Скачать

Спроектировать контактный аппарат для гидрирования бензола в циклогексан

Исходные данные:

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 р_п = 24620 Па. При давлении газовой смеси в сепараторе р_см = 18*10⁵ Па объёмная доля циклогексана в циркуляционном газе:

 = (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:

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:

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*} р³_{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	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 K_pк 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:

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.

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 V_к = 6,2 м³, объёмная скорость V_об = 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 (V_к = 2,5 м³), второй – колонный (V_к = 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:

Найдём средние объёмные теплоёмкости газовой смеси:

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:

Принимаем, что кпд процесса теплообмена равен 0,9. Определяем количество образующегося вторичного водяного пара в межтрубном пространстве реактора первой ступени:

m_п = 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:

t_ср = 180-158 = 22⁰ С; T_ср = 22 К

Рассчитаем теплофизические параметры газовой смеси при температуре 180⁰ С (453 К) при выходе из реактора первой ступени:

⁰_см= 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:

с_см = 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:

_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 = с_см * _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 S_тр = 0,812 м².

Фиктивная скорость газовой смеси в сечении трубного пространства реактора:

w₀ = V _г / S_тр = 0,11/0,812 = 0,14 м/с.

Критерий Рейнольдса:

Re = w₀ * d_ч * _см/_см = 0,14*0,0056*12,53/(139*10^-7) = 707

Критерий Нуссельта:

Nu = 0,813*Re^0,9/exp(6*d_ч/d) = 0,813*707^0,9/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 * T_ср = 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.

Таким образом коэффициент теплопередачи:

k =  / T_ср = 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 %