Определяется константа скорости реакции ароматизации. Зная температуру подачи сырья в первый реактор Т_вх.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 n_с1 = n_c – 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 n_сн1  – количество нафтеновых углеводородов в сырье (таблица 3.5).

 кмоль/ч.

Определяется константа скорости реакции превращения нафтеновых углеводородов в парафиновые. При температуре сырья Т_вх.1=803 К и при  из графика (рисунок 8) находим

 кмоль/(ч×Па×кг катализатора).

Определяется константа химического равновесия реакции превращения нафтеновых углеводородов в парафиновые. При температуре Т_вх.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/(ч×кг 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 Т_вх.1=803 К и при  из графика (рисунок 9) находим  кмоль/(ч×кг 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/(ч×кг 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/(ч×кг катализатора).

При этом следует иметь в виду, что константы скоростей реакций гидрокрекинга нафтеновых и парафиновых углеводородов равны  кмоль/(ч×кг катализатора).

Доля парафиновых углеводородов, подвергнутых гидрокрекингу

.

Количество парафиновых углеводородов питания, которое оста­лось после реакции гидрокрекинга:

                                    ;                                  (3.35)

 (0,5326 - 0,0311)·645,29 = 323,61 кмоль/ч,

где  –мольная доля парафиновых углеводородов в сырье реактора (таблица 3.5).

Количество парафиновых углеводородов, которое подверглось гидрокрекингу и превратилось в газ:

                                              ,                                  (3.36)

343,68 – 323,61 = 20,07 кмоль/ч.

На основе рассчитанного количества прореагировавшего сырья и стехиометрических уравнений (3.1) – (3.4) в таблице 3.9 сделан расчёт материального баланса реакций.

Таблица 3.9 – Материальный баланс реакций

Количество компонентов,             вступивших в реакцию, кмоль/ч	Количество продуктов реакции, кмоль/ч

Из таблицы 3.9 следует, что в результате гидрокрекинга полу­чается углеводородный газ, который обогатит циркулирующий газ. Количество углеводородного газа, образовавшегося в реакторе, при n = 8,3595 равно

·(CH₄+C₂H₆+C₃H₈+C₄H₁₀+C₅H₁₂) =

= 18,56·(CH₄+C₂H₆+C₃H₈+C₄H₁₀ +C₅H₁₂).

Состав газа, покидающего реактор (таблица 3.10), рассчитывается на основе данных таблиц 3.3, 3.5, 3.6 и 3.9. Этот расчет необходим для составления материального баланса реактора.

Материальный баланс реактора составляется для определения выхода продуктов риформинга.

Расчет средней молекулярной массы водородсодержащего газа на выходе из реактора представлен в таблице 3.11.

Средние молекулярные массы углеводородов , С_nH_2n и , покидающих реактор, не будут равны соответствующим числовым значениям величин на входе в реактор. Рассчитываются новые числовые значения средних молекулярных масс указанных углеводородов.

Таблица 3.10 – Состав газа, покидающего реактор

Компонент	Приход, кмоль/ч	Расход, кмоль/ч
	75,05	75,05+142,12=217,18
	226,56	226,56–142,12+2,14–13,23=73,35
	343,68	343,68–2,14–20,07=328,30
Сумма	645,29	618,83
Циркулирующий газ
Н2	5793,92
СН4	269,48	269,48+18,56=288,05
С2Н6	336,86	336,86+18,56=355,42
С3Н8	202,11	202,11+18,56=220,67
С4Н10	67,37	67,37+18,56=85,93
С5Н12	67,37	67,37+18,56=85,93
Сумма	6737,12	7185,71
Всего	7382,42	7804,54

Количество обогащённого циркулирующего газа на выходе из реактора представлено в таблице 3.11.

кг/ч.

Таблица 3.11 – Расчёт средней молекулярной массы ВСГ

Компоненты	Молекулярная масса, Мi	Количество ni,  кмоль/ч	Содержание ,  мольн. доли
Н2	2	6149,71	0,8558	1,71
СН4	16	288,05	0,0401	0,64
С2Н6	30	355,42	0,0494	1,48
С3Н8	44	220,67	0,0307	1,35
С4Н10	58	85,93	0,0120	0,70
С5Н12	72	85,93	0,0120	0,86
Сумма	–	7185,71	1,0000

Из материального баланса реактора следует, что количество углеводородов, покидающих реактор, равно разности между количеством всего газового потока и количеством обогащённого водородсодержащего газа:

119414,10 – 48451,54 = 70962,58 кг/ч.

Уравнение материального баланса для углеводородов, покидающих реактор:

 .

С учётом данных таблицы 3.3 это уравнение принимает вид

.

После вычисления найдем, что углеродное число равно n = 8,2655.

Числовые значения молекулярных масс углеводородов, поки­дающих реактор (таблица 3.3)

 ;

;

.

Таблица 3.12 – Материальный баланс реактора

Компоненты	Количество  ni , кмоль/ч	Содержание  , мольн. доли	Средняя молекулярная масса Мi			Количество ,   кг/ч
Приход
	75,05	0,0102	111,03			8333,34
	226,56	0,0307	117,03			26515,15
	343,68	0,0466	119,03			40909,09
H2	5793,92	0,7848	6,48			43656,54
*	943,20	0,1277
Сумма	7382,41	1,0000	–			119414,12
Расход
	217,18	0,0278			109,72	23827,92
	73,35	0,0094			115,72	8487,95
	328,30	0,0421		117,72		38646,71
H2	6149,71	0,7880		6,74		48451,54
*	1036,00	0,1327
Сумма	7804,54	1,0000		–		119414,12