Реферат: Спроектировать контактный аппарат для гидрирования бензола в циклогексан
Реферат: Спроектировать контактный аппарат для гидрирования бензола в циклогексан
Исходные
данные:
1. |
Производительность |
40 000
т/год |
2. |
Чистота
бензола |
99,9995% |
3. |
Состав
водородной
смеси |
H2
– 97%, N2
– 2,6%, CH4
– 0,4%
|
4. |
Чистота
циклогексана |
99,6% |
5. |
Время
на перезагрузку
катализатора |
760
ч/год
|
6. |
Производительность
узла гидрирования |
4 т/час |
7. |
Степень
гидрирования |
99,6% |
8. |
Соотношение
газов на входе
в реактор |
(H2
+ N2)/C6H6
= 8
|
9. |
Объёмная
скорость газов |
0,6
л/(лкатчас)
|
10. |
Температура
ввода газов
в реактор |
130
– 1400 С
|
11. |
Температура
гидрирования |
180
– 2000 С
|
12. |
Температура
циркуляции
газа |
400
С
|
13. |
Тепловой
эффект гидрирования |
2560
кДж/кг бензола |
14. |
Состав
циркуляционного
газа |
H2
– 50%, N2
– 50%
|
15. |
Давление
в системе |
18
кгс/см2
|
16. |
Коэффициент
растворимости
водорода
в реакционной
смеси при 350
С
азота
в реакционной
смеси при 350
С
|
0,12
нм3/т.атм.
0,25
нм3/т.атм.
|
Материальный
баланс
Принципиальная
схема процесса
получения
циклогексана
представлена
на рисунке.
Процесс
производства
циклогексана
– непрерывный.
Отсюда годовой
фонд рабочего
времени:
365
* 24 – 760 = 8000 час/год
Часовая
производительность
по циклогексану
с учётом 0,2% потерь:
(40000*1000/8000)*1,002
= 5010 кг/ч
или
5010*22,4/84 = 1336 м3/ч
По
уравнению
реакции C6H6
+ 3H6
C6H12
расходуется:
бензола:
1336 м3/ч
или 4652,1 кг/ч;
водорода:
3*1336 = 4008 м3/ч
или 358 кг/ч;
Расход
технического
бензола:
4652,1*100/99.9995
4652,1
кг/ч;
В
соответствии
с заданным
объёмным отношением
компонентов
[(H2
+ N2)/C6H6
= 8; H2
: N2
: C6H6
= 5,5 : 2,5 : 1] в реактор
первой ступени
подают:
водорода:
5,5*1336 = 7348 м3/ч;
азота: 2,5*1336
= 3340 м3/ч;
остаётся
водорода в
циркуляционном
газе после
реактора второй
ступени:
7348
– 4008 = 3340 м3/ч
Выходит
после реактора
азотоводородной
смеси:
3340
+ 3340 = 6680 м3/ч
Определяем
объёмную долю
циклогексана
в циркуляционном
газе с учётом
частичной
конденсации
циклогексана
из газовой
смеси. Давление
насыщенного
пара циклогексана
при 400 С составляет
рп = 24620 Па. При
давлении газовой
смеси в сепараторе
рсм = 18*105 Па
объёмная доля
циклогексана
в циркуляционном
газе:
= (рп
/ рсм)
* 100 = [24620/1800000]*100
1,37 %
Пренебрегая
для упрощения
расчёта растворимостью
азота и водорода
в циклогексане,
находим количество
циклогексана
в газовой смеси
на входе в реактор
первой ступени:
6680*1,37/(100 –
1,37) = 92,8 м3/ч или 348
кг/ч
16,5 м3/ч или
11,8 кг/ч
Состав
газовой смеси
на входе в реактор
первой ступени:
|
C6H6
|
C6H12
|
H2
|
N2
|
CH4
|
|
V
, м3/ч
|
1336 |
92,8 |
7348 |
3340 |
16,5 |
12133,3 |
i,
%
|
11 |
0,76 |
60,6 |
27,5 |
0,14 |
100 |
m
, кг/ч
|
4652,1 |
348 |
656,1 |
4175 |
11,8 |
9843 |
wi,
%
|
47,26 |
3,54 |
6,67 |
42,41 |
0,12 |
100 |
Принимаем,
что степень
конверсии
бензола в реакторе
первой ступени
равна 0,93, следовательно,
реагирует:
бензола: 1336
* 0,93 = 1242,5 м3/ч;
водорода:
1242,5 * 3 = 3727,5 м3/ч.
Образуется
циклогексана:
1242,5 м3/ч.
Рассчитываем
состав газовой
смеси на выходе
из реактора
первой ступени:
V
, м3/ч i,
%
C6H6 1336-1242,5
= 93,5 1,1
C6H12 92,8
+ 1242,5 = 1335,3 15,9
H2 7348
- 3727,5 = 3620,5 43,1
N2 3340 39,7
CH4 16,5
0,2
___________________________________________________________
8405,8 100,0
С целью
уточнения
степени конверсии
рассчитаем
константу
равновесия
реакции получения
циклогексана
по формуле:
lgKp
= 9590/T-9,9194lgT+0,002285T+8,565
где Т =
273+180 = 453 К.
lgKp
= 4,4232, Kp
= 26 500
Определяем
константу
равновесия
реакции по
значениям
парциальных
давлений компонентов.
рбензола
= 1,8 * 0,0111 = 0,01998;
рциклогексана
= 1,8 * 0,1586 = 0,28548;
рводорода
= 1,8 * 0,43 = 0,774.
Kp
= рциклогексана
/( рбензола*
р3водорода)
= 0,28548*1000/(0,01998*0,7743) = 30790
Сравнивая
значения Kp,
рассчитанные
по значениям
по значениям
парциальных
давлений компонентов
и по эмпирической
формуле (26 500 < 30
790), видим, что
принятая степень
конверсии
бензола завышена.
Рассчитываем
Kp,
варьируя степень
конверсии
бензола на
интервале от
0,92 до 0,93:
Степень
конверсии |
Kp
|
0,92 |
26175 |
0,921 |
26582 |
0,922 |
27001 |
0,923 |
27431 |
0,924 |
27872 |
0,925 |
28325 |
0,926 |
28791
|
0,927 |
29270 |
0,928 |
29762 |
0,929 |
30268 |
0,93 |
30790 |
Видно,
что наиболее
точное совпадение
значения Kp
к рассчитанному
достигается
при степени
конверсии
0,921.
Уточним
состав газовой
смеси на выходе
из реактора
первой ступени.
бензол: 1336
* 0,921 = 1230,5 м3/ч;
водород:
1230,5 * 3 = 3691,5 м3/ч.
Образуется
циклогексана:
1230,5 м3/ч.
Рассчитываем
состав газовой
смеси на выходе
из реактора
первой ступени:
|
C6H6
|
C6H12
|
H2
|
N2
|
CH4
|
|
V
, м3/ч
|
105,5 |
1323,3 |
3656,6 |
3340 |
16,5 |
8441,9 |
i,
%
|
1,2 |
15,7 |
43,3 |
39,6 |
0,2 |
100 |
m
, кг/ч
|
367,3 |
4962,4 |
326,5 |
4175 |
11,8 |
9843 |
wi,
%
|
3,7 |
50,4 |
3,3 |
42,5 |
0,1 |
100 |
В реакторе
второй ступени
реагирует 105,5
м3/ч бензола,
расходуется
105,5*3 = 316,5 м3/ч водорода
и образуется
105,5 м3/ч циклогексана.
Остаётся 3656,6 -
316,5 = 3340,1 м3/ч водорода.
Количество
циклогексана
на выходе из
реактора второй
ступени:
1323,3 + 105,5 = 1428,8
м3/ч
Количество
газовой смеси
на выходе из
реактора второй
ступени:
1428,8 + 3340,1 + 3340 +
16,5 = 8125,4 м3/ч
Потери
циклогексана
с продувочными
и танковыми
газами составляют
0,2% или (1428,8-92,8)*0,002 = 1336*0,002 = 2,7
м3/ч, возвращается
в реактор первой
ступени – 92,8 м3/ч
циклогексана.
Количество
циклогексана,
конденсирующегося
в сепараторе:
1428,8 - 2,7 - 92,8 =
1333,3 м3/ч или 5000 кг/ч.
Растворимость
компонентов
газа в циклогексане:
водорода
– 0,120 м3/т; азота
– 0,250 м3/т при 350
С и давлении
100 000 Па.
В
циклогексане
при давлении
18*105 Па растворяется:
водорода:
0,120 * 18 * 5 = 10,8 м3/ч или
0,96 кг/ч;
азота: 0,250
* 18 * 5 = 22,5 м3/ч или
28,13 кг/ч.
Считаем,
что метан
растворяется
полностью.
Всего
из сепаратора
выходит жидкой
фазы:
1333,3 + 10,8 + 22,5 +
16,5 = 1383,1 м3/ч
или
5000 + 0,96 + 28,13 +
11,8 = 5040,89 кг/ч
Состав
газовой смеси
после сепаратора:
V
, м3/ч
i,
%
C6H12 1428,8-1333,3
= 95,5 1,4
H2 3340,1-
10,8 = 3329,3 49,4
N2 3340
– 22,5 = 3317,5 49,2
6742,5 100
Состав продувочных
газов:
V
, м3/ч
C6H12
2,7
H2
2,7*49,4/1,4 = 95,3
N2
2,7*49,2/1,4 = 94,9
192,9
Состав
циркуляционного
газа:
V
, м3/ч
C6H12
92,8
H2 3329,3-95,3
= 3234
N2 3317,5-94,9 = 3222,6
6549,4
Расход
свежей азотоводородной
смеси должен
компенсировать
затраты водорода
на реакцию
гидрирования,
потери азотоводородной
смеси при продувке
и на растворение
в циклогексане.
Состав
свежей азотоводородной
смеси:
V
, м3/ч
H2 7348
- 3340,1 + 95,3 + 10,8 = 4114
N2
94,9 + 22,5 = 117,4
4231,4
Т.к.
метан содержится
в газовой смеси
с водородом,
то его содержание:
4114
* 0,004 = 16,5 м3/ч
или 11,8 кг/ч
Продувочные
газы охлаждаются
в холодильнике-конденсаторе
при температуре
100 С.
Парциальное
давление паров
циклогексана
при этой температуре
равно 6330 Па, объёмная
доля циклогексана
в газе после
после холодильника-конденсатора
составляет:
(6330/1800000)*100
= 0,35%
Количество
водорода и
азота в продувочных
газах:
192,9
- 2,7
= 190,2 м3/ч
Количество
циклогексана
в продувочных
газах после
холодильника-конденсатора
и сепаратора:
190,2*0,35/(100 - 0,35)
= 0,67 м3/ч или 2,5 кг.
Количество
циклогексана,
поступающего
из сепаратора
в сборник:
2,7
- 0,67 = 2,03 м3/ч
или 7,6 кг.
Сбрасывают
на факел газа:
190,2
+ 0,67 = 190,9 м3/ч
Растворённые
в циклогексане
азот и водород
отделяются
при дросселировании
газа до давления
200 000 Па. Образуются
танковые газы,
объёмная доля
циклогексана
в которых составляет:
(24620/200000)*100
= 12,31%
Количество
циклогексана
в танковых
газах:
(10,8 + 22,5)*
12,31/(100-12,31)=4,67 м3/ч или
17,5 кг/ч
Где 10,8 и
22,5 м3/ч – количество
водорода и
азота, растворённых
в циклогексане.
Количество
танковых газов:
10,8 + 22,5 + 4,67 =
37,97 м3/ч
Общие
потери циклогексана
составляют
2,7 м3/ч
или 10,1 кг, потери
с продувочными
газами - 2,5 кг,
следовательно,
с газами дросселирования
после их охлаждения
в холодильнике-конденсаторе
теряется:
10,1
– 2,5 = 7,6 кг или 2 м3/ч
Возвращается
в сборник:
17,5
– 7,6 = 9,9 кг или 4,67 –
2 = 2,67 м3/ч
Сбрасывают
в атмосферу
после холодильника-конденсатора:
37,97
- 2,67 = 35,3 м3/ч
Сбрасывают
газа на факел:
190,9
+ 35,3 = 236,2 м3/ч
Материальный
баланс процесса
получения
циклогексана.
Входит
|
м3/ч
|
кг/ч
|
Выходит
|
М3/ч
|
кг/ч
|
Бензол
|
1336
|
4652,1
|
Циклогексан
технический:
циклогексан
метан
Итого:
|
1333,3
16,5
1349,8
|
5000
11,8
5011,8
|
Азотоводородная
смесь:
азот
водород
метан
Итого:
|
117,4
4114
16,5
4247,9
|
146,8
367,3
11,8
525,9
|
Продувочные
газы:
азот
водород
циклогексан
Итого:
|
94,9
95,3
0,67
190,87
|
118,6
8,5
2,5
129,6
|
Циркуляционный
газ:
азот
водород
циклогексан
Итого:
|
3222,6
3234
92,8
6549,4
|
4028
289
348
4665
|
Танковые
газы:
азот
водород
циклогексан
Итого:
|
22,5
10,8
2
35,3
|
28,1
0,96
7,6
36,6
|
|
|
|
Циркуляционный
газ:
азот
водород
циклогексан
Итого:
|
3222,6
3234
92,8
6549,4
|
4028
289
348
4665
|
Всего:
|
12133,3
|
9843
|
Всего:
|
8128,04
|
9843
|
Расчёт
основных расходных
коэффициентов
рассчитываем
по данным полученной
таблицы:
по
бензолу: 4652,1/5000
= 0,930 кг/кг;
по
азотоводородной
смеси : 4247,9/5
=850 м3/т.
II.
Технологический
расчёт реактора
первой ступени.
Общий объём
катализатора,
загружаемого
в систему Vк
= 6,2 м3,
объёмная скорость
Vоб
= 0,6 ч-1,
тогда объём
катализатора,
обеспечиващий
заданную
производительность,
составит:
Vк
= (4652,1/880)/0,6 = 8,8 м3,
где 4652,1
– расход бензола,
кг/ч, 880 – плотность
бензола кг/
м3.
Определяем
число систем
реакторов для
обеспечения
заданной
производительности:
n
= 8,8 / 6,2 = 1,42.
Необходимо
установить
две системы
реакторов,
каждая из которых
включает два
последовательно
соединённых
реактора: первый
по ходу сырья
трубчатый (Vк
= 2,5 м3),
второй – колонный
(Vк
= 3,7 м3).
Запас производительности
по катализатору:
(6,2*2-8,8)*100
/ 8,8 = 41%.
Тепловой
расчёт трубчатого
реактора.
Температура
на входе в реактор
– 1350 С;
Температура
на выходе из
реактора – 1800
С;
Давление
насыщенного
водяного пара
– 600 000 Па.
Зная коэффициенты
уравнения С0р
= f(Т)
для компонентов
газовой смеси:
Компонент
|
a |
b*103
|
c*106
|
CH4
|
14,32 |
74,66 |
-17,43 |
C6H6
|
-21,09
|
400,12 |
-169,87 |
C6H12
|
-51,71 |
598,77 |
-230,00 |
H2
|
27,28 |
3,26 |
0,50 |
N2
|
27,88 |
4,27 |
0 |
Найдём
средние объёмные
теплоёмкости
газовой смеси:
Компо-нент
|
Т=135+273=408 К
|
Т=180+273=453
К
|
i,%
|
Ci,
Дж/ /(моль*К)
|
Cii,
кДж/ /(м3*К)
|
i,%
|
Ci,
Дж/ /(моль*К)
|
Cii,
кДж/ /(м3*К)
|
C6H6
|
11
|
113,88
|
0,559232
|
1,2
|
125,31
|
0,0671304
|
C6H12
|
0,76
|
154,3
|
0,052352
|
15,7
|
172,33
|
1,2078487
|
H2
|
60,6
|
28,91
|
0,782119
|
43,3
|
29,00
|
0,5605804
|
N2
|
27,5
|
29,62
|
0,363638
|
39,6
|
29,81
|
0,5269982
|
CH4
|
0,14
|
41,88
|
0,002618
|
0,2
|
44,56
|
0,0039786
|
|
100
|
- |
1,759959
|
100
|
- |
2,3665362
|
Тепловой
поток газовой
смеси на входе
в реактор:
1
= [12133,3/(2*3600)]*1,76*135 = 400,4 кВт
Теплота
реакции гидрирования
по условиям
задачи – 2560 кДж/кг
бензола,
Тогда
в пересчёте
на 1 моль бензола
(молекулярная
масса бензола
– 78):
q
= 199,68 кДж/моль
2
= [(5000-348)/(2*3600*84)]* 199,68*1000 = 1535,9 кВт
где
5000 и 348 – количество
циклогексана
на выходе и
входе, кг/ч.
Тепловой
поток газовой
смеси на выходе
из реактора:
3
= [8441,9/(2*3600)]*2,3665*180 = 499,44 кВт
Теплопотери
в окружающую
среду составляют
5% от общего прихода
тепла:
пот
= (400,4 + 1535,9)*0,05 = 96,8 кВт
Теплоту,
отводимую
кипящим конденсатом,
находим из
общего уравнения
теплового
баланса:
4
= 400,4 + 1535,9 - 499,44 - 96,8 = 1340,06 кВт
Составляем
тепловой баланс
первой ступени:
Приход |
кВт |
% |
Расход |
кВт |
% |
Тепловой
поток газо-вой
смеси
|
400,4
|
20,7
|
Тепловой
поток газо-вой
смеси
|
499,44
|
25,8
|
Теплота
экзотерми-ческой
реакции
|
1535,9
|
79,3
|
Теплота,
отводимая
кипящим конденсатом
|
1340,06
|
69,2
|
|
|
|
Теплопотери
в ок-ружающую
среду
|
96,8
|
5,0
|
Всего:
|
1936,3
|
100
|
Всего:
|
1936,3
|
|
Принимаем,
что кпд процесса
теплообмена
равен 0,9. Определяем
количество
образующегося
вторичного
водяного пара
в межтрубном
пространстве
реактора первой
ступени:
mп
= 1340,06 * 0,9/2095 = 0,576 кг/с
где
2095 – удельная
теплота парообразования
при давлении
0,6 Мпа и температуре
Т = (135 + 180)/2
1580 С.
Таким
образом, следует
подать на испарение
0,576*3600 = 2073,6 кг/ч водяного
конденсата.
Расчёт
реактора первой
ступени.
Тепловая
нагрузка аппарата
- а
= 1 340 060 Вт.
Средняя
разность температур
между газовой
смесью и паровым
конденсатом:
tср
= 180-158 = 220 С;
Tср
= 22 К
Рассчитаем
теплофизические
параметры
газовой смеси
при температуре
1800 С (453 К) при выходе
из реактора
первой ступени:
0см=
m/V
= 9843/8441,9
1,17 кг/м3
Плотность
газовой смеси
смеси при давлении
1,8 МПа и температуре
453 К:
см=
1,17*[(273*1800000)]/(453*101325) = 12,53 кг/м3
Средняя
удельная теплоёмкость
газовой смеси:
ссм
= 2367/
1,17 = 2023 Дж/(кг*К),
где 2367 – средняя
объёмная теплоёмкость
газовой смеси
при температуре
1800 С (453
К).
Расчёт
динамической
вязкости газовой
смеси:
|
C6H6
|
C6H12
|
H2
|
N2
|
CH4
|
S
|
ji,%
|
1,2 |
15,7 |
43,3 |
39,6 |
0,2 |
100 |
Mr
|
78 |
84 |
2 |
28 |
16 |
--
|
ji*Mr/100
|
0,936 |
13,188 |
0,866 |
11,088 |
0,032 |
26,11 |
i*107,Па*с
|
116 |
105 |
117 |
238 |
155 |
--
|
ji*Mr/(100*i)
|
0,00806897 |
0,1256 |
0,0074 |
0,0466 |
0,0002 |
0,18786536 |
см
= (26,11/0,18786536)*10-7
= 139*10-7 Па*с
Принимаем
значение критерия
Прандтля для
двухатомных
газов Pr =
0,72, тогда теплопроводность
смеси равна:
см
= ссм * см
/ Pr = 2023 * 139*10-7 /
0,72 = 39,06*10-3 Вт/(м*К)
Объёмный
расход газовой
смеси при температуре
453 К и давлении
1,8 МПа:
V
г =
[8441,9/(2*3600)]*[453*101325/(273*1800000)] = 0,11 м3/c
Площадь
сечения трубного
пространства
реактора Sтр
= 0,812 м2.
Фиктивная
скорость газовой
смеси в сечении
трубного пространства
реактора:
w0
= V г / Sтр
= 0,11/0,812 = 0,14 м/с.
Критерий
Рейнольдса:
Re = w0
* dч * см/см
= 0,14*0,0056*12,53/(139*10-7) = 707
Критерий
Нуссельта:
Nu =
0,813*Re0,9/exp(6*dч/d)
= 0,813*7070,9/exp(6*0,0056/0,032)
= 104
Где d
– диаметр трубы,
м.
Средний
коэффициент
теплоотдачи
от газовой
смеси к стенке
трубы:
1 =
Nu*
см /d
= 104*39,06*10-3/0,032
= 127 Вт/(м2*К)
Коэффициент
теплоотдачи
от стенки трубы
к кипящему
конденсату:
k
= [1/127+0,00043+1/(5,57*0,7)]-1
= (0,0083 + 0,1795**-0,7)-1
=
k
* Tср
= 22/(0,0083 + 0,1795**-0,7);
отсюда
0,0083*
+ 0,1795**0,3
– 22 = 0
Находим
методом подбора.
Сначала взяли
в интервале
от 2000 до 4000, а после
уточнения –
от 2400 до 2500. Как видно
из таблицы
искомое значение
равно 2430.
2000
|
-3,64461
|
2400
|
-0,22592
|
2100
|
-2,78873
|
2405
|
-0,18326
|
2200
|
-1,93369
|
2410
|
-0,14061
|
2300
|
-1,07944
|
2415
|
-0,09795
|
2400
|
-0,22592
|
2420
|
-0,0553
|
2500
|
0,626923
|
2425
|
-0,01265
|
2600
|
1,479138
|
2430
|
0,03
|
2700
|
2,330762
|
2435
|
0,072648
|
2800
|
3,181833
|
2440
|
0,115294
|
2900
|
4,032383
|
2445
|
0,157939
|
3000
|
4,882444
|
2450
|
0,200582
|
3100
|
5,732041
|
2455
|
0,243223
|
3200
|
6,581201
|
2460
|
0,285863
|
3300
|
7,429946
|
2465
|
0,328501
|
3400
|
8,278297
|
2470
|
0,371138
|
3500
|
9,126275
|
2475
|
0,413772
|
3600
|
9,973896
|
2480
|
0,456406
|
3700
|
10,82118
|
2485
|
0,499037
|
3800
|
11,66814
|
2490
|
0,541668
|
3900
|
12,51479
|
2495
|
0,584296
|
4000
|
13,36114
|
2500
|
0,626923
|
Таким
образом коэффициент
теплопередачи:
k
=
/ Tср
= 2430/22 = 110,45 Вт/(м2*К)
Необходимая
площадь поверхности
теплопередачи:
Fа
= 1340060/(110,45*22)
= 551,5 м2
Запас
площади поверхности
теплопередачи:
(720-551,5)*100/551,5
= 30,6 % |