Вузол підготовки сировини. Курсовая работа (т). Химия.

💣 👉🏻👉🏻👉🏻 ВСЯ ИНФОРМАЦИЯ ДОСТУПНА ЗДЕСЬ ЖМИТЕ 👈🏻👈🏻👈🏻

Вы можете узнать стоимость помощи в написании студенческой работы.


Помощь в написании работы, которую точно примут!

Похожие работы на - Вузол підготовки сировини

Скачать Скачать документ
Информация о работе Информация о работе


Скачать Скачать документ
Информация о работе Информация о работе


Скачать Скачать документ
Информация о работе Информация о работе


Скачать Скачать документ
Информация о работе Информация о работе


Скачать Скачать документ
Информация о работе Информация о работе


Скачать Скачать документ
Информация о работе Информация о работе


Скачать Скачать документ
Информация о работе Информация о работе

Нужна качественная работа без плагиата?

Не нашел материал для своей работы?


Поможем написать качественную работу Без плагиата!

«Хімічна технологія
органічних речовин»


1.2.5 Каталітичні отрути й небажані
вуглеводні


2. Характеристика сировини, допоміжних
матеріалів, продуктів виробництва


6. Технологічний
розрахунок адсорбера блоку підготовки сировини, установки ізомеризації


7. Конструктивний
розрахунок адсорбера блоку підготовки сировини установки ізомеризації


7.1.1 Розрахунок корпуса апарата на
міцність


7.2.1.1 Визначення товщини оболонки
корпуса


7.2.1.2 Визначення товщини стінки
еліптичного днища


7.2.2.1 Найбільший припустимий
діаметр


7.2.3 Визначення тиску регенерації, пробного тиску й пускового тиску при мінусовій температури


7.2.4 Розрахунок кришки на штуцері
вивантаження адсорбенту


7.2.5 Розрахунок температури
зовнішньої стінки адсорберу


Бензин відіграє
важливу роль у всіх галузях, і дивлячись на цей факт потрібно врахувати також
те, що вимоги до нього, як до продукту, а також процесу його одержання, із
часом, ростуть. Ми знаємо, що в нафті перебувають шкідливі домішки. Від цих
домішок потрібно позбавлятися, наприклад, бензол, толуол, ксилоли, сірка. А в
минулому октановим числом
в основному підвищувалося за рахунок ароматичних вуглеводнів. Тому в цей час
підвищення октанового числа бензину виробляється не в результаті збільшення в
ньому бензолу, а безпосередньо ізомеризацією нормальних парафінів.


У промисловості
установка ізомеризації входить до складу технологічного цеху №2 і призначена
для переробки гідроочищеної бензинової фракції НК-85 0 С с змістом
сірки до 0,00005% мас. (0,5 ppm) шляхом ізомеризації з метою одержання
компонента автобензина з октановим
числом по дослідницькому методі 88 пунктів.


Проект установки
виконаний ВАТ «ЛУКОЙЛ - Ростовнефтехимпроект», м. Ростову-на-Дону спільно ЗАТ
«ПМП» м. Санкт-Петербург на основі процесу «ПЕНЕКС-ДИГ» фірми ЮОП. Установка
уведена в експлуатацію в 2004 році.


Схемою
передбачена переробка гідроочищеної бензинової фракції НК-85 0 С с
подачею її на блок попереднього очищення від сірчистих сполук і осушки від
вологи, після чого фракція НК-85 0 С подається на блок ізомеризації.
Блок ізомеризації може експлуатуватися на всіх типах каталізаторів ізомеризації
відомих у світовій практиці. У цей час блок ізомеризації експлуатується на
суміші каталізаторів I-8+ і I-82 виробництва фірми ЮОП.





Процес
ізомеризації парафінових вуглеводнів призначений для підвищення октанового
числа пентан-гексанових фракцій бензинів википають до 85 0 С. Процес
ізомеризації дозволяє підвищити октанове число по дослідницькому методі (ОЧД)
легкої бензинової фракції з 70 до 84 і за рахунок залучення бічного погона
(метил пентани й n-гексан) колони деізогексанізатора (ДІГ) у сировину блоку
ізомеризації вдається підвищити ОЧІ бензинової фракції до 88-89. Реакції
ізомеризації протікають у середовищі гідрогенсодержащого газу на біфункциональних
каталізаторах фірми UOP I-8 плюс і I-82. Для створення сприятливих умов
протікання реакцій ізомеризації процес проводять у двох послідовно розташованих
реакторах з відводом тепла на виході з першого реактора.


Сировиною блоку
ізомеризації є гідро очищена бензинова фракція НК-85 0 С. Фракція
НК-85 0 С являє собою суміш, що містить наступні групи органічних
речовин: парафіни (50-70%мас.), ароматичні (5-15% мас.) і нафтенові вуглеводні
(45-15% мас.). Такий кількісний хімічний склад фракції НК-85 0 С
спричиняється низькі октановим числом, які не перевищують 70 ОЧМ. У таблиці 9
наведені показники октанового числа вуглеводнів, отримані дослідницьким (д. м.)
методом.


Процес
ізомеризації, протікає в атмосфері водню, над стаціонарним шаром суміші
каталізаторів I-8 плюс і I-82. Реакції протікають при таких робочих умовах, які
промотирують реакції ізомеризації й зводять до мінімуму реакції гідрокрекінгу.


Каталізатор I-8
плюс являє собою циліндричні экструдати, а каталізатор I-82 являє собою
трилобнєві экструдати, що містять нанесений на носій благородний метал і
компонент, що забезпечує кислотність у каталітичному змісті. Така сполука
каталізатора містить два види каталітично активних центрів.


- ізомеризуючих
і кислотних центрів, що розщеплюють, на носії.


При проведенні
процесу ізомеризації протікають наступні основні хімічні реакції:


- розмикання
кілець нафтенових вуглеводнів;


Ізомеризація
пентан-гексанових фракцій відбувається на біфункціональних каталізаторах I-8
плюс і I-82 фірми UOP у середовищі гідрогенвміщуючого газу. Реакції
ізомеризації протікають на даних каталізаторах, як на металевих центрах, так і
на кислотні. Механізм реакцій, що протікають на каталізаторі, може бути
представлений наступною схемою:


Реакції
ізомеризації парафінових вуглеводнів, які протікають на установці, показані
нижче.




Температура на
вході в реактор є головним регульованим технологічним параметром.


При збільшенні
температури в реакторі з метою збільшення ступеня перетворення сировини в ізомерізат
сполука продуктів наближається до рівноважного. При високих температурах
концентрація ізопарафінов у продукті буде знижуватися через зсув униз
рівноважної кривої, незважаючи на те, що при більше високій температурі реакції
протікають із більше високою інтенсивністю.


Використання
більше високих температур, чим це необхідно для доцільного ступеня наближення
до рівноваги, приводить до збільшення інтенсивності реакцій гідрокрекінгу.
Підвищення температур також приводить до збільшення швидкості відкладення коксу
на каталізаторі; але схильність каталізатора до утворення коксу низка, так що
звичайно до того, як виникають проблеми з утворенням коксу, збільшується
гідрокрекінг вуглеводнів. Максимально припустима температура реакції в шарі
каталізатора не повинна перевищувати 204 0 С.


На блоці
ізомеризації працюють два послідовно підключених реактори. У головному реакторі
протікає більша частина реакцій ізомеризації. У головному реакторі піддається
гідруванню весь бензол, що втримується в сировину, навіть коли каталізатор
втрачає свою активність відносно ізомеризації парафінових вуглеводнів. Відбувається
також конверсія з розривом кілець деякої кількості циклогексану й
метилциклопентану з утворенням гексаном, а також слабко протікають реакції
гідрокрекінгу вуглеводнів C 7 з утворенням вуглеводнів C 3
і C 4 . Ці три реакції (гідрування бензолу, розрив кілець нафтенових
вуглеводнів з утворенням гексанів і гідрокрекінг вуглеводнів C7) экзотермічні,
і при переробці сировини вони вносять більший вклад у ріст температури в
першому реакторі, чим реакції ізомеризації парафінових вуглеводнів, які також
экзотермічні. Сумарний тепловий ефект хімічних реакцій становить приблизно 6-8
кдж/моль і залежить від сполуки сировини.


Головний реактор
повинен працювати при температурах, при яких забезпечують максимальне змісту ізопентану
й 2,2 диметилбутану у вихідному з реактора потоці. Досяжні концентрації й
необхідна температура на виході з реактора будуть залежати від наявної
кількості активного каталізатора й від кількості циклічних вуглеводнів C6 і
вуглеводнів C 7 і більше важких, що втримуються в сировину; чим вище
концентрація таких компонентів у сировину, тим більше високі температури
потрібні. При використанні такої методики необхідна робоча температура в
системі хвостового реактора знижується, і він працює при умовах, які більше
сприяють досягненню рівноваги.





Об'ємна
швидкість це об'ємна витрата подаваного в реактор сировини, поділений на об'єм
каталізатора, що перебуває в реакторах. Розрахункова об'ємна швидкість для
експлуатації блоку ізомеризації при використанні як сировина вуглеводнів C5 і
C6 становить 1,546 ч -1 . Подальше збільшення об'ємної швидкості
приведе до одержання продукту з меншим змістом вуглеводнів ізобудування. Тому
збільшення об'ємної швидкості приводить до зниження октанового числа ізомерізату.


Об
ємна
швидкість повинна бути не менш 0,5 ч -1 для обох реакторів, тому що
подальше її зниження приводить до збільшення швидкостей реакцій гідрокрекінгу.


Процес
ізомеризації вуглеводнів C5 і C6 протікає при надлишковому тиску на виході з
реактора 3.16(
МПа).
При зниженні тиску метил циклопентан і циклогексан адсорбуються на каталізаторі
й знижують швидкість протікання реакцій ізомеризації. Зі збільшенням тиску
вплив циклічних сполук С 6 знижується. Робота при більше низькому
тиску не впливає на термін служби каталізатора, але знижує селективність
реакцій ізомеризації.


Для підтримки
активності каталізатора необхідно додавати перхлорэтілен. Блок не повинен
працювати довше шести годин без подачі перхлорэтілену. Щораз, коли
спостерігається недолік перхлорэтілену, за інших рівних умов зміст вуглеводнів ізобудови
в продукті буде знижуватися. При поновленні подачі перхлорэтілену відбувається
відновлення активності каталізатора до її попереднього рівня, але можливо, що
активність повністю не відновиться, якщо зниження активності каталізатора не є
результатом припинення подачі перхлорэтілену. Як джерело активного хлору
використається перхлорэтілен (C 2 Cl 4 ) сорту «ХЧ».


При
переробки сировини на блоці ізомеризації необхідно лімітувати зміст нижче
перерахованих речовин. Ці речовини діляться на дві основні групи: каталітичні
отрути й небажані. До каталітичних отрут ставляться речовини, які навіть у
незначних концентраціях знижують каталітичну активність каталізатора. Дія
каталітичних отрут може бути оборотне й необоротне.


Присутність
сірки в сировину в кількості перевищуючому 1ррм приводить до зниження
активності каталізатора. Таке зниження активності тимчасове, і активність
швидко відновлюється відразу ж після зниження концентрації сірки в сировину
нижче 1 ррм. Після видалення сірки із сировини необхідне збільшення температури
в реакторах для більше швидкого видалення сірки з каталізатора. При наявності
сірки в сировину підвищення температури може допомогти частково компенсувати
зниження активності каталізатора. Якщо й після підвищення температури в
реакторах робота процесу йде незадовільно, то необхідно буде провести отдувку
сірки з поверхні каталізатора за допомогою нагрітого гідрогенвміщуючого газу
(ВСГ).


Деактивація
каталізатора в результаті впливу таких сполук необоротна . Один кілограм
кисню в будь-якій формі буде дезактивіровати 100 кг каталізатора. Оксігенвміщуючі сполуки вступають у хімічну реакцію з активним хлоридом
на каталізаторі. Цей хлорид хімічно зв'язаний зі структурою окису алюмінію під
час виробництва каталізатора. Вода вступає в хімічну реакцію з каталізатором і
відщеплює HCl, хімічно зв'язується з окисом алюмінію з утворенням гідроокису
алюмінію. Що приводить до дезактивації каталізатора. Максимальний припустимий
зміст води становить 0,5 ррм.


Сполуки азоту
реагують із хлоридом у каталізаторі або з HCl з утворенням солей, які
необоротно деактивують каталізатор: заблокувавши його активні центри. Це
приводить до втрати хлоридів або порушенню розподілу потоку через відкладення
солей. Максимальний припустимий зміст сполук азоту становить 0,1 ррм.


Фтористі сполуки
є отрутою, що отруює каталізатор гідрогенвміщуючого газу о. Один кілограм фтору
буде деактивувати 100 кг каталізатора. Максимальний припустимий зміст фторидів
становить 0,5 ррм.


Блок
ізомеризації може працювати зі змістом олефінів - до 2% мас. у сировину.
Шкідливий вплив помітних кількостей олефінів пояснюється тим, що вони фізично
обволікають каталізатор після їхньої полімеризації.


Найменування сировини, матеріалів,
реагентів, каталізаторівнапівфабрикатіввиготовляємої продукції

Міждержавний державний
чи галузевий стандарт, технічні умови, чи методика

Показники,якості
обов’язкові
для перевірки (найменування і одиниця виміру)

Норма
(допустимої межі) по нормативній документації)

Область використання
(застосування)

Пентан -гексанової
фракції с УКР і УВПБ

– температура
початку перегонки, ºС

Не нормується
Визначення обов'язково

Сировина установки ізомеризації
ПИ-ДИГ/120

2 Масова
частка сірки, ppm,
не більше

3 Масова частка
азоту, ppm,
не більше

4 Масова
частка загальних хлоридів, ppm, не більше

5 Масова
частка води, ppm, не більше

6 Масова
частка металів, ppm, не більше: – меді

7 Бромні
число, г Br2 на 100 г бензину, не більше

8 Масова
частка вуглеводнів С7,%, не більше

9 Масова
частка вуглеводнів С1-С4,%, не більше

* Для
отримання компонента бензинів автомобільних не етилованих за ТУ У
23.2-00152282-001-2004

Водень
-вмісного газу з установки каталітичного реформінгу ЛГ-35-11/300-95

1. Об'ємна
частка водню,%, не менше

2. Об'ємна
частка сірководню, ppm, не більше

3. Об'ємна
частка азоту, ppm, не більше

4. Об'ємна
частка хлористого водню, ppm, не більше

5. Об'ємна
частка води, ppm, не більше

6. Об'ємна
частка оксидів вуглецю (СО СО2), ppm, не більше

7. Об'ємна
частка СО, ppm, не більше

– температура
початку перегонки, º С, не нижче

2. Октанове
число по дослідницькому методу, не менше

У ТСЦ на
компаундування товарних автобензинів

3. Тиск
насичених парів, кПа, не вище

6.
Випробування на мідній пластинці

На потреби
установки ПІ-ДІГ/120 до печі П-301

не нормується
визначення обов'язково

не нормується визначення
обов'язково

не нормується визначення
обов'язково

Щільність при робочих умовах,
кг/м3, не менше

Насипна щільність , кг/м 3
зміст платини , % мас.

Насипна щільність , кг/м 3 зміст
платини , % мас.

Насадка скрубера відхідного газу
13-V-002

Адсорбент осушувача ВСГ 13-D-003А/В

Адсорбент адсорбера сірчистих
сполук

Захист та запобігання на
винесення каталізаторів і адсорбентів

Очищення газу
стабілізації від хлористого водню

Щільність при
20 0 С, г/см3, не менше

Показник
заломлення при 20 0 С,
не менше

В'язкість
кінематична, мм2 / с, не більше

Температура
застигання, 0 С,
не вище

Температура
спалаху, що визначається в закритому тиглі, 0 С,
не нижче

Температура
самозаймання, 0 С,
не нижче

Кислотне
число, мг КОН / г масла, не більше

Колір на
колориметр, од. ЦНТЕІ (без розведення), не більше

5% переганяється при
температурі.не нижче

Щільність при 20 0 С,
г/см3, не менше

Коефіцієнт рефракції, (П020), в
межах

Температура замерзання, 0 С,
не менше

Температура спалаху у відкритому
тиглі, 0 С, не менше

Температура початку кипіння 0
С, не нижче

Установка
ізомеризації складається з наступних блоків:


Сировина -
гідроочищена пентан-гексанова фракція, із блоку вторинної ректифікації
установки надходить у вузол підготовки сировини блоку ізомеризації із
температурою 40 о С і тиском 12,5 МПа. Сировина нагрівається в міжтрубних
просторах теплообмінників Т-1 до температури 80 о С, потім Т-2 до
температури 121 о С. В теплообміннику Т-1 сировина нагрівається за
рахунок рекуперації тепла нагрітої сировини, яка виходить із адсорбера Е-3А/В,
а в теплообміннику Т-2 сировина нагрівається високотемпературним органічним
теплоносієм - маслом АМТ-300.


Нагріта сировина
надходить в апарат Е-3А/В із верху вниз. Адсорбери Е-3 А/В працюють по черзі.
Один апарат працює до тих пір, коли вміст сірки у вихідному потоці досягне 0,1
ppm мас. Якщо це настане даний апарат перемкнеться на режим регенерації, а
апарат, який знаходився на очікувані стає діючим. У режимі регенерації
регенеруючий агент поступає в адсорбер протитечією в порівнянні із сировинним
потоком, тобто знизу в верх. Регенеруючим агентом являється пари ізомеризату
нагріті до температури 316 о С. У випарнику Т-9 за рахунок тепла
водяної пари з тиском 1,2 МПа (12,0 кг/см 2 ) нагріває регенеруючий
агент, який випаровується і із температурою 152°С поступає в електричний перегрівач
Т-10, в якому він нагріваються до температури 316 о С. Перегріті пари
ізомерізату з перегрівача Т-10 з температурою316°С і тиском 0,78 МПа (7,8
кгс/см 2 ) прямують до осушувача Е-5А/В і адсорбера Е-3А/В, що
підлягає в даний момент регенерації.


Технологічною
схемою передбачено також використання перегрівача Т-10 для підігріву водню при
необхідності відпарювання сірки з каталізатора в реакторах ізомеризації.


Минуючи
додаткове очищення від сірковмісних сполук рідка сировина віддає своє тепло
свіжому сировинному потоку в трубному просторі теплообмінника Т-1,
охолоджуючись до температури 83 о С, після чого поєднується з
рецикловим потоком - бічним погоном деізогексанізатора (ДІГ). Об'єднаний
сировинний потік із температурою 93 о С охолоджується в повітряному
холодильнику ХП-4 до температури 40-55 о С и надходить в апарати
осушки рідкої сировини Е-5А/В. Але, так як адсорбер сірковмісних сполук працює
на адсорбенті, який водночас осушує сировину, тому немає потреби в апараті
осушки рідкої сировини Е-5А/В. Раніше дані апарати працювали наступним чином.




Апарати осушки
працюють послідовно, за винятком тих періодів, протягом яких вони перебувають у
режимі регенерації, коли в експлуатації залишається тільки один з них.


Пентан-гексанова
фракція надходить в апарат осушки рідкої сировини знизу, проходить у висхідному
потоці через адсорбент, що осушує, на основі молекулярних сит і виводиться
зверху. Потім через одну з ліній перемикання апаратів осушки потік
направляється в інший апарат осушки рідкої сировини й проходить через нього так
само висхідним потоком. Осушена сировина надходить у видаткову сировинну
ємність Е-6.


Через якийсь час
адсорбент у першому по ходу сировини апарату осушки насичується вологою. Необхідність
у регенерації адсорбенту в цьому апарату осушки виникає як тільки вміст вологи
у вихідному з нього потоці


досягне 1 ppm
мас.. Апарат осушки з відпрацьованим адсорбентом виводять із експлуатації,
закривши відповідні запірні арматури. Другий підключений послідовно апарат
осушки стає тепер єдиним працюючим апаратом осушки рідкої сировини.




Таблиця
апаратів технологічної схеми блоку підготовки сировини установки ізомеризації




Для розрахунку
матеріального балансу установки ізомеризації потрібно позначити вхідні і
вихідні потоки даної установки. На рис. 5.1 показані вхідні і вихідні потоки
установки ізомеризації (дана принципіальна схема включає тільки ті апарати, в
які приходить або з яких виходить потік).




Рис. 4.1
Матеріальні потоки установки ізомеризації




G o –
сировина, -
сировина очищена від сірковмісних сполук, G 1 – об’єднаний потік
сировини і рециклового потоку G 6 , G 2 – гази стабілізації,
G 3 – стабільний ізомеризат, G 4 – товарний ізомеризат, G 5
– товарний ізомеризат із потоком сірковмісних сполук G 7 , G 8
– боковий погін колони ДІГ.


З рис. 4.1
видно, рівнянням матеріального балансу установки можна представити у даному
вигляді:




Приведемо дані
про склад потоків по концентраціям речовин, які находиться в потоці [12].
По потоку G o :









Склад сировини,
яка поступає в установку ізомеризації


Склад сировини і
об’єднаного рециклового потоку


Склад кубового
потоку колони стабілізації ізомеризату


На установку подається
також водневмісний газ, але ми ним знехтуємо.


Для визначення
потоків G 2 , G 4 , G 5 , G 8 , G 7
використаємо наступні формули




де G i
– один із множин потоків m,
який утворився з основного потоку G, кг;


 – концентрація компоненту j
із
n компонентів
в потоці i,
долі.


Для розрахунку
кількості сірковмісних сполук потрібно лише визначити масу
цих
сполук, яка адсорбується адсорбентом:




де G S
– маса сірковмісних сполук, адсорбентом;


 – різниця концентрацій до і
після адсорбера сірковмісних сполук.


Оскільки , то знайдемо потік
товарного ізомеризату G 5 із потоком сірковмісних сполук G 7 за
формолою:




Отже, масовий
потік газу стабілізації:
де – коефіцієнт
0,85 враховує ре циркулюючий потік, який становить 15% основного потоку.


масовий потік
товарного ізомеризату із потоком сірковмісних сполук:




масовий потік
бокового погону колони ДІГ:


Кількості сірковмісних
сполук що адсорбується


Масовий потік
товарного ізомеризату G 5 із потоком сірковмісних сполук G 7 за
формолою:


Зробимо
перевірочний розрахунок по матеріальному балансу, який включає тому, щоб вхідні
масові потоки були рівні вихідним масовим потокам. Отже, перевірочний
розрахунок проводимо за допомогою формули 4.1:


Отже, як ми
бачимо існує різниця в = .


Це пояснюється
тим, що ми прийняли деякі припущення і знехтували водневмісним газом, який є
невід’ємною частиною процесу.


Зведемо
матеріальний баланс установки в таблицю 4.7.




Матеріальний
баланс установки ізомеризації


При розрахунку
теплового балансу реактора визначають кількість тепла,що
надходить і йде з реакційною сумішшю, витрати тепла на реакцію й тепловтрати через
стінку. За даними теплового балансу визначають
температуру потоку, що йде,
що необхідно для розрахунку наступних апаратур. Почнемо з оцінки тепловтрат ,
тому що вони мають самостійне значення.




5.1 Розрахунок
тепловтрат через стінку




Метою розрахунку
є перевірка ефективності ізоляційного матеріалу й визначення зміни температури
в реакторі за рахунок тепловтрат . Розрахунок ґрунтується на визначенні
коефіцієнта теплопередачі через стінку (k t )
і поверхні теплопередачі (S t ).
Кількість тепла,переданого навколишньому середовищу за одиницю часу , становить
Q T =k t ∙S t ∙∆T ср ,
(5.1)


де ∆T ср -
середня різниця температур реакційної суміші (Т СМ ) і зовнішньої
температури (Т Н ).


Значення k t
розраховують
по відомому співвідношенню




де -а 1 і
а 2 -коєфициєнти теплопередачі від потоку реагуючої суміші до стінки
реактора й від стінки до зовнішнього середовища ,а δ і
і λ і -
товщина й коефіцієнт теплопровідності і- шару стінки. Стінка
реактора звичайно тришарова :внутрішня футеровка (асбоцемент),метал(сталь)
ізовнішня ізоляція (азбест). Товщина
шару металу визначається тиском у реакторі й становить 3-7мм, товщина
ізоляційного й футеровочного шарів близька до 5 мм. Значення λ для сталі ,асбоцемента
й азбесту становлять 162, 2,2
i 0,5
кДж/(м∙год∙К) відповідно[2],
а 1 і а 2 розраховують по емпіричних
формулах;для режиму промислового реактора вони рівні 36,1
i 1,2
кДж/(м 2 ∙год∙К). Тоді K t
складе:


І навіть при
максимальної ∆Т ср =450 К маємо




Q т =(2πRH+4πR 2 )∙0.891∙450=2518RH+5036
R 2
кДж/год




де R-
радіус реактора ,а H-його
висота.


При розрахованих
нижче розмірах реактора тепловтрати ( Q т )
кладе 25.2∙10 3 кДж/год,
що значно менше тепловбирання за рахунок реакції. Співвідношення тепловтрат
через стінку й тепловбирання за рахунок реакцій не перевищує 0.005 (0.5%).Це
означає ,що
промисловий реактор ізолюється досить ефективно .


Розрахуємо тепер,наскільки
впаде температура в реакторі за рахунок тепловтрат у навколишнє середовище .
Позначимо цю величину ∆Т т . Якщо G o ,с ро
і с р ur -
масові потік і теплоємність вуглеводнів і циркулюючого газу, а α-масове співвідношення
циркулюючого газу й вуглеводнів ,то маємо:Q т =(G o ∙c po +G o ∙
α∙c pur )
∆Т т




Для величин ,наведених
у технологічному розрахунку,
маємо ∆Т т < 1 0 С,тобто
тепловтрати мало міняють температуру в реакторі, і
при розрахунках основного процесу можна вважати промисловий реактор
адіабатичним.


Розрахунок
кількості тепла ,що надходить і йде з реакційною сумішшю,і теплоти реакції


Кількість тепла
потоку реагентів (Q п1 )
розраховують по масі (Gі)
і тепломісткості(q i )
компонентів потоку на виході при температурі Т о :


Q п1 =∑
Gі q i =(∑
Gі с рі )Т о (5.3)




Gі
наведені в таблицях 4.1 і 4.2; величина q i
і с рі визначають як функції критичних
параметрів (Т к і р к ) і масових часток (Z‴ 1 ,)
компонентів:




q i =f 1 (T k 1, p k 1, Z‴ 1 )
на основі таблиць і номограм.




Спочатку
розраховують(Q n 1 )
для вхідного потоку (приблизно 50∙10 6 кДж/год


[2]).
Потім,задаючись теплотою реакції на одиницю маси сировини, розраховують
тепловіділення за рахунок реакції(Q р ).Оскільки
тепловтрати через стінку відносно малі, приймаємо :




Тут Q n 2 -кількість
тепла, виносимо газо-продуктивим потоком. Знаючи Q n 2 ,далі
підбором визначають температуру вихідного потоку (Т в ), для якої
виконується умова : Q n 2 =(∑
Gі с рі )Т в.


Такий метод
визначення Т в є наближеним не враховуюче одночасне протікання
ізомеризації й гідрокрекінгу.







6.
Технологічний розрахунок адсорбера блоку підготовки сировини установки
ізомеризації




Як було
зазначено вміст сірки в сировині для подачі її в реактор повинен бути менш ніж
0,1 ppm [див. розділ 1].


Розрахуємо
об’ємну подачу рідкої сировини:




де G С
— масова витрата сировини, вона складає 70.5·10 6
кг/рік [див. вихідні дані];


ρ — густина
рідкої сировини, вона дорівнює 677 кг/м 3 [див. розділ №3];


8000 – кількість
годин на протязі одного року.


Для розрахунку
адсорбера потрібні характеристики адсорбенту АКГ-981, які приведені нижче [9]:


– насипна
густина ρ н : 810 кг/м 3 ;


– питома
поверхня f= 370,37 м 2 /м 3 .


Наступні
характеристику будуть представлятись по мірі розрахунку.


Оскільки
проектується адсорбер вхід сировини, в який здійснюється зверху,


можна не
хвилюватися про швидкість потоку в апараті, оскільки винесення адсорбенту під
дією швидкості винесення неможливе.


Але швидкість
повинна бути в розумних межах, оскільки при її збільшенні збільшується гідравлічний
опір в квадратній пропорційності.


Тривалість Т
повного циклу в адсорбері с нерухомим зернистим шаром адсорбенту (як і в
другому адсорбері періодичної дії) складається із часу адсорбції , часу десорбції , на протязі якого
через адсорбент будуть продувати регенеруючий агент, і часу охолодження
адсорбенту (також в цей час може ввійти час сушки, але в нашому випадку, дану
операцію проводити не доводиться) . Величини і визначаються дослідницьким методом, а їх сума
складає тривалість допоміжних операцій:




Оскільки в нас
непереривний процес на установці, тому ми проводимо адсорбцію з декількох
адсорберів періодичної дії, в яких поперемінно відбувається адсорбція і
допоміжні операція (десорбція і охолодження). Для здійснення описаного вище
візьмемо два адсорбера. Для роботи таких установок необхідне виконання
наступної умови:




Умовимось
діаметром адсорбера D=1,4 м, і розрахуємо фіктивну швидкість суміші:




де V – об’ємна
подача сировини (формула 6.1), м 3 /с;


Відомо, що час
який затрачується на десорбцію 1 м 3 адсорбенту, при фіктивній
швидкості 0,08 м/с регенеруючого агенту з температурою 300 о С,
становить 15,8 години [9].


По ізотермі
адсорбції рис. 6.1 при Y 1 =0,0000105 кг/кг сировини [див. розділ №3],
рівноважна концентрація сірковмісних сполук і вологи в адсорбенті буде Х * =0,024
кг/кг адсорбенту [9]. Приймаємо насичення начального перерізу шару Х н =0,98·Х * =0,98·0,024=0,02352
кг/кг адсорбенту.


Визначаємо
тривалість насищення шару адсорбенту висотою 1 м по рівнянню (коефіцієнт поглинальної дії):




Знаходимо час , на протязі якого
насичується початковий переріз шару. Використовуючи формулу:




де К –
коефіцієнт масопередачі, кг/м 2 ·с·кг/кг;


f – питома
поверхня адсорбенту, м 2 /м 3 .


Інтеграл правої
частини рівняння (6.7) визначається графічно і представляє собою


площу, обмежену
кривою ,
абсцисою Х Н і крайніми ординатам.


Для рішення
інтегралу приймемо ряд похідних значень Х (менше Х н =0,02352 кг/кг
адсорбенту).По ізотермі адсорбції рис. 6.1 визначаємо значення точок
рівноважної концентрації , які відповідають кожній величині Х, і будуємо
графік залежності від Х на основі отриманих даних, приведених в
таблиці 6.1:




Площа обмежена
кривою, віссю абсцис і крайніми ординатами, проведеними (див рис. 6.2), складає
405,7 см 2 . Враховуючи масштаб будування графіка:







Тепер визначимо
коефіцієнт масопередачі від сировинної суміші до адсорбенту при температурі 80 о С,
оскільки саме при цій температурі буде працювати адсорбер [див. розділ 1], по
формулі:




Визначимо
еквівалентний діаметр шару адсорбенту:




Масова швидкість
сировинної суміші складає:




де – густина
сировинної суміші, кг/м 3 [див. розділ 3]


де – в’язкість
сировинної суміші (1,69·10 -3 Па·с) [12].


Коефіцієнт
дифузії сірковмісних сполук при 0 о С складає:


Визначимо
коефіцієнт дифузії сировинної суміші при тиску Р=1,25 МПа:




Знаходимо
значення дифузійного критерію Прандтля:




В відповідності
знайдемо дифузійний критерій Nu’:




Визначимо число
одиниць переносу графічним методом, допускаючи концентрацію сірковмісних сполук
в кінці шару Х с =0,001 кг/кг адсорбенту.


Визначаємо
значення в
границі зміни Х від Х н =0,02352 кг/кг адсорбенту до Х с =0,001
кг/кг адсорбенту (табл. 6.2).


Методом
графічного інтегрування визначаємо за рис. 6.3 число одиниць переносу.




Число одиниць
переносу
становить: n=5,1.


Знаходимо висоту
Н о шару адсорбенту, який працює до моменту :




Визначаємо
тривалість адсорбції при умові, що висота шару адсорберу буде становити 2,1м:




τ = τ 0
+ κ (Η - Η 0 )=109,2+315538,12∙(2,1-0,0765)=635223с




τ
доп =15,8∙3,2=50,56 години або 2 доби
та 2 години


Втрату
напору розраховують по формулі:




и
— лінійна швидкість руху потоку, який фільтрується через шар адсорбенту,
м/с;


d
— середній діаметр зерен адсорбенту,
дорівнює 0,004 м;


g
— прискорення сили тяжін
  Курсовая работа (т). Химия.
Основные Операции Техники Лабораторных Работ
Дипломная работа по теме Межличностные коммуникативные связи и эффективность управления персоналом
Социология Рефераты Бесплатно
Реферат: Кризис родового строя и возникновение холопства на Руси конца Х- начала XI века. Скачать бесплатно и без регистрации
Реферат: Разграничение косвенного умысла и преступного легкомыслия
Ван Гог Реферат Кратко
Реферат: Большой теннис 2
Реферат по теме Современные тенденции развития международных отношений
Реферат: Направление реформирования образования в России
Курсовая работа по теме Исследование серых лесных почв
Особенности Регулирования Труда Медицинских Работников Реферат
Дипломная работа: Связь субъективной оценки сновидений с психофизиологическими и личностными особенностями в состоянии нормы, стресса и патологии. Скачать бесплатно и без регистрации
Объем Сочинения В 4 Классе
Курсовая работа: Проведение аудиторской проверки операций по прочим счетам в банке ООО "Эфес"
Реферат: Private label: золотое дно. Скачать бесплатно и без регистрации
Курсовая работа по теме Опалення та вентиляція житлової будівлі
Контрольная работа по теме Международные стандарты финансовой отчетности
Контрольная работа: Многозначность понятия культура 2
Контрольная работа по теме Бетоносмеситель гравитационного перемешивания. Автоподъемник. Многоковшовый экскаватор
Курсовая работа по теме Разработка школьной компьютерной сети
Реферат: The Afterlife
Реферат: Шеллинг Фридрих Вильгельм
Сочинение: Почему Н.А. Добролюбов назвал характер Катерины cильным русским характером