Спроектировать контактный аппарат для гидрирования бензола в циклогексан
,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
| |  скачать работу |
Спроектировать контактный аппарат для гидрирования бензола в циклогексан |
