Материал: Еvdokimova10
Общее теплосодержание углеводородов с ВСГ с учётом массового расхода рассчитаем по (2.7)
Q ?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 (Q?с), и теплосодержания сырья, рассчитанного по принятой температуре t0 на входе в реактор (Q ?с).
Q=100% · (Q?с - Q ?с )/Q?с (2.9)Q=(858,463-858,389)·100/858,463 0,01%.
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
Gvсыр=Gсыр/ сыр, |
(2.10) |
Gvсыр= 3877,379/623,5=6,218 м3/ч. |
компонентным |
Для определения объёмного расхода ВСГ зададимся |
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
5 |
xi Мi |
|
|
|
ВСГ (н.у.) |
, |
(2.11) |
||
22,4 |
||||
i 1 |
|
|
||
26 |
|
|
|
где i – индекс компонента в ВСГ; xi – массовая доля i-го компонента в ВСГ; Mi
–молекулярная масса i-го компонента в ВСГ;
ρANA(i.o.) 1,071 ea/i 3.
Найдём плотность ВСГ при давлении и температуре процесса для определения его объёмного расхода через реактор
ВСГ ВСГ(н.у.) |
273,15 |
Р1 |
, |
|
|||
|
|
|
|
(2.12) |
|||
0,1 |
tср 273,15 |
||||||
|
|
|
|
||||
где Р1 – давление на входе в реактор, МПа; tср – средняя температура процесса,
оС.
|
ВСГ ВСГ (н.у.) 17,737 18,988 |
кг/ м3 . |
|
|
|
По (2.10) определяем объём ВСГ, |
проходящий через реактор |
|
|
||
|
GvВСГ=7,755/18,988=0,414 м3/ч. |
|
|
||
Общий объём сырьевой смеси с учётом ВСГ определяется как сумма |
|||||
|
Gvс=Gvсыр+ GvВСГ, |
|
|
(2.13) |
|
|
Gvс=6,218+0,414=6,632 м3/ч. |
|
|
||
Объём реакционного пространства определится как |
|
|
|||
|
Vr= Gvс/vo, |
|
|
(2.14) |
|
где vo – объёмная скорость подачи сырья в реактор, ч-1, |
|
|
|
||
|
Vr=6,632/2,5=2,653 м3. |
|
|
|
|
Требуемая масса катализатора составит |
|
|
|
||
|
mк= Vr· 1к , |
|
|
(2.15) |
|
где 1к – насыпная плотность принятого катализатора, |
|
|
|
||
|
mк=1300·2,653=3448,697 кг. |
|
|
||
Принимаем диаметр реактора изомеризации, исходя из полученного |
|||||
реакционного объёма 2,653 м3 |
|
|
|
|
|
|
Dr=0,8 м. |
|
|
|
|
Площадь поперечного сечения составит |
|
|
|
||
|
S=0.25· · Dr2, |
|
|
(2.16) |
|
|
S=0,503 м2. |
|
|
|
|
Полезная высота реактора составит |
|
|
|
||
|
H0=Vr/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·Dr, |
(2.18) |
Н1=0,4 м. |
|
Н2=0,667·Dr, |
(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. |
|
27 |
|
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=Gvс/(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
Р |
1500 (1 )2 |
0,1 u |
17,5 (1 ) |
г |
u2 |
|
|||
|
|
|
|
|
|
|
|
, |
(2.22) |
Н |
3 d2 |
3 d g |
|
|
|||||
|
|
|
|
|
|
||||
где |
Р |
– потеря напора на 1 |
м катализатора, Па/м; – порозность слоя; – |
|
|||
|
Н |
|
|
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 |
|
|||||||
|
? |
|
1500 (1 0,145)2 0,1 1,87 10 6 |
0,004 |
|
17,5 (1 0,145) 622,337 0,0042 |
|
|||
|
|
|
|
0,1453 0,0028 9,81 |
||||||
|
I |
0,1453 0,00282 |
|
|
|
|||||
1533,93Ia/i.
Общий перепад давления на выходе из реактора составит:
Р· Н =1533,93·6,211 0,01 МПа.
Н
28
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) [14-18]
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
вСША, 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
вгод. 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.
29
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.
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.
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
Рисунок 3.1 – Принципиальная схема производства МТБЭ
30