Каталітичний риформінг

Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на http://www.allbest.ru/

Вступ

Важлива роль в народному господарстві належить нафтовидобувній і нафтопереробній промисловостям. Вони пов'язані між собою. Завершальним етапом є переробка нафти і отримання необхідних народному господарству палив, мастил та інших видів продукції.

Нафтопереробна промисловість має ряд особливостей. Головною є - неперервність і застосування апаратурних технологічних процесів. Переробка нафти і отримання готової продукції здійснюється в апаратах і ємкостях без впливу людини на предмет праці, що є передумовою повної автоматизації основних виробничих процесів.

На нафтохімічних заводах установки виробляють, як правило, не готову продукцію, а напівфабрикати, з яких потім отримують готову продукцію. В багатьох випадках готову продукцію отримують змішуванням компонентів. У зв'язку з своєрідним технологічним процесом на нафтопереробних заводах, з'являється необхідність розробки економіко-математичних методів рішення ряду виробничо-господарських задач, обумовлення оптимальної виробничої програми нафтопереробного заводу.

Основними задачами нафтопереробної промисловості є найбільш повне задоволення потреб народного господарства і забезпечення сировиною суміжні виробництва.

Ріст переробки нафти в Україні призвів до того, що попит на нафтопродукти став повністю задовольнятися за рахунок власного виробництва.

2. Розрахункова частина

2.1 Матеріальний баланс процесу

каталізатор риформінг реактор

Таблиця 2.1 Матеріальний баланс установки каталітичного риформінга

Найменування	%	Витрата продуктів
потоків	відбору	тис. т/рік	т/добу	кг/год	кг/с
Поступило:
1. Прямогонний бензин	100	920	2746,27	114427,86	31,78
Отримано:
1. Каталізат	86,2	793,04	2367,28	98636,82	27,40
2. Головка стабілізації	1,86	17,11	51,08	2128,36	0,59
3. Газ стабілізації	0,42	3,86	11,53	480,60	0,13
4. ВМГ	8,34	76,73	229,04	9543,28	2,65
5. ВВГ	1,37	12,60	37,62	1567,66	0,43
6. Сірководень	1,03	9,48	28,29	1178,61	0,33
7. Втрати	0,78	7,18	21,42	892,54	0,25
Всього:	100	920	2746,27	114427,86	31,78

Кількість робочих діб - 335

(2.1)

де: А - продуктивність установки, млн.т/рік

2.2 Матеріальний баланс реакторного блоку

Об'єм стаціонарного шару каталізатору:

(2.2)

де: G_c - витрата сировини, кг/год.;

с_с - густина сировини, кг/м³, с_с = 762 кг/м³

х - обємна швидкість подачі сировини, год^-1, х = 2,2 год^-1

V = 114427,86/762 * 2,2 = 68,26 м³

Кількість циркулюючого ВМГ:

(2.3)

де: п - кратність циркуляції ВМГ, нм³/м³, п = 1100 нм³/м³

V = 114427,86* 1100 / 762 = 165184,52 м³/год

Кількість каталізатору в реакторах:

(2.4)

де: V_к - обєм каталізатора, м³;

с_к - густина каталізатору, кг/м³, с_к = 720 кг/м³

G = 68,26* 720 =49147,20кг ~ 49,15т

Молекулярна маса сировини:

М = 60 + 0,3 ·t_ср + 0,001 · t_ср² (2.5)

де: t_ср - середня температура кипіння фракції, єС

єС (2.6)

М = 60 + 0,3 · 121 + 0,001 · 121² = 110,94 ~ 111 кг/кмоль

Молекулярна маса циркулюючого ВМГ:

(2.7)

де: М_i - молекулярна маса компоненту, кг/кмоль

x^'_i - мольна частка компоненту

Розрахунок середньої молекулярної маси ВМГ зводимо в таблицю 2.2

Таблиця 2.2 Склад ЦВМГ

Компоненти	Мi	x'i	x'i · Мi		% масс
Н2	2	0,8236	1,6472	0,2517	25,17
СН4	16	0,0859	1,3744	0,2101	21,01
С2Н6	30	0,0425	1,2750	0,1949	19,49
С3Н8	44	0,0384	1,6896	0,2582	25,82
i С4H10	58	0,0064	0,3712	0,0567	5,67
n C4H10	58	0,0032	0,1856	0,0284	2,84
?		1,00	6,5430	1,00	100,0

М_сер = 6,54 кг/кмоль.

Густина циркулюючого газу:

 (2.8)

кг/м³

Маса циркулюючого газу:

(2.9)

G = 165184,52 * 0,292 = 48233,88 кг/год

Приймаємо ступінь перетворення в кожному реакторі (б):

I реактор: б₁ = 55 %: з них утворилось 49,60 % каталізату та 5,40 % газу;

II реактор: б₂ = 26 %: з них утворилось 21,80 % каталізату та 4,20 % газу;

III реактор: б₃ = 19 %: з них утворилось 17,08 % каталізату та 1,92 % газу.

Таким чином, вихід каталізату складає 88,48 % та газу 11,52 %.

Розрахунок матеріального балансу блоку зводимо в таблицю 2.3

Таблиця 2.3 Матеріальний баланс реакторного блоку

Найменування потоків	Реактор I
	% мас вхід	кг/год	% мас вихід	кг/год
Поступило:
1. Сировина	100,0	114427,86	45,0	51492,54
2. ЦВМГ		48233,88		48233,88
Отримано:
1. Каталізат			49,6	56756,22
2. Гази реакції			5,4	6179,10
Всього:	100,0	162661,74	100,0	162661,74

Найменування потоків	Реактор II
	% мас вхід	кг/год.	% мас вихід	кг/год.
Поступило:
1. Сировина	45,0	51492,54	19,0	21741,29
2. ЦВМГ		48233,88		48233,88
Отримано:
1. Каталізат	49,6	56756,22	71,4	81701,49
2. Гази реакції	5,4	6179,10	9,6	10985,07
Всього:	100,0	162661,74	100,0	162661,74

Найменування потоків	Реактор III
	% мас вхід	кг/год.	% мас вихід	кг/год.
Поступило:
1. Сировина	19,0	21741,29
2. ЦВМГ		48233,88		48233,88
Отримано:
1. Каталізат	71,4	81701,49	88,48	101245,77
2. Гази реакції	9,6	10985,07	11,52	13182,09
Всього:	100,0	162661,74	100,0	162661,74

2.3 Матеріальний баланс апарату

Таблица 2.4 Матеріальний баланс другого реактору

Наименование потоков	% мас на сировину	Витрата
		кг/год	кг/с
Поступило:
1. Сировина	45	51492,54	14,30
2. ЦВМГ		48233,88	13,40
3. Каталізат	49,6	56756,22	15,76
4. Гази реакції	9,6	6179,10	1,72
Всього:	100,0	162661,74	45,18
Отримано:
1. Каталізат	71,4	81701,49	22,69
2. Гази реакції	9,6	10985,07	3,05
3. ЦВМГ		48233,88	13,40
4.Не перетворена сировина	19	21741,29	6,04
Всього:	100,0	162661,74	45,18

2.4 Тепловий баланс другого реактору риформінгу

Тепловий баланс реактора складається з метою визначення тепла, яке вводиться в третій реактор з печі, та температури реакційної суміші на виході з другого реактору.

Рівняння теплового балансу:

(2.10)

де: ?Q_вх - кількість тепла, яке вводиться в реактор, кВт;

?Q_вых - кількість тепла, яке виводиться з реактору, кВт.

(2.11)

де: - тепло, яке вводиться з сировиною, кВт;

- тепло, яке вводиться з ЦВМГ, кВт;

- тепло, яке вводиться з каталізатом, кВт;

- тепло, яке вводиться з газами реакції, кВт;

- тепло, яке вводиться з печі, кВт.

Кількість тепла, яке вводиться з сировиною:

(2.12)

де: - витрата сировини, кг/год;

- ентальпія парів сировини при температурі введення, кДж/кг.

Відносна густина сировини при t = 15 єC

(2.13)

де: б - температурна поправка

б = 0,000736 [2.c.214]

~ 0,77

Температура введення суміші t = 530 єC

К (2.14)

Ентальпія парів сировини при атмосферному тиску

кДж/кг [3.c.335]

При підвищеному тиску ентальпія нижче, ніж при атмосферному тиску:

(2.15)

де: - ентальпія при робочих умовах, кДж/кг;

- поправка ентальпії на тиск, кДж/кг;

- ентальпія при нормальних умовах, кДж/кг.

(2.16)

де: - молекулярна маса, кг/моль;

- критична температура, К

- приведена температура;

- приведений тиск.

Приведена температура:

(2.17)

де: - температура робоча, К

Критична температура:

(2.18)

де: - середня температура кипіння фракції, єC

єC

= + 273 = 287 + 273 = 560 К

Приведенний тиск:

(2.19)

де: - робочий тиск, МПа;

- критичний тиск, МПа

(2.20)

де: - характеризуючий фактор

(2.21)

де: - середня температура кипіння фракції, К

К

МПа

~ 0,3

Таким чином: [2.c.35]

кДж/кг

кДж/кг

Q = 51492,54 * 1654,32 = 85185138,77 кДж/час. = 23662,54 кВт

Кількість тепла, яке вводиться з ЦВМГ

(2.22)

де: - витрата ЦВМГ, кг/год;

- теплоємність ЦВМГ, кДж/кг·К;

- температура, К

(2.23)

де: - мольна теплоємність компонента газу, кДж/кг·К

- мольна частка компоненту

визначаємо згідно довідника [4.c.174]

Теплоємність при підвищеному тиску змінюється:

(2.24)

де: - зміна теплоємності, кДж/кг·К

 (2.25)

кДж/кг·К

Q = 48233,88 * 14,13 * 803 = 547280413,69 кДж/кг = 152022,34 кВт

Кількість тепла, яке поступає з каталізатом:

(2.26)

де: - витрата каталізату, кг/ч

- ентальпія каталізату, кДж/кг

Відносна густина каталізату:

= 0,000736

Ентальпія парів каталізату при атмосферному тиску:

[3.c.335]

Молекулярна маса каталізату:

М = 60 + 0,3 · 132 + 0,001 · 132² = 117 кг/кмоль

де: єC

кДж/кг

Q = 56756,22 * 1671,63 = 94875400,04 кДж/час. = 26354,28 кВт

Кількість тепла,яке виводиться з газами реакції:

(2.27)

де: - витрата газів реакції, кг/год

- теплоємність газів реакції, кДж/кг·К

- температура, К

Теплоємність газів реакції:

(2.28)

де: - густина парів при t = 15 єC

(2.29)

де: - густина газів реакції при н.у., кг/м³

Т,Р - робочі умови: К, МПа

, - нормальні умови: К, МПа

кг/м³

де: - середня молекулярна маса, кг/кмоль

кг/м³

кДж/кг·К

Теплоємність газів реакції з врахуванням тиску:

кДж/кг·К

кДж/кг·К

Q = 6179,10* 4,23 * 803 = 20988487,18 кДж/год. = 5830,13 кВт

Q = 23662,54 + 152022,34 + 26354,28 + 5830,13 = 207869,29 кВт

Кількість тепла, яке виводиться з реактора:

(2.30)

де: - кількість тепла, яке виводиться з каталізатом, кВт

- кількість тепла, яке виводиться з газами реакції, кВт

-- кількість тепла, яке виводиться з сировиною, кВт

- кількість тепла, яке виводиться з ЦВМГ, кВт

- втрати тепла, кВт

Кількість тепла, яке виводиться з каталізатом:

(2.31)

Приймаємо Т₂ = t₂ + 273 = 480 + 273 = 753 К

кДж/кг

кДж/кг

Q = 81701,49 * 1502,71 = 122773600,96 кДж/час. = 34103,78 кВт

= (2.22)

кДж/кг·К

= 1,55 + 2,6 = 4,15 кДж/кг·К

= 10985,07 · 4,15 · 753 = 34327794,50 кДж/час. = 9535,50 кВт

Кількість тепла, яке виводиться з ЦВМГ:

кДж/кг·К

Q = 48233,88 * 14.13 * 753 = 513203177,47 кДж/час. = 142556,44 кВт

Кількість тепла, яке виводиться з сировиною

кДж/кг

кДж/кг

Q = 21741,29 * 1487,51 = 32340386,29 кДж/час. = 8983,44 кВт

Втрати тепла в оточуюче середовище 2,5 %

Q = 0,025 * 195179,16 = 4879,48 кВт

Q = 34103,78 + 9535,50 + 142556,44 + 8983,44 + 4879,48 = 200058,64кВт

Кількість тепла, яке необхідно підвести до реакційної суміші в печі:

Q = 207869,29 - 200058,64 = 7810,65 кВт

Розрахунок теплового балансу зводимо в таблицю 2.5

Таблиця 2.5 Тепловий баланс реактору

Найменування потоку	Витрата, кг/год	Т, К	Ентальпія, кДж/кг	Кількість тепла, кВт
Поступає:
1. З сировиною	51492,54	803	1654,32	23662,54
2. З ЦВМГ	48233,88	803		152022,34
3. З каталізатом	567563,22	803	1671,69	26354,28
4. З газами реакції	6179,10	803		5830,13
Всього:	162661,74			207869,29
Виходить:
1. З каталізатом	81701,49	753	1502,71	34103,78
2. З газами реакції	10985,07	753		9535,50
3. З сировиною	21741,29	753	1487,51	8983,44
4. З ЦВМГ	48233,88	753		142556,44
5. Втрати				4879,48
6. На реакцию				7810,65
Всього:	162661,74			207869,29

2.5 Конструктивний розрахунок реактора

2.5.1 Діаметр реактора

(2.29)

де: F - площа перетину реактора, м²

(2.30)

де: - об`єм суміші сировини та ЦВМГ, м³/с

- лінійна швидкість, м/с = 1,2 м/с

(2.31)

де: , - об`єм парів сировини, каталізату, м³/с

, - об`єм ЦВМГ, газів реакції, м³/с

Об`єм парів сировини:

(2.32)

де: - температура на вході в реактор, К

- тиск на вході в реактор, МПа

- витрата сировини, кг/с

- молекулярна маса сировини, кг/кмоль

- коефіцієнт стискання

(2.33)

= 0,95 [2.c.21]

м³/с

Об`єм циркулюючого газу:

м³/с

Об`єм каталізату:

м³/с

Об`єм газів реакції:

м³/с

м³/с

м²; м

Приймаємо згідно ГОСТу діаметр = 3,6 м

2.5.2 Висота реактору

(2.34)

де: - висота каталізаторного шару, м

Загальна висота каталізаторного шару:

(2.35)

де: - об`єм каталізатору, м³

(2.36)

де: - витрата сировини, кг/час

- густина сировини, кг/м³

- об`ємна швидкість подачі сировини, год^-1

м³

Площа перетину реактора:

F = 8,383 м²

м

Висота каталізаторного шару в кожному реакторі.

Приймаємо співвідношення

Р - 1 : Р - 2 : Р - 3 = 1 : 3 : 6

Обєм каталізатора в другому реакторі:

м³

Висота каталізаторного шару в другому реакторі:

м

~ 9,6 м

2.5.3 Діаметри штуцерів

Діаметр штуцера визначаємо згідно рівняння безпереревності потоку:

(2.37)

де: - витрата потоку через штуцер, м³/с

- допустима швидкість, м/с

- діаметр штуцера, м

 (2.38)

Діаметр штуцера для введення газосировинної та виводу газопродуктової суміші:

w = 40м/с [5.с.319]

Приймаємо стандартний діаметр 600 мм

Діаметр штуцера для вигрузки каталізатора:

w = 0,15м/с [5.с.319]

Приймаємо стандартний штуцер 250 мм

На підставі виконанених розрахунків вибираємо:

· Реактор з стаціонарним шаром каталізатора, з радіальним введенням сировини;

· Діаметр - 3,6 м;

· Висота загальна - 9,6 м;

Размещено на Allbest.ru