ВУЗ: Не указан
Категория: Не указан
Дисциплина: Не указана
Добавлен: 09.11.2023
Просмотров: 119
Скачиваний: 1
ВНИМАНИЕ! Если данный файл нарушает Ваши авторские права, то обязательно сообщите нам.
| Компонент | Молекулярная масса Мi | Содержание y'гi, мол. доли |   | Количество  ,кмоль/ч |
| Н2 | 2 | 0,86 | 1,72 | 5793,92 |
| СН4 | 16 | 0,04 | 0,64 | 269,48 |
| С2Н6 | 30 | 0,05 | 1,50 | 336,86 |
| С3Н8 | 44 | 0,03 | 1,32 | 202,11 |
| С4Н10 | 58 | 0,01 | 0,58 | 67,37 |
| С5Н12 | 72 | 0,01 | 0,72 | 67,37 |
| Сумма | – | 1,00 |  | 6737,12 |
Общее количество парафиновых углеводородов в циркулирующем газе
6737,12 - 5793,92 = 943,20 кмоль/ч.
Данные расчета по определению состава смеси сырья и ВСГ и парциальные давления ее компонентов приведены в таблице 3.7.
Количество катализатора, необходимое для проведения реакции:
; (3.23)
м3.Насыпная масса алюмоплатинового катализатора равна
кг/м3. Приняв насыпную массу катализатора 
кг/м3, найдём количество катализатора:
; (2.24)
кг.Таблица 3.7 – Парциальные давления компонентов смеси сырья и циркулирующего ВСГ
| Компоненты | Количество n3i, кмоль/ч | Содержание  , мольн. доли | Парциальное давление  Па |
 | 75,05 | 0,0102 | 34870,94 |
 | 226,56 | 0,0307 | 105264,68 |
 | 343,68 | 0,0465 | 159679,56 |
| H2 | 5793,92 | 0,7848 | 2691958,94 |
| * | 943,20 | 0,1278 | 438225,88 |
| Сумма | 7382,41 | 1,0000 | 3430000,00 |
* Здесь и далее звездочкой обозначены парафиновые углеводороды циркулирующего водородсодержащего газа.
Примем число реакторов nр= 3. Катализатор между реакторами распределяют в отношении 1:2:4. Общее количество катализатора первоначально распределим между тремя реакторами в указанном отношении (таблица 3.8). Последующим расчётом уточним распределение катализатора между реакторами.
Таблица 3.8 – Предварительное распределение катализатора по реакторам
| Номер реактора | Количество катализатора | |
| vкi, м3 | Gкi, кг | |
| 1 | 7,19 | 4311,76 |
| 2 | 14,37 | 8623,51 |
| 3 | 28,74 | 17247,03 |
| Сумма | 50,30 | 30182,30 |
3.2.3 Расчет первого реактора
3.2.3.1 Материальный баланс первого реактора
Определяется константа скорости реакции ароматизации. Зная температуру подачи сырья в первый реактор Твх.1=803 К, при
получим 
кмоль/(ч Па кг катализатора).Определяется константа химического равновесия реакции ароматизации. При температуре
К по уравнению (3.9) найдём:
Па.Определяется уменьшение количества нафтеновых углеводородов в результате реакции ароматизации. Подставив числовые значения найденных величин в уравнение (3.5), определим относительное уменьшение количества нафтеновых углеводородов в реакторе в результате первой реакции, кмоль/ч∙ кг катализатора:
После разделения переменных и интегрирования имеем
. (3.25)Знак минус в левой части полученного уравнения указывает на уменьшение количества нафтеновых углеводородов в результате реакции их ароматизации, знак плюс в правой части - на преобладание прямой реакции. Если бы в правой части уравнения был получен знак минус, то преобладала бы обратная реакция.
Величина
для первого реактора:
; (3.26)
катализатора/(кмоль/ч) сырья,где nс1 = nc – количество сырья, подаваемого в первый реактор, кмоль/ч.
Доля нафтеновых углеводородов, подвергнутых ароматизации:
.Количество нафтеновых углеводородов, которое осталось после реакции ароматизации:
, (3.27)
где
мольная доля нафтеновых углеводородов в сырье (таблица 3.5).
(0,3511-0,220)·645,29 = 84,44 кмоль/ч .Количество нафтеновых углеводородов, которое превратилось в ароматические углеводороды:
, (2.28)где nсн1 – количество нафтеновых углеводородов в сырье (таблица 3.5).
кмоль/ч.Определяется константа скорости реакции превращения нафтеновых углеводородов в парафиновые. При температуре сырья Твх.1=803 К и при
из графика (рисунок 8) находим
кмоль/(чПакг катализатора).Определяется константа химического равновесия реакции превращения нафтеновых углеводородов в парафиновые. При температуре Твх.1=803 К по уравнению (3.10)
Па-1.Величина
<1 указывает на преобладание обратной реакции – превращение парафиновых углеводородов в нафтеновые.Определяется увеличение количества нафтеновых углеводородов в результате реакции превращения парафиновых углеводородов в нафтеновые. Подставив числовые значения величин в уравнение (3.6), вычислим относительное увеличение количества нафтеновых углеводородов в реакторе в результате второй реакции, кмоль/(чкг катализатора):
0,000497 .Разделяя переменные и интегрируя, получим долю парафиновых углеводородов, подвергнутых превращению в результате второй реакции:
; (3.29)
.Количество нафтеновых углеводородов после проведения первой и второй реакций:
; (3.30)
(0,3511-0,220+0,0033)·645,29 = 86,58 кмоль/ч.Количество парафиновых углеводородов
, превращенных в нафтеновые:
; (2.31)
кмоль/ч.Определяются константы скорости реакции гидрокрекинга нафтеновых углеводородов. При Твх.1=803 К и при
из графика (рисунок 9) находим 
кмоль/(чкг катализатора).Определяется уменьшение количества нафтеновых углеводородов в результате реакции гидрокрекинга. Подставив числовые значения величин в уравнение (3.7), определим относительное уменьшение количества нафтеновых углеводородов в реакторе в результате третьей реакции:
кмоль/(чкг катализатора).Разделяя переменные и интегрируя, получим долю нафтеновых углеводородов, оставшихся после проведения первых трёх реакций:
; (3.32)
.Количество нафтеновых углеводородов, которое осталось после проведения первых трех реакций:
; (3.33)
0,3511-0,220+0,0033-0,0205)·645,29 = 73,35 кмоль/ч.Если величина
, то необходимо уменьшить объёмную скорость подачи сырья 
.Количество нафтеновых углеводородов, которое подвергнуто гидрокрекингу:
; (3.34)
кмоль/ч.Определяется уменьшение количества парафиновых углеводородов в результате реакции гидрокрекинга. По уравнению (3.8) вычислим относительное уменьшение количества парафиновых углеводородов в реакторе в результате четвертой реакции:
кмоль/(чкг катализатора).При этом следует иметь в виду, что константы скоростей реакций гидрокрекинга нафтеновых и парафиновых углеводородов равны
кмоль/(чкг катализатора).