемо діаметр апарату:

м.

Приймаємо:

м.

Як вказано було на початку розрахунку, всі пьять реакційних секцій апарату матимуть однакові розміри: м, м.

Розрахунок другої секції апарата.

Матеріальний баланс. При визначенні завантаження другої і решти всіх секцій, в цілях деякого спрощення розрахунку, вважатимемо, що вся пропан-пропіленова фракція в будь-якій секції випаровується повністю, а Н-Бутан, пентан і алкилат не випаровуються зовсім. З урахуванням сказаного і відповідно до схеми роботи реактора, кількість сировини, що подається в другу секцію, включатиме:

1) п'яту частину початкової (олефінового) сировини;

2) ізобутан свіжої сировини першої секції, що не увійшов до реакції (відпрацьований);

3) рециркулірующий ізобутан з урахуванням його часткового випаровування в першій секції;

4) Н-Бутан і пентан з першої секції;

5) алкилат, отриманий в першій секції;

6) сірчану кислоту з першої секції. Кількість ре циркулюючого ізобутана, що поступає в другу секцію:

кмоль/с,

або

кг/с.

У таблиці 5 приведені масові і об'ємні кількості компонентів завантаження другої секції з урахуванням зміни щільності сірчаної кислоти від її концентрації.

Таблиця 5- Масові і об'ємні кількості компонентів завантаження другої секції

Компоненти	Кількість
	кг/с	м3/с
	0,018	0,1090
	0,233	1,3
(свіжий)	0,306	1,92
(відпрацьований)	0,062	0,405
(рециркулят)	7,579	47,5
	0,265 +0,265	3,22
	0,01 + 0,01	0,122
Алкилат ()	0,475	2,39
Каталізатор	38,473	76,5
Сума	47,610	133,47

З таблиці 5 витікає, що відношення об'ємів каталізатора і вуглеводнів в другій секції рівне:

.

В порівнянні з першою секцією це відношення підвищилося за рахунок деякого скорочення об'єму вуглеводнів і зниження щільності кислоти.

Кількість алкилата, що утворюється в другій секції, буде такою ж, як в першій:

кг/с.

Кількість свіжого ізобутана, що не увійшов до реакції (відпрацьованого), рівна:

кг/с.

У таблиці 6 приведений склад вуглеводнів, що виходять з другої секції.

Таблиця 6- Склад вуглеводнів, що виходять з другої секції.

Компоненти	Кількість
	кг/с	м3/с	кмоль/с
	0,018	0,109	1,52
(відпрацьований)	0,129	0,810	8
(рециркулят)	7,579	47,5	470,4
	0,529	3,22	33
	0,022	0,122	1,08
Алкилат	0,949	4,78	30
Сума	9,227	56,54	544

Теплове навантаження секції. Обчислюється так само, як і для першої секції:

кВт.

де кг/с – кількість алкилата, отриманого в другій секції (таблиця 5.6).

Кількість вуглеводнів, що випаровуються в другій секції. При припущенні, яке зроблене при тепловому розрахунку першої секції, знайдемо кількість ізобутана, випарованого в другій секції:

кмоль/с,

або

кг/с.

Час перебування суміші вуглеводнів і кислоти в другій секції. Повний об'єм другої секції такий же, як і першою: м³. При ступені заповнення об'єм суміші вуглеводнів і кислоти буде рівний:

м³.

Час перебування суміші (тривалість контакту) в другій секції:

с,

де м³/с – об'єм суміші, що поступає в другу секцію (таблиця 5).

Об'ємна швидкість подачі олефінів.

Об'єм кислоти в другій секції:

м³.

Об'єм вуглеводнів:

м³.

Об'ємна швидкість подачі олефінів:

1/год.

Розрахунок третьої секції реактора.

Всі визначення ведуться по аналогії з розрахунком другої секції. Масові і об'ємні кількості компонентів завантаження подано в таблиці 7.

Відношення об'ємів каталізатора і вуглеводнів в третій секції:

;

кг/с;

кг/с;

кВт;

кмоль/с,

або

кг/с;

м³.

Таблиця 7 - Масові і об'ємні кількості компонентів завантаження

Компоненти	Кількість
	кг/с	м3/с
	0,018	0,1090
	0,233	1,3
(свіжий)	0,306	1,92
(відпрацьований)	0,129	0,810
(рециркулят)	5,8225	36,5
	0,794	4,83
	0,0325	0,183
Алкилат	0,949	4,78
Каталізатор	38,47	78
Сума	46,759	128,43

м³.

с;

м³;

м³;

1/с.

Розрахунок четвертої секції реактора.

Розрахунки ведуться по попередній схемі.

Масові і об'ємні кількості компонентів завантаження подано в таблиці 8.

Таблиця 8 - Масові і об'ємні кількості компонентів завантаження

Компоненти	Кількість
	кг/с	м3/с
	0,018	0,1090
	0,233	1,3
(свіжий)	0,306	1,92
(відпрацьований)	0,194	1,215
(рециркулят)	4,066	25,4
	1,059	6,44
	0,043	0,244
Алкилат	1,424	7,2
Каталізатор	38,473	78,5
Сума	45,82	122,3

Відношення об'ємів каталізатора і вуглеводнів в четвертій секції:

;

кг/с;

кг/с;

кВт;

кмоль/с,

або

кг/с;

м³;

м³;

с;

м³;

м³;

1/с.

Розрахунок п’ятої секції реактора.

Масові і об'ємні кількості компонентів завантаження подано в таблиці 9.

Відношення об'ємів каталізатора і вуглеводнів в п'ятій секції:

;

кг/с;

кг/с;

кДж кВт;

кмоль/с,

або

кг/с;

м³;

м³;

с;

м³;

м³;

1/с.

Таблиця 9 - Масові і об'ємні кількості компонентів завантаження

Компоненти	Кількість
	кг/с	м3/с
	0,018	0,1090
	0,233	1,3
(свіжий)	0,306	1,92
(відпрацьований)	0,259	1,62
(рециркулят)	2,31	14,5
	1,324	8,05
	0,054	0,305
Алкилат	1,899	9,54
Каталізатор	38,47	79
Сума	44,88	116

Матеріальний баланс реактора

На основі зробленого вище за посекционного розрахунок реактора можна скласти його загальний матеріальний баланс таблиця 10.

Таблиця 10 - Загальний матеріальний баланс.

Потоки	Витрата потоку по секціях, кг/с					Сума по реактору, кг/с
	1	2	3	4	5
Надходить
	66	66	66	66	66	330
	839	839	839	839	839	4195
(свіжий)	1103	1103	1103	1103	1103	5515
(відпрацьований)	–	233	466	699	932	–
(рециркулят)	33605	27283	20961	14639	8317	33605
	953	1906	2859	3812	4765	4765
	39	78	117	156	195	195
Каталізатор	138502	138502	138502	138502	138502	138502
Сума	175107	171719	168331	164943	161555	187107
Витрата
(пара)	66	66	66	66	66	330
(відпрацьований)	233	466	699	932	1165	1165
(рециркулят)	27283	20961	14639	8317	1995	1995
(випарений)	6322	6322	6322	6322	6322	31610
	953	1906	2859	3812	4765	4765
	39	78	117	156	195	195
Алкилат	1709	3418	5127	6836	8545	8545
Каталізатор	138502	138502	138502	138502	138502	138502
Сума	175107	171719	168331	164943	161555	187107

Вище наголошувалося, що молярне відношення ізобутан/олефін повинно бути високим. У таблиці 11 приведені ці відносини по кожній секції і в цілому по реактору. Молярні маса ізобутана підраховуються по його масових долях, що поступають в кожну з секцій таблиця 10.

Таблиця 11 - Відносини по кожній секції і в цілому по реактору.

Номер секції	Кількість, кмоль/с		Відношення ізобутан/олефін
1	600	15	40
2	500	15	33,3
3	390	15	26
4	284	15	19
5	180	15	12
По реактору	675	75	9

Конструктивні розміри реактора.

Об'єм відстійної зони реактора. У цій зоні відбувається розділення вуглеводнів, що виходять з п'ятої секції реактора, і сірчаної кислоти.

Знаючи масові кількості рідких компонентів, що виходять з пятої секції (таблиця 5.10), і їх щільність, знайдемо об'ємну кількість суміші. Вона складає м³/с . Приймаючи час відстою с і ступінь заповнення, знайдемо об'єм зони відстою:

м³.

Тоді довжина зони буде:

м.

Об'єм реактора. Знайдемо загальну довжину циліндрової частини реактора:

м.

де – довжина реакційної зони.

Об'єм циліндрової частини реактора (практично рівний його об'єму) буде рівний:

м³.

Висновок: В результаті розрахунку визначена площа 26300 кількість мішалок приймаємо 5.

Задача 5

К0ЖУХ0ТРУБЧАТЫЙ РЕАКТОР ПОЛИМЕРИЗАЦS}

Задание: производительность реактора N кг/ч сырья, N – вариант по списку группы.

Рассчитать реактор полимеризации бутан-бутиленовой фракции (рис. 1) в присутствии катализатора (фосфорная кислота на кизельгуре) при следующих исходных данных: производительность реактора по сырью * N кг/ч; состав сырья приведен в табл. 1; температура на входе в реактор К; давление в реактореПа (35 ат).

Рис. 1. Реактор полимеризации.

Применение процесса полимеризации, его теория, технология аппаратурное оформление достаточно подробно рассмотрены в литературе [5, 83, 86, 89, 103, 112, 136, 137].

Ниже приводится технологический расчет кожухотрубчатого реактора для каталитической полимеризации бутан-бутиленовой фракции с целью получения полимербензина.

Исходными данными для расчета являются следующие: производительность реактора по сырью, состав сырья, рабочие условия – температура и давление в реакторе, фракционный состав полимербензина (по промышленным или лабораторным данным), глубина превращения (конверсии) олефинов при полимеризации (по опытным данным), производительность реакционного объема по сырью (объемная скорость питания), выбираемая по промышленным данным.

Таблица 1

Компоненты		изо-	н-			Сумма
Содержание масс. %	1,9	10,7	24,5	61,9	1,0	100,0

Задачей расчета реактора полимеризации является определение количества продуктов полимеризации, основных размеров аппарата, числа аппаратов, количества тепла, отводимого из зоны реакции, количества хладагента, необходимого для снятия тепла.

ПОСЛЕДОВАТЕЛЬНОСТЬ РАСЧЕТА РЕАКТОРА ПОЛИМЕРИЗАЦИИ

1. Составляют материальный баланс процесса полимеризации.

Расчет ведется по следующей схеме:

а) по известному часовому количеству и массовому составу исходного сырья рассчитывают мольный состав сырья, массовые и мольные часовые количества его компонентов;

б) по разгонке полимербензина находят его среднюю температуру кипения, а затем среднюю молекулярную массу и плотность (если она неизвестна из опытных данных);

в) по глубине превращения олефинов находят абсолютное количество полимербензина;

г) рассчитывают массовый и мольный составы продуктов реакции и их массовые и мольные часовые количества.

Все расчеты сводятся в таблицу материального баланса.

2. Составляют тепловой баланс реактора.

Из теплового баланса реактора определяют количество тепла, отводимого в течение 1 ч из зоны реакции. Расчет проводят по такой схеме:

а) определяют энтальпии сырья (на входе в реактор) и продуктов реакции (на выходе из реактора) с учетом давления в реакционной зоне;

б) принимают по опытным данным или рассчитывают по правилам термодинамики тепловой эффект полимеризации, а затем определяют часовое количество тепла, выделяющегося при образовании полимербензина;

в) из уравнения теплового баланса реактора находят количество тепла, отводимого из зоны реакции при помощи хладагента.

Все расчеты сводят в таблицу теплового баланса.

3. Определяют размеры реактора и количество реакторов. Расчет проводят в таком порядке:

а) находят часовой объем сырья, поступающего в реактор;

б) определяют объем реакционного пространства;

в) принимая диаметр и длину трубок реактора и зная объеме реакционного пространства, находят необходимое число трубок;

г) принимая число трубок в одном реакторе и зная общее число трубок, находят число реакторов (ближайшее большее целое число);

д) рассчитывают внутренний диаметр реактора;

е) конструктивно принимают высоту корпуса реактора.

4. Определяют количество хладагента. Для этого:

а) рассчитывают поверхность теплообмена одного реакторе зная размеры трубок и их число;

б) рассчитывают коэффициент теплопередачи от газов, движущихся в трубах, заполненных гранулированным катализатором к кипящей воде, проходящей в межтрубном пространстве аппарата;

в) зная тепловую нагрузку поверхности теплообмена всех реакторов, величину их поверхности теплообмена и коэффициент теплопередачи, из уравнения теплопередачи находят температурный напор в аппарате; по температурному напору и температуре газов в трубках определяют температуру хладагента, т.е. температуру кипящей воды; по температуре кипящей воды находят давление ее насыщенного пара и теплоту испарения (по таблицам);

г) по количеству отводимого из реакционной зоны тепла и теплоте испарения воды находят количество насыщенного водяного пара, образующегося в одном реакторе;

д) принимая по практическим данным долю воды, испаряющейся в корпусе (межтрубном пространстве) реактора, находят количество конденсата, которое следует подавать в один реактор за 1 ч.

5. Определяют диаметры штуцеров для ввода сырья, вывода продуктов реакции, ввода и вывода конденсата водяного пара и по существующим нормалям принимают их окончательные размеры.

РАСЧЕТ