Catalytic reformer reactor 설계

목차

1. 서 론

2. 계산 과정
2.1 반응온도 결정
2.2 반응기 수의 계산
2.3 반응기 설계의 기본식
2.4 압력강하인자 계산
2.5 에너지 수지

3. 반응기 설계
3.1 공정도
3.2 1st반응기
3.2-2 2nd 반응기
3.2-3 3rd Reactor

4. 결론

5. 참고문헌

본문내용

31126
FP 76.63 76.193948 76.63 76.193948
FH 1257.87 1257.87 1285.0993 1285.0993
FC 0 0 1.4801243 1.4801243
y 1 0.6620035 1 0.6620035
T 790 760.24435 790 760.24435

수소를 제외하고 cycloalkane, arene, alkane, C5의 반응기의 길이(촉매의 양) 변화에 따른 흐름을 그래프로 나타낸 결과 alkane의 양은 거의 변화가 없었으며 C5도 거의 생성 되지 않았으나 생각했던 것보다는 생산된 arene의 양이 적었다.
3.2-2 2nd 반응기
Polymath를 이용하여 결과 값을 계산한 결과 출구 온도가 760K가 될려면 120kg의 촉매가 필요했으며 촉매의 밀도를 통해 구한 반응기의 부피는 214L였다. 첫 번째 반응기에 비해 촉매의 양 및 반응기의 부피가 더 커져야 하는 것을 확인 할 수 있었다.
Variable initial value minimal value maximal value final value
W 0 0 120 120
FE 79.554802 67.991341 79.554802 67.991341
FA 25.631126 25.631126 35.632564 35.632564
FP 76.193948 75.161422 76.193948 75.161422
FH 1285.0993 1285.0993 1313.2892 1313.2892
FC 1.4801243 1.4801243 4.0746735 4.0746735
y 1 0.5708209 1 0.5708209
T 790 760.20379 790 760.20379

3.2-3 3rd Reactor
Polymath를 이용하여 결과 값을 계산한 결과 출구 온도가 760K가 될려면 150kg의 촉매가 필요하였다. 하지만 이 경우 압력은 30psi까지 떨어지는 것을 확인할 수 있었다. 처음 가정시 30psi이하에서는 coking 반응이 생길 수도 있다고 가정했기 때문에 그 것을 방지하기 위해 촉매의 양을 145Kg으로 계산했으며 이때 나가는 product의 온도는 761K였다. 촉매의 밀도를 통해 구한 반응기의 부피는 260L였다. 따라서 반응기를 지날 때 마다 catalytic reformer 반응기의 부피는 점점 커지는 것을 확인할 수 있다.
Variable initial value minimal value maximal value final value
W 0 0 145 145
FE 67.991341 55.051363 67.991341 55.051363
FA 35.632564 35.632564 45.862485 45.862485
FP 75.161422 72.525289 75.161422 72.525289
FH 1313.2892 1313.2892 1340.4659 1340.4659
FC 4.0746735 4.0746735 9.4208637 9.4208637
y 1 0.430547 1 0.430547
T 790 761.10239 790 761.10239


마지막으로 반응기 1,2,3의 mol flow data를 정리하여 전체 촉매의 양에 대해 plot 하였다. 최대한 cycloalkane을 arene 계열의 탄화수소로 전환하는 것에 중점을 두었으나 생각 보다 많은 양을 전환하지는 못하였다. 우리가 설계한 반응기는 시간 당 약 30kmol의 arene계열의 탄화수소를 생산하는 것으로 나타났다.
4. 결론
우리가 설계한 catalytic reformer reactor는 3개의 반응기를 거쳐 시간 당 약 30kmol의 cycloalkane을 arene계열의 탄화수소로 전환하였다. 이 것은 본론 마지막에 밝혔듯이 예상 보다는 낮은 결과였다. 부반응의 영향을 우려해 첫번째 반응의 초기 반응속도가 최대가 되는 온도보다 조금 낮은 온도에서 feed의 온도를 설정 했다는 점과 실제 예열 비용이 얼마나 들지는 산정하지 않아 정확하진 않지만 전공 수업을 들으며 steam을 통한 예열 비용을 줄이는 것이 중요하다는 점에 신중을 기하다 보니 반응 온도 범위를 너무 좁게 정해서 반응기 내에 충분한 반응을 이끌어내지 못했다는 결론을 내렸다. 또한, 우리가 coking 반응이 일어날 것으로 가정했던 압력 이하로 떨어지는 것을 고려했던 점도 하나의 원인으로 볼 수도 있다. 반응기의 부피 (촉매의 무게)는 반응기를 거치며 흡열반응의 영향이 점점 커지면서 반응기의 부피 또한 커짐을 알 수 있었다. 부반응의 영향을 최소화 하기 위해 좁은 온도 범위를 설정했음에도 반응기를 거칠수록 alkane의 hydrocracking 반응속도가 증가하며 낮은 옥탄가를 가지는 C5이하의 탄화수소의 양의 증가율이 증가하였으며 반면 우리의 주 설계 목적이었던 arene계열의 탄화수소의 양도 각각의 반응기를 거치면서 더 많은 촉매를 사용한 탓인지 더 많이 전환되는 것을 확인할 수 있었다.
5. 참고문헌
1. Elements of chemical reaction engineering 4-ed, fogler, 2006, Prentice Hall
2. A stydy on naphtha catalytic reforming reactor simulation and analysis, LIANG Ke-min 외 2명, 2004, Journal of Zhejiang UNIVERSITY SCIENCE
3. CCR platforming Process For Aromatic Production, UOP data
4. R-272 AND R-274 Reforming catalysts, UOP data
5. Unit operation 7-ed, McCabe, 2005, Prentice Hall
6. 이동현상론 3판, 김우식, 이기준, 1983, 희중당
7. Trasport Phenomena 2-ed, Bird, 2001, Wiely

키워드

반응공학,   공정제어,   설계,   촉매,   반응,   화학,   화학공학,   화공