Расчёт реактора каталитического риформинга с целью замены футеровки на биметалл

Размещено на http://www.allbest.ru/

Министерство образования Республики Беларусь

Учреждение образования

"Полоцкий государственный университет"

Факультет инженерно-технологический

Кафедра химической техники и охраны труда

Курсовое проектирование

Расчёт реактора каталитического риформинга с целью замены футеровки на биметалл

Выполнил:

Петряшов А.Д.

Проверил:

зав. кафедрой Митинов А.В.

Новополоцк 2014

Введение

Любые химические продукты получают в последовательно соединенных между собой транспортными приспособлениями аппаратах различной конструкции и разного назначения.

Среди аппаратов технологической системы можно всегда выделить вспомогательные, в которых осуществляются подготовительные операции -- измельчение, растворение, осушка или увлажнение, нагрев или охлаждение, промывка и т.п., а также аппараты, в которых происходит собственно химическое превращение, т.е. основная технологическая операция для данного цеха или его отделения. Такие аппараты называют реакторами.

Таким образом, химическим реактором называется аппарат, в котором осуществляются химико-технологические процессы, сочетающие химические реакции с массопереносом (диффузией).

Например, в печном отделении сернокислотного цеха реактором является печь обжига серы или колчедана; в контактном отделении контактный аппарат и т.д.

Вспомогательные аппараты обычно расположены в технологической схеме как до реактора, так и после него. Основное назначение аппаратов, предшествующих реактору, заключается в подготовке сырья к реакции, а аппаратов, расположенных за реактором, -- разделении продуктов реакции, концентрировании их или очистки от вредных примесей.

Иногда и вспомогательные операции (подогрев, измельчение, растворение, испарение, конденсация и т.п.), и собственно химическое превращение могут происходить в одном и том же аппарате.

Правильность выбора конструкции реактора, материала, из которого он изготовлен, совершенство средств автоматизации, удобство и надежность в эксплуатации в значительной степени определяют эффективность всего технологического процесса.

Многообразие химических и физических явлений, лежащих в основе разнохарактерных технологических процессов, выдвигает самые различные требования к химическим реакторам.

Однако все без исключения реакторы должны удовлетворять следующим основным требованиям:

1) обеспечивать большую производительность;

2) давать возможно более высокую степень превращения при максимальной селективности процесса;

3) иметь малые энергетические затраты на транспортировку и перемешивание реагентов;

4) быть достаточно простыми в устройстве и дешевыми, для чего при изготовлении реакторов необходимо использовать черные металлы, недорогие изделия силикатной промышленности, недефицитные пластмассы и т.п.;

5) наиболее полно использовать теплоту экзотермических реакций и теплоту, подводимую извне, для осуществления эндотермических процессов;

6) быть надежными в работе, по возможности наиболее полно механизированными и обеспечивать автоматическое регулирование процесса.

Однако перечисленные требования носят часто противоречивый характер. Например, увеличение степени превращения приводит к снижению производительности аппарата, а высокие механизация и автоматизация -- к его удорожанию. Поэтому необходимо обеспечить такую совокупность выполнения требований, которая бы привела к наивысшей экономической эффективности работы реактора. Для этого учитывается вклад каждого из показателей в общий экономический эффект работы аппарата [1].

1. Литературный обзор

1.1 Сырье для установок каталитического риформинга

В качестве сырья для каталитического риформинга обычно используют бензиновые фракции первичной перегонки нефти. Пределы выкипания этих фракций колеблются в широком интервале -- от 60 до 210°С. Для получения ароматических углеводородов в большей части используют фракции, выкипающие при 60--105 или при 60--140°С, а для получения высокооктановых автомобильных бензинов -- фракции 85--180°С.

Также в качестве сырья могут использоваться бензины вторичных процессов - гидрокрекинга, термического крекинга и т.д., при условии их специальной подготовки. При получении высокооктанового компонента автомобильного бензина используются широкие фракции, выкипающие в пределах от 60-90°С до 180°С; при получении бензола, толуола, ксилолов - узкие фракции, выкипающие соответственно в интервалах 62-85°С, 85-105°С, 105-140°С [2].

На рисунке 1 показана зависимость октанового числа бензина от его выхода при каталитическом риформинге различных фракций (62--140, 85--140 и 105--140°С), полученных при первичной перегонке сернистых нефтей. С утяжелением сырья в пределах 85--140°С уменьшается содержание ароматических углеводородов и несколько снижается октановое число бензинов.

Важно подчеркнуть, что между выходом бензина при риформинге и его октановым числом существует определенная зависимость -- с повышением октанового числа (независимо от метода определения) выход бензина уменьшается. Эта же зависимость подтверждается данными приведенными на рисунках 2 и 3. Сопоставление результатов риформинга фракций 85--140°С (при 20 атм.) и 140--180°С (при 40 атм.) с результатами риформинга широкой фракции 85--180°С при 20 атм. показывает, что в случае риформинга фракции 85--180°С выход бензина с октановым числом 95 (по исследовательскому методу) возрастает на 2--2,5% [2].

Рисунок 1. Зависимость выхода от его октанового числа при каталитическом риформинге узких фракций прямой перегонки сернистой нефти

Рисунок 2. Зависимость выхода бензина при каталитическом риформинге фракций 105-180?С от его октанового числа



Рисунок 3. Зависимость выхода бензина при каталитическом риформинге фракций 85-180?С от его октанового числа

1.2 Характеристика целевых продуктов каталитического риформинга

В процессе каталитического риформинга образуются газы и жидкие продукты (риформат). Риформат можно использовать как высокооктановый компонент автомобильных и авиационных бензинов или направлять на выделение ароматических углеводородов, а газ, образующийся при риформинге, подвергают разделению.

Высвобождаемый при этом водород частично используют для пополнения потерь циркулирующего водородсодержащего газа и для гидроочистки исходного сырья (если она есть), но большую же часть водорода с установки выводят. Такой водород значительно дешевле специально получаемого водорода. Именно этим объясняется его широкое применение в процессах, потребляющих водород, особенно при гидроочистке нефтяных дистиллятов. Кроме водородсодержащего газа из газов каталитического риформинга выделяют сухой газ (C1--С2 или С1--С3) и сжиженные газы (Сз--С4); в результате получают стабильный дебутанизированный бензин.

В ряде случаев на установке (в стабилизационной ее секции) получают стабильный бензин с заданным давлением насыщенных паров. Это имеет значение для производства высокооктановых компонентов автомобильного или авиационного бензина. Для получения товарных автомобильных бензинов бензин риформинга смешивают с другими компонентами (компаундируют). Смешение вызвано тем, что бензины каталитического риформинга содержат 60--70% ароматических углеводородов и имеют утяжеленный состав, поэтому в чистом виде они непригодны для использования. В качестве компаундирующих компонентов могут применяться легкие бензиновые фракции (н.к. 62°С) прямой перегонки нефти, изомеризаты и алкилаты.

1.3 Промышленные установки каталитического риформинга

В реакторах установок каталитического риформинга осуществляется превращение исходных бензиновых фракций, содержащих нафтеновые и парафиновые углеводороды нормального строения, в продукты, богатые ароматическими углеводородами и высокооктановыми изопарафинами.

В нефтеперерабатывающей промышленности каталитический риформинг получает все более широкое распространение. Например, риформинг бензина является основой для улучшения свойств автомобильных бензинов и производства ароматических углеводородов (бензола, толуола, ксилолов и зтилбензола).

Реакторные блоки большинства установок состоят из трех и более реакторов. Основными реакционными аппаратами являются адиабатические реакторы -- пустотелые аппараты, заполненные одним слоем катализатора. Встречаются также политропические реакторы -- многослойные аппараты со встроенными адиабатическими секциями.

Газо-сырьевой поток в адиабатических реакторах может двигаться в двух направлениях: аксиальном -- сверху вниз и радиальном -- от периферии к центру (для паро-газового сырьевого потока) [3].

Реакторы представляют собой вертикальные цилиндрические аппараты со сферическими или эллиптическими днищами, в которых помещен катализатор. Эллиптические днища имеют рациональную конструктивную форму, поэтому в аппаратостроении применяют чаще других. Постепенное и непрерывное уменьшение радиуса кривизны эллипсоидальной поверхности днища от центра к краям обеспечивает равномерное распределение напряжений без их концентрации. В зарубежной практике встречаются также реакторы сферической формы.

1.4 Влияние основных технологических параметров на процесс риформинга

Основные технологические параметры процесса риформинга - температура на входе в реакторы, давление, объемная скорость подачи сырья и кратность циркуляции водородосодержащего газа.

Выбор большинства параметров производится в зависимости от фракционного состава сырья и заданной жесткости режима при проектировании установки. Температура на входе в реакторы является основным регулируемым параметром процесса. Эта температура должна поддерживаться на минимально возможном уровне, обеспечивавшем получение катализата заданного качества (с заданным октановым числом или заданной массовой долей ароматических углеводородов).

Постепенным повышением входных температур компенсируется естественное снижение активности катализатора в реакционном цикле и длительность последнего определяется темпом (скоростью) повышения температуры.

Температуру на входе в реакторы за одни раз не следует повышать более чем на 2°С. При изменении загрузки установки по сырью входные температуры должны корректироваться - уменьшаться при снижении загрузки и увеличиваться при ее повышении. Прежде чем уменьшить загрузку установки сырьем, следует снизить температуру на входе в реакторы. Повышение температуры следует производить лишь после увеличения загрузки. При повышении температуры на входе в реакторы увеличивается жесткость процесса и ускоряются все основные реакции, однако, наиболее чувствительны к повышению температуры реакции гидрокрекинга. Повышение температуры ускоряет образование кокса на катализаторе, снижает выход катализата и массовую долю водорода в циркуляционном газе риформинга. Температура на входе в реакторы при проведении любых операций на блоке риформинга никогда не должна превышать 530°С (для катализатора СГ-3П максимум до 490⁰С). Перепад температуры в реакторах риформинга определяется, главным образом, тепловым эффектом процесса. [6]

Температурный перепад, особенно в первой ступени риформинга, может служить характеристикой активности катализатора. По мере отработки катализатора, накопления кокса на нем и понижения массовой доли водорода в циркулирующем газе, перепады температур в отдельных реакторах и суммарный перепад температуры понижается. Понижение перепада температуры в реакторах при работе на хлорированных катализаторах в некоторых случаях свидетельствует о чрезмерной массовой доли хлора в катализаторе.

Абсолютная величина температурного перепада в реакторах зависит от химического состава сырья и селективности процесса: чем выше содержание нафтеновых углеводородов, тем выше, при прочих равных условиях, величина температурного перепада: при снижении селективности процесса, вследствие развитии реакций гидрокрекинга, происходит снижение температурного перепада.

Распределение температур на входе в реакторы мало влияет на селективность процесса риформинга. При нисходящем распределении температур (например 500°С, 495°С, 490°С) более равномерно отрабатывается (закоксовывается) катализатор. При выборе температурного режима (нисходящего, с одинаковыми температурами на входе, восходящего) следует принимать во внимание тепловую нагрузку секций печей, состояние катализатора в реакторах и т.п. Разность между входными температурами в соседних ступенях не рекомендуется увеличивать более чем на 10°С. Чувствительность к изменению температуры повышается от I ступени к IV и зависит от состава сырья и распределения катализатора. [5]

Так, на установке с распределением катализатора по ступеням реакции 1:2:4:2 при переработке фракции 85-180°С и получении катализатора с октановым числом в пределах 78-85 пунктов (моторный метод) для увеличения октанового числа на 1 пункт повышение температуры на входе составляет:

I ступень - 15-20°С

II ступень - 4-8°С

III ступень - 2-4°С

IV ступень - 2-4°С

Давление в системе риформинга выбирается на стадии проектирования в зависимости от фракционного состава перерабатываемого сырья и свойств применяемого катализатора. В ходе эксплуатации давление может варьироваться в незначительных пределах, однако и сравнительно небольшое изменение давления оказывает определенное влияние на процесс. Повышение давления снижает коксообразование, но одновременно усиливает гидрокрекинг и подавляет образование ароматических углеводородов. Снижение давления усиливает коксообразование, но повышает степень ароматизации. При снижении давления уменьшается подача циркуляционных компрессоров и снижается кратность циркуляции водородсодержащего газа. Изменение давления может использоваться для регулирования процесса лишь в редких случаях, например, при переходе от переработки широкой фракции (85-180°С) к переработке более узкой фракции (105-140°С).

Средняя объемная скорость подачи сырья может корректироваться путем изменения загрузки катализатора и изменения средней производительности установки. Нижний предел производительности установки и соответствующая объемная скорость колеблется в относительно широких пределах под влиянием тех или иных производственных факторов. Уменьшение объемной скорости мало сказывается на течение реакций ароматизации, но благоприятствует течению реакций гидрокрекинга, что приводит при неизменной температуре к снижению выхода катализата и повышению его октанового числа за счет концентрирования ароматических углеводородов. При этом возрастает и коксообразование. При снижении объемной скорости подачи сырья температура на входе в реакторы должна быть понижена. При увеличении средней объемной скорости повышаются эксплуатационные температуры, и сокращается длительность межрегенерационного цикла. [6]

Кратность циркуляции водородсодержащего газа выбирается в зависимости от фракционного состава перерабатываемого сырья, давления в системе риформинга, вида катализатора и задаваемой жесткости процесса при проектировании установки. Заданная кратность циркуляции, а также массовая доля водорода в циркуляционном газе риформинга определяет мольное отношение "водород-сырье". От величины этого параметра зависит интенсивность коксообразования, а, следовательно, стабильность и срок службы катализатора как межрегенерационный, так и общий. Минимальная кратность циркуляции, заданная в проекте установки и зафиксированная в технологической карте, должна выдерживаться при любых изменениях режима блока риформинга. [5]

Качество сырья (его химический и фракционный состав) оказывает существенное влияние на работу установок риформинга. Ценность сырья для риформирования тем выше, чем выше массовая доля в нем нафтеновых и ароматических углеводородов. При увеличении массовой доли нафтеновых и ароматических углеводородов в сырье катализат заданного качества может быть получен либо: - при более низкой средней температуре в реакторах; - при более высокой объемной скорости подачи сырья. При этом увеличивается выход катализата и возрастает массовая доля водорода в циркуляционном газе. Качество сырья определяет также стабильность и срок службы катализатора: чем выше массовая доля нафтеновых и ароматических углеводородов в сырье, тем мягче режим работы установки, тем больше срок службы катализатора.

Для получения компонента высокооктанового бензина наиболее ценными является четкие фракции 85-180°С или 105-180°С. Чем выше начальная температура кипения сырья (в указанных пределах), тем мягче может быть режим риформирования.

1.5 Промышленные катализаторы риформинга

В промышленности применяются следующие катализаторы: платиновые (носители-- окись алюминия, промотированная фтором или хлором, алюмосиликат, цеолит и др.); палладиевые (носители те же, что и для платины); сернистый вольфрамоникелевый; окисный алюмомолиб-деновый (~ 10% окиси молибдена на окиси алюминия); алюмо-хромовый (32% окиси хрома и 68% окиси алюминия); алюмо-кобальтмолибденовый (молибдат кобальта на носителе -- окиси алюминия, стабилизированной кремнеземом). Наиболее широкое применение нашли алюмоплатиновые катализаторы. В последнее время в состав катализаторов с платиной и палладием стали вводить редкоземельные элементы. Некоторое распространение получили также цеолитсодержащие катализаторы.

Катализаторы риформинга должны обладать высокой активностью в реакциях ароматизации; достаточной активностью в реакциях изомеризации парафинов; умеренной или низкой активностью в реакциях гидрокрекинга; высокой селективностью (показателем которой может служить выход риформата при заданном октановом числе или заданном выходе ароматических углеводородов); высокой активностью гидрирования продуктов уплотнения; термической устойчивостью и возможностью восстановления активности путем регенерации непосредственно в реакторах; устойчивостью к действию сернистых и азотистых соединений, кислорода, влаги, солей тяжелых металлов и других примесей; стабильностью (способностью сохранять первоначальную активность в течение продолжительного срока работы); невысокой стоимостью. [7]

Промышленные процессы каталитического риформинга часто подразделяют на процессы на платиновых катализаторах и на катализаторах, не содержащих драгоценный металл.

Процессы каталитического риформинга можно классифицировать и по способу регенерации катализатора: без регенерации и с регенерацией. Регенеративные процессы в свою очередь можно разделить на процессы с непрерывной и периодической регенерацией катализатора; при такой классификации процессы характеризуются еще и состоянием катализатора. Неподвижный (стационарный) слой характерен для процессов с периодической регенерацией, а движущийся -- для процессов с непрерывной регенерацией. Процессы с периодической регенерацией подразделяются на процессы с межрегенерационным периодом более 50 и менее 50 дней.

2. Технологический расчет реактора R-02

Расчет материального и теплового балансов первого реактора установки каталитического риформинга:

Расчет количества нафтенов, превращенных в ароматику.

,(1)

где К1 - константа скорости реакции ароматизации нафтенов, кмоль*ч/кПа·кг кат.;

PPN, PPA, PPH - парциальные, давления нафтенов, ароматики и водородов, соответственно, кПа;

PPN = 72 кПа; PPA = 21,24 кПа; PPH = 1254,8 кПа

GK1 - количество катализатора в первом реакторе, кг;

GK1 = 8610 кг

NC - количество сырья, поступающего в реактор, кмоль/ч;

NC = 1073 кмоль/ч (определено ранее)

KP1 - константа химического равновесия [12]

Количество нафтенов, оставшихся после реакции:

NNA1 = (yMN-NN1)·NC = (0,311-0,136 rl073 = 187 кмоль/ч

где yMN - молярная доля нафтенов в сырье. Количество нафтенов превращенных в ароматику

каталитический риформинг реактор тепловой

где 333,3 - количество нафтенов в сырье, кмоль/ч.

Увеличение количества нафтенов в результате превращения парафинов. [12]

(2)

где К2 - константа скорости реакции превращения парафинов в нафтены, кмоль/ч*кПа;

КР2 - константа равновесия, кПа;

PPN, PPH, PPP - парциальные давления нафтенов, водорода и парафинов соответственно, кПа;

GK1 - масса катализатора в первом реакторе;

NC - расход сырья, кмоль/ч;

- молярная доля превращения парафинов, где 796 - температура на входе в реактор, °К

[12]

Количество нафтенов после первой и второй реакций:

N12 = (yMN-NN1 + NP)NC = (0,311 - 0,136 + 0,00547)1073 = 192 кмоль/ч

где yMN - молярная доля нафтенов в сырье;

NN1 - доля нафтенов подвергнутых ароматизации (см. выше);

NC - количество сырья, кмоль/ч

Количество парафинов, превращенных в нафтены:

DCN = N12 - NNA1 = 192 - 187 = 5 кмоль/ч

Доля нафтенов подвергнутых гидрокрекингу

- расход сырья, кмоль/ч.

Остаток нафтенов после трех реакций:

N13 = (yMN-NN1 + NP-NN13)NC = (0,311 - 0,136 + 0,00547 - 0,00991)1073 = 182 кмоль/ч.

Количество нафтенов, подвергнутых гидрокрекингу:

NHC = N12-N13 = 192-182 = 10 кмоль/ч.

Количество парафинов, подвергнутых гидрокрекингу.

Доля парафинов подвергнутых гидрокрекингу:



Количество парафинов сырья, оставшихся после реакции их гидрокрекинга:

где yMO - молярная доля парафинов в сырье (см. молярный состав приведенный ранее). Количество парафинов, подвергнутых гидрокрекингу и превращенных в газ:

где 640,6 - количество парафинов в исходном сырье, кмоль/ч. Ранее определено количество углеводородов, подвергнутых гидрокрекингу:

нафтенов - 10 кмоль/ ч (NHC); парафинов - 20,6 кмоль/ч (NPН1). Реакция проходит с одинаковой, равной вероятностью образования каждого компонента от С1 до С5, т.е.:

С учетом этой вероятности выход газообразных углеводородов составит:

где 15 - сумма углеродных атомов в смеси С1-С5.

На основе приведенного состава газосырьевой смеси и химических реакций составляется материальный баланс первого реактора. [12]

Таблица 1

Материальный баланс реактора

Таблица 2

Расчет молярной массы ВСГ на выходе из реактора

Количество обогащенного ВСГ на выходе из первого реактора:

GHC = 7742·8,1 = 62710 кг/ч

Количество углеводородов (C+) на выходе из первого реактора:

GCE = 175·201 - 62710 = 112491 кг/ч

Углеродное число смеси (С) этих углеводородов находится из уравнения [12]:

112491 = 245,4(14·С - 6) + 182·14·С + 615,6(14·С + 2).

где 245,4; 182; 615,6 - количество ароматики, нафтенов и парафинов на выходе из первого реактора, кмоль/ч.

Решаем это уравнение относительно С тогда С = 7,68.

Для расчета молярной массы углеводородов на выходе из первого реактора принимаем С = 7,7.

Это значение С - существенно не отличается от значения С, определенного для сырья (С = 8).

Тогда молярная масса углеводородов смеси на выходе из первого реактора составит для: ароматики

МА = 14·С - 6 = 14·7,7 - 6 = 102;

нафтенов

MN = 14·С = 14·7,7 = 108;

парафинов

MP = 14·С + 2 = 14·7,7 + 2 = 110. [12]

Далее составляется тепловой баланс первого реактора, который необходим для определения температуры газопродуктовой смеси (ГПС) на выходе из реактора.

Уравнение теплового баланса первого реактора [12]:

ES = ER + DS + ED кВт

где ES - приход тепла в первый реактор с сырьем и ВСГ, кВт;

ER - расход тепла на реакции, кВт;

ED - потери тепла в окружающую среду, кВт.

Расход тепла на реакции. Тепловой эффект ароматизации нафтенов: DN = -214347 кДж/кмоль [13].

Тепловой эффект превращения парафинов в нафтены: DP = -41870 кДж/кмоль.

Тепловой эффект реакции гидрокрекинга парафинов и нафтенов:

HD = +56106 кДж/кмоль.

Тогда расход тепла на реакции в первом реакторе составит:

где 146,7 - количество нафтенов, превращены в ароматику, кмоль/ч;

5 - количество парафинов, превращенных в нафтены, кмоль/ч;

10 + 20,6 - количество парафинов и нафтенов, подвергнутых гидрокрекингу, кмоль/ч.

Потери тепла в окружающую среду принимаются равными 1% от прихода тепла в первый реактор, т.е. ED = 0,01·ES.

На основе этого примера рассчитана температура выхода ГПС, которая равна 711,7°К при температуре входа в реактор 769°К, т.е. перепад температур в реакторе составляет 769 - 712 = 57°К. 13].

Результаты расчета позволяют составить таблицу теплового баланса первого реактора.

Таблица 3

Тепловой баланс первого реактора

На установке катриформинга с движущимся слоем катализатора и непрерывной его регенерацией можно температуру на входе в реактор повысить до 530°С, что позволит уменьшить давление и загрузку катализатора в реактор и существенно увеличить выход ароматики.

Расчет мольной доли превращения нафтеновых углеводородов в ароматические в реакторе каталитического риформинга с учетом падения температуры по высоте слоя катализатора. [12]

При превращении нафтенов в ароматику на платинорениевом катализаторе происходит значительное поглощение тепла и это приводит к падению температуры в слое катализатора. При уменьшении температуры скорость реакции падает, что уменьшает долю нафтенов сырья, подвергающихся ароматизации.

Кроме того, она падает из-за повышения парциального давления водорода и ароматики и снижения его для нафтенов.

Выше был приведен расчет материального баланса при температуре входа (t = 496°С) ГСС в реактор, без учета ее снижения в процессе протекания химических превращений.

2.1 Объем и высота первой реакционной зоны реактора

Объем реакционной зоны реактора должен обеспечить время контакта паров сырья с катализатором на уровне 5-8 секунд. Объем первой реакционной зоны определяется по уравнению:

VZ1 = TR * VC, (3)

где VZ1 - объем первой зоны, м ;

TR - время контакта, секунды; принимаем TR = 5,5 с;

VC - средний объемный расход продуктов через первую зону, м /с

VC = 2

VE - объемный расход продуктов на выходе из первой зоны, м /с;

где ТХ - температура выхода продуктов из зоны, К;

ТХ = 796 К; Gi - выход продуктов крекинга, кг/ч;

Mi - молярная масса продуктов крекинга;

290 - давление смеси на выходе из первой зоны, кПа;

1400 - плотность частиц катализатора, кг/м;

GK - расход катализатора через зону, кг/ч.

Следовательно, объем первой реакционной зоны реактора равен:

Высота первой зоны определяется из уравнения:

HZ=VZI/S=10,5м - площадь живого сечения реактора в первой зоне, м²,

S = 17,58 м².

Диаметр реактора в первой реакционной зоне

Диаметр реактора для первой зоны определяется по уравнению:

SS - сечение реактора, занятое стояками катализатора, м²;

V - объемный расход смеси паров сырья водяного пара и катализатора, поступающей в реактор из стояка катализатора, м³/с;

W - допустимая скорость смеси в переходной зоне от псевдоожиженного слоя до зоны отпарки. [12]

W = 0,6 м/с. [14]

Объемный расход паров сырья, водяного пара и катализатора определяется по формуле:

(4)

GK - расход циркулирующего катализатора, кг/ч;

РК - плотность частиц катализатора, кг;

РК = 1400 кг/м³; GC - расход паров сырья, кг/ч;

GC = 250 000 кг/ч;

МС - молярная масса сырья, МС = 429;

VП - расход водяного пара, кг/ч, VП = 19 407 кг/ч;

ТЕ - температура смеси, поступающей в реактор, К;

ТЕ = 813 К = 540°С;

Р - давление в первой зоне, кПа, Р = 1,47 МПа.

При этом расходе смеси живое (свободное) сечение реактора для первой зоны должно быть

Часть площадки сечения реактора (SS) занята стояками, по которым, выделенный в сепарационном устройстве, закоксованный катализатор поступает в отпарную зону реактора.

Площадь сечения стояков определяется по формуле:

(5)

VK - объемный расход катализатора, проходящего через стояк, м³/с;

W - скорость движения потока катализатора в стояке, м/с.

Принимаем, что в сепарационном устройстве выделяется 90% катализатора выходящего из реактора, т.е. 1425000 · 0,9 = 1282500 кг/ч

W = 0,4 м/с. [3]

720 - принятая насыпная плотность катализатора, кг/м³.

Следовательно, истинная площадь сечения реактора составляет:

SR=S + SS = 15 м²

Для перетока отработанного катализатора, выделенного из продуктов реакции на их выходе из реактора в сепарационном устройстве, принимаем 4 стояка. [12]

Тогда диаметр стояка равен:

где 1,42 - сечение четырех стояков, м;

4 - количество стояков.

Диаметр реактора в первой реакционной зоне будет равен, в соответствии с уравнением 1: dR= 2,4м

3. Расчёт на прочность

3.1 Расчет толщины стенки цилиндрической обечайки реактора, диаметром 2400 мм

Толщину стенки рассчитываем по формулам [15]:

s sР+с

где (6)

где sР - расчетная толщина стенки, мм;

p - внутреннее избыточное давление (в нашем случае оно равно давлению внутри аппарата p = 1,47 МПа);

D - диаметр обечайки (D =2,4 м);

[] - допускаемое напряжение при расчетной температуре, МПа;

цр - расчетный коэффициент прочности сварного шва.

Принимаем вид сварного шва - стыковой с двусторонним сплошным проваром, выполняемый автоматической и полуавтоматической сваркой. [15]

Найдем значение коэффициента прочности цр =1,0.

0,0132 м

s = 13,2 + 0,5 = 13,7 мм

Принимаем толщину стенки s = 16мм.

Допускаемое избыточное внутреннее давление будет равным [15]:

1,44 МПа.

Определим допускаемое наружное давление по формуле [18]:

(7)

где допускаемое давление из условий прочности определяем по формуле [18]:

1,44 МПа

Допускаемое давление из условия устойчивости в пределах упругости определяем по формуле 15 [18]:

где ,

расчетная длина обечайки

l=L1+l3эл+l3кон+L2+l3сф,

; 7,14м;

;

l=2,0+0,167+7,14+1,8+0,267=10,374м

4,9

значит, выбираем B1 = 1.

0,398 МПа

0,388 МПа

Принимаем толщину стенки корпуса s=16мм.

Толщина стенки обечайки нагруженной осевым растягивающим усилием должна соответствовать условию:

где 0,0066 м

Осевое растягивающее усилие:

4,62 МН.

Допускаемое осевое растягивающее усилие:

=10,82 МН ?4,62 МН.

Условия s?sp+c и [F]?F выполняются.

Осевое сжимающее усилие рассчитываем по формуле:

(8)

Допускаемое осевое сжимающее усилие:

- из условия прочности [18]

3,14•(2+0,016-0,0005)•(0,016-0,0005)•112=10,99 МН

- в пределах упругости из условия устойчивости [16]

[F]Е = min{[F]E1;[F]E2}

но при условии

l/D=4,374/2,0=2,187<10 [F]Е = [F]E1,

тогда [F]E1 находим по формуле [20]

(9)

51,91 МН

с учетом обоих условий по формуле [17]:

=10,75 МН

3.2 Расчет на прочность эллиптической крышки аппарата

Расчет толщины стенки эллиптической крышки, нагруженного избыточным внутренним давлением.

Толщину стенки крышки рассчитываем по формулам [18]:

, где

, R=D с Н=0,25D.

0,0146 м.

s1 = 14,6+0,5 = 15,1 мм

Принимаем толщину крышки s1 = 16 мм.

Допускаемое внутреннее избыточное давление рассчитаем по формуле (54) [20]:

1,5564 МПа

Проведем проверку на необходимость укрепления отверстия для штуцера.

Согласно формуле [3]

0,1303 м

где Dp=2D=2•2=4 м при х=0 согласно [19].

Толщину стенки крышки, при которой не требуется укрепление отверстия, определим подбором:

0,5498 м.

Исполнительная толщина крышки аппарата принимается s1=25 мм.

Допускаемое внутреннее избыточное давление:

2,4546 МПа

Согласно ГОСТ 6533-78 по таблице 7.2 [20] принимаем h1=60 мм.

Проведем проверочный расчет по п. 3.3.1.4. [20]:

0,8=0,8•177,09>h1.

Согласно условиям п. 3.3.1.4. [20] принимаем толщину стенки 25 мм.

Толщину стенки днища рассчитываем по формулам [20]

;

, (10)

где Кэ=0,9 для предварительного расчета [2].

{0,0040;0,0009}=4,0 мм.

Дальнейший расчет проводим из условия толщины стенки s1=25 мм.

Определим допускаемое наружное давление по формуле [20]:

(11)

где допускаемое давление [p]п из условия прочности:

2,73 МПа,

допускаемое давление [p]Е из условия устойчивости в пределах упругости:

3,73 МПа,

где Кэ=0,91,

0,18.

Допускаемое наружное давление:

1,78 МПа

Проверяем условие :

- условие соблюдается.

Принимаем эллиптическое днище с отбортовкой h1=60 мм толщиной стенки s1=25 мм по ГОСТ 6533-78.

3.3 Расчет массы аппарата и подбор опор

Массу аппарата определяем как массу корпуса аппарата и массу воды, заливаемой для гидравлического испытания аппарата.

Масса крышки со штуцером и фланцами

Площадь поверхности крышки Fк=4,71 м² [18].

Мк=Fк•s•с=4,71•0,025•7850=924,34 кг

Массу штуцера и фланца принимаем 45 кг

Масса фланца крышки

Мфк = (3,14•2,1852•0,1/4-3,14•22•0,1/4)•7850=477,10 кг.

Общая масса

М1=924+45+477=1446 кг

Масса обечайки диаметром 2400 мм

Мо2400=(3,14•2,0322•1,2/4-3,14•22•1,2/4)•7850=954,09 кг.

Масса фланца обечайки

Мфо= Мфк=477 кг

Общая масса

М2=954+477=1431 кг

Масса днища со штуцером и фланцем

Площадь поверхности днища Fд=2,15 м² [18].

Мд=Fд•s•с=2,15•0,012•7850=202,53 кг

Массу штуцера и фланца принимаем 20 кг

Общая масса

М5=202+20=222 кг

Общая масса аппарата

М=1446+1431+1186+858+222=5143 кг

3.3.1 Объем аппарата

Объем эллиптической крышки примем как объем сферической крышки

V1=2•3,14•13/3=2,09 м³

Объем обечайки диаметром 2400 мм

Vо2000=3,14•22•1,2/4=3,77 м³.

3.3.2 Объем днища

V5=2•3,14•0,83/3=1,07 м³

V=2,9+3,77+3,06+3,62+1,07=14,42 м³

Масса воды

Мв=14,42•1000=14420 кг

Общая масса аппарата

М=5143+14420=19563 кг

Принимаем округленно 20000 кг

3.3.3 Подбор опор аппарата

Сила с которой аппарат воздействует на опоры

Qо=20000•9,81=196200 Н

Принимаем количество опор для аппарата - 4, тогда сила действующая на одну опору

Q=196200/4=49050 Н=49 кН

Согласно табл. 14.1 [19] принимаем опору типа 1 (лапа) с накладным листом по ОСТ 26-665-79.

К корпусу реактора приварен опорный пояс из стали 10Х2М1А-А, которым реактор свободно опирается на коническую обечайку опоры.

Опора 1-6300 ОСТ 26-665-79 имеет следующие типоразмеры, мм

Q, к	а	а1	b	с	с1	h	h1	s1	K	K1	d	dб	f
63,0	185	230	230	60	130	360	24	12	35	70	35	M30	60

Список использованной литературы

1. Пичугин А.П. Переработка нефти. М.: Гостоопттехиздат, 1960 г.

2. Смидович Е.В. Технология переработки нефти и газа. Часть вторая. М.: Химия, 1968 г.

3. Суханов В.П. Каталитические процессы в нефтепереработке. М., "Химия", 1973 г.

4. Сулимов А.Д., Осипов Л.Н. Гидрогенизационные процессы в нефтепереработке. М., "Химия", 1971 г.

5. С.А. Фарамазов. Оборудование нефтеперерабатывающих заводов и его эксплуатация. М., "Химия", 1978 г.

6. Бесков B.C., Флок В. Моделирование каталитических процессов и реакторов. М.: Химия, 1991 г., 256 с.

7. Михайлова И.Л. Катализаторы риформинга бензиновых фракций. Промышленные катализаторы. Под научной редакцией А.А. Самахова. Новосибирск: Институт катализа СО АН СССР, 1977 - Вып. 7 - с. 37-40.

8. Эрих В.Н., Расина М.Г., Рудин М.Г., Химия и технология нефти и газа, 3 изд., М., 1985 г.

9. Альбом технологических схем процессов переработки нефти и газа. Под редакцией Бондаренко Б.И. М.: РГУ, 2003 г. 196 с.

10. Ахметов С.А. Технология и оборудование процессов переработки нефти и газа. Санкт-Петербург: Недра, 2006 г., 868 с.

11. Сарданашвили А.Г., Львова А.И. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и газа. 2-е изд. М: Химия, 1980 г., 256 с.

12. Кузнецов А.А., Кагерманов СМ., Судаков Е.Н. Расчеты процессов и аппаратов нефтеперерабатывающей промышленности. 1974 г.

13. Смидович Е.В. ТПНГ. Ч. 2 1980 г. Технологический расчет реакторов процесса катриформинга.

14. Конструкционные материалы: Справочник Б.Н. Арзамасов, В.А. Брострем, Н.А. Буше и др.; Под общ. ред. Б.Н. Арзамасова. - М.: Машиностроение, 1990. - 688 с.

15. ГОСТ 14249-89. Сосуды и аппараты. Нормы и методы расчета на прочность. - М.: Издательство стандартов, 1989. - 79 с.

16. ГОСТ 24755-89 Сосуды и аппараты. Нормы и методы расчета на прочность укрепления отверстий. - М.: Издательство стандартов,1989. - 79 с.

17. Тимонин А.С. Основы конструирования и расчета химико-технологического и природоохранного оборудования: Справочник. Т.1. - Калуга: Издательство Н. Бочкаревой, 2002. - 852 с.

18. Михалев М.Ф. и др. Расчет и конструирование машин и аппаратов химических производств: Примеры и задачи. - Л.: Машиностроение, 1984-301 с.

19. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. Л.: Химия, 1987.

20. Лащинский А.А. Конструирование сварных химических аппаратов: Справочник. - Л.: Машиностроение, 1981. - 382 с.

21. Смирнов Г.Г., Толчинский А.Р., Кондратьева Т.Ф. Конструирование безопасных аппаратов для химических и нефтехимических производств. - Л.: Машиностроение, 1988. - 303 с.

Размещено на Allbest.ru