В данной статье рассматривается процесс высокотемпературного пиролиза углеводородов с целью получения ценных компонентов химической промышленности — ацетилена и этилена. Главной проблемой в технологии пиролиза является сильное отложение кокса в зоне впрыска основного технологического аппарата — реактора пиролиза. За счет нанесения ингибитора гидроксида оксалата сурьмы совместно с добавкой диметилсульфоксида в зону впрыска углеводородов возможно снижение коксообразования на стенках реактора. В статье приведен конструктивный расчет реактора высокотемпературного пиролиза углеводородов с учетом нанесения ингибирующего покрытия и вспомогательного оборудования — колонны промывки пирогаза.
Ключевые слова: высокотемпературный пиролиз, ингибитор, реактор пиролиза, гидроксид оксалата сурьмы, отложение кокса.
В процессе высокотемпературного пиролиза используется реактор пиролиза по типу РИВ, без поверхности теплообмена — адиабатический. Определим конечную температуру реакции путем расчета теплового баланса производства ацетилена и этилена [1, c. 56]:
Тнач=500°С
(1)
где Tнач — начальная температура исходных веществ;
Qр — теплота выделяемая или поглощаемая в ходе химических реакций;
XA — степень превращения;
СА0 — начальная концентрация, кмоль/м3;
ρсм — плотность смеси, кг/м3;
Ср,см — удельная теплоемкость смеси, кДж/кг*К
Проведем расчет Qр:
(2)
Начальная концентрация, кмоль/м3:
(3)
Удельная теплоемкость смеси:
(4)
Плотность смеси:
(5)
Проведем расчет Tкон
(6)
Конечная температура равна 1684 К (1411 °С), что соответствует интервалу проведения реакции производства продукта промышленного аналога 1300–1600°С.
Определим основные параметры реактора высокотемпературного пиролиза углеводородов после нанесения ингибирующего покрытия гидроксида оксалата сурьмы [2, c. 511].
Объем реакционной зоны рассчитаем по формуле (7):
(7)
где τ — время реакции, с
Gv — объемный расход сырья, м3/с
Диаметр реактора (
), м, рассчитываем по формуле (8):
, (8)
где V — объем реакционной зоны, м3;
- допустимая скорость потока, м/с
Принимаем допустимую скорость потока равной 0,18 м/с.
(9)
Примем упрощенно реактор пиролиза в форме цилиндра. Проведем расчет его объема по формуле (10):
,(10)
Высота реактора (11):
H=7,79м(11)
Приняли соотношение высоты реактора к диаметру приблизительно 10:1.
Пирогаз из реактора далее направляется в колонну на охлаждение и промывку. Пирогаз проходит колонну снизу вверх, в которой охлаждается и промывается на каскадных тарелках за счет подаваемой сверху вниз охлажденной циркуляционной воды. Определим основной параметр колонны промывки — ее диаметр, а также объемный расход и скорость пара в колонне.
Таблица 1
Материальный баланс
|
Приход |
Расход |
||||
|
Вещество |
m, кг/ч |
%, масс |
Вещество |
m, кг/ч |
%, масс |
|
Н2О |
23000,8 |
55,73 |
Н2О |
21917,6 |
53,11 |
|
Пирогаз |
18270,93 |
44,27 |
Пирогаз |
19354,13 |
46,89 |
|
Итого |
41271,73 |
100 |
Итого |
41271,73 |
100 |
Пусть скорость пара в колонне 1,72 м/с
Объемный расход проходящего через колонну пара при средней температуре 
, найдем по уравнению 12:
(12)
Диаметр колонны:
Диаметр колонны 3450 мм, тогда скорость пара в колонне найдем по уравнению 13:
(13)
По результатам расчета была определена конечная температура реакции, равная 1684 К. Реактор представляет собой цилиндрический аппарат диаметром 0,8 м, высотой 7,79 м, объемом 3, 016 м3, диаметр колонны промывки составляет 3,45 м.
Литература:
- Стариков В. Г. Пути интенсификации процесса пиролиза углеводородного сырья. Дис. конд. техн. наук. М.: МИНХ и ГП им. И.М Губкина. — 1997. — 141с.
- Калиненко Р. А., Лавровский К. П., Шевелькова Л. В.// Нефтехимия.1969. № 9. с. 542.
