Реферат: Проект установки процесса гидроочиски дистилятного сырья дизельного топлива мощностью по сырь

ФЕДЕРАЛЬНОЕ АГЕНТСТВО ПО ОБРАЗОВАНИЮ

ГОСУДАРСТВЕННОЕ ОБРАЗОВАТЕЛЬНОЕ УЧРЕЖДЕНИЕ ВЫСШЕГО ПРОФЕССИОНАЛЬНОГО ОБРАЗОВАНИЯ

«ТЮМЕНСКИЙ ГОСУДАРСТВЕННЫЙ НЕФТЕГАЗОВЫЙ УНИВЕРСИТЕТ»

ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ ИНСТИТУТ

Кафедра химии и технологии нефти и газа

ПОЯСНИТЕЛЬНАЯ ЗАПИСКА

к курсовому проекту по дисциплине «Химическая технология топлив и углеродных материалов »

на тему «Проект установки процесса гидроочиски дистилятного сырья (дизельного топлива) мощностью по сырью 800т.т./год. Реактор процесса гидроочистки. »

Выполнил: студент гр. ХТТ-01-1

Барабаш Е.В.

Проверил: Дроздова С.Н.

Тюмень 2005г.

Реферат

Пояснительная записка к курсовому проекту содержит, 1 рисунок, 5 таблиц, 5 источников.

Объектом проектирования является реактор процесса гидроочистки. Мощность установки составляет 800 тыс. т/год.

Цель проекта – выполнить технологический и гидравлический расчёт реактора.

В результате проведенного расчета получили, что для установки мощностью 800 тыс. т/год потребуется реактор: диаметр 2,1 метров, высота 4,2 метра.

Содержание.

Перечень единиц, используемых в проекте, в системе СИ……………………4

Введение…………………………………………………………………………..5

Перечень единиц, используемых в проекте, в системе СИ

Введение

Гидроочистка проводится с целью удаления из нефтяных фракций таких нежелательных компонентов как сера, азот, кислород и металлорганические соединения, а также для гидрирования олефинов и диеновых углеводородов.

Сырьем гидроочистки может быть бензиновая фракция прямой перегонки нефти термического коксования, керосино газойливые фракции прямой перегонки и деструктивного происхождения, а также вакуумрыйгазойль.

Принципиальная технологическая схема гидроочистки практически одинакова для всех видов перерабатываемого сырья.

Схема установки гидроочистки дизельного топлива:

1 — печь; 2 — реактор; 3 — теплообменники; 4 — холодильник; 5 — газосепаратор высокого давления; 6 — абсорбер для моноэтаноламиновой очистки циркулирующего водородсодер-жащего газа; 7 — циркуляционный компрессор; 8 — газосепаратор низкого давления; 9 — абсорбер для моноэтаноламиновой очистки углеводородного газа; 10 — колонна регенера­ции моноэтаноламина (десорбер); 11 — колонна отгонки бензина;

I — свежий водородсодержащий газ; II — сырье; III— отдув (водородсодержащий газ); IV — углеводородный газ; V — сероводород; VI — бензин; VII — дизельное топливо гидроочищенное

1.Литературный обзор.

1.1 Химизм реакций гидрогенолиза гетероорганических соединений сырья.

Гидрогенолиз гетероорганических соединений в процессах гидрооблагораживания происходит в результате разрыва связей C-S, C-N,С-О и насыщенияводородом образующихся гетероатомов и двойнойсвязи у углеводороднойчасти молекул нефтяного сырья. При этом сера, азот и кислород выделяются в виде соот­ветственно H₂ S, NH₃ иH₂ O. Содержащиеся в сырье непредельные гидрируютсядопредельных парафиновых углеводородов. В за­висимости от и процессов возможны частичное гидрирование и гидрокрекинг полициклических ароматических и смолисто асфальтеновых углеводородов. Металлоорганические соединения сырья разрушаются, и выделяющиеся металлы отлагаются на катализаторе.

Гидрогенолиз сераорганических соединений.

Меркаптаны гидрируются до сероводорода и соответствующего углеводорода:

RSH + H₂ → RH + H₂ S

Сульфиды гидрируются через образование меркаптанов:

RSR + H₂ → RSH + R^l H R^l H + RH + H₂ S

Дисульфиды гидрируются аналогично:

RSSR^l + H₂ → RSR + R^l SH RH + R^l H + 2H₂ S

Циклические сульфиды, например тиофан и тиофен, гидрируются с образованием соответствующих алифатических углеводородов:

Бенз- и дибензтиофены гидрируются по схеме:

Гидрогенолиз азоторганических соединений.

Азот в нефтяном сырье находится преимущественно в гетероциклах в виде производственных пиррола и пиридина. Гидрирование их протекает в общем аналогично гидрированию сульфидов:

Гидрогенолиз кислородсодержащих соединений.

Кислород в топливных фракциях может быть проедставлен соединениями типа спиртов, эфиров, и нафтеновых кислот. В газойлевых фракциях и нефтяных остатках кислород находится в основном в мостиковых связях и в циклах полициклических ароматических и смолисто-асфальтеновых соединений нефти.

При гидрировании кислородных соединений образуются соответствующие углеводороды и вода:

1.2 Термодинамика и кинетика гидрогенолиза гетероорганических соединений сырья.

В таблице 1 представлены термодинамические данные для реакций гидрогенолиза некоторых серо- и кислородсодержащих органических углеводородов.

Как видно из этих данных, реакции гидрогенолиза гетероатомных углеводородов экзотермичны и протекают либо без изменения объема или в случае гидрогенолиза непредельных гетероорганичес­ких соединений (как, например, производных тиофена) - с умень­шением объема и более высоким экзотермическим эффектом. Сле­довательно, реакции гидрогенолиза всех без исключения гетероор­ганических соединений являются термодинамически низкотемпера­турными. Давление либо не оказывает влияния на равновесие газо­фазных реакций, либо благоприятствует образованию продуктов гидрогенолиза.

Таблица 1.

Тепловой эффект и константы равновесия (Кр) реакций гидрогенолиза некоторых гетероорганических соединений (данные Ю.М.Жорова)

Из табл. 1 следует, что с повышением температуры констан­ты равновесия реакций гидрогенолиза уменьшаются, особенно силь­но для тиофена и его производных. Тем не менее в интервале темпе­ратур, представляющем практический интерес, равновесие реакций практически нацело смещено вправо для всех гетероорганических соединений, за исключением тиофенов, для которых термодинами­ческие ограничения все же ощутимы и их гидрирование следует про­водить при пониженных температурах на высокоактивных катали­заторах.

Требуемая применительно к современным процессам каталити­ческого риформинга глубина очистки от серы до остаточного ее со­держания в гидрогенизате ≈1∙10^-6 для прямогонных бензинов с ис­ходным содержанием серы (200-1000) млн^-1 составит 99,8%. Таким образом, для обеспечения таковой глубины гидрогенолиза требует­ся проведение процесса при температурах ниже 350 °С.

На кинетику реакций гидрогенолиза сильное влияние оказы­вают тип и строение гетероорганических соединений. Скорость гид­рогенолиза в общем возрастает в ряду тиофены < тиофаны < сульфиды < дисульфиды <меркаптаны. С увеличением числа ароматических и циклопарафиновых колец в молекуле сероорганического соедине­ния его реакционная способность относительно гидрогенолиза пада­ет. Так, относительная скорость гидрогенолиза при идентичных ус­ловиях для тиофена, бензтиофена и дибензтиофена составляет соот­ветственно 2,9; 2,8 и 1,0.

При одинаковом строении реакционная способность относи­тельно гидрогенолиза понижается в ряду гетероорганических со­единений: сероорганические < кислородоорганические < азотор-ганические.

Среди азотсодержащих углеводородов циклические соединения подвергаются гидрогенолизу значительно труднее, чем содержащие азот в аминогруппах.

Скорости реакций обессеривания нефтяных фракций удовлет­ворительно описываются формальным кинетическим уравнением типа

где Р_s и Р_{H 2} - парциальные давления сернистых соединений и во­дорода.

При гидрогенолизе индивидуальных сероорганических соедине­ний и обессеривании узких нефтяных фракций порядок гидрообес-серивания по сере обычно составляет п,= 1. При гидрообессерива-нии сырья широкого реакционного состава вследствие содержания в нем сернистых соединений, сильно различающихся по реакционной способности, кинетический порядок по сере может изменяться от 1 до 2 и более.

Порядок реакций гидрообессеривания по водороду (п₂ ) может быть также различным в зависимости от свойств сырья и условий процесса. По мере роста парциального давления водорода (Р_н2 ) в газофазных процессах гидрооблагораживания n₂ может изменяться от 1 до 0 в интервале Р_н2 от 0,1 до 3,5 МПа (то есть в зависимости от степени насыщения водородом поверхности катализатора). В жидкофазных процессах, в которых лимитирующей гидрообессеривание стадией является транспортирование водорода через пленку жидко­сти к поверхности катализатора, гидрогенолиз протекает по перво­му порядку по водороду вплоть до давлений =10 МПа.

Кинетическими исследованиями установлено, что кажущаяся энергия активации гидрообессеривания нефтяного сырья на алюмокобальтмолибденовом катализаторе в интервале температур 340 -425 °С составляет 46 - 88 кДж/моль (11-21 ккал/моль). [2]

1.3. Катализаторы гидрогенизационных процессов

Катализаторы гидрогенизационных процессов можно разделить на три группы:

металлы — платина, палладий и никель в чистом виде или на носителях, применяются в реакциях насыщения непредельных и ароматических углеводородов, используются в низкотемператур­ных процессах, сырье не должно содержать примесей, являющихся каталитическим ядом (особенно серы);

окислы и сульфиды металлов (возможны их сочетания) на ки­слотных носителях — окисях алюминия, магния или кизельгуре, применяются главным образом в реакциях насыщающего гидриро­вания в присутствии потенциальных каталитических ядов;

окислы и сульфиды металлов (возможны их сочетания) на кис­лотных носителях — алюмосиликате, магнийсиликате, окиси алю­миния (кислотной) или активированной глине; применяются для проведения реакции гидроизомеризации и гидрокрекинга.

Активность металлов в некоторой степени зависит от их элек­тронных свойств. Большинство из них представляет собой элемен­ты VI и VIII групп периодической системы Д. И. Менделеева (хром, молибден, вольфрам, железо, кобальт, никель, платина и палла­дий). В некоторых случаях сульфиды и окислы в свободном состоя­нии (без носителей) обнаруживают кислотные свойства. Примером может служить дисульфид вольфрама, обладающий каталитической активностью в реакциях насыщения кратных связей. Так как серосо­держащие соединения присутствуют практически в сырье всех видов, следует применять серостойкие катализаторы — сульфиды метал­лов. В большинстве современных процессов в качестве катализато­ров используют кобальт или никель, смешанные в различных соот­ношениях с молибденом на пористом носителе (в основном окиси алюминия). Иногда применяют сульфидный никельвольфрамовый катализатор. Обычно катализаторы выпускают в окисной форме; при гидрогенизации сернистого сырья окиси кобальта (или никеля) и молибдена полностью или частично переходят в сульфидную фор­му. Часто после загрузки катализатор «осерняют» предварительной обработкой сероводородом или легкоразлагающимися серосодер­жащими соединениями в смеси с водородом.

Кобальтомолибденовые или никель-молибденовые катализаторы на окиси алюминия, а также смешанные катализаторы работают 2—3 года. Так как активность их снижается в основном в резуль­тате отложения кокса в порах, то регенерацию проводят путем вы­жига кокса. Особенностью катализаторов гидрокрекинга является их гидрирующая, крекирующая и изомеризующая активность в при­сутствии серо- и азотсодержащих соединений, как правило, присут­ствующих в сырье. Поэтому в состав катализаторов могут входить лишь немногие окислы.

Катализаторы для первой ступени или для одноступенчатого гидрокрекинга обычно содержат окислы никеля (или кобальта), вольфрама (или молибдена) и кристаллические формы окислов кремния и алюминия. Иногда для усиления деструкции вводят га­логен. Катализаторы для второй ступени гидрокрекинга при пере­работке очищенного сырья (содержание серы не более 100-10^-4 и азота менее 1∙10^-4 ) могут не содержать молибдена (или воль­фрама), но вместо никеля содержат драгоценные металлы (палла­дий или платину). Катализаторы для первой ступени или для одно­ступенчатого процесса должны быть особенно стойкими к катали­тическим ядам, чтобы их можно было использовать на неочищен­ном сырье. Необходимо также, чтобы размеры пор катализатора соответствовали размерам молекул перерабатываемого сырья.

В ряде процессов гидрокрекинга в качестве носителя используют цеолиты (молекулярные сита), гидрирующим компонентом иногда служит палладий. При применении цеолита гидрирующую актив­ность можно регулировать, изменяя количество каталитически ак­тивного металла, вводимого (ионный обмен) вместо натрия в ре­шетку цеолита. Наносимый осаждением палладий распределяется в виде частиц атомных размеров. Эта особенность в известной сте­пени уменьшает действие каталитических ядов (серо- и азотсодер­жащих соединений) в тяжелом сырье и позволяет проводить кре­кинг такого сырья при более низких температурах.

Реакции конденсации ароматических углеводородов с непре­дельными, так же как реакции уплотнения углеводородов, тормо­зятся в присутствии водорода. Увеличивая скорость гидрирования непредельных углеводородов по сравнению со скоростью их кон­денсации с ароматическими углеводородами или полимеризации, можно снизить образование кокса. Для этого необходимо повышать парциональное давление водорода (и общее давление в системе) и применять специальные катализаторы. Однако даже при давлении 15—20 МПа (150—200 кгс/см² ) полностью подавить реакции коксообразования не удается, и процесс приходится вести с периодиче­ской регенерацией катализатора. При общем давлении выше 30 МПа (300 кгс/см² ) процесс гидрокрекинга можно проводить без окислительной регенерации катализатора. [4]

2. Исходные данные.

1. Производительность установки по сырью G = 800 т тон/год.

2. Характеристики сырья :

- фракционный состав (200 – 350)⁰ С.

- Плотность ρ₀ = 850,0 кг/м³ .

- Содержание серы S₀ = 0,8 .

- Сульфидной серы S_c = 0,35.

- Дисульфидной серы S_с = 0,45.

- содержание непредельных углеводородов 10 % (масс).

3. Остаточное содержание серы в очищенном Дизельном топливе S_к = 0,05 % (масс), т.е. степень, или глубина гидрообессеривания должна быть 99,9%.

4. Гидроочистка проводится на а люмокобольтмолибденовом катализаторе при давлении Р = 4 МПа, кратности циркуляции водородсодержащего газа к сырью χ = 400 нм³ /м³ .

5. Кинетические константы процесса k₀ = 4,62∙10⁶ , Е = 67040 кДж/моль, n = 2.

3. Технологический расчет.

3.1. Выход гидроочищенного топлива.

Выход гидроочищенного дизельного топлива В_д.т. , % (масс) на исходное сырье равен:

В_д.т. = 100 – В_б – В_г – ΔS

Где В_б , В_г , Δ S – выход бензина, газа и количество удаленной из сырья серы соответственно на сырье, % (масс).

В_б = ΔS = 0,75 % (масс)

В_г = 0,3 ΔS = 0,225 % (масс)

Тогда выход гидроочищенного дизельного топлива будет равен

В_д.т. = 100 - 0,75 – 0,225 – 0,75 = 98,275

3.2 Расход водорода на гидроочистку.

Расход водорода на гидрогенолиз сероорганических соединений находим по формуле:

G₁ = mΔS

Где G ₁ – расход 100%-го водорода, % (масс) на сырье;

Δ S – кол-во серы удаляемой при гидроочистке, % (масс) на сырье;

m - коэффициент, зависящий от характера сернистых соединений;

G₁ = 0,35∙0,125 – 0,45∙0,0938 = 0,086

Расход водорода на гидрирование непредельных углеводородов равен:

G₂ =

Где G ₂ - расход 100%-го водорода, % (масс) на сырье;

ΔС_Н - разность содержания непредельных углеводородов в сырье и гидрогенизате, % (масс) на сырье, считая на моноолефины;

М – средняя молекулярная масса ;

Среднюю молекулярную массу сырья рассчитываем по следующей эмпирической формуле:

М =

d¹⁵ ₁₅ = ρ₄ ²⁰ + 5∙а = 0,850 + 5∙0,79886 = 0,854 [3]

М =

Принимая, что степень гидрирования непредельных углеводородов и гидрогенолиза сернистых соединений одинакова, находим:

G₂ =

Мольную долю водорода, растворенного в гидрогенизате, можно рассчитать из условий фазового равновесия в газосепараторе высокого давления:

χ^l H₂ =y^l H₂ /K_p =0.8 / 30 = 0,027

где y^l H ₂ χ^l H ₂ – мольные доли водорода в паровой и жидкой фазах;

K_p – константа фазового равновесия ;

Потери водорода от растворения в гидрогенизате G₃ (% масс) на сырье составляют:

G₃ =

Кроме этих потерь имеют место потери водорода за счет диффузии водорода через стенки аппарата и утечки через неплотности, так называемые механические потери. Механические потери G₄ (% масс) на сырье равны:

G₄ =χ∙0,01∙М_н2 ∙100 / (ρ∙22,4)

где χ – кратность циркуляции водородсодержащего газа, нм³ /м³ ;

ρ – плотность сырья, кг/м³ .

G₄ = 400∙0,01∙2∙100 / (850∙22,4)=0,0,42%

3.3 Потери водорода с отдувом.

Общий расход водорода при гидроочистке с учетом газа отдува составит:

Расчет ведем на 100 кг. исходного сырья.

Количество абсорбированного компонента i в кг на 100 кг гидрогенизата равно:

Количество абсорбированного компонента i (v_i , м³ на 100 кг гидрогенизата) составляет:

Таблица 2.

Состав водород содержащего газа.

Подставляя в это выражение соответствующие значения χ^l _i = y^l _i /K_pi , получим объем каждого компонента, растворенного в гидрогенизате:

Суммарный объем абсорбированных газов будет равен ∑v_i =2,014 м³ .

Балансовый объем углеводородных газов, поступающих в газосепаратор составляет:

V₀ (1-y₀ ⁱ )+V_г.к. ≤V_а

4,34 (1-0,65) + 0,33 = 0,98 _. ≤V_а

Поскольку требование уравнения выполняется, возможна работа без отдува частиц циркулирующего ВСГ. Таким образом, общий расход водорода в процессе гидроочистки будет складываться из водорода, поглощаемого при химической реакции, абсорбируемого в сепараторе высокого давления и механически теряемого:

Расход свежего ВСГ на гидроочистку равен:

3.4 Материальный баланс установки.

Рассчитываем выход сероводорода:

Таким образом балансовым сероводородом поглощается 0,05% (масс) водорода (1,91-1,80=0,11%)

Количество водорода, вошедшего при гидрировании в состав дизельного топлива, равно:

G₁ + G₂ – 0,05 = 0,086 +0,084 – 0,05 = 0,12 % (масс)

Уточненный выход гидроочищенного дизельного топлива

98,275 + 0,12 = 98,395% (масс)

Выход сухого газа, выводимого с установки, складывается из углеводородных газов, поступающих со свежим ВСГ, газов, образующихся при гидрогенолизе, а также абсорбированного гидрогенизатом водорода:

0,82∙(1-0,29) + 0,21 + 0,026 = 0,8182 % (масс)

На основе полученного материального баланса проводим расчет реакторного блока установки гидроочистки.

2.5 Материальный баланс установки гидроочистки.

Установка работает 340 дней в году.

3.6 Материальный баланс установки реактора гидроочистки.

В реактор поступает сырье, свежий водород содержащий газ (ВСГ) и циркулирующий водород содержащий газ (ЦВСГ).

Таблица 3.

Состав ЦВСГ.

Средняя молекулярная масса ЦВСГ М_ц равна:

Расход ЦВСГ на 100 кг сырья G_ц можно находим по формуле:

3.7 Тепловой баланс реактора.

Уравнение теплового баланса реактора гидроочистки можно записать так:

где Q_c , Q _ц — тепло, вносимое в реактор со свежим сырьем и циркулирую­щим водородсодержащим газом;

Q_s , Q _г.п. —тепло, выделяемое при протекании реакций гидрогенолиза сер­нистых и гидрирования непредельных соединений;

∑ Q_{c м.} — тепло, отводимое из реактора реакционной смесью.

Средняя теплоемкость реакционном смеси при гидроочистке незначительно изменяется в ходе процесса, поэтому тепловой баланс реактора можно записать в следующем виде:

где G — суммарное количество реакционной смеси, % (масс.);

с —средняя теплоемкость реакционной смеси, кДж/(кг∙К);

ΔS ,Δ C_H —количество серы и непредельных, удаленных из сырья, % (масс);

t , t ₀ —температуры на входе в реактор и при удалении серы Δ S , ° C ;

q_s , q_H — тепловые эффекты гидрирования сернистых и непредельных соеди­нений, кДж/кг.

1.t ₀ , катализатор — сырье 350 °С.

2. Суммарное количество реакционной сме­си на входе в реактор составляет 116,79 кг.

3. Количество серы, удаленное из сырья, ΔS= 0,75% (масс).

4. Количество тепла, выделяемое при гидрогенолизе сернистых соединений (на 100 кг сырья) при заданной глубине обессеривания, составит

Таблица 4

Тепловой эффект реакции гидрирования органических соединений серы*.

где q_si — тепловые эффекты гидрогенолиза отдельных сероорганических со­единений, кДж/кг ;

g_si - количество разложенных сероорганических соединений, кг (при расчете на 100 кг сырья оно численно равно содержанию отдель­ных сероорганических соединений в % масс.).

5. Количество тепла, выделяемое при гидрировании непре­дельных углеводородов, равно 126000 кДж/моль. Тогда.

6. Среднюю теплоемкость циркулирующего водородсодержащего газа находим на основании данных по теплоемкости отдельных компонентов (табл. 4).

Таблица 5.

Теплоемкость индивидуальных компонентов.

где с _pi —теплоемкость отдельных компонентов с учетом поправок на темпера­туру и давление, кДж/(кг-К);

y_i — массовая доля каждого компонента в циркулирующем газе.

Тогда

7. Энтальпию паров сырья при 350 °С равнаI³⁵⁰ =997,4 кДж/кг.

Поправку на давление находим по значениям приведенных температуры и давления.

Абсолютная критическая температура сырья Т_кр =497+273=770 К,

Приведенная температура равна Т_ПР = 350+273/770=0,809.

Критическое давление сырья вычисляют по формуле

Р_кр = 0,1Т_KP /М_c = 0,1∙9,26∙770/215 = 3,32 МПа,

где

Тогда

Для найденных значений Т_пр и Р_пр .

Энтальпия сырья с поправкой на давление равна I³⁵⁰ =997,4-34,6 = 962,8 кДж/кг.

Теплоемкость сырья с поправкой на давление равна С_с =962,8:350= =2,75кДж/(кг∙К).

8. Средняя теплоемкость реакционной смеси составляет

Имея найденные значения, находим температуру на выходе из реактора t :

Для определения температуры реакционной смеси при раз­ных глубинах обессеривания строим график зависимости температуры реакционной смеси t от остаточного содержания серы в дизельном топливе S.

Рис.2.

Зависимость температуры реакционной смеси t от остаточного содержания серы в дизельном топливе S.

Таблица 5.

Данные для кинетического расчета процесса обессеривания.

Графическим интегрированием находим площадь под полученной кривой в пределах содержания серы от 0,8 до 0,05% (масс). Эта площадь численно равна интегралу

Требуемый объем катализатора в реакторе V_K вычисляем по формуле

Значение G ' находим из соотношения

G ' = G/ρ= 98039/850 = 115,34 м³ /ч

Получаем объемную скорость подачи сырья, т. е. отношение объ­ема жидкого сырья, подаваемого на объем катализатора в час ( w , ч^-1 )

w = G'/V_K = 115,34/70,24 =4,64 ч^-1 .

По найденному значению V_K вычисляют геометрические раз­меры реактора гидроочистки.

Принимаем цилиндрическую форму реактора и соотношение высоты к диаметру равным 2:1 или H = 2D. Тогда

V_p = πD² H= πD² 2D= 2πD³ .

Диаметр реактора равен

Высота слоя катализатора составляет H=2D=4,2м.

4. Гидравлический расчет.

4.1 Расчет потери напора в слое катализатора.

Потерю напора в слое катализатора вычисляем по формуле:

где ε — порозность слоя;

и — линейная скорость движения потока, фильтрующегося через глой ка­тализатора, м/с;

μ— динамическая вязкость, Па -с;

d — средний диаметр частиц, м;

ρ — плотность газа, кг/м³ ;

g — ускорение силы тяжести, кг/с² .

Порозность слоя вычисляем по формуле

где γ _n — насыпная плотность катализатора, равная 640 кг/м³ ;

γ _k —кажущаяся плотность катализатора, равная 1210 кг/м³ .

Таким образом

Линейная скорость потока равна

где V — объем реакционной смеси, включающий объем сырья V_c , и объем цир­кулирующего водородсодержащего газа V _ц , т. е.

V = V_C +V_ц

Объем сырья рассчитываем по формуле:

где G_c — расход сырья в реактор, кг/ч;

Z _С — коэффициент сжимаемости;

t _ср — средняя температура в реакторе, °С.

Величина t_ср может быть найдена как средняя арифметиче­ская между температурой ввода сырья t₀ = 350^С С и температу­рой на выходе из реактора, равной 354°С:

t_cp = 0,5(350+373) = 361,5 °С

Тогда

Объем циркулирующего газа составит:

Динамическую вязкость смеси определяем по ее средней молекулярной массе, равной

По уравнению Фроста находим динамическую вяз­кость смеси: μ= 1,87- 10⁶ кг∙с/м² .

Средний диаметр частиц катализатора d = 4- l 0^-3 м. Плот­ность реакционной смеси в условиях процесса равна:

Таким образом,

ΔP = H ∙ 341,4= 4 ∙ 341,4 = 1356,6 кг/м²

Таким образом, потеря напора катализатора не превышает предельно допустимых значений 0,2—0,3 МПа. Поэтому к про­ектированию принимают реактор цилиндрической формы с вы­сотой и диаметром реакционной зоны 4,2 и 2,1 м соответ­ственно.

Заключение

В данном курсовом проекте был рассчитан реактор с диаметром 2,1м. Высота реактора 4,2 м. Температура ввода сырья 350°С, температура вывода из реактора 380°С.

Производительность реактора по Дизельному Топливу 96470 кг/час.

Список использованной литературы

1. Альбом технологических схем процессов переработки нефти и газа. /Под ред. Б.И. Бондаренко.- М: Химия, 1983. – 128 с.

2. Ахметов С.А. Технология глубокой переработки нефти и газа.- Уфа: Гилем, 2002.- 672с.

3. Трушкова Л.В. Расчёты по химии и технологии нефти и газа: Учебное пособие/ Под ред. Р.З. Магарила.- Тюмень: ТюмГНГУ, 2001.-76 с.

4. Суханов В.П. Переработка нефти: учебник для средних прф. техн. уч. заведений. Москва. Высшая школа 1979г.-335с.

5. Технологические расчеты установок переработки нефти: Учеб. пособие для вузов/ Танатаров М.А. Ахметшина М.Ф. Фасхудинов Р.А. и др.М. Химия, 1987г. 352с.