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 )/C6 H6 = 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 C6 H6 + 3H6 «C6 H12 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»4652,1кг/ч; В соответствии с заданным объёмным отношением компонентов [(H2 + N2 )/C6 H6 = 8; H2 : N2 : C6 H6 = 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 р п = 24620 Па. При давлении газовой смеси в сепараторе р см = 18*105 Па объёмная доля циклогексана в циркуляционном газе: j = (р п / р см ) * 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: C6 H6 C6 H12 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 m t , кг/ч 4652,1 348 656,1 4175 11,8 9843 w i , % 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 /чji , % C6 H6 1336-1242,5 = 93,5 1,1 C6 H12 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: lgK p = 9590/T-9,9194lgT+0,002285T+8,565 где Т = 273+180 = 453 К. lgK p = 4,4232, K p = 26 500 Определяем константу равновесия реакции по значениям парциальных давлений компонентов. р бензола = 1,8 * 0,0111 = 0,01998; р циклогексана = 1,8 * 0,1586 = 0,28548; р водорода = 1,8 * 0,43 = 0,774. K p = р циклогексана /( р бензола* р 3 водорода ) = 0,28548*1000/(0,01998*0,7743 ) = 30790 Сравнивая значения K p , рассчитанные по значениям по значениям парциальных давлений компонентов и по эмпирической формуле (26 500 < 30 790), видим, что принятая степень конверсии бензола завышена. Рассчитываем K p , варьируя степень конверсии бензола на интервале от 0,92 до 0,93: Степень конверсии K p 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 K p 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: C6 H6 C6 H12 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 m t , кг/ч 367,3 4962,4 326,5 4175 11,8 9843 w i , % 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 /чji , % C6 H12 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 C6 H12 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 C6 H12 92,8 H2 3329,3-95,3 = 3234 N2 3317,5-94,9 = 3222,6 å6549,4 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 å4231,4 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 С0 р = f(Т) для компонентов газовой смеси: Компонент a b*103 c*106 CH4 14,32 74,66 -17,43 C6 H6 -21,09 400,12 -169,87 C6 H12 -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) C6 H6 11 113,88 0,559232 1,2 125,31 0,0671304 C6 H12 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: r0 см = 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: C6 H6 C6 H12 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: w 0 = V г / Sтр = 0,11/0,812 = 0,14 м/с. Критерий Рейнольдса: Re = w 0 * 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 %