Химия

Спроектировать контактный аппарат для гидрирования бензола в циклогексан


  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    |0,12 нм3/т.атм.       |
|    |азота в реакционной смеси при 350 С       |0,25 нм3/т.атм.       |

[pic]



                             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   |Kp        |
|конверсии |          |
|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       |1333,3 |5000   |
|                    |      |      |метан             |16,5   |11,8   |
|                    |      |      |Итого:            |1349,8 |5011,8 |
|Азотоводородная     |      |      |Продувочные газы: |       |       |
|смесь:              |      |      |азот              |94,9   |118,6  |
|азот                |117,4 |146,8 |водород           |95,3   |8,5    |
|водород             |4114  |367,3 |циклогексан       |0,67   |2,5    |
|метан               |16,5  |11,8  |                  |       |       |
|Итого:              |4247,9|525,9 |Итого:            |190,87 |129,6  |
|Циркуляционный газ: |      |      |Танковые газы:    |       |       |
|азот                |3222,6|4028  |азот              |22,5   |28,1   |
|водород             |      |289   |водород           |10,8   |0,96   |
|циклогексан         |3234  |348   |циклогексан       |2      |7,6    |
|Итого:              |92,8  |4665  |Итого:            |35,3   |36,6   |
|                    |6549,4|      |                  |       |       |
|                    |      |      |Циркуляционный    |       |       |
|                    |      |      |газ:              |       |       |
|                    |      |      |азот              |3222,6 |4028   |
|                    |      |      |водород           |3234   |289    |
|                    |      |      |циклогексан       |92,8   |348    |
|                    |      |      |Итого:            |6549,4 |4665   |
|Всего:              |12133,|9843  |Всего:            |8128,04|9843   |
|                    |3     |      |                  |       |       |

       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-не|Т=135+273=408 К        |Т=180+273=453 К             |
|нт      |                       |                            |
|        |(i,%|Ci, Дж/ |Ci(i,   |(i,%  |Ci, Дж/ |Ci(i, кДж/ |
|        |    |/(моль*К|кДж/    |      |/(моль*К|/(м3*К)    |
|        |    |)       |/(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     |       |      |Тепловой поток      |       |      |
|газо-вой смеси     |400,4  |20,7  |газо-вой смеси      |499,44 |25,8  |
|Теплота            |       |      |Теплота, отводимая  |       |      |
|экзотерми-ческой   |1535,9 |79,3  |кипящим конденсатом |1340,06|69,2  |
|реакции            |       |      |                    |       |      |
|                   |       |      |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   |(          |
|(((((      |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*|0,00806897|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  |-3,644|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    |

      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 %




смотреть на рефераты похожие на "Спроектировать контактный аппарат для гидрирования бензола в циклогексан"