Расчет реакторов технологических процессов получения компонентов автомобильных бензинов

Размещено на http://www.Allbest.ru/

Размещено на http://www.Allbest.ru/

Министерство образования и науки Российской Федерации

Федеральное государственное бюджетное образовательное учреждение высшего профессионального образования

Уфимский государственный нефтяной технический университет

Филиал УГНТУ в г. Салавате

Кафедра химико-технологических процессов

Специальность 240403 «Химическая технология природных энергоносителей и углеродных материалов»

Учебно-методическое пособие

Расчет реакторов технологических процессов получения компонентов автомобильных бензинов

Уфа 2011

Учебно-методическое пособие предназначено для студентов специальности 240403 «Химическая технология природных энергоносителей и углеродных материалов» для выполнения практических работ по курсу «Химическая технология топлив и углеродных материалов», а также для расчетов курсовых и выпускных квалификационных работ. Пособие содержит расчеты реакторов установок каталитической изомеризации легких парафиновых углеводородов, сернокислотного алкилирования изобутана бутиленами, производства оксигенетов на примере синтеза метил-трет-бутилового эфира. Представлен краткий теоретический материал по данным процессам, варианты технологического оформления реакторных блоков процессов, даны примеры расчетов реакторов технологических процессов.

Составители: Евдокимова Н.Г., доц., к.т.н.

Грызина Е.В., ассистент

Хасанов Р.Г., доц., к.т.н.

Александрова К.В., доц., к.т.н.

Рецензенты: Муртазин Ф.Р., доц., к.т.н.

Баширов Р. Ф., начальник отдела технологического планирования департамента перспективного развития и инвестиций ОАО «Салаватнефтеоргсинтез», к.т.н.

© Уфимский государственный нефтяной технический университет, 2011

Содержание

Введение

1. Расчет процесса алкилирования изобутана олефинами

2. Расчет процесса изомеризации углеводородов

3. Расчет процесса синтеза метил-трет-бутилового эфира (МТБЭ)

ВВЕДЕНИЕ

Необходимость улучшения качества автомобильных бензинов в России связана с ростом потребления высокооктановых бензинов и повышением экологических требований к ним. Вступление России в ВТО определяет необходимость введения соответствующих (европейских) стандартов на качество автомобильных топлив, модернизации НПЗ и использования конкурентоспособных катализаторов и технологий переработки нефтяных фракций.

Согласно принятому Правительством Российской Федерации Техническому регламенту «О требованиях к автомобильному и авиационному бензину, дизельному и судовому топливу, топливу для реактивных двигателей и топочному мазуту» от 27 февраля 2008 года к товарным бензинам ужесточаются требования по содержанию серы, бензолу, ароматическим и олефиновым углеводородам.

В России основными компонентами высокооктановых товарных автобензинов являются бензины каталитического риформинга и каталитического крекинга. Снижение норм по содержанию общей суммы ароматических углеводородов (нормы Евро-3, а также Евро-4 и Евро-5) объясняется как экологическими требованиями (в частности, из-за образования сажи и бензопирена), так и стремлением уменьшить нагарообразование в двигателях автомобилей.

Бензины каталитического крекинга характеризуются высокой массовой долей серы, октановыми числами 90-93 по исследовательскому методу. Они содержат 20-25% масс. непредельных, 35-55% масс. парафино-нафтеновых и 25-40% масс. ароматических углеводородов. В их составе практически отсутствуют диеновые углеводороды, поэтому они обладают относительно высокой химической стабильностью (ИПО 800-900 мин). Бензины риформинга содержат 60-70% масс. ароматических углеводородов и имеют утяжеленный фракционный состав, в том числе 2-7% масс. бензола, поэтому для получения экологически чистых товарных бензинов необходимо изменение их компонентного состава.

В состав бензинов, выпускаемых в Российской Федерации, входит наибольшее количество бензинов каталитического риформинга - 52,8% масс., доля бензинов каталитического крекинга составляет всего 9,6% масс., доли изомеризата, алкилата и оксигенатов значительно ниже, чем в странах Западной Европы и США, и составляют 1,5, 0,3 и 0,2% масс. соответственно. При компаундировании бензинов в России используется 25,2% масс. прямогонных бензинов и 4,9% масс. бензинов термических процессов. Кроме того, в состав бензинов входит 5,7% масс. бутанов. Однако для разбавления реформатов до содержания бензола 1% масс. на НПЗ России нет достаточного количества неароматических высокооктановых компонентов. Требования к компонентному составу бензинов дают возможность НПЗ для развития таких процессов, как изомеризация парафиновых углеводородов, алкилирование изобутана олефинами, производство оксигенатов.

1. Расчет процесса алкилирования изобутана олефинами

Назначением процесса каталитического алкилирования изобутана олефинами является производство высокооктанового компонента бензинов. Целевой продукт (алкилат), состоящий практически из изопарафинов, имеет высокое октановое число (90-95 по моторному методу). Октановое число основного компонента алкилата - изооктана (2,2,4-триметилпентана) принято за 100.

На современных установках алкилирования применяют горизонтальные каскадные реакторы, в которых охлаждение реакционной смеси осуществляется за счет частичного испарения изобутана, что облегчает регулирование температуры. Реактор представляет собой (рисунок 1.1) полый горизонтальный цилиндр, разделенный перегородками обычно на 5 секций (каскадов) с мешалками, обеспечивающими интенсивный контакт кислоты с сырьем.

Рисунок 1.1 - Схема горизонтального каскадного реактора: 1-5 - секции реактора; 6, 7 - отстойные зоны; 8 - мешалки; 9 - сепаратор

Бутилен подводится отдельно в каждую секцию, вследствие чего концентрация олефина в секциях очень мала, это позволяет подавить побочные реакции. Серная кислота и изобутан поступают в первую секцию, и эмульсия протекает через вертикальные перегородки из одной секции в другую. Предпоследняя секция служит сепаратором, в котором кислота отделяется от углеводородов. Через последнюю перегородку перетекает продукт алкилирования, поступающий на фракционирование. Тепло реакции снимается частичным испарением циркулирующего изобутана и полным испарением пропана, содержащегося в сырье [1].

1.1 Исходные данные

Исходными данными для расчета являются производительность реактора по исходному сырью, состав сырья, а также принимаемые на основе промышленных и лабораторных данных: температура реакции, мольное отношение изопарафин:олефин, объемное отношение катализатор: углеводороды в реакционной системе, число секций в реакторе и снижение концентрации катализатора в каждой секции.

Задачей расчета реактора является определение выходов алкилата и тепловых нагрузок каждой секции, давления в системе, размеров реактора и мешалки, мощности электродвигателя. В таблице 1.1 представлены варианты исходных данных для расчета реактора алкилирования.

Таблица 1.1

Варианты заданий для расчета реактора алкилирования

Вариант	Производительность, тыс. т/год	Число рабочих дней	Соотношение изобутан: олефины	Объемное соотношение кислоты и углеводородов
1	300	340	6:1	1,1:1
2	270	330	8:1	1,5:1
3	60	335	7:1	2:1
4	100	350	9:1	1,8:1
5	150	340	8:1	1,7:1
6	80	330	7:1	1,2:1
7	110	335	9:1	1,3:1
8	120	342	6:1	1,6:1
9	250	345	10:1	1,9:1
10	180	340	8:1	1,8:1
11	200	350	7:1	1:1
12	150	330	9:1	1,1:1
13	220	335	6:1	1,5:1
14	240	340	10:1	2:1
15	300	350	8:1	1,8:1
16	280	335	6:1	1,6:1
17	100	338	10:1	1,1:1
18	150	340	9:1	1,3:1
19	250	350	7:1	1,8:1
20	200	345	6:1	1:1
21	140	337	8:1	1,5:1
22	300	335	6:1	1,4:1
23	150	350	9:1	2:1
24	270	340	10:1	1,5:1
25	120	345	8:1	1,9:1
26	250	350	9:1	1,6:1
27	200	330	6:1	1,5:1
28	300	335	7:1	1,2:1
29	150	345	10:1	1,3:1
30	220	350	9:1	1,7:1

Принимаем производительность реактора П = 300000 т/г = 36764,7 кг/ч сырья, состав которого приводится в таблице 1.2.

Таблица 1.2

Состав сырья

Показатели	Компоненты	Сумма
	С3Н6	С3Н8	С4Н8	i-С4Н10	н-С4Н10	С5Н12
Молекулярная масса Количество: кг/ч масс. доля	42 220,59 0,6	44 588,24 1,6	56 10294,12 28	58 13529,41 36,8	58 11691,17 31,8	72 441,18 1,2	- 36764,7 100

Для подавления реакций полимеризации олефинов создают в реакторе избыток (мольный) изобутана, составляющий 6-10:1 на олефины [2]. Чрезмерное повышение этого соотношения увеличивает капитальные и эксплуатационные затраты, поэтому поддерживать его выше 10:1 нерентабельно.

Примем отношение изобутан: олефин равным 9:1. Тогда количество изобутана, которое необходимо подать в реактор

, (1.1)

где G_o -- количество олефина (бутилена) в исходном сырье, кг/ч; М_и, М_о -- молекулярная масса соответственно изобутана и олефина.

Получим

.

Состав сырья, подаваемого в реактор, с учетом избыточного изобутана приведен в таблице 1.3.

Таблица 1.3

Состав сырья с учетом избыточного изобутана

Показатели	Компоненты	Сумма
	С3Н6	С3Н8	С4Н8	i-С4Н10	н-С4Н10	С5Н12
Количество: кг/ч масс. доля	220,59 0,185	588,24 0,494	10294,12 8,637	95955,90 80,51	11691,17 9,81	441,18 0,37	119191,2 100

Оптимальное объемное соотношение кислоты и углеводородов в реакционной зоне составляет от 1:1 до 2:1. Произведение соотношения кислота: углеводороды на время пребывания углеводородов в реакторе определяет истинную продолжительность реакции [4].

На основе промышленных данных [5] примем для первой секции реактора отношение объемов подаваемых в нее кислоты и углеводородов б = 1,2. Как будет показано в расчете, это отношение от секции к секции будет увеличиваться.

В процессе алкилирования применяется 97%-ная серная кислота, которая отрабатывается до 90%-ной концентрации, считая на моногидрат -- H₂SО₄. В таблице 1.4 приведено принятое в расчете снижение концентрации кислоты по секциям реактора.

Таблица 1.4

Снижение концентрации кислоты по секциям реактора

Секции	Снижение концентрации кислоты, % H2SО4	Средняя концентрация, % H2SО4
1 2 3 4 5	97 - 96 = 1 96 - 94,5 = 1,5 94,5 - 93 = 1,5 93 - 91,5 = 1,5 91,5 - 90 = 1,5	96,5 95,25 93,75 92,25 90,75

Алкилирование осуществляется при низкой температуре. Пределы температуры сернокислотного алкилирования от 273 до 283 К [6]. Примем температуру реакции Т = 278 К. Будем считать, что углеводороды и кислота загружаются в реактор также при температуре Т = 278 К.

В дальнейшем при расчете всех секций реактора будем полагать, что:

- пропилен, пропан, н-бутан и пентан, находящиеся в сырье, в реакцию не вступают, поэтому их количества в процессе остаются неизменными;

- вся масса олефинов вступает в реакцию алкилиропания, образуя соответствующее количество алкилата.

1.2 Расчет горизонтального реактора алкилирования

1.2.1 Расчет первой секции

Материальный баланс. Согласно схеме работы реактора (рисунок 1.1), во все пять секций исходное сырье поступает параллельными и равными потоками. Поэтому в первую секцию подается всего изобутана:

, (1.2)

где G_ис = 13529,41 кг/ч - масса изобутана в исходном сырье (таблица 1.2);

.

Количество поступающего в первую секцию циркулирующего изобутана

, (1.3)

или

; (1.4)

;

Состав загрузки первой секции реактора представлен в таблице 1.5.

Таблица 1.5

Состав загрузки первой секции

Компонент загрузки	Плотность при 278 К, кг/м3	Мi	Количество
			кг/ч	м3/ч	кмоль/ч
С3Н6 С3Н8 С4Н8 i-С4Н10(свежий) i-С4Н10(рециркулят) н-С4Н10 С5Н12 Сумма Катализатор Всего	627,3 597,9 642 575,3 575,3 595 641 - 1820 -	42 44 56 58 58 58 72 - - -	44,118 117,648 2058,82 2705,88 82426,29 2338,23 88,236 89779,22 339656,04 429435,26	0,0703 0,1968 3,2069 4,7034 143,2753 3,9298 0,1377 155,5202 186,6242 342,1444	1,05 2,67 36,76 46,65 1421,14 40,31 1,23 1550 - -

Так как плотность серной кислоты зависит от концентрации, то в дальнейшем при определении ее объема следует пользоваться графиком (рисунок 1.2) [7] и таблицей 1.3.

Рисунок 1.2 - График для определения плотности кислоты

Определим состав углеводородной массы, выходящей из первой секции. Согласно уравнению основной реакции алкилирования

,

в нее вступает 36,76 кмоль/ч олефина и такое же число кмоль/ч свежего изобутана (таблица 1.5), поэтому выход алкилата составит

При этом количество свежего изобутана, не вошедшего в реакцию (отработанного)

Или

В таблице 1.6 приведен состав углеводородов, покидающих первую секцию.

Таблица 1.6

Состав углеводородов, покидающих первую секцию

Компоненты	Мi	Количество	Состав, мол. %
		кг/ч	м3/ч	кмоль/ч
С3Н6 С3Н8 i-С4Н10(отработанный) i-С4Н10(рециркулят) н-С4Н10 С5Н12 Алкилат	42 44 58 58 58 72 114	44,118 117,648 573,8 82426,29 2338,23 88,236 4190,9	0,0703 0,1968 0,9974 143,2753 3,9298 0,1377 5,8614	1,05 2,67 9,89 1421,14 40,31 1,23 36,76	0,07 0,18 0,65 93,93 2,66 0,08 2,43
Сумма	-	89779,22	154,4687	1513,05	100

Тепловая нагрузка первой секции. Все внешние и внутренние материальные потоки реактора, по ранее принятому условию, имеют температуру Т = 278 К, поэтому тепловую нагрузку секции, без ущерба для точности расчета, принимаем равной теплу, которое выделяется в процессе алкилирования. Тепло основной реакции алкилирования по литературным данным [3] составляет 75--85% тепловой нагрузки секции. Приняв, что тепло основной реакции алкилирования составляет 80% тепловой нагрузки секции q_1, получим

(1.5)

или

, (1.6)

где G_ал1 = 4190,9 кг/ч -- количество алкилата, получаемого в первой секции (таблица 1.6);

q_p = 1050 кДж/кг алкилата -- теплота основной реакции алкилирования [3];

.

Давление в первой секции. Давление при температуре реакции Т = 278 К рассчитаем по уравнению изотермы жидкой фазы [9]:

, (1.7)

где P_i -- давление насыщенных паров чистых углеводородов при Т = 278 К, определяется по диаграмме Кокса или таблицам [8];

х^/_i--мольные доли углеводородных компонентов (таблица 1.6);

Р_к -- давление насыщенного пара серной кислоты (при Т = 278 К принимается равным нулю, так как температура ее кипения при нормальном давлении значительно выше 573 К).

Во всех остальных секциях принимается такое же давление.

Количество углеводородов, испаряющихся в первой секции. Пары, уходящие из секции, находятся в равновесии с испаряющейся жидкостью. Их состав может быть определен по каждому компоненту из уравнения равновесия фаз, в котором все величины правой части известны [3]:

; (1.8)

;

Проводим проверку:

По найденным концентрациям компонентов в парах и теплотам испарения чистых компонентов при Т = 278 К [9] находим по правилу аддитивности теплоту испарения r^/_m смеси паров. Весь расчет сведен в таблицу 1.7.

Таблица 1.7

Расчет теплоты испарения

Компоненты	y/i, мольные доли	r /i, кДж/моль	r /I · y/i, кДж/кмоль
С3Н6 С3Н8 i-С4Н10 н-С4Н10 С5Н12 Алкилат (С8Н18)	0,0026 0,0056 0,97 0,0187 0,000139 0,000077	15600 16200 20400 22000 27400 42300	40,5 90,7 19788 391,6 3,8 3,3
Сумма	?1	-	r/m = 20318

Зная теплоту испарения смеси r^/_m и тепловую нагрузку секции Q₁, определим количество паров углеводородов, образующихся в первой секции:

; (1.9)

.

Количества каждого компонента в парах найдем по формуле

(1.10)

Проводим проверку:

Анализируя сделанные расчеты, нетрудно сделать вывод, что практически весь теплосъем в первой секции осуществляется за счет испарения изобутана. Поэтому без большой ошибки количество испаряющегося изобутана можно определить из приближенного уравнения теплового баланса испарения

, (1.11)

в котором количества паров пропилена и пропана считают равными количествам этих углеводородов в сырье. Таким образом

(1.12)

Или

Этот результат очень близок к полученному выше.

Объем кислоты и углеводородов в первой секции. Из практики эксплуатации установок алкилирования известно [7], что объемная скорость находится в пределах 0,1--0,6 ч ^-1. Примем объемную скорость w = 0,5 ч ^-1. Тогда объем кислоты в секции:

, (1.13)

где V_oл1---3,2 м³/ч -- количество олефина, подаваемого в секцию (таблица 1.5).

Получим

Зная, что отношение объема кислоты к объему углеводородов в первой секции б ₁ = 1,2, найдем объем углеводородов в секции:

; (1.14)

Суммарный объем кислоты и углеводородов в секции:

; (1.15)

Найдем продолжительность пребывания смеси углеводородов и кислоты (время контакта) в первой секции:

, (1.16)

где R₁ = 342,14 м³/ч -- объем смеси, поступающей в первую секцию (таблица 1.4).

Размеры первой секции. В реакционных аппаратах емкостного типа, если жидкая смесь реагирующих веществ не вспенивается, степень заполнения равна ц = 0,7-0,85 [8]. Примем ц = 0,7. Тогда полный объем первой секции:

; (1.17)

Принимая длину секции L = 2 м , найдем диаметр аппарата

; (1.18)

Принимаем D = 3,4 м.

Как указано выше, все пять реакционных секций аппарата будут иметь одинаковые размеры: D = 3,4 м, L = 2 м.

1.2.2 Расчет второй секции

Материальный баланс. При определении загрузки второй и всех остальных секций в целях некоторого упрощения расчета будем полагать, что вся пропан-пропиленовая фракция в любой секции испаряется полностью, а н-бутан, пентан и алкилат не испаряются. В соответствии со схемой работы реактора, количество сырья, подаваемого во вторую секцию, будет включать:

- пятую часть исходного (олефинового) сырья (таблица 1.1);

- не вошедший в реакцию (отработанный) изобутан свежего сырья первой секции (таблица 1.6);

- рециркулирующий изобутан с учетом его частичного испарения в первой секции;

- н-бутан и пентан из первой секции (таблица 1.6);

- алкилат, полученный в первой секции (таблица 1.6);

- серную кислоту из первой секции (таблица 1.5).

Количество рециркулирующего изобутана, поступающего во вторую секцию (таблица 1.6):

В таблице 1.8 приведены массовые и объемные количества компонентов загрузки второй секции с учетом изменения плотности серной кислоты и ее концентрации (таблица 1.3, рисунок 1.2).

Таблица 1.8

Массовые и объемные количества компонентов загрузки второй секции

Компонент загрузки	Количество
	кг/ч	м3/ч
С3Н6+С3Н8 С4Н8 i-С4Н10(свежий) i-С4Н10(отраб.) i-С4Н10(рециркулят) н-С4Н10 С5Н12 Алкилат Катализатор	161,766 2058,82 2705,88 573,8 66957,52 2338,23+2338,23 88,236+88,236 4190,9 339656,044	0,2672 3,2069 4,7034 0,9974 116,3871 7,86 0,2753 5,8614 187,605
Сумма	421157,662	327,1637

Из таблицы 1.8 следует, что отношение объемов катализатора и углеводородов во второй секции равно

По сравнению с первой секцией это отношение повысилось за счет некоторого сокращения объема углеводородов и снижения плотности кислоты.

Количество алкилата, образующегося во второй секции, будет таким же, как в первой:

Количество свежего изобутана, не вошедшего в реакцию (отработанного), равно

.

В таблице 1.9 приведен состав углеводородов, покидающих вторую секцию.

Таблица 1.9

Состав углеводородов, покидающих вторую секцию

Компоненты	Количество
	кг/ч	м3/ч	кмоль/ч
С3Н6+С3Н8 i-С4Н10(отработанный) i-С4Н10(рециркулят) н-С4Н10 С5Н12 Алкилат	161,766 573,8+573,8 66957,52 2338,23+2338,23 88,236+88,236 4190,9+4190,9	0,2672 1,9948 116,3871 7,8596 0,2753 11,7218	3,73 19,79 1154,44 80,63 2,45 73,59
Сумма	81501,618	138,5058	1334,63

Тепловая нагрузка второй секции. Вычисляется так же, как и для первой секции:

, (1.19)

где Q_ал.₂ = 4190,9 кг/ч -- количество алкилата, полученного во второй секции (таблица 1.8).

Количество углеводородов, испаряющихся во второй секции. При допущении, которое сделано при тепловом расчете первой секции, найдем количество изобутана, испаренного во второй секции:

; (1.20)

Или

Время пребывания смеси углеводородов и кислоты во второй секции. Полный объем второй секции такой же, как и первой: V_P2 = V_P1 = 17 м³. При степени заполнения ц = 0,7 объем смеси углеводородов и кислоты будет равен

; (1.21)

Время пребывания смеси (продолжительность контакта) во второй секции:

, (1.22)

где R₂ = 327,16 м³/ч -- объем смеси, поступающей во вторую секцию (таблица 1.7);

Объемная скорость подачи олефинов. Объем кислоты во второй секции:

Объем углеводородов:

; (1.23)

.

Объемная скорость подачи олефинов:

; (1.24)

1.2.3 Расчет третьей секции

Все определения ведутся по аналогии с расчетом второй секции. Массовые и объемные количества компонентов загрузки даны в таблице 1.10.

Таблица 1.10

Массовые и объемные количества компонентов загрузки третьей секции

Компонент загрузки	Количество
	кг/ч	м3/ч
С3Н6+С3Н8 С4Н8 i-С4Н10(свежий) i-С4Н10(отраб.) i-С4Н10(рециркулят) н-С4Н10 С5Н12 Алкилат Катализатор	161,766 2058,82 2705,88 573,8+573,8 51488,9 2338,23·3 = 7014,69 88,236·3 = 264,708 4190,9·2 = 8381,8 339656,044	0,2672 3,2069 4,7034 1,9948 89,5 11,79 0,413 11,7218 191,28
Сумма	412880,208	314,88

Отношение объемов катализатора и углеводородов в третьей секции равно

Количество алкилата, образующегося в третьей секции:

Количество свежего изобутана, не вошедшего в реакцию (отработанного), равно

Тепловая нагрузка секции:

Количество углеводородов, испаряющихся в третьей секции:

или

Время пребывания смеси углеводородов и кислоты:

Время пребывания смеси (продолжительность контакта):

Объемная скорость подачи олефинов:

Объем углеводородов:

Объемная скорость подачи олефинов:

1.2.4 Расчет четвертой секции

Массовые и объемные количества компонентов загрузки даны в таблице 1.11.

Таблица 1.11

Массовые и объемные количества компонентов загрузки четвертой секции

Компонент загрузки	Количество
	кг/ч	м3/ч
С3Н6+С3Н8 С4Н8 i-С4Н10(свежий) i-С4Н10(отраб.) i-С4Н10(рециркулят) н-С4Н10 С5Н12 Алкилат Катализатор	161,766 2058,82 2705,88 573,8·3 = 1721,4 36021,2 2338,23·4 = 9352,92 88,236·4 = 352,944 4190,9·3 = 12572,7 339656,044	0,2672 3,21 4,7034 2,9922 62,613 15,719 0,5506 17,583 192,5098
Сумма	404603,674	300,1482

Отношение объемов катализатора и углеводородов в четвертой секции равно

Количество алкилата, образующегося в четвертой секции:

Количество свежего изобутана, не вошедшего в реакцию (отработанного), равно

.

Тепловая нагрузка секции:

Количество углеводородов, испаряющихся в четвертой секции:

или

Время пребывания смеси углеводородов и кислоты:

Время пребывания смеси (продолжительность контакта):

Объемная скорость подачи олефинов:

Объем углеводородов:

Объемная скорость подачи олефинов:

1.2.5 Расчет пятой секции

Массовые и объемные количества компонентов загрузки даны в таблице 1.12.

Отношение объемов катализатора и углеводородов в пятой секции равно

.

Количество алкилата, образующегося в пятой секции:

.

Таблица 1.12

Массовые и объемные количества компонентов загрузки пятой секции

Компонент загрузки	Количество
	кг/ч	м3/ч
С3Н6+С3Н8 С4Н8 i-С4Н10(свежий) i-С4Н10(отработанный) i-С4Н10(рециркулят) н-С4Н10 С5Н12 Алкилат Катализатор	161,766 2058,82 2705,88 573,8·4 = 2295,2 20553,5 2338,23·5 = 11691,15 88,236·5 = 441,18 4190,9·4 = 16763,6 339656,044	0,2672 3,21 4,7034 3,9896 35,7266 19,6489 0,6883 23,44 193,736
Сумма	396327,14	285,41

Количество свежего изобутана, не вошедшего в реакцию (отработанного), равно

Тепловая нагрузка секции

Количество углеводородов, испаряющихся в пятой секции

или

Время пребывания смеси углеводородов и кислоты

Время пребывания смеси (продолжительность контакта)

Объемная скорость подачи олефинов

Объем углеводородов

Объемная скорость подачи олефинов

1.3 Материальный баланс реактора

На основе сделанного выше посекционного расчета реактора можно составить его общий материальный баланс (таблица 1.13).

Таблица 1.13

Материальный баланс установки

Потоки	Расход потока по секциям, кг/ч	Сумма по реактору, кг/ч
	1	2	3	4	5
Приход С3Н6+С3Н8 С4Н8 i-С4Н10(свежий) i-С4Н10(отработанный) i-С4Н10(рециркулят) н-С4Н10 С5Н12 Катализатор	161,766 2058,82 2705,88 - 82426,29 2338,23 88,236 339656,04	161,766 2058,82 2705,88 573,8 66957,52 4676,46 176,472 339656,04	161,766 2058,82 2705,88 1147,6 51488,9 7014,69 264,708 339656,04	161,766 2058,82 2705,88 1721,4 36021,2 9352,92 352,944 339656,04	161,766 2058,82 2705,88 2295,2 20553,5 11691,15 441,18 339656,04	808,83 10294,1 13529,4 - 82426,29 11691,15 441,18 339656,04
Сумма	429435,26	421157,66	412880,21	404603,67	396327,14	458846,99
Расход С3Н6+С3Н8(пар) i-С4Н10(отработанный) i-С4Н10(рециркулят) i-С4Н10(исп.) н-С4Н10 С5Н12 Алкилат Катализатор	161,766 573,8 66957,52 15467,7 2338,23 88,236 4190,9 339656,04	161,766 1147,6 51488,9 15467,7 4676,46 176,472 8381,8 339656,04	161,766 1721,4 36021,2 15467,7 7014,69 264,708 12572,7 339656,04	161,766 2295,2 20553,5 15467,7 9352,92 352,944 16763,6 339656,04	161,766 2869 5085,8 15467,7 11691,15 441,18 20954,5 339656,04	808,83 2869 5085,8 77338,5 11691,15 441,18 20954,5 339656,04
Сумма	429435,26	421157,66	412880,21	404603,67	396327,14	458846,99

1.4 Объем отстойной зоны реактора

В этой зоне происходит разделение выходящих из пятой секции реактора углеводородов и серной кислоты.

Зная массовые количества жидких компонентов, покидающих пятую секцию (таблица 1.13), и их плотности, найдем объемное количество смеси. Оно составит R_m5 = 257,2 м³/ч. Принимая время отстоя ф₀ = 60 мин и степень заполнения ц = 0,7, найдем объем зоны отстоя:

; (1.25)

Тогда длина зоны будет

; (1.26)

1.5 Объем реактора

Найдем общую длину цилиндрической части реактора

, (1.27)

где - длина реакционной зоны.

Объем цилиндрической части реактора (практически равный его объему) будет равен

; (1.28)

2. Расчет процесса изомеризации углеводородов

Возможность изомеризации парафиновых углеводородов на хлориде алюминия была впервые обнаружена в 1933 г. К. Ненитцеску и А. Драганом. В 1935 г. Б.Л. Молдавский открыл возможность промотирования реакции изомеризации хлористым водородом, что предопределило практическое применение этой реакции. Ранние промышленные процессы изомеризации были предназначены для получения изобутана из н-бутана на хлористом алюминии при мягком температурном режиме (90-120 °С). Изобутан далее алкилировали бутиленами и в результате получали изооктан.

Целевым назначением процессов каталитической изомеризации в современной нефтепереработке является получение высокооктановых изокомпонентов автобензинов или сырья нефтехимии, прежде всего изопентана для синтеза изопренового каучука [10]. Высокая эффективность процессов изомериации зпаключается в том, что в качестве сырья используются низкооктановые компоненты нефти - фракции н.к. - 62°С и рафинаты каталитического риформинга, содержащие в основном н-пентан и н-гексан. Это сырье (а также фракции С₅ и С₆, получаемые с ГФУ) изомеризуется в среде водорода в присутствии бифункциональных катализаторов.

Нормальный пентан, который характеризуется октановым числом 62 (ИОЧ), превращается в изопентан, ИОЧ которого 92. В случае гексана изменение ИОЧ в результате изомеризации еще более значительно от 25 до, примерно, 75. Стандартная смесь, содержащая нормальные и изо-пентаны и гексаны, облагораживается в этом процессе (ИОЧ меняется от 73 до 91) [11].

Процессы изомеризации парафиновых углеводородов играют значительную роль в нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности. Наличие установки изомеризации на НПЗ позволяет увеличить долю высокооктановых бензинов с 60 до 86%. Лёгкий изомеризат с экологической точки зрения гораздо менее вреден, чем ароматика и различного рода присадки, повышающие детонационную стойкость. Также наличие лёгких фракций в автобензинах определяет стабильную работу двигателей внутреннего сгорания на стадии пуска особенно при пониженных температурах в зимних условиях эксплуатации.

Высокие детонационная стойкость и испаряемость продуктов изомеризации углеводородов С₅ и С₆ обусловливают их исключительную ценность в качестве низкокипящих высокооктановых компонентов неэтилированных автобензинов.

В настоящее время в России и за рубежом работает более 100 установок изомеризации парафиновых углеводородов с использованием различных бифункциональных катализаторов. В последние годы изомеризация легких бензиновых фракций становится по существу стратегическим «бензиновым» процессом, обеспечивающим октановые характеристики суммарного бензинового фонда [12].

Рисунок 2.1 - Схема установки изомеризации «за проход»

Ввод в эксплуатацию установки изомеризации одновременно решает следующие задачи:

- снижение доли автомобильного бензина с низким октановым числом в «бензиновом пуле» с 41,7 до 9,8% масс.;

- снижение содержания бензола в тяжелом риформате до 1% масс.;

- производство стабильного изомеризата с ОЧ = 86 пунктов и использование его в качестве компонента автомобильных бензинов с улучшенными характеристиками;

- организация производства экологически чистых автобензинов по нормам Евро-4 и Евро-5 в объеме 90,2% масс. [13].

2.1 Исходные данные

В таблице 2.1 представлены варианты исходных данных для расчета реактора изомеризации.

Таблица 2.1

Варианты заданий для расчета реактора изомеризации

Вариант	Производительность установки, тыс. т /год	Время работы установки, дни	Массовый расход ВСГ, % масс. на сырье	Температура процесса, оС	Давление, МПа
1	100	330	0,1	450	3,0
2	70	350	0,2	350	3,5
3	80	340	0,15	400	4,0
4	120	300	0,3	430	4,5
5	150	320	0,25	360	5,0
6	140	340	0,1	370	3,8
7	80	330	0,2	430	4,3
8	110	350	0,15	420	5,2
9	200	360	0,3	480	3,9
10	160	320	0,25	380	4,6
11	180	330	0,1	400	4,8
12	200	350	0,2	350	5,0
13	220	340	0,15	450	4,0
14	150	300	0,3	350	3,7
15	100	320	0,25	400	3,0
16	210	340	0,1	430	3,5
17	150	330	0,2	360	4,0
18	180	350	0,15	370	4,5
19	250	360	0,3	430	5,0
20	240	320	0,25	420	3,8
21	140	330	0,1	480	4,3
22	150	350	0,2	380	5,2
23	230	340	0,15	400	3,9
24	160	300	0,3	350	4,6
25	70	320	0,25	450	4,8
26	80	340	0,1	350	5,0
27	90	330	0,2	400	4,0
28	110	350	0,15	430	3,7
29	100	360	0,3	360	5,2
30	200	320	0,25	370	5,3

По данным об имеющимся сырье принимаем производительность установки 100 тыс. тонн в год. Сырьём является фракция нк-62^оС каталитического риформинга (таблица 2.2). Число рабочих дней установки принимаем 300 дней в году.

Таблица 2.2

Состав сырья блока изомеризации

Сырьё	% масс.	кг/ч	т/сут	тыс. т/г
пропан	0,904	125,556	3,013	0,904
i-бутан	6,024	836,667	20,08	6,024
н-бутан	14,971	2079,306	49,903	14,971
i-пентан	37,425	5197,917	124,75	37,425
н-пентан	25,265	3509,028	84,217	25,265
2,2-ДМБ	1,497	207,917	4,99	1,497
ц-пентан	4,104	570	13,68	4,104
i-гексаны	5,083	705,972	16,943	5,083
н-гексан	1,762	244,722	5,873	1,762
ц-гексан	0,091	12,639	0,303	0,091
бензол	1,491	207,08333	4,97	1,491
толуол	0,992	137,778	3,3067	0,992
С7+	0,391	54,306	1,3033	0,391
Всего	100	13888,889	333,333	100

2.2 Расчёт реактора изомеризации

По данным с существующих установок с использованием катализатора СИ-2 принимаем степень конверсии н-парафинов:

- н-пентана - 98,4%,

- н-гексана - 98,7%.

Также принимаем выход побочных продуктов в % масс. на продукт:

- углеводороды ниже С₅ - 2,2%,

- углеводороды выше С₆ - 1,3%,

- потери 0,004%.

2.2.1 Материальный баланс реактора

Аналогично по данным с существующих установок принимаем, что блок подготовки сырья изомеризации обеспечивает выделение фракции, содержащей 90,32% н-пентана. Состав сырья реактора Р-2 представлен в таблице 2.3.

Таблица 2.3

Состав сырья реактора Р-2

Состав	Массовые доли	кг/ч	M, г/моль	моль/ч	Мольные доли
i-пентан	0,016	62,038	72	861,64	0,0153
н-пентан	0,903	3509,028	72	48736,497	0,864
i-гексан	0,061	236,52	86	2750,234	0,049
н-гексан	0,018	69,792	86	811,544	0,0144
ВСГ	0,002	7,755	2,4	3231,149	0,057
Всего	1,000	3885,134		56391,064	1

По принятым степеням конверсии и выходу побочных продуктов рассчитаем состав продуктов процесса:

G(iC₅) = G(iC₅)_сыр+G(нС₅)·к(С₅), (2.1)

где G(iC₅) - суммарный выход изопентана, кг/ч; G(iC₅)_сыр - содержание изопентанов в сырье, кг/ч; G(нС₅) - содержание н-пентанов в сырье, кг/ч; к(С₅) - степень конверсии н-пентанов.

G(iC₆) = G(iC₆)_сыр+G(нС₆)·к(С₆), (2.2)

где G(iC₆) - суммарный выход изогексанов, кг/ч; G(iC₆)_сыр - содержание изогексанов в сырье, кг/ч; G(нС₆) - содержание н-гексанов в сырье, кг/ч; к(С₆) - степень конверсии н-гексанов.

Состав продуктов реактора представлен в таблице 2.4.

Таблица 2.4

Состав продуктов реактора

Состав	Массовые доли	кг/ч	204
Газы до С4	0,0213	82,579	0,5
i-пентан	0,874	3395,928	0,659
Н-пентан	0,014	54,244	0,62
i-гексан	0,076	295,066	0,656
Н-гексан	0,00023	0,876	0,659
ВСГ на регенерацию	0,001928	7,492	-
Газы выше С7	0,0126	48,797	0,7
Потери	3,86·10-05	0,15	-
Всего	1,000	3885,134	0,654

2.2.2 Тепловой баланс реактора

Основная задача расчета теплового баланса заключается в нахождении температуры сырья на входе в реактор. Так как процесс изомеризации происходит с выделением тепла от 6 до 8 кДж/моль, то для поддержания температуры реакции необходимо найти количество тепла, выделавшегося в процессе реакций изомеризации.

Примем конечную температуру продуктов изомеризации 130^оС, теплоту реакции изомеризации 7 кДж/моль.

Принимая, что в процессе изомеризации подвергаются только пентаны и гексаны, с учетом количества молей углеводородов (таблица 2.3) общее количество тепла, выделяющееся при изомеризации пентанов и гексанов составит

Q_реак = (G_m(C₅)·k(C₅)+G_m(C₆)·k(C₆))·q_эф, (2.3)

где G_m - количество углеводорода, поступающего с сырьём, моль/ч; q_эф - тепловой эффект реакции (7 кДж/моль).

Q_реак = 48736,5·0,984·7/1000+811,544·0,987·7/1000 = 335,697+ 5,607 =

341,304 МДж/ч.

По известным конечной температуре процесса и составу продукта, рассчитаем теплосодержание продукта на выходе из реактора. Теплосодержание жидкой фазы углеводородов определим по уравнению

q_пр = (1,689·t₂+0,0017·(t₂²))·((0,9943·²⁰₄+0,00915)^0,5)^-1, (2.4)

где t₂ - конечная температура процесса (130^оС); ²⁰₄ - средняя плотность компонентов сырья.

Плотность смеси рассчитаем исходя из массовых долей компонентов (таблица 2.4)

, (2.5)

где r_i - мольная доля i- компонента.

Тогда

q_пр = 305,709 кДж/кг.

Теплосодержание ВСГ при температуре t₂ определим по формуле

q_ВСГ = 10,976·t₂ + 492,68, (2.6)

q_ВСГ = 1919,63 кДж/кг.

Общее теплосодержание смеси на выходе из реактора

Q_пр = q_ВСГ·G_ВСГ+ q_пр·G_пр, (2.7)

где G_ВСГ - расход ВСГ на выходе из реактора, кг/ч; G_пр - расход смеси углеводородов без ВСГ и потерь на выходе из реактора, кг/ч.

Q_пр = 1919,63·7,492+(3885,134-0,15-7,492)· 305,709 = 1199,767 МДж/ч.

Зная тепловой эффект реакции, а также энтальпию продуктов на выходе из реактора можно определить теплосодержание сырьевой смеси (Q⁰_c) поступающей в реактор по формуле

Q⁰_c = Q_пр - Q_реак, (2.8)

Q⁰_c = 1199,767 - 341,304 = 858,463 МДж/ч.

Методом подбора температуры на входе сырья в реактор и рассчитывая значение энтальпии смеси, необходимо добиться, чтобы значение рассчитанной энтальпии было равно ранее полученному, исходя из теплового баланса (Q⁰_c).

Пусть температура сырья на входе в реактор составит t₀ = 93,7^оС. Рассчитаем, зная компонентный состав сырья (таблица 2.3), его теплосодержание при t₀ по формуле (2.4). Среднюю плотность углеводородов сырья рассчитаем исходя из их массовых долей (таблица 2.4).

Теплосодержание углеводородной смеси на входе в реактор составит

q_сыр = (1,689·93,7+0,0017·(93,7²))·((0,9943·0,6235+0,00915)^0,5)^-1 =

218,342 кДж/кг.

Таблица 2.5

Расчёт плотности углеводородов в сырье

Состав	Массовые доли	кг/ч	Плотность относительная
i-пентан	0,016	62,03806	0,659
н-пентан	0,905	3509,028	0,62
i-гексан	0,061	236,5201	0,656
н-гексан	0,018	69,79282	0,659
Сырье		3877,379	0,6235

Теплосодержание ВСГ находим по (2.6)

q_ВСГ = 10,976·93,7 + 492,68 = 1521,183 кДж/кг.

Общее теплосодержание углеводородов с ВСГ с учётом массового расхода рассчитаем по (2.7)

Qє_с = 218,342·3877,379+1521,183·7,755 = 858,389 МДж/ч.

Для определения правильности выбранной температуры определим расхождение теплосодержания сырья реактора, рассчитанного по тепловому балансу (Qє_с), и теплосодержания сырья, рассчитанного по принятой температуре t₀ на входе в реактор (Qє_с).

Q = 100% · (Qє_с - Qє_с )/Qє_с (2.9)

Q = (858,463-858,389)·100/858,4630,01%.

Таким образом, температура t₀ принята с достаточной точностью и может использоваться для дальнейших расчётов.

2.2.3 Геометрические размеры реактора

Для расчёта размеров реактора зададимся некоторыми технологическими параметрами и определим характеристики принятого катализатора СИ-2 (таблица 2.6).

Таблица 2.6

Технологические параметры процесса и характеристика катализатора

Параметр, размерность	Значение
Давление на входе в реактор, МПа	2,5
Объёмная скорость подачи сырья, ч-1	2,5
Средняя температура процесса, оС	(130+93,7)/2 = 111,85
Кажущаяся плотность катализатора, кг/м3	1300
Насыпная плотность катализатора, кг/м3	1520
Средний диаметр частиц катализатора, мм	2,8

Определим объём поступающего сырья без учёта ВСГ. Среднее значение плотности углеводородов сырья и их массовый расход указаны в таблице 2.5. Объёмный расход составит

G^v_сыр = G_сыр/_сыр, (2.10)

G^v_сыр = 3877,379/623,5 = 6,218 м³/ч.

Для определения объёмного расхода ВСГ зададимся компонентным составом газа (таблица 2.7) и рассчитаем его плотность при нормальных условиях.

Таблица 2.7

Компонентный состав водородсодержащего газа

Компонент	Водород	Метан	Этан	Пропан	Бутан
% масс.	29,4	19,4	26	15,2	10

Плотность ВСГ при нормальных условиях составит

(2.11)

где i - индекс компонента в ВСГ; x_i - массовая доля i-го компонента в ВСГ; M_i - молекулярная масса i-го компонента в ВСГ;

Найдём плотность ВСГ при давлении и температуре процесса для определения его объёмного расхода через реактор

(2.12)

где Р₁ - давление на входе в реактор, МПа; t_ср - средняя температура процесса, ^оС.

По (2.10) определяем объём ВСГ, проходящий через реактор

G^v_ВСГ = 7,755/18,988 = 0,414 м³/ч.

Общий объём сырьевой смеси с учётом ВСГ определяется как сумма

G^v_с = G^v_сыр+ G^v_ВСГ, (2.13)

G^v_с = 6,218+0,414 = 6,632 м³/ч.

Объём реакционного пространства определится как

V_r = G^v_с/v^o, (2.14)

где v^o - объёмная скорость подачи сырья в реактор, ч^-1,

V_r = 6,632/2,5 = 2,653 м³.

Требуемая масса катализатора составит

m_к = V_r·_1к, (2.15)

где _1к - насыпная плотность принятого катализатора,

m_к = 1300·2,653 = 3448,697 кг.

Принимаем диаметр реактора изомеризации, исходя из полученного реакционного объёма 2,653 м³

D_r = 0,8 м.

Площадь поперечного сечения составит

S = 0.25·· D_r², (2.16)

S = 0,503 м².

Полезная высота реактора составит

H₀ = V_r/S, (2.17)

H₀ = 2,653/0,503 = 5,278 м.

Верхнее надкатализаторное пространство (Н₁) и нижнее подкатализаторное пространство (Н₂), необходимое для качественного проведения процесса, определяется по диаметру реактора следующими зависимости:

Н₁ = 0,5·D_r, (2.18)

Н₁ = 0,4 м.

Н₂ = 0,667·D_r, (2.19)

Н₂ = 0,533 м.

Общая высота реактора составит

Н = Н₀+Н₁+Н₂, (2.20)

Н = 5,278+0,4+0,533 = 6,211 м.

Для определения правильности принятых и рассчитанных параметров реактора произведём расчёт линейной скорости паров (u) проходящих через его сечение. Расчётное значение линейной скорости паров не должно превышать допустимое (0,1 м/с).

u = G^v_с/(S·3600), (2.21)

u = 6,632/(0,503·3600)0,004 м/с.

Расчётное значение u не превышает допустимой, следовательно, геометрические параметры выбраны и рассчитаны верно.

2.4 Расчёт потери напора в слое катализатора

Потерю напора в слое катализатора вычисляют по формуле

, (2.22)

где - потеря напора на 1 м катализатора, Па/м;

- порозность слоя; - динамическая вязкость смеси, (принимаем 1,87·10^-6 Па·с);

d - диаметр частиц катализатора, м;

_г - плотность реакционной смеси, кг/м³;

g - ускорение свободного падения, 9,81 м/с².

Порозность слоя вычисляем по формуле

= 1 - _1к /_2к, (2.23)

где _1к - кажущаяся плотность катализатора, кг/м³;

_2к - насыпная плотность катализатора, кг/м³.

= 1- 1300/1520 = 0,145.

Для расчёта плотности реакционной смеси найдём среднюю плотность смеси ВСГ и жидких углеводородов в сырье реактора исходя из их массовых долей (таблица 2.8). Значение _г составит 622,337 кг/м³.

Таблица 2.8

Расчёт плотности реакционной смеси

Продукт	кг/ч	Массовые доли	Плотность относительная
Сырьё	3877,379	0,998	623,5435
ВСГ	7,755	19,96·10-4	18,988
Всего	3885,134	1,000	622,337

Потеря напора на 1 м катализатора по формуле (2.22) составит

Общий перепад давления на выходе из реактора составит:

Н = 1533,93·6,2110,01 МПа.

Величина перепада давления меньше допустимой 0,2 МПа. Таким образом, все параметры выбраны и рассчитаны верно. Давление на выходе из реактора (P₂) составит

P₂ = P₁-P, (2.24)

P₂ = 2,5-0,01 = 2,49 МПа.

3. Расчет процесса синтеза метил-трет-бутилового эфира (МТБЭ)

Первая промышленная установка синтеза МТБЭ производительностью 100 тыс. т/год по МТБЭ была пущена в 1973 г. в Италии. Затем аналогичные установки были введены в эксплуатацию в ФРГ в 1976 г. и США в 1980 г. С тех пор мировое производство МТБЭ непрерывно возрастало, особенно интенсивно в США, нефтепереработка которой характеризуется исключительно высокой насыщенностью процессами каталитического крекинга.

Производство МТБЭ в 1990 г. составило в мире 7,5 млн. т, в том числе в США - около 1,5 млн. т.

На данный момент его мировое производство составляет более 35 млн. т в год. МТБЭ характеризуется высокой детонационной стойкостью и имеет дорожное ОЧ = 108-110. Присутствие его в бензинах способствует снижению содержания оксидов углерода, углеводородов и циклических ароматических соединений в отработавших газах.

Основной реакцией процесса является присоединение изобутилена к метанолу по следующей реакции:

Важными оперативными параметрами, влияющими на материальный баланс процесса и качество продуктов О-алкилирования, являются: давление, температура, объемная скорость сырья, соотношение метанол: изобутен.

При жидкофазном О-алкилировании изменение давления не оказывает существенного влияния на процесс. Давление должно ненамного превышать упругость паров углеводородов сырья при температуре катализа. Обычно в реакторах с внутренней системой охлаждения при О-алкилировании метанола изобутиленом давление поддерживают 0,7-0,75 МПа.

При повышении температуры снижается вязкость метанола и углеводородов, и создаются условия более благоприятные для их контактирования и диспергирования. Это обусловливает большую скорость всех протекающих реакций. При этом снижаются затраты энергии, что улучшает экономические показатели процесса.

Однако чрезмерное повышение температуры интенсифицирует побочные реакции в большей степени, чем целевую реакцию. При этом снижается избирательность реакций О-алкилирования и ухудшается качество получаемого эфира.

Рисунок 3.1 - Принципиальная схема производства МТБЭ: 1, 2, 3, 4 - емкости; 5 - реактор; 6 - экстрактор; 7 - ректификационная колонна; 8, 9, 10 - сепараторы; 11, 12, 13 - конденсаторы-холодильники; 14 - 21 - теплообменники; 22-29 - насосы

Снижение температуры в определенных пределах оказывает благоприятное влияние на селективность реакций, выход и качество МТБЭ. Лимитирующим фактором при снижении температуры реакции является чрезмерное снижение скорости основной реакции.

На практике оптимальный интервал температур при О-алкилировании метанола изобутиленом составляет 60-70°С.

Соотношение метанол: олефин является одним из важнейших параметров О-алкилирования. Избыток метанола интенсифицирует целевую и подавляет побочные реакции О-алкилирования. Чрезмерное повышение этого соотношения увеличивает капитальные и эксплуатационные затраты, поэтому поддерживать его выше 10:1 нерентабельно.

На рисунке 3.1 представлена принципиальная технологическая схема производства МТБЭ.

3.1 Исходные данные

Принятые исходные данные для расчета реактора представлены в таблице 3.1, состав сырья (бутен-изобутиленовой фракции) - в таблице 3.2, варианты заданий для расчета реактора синтеза МТБЭ - в таблице 3.3.

Таблица 3.1

Исходные данные для расчета реактора

Параметр	Единица измерения	Значение
Температура процесса, t	°С	70
Давление процесса, Р	МПа	0,75
Количество дней работы установки	-	330
Производительность по МТБЭ, GМТБЭ	т/год	50000
Производительность по МТБЭ, GМТБЭ	кг/ч	6313,1
Конверсия изобутилена, ХИБ	доля масс.	0,95
Доля изобутилена на образование изооктилена, ХИБИО	доля масс.	0,005
Доля изобутилена на образование третбутанола, ХИБТБ	доля масс.	0,005
Соотношение метанол : изобутилен (мольное), К	-	4
Селективность процесса по изобутилену (на МТБЭ), S	-	0,99

Таблица 3.2

Состав БИФ (бутен-изобутеновой фракции)

Компонент	% масс.
?C3	0,5
Изобутан	2
Н-бутан	12
Бутен-1 + бутен-2	37
Изобутилен	48,4
?C5	0,1
Итого	100

3.2Расчет процесса синтеза МТБЭ

3.2.1 Материальный баланс реактора

Обозначим количество изобутилена, поступающего в реактора как G_ИБ. Тогда количество конвертированного изобутилена составит

(3,1)

где Х_ИБ - конверсия изобутилена, доля масс. (таблица 3.1).

Количество образовавшегося МТБЭ составит:

(3,2)

где S - селективность процесса по изобутилену (на МТБЭ);

М_МТБЭ и М_ИБ - молекулярные массы МТБЭ и изобутена соответственно, г/моль.

нефтяной каталитический изомеризация алкилирование

Таблица 3.3

Варианты заданий для расчета реактора синтеза МТБЭ

Вариант	Производительность реактора, т/год по МТБЭ	Количество дней работы	Температура процесса, °С
1	25000	325	60
2	27500	330	65
3	30000	335	70
4	32500	340	75
5	35000	325	80
6	37500	330	60
7	40000	335	65
8	42500	340	70
9	45000	325	75
10	47500	330	80
11	50000	335	60
12	52500	340	65
13	55000	325	70
14	57500	330	75
15	60000	335	80
16	62500	340	60
17	65000	325	65
18	67500	330	70
19	70000	335	75
20	72500	340	80
21	75000	325	60
22	77500	330	65
23	80000	335	70
24	82500	340	75
25	85000	325	80
26	87500	330	60
27	90000	335	65
28	92500	340	70
29	95000	325	75
30	97500	330	80

Подбираем значение G_ИБ таким образом, чтобы количество образовавшегося МТБЭ совпадало со значением, представленным в таблице 3.1. В ходе подбора определили, что G_ИБ = 4271,6 кг/ч. Таким образом,

Количество образовавшегося МТБЭ составит

что совпадает с табличным значением.

Количество непрореагировавшего изобутилена определяется по формуле

(3.3)

Количество углеводородной фракции, поступающей в реактор,

(3,4)

где 0,484 - содержание изобутилена в исходном сырье, доля мас. (таблица 3.2).

.

Массовое соотношение метанол: изобутилен определится как

(3.5)

где К - мольное соотношение метанол: изобутилен (табл. 3.1); М_МЕТ - молекулярная масса метанола, г/моль.