Выбор реактора для проведения дегидрирования бутана

Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на http://www.allbest.ru/

Курсовая работа

Тема: «Выбор реактора для проведения дегидрирования бутана»

Задание

Проанализировать изменение объема реактора от начальной температуры, давления и степени превращения для адиабатического РИВ и РПС и обосновать выбор реактора для дегидрирования бутана, если через реактор проходит 10000 куб. метров в час исходной смеси.

Содержание

Введение

Краткие сведения о технологическом процессе

Математические модели химических реакторов

Программы расчетов и результаты

Обсуждение результатов

Выводы

Список использованной литературы

химический реактор бутан

Введение

Одним из основных элементов любой химико-технологической системы является химический реактор. Химический реактор - это аппарат, в котором осуществляются химические процессы, состоящие из реакций массо- и теплопереноса. К реакторам относятся, например промышленные печи, реакторы с механическим, пневматическим и струйным перемешиванием, варочные котлы, гидрататоры.

Все аппараты, расположенные до реактора, необходимы для подготовки сырья к химической обработке; аппараты после реактора - для разделения получившихся продуктов. От правильности выбора реактора и его совершенства зависит эффективность всего технологического процесса.

Основные требования к промышленным реакторам.

1. Максимальная производительность и интенсивность работы.

2. Высокий выход продукта и наибольшая селективность процесса. Они обеспечиваются оптимальным режимом работы реактора: температурой, давлением, концентрацией исходных веществ и продуктов реакции.

3. Минимальные энергетические затраты на перемешивание и транспортировку материалов через реактор, а также наилучшее использование теплоты, подводимой в реактор для нагрева реагирующих веществ до оптимальных температур

4. Легкая управляемость и безопасность работы. Эти условия обеспечиваются рациональной конструкцией реактора и малыми колебаниями параметров технологического режима.

5. Низкая стоимость изготовления реактора и ремонта его.

6. Устойчивость работы реактора при значительных изменениях основных параметров режима.

Обычно не удается реализовать процесс в реакторе таким образом, чтобы были удовлетворены одновременно все предъявляемые к нему требования в виду их противоречивости. Приходится вырабатывать наиболее рациональные и экономичные решения, обеспечивающие поддержание заданных значений основных параметров процесса [1].

При исследовании работы реакторов составляется математическое описание, под которым понимается система уравнений, позволяющих определить изменение в нём концентраций, температуры, давления и других параметров.

Химические реакторы отличаются друг от друга по конструктивным особенностям, размеру, внешнему виду. Наиболее значимы следующие признаки классификации химических реакторов и режимов работы: режим движения реакционной смеси, условия теплообмена в реакторе, фазовый состав, способ организации процесса, характер изменения параметров процесса во времени, конструктивные характеристики.

Так в зависимости от режима движения реакционной смеси существуют реакторы смешения и вытеснения. Реакторы смешения - ёмкостные аппараты с механическим перемешивающим устройством (мешалкой) или циркуляционным насосом. Реакторы вытеснения - трубчатые аппараты, имеющие вид удлинённого канала.

При отсутствии теплообмена с окружающей средой химический реактор называется адиабатическим. Вся теплота, выделившаяся или поглотившаяся в нём, идёт на обогрев или охлаждение реакционной смеси. Существуют изотермические реакторы, в которых обеспечивается постоянство температуры за счёт теплообмена с окружающей средой.

Также можно выделить политермический режим, в нём часть тепловой энергии химической реакции идёт на изменение теплосодержания системы, а часть - на теплообмен с окружающей средой.

При проектировании реактора необходимы сведения о кинетике химической реакции и производительности реактора. Разрабатывая схему реактора, нужно решить, будет ли реактор работать непрерывно или периодически, определить модель реактора и указать способы подвода или отвода теплоты.

Краткие сведения о технологическом процессе.

Дивинил - основной мономер для наиболее распространенных типов каучуков (дивинилстирольных и полибутадиеновых).

В промышленности применяют три способа получения дивинила из углеводородов С4:

1. двухстадийное дегидрирование бутана (н-бутан -> н-бутилен -> дивинил)

2. одностадийное дегидрирование бутана в вакууме

3. дегидрирование бутилена

Рассмотрим первую стадию двухстадийного дегидрирования бутана.

Дегидрирование бутана до бутилена.

Особенности процесса.

При разработке технологического оформления каталитического дегидрирования бутана до бутилена необходимо учитывать следующие особенности этого процесса: высокая температура (выше 550?С) и большая эндотермичность реакции (около 500 ккал/кг. С4Н10); периодичность работы катализатора и необходимость его регенерации; пониженная активность катализатора в первые минуты после регенерации; высокая чувствительность катализатора к отравляющему действию воды; необходимость окисления катализатора при регенерации.

Для различных способов дегидрирования, важность тех или иных процессов неодинакова; кроме того, в каждом способе дегидрирования имеются характерные особенности, зависящие от аппаратурного оформления.

Технологическое оформление процесса.

Наиболее характерными отличительными признаками оформления различных способов дегидрирования бутана являются способы подвода тепла и регенерации катализатора. Тепло, необходимое для реакции, можно подвести или через стенку, или за счет тепла катализатора, нагреваемого при регенерации в отдельном аппарате или в том же реакторе. Если регенерация катализатора проводится в том же аппарате, где осуществляется дегидрирование. Процесс в целом является периодическим; вся установка в этом случае состоит из парного количества реакторов. При раздельной регенерации катализатор непрерывно циркулирует в системе, состоящей из реактора, регенератора и транспортного устройств. Установка является непрерывно действующей.

Рассмотрим некоторые способы технологического оформления дегидрирования н-бутана.

Трубчатые реакторы с внешним обогревом и неподвижным катализатором. Исследование технологического оформления процесса с использованием этих реакторов было начато на крупной полупромышленной установке рис. 1. Для обеспечения непрерывности процесса было смонтировано 2 реактора, в каждый из них загружалось около 0.25 куб. м. катализатора, частицы которого имели форму червяков диаметром 3 мм. И длиной 10-20 мм. Трубки реакторов были изготовлены из высокохромистой безникелевой стали. Процесс получения бутилена из бутана на этой установке состоит в следующем. Жидкий бутан поступает в испаритель, а затем его пары проходят через хлористый кальций и после перегрева подаются в один из реакторов. Из полученного газа после охлаждения компрессией, конденсацией и ректификацией выделялась бутан-бутиленовая смесь, дальнейшее разделение которой производилось дистилляцией с водным ацетоном. Регенерация катализатора в реакторе производилась циркулирующей азотовоздушной смесью.

Получаемые в трубчатом реакторе выходы были значительно ниже лабораторных. С целью выяснения причин низких выходов бутилена и непрерывного снижения активности катализатора проведены специальные исследования, показавшие, что с теплотехнической стороны трубчатый реактор не удовлетворяет требованиям процесса: реактор характеризуется ограниченным подводом тепла и неравномерностью обогрева. В полупромышленном реакторе коэффициент теплопередачи не превышал 17-19 ккал/м?·ч·град, для обеспечения 36%-го выхода коэффициент теплопередачи должен быть не менее 25 ккал/м?·ч·град. Увеличение коэффициента теплопередачи в аналогичных реакторах до 27 ккал/м?·ч·град достигается тем, что обогревающие дымовые газы нагнетаются в межтрубное пр-во газодувками.

Снижение активности катализатора по мере увеличения срока его службы связано с постепенным отравлением катализатора водой и из-за восстановления металлической окалины, получающейся в период регенерации. Активность катализатора, пониженная за счёт адсорбции воды, может быть восстановлена прокаливанием его в токе сухого воздуха при 650?С в течении 30-60 мин. Однако в трубчатом реакторе по условиям непрерывности работы такой процесс в период регенерации осуществить невозможно.

С эксплуатационной стороны применение трубчатого реактора вызывало большие трудности, связанные с частыми случаями забивки отдельных трубок из-за неравномерности в обогреве и распределении потоков бутана.

Итак, способ дегидрирования в трубчатых реакторах характеризуется низкими выходами, большим числом агрегатов, высокими требованиями к коррозионной стойкости применяемых сталей.

Трубчатые реакторы с внешним обогревом и движущимся катализатором. Агрегат для дегидрирования по этому способу состоит из трубчатого реактора, установленного в печи и обогреваемого дымовыми газами, регенератора с топкой, ковшовых элеваторов для перемещения шарикового катализатора, теплообменной аппаратуры и специальных шлюзовых устройств для ввода и вывода катализатора из аппарата (рис.2).

Исходный бутан испаряется при нагреве горячим маслом в испарителе, перегревается до 500?С за счёт тепла контактного газа и поступает в верхнюю часть реактора. Бутан подаётся в реактор непрерывно, а движение катализатора происходит периодически. Выход бутилена по этому способу в среднем не превышал 22%.

К существенным недостаткам этого способа дегидрирования относятся сложность аппаратурного оформления и управления процессом, низкий выход бутилена.

Реакторы без внешнего обогрева с неподвижным катализатором. В реакторы такого типа необходимое для реакции тепло может быть подведено тремя способами: за счёт перегрева исходного бутана, за счёт тепла инертных разбавителей бутана (например, азота) и за счёт тепла горения углистых отложений. Рассмотрим эти варианты подвода тепла.

1. Возможность осуществления дегидрирования бутана в адиабатическом реакторе за счёт тепла перегрева исходного сырья проверена на полупромышленной установке (рис.3). По термической устойчивости перегрев бутана выше 600-610?С не желателен. Перепад температуры в реакторе не будет превышать 100?С и, следовательно, выход за один проход составит около 10%. Для достижения практически приемлемого выхода бутилена необходимо иметь агрегаты, состоящие из трех последовательно включенных реакторов и трех нагревателей.

Процесс является технологически очень громоздким и неэкономичным; кроме того, при таком оформлении будет увеличиваться крекинг бутана и бутилена.

2. Подвод тепла за счет инертных разбавителей наиболее перспективный, так как при этом достигается снижение парциального давления, что сдвигает равновесие в сторону образования бутилена. Однако для подвода тепла таким путем требуется большое разбавление. При использовании азота получается контактный газ с низкой концентрацией углеводородов, что резко повышает стоимость их выделения.



Рис. 1. Технологическая схема дегидрирования бутана на установке с адиабатическими реакторами и неподвижным катализатором:

1,2-трубчатые печи; 3,4,5-реакторы.

3. Осуществление процесса дегидрирования бутана до бутилена в адиабатическом реакторе за счет использования тепла, аккумулированного катализатором в процессе регенерации. Такой способ дегидрирования был разработан Е. Гудри с целью одностадийного получения дивинила из бутана, хотя процесс пригоден для дегидрирования бутана до бутилена.

Условия дегидрирования подбираются такими, чтобы теплота реакции дегидрирования лишь немного превышала теплоту горения угля на катализаторе при его регенерации. Дегидрирование проводится под вакуумом в течении 7-15 мин, после чего реактор переключается на регенерацию. С целью большего накопления тепла в реакторе катализатор смешивается с инертным материалом. В период регенерации температура катализатора в смеси с инертным материалом повышается до заданной величины. В процессе дегидрирования температура в реакторе снижается, а выход продукта падает, что и определяет длительность цикла.

Реакторы без внешнего обогрева с движущимся шариковым катализатором. В конструктивном отношении эти установки аналогичны установкам каталитического крекинга.

Дегидрирование осуществляется по следующей технологической схеме. Пары бутана из трубчатой печи подаются в нижнюю часть реактора и движутся противоточно к опускающемуся плотным слоем шариковому катализатору. Зауглероженный катализатор через регулирующий клапан поступает в подъемник, а из него через верхний бункер в регенератор, где нагревается за счет тепла дымовых газов до требуемой температуры и регенерируется. Контактный газ на выходе из реактора подвергается обеспыливанию и охлаждается; выделение бутан-бутиленовой фракции производится по обычной схеме.

Необходимая направленность газовых потоков достигается как за счет высоты стояков, так и путем подачи инертного газа в стояк выше и ниже реактора

Все необходимое для реакции дегидрирования тепло подводится в реактор циркулирующим катализатором, поэтому температура катализатора в реакторе максимальна на входе и минимальна на выходе.

Показатели процесса можно регулировать изменением температуры катализатора на входе в реактор, объемной скорости подачи бутана и скорости циркуляции катализатора. Увеличение скорости циркуляции равносильно повышению температуры, поскольку при этом увеличивается количество подводимого в реактор тепла.

На крупной полупромышленной установке (рис. 4.) при температуре контактного газа на выходе из реактора 590-600?С, объемной скорости подачи бутана 170-180 м?/ч и скорости циркуляции катализатора 8,5 кг на 1 кг подаваемого бутана выход бутилена за проход составил не менее 38-39вес.%. На экономику процесса существенно влияет расход катализатора.

Рис. 4. Технологическая схема полупромышленной установки дегидрирования бутана на движущемся шариковом катализаторе:

1-сборник бутана; 2,3-испарители бутана; 4-осушитель; 5-теплообменник для подогрева паров бутана; 6-реактор; 7-регулирующий клапан для катализатора; 8-нижний сборник катализатора; 9-ковш подъемника; 10-лебедка; 11-регенератор; 12-топка; 13-циклон; 14-газодувка; 15-азотные затворы; 16-верхний сборник катализатора.

Установки для дегидрирования на движущемся шариковом катализаторе обладают целым рядом достоинств:

1) благодаря противоточному движению бутана и катализатора и повышению температуры по ходу бутана, достигаются очень высокие выходы бутилена; противоточность и движение катализатора плотным слоем приводит к тому, что связывание кислорода и удаление избыточной воды происходит в небольшом слое верхней части реактора;

2) имеется возможность строить установки очень большой мощности;

3) система характеризуется большой гибкостью и сравнительной простотой.

Реакторы без внешнего обогрева со взвешенным слоем катализатора. Идея этого способа дегидрирования бутана принадлежит Б.В.Мамонтову. Упрощённая установка дегидрирования состоит из реактора и регенератора, между которыми циркулирует мелкозернистый катализатор; всё тепло в реактор вносится катализатором, находящимся в реакторе и регенераторе во взвешенном состоянии (рис.5).



Рис.5. Технологическая схема дегидрирования бутана с применением взвешенного слоя катализатора:

1-перегреватель бутана; 2-испаритель бутана; 3-трубчатая печь; 4-топка под давлением; 5-реактор; 6,9-котел-утилизатор; 7-подготовитель катализатора; 8-регенератор.

В реакторах этого типа существенную роль на выходы оказывают такие факторы, как отношение высоты слоя к диаметру реактора, размер частиц катализатора и линейная скорость газа. Процесс дегидрирования н-бутана в этих реакторах усовершенствован путём секционирования реактора и регенератора решётками провального типа, а также за счёт уточнения технологических режимов и подготовки катализатора перед поступлением его в реактор. Благодаря этому выходы бутилена были повышены до 32 вес.% за проход.

Таким образом, реакция дегидрирования бутана до бутилена является необходимой стадией процесса получения дивинила [2].

Математические модели химических реакторов

Степень перемешивания реагирующих масс в реакторах непосредственно влияет на режим их работы. Полное смешение обеспечивает постоянство параметров, в частности температуры во всем реакционном объеме, а при идеальном вытеснении температура, как правило, изменяется по высоте реакционного объема. В результате в реакторах вытеснения меняется константа скорости реакции и соответственно скорости процесса. При сравнении моделей идеальных реакторов вытеснения и смешения условно принято постоянство температуры и соответственно константы скорости реакции для всех типов реакторов.

Реактор идеального вытеснения

В таком реакторе все частицы движутся в заданном направлении, не перемешиваясь с движущимися впереди и сзади и полностью вытесняя подобно поршню находящиеся впереди частицы потока. Время пребывания всех частиц в аппаратах идеального вытеснения одинаково. По длине реактора плавно изменяются концентрации реагентов, и в соответствии с этим изменяется скорость реакции.

От СА0 до СА, увеличивается степень превращения и снижается скорость реакции. Поскольку в реакторе идеального вытеснения изменяется состав реагентов по длине, процесс в нем описывается дифференциальным уравнением материального баланса.

аА+вВ<=>сС+dD

Уравнение мат. баланса для РИВ.



Характеристическое уравнение для РИВ

Характеристическое уравнение позволяет, если известна кинетика процесса, определить время пребывания реагентов, а затем, например, размеры реактора при заданных расходе реагентов и степени превращения.

Рассмотрим тепловой баланс РИВ.

б1-коэффициент теплоотдачи с наружной поверхности

б2-коэффициент теплоотдачи с внутренней поверхности

К-коэффициент обратный общему термическому сопротивлению.

Уравнение теплового баланса РИВ.

Адиабатический режим - отсутствует холодильник, т.е. вся энергия идет на изменение температуры.

Уравнение адиабаты:

Уравнение теплового баланса РИВ в адиабатическом режиме:

Аd- адиабатический коэффициент, показывающий на сколько градусов изменится температура в реакторе, если все ключевое вещество прореагирует.

Реальные реакторы обычно работают при режимах неполного перемешивания, но в некоторых производственных реакторах степень перемешивания столь незначительна, что для технологических расчетов можно применять модель идеального вытеснения. К таким реакторам относятся трубчатые контактные аппараты с катализаторами в трубах или межтрубном пространстве, служащие для гетерогенных газофазных реакций. Модель вытеснения можно применять для технических расчетов при проектировании жидкофазных трубчатых реакторов с большим отношением длины трубы к его диаметру. Такие реакторы широко применяются в производствах органических веществ.

Модель вытеснения можно использовать также для расчета камерных печей.

Реактор полного смешения

Проточный реактор смешения представляет собой аппарат, в котором интенсивно перемешиваются реагенты, например при помощи мешалки. В него непрерывно подаются реагенты и непрерывно выводятся продукты реакции. Поступающие в такой реактор частицы вещества мгновенно смешиваются с находящимися в нём частицами, т.е. равномерно распределяются в объёме аппарата. В результате во всех точках реакционного объёма мгновенно выравниваются параметры, характеризующие процесс: концентрации, степени превращения, скорости реакции, температуры и др.

Характеристическое уравнение РПС можно вывести на основании материального баланса. Поскольку в РПС концентрации реагентов одинаковы во всём объёме аппарата. При этом параметры процесса в объёме реактора в отводимом потоке одинаковы.

Уравнение материального баланса для РПС:

Характеристическое уравнение РПС:

Тепловой баланс реактора полного смешения.

Тепловой баланс РПС

Тепловой баланс РПС в адиабатическом режиме:

Модель смешения применяют прежде всего при моделировании жидкостных реакторов с перемешивающими устройствами. К ним относятся реакторы с пропеллерными, лопастными якорными и другими типами мешалок, а также с пневматическим и струйно-циркуляционным перемешиванием.

РПС применяют также для технических расчетов в системе газ-жидкость с интенсивным разбрызгиванием жидкости потоком газа и в пенных аппаратах небольших размеров. К режиму смешения по твердой фазе относят реакторы с кипящим слоем твердого зернистого материала: печи, контактные аппараты небольших размеров.

Обсуждение результатов

В ходе анализа изменения объема реактора от начальной температуры, давления и степени превращения, были получены следующие результаты:

· при увеличении степени превращения растет время пребывания в реакторе и возрастает объем реактора. (при ТN=1000?С и Р=1 атм.)

· вследствие увеличения входной температуры от 1000 ?С до 1050 ?С объем реактора резко уменьшился при достижении выбранной степени превращения.

из-за возрастания давления(от 1атм. до 1.5атм.), объем реактора увеличился при достижении заданной степени превращения

Выводы

При сравнении работы реактора идеального вытеснения и реактора полного смешения в адиабатическом режиме мы получили следующие результаты:

Для РИВ: Для РПС:

Х ф(сек.) Х ф(сек.)

0.25	4.431·10О?		0.25	0.012
0.28	6.067·10О?		0.28	0.018
0.31	8.267·10О?		0.31	0.026
0.34	0.011		0.34	0.039
0.37	0.015		0.37	0.059
0.4	0.021		0.4	0.088
0.43	0.029		0.43	0.135
0.46	0.04		0.46	0.212
0.49	0.057		0.49	0.346
0.55	0.113		0.55	1.235

Для проведения реакции дегидрирования бутана, при одинаковой степени превращения, в реакторе идеального вытеснения требуется времени меньше, чем в реакторе полного смешения. Следовательно, РИВ более выгоден для данного процесса.

Проанализировав изменение объема реактора от начальной температуры, давления и степени превращения пришли к выводу:

1. с увеличением степени превращения, объем реактора увеличивается т.к. в РИВ , Vо=const, а с возрастанием степени превращения, время пребывания реакционной смеси в реакторе становится больше, значит увеличится объем реактора.

2. при увеличении начальной температуры на входе в реактор, объем реактора уменьшается, т.к. при возрастании начальной температуры, увеличивается константа скорости хим. реакции и скорость реакции возрастет; следовательно, при фиксированном значении х, из уравнения мат. баланса, время пребывания реагентов в смеси уменьшится, что приведет к уменьшению объема реактора.

3. при уменьшении давления в реакторе, объем реактора станет больше, т.к. с уменьшением давления становятся меньше парциальные давления и скорость химической реакции уменьшается, значит при фиксированном значении х, из уравнения мат. баланса, время пребывания реагентов в смеси увеличится, из чего следует, что объем реактора увеличиться.

Х=0.56 Уравнение МБ для РИВ:

Список использованной литературы.

1. Мухленов И.П., Авербух А.Я., Тумаркина Е.С., Фурмер И.Э. Общая химическая технология. М.: Высш. ш., 1984.-256с.

2. Тюряев И.А. Физико-химические и технологические основы получения дивинила из бутана и бутилена. М.: Химия. 1966.-180с.

3. Потехин В.М., Потехин В.В. Основы теории химических процессов технологии органических веществ и нефтепереработки. СПб.: Химиздат. 2005.-912с.

4. Лебедев Н.Н. Химия и технология основного органического и нефтехимического синтеза. М.: Химия. 1988.-592с.

5. Капкин В.Д., Савинецкая Г.А., Чапурин В.И. Технология органического синтеза. М.: Химия. 1987.-400с.

Размещено на Allbest.ru