сернокислотное алкилирование. курсовой нестеренко. Технологическая часть Назначение, краткаяхаратеристика процесса
 Скачать 469 Kb.
|
2.2. Тепловой баланс реактораОсновная 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 130оС, теплоту реакцииизомеризации 7 кДж/моль. Принимая, что в процессе изомеризации подвергаются только пентаны и гексаны, с учетом количества молей углеводородов общее количество тепла, выделяющееся при изомеризации пентанов и гексанов составит Qреак=(Gm(C5)·k(C5)+Gm(C6)·k(C6))·qэф, (2.3) где Gm – количество углеводорода, поступающего с сырьём, моль/ч; qэф – тепловой эффект реакции (7 кДж/моль). Qреак= 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 qпр=(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  , где ri – мольная доля i- компонента. Тогда qпр=305,709 кДж/кг. Теплосодержание ВСГ при температуре t2 определим по формуле qВСГ=10,976·t2 + 492,68, (2.6) qВСГ=1919,63 кДж/кг. Общее теплосодержание смеси на выходе из реактора Qпр= qВСГ·GВСГ+ qпр·Gпр, (2.7) где GВСГ – расход ВСГ на выходе из реактора, кг/ч; Gпр – расход смеси углеводородов без ВСГ и потерь на выходе из реактора, кг/ч. Qпр= 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 (Q0c) поступающей в реактор по формуле Q0c= Qпр - Qреак, (2.8) Q0c=1199,767 - 341,304=858,463 МДж/ч. Методом подбора температуры на входе сырья в реактор и рассчитываязначение энтальпии смеси, необходимо добиться, чтобы значениерассчитанной энтальпии было равно ранее полученному, исходя из теплового баланса (Q0c). Пусть температура сырья на входе в реактор составит t0=93,7оС. Рассчитаем, зная компонентный состав сырья, его теплосодержание при t0 по формуле. Среднюю плотность углеводородов сырья рассчитаем исходя из их массовых долей. Теплосодержание углеводородной смеси на входе в реактор составит qсыр=(1,689·93,7+0,0017·(93,72))·((0,9943·0,6235+0,00915)0,5)-1=218,342 кДж/кг. Таблица 20 – Расчёт плотности углеводородов в сырье
Теплосодержание ВСГ находим по qВСГ=10,976·93,7 + 492,68=1521,183 кДж/кг. Общее теплосодержание углеводородов с ВСГ с учётом массового расхода рассчитаем по (2.7) ºQс=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 (Qºс), и теплосодержания сырья, рассчитанного по принятой температуре t0 ºна входе в реактор (Qс). Q=100% · (Qºс º- Qс )/Qºс (2.9) 0,01%.Q=(858,463-858,389)·100/858,463 Таким образом, температура t0 принята с достаточной точностью и может использоваться для дальнейших расчётов. Для расчёта размеров реактора зададимся некоторыми технологическими параметрами и определим характеристики принятого катализатора СИ-2. Таблица 21 – Технологические параметры процесса и характеристика катализатора
Определим объём поступающего сырья без учёта ВСГ.Объёмный расход составит Gvсыр=Gсыр/сыр, Gvсыр= 3877,379/623,5=6,218 м3/ч. Для определения объёмного расхода ВСГ зададимся компонентным составом газа и рассчитаем его плотность при нормальных условиях. Таблица 22 – Компонентный состав водородсодержащего газа
Плотность ВСГ при нормальных условиях составит  где i – индекс компонента в ВСГ; xi – массовая доля i-го компонента в ВСГ; Mi – молекулярная масса i-го компонента в ВСГ;  Найдём плотность ВСГ при давлении и температуре процесса для определения его объёмного расхода 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 , 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 DS=0.25·r2, 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, Н1=0,4 м. Н2=0,667·Dr, 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=Gvс/(S·3600), 0,004 м/с.u=6,632/(0,503·3600) Расчётное значение u не превышает допустимой, следовательно, геометрические параметры выбраны и рассчитаны верно. Расчёт потери напора в слое катализатора Потерю напора в слое катализатора вычисляют по формуле  где  – динамическая вязкость смеси, (принимаем 1,87·10 – порозность слоя; – потеря напора на 1 м катализатора, Па/м; -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. ρ = 1- 1300/1520 = 0,145. Для расчёта плотности реакционной смеси найдём среднюю плотность смеси ВСГ и жидких углеводородов в сырье реактора исходя изих массовых долей. Значение г составит 622,337 кг/м3. Таблица 23 – Расчёт плотности реакционной смеси
Потеря напора на 1 м катализатора по формуле составит  Общий перепад давления на выходе из реактора составит:  · Н0,01 МПа.=1533,93·6,211Величина перепада давления меньше допустимой 0,2 МПа. Таким образом, все параметры выбраны и рассчитаны верно. Давление на выходе из реактора (P2) составит P2=2,5-0,01=2,49 МПа. P2=P1P, (2.24)- Расчет процесса синтеза МЕТИЛ-ТРЕТ-БУТИЛОВОГО ЭФИРА 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. 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. 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. Обозначим количество изобутилена, поступающего в реактора как GИБ. Тогда количество конвертированного изобутилена составит где ХИБ – конверсия изобутилена, доля масс. Количество образовавшегося МТБЭ составит: где S – селективность процесса по изобутилену (на МТБЭ); ММТБЭ и МИБ – молекулярные массы МТБЭ и изобутена соответственно, г/моль.Подбираем значение GИБ таким образом, чтобы количество образовавшегося МТБЭ совпадало со значением. Входе подбора определили, что GИБ = 4271,6 кг/ч. Таким образом, Количество образовавшегося МТБЭ составит что совпадает с табличным значением. Количество непрореагировавшего изобутилена определяется по формуле  Количество углеводородной фракции, поступающей в реактор,  где 0,484 – содержание изобутилена в исходном сырье, доля масс.  .Массовое соотношение метанол : изобутилен определится как где К – мольное соотношение метанол : изобутилен; ММЕТ – молекулярная масса метанола, г/моль. | ||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||