Изомеризация пентан-гексановой фракции

3.1.6 Расчет размеров  реактора

Диаметр реактора рассчитывается по формуле:

                                                  d=(4∙F/π)^0,5                                            (2.23),

где F- площадь поперечного сечения, м²;

Площадь поперечного сечения  реактора находится по формуле:

                                                     F=V/U                                              (2.24),

где V – секундный объем смеси паров сырья и циркулирующего газа, м³/с;

U –  допустимая линейная скорость  в реакторе, принимается равной     0,3 м/с.

Секундный объем смеси паров  сырья и циркулирующего газа рассчитывается по формуле:

                                                V= V_c + V_цг                                           (2.25),

где V_с – объем паров сырья при заданных температуре и давлении в реакторе, м³/с;

V_цг – объем циркулирующего и свежего ВСГ при тех же условиях, м³/с.

Объем циркулирующего и свежего  ВСГ находится по формуле:

                                                        V_цг=N∙G / r_t                                          (2.26),

где   N – кратность циркуляции водорода, нм³/м³;

        G – расход  сырья, кг/ч;

        r_t – плотность сырья при температуре в реакторе, кг/м³.

                                                     r_t = r₂₀ – а∙( t – 20 ) ,

где а – температурная поправка, рассчитанная по уравнению:

                                           а = 0,001828 – 0,00132 r₄²⁰                               (2.27),

а = 0,00095.

r_t = 0,666 – 0,00095∙(220 – 20) =0,476=476 кг/м³;

V_цг=600∙37764 / 476=47601 м³/ч ;

Секундный объем циркулирующего и  свежего ВСГ в условиях реактора и с учетом того, что z=1 для ВСГ  равен:

                                V=V_цг∙(t+273)∙z∙0,1/(273∙P₁∙3600)                        (2.28)

   V=47601∙(220+273)∙1∙0,1/(273∙2,5∙3600)= 0,955 м³/c ;

Объем паров сырья на входе в  реактор рассчитывается по формуле:

                      V_с=22,4∙(t+273)∙z∙0,1∙Σ(G_i/M_i)/(273∙P₁∙3600)                 (2.29),

где  t – температура начала цикла, ˚С;

       Р₁ – давление в реакторе, МПа;

       z – коэффициент  сжимаемости;

      G_i – расход сырья, кг/м³;

      М_i – молекулярная масса сырья;

По номограмме [10, рисунок 1.14] определяем псевдокритическую температуру.

Т_пс.кр.= 493 К.

Приведенная температура рассчитывается по уравнению:

                                               Т_пр=(t_о+273)/Т_пс.кр.                                                            (2.30)

Т_пр=(220+273)/493=1,00.

Псевдокритическое давление рассчитывается по формуле:

                                            Р_пс.кр.=0,1∙К∙ Т_пс.кр./М                                 (2.31).

Характеризующий фактор К и молекулярная масса сырья М рассчитаны ранее  и составляют  К=12,56; М=82,42.

Р_пс.кр.=0,1∙12,56∙493/82,42=7,51.

 

Приведенное давление:

Р_пр=Р₁/Р_пс.кр.=2,5/7,51=0,332

Зная приведенные  давление и температуру по графику [10, рисунок 1.11] найдем коэффициент сжимаемости  z:

z = 0,84

Подставляя  найденные значения в формулу (2.29) определяем объем паров сырья  на входе в реактор:

V_с=22,4∙(220+273)∙0,84∙0,1∙(37764/82,42)/(273∙2,5∙3600)=0,17 м³/c;

Подставляя  найденные значения V_с и V_цг в формулу (2.25) найдем секундный объем смеси паров сырья и циркулирующего газа:

V=0,955+0,17=1,125 м³/c;

Подставляя  найденный V найдем площадь поперечного сечения реактора:

F=1,125/0,3= 3,75 м²;

Отсюда диаметр реактора равен:

                                            d=(4∙3,75/3,14)^0,5=2,19 м.

По ГОСТу  принимаем d=3 м.

Общий объем катализатора рассчитан  ранее и равен 28,35 м³:

V_кат=28,35 м³.

Высота слоя катализатора определяется по формуле:

                                                   Н_кат= V_кат/F                                            (2.32),

Н_кат=28,35/3,75=7,56 м

Цилиндрическая высота реактора находится  по формуле:

                                               Н_ц = Н_кат∙1,5                                            (2.33),

Н_ц = 7,56∙1,5 = 11,34 м.

 

Высота реактора находится по формуле:

                                                   Н=Н_ц + d                                             (2.34),

Н= 11,34 + 3 = 13,34 м.

Приемлемость  принятой формы реактора дополнительно  проверяем гидравлическим расчетом реактора. Потери напора в слое катализатора не должны превышать 0,2 – 0,3 МПа.

3.1.7 Расчет потери  напора в слое катализатора

Потерю напора в слое катализатора рассчитывают по формуле:

     ∆Р/Н = (150 (1-ε)² 0,1 μ U / (ε³ d²)) + (1,75 (1-ε) ρ u² / (ε³ d g))     (3.35),

где ε – порозность слоя;

u – линейная скорость движения потока, фильтрующегося через слой катализатора, м/с;

d – диаметр частиц;

ρ – плотность газа, кг/м³;

g- ускорение силы тяжести, м/с².

Порозность слоя определяется по формуле

                                                ε=V_ш/V_куб                                               (2.36),

где V_ш – объем шара, м³;

V_куб – объем куба, описанного вокруг шара, м³.

 

Размеры экструдата d=2,8мм.

V_ш= 1/6∙π∙d³=1/6∙3,14∙0,0028³=11,49∙10^-9 м³.

Сторона куба, описанного вокруг шара, равна эквивалентному диаметру этого шара:

d_э=(6∙V_ш/3,14)^1/3=(6∙11,49∙10^-9/3,14)^1/3=2,8∙10^-3 м

ε=11,49∙10^-9 /(2,8∙10^-3)³=0,52

Линейная  скорость потока равна:

                                               U= 4V/π D²                                          (2.37),

                                              V = V_с + V_ц                                         (2.38),

                           V_с= G_c·z·(T_cp/273) (22,4/M)·(P_о/Р₁)                         (2.39);

где Р_о – атмосферное давление;

z – коэффициент сжимаемости (по графику в зависимости от Р_пр и Т_пр).

z = 0,84;

Т_ср = (247,42 + 220) /2 +273 = 506,71 К;

V_с = 37764·0,84·(506,71/273)·(22,4 /82,42)·(0,1/2,5) = 640,07 м³/ч =

= 0,177 м³/с;

V_ц = G_цвсг·Z_ц·((T_cp /273)·(22,4/M_ц)·(P_о/Р₁);

V_ц = 8988·1·(506,71/273)·(22,4 /5,92)·(0,1/2,5) = 2524,92 м³/ч = 0,700 м³/с;

V = 0,177 + 0,70 = 0,877 м³/с.

Таким образом, линейная скорость потока равна:

U = 4∙0,877/(3,14∙3²) = 0,124 м/с.

Динамическая вязкость смеси определяется по ее средней молекулярной массе:

                                    М_ср = (G_c + G_ц) / (G_c/M + G_ц/М_ц)                      (2.40);

М_ср = (37764 + 8988) / (37764/82,42 + 8988/5,92) = 23,65;

                                   μ = Т (6,6 – ln(M_cp)) ∙10 ^–8                                (2.41);

μ = 506,71 (6,6 – ln(23,65)) ∙10 ^–8 = 1,74 ∙ 10 ^–5;

Диаметр частиц катализатора d = 2,8 ∙ 10^-3м.

Плотность реакционной  смеси в условиях процесса

ρ=(G_с + G_ц)/(V_с+V_ц) = (37764 + 8988)/(640,07 + 2524,92) = 14,77 кг/м³;

Таким образом,

∆Р/Н=(150∙(1–0,52)²∙0,1∙1,74∙10^–5∙0,124/(0,52³∙0,0028²))+

+ (1,74∙(1–0,52)∙ 14,77∙0,124² / (0,52³∙0,0028∙9,81)) = 26,94 кгс /м² ∙м;

Следовательно перепад давления по высоте слоя катализатора:

∆Р = Н_кат∙26,94 = 7,56∙26,94 = 204,66 кгс/м².

∆Р = 0,0020 МПа.

Таким образом, потери напора в слое катализатора не превышают допустимых 0,2–0,3 МПа. Поэтому к проектированию принимают реактор цилиндрической формы с высотой и диаметром реакционной зоны 13,34 и 3,0 м соответственно.

 

 

4 ОПИСАНИЕ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ  СХЕМЫ УСТАНОВКИ

Смесь исходного  сырья из Е-1, рециркулирующего стабильного изомеризатаиз К-5 и абсорбента из А-2 с помощью насоса ЦН-1 поступает на разделение после подогрева в теплообменнике Т-1 и паронагревателе ПН-1 в колонну К-1. Из этой колонны сверху отбирается изопентановая фракция, которая поступает в на охлаждение в АВО-1. Далее в С-1 отделяем у/в газы от изопентановой фракции, подвергающейся дальнейшей ректификации в бутановой колонне К-2, где происходит отделение целевого изопентана от бутанов. Нижний продукт колонны К-1 с помощью насоса ЦН-2 поступает в пентановую колонну К-3, предварительно пройдя Т-1 для нагрева исходного сырья. Часть нижнего продукта колонны К-1 идет на орошение К-1, предварительно пройдя паронагреватель ПН-2. Из сепаратора С-1 насосом ЦН-3 часть изопентановой фракции подается на верхнее орошение колонны К-1, другая часть нагревается в теплообменнике Т-2 и поступает в колонну К-2.

Низом колонны  К-2 уходит изопентановая фракция, предварительно пройдя теплообменник Т-2, часть изопентановой фракции проходит паронагреватель ПН-3 и подается в виде орошения в колонну К-2. Верхом колонны К-2 уходит смесь у/в газов и бутановой фракции, которая поступает на охлаждение в АВО-2. Далее смесь направляется для разделения в сепаратор С-2. Далее часть бутановой фракции насосом ЦН-4 подается на верхнее орошение колонны К-2, а другая часть идет на изомеризацию.

Часть нижнего  продукта колонны К-3 проходит ПН-4 и  возвращается в колонну в виде орошения, остальная часть с помощью  насоса ЦН-5 подается в колонну К-4. Верхом колонны К-3 уходит смесь у/в  газов и пентановой фракции, которая охлаждается в АВО-3 и поступает на разделение в С-3. Далее часть пентановой фракции подается в колонну К-3 в виде верхнего орошения, другая часть с помощью насоса ЦН-6 идет для нагрева в теплооменник Т-3.

Верхом колонны  К-4 уходит смесь изогексановой фракции и у/в газов, которая охлаждается в АВО-4 и поступает на разделение в сепаратор С-4. Далее с помощью насоса ЦН-8 часть изогексановой фракции возвращается в колонну К-4 в виде верхнего орошения, другая часть в товарный бензин. Низом колонны К-4 с помощью насоса ЦН-7 уходит гексановая фракция, часть проходит ПН-5 и вовращается в колонну в виде орошения, другая часть поступает в холодильник Х-2 и подается в верхнюю часть абсорбера А-2, также часть идет на изомеризацию.

Пентановая фракция, предварительно пройдя теплообменник Т-3 поступает для нагрева в печь П-1 далее поступает в последовательные реактора Р-1 и Р-2. Далее продукты реакции проходят теплообменник Т-3 для нагрева пентановой фракции и поступают для охлаждения в АВО-5 и Х-1. Далее продукты реакции посутпают в сепаратор С-5 для разделения циркуляционного газа и жидких продуктов реакции. Циркуляционный газ далее поступает в адсорбер – осушитель ВСГ, далее с помощью газового компрессора ПК-1 подается на смешение с пентановой фракцией.

Жидкие продукты реакции из сепаратор С-5 с помощью  насоса ЦН-9 поступают в колонну  стабилизации К-5. Верхом колонны К-5 уходят газы стабилизации на охлаждение в АВО-6 и далее поступают в  сепаратор высокого давления С-6, после  чего поступают в абсорбер А-2. Верхом абсорбера А-2 уходит жирный газ на ГФУ, а низом пентан с помощью  газового компрессора поступает  на смешение с исходным сырьем.

Низом колонны  К-5 часть стабильного изомеризата проходит паронагреватель ПН-6 и подается в виде орошения в колонну К-5, другая часть проходит теплообменник Т-4 и подается на смешение с исходным сырьем.

 

 

5 КОНТРОЛЬ И АВТОМАТИЧЕСКОЕ УПРАВЛЕНИЕ ПРОЦЕССОМ

5.1 Анализ технологического процесса как объекта управления

На выход  продуктов процесса изомеризации в  основном влияют следующие параметры:

- температура;

- давление;

- объемная  скорость подачи сырья;

- кратность  циркуляции водородсодержащего  газа (ВСГ);

Процесс изомеризации – низкотемпературный, чем ниже температура, тем выше равновесный  выход изоалканов. Однако с уменьшением температуры снижается скорость основных реакций. Оптимальное значение температуры подбирается исходя из применяемых катализаторов ИПМ-02, СИ-2, и составляет для катализатора ИПМ-02 200-240 °С, для катализатора СИ-2 – 130-180 °С.

Давление  по термодинамическим соображениям не должно влиять на процесс, так как  он протекает без изменения объема. Однако с увеличением давления водорода замедляется образование олефина  на начальной стадии реакции, в результате выход изоалканов уменьшится. Давление в реакционной зоне поддерживается на уровне 2,8-3,0 МПа. Повышенное давление водорода поддерживается для уменьшения закоксовывания катализатора.

Объемная  скорость подачи влияет обратно пропорционально  температуре. Увеличение объемной скорости аналогично снижению температуры процесса. Этот параметр поддерживается в пределах 1,5 – 2 ч^-1. Расход сырья составляет 110 м³/час.

Температура газосырьевой смеси на выходе из трубчатой печи не должная превышать 300 °С.

Колонна стабилизации состоит из двух частей – К-301 и  К-303. Колонна К-301 состоит из 28 тарелок  и имеет следующие основные параметры: