Спроектувати контактний апарат для гідрування бензолу в циклогексані.

Спроектувати контактний апарат для гидрирования бензолу в циклогексан.

Вихідні данные:

|1. |Продуктивність |40 000 т/рік | |2. |Чистота бензолу |99,9995% | |3. |Склад водневої суміші |H2 — 97%, N2 — 2,6%, | | | |CH4 — 0,4% | |4. |Чистота циклогексана |99,6% | |5. |Час перезавантаження каталізатора |760 ч/год | |6. |Продуктивність вузла гидрирования |4 т/час | |7. |Ступінь гидрирования |99,6% | |8. |Співвідношення газів на вході у реактор |(H2 + N2)/C6H6 = 8 | |9. |Об'ємна швидкість газів |0,6 л/(л (кат (час) | |10. |Температура введення газів у реактор |130 — 1400 З | |11. |Температура гидрирования |180 — 2000 З | |12. |Температура циркуляції газу |400 З | |13. |Тепловий ефект гидрирования |2560 кДж/кг бензолу | |14. |Склад циркуляційного газу |H2 — 50%, N2 — 50% | |15. |Тиск у системі |18 кгс/см2 | |16. |Коефіцієнт розчинності | | | |водню в реакційної суміші при 350 З |0,12 нм3/т.атм. | | |азоту в реакційної суміші при 350 З |0,25 нм3/т.атм. |.

[pic].

Матеріальний баланс.

Принципова схема процесу набуття циклогексана представлена на рисунке.

Процес виробництва циклогексана — безперервний. Звідси річний фонд робочого времени:

365 * 24 — 760 = 8000 час/год.

Годинна продуктивність по циклогексану з урахуванням 0,2% потерь:

(40 000*1000/8000)*1,002 = 5010 кг/ч чи 5010*22,4/84 = 1336 м3/ч.

По рівнянню реакції C6H6 + 3H6 (C6H12 витрачається: бензолу: 1336 м3/ч чи 4652,1 кг/ч; водню: 3*1336 = 4008 м3/ч чи 358 кг/ч;

Витрата технічного бензола:

4652,1*100/99.9995 (4652,1 кг/ч;

Відповідно до заданим объёмным ставленням компонентів [(H2 + N2)/C6H6 = 8; H2: N2: C6H6 = 5,5: 2,5: 1] в реактор першому місці подають: водню: 5,5*1336 = 7348 м3/ч; азоту: 2,5*1336 = 3340 м3/ч; залишається водню в циркуляционном газі після реактора другий ступени:

7348 — 4008 = 3340 м3/ч.

Отже після реактора азотоводородной смеси:

3340 + 3340 = 6680 м3/ч.

Визначаємо объёмную частку циклогексана в циркуляционном газі з урахуванням часткової конденсації циклогексана з газової суміші. Тиск насиченого пара циклогексана при 400 З становить рп = 24 620 Па. При тиску газової суміші в сепараторе рсм = 18*105 Па об'ємна частка циклогексана в циркуляционном газе:

(= (рп / рсм) * 100 = [24 620/1800000]*100 (1,37%.

Нехтуючи спрощення розрахунку розчинність азоту та водню в циклогексане, знаходимо кількість циклогексана у газовій суміші на вході у реактор першої ступени:

6680*1,37/(100 — 1,37) = 92,8 м3/ч чи 348 кг/ч 16,5 м3/ч чи 11,8 кг/ч.

Склад газової суміші на вході у реактор першої ступени:

| |C6H6 |C6H12 |H2 |N2 |CH4 |(| |V (, м3/ч|1336 |92,8 |7348 |3340 |16,5 |12 133,3 | |(і, % |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 |.

Приймаємо, що ступінь конверсії бензолу в реакторі першому місці дорівнює 0,93, отже, реагує: бензолу: 1336 * 0,93 = 1242,5 м3/ч; водню: 1242,5 * 3 = 3727,5 м3/ч.

Утворюється циклогексана: 1242,5 м3/ч.

Розраховуємо склад газової суміші виході з реактора першої ступени:

V (, м3/ч (і, %.

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.

З метою уточнення ступеня конверсії розрахуємо константу рівноваги реакції отримання циклогексана за такою формулою: lgKp = 9590/T-9,9194lgT+0,2285T+8,565 де Т = 273+180 = 453 До. lgKp = 4,4232, Kp = 26 500.

Визначаємо константу рівноваги реакції по значенням парциальных тисків компонентів. рбензола = 1,8 * 0,0111 = 0,1 998; рциклогексана = 1,8 * 0,1586 = 0,28 548; рводорода = 1,8 * 0,43 = 0,774.

Kp = рциклогексана /(рбензола* р3водорода) = 0,28 548*1000/(0,1 998*0,7743) = 30 790.

Порівнюючи значення Kp, розраховані по значенням по значенням парциальных тисків компонентів і з емпіричну формулі (26 500 < 30 790), бачимо, що визнана ступінь конверсії бензолу завышена.

Розраховуємо Kp, варіюючи ступінь конверсії бензолу на інтервалі від 0,92 до 0,93:

|Ступінь |Kp | |конверсії | | |0,92 |26 175 | |0,921 |26 582 | |0,922 |27 001 | |0,923 |27 431 | |0,924 |27 872 | |0,925 |28 325 | |0,926 |28 791 | |0,927 |29 270 | |0,928 |29 762 | |0,929 |30 268 | |0,93 |30 790 |.

Очевидно, що точне збіг значення Kp до розрахованим характеризується ступеня конверсії 0,921.

Уточнимо склад газової суміші виході з реактора першому місці. бензол: 1336 * 0,921 = 1230,5 м3/ч; водень: 1230,5 * 3 = 3691,5 м3/ч.

Утворюється циклогексана: 1230,5 м3/ч.

Розраховуємо склад газової суміші виході з реактора першої ступени:

| |C6H6 |C6H12 |H2 |N2 |CH4 |(| |V (, м3/ч|105,5 |1323,3 |3656,6 |3340 |16,5 |8441,9 | |(і, % |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 |.

У реакторі другого ступеня реагує 105,5 м3/ч бензолу, витрачається 105,5*3 = 316,5 м3/ч водню й утворюється 105,5 м3/ч циклогексана. Залишається 3656,6 — 316,5 = 3340,1 м3/ч водорода.

Кількість циклогексана виході з реактора другий ступени:

1323,3 + 105,5 = 1428,8 м3/ч.

Кількість газової суміші виході з реактора другий ступени:

1428,8 + 3340,1 + 3340 + 16,5 = 8125,4 м3/ч.

Втрати циклогексана з продувочными і танковими газами становлять 0,2% чи (1428,8−92,8)*0,002 = 1336*0,002 = 2,7 м3/ч, повертається у реактор першому місці - 92,8 м3/ч циклогексана.

Кількість циклогексана, конденсирующегося в сепараторе:

1428,8 — 2,7 — 92,8 = 1333,3 м3/ч чи 5000 кг/ч.

Розчинність компонентів газу циклогексане: водню — 0,120 м3/т; азоту — 0,250 м3/т при 350 З повагою та тиску 100 000 Па.

У циклогексане при тиску 18*105 Па розчиняється: водню: 0,120 * 18 * 5 = 10,8 м3/ч чи 0,96 кг/ч; азоту: 0,250 * 18 * 5 = 22,5 м3/ч чи 28,13 кг/ч. Вважаємо, що метан розчиняється полностью.

З сепаратора виходить рідкої 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.

Склад газової суміші після сепаратора:

V (, м3/ч (і, % 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.

Склад продувних 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.

Склад циркуляційного газа:

V (, м3/ч C6H12 92,8 H2 3329,3−95,3 = 3234 N2 3317,5−94,9 = 3222,6 (6549,4.

Витрата свіжої азотоводородной суміші повинен компенсувати витрати водню на реакцію гидрирования, втрати азотоводородной суміші при продувке і розчинення в циклогексане.

Склад свіжої 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 міститься у газової суміші з воднем, його содержание:

4114 * 0,004 = 16,5 м3/ч чи 11,8 кг/ч.

Продувочные гази розладнуються в холодильнике-конденсаторе при температурі 100 З. Парціальний тиск парів циклогексана нині температурі одно 6330 Па, об'ємна частка циклогексана в газі після після холодильника-конденсатора составляет:

(6330/1 800 000)*100 = 0,35%.

Кількість водню й азоту в продувних газах:

192,9 — 2,7 = 190,2 м3/ч.

Кількість циклогексана в продувних газах після холодильникаконденсатора і сепаратора:

190,2*0,35/(100 — 0,35) = 0,67 м3/ч чи 2,5 кг.

Кількість циклогексана, що надходить з сепаратора в сборник:

2,7 — 0,67 = 2,03 м3/ч чи 7,6 кг.

Скидають на факел газа:

190,2 + 0,67 = 190,9 м3/ч.

Растворённые в циклогексане азот і водень відокремлюються при дросселировании газу до тиску 200 000 Па. Утворюються танкові гази, об'ємна частка циклогексана у яких составляет:

(24 620/200000)*100 = 12,31%.

Кількість циклогексана в танкових газах:

(10,8 + 22,5)* 12,31/(100−12,31)=4,67 м3/ч чи 17,5 кг/ч.

Де 10,8 і 22,5 м3/ч — кількість водню й азоту, растворённых в циклогексане.

Кількість танкових газов:

10,8 + 22,5 + 4,67 = 37,97 м3/ч.

Загальні втрати від циклогексана становлять 2,7 м3/ч чи 10,1 кг, втрати з продувочными газами — 2,5 кг, отже, з газами дросселирования після їх охолодження в холодильнике-конденсаторе теряется:

10,1 — 2,5 = 7,6 кг чи 2 м3/ч.

Повертається в сборник:

17,5 — 7,6 = 9,9 кг чи 4,67 — 2 = 2,67 м3/ч.

Скидають у повітря після холодильника-конденсатора:

37,97 — 2,67 = 35,3 м3/ч.

Скидають газу на факел:

190,9 + 35,3 = 236,2 м3/ч.

Матеріальний баланс процесу набуття циклогексана.

|Входить |м3/ч |кг/ч |Отже |М3/ч |кг/ч | |Бензол |1336 |4652,1|Циклогексан | | | | | | |технічний: | | | | | | |циклогексан |1333,3 |5000 | | | | |метан |16,5 |11,8 | | | | |Разом: |1349,8 |5011,8 | |Азотоводородная | | |Продувочные гази: | | | |суміш: | | |азот |94,9 |118,6 | |азот |117,4 |146,8 |водень |95,3 |8,5 | |водень |4114 |367,3 |циклогексан |0,67 |2,5 | |метан |16,5 |11,8 | | | | |Разом: |4247,9|525,9 |Разом: |190,87 |129,6 | |Циркуляційний газ: | | |Танкові гази: | | | |азот |3222,6|4028 |азот |22,5 |28,1 | |водень | |289 |водень |10,8 |0,96 | |циклогексан |3234 |348 |циклогексан |2 |7,6 | |Разом: |92,8 |4665 |Разом: |35,3 |36,6 | | |6549,4| | | | | | | | |Циркуляційний | | | | | | |газ: | | | | | | |азот |3222,6 |4028 | | | | |водень |3234 |289 | | | | |циклогексан |92,8 |348 | | | | |Разом: |6549,4 |4665 | |Усього: |12 133,|9843 |Усього: |8128,04|9843 | | |3 | | | | |.

Розрахунок основних видаткових коефіцієнтів розраховуємо за даними отриманої таблиці: по бензолу: 4652,1/5000 = 0,930 кг/кг; по азотоводородной суміші: 4247,9/5 =850 м3/т.

II. Технологічний розрахунок реактора першої ступени.

Загальний обсяг каталізатора, загружаемого до системи Vк = 6,2 м³, об'ємна швидкість Vоб = 0,6 ч-1, тоді обсяг каталізатора, обеспечиващий задану продуктивність, составит:

V (к = (4652,1/880)/0,6 = 8,8 м³, де 4652,1 — витрата бензолу, кг/ч, 880 — щільність бензолу кг/ м3.

Визначаємо число систем реакторів задля забезпечення заданої продуктивності: n = 8,8 / 6,2 = 1,42.

Необхідно встановити дві системи реакторів, кожна з яких включає два послідовно сполучених реактора: перший у процесі сировини трубчастий (Vк = 2,5 м3), другий — колонний (Vк = 3,7 м3). Запас продуктивності по катализатору:

(6,2*2−8,8)*100 / 8,8 = 41%.

Тепловий розрахунок трубчастого реактора.

Температура на вході у реактор — 1350 С;

Температура виході з реактора — 1800 С;

Тиск насиченого водяної пари — 600 000 Па.

Знаючи коефіцієнти рівняння С0р = f (Т) для компонентів газової 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 |.

Знайдемо середні об'ємні теплоёмкости газової суміші: |Компо-не|Т=135+273=408 До |Т=180+273=453 До | |нт | | | | |(i,%|Ci, Дж/ |Ci (i, |(і,% |Ci, Дж/ |Ci (i, кДж/ | | | |/(моль*К|кДж/ | |/(моль*К|/(м3*К) | | | |) |/(м3*К) | |) | | |C6H6 |11 |113,88 |0,559 232|1,2 |125,31 |0,671 304 | |C6H12 |0,76|154,3 |0,52 352|15,7 |172,33 |1,2 078 487 | |H2 |60,6|28,91 |0,782 119|43,3 |29,00 |0,5 605 804 | |N2 |27,5|29,62 |0,363 638|39,6 |29,81 |0,5 269 982 | |CH4 |0,14|41,88 |0,2 618|0,2 |44,56 |0,39 786 | |(|100 |- |1,759 959|100 |- |2,3 665 362 |.

Тепловий потік газової суміші на вході у реактор:

(1 = [12 133,3/(2*3600)]*1,76*135 = 400,4 кВт Теплота реакції гидрирования в умовах завдання — 2560 кДж/кг бензолу, Тоді, у перерахунку на 1 міль бензолу (молекулярна маса бензолу — 78): q = 199,68 кДж/моль.

(2 = [(5000−348)/(2*3600*84)]* 199,68*1000 = 1535,9 кВт де 5000 і 348 — кількість циклогексана не вдома і вході, кг/ч.

Тепловий потік газової суміші виході з реактора:

(3 = [8441,9/(2*3600)]*2,3665*180 = 499,44 кВт.

Тепловтрати в довкілля становлять 5% від загального приходу тепла:

(піт = (400,4 + 1535,9)*0,05 = 96,8 кВт.

Теплоту, відведену бурхливим конденсатом, знаходимо із загального рівняння теплового баланса:

(4 = 400,4 + 1535,9 — 499,44 — 96,8 = 1340,06 кВт.

Складаємо теплової баланс першому місці: |Прихід |кВт |% |Витрата |кВт |% | |Тепловий потік | | |Тепловий потік | | | |газо-вой суміші |400,4 |20,7 |газо-вой суміші |499,44 |25,8 | |Теплота | | |Теплота, відведена | | | |экзотерми-ческой |1535,9 |79,3 |бурхливим конденсатом |1340,06|69,2 | |реакції | | | | | | | | | |Тепловтрати в | | | | | | |ок-ружающую середу |96,8 |5,0 | |Усього: |1936,3 |100 |Усього: |1936,3 | |.

Приймаємо, що ккд процесу теплообміну дорівнює 0,9. Визначаємо кількість що утворюється вторинного водяної пари в межтрубном просторі реактора першому місці: mп = 1340,06 * 0,9/2095 = 0,576 кг/с де 2095 — питома теплота парообразования при тиску 0,6 Мпа і температурі Т = (135 + 180)/2 (1580 С.

Отже, слід подати на випаровування 0,576*3600 = 2073,6 кг/ч водяного конденсата.

Розрахунок реактора першої ступени.

Теплова навантаження апарату — (а = 1 340 060 Вт.

Середня різницю температур між газової сумішшю і паровим конденсатом:

(tср = 180−158 = 220 З; (Tср = 22 К.

Розрахуємо теплофизические параметри газової суміші за нормальної температури 1800 З (453 До) на виході з реактора першої ступени:

(0см= m (/V (= 9843/8441,9 (1,17 кг/м3.

Плотность газової суміші суміші при тиску 1,8 МПа і температурі 453 К:

(див= 1,17*[(273*1 800 000)]/(453*101 325) = 12,53 кг/м3.

Середня питома теплоёмкость газової суміші: ссм = 2367/ 1,17 = 2023 Дж/(кг*К), де 2367 — середня об'ємна теплоёмкость газової суміші за нормальної температури 1800 З (453 К).

Розрахунок динамічної в’язкості газової смеси:

| |C6H6 |C6H12 |H2 |N2 |CH4 |(| |(((((|1,2 |15,7 |43,3 |39,6 |0,2 |100 | |Mr |78 |84 |2 |28 |16 |— | |((*Mr/100 |0,936 |13,188|0,866 |11,088|0,032 |26,11 | |((*107,Па*с|116 |105 |117 |238 |155 |— | |((*Mr/(100*|0,806 897|0,1256|0,0074|0,0466|0,0002|0,18 786 536 | |(() | | | | | | |.

(див = (26,11/0,18 786 536)*10−7 = 139*10−7 Па*с.

Приймаємо значення критерію Прандтля для двухатомных газів Pr = 0,72, тоді теплопровідність суміші равна:

(див = ссм * (див / Pr = 2023 * 139*10−7 / 0,72 = 39,06*10−3 Вт/(м*К) Объёмный витрата газової суміші за нормальної температури 453 До і тиску 1,8 МПа:

V р = [8441,9/(2*3600)]*[453*101 325/(273*1 800 000)] = 0,11 м3/c Площа перерізу трубного простору реактора Sтр = 0,812 м².

Фіктивна швидкість газової суміші в сечении трубного простору реактора: w0 = V р / Sтр = 0,11/0,812 = 0,14 м/с.

Критерій Рейнольдса:

Re = w0 * dч * (см/(см = 0,14*0,0056*12,53/(139*10−7) = 707.

Критерій Нуссельта:

Nu = 0,813*Re0,9/exp (6*dч/d) = 0,813*7070,9/exp (6*0,0056/0,032) = 104.

Де d — діаметр труби, м.

Середній коефіцієнт тепловіддачі від газової суміші до стінки трубы:

(1 = Nu*(див /d = 104*39,06*10−3/0,032 = 127 Вт/(м2*К).

Коефіцієнт тепловіддачі від стінки труби до киплячому конденсату:

k = [1/127+0,43+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.

Знаходимо (методом добору. Спочатку взяли (в інтервалі від 2000 до 4000, а після уточнення — від 2400 до 2500. Як очевидно з таблиці дані значення (одно 2430. |2000 |-3,644|2400 |-0,225| | |61 | |92 | |2100 |-2,788|2405 |-0,183| | |73 | |26 | |2200 |-1,933|2410 |-0,140| | |69 | |61 | |2300 |-1,079|2415 |-0,097| | |44 | |95 | |2400 |-0,225|2420 |-0,055| | |92 | |3 | |2500 |0,6269|2425 |-0,012| | |23 | |65 | |2600 |1,4791|2430 |0,03 | | |38 | | | |2700 |2,3307|2435 |0,0726| | |62 | |48 | |2800 |3,1818|2440 |0,1152| | |33 | |94 | |2900 |4,0323|2445 |0,1579| | |83 | |39 | |3000 |4,8824|2450 |0,2005| | |44 | |82 | |3100 |5,7320|2455 |0,2432| | |41 | |23 | |3200 |6,5812|2460 |0,2858| | |01 | |63 | |3300 |7,4299|2465 |0,3285| | |46 | |01 | |3400 |8,2782|2470 |0,3711| | |97 | |38 | |3500 |9,1262|2475 |0,4137| | |75 | |72 | |3600 |9,9738|2480 |0,4564| | |96 | |06 | |3700 |10,821|2485 |0,4990| | |18 | |37 | |3800 |11,668|2490 |0,5416| | |14 | |68 | |3900 |12,514|2495 |0,5842| | |79 | |96 | |4000 |13,361|2500 |0,6269| | |14 | |23 |.

Отже коефіцієнт теплопередачи:

k = (/ (Tср = 2430/22 = 110,45 Вт/(м2*К).

Необхідна площа поверхні теплопередачи:

Fа = 1 340 060/(110,45*22) = 551,5 м².

Запас площі поверхні теплопередачи:

(720−551,5)*100/551,5 = 30,6%.