Технологический расчет реактора



i1
,
_yi

^{ p}кр i ^yi^

_{p } i1 _
4, 40 МПа

пс кр

_m



i1
,
_yi

где T_{кр i}, K и p_{кр i}, МПа – критическая температура и давление от- дельных компонентов (табл. 6).
Критические температуры и давления углеводородных
компонентов циркулирующего газа

Компонент	Tкр i, K	pкр i, МПа
Метан	190,9	4,580
Этан	305,3	4,820
Пропан	369,8	4,201
и-Бутан	408,0	3,600
н-Бутан	425,1	3,747

Энтальпии смеси углеводородных газов при температуре вхо- да и выхода из реактора и нормальном абсолютном давлении оп- ределяются по правилу аддитивности:
m
^{ H}t^i ^yi
_H ^увг_{ } i1


^t m _,
y_i
i1
где y_i – массовая доля углеводородных компонентов в циркули- рующем газе (табл. 2);
H_{t i} – энтальпия i-го компонента газа при нормальном давле- нии и температуре t (табл. 7, рис. П-6).

Таблица 7 Энтальпии углеводородных компонентов циркулирующего газа

при нормальном давлении

Компонент	Ht i, ккал/кг о о
	tвх = 520 С	tвых = 490 С
Метан	474,0	448,5
Этан	427,0	401,0
Пропан	419,5	394,0
и-Бутан	411,5	388,0
н-Бутан	417,0	391,5

Таким образом,
увг_

H
t вх
= 432,0 ккал/кг,
увг _

H
t вых
= 406,0 ккал/кг.

Результаты расчета энтальпий смеси углеводородных газов с поправками на давление можно найти в табл. 8. Поправка на дав- ление рассчитывается по методике, представленной в п. 2.2.1.

Таблица 8 Расчет энтальпий смеси углеводородных газов с поправками на
давление на входе и выходе из реактора

t, ^оС	р, МПа	^πпр	^τпр	Ht, ккал/кг	Н, ккал/кг	Ht, ккал/кг
520	4,00	0,909	2,75	432,0	- 12,5	419,5
490	3,98	0,905	2,65	406,0	- 13,4	392,6

Энтальпия бутан-бутиленовой фракции

Результат расчета энтальпии бутан-бутиленовой фракции на выходе из реактора с поправкой на давление см. в табл. 9.
Таблица 9 Расчет энтальпии бутан-бутиленовой фракции с поправкой на
давление на выходе из реактора

t, ^оС	р, МПа	^πпр	^τпр	Ht, ккал/кг	Н, ккал/кг	Ht, ккал/кг
490	3,98	1,06	1,79	391,5	- 10,7	380,8

Тепловой эффект реакции (табл. 10)

Реакции, происходящие в реакторе каталитического риформин- га, являются эндотермическими, то есть сопровождаются поглоще- нием тепла. Для сырья заданного фракционного состава принимаем удельную отрицательную теплоту реакций 60,0 ккал/кг.
Таблица 10
Тепловой баланс реактора

Поток	Количество, кг/ч	Энтальпия, ккал/кг	Тепло, Мкал/ч
Вход (tвх = 520^оС)
Сырье	41600	383,70	15962
Циркулирующий газ, в т.ч.:
а) водород	6455	1790	11554
б) у.в. газы	12245	419,5	5137
Итого:				32653

Продолжение табл. 10

Поток	Количество, кг/ч	Энтальпия, ккал/кг	Тепло, Мкал/ч
Выход (tвых = 490^оС)
Сырье (непрореаги- ровавшее)	20800	357,3	7432
Циркулирующий газ, в т.ч.:
а) водород	6455	1685	10877
б) у.в. газы	12245	392,6	4807
Риформат	17550	348,0	6107
Бутан-бутиленовая фракция	1315	380,8	502
Газы реакции, в т.ч.:
а) водород	667	1685	1124
б) у.в. газы	1268	392,6	498
Теплота реакций для прореагировавшего сырья	20800	60,0	1248
Итого:				32595

Погрешность теплового баланса реактора – менее 1%. Таким образом, принятое ранее значение температуры на выходе из ре- актора t_вых = 490^оС не требует корректировки и повторного тех- нологического расчета.

Определение размеров реактора

Определение внутреннего диаметра корпуса реактора и высоты слоя катализатора

Суммарный реакционный объем всех реакторов установки ка- талитического риформинга такой:
_V 20 _G
^с  ^c  37, 0 _м³ _,
W_о W_о  1000


4
20

c
где V ²⁰ – объемный расход сырья в жидкой фазе при 20^оС, м³/ч;
W_о – объемная скорость подачи сырья, м³/(м³·ч).
Распределение объема катализатора в реакторах установки принимаем в соотношении 0,15 : 0,35 : 0,5, таким образом, реак- ционные объемы пропорциональны принятым соотношениям и равны 5,55 м³, 12,95 м³ и 18,50 м³ для I-го, II-го и III-го реакторов, соответственно.
Рассчитываем объемную скорость паров и газов в любом се- чении реактора:
ⁿ z G V ⁰ t  273,15 p

_{V  } i i _{  } 0
, м³/с,

i1 ^M_i
3600 273,15 p

где G_i – массовый расход i-го компонента, входящего в состав парового потока, кг/ч;
M_i – молекулярная масса i-го компонента;
z_i – коэффициент сжимаемости i-го компонента; определяется по рис. П-7, в зависимости от температуры τ_пр и давления π_пр;
t – температура в сечении реактора, ^оС;
p – давление в сечении реактора, МПа;
V⁰ – молярный объем идеального газа при нормальных усло- виях, V⁰ = 22,4 л/моль;
p₀ – нормальное давление, p₀ = 0,1 МПа.
Данные расчета объемных скоростей паров на входе и выходе из первого реактора приведены в табл. 11.

Таблица 11 Расчет объемных скоростей паров на входе и выходе из первого
реактора

Компонент	G, кг/ч	M	z	^пр	^пр
Вход (tвх = 520^оС, рвх = 4,0 МПа)
Сырье	41600	123	0,82	1,33	1,4
Циркулирующий газ, в т.ч.:
а) водород	6455	2	1,0*	-	-
б) у.в. газы	12245	31	1,0	2,75	0,909
Vвх = 1,76 м^3/с
Выход (tвых = 490^оС, рвых = 3,98 МПа)
Сырье (непрореагиро- вавшее)	20800	123	0,79	1,278	1,39
Циркулирующий газ и газы реакции, в т.ч.:
а) водород	7122	2	1,0*	-	-
б) у.в. газы	13513	31	1,0	2,65	0,905
Риформат	17550	118	0,81	1,285	1,24
Бутан-бутиленовая фракция	1315	58	0,96	1,79	1,06
Vвых = 1,87 м^3/с

* При высокой температуре водород близок по своим свойствам к идеальному газу, поэтому коэффициент сжимаемости z принимается 1,0.
Таким образом, средняя объемная скорость паров в реакторе равна V_ср = 1,81 м³/с.
Принимаем допустимую линейную скорость паров в полном поперечном сечении реактора w_доп = 0,450 м/с.
Вычисляем расчетный диаметр реактора:


D_р   2, 26 _м.
Выбираем стандартный реактор, применяемый на установках каталитического риформинга, с внутренней футеровкой, без за- щитной облицовки:

• 
  внутренний диаметр корпуса 2600 мм (по металлу);
  
• 
  толщина футеровки 150 мм.
  

В итоге, внутренний диаметр проходного сечения реактора
D = 2300 мм.
Площадь полного поперечного сечения реактора S = 4,15 м², при этом средняя линейная скорость паров и газов в полном по- перечном сечении
w_ср = V_ср / S = 0,436 м/с.
С учетом объема катализатора в I-ом реакторе установки (5,55 м³) высота слоя катализатора в аппарате

^Hсл.к ^
5, 55



S
 1, 34 _м.

Определение внутренних диаметров технологических штуцеров реактора

Сначала рассчитываем внутренний диаметр входного и вы- ходного штуцера реактора.
Примем максимально допустимую линейную скорость течения потока паров и газов в штуцерах входа и выхода w_max = 30,0 м/с.
Таким образом, расчетный внутренний диаметр входного штуцера

^dвх.р
  0, 27м.

В соответствии с таблицей П-2 выбираем значение ближайше- го наибольшего номинального диаметра DN входного штуцера 300.

Аналогично для штуцера выхода получаем

^dвых.р

  0, 28м.

Принимаем DN выходного штуцера также равным 300.

Рабочие параметры реактора имеют максимальные значения на входе в аппарат – t_вх = 520^оС, р_вх = 4,0 МПа. С учетом этого, по ГОСТ 356 определяем номинальное давление PN для трубопро- водной арматуры, изготовленной их хромомолибденовой стали марки 12МХ. Для входного штуцера номинальным будет давле- ние PN 10 (100) МПа (кгс/см²). Так как температура и давление в реакторе снижаются незначительно по направлению движения потока паров и газов (t_вых = 490^оС, р_вых = 3,98 МПа), для штуцера на выходе принимаем такое же PN.
Для выбранных значений DN 300 и PN 100 по ГОСТ 33259 определяем внутренний диаметр арматурного фланца (стального приварного встык) для штуцеров входа и выхода – d₁ = 284 мм.
Фактическим внутренним диаметром входного d_вх и выходно- го d_вых штуцеров примем внутренний диаметр фланца d₁.
Аналогично определяются размеры реакторов последующих II-ой и III-й ступеней.