Реферат Спроектировать контактный аппарат для гидрирования бензола в циклогексан
Работа добавлена на сайт bukvasha.net: 2015-10-28Поможем написать учебную работу
Если у вас возникли сложности с курсовой, контрольной, дипломной, рефератом, отчетом по практике, научно-исследовательской и любой другой работой - мы готовы помочь.
Предоплата всего
от 25%
Подписываем
договор
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/(л·кат·час) |
| 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:
j = (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 | S |
| Vt , м3/ч | 1336 | 92,8 | 7348 | 3340 | 16,5 | 12133,3 |
| ji, % | 11 | 0,76 | 60,6 | 27,5 | 0,14 | 100 |
| mt , 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:
Vt , м3/ч ji, %
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
___________________________________________________________
å 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 | S |
| Vt , м3/ч | 105,5 | 1323,3 | 3656,6 | 3340 | 16,5 | 8441,9 |
| ji, % | 1,2 | 15,7 | 43,3 | 39,6 | 0,2 | 100 |
| mt , 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:
Vt , м3/ч ji, %
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
å 6742,5 100
Состав продувочных газов:
Vt , 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:
Vt , м3/ч
C6H12 92,8
H2 3329,3-95,3 = 3234
N2 3317,5-94,9 = 3222,6
å 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:
Vt , м3/ч
H2 7348 - 3340,1 + 95,3 + 10,8 = 4114
N2 94,9 + 22,5 = 117,4
å 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:
V¢к = (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 | ||||
| j i ,% | Ci , Дж/ /(моль*К) | Ci j i , кДж/ /(м3*К) | j i ,% | Ci , Дж/ /(моль*К) | Ci j i , 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 |
| å | 100 | - | 1,759959 | 100 | - | 2,3665362 |
Тепловой поток газовой смеси на входе в реактор:
F1 = [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
F2 = [(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:
F3 = [8441,9/(2*3600)]*2,3665*180 = 499,44 кВт
Теплопотери в окружающую среду составляют 5% от общего прихода тепла:
Fпот = (400,4 + 1535,9)*0,05 = 96,8 кВт
Теплоту, отводимую кипящим конденсатом, находим из общего уравнения теплового баланса:
F4 = 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 - Fа = 1 340 060 Вт.
Средняя разность температур между газовой смесью и паровым конденсатом:
Dtср = 180-158 = 220 С; DTср = 22 К
Рассчитаем теплофизические параметры газовой смеси при температуре 1800 С (453 К) при выходе из реактора первой ступени:
r0см= mt/Vt = 9843/8441,9 » 1,17 кг/м3
Плотность газовой смеси смеси при давлении 1,8 МПа и температуре 453 К:
rсм= 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 |
| j i , % | 1,2 | 15,7 | 43,3 | 39,6 | 0,2 | 100 |
| M r | 78 | 84 | 2 | 28 | 16 | -- |
| j i * M r /100 | 0,936 | 13,188 | 0,866 | 11,088 | 0,032 | 26,11 |
| m i * 107,Па*с | 116 | 105 | 117 | 238 | 155 | -- |
| j i * M r /(100* m i ) | 0,00806897 | 0,1256 | 0,0074 | 0,0466 | 0,0002 | 0,18786536 |
mсм = (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:
l см = ссм * mсм / 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 * rсм/mсм = 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:
a1 = Nu*l 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*j0,7)]-1 = (0,0083 + 0,1795**j-0,7)-1
j = k * DTср = 22/(0,0083 + 0,1795**j-0,7);
отсюда
0,0083*j + 0,1795**j0,3 – 22 = 0
Находим j методом подбора. Сначала взяли j в интервале от 2000 до 4000, а после уточнения – от 2400 до 2500. Как видно из таблицы искомое значение j 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 = j / DTср = 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 %
