Спроектировать контактный аппарат для гидрирования бензола в циклогексан

Спроектировать контактный аппарат для гидрирования бензола в циклогексан. Исходные данные 1.Производительность40 000 тгод2.Чистота бензола99,99953.Состав водородной смесиH2 97, N2 2,6, CH4 0,44.Чистота циклогексана99,65.Время на перезагрузку катализатора760 чгод6.Производительность узла гидрирования4 тчас7.Степень гидрирования99,68.Соотношение газов на входе в реакторH2 N2C6H89.Объмная скорость газов0,6 ллкатчас 10.Температура ввода газов в реактор130 1400

С11.Температура гидрирования180 2000 С12.Температура циркуляции газа 400 С13.Тепловой эффект гидрирования2560 кДжкг бензола14.Состав циркуляционного газаH2 50, N5015.Давление в системе 18 кгссм216.Коэффициент растворимости водорода в реакционной смеси при 350 С азота в реакционной смеси при 350 С 0,12 нм3т.атм. 0,25 нм3т.атм. Материальный баланс Принципиальная схема процесса получения циклогексана представлена

на рисунке. Процесс производства циклогексана непрерывный. Отсюда годовой фонд рабочего времени 365 24 760 8000 часгод Часовая производительность по циклогексану с учтом 0,2 потерь 40000100080001,002 5010 кгч или 501022,484 1336 м3ч По уравнению реакции C6H6 3H6 C6H12 расходуется бензола 1336 м3ч или 4652,1 кгч водорода 31336 4008 м3ч или 358 кгч Расход технического бензола 4652,110099.9995 4652,1 кгч

В соответствии с заданным объмным отношением компонентов H2 N2C6H6 8 H2 N2 C6H6 5,5 2,5 1 в реактор первой ступени подают водорода 5,51336 7348 м3ч азота 2,51336 3340 м3ч остатся водорода в циркуляционном газе после реактора второй ступени 7348 4008 3340 м3ч Выходит после реактора азотоводородной смеси 3340 3340 6680 м3ч Определяем объмную долю циклогексана в циркуляционном газе с учтом частичной конденсации циклогексана

из газовой смеси. Давление насыщенного пара циклогексана при 400 С составляет рп 24620 Па. При давлении газовой смеси в сепараторе рсм 18105 Па объмная доля циклогексана в циркуляционном газе рп рсм 100 24620180100 1,37 Пренебрегая для упрощения расчта растворимостью азота и водорода в циклогексане, находим количество циклогексана в газовой смеси на входе в реактор первой ступени 66801,37100 1,37 92,8 м3ч или 348 кгч 16,5

м3ч или 11,8 кгч Состав газовой смеси на входе в реактор первой ступени C6H6C6H12H2N2CH4V , м3ч 133692,87348334016,512133,3i, 110,7660,627,50,14100m , кгч4652,1348656,1417511,89843wi, 47,263,546,6742,410,12100 Принимаем, что степень конверсии бензола в реакторе первой ступени равна 0,93, следовательно, реагирует бензола 1336 0,93 1242,5 м3ч водорода 1242,5 3 3727,5 м3ч.

Образуется циклогексана 1242,5 м3ч. Рассчитываем состав газовой смеси на выходе из реактора первой ступени V , м3ч 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 9590T-9,9194lgT0,002285T8,565 где Т 273180 453

К. lgKp 4,4232, Kp 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 0,2854810000,019980,30790 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 конверсииKp0,92261750,921265820,92227001 0,923274310,924278720,925283250,92628791 0,927292700,928297620,929302680,9330790 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 м3ч водород 1230,5 3 3691,5 м3ч. Образуется циклогексана 1230,5 м3ч. Рассчитываем состав газовой смеси на выходе из реактора первой

ступени C6H6C6H12H2N2CH4V , м3ч 105,51323,33656,6334016,58441,9i, 1,215,743,339,60,2100m , кгч367,34962,4326,5417511,89843wi, 3,750,43,342,50,1100 В реакторе второй ступени реагирует 105,5 м3ч бензола, расходуется 105,53 316,5 м3ч водорода и образуется 105,5 м3ч циклогексана. Остатся 3656,6 - 316,5 3340,1 м3ч водорода. Количество циклогексана на выходе из реактора второй ступени 1323,3 105,5 1428,8

м3ч Количество газовой смеси на выходе из реактора второй ступени 1428,8 3340,1 3340 16,5 8125,4 м3ч Потери циклогексана с продувочными и танковыми газами составляют 0,2 или 1428,8-92,80,002 13360,002 2,7 м3ч, возвращается в реактор первой ступени 92,8 м3ч циклогексана. Количество циклогексана, конденсирующегося в сепараторе 1428,8 - 2,7 - 92,8 1333,3 м3ч или 5000 кгч. Растворимость компонентов газа в циклогексане водорода 0,120 м3т

азота 0,250 м3т при 350 С и давлении 100 000 Па. В циклогексане при давлении 18105 Па растворяется водорода 0,120 18 5 10,8 м3ч или 0,96 кгч азота 0,250 18 5 22,5 м3ч или 28,13 кгч. Считаем, что метан растворяется полностью. Всего из сепаратора выходит жидкой фазы 1333,3 10,8 22,5 16,5 1383,1 м3ч или 5000 0,96 28,13 11,8 5040,89 кгч Состав газовой смеси после сепаратора V , м3ч 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 6742,100 Состав продувочных газов V , м3ч C6H12 2,7 H2 2,749,41,4 95,3 N2 2,749,21,4 94,9 192,9 Состав циркуляционного газа V , м3ч 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 , м3ч 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 м3ч или 11,8 кгч Продувочные газы охлаждаются в холодильнике-конденсаторе при температуре 100 С. Парциальное давление паров циклогексана при этой температуре равно 6330

Па, объмная доля циклогексана в газе после после холодильника-конденсатора составляет 6330180100 0,35 Количество водорода и азота в продувочных газах 192,9 - 2,7 190,2 м3ч Количество циклогексана в продувочных газах после холодильника-конденсатора и сепаратора 190,20,35100 - 0,35 0,67 м3ч или 2,5 кг. Количество циклогексана, поступающего из сепаратора в сборник 2,7 - 0,67 2,03 м3ч или 7,6 кг. Сбрасывают на факел газа 190,2 0,67 190,9 м3ч

Растворнные в циклогексане азот и водород отделяются при дросселировании газа до давления 200 000 Па. Образуются танковые газы, объмная доля циклогексана в которых составляет 2462020100 12,31 Количество циклогексана в танковых газах 10,8 22,5 12,31100-12,314,67 м3ч или 17,5 кгч Где 10,8 и 22,5 м3ч количество водорода и азота, растворнных в циклогексане. Количество танковых газов 10,8 22,5 4,67 37,97 м3ч

Общие потери циклогексана составляют 2,7 м3ч 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 м3ч Возвращается в сборник 17,5 7,6 9,9 кг или 4,67 2 2,67 м3ч Сбрасывают в атмосферу после холодильника-конденсатора 37,97 - 2,67 35,3 м3ч Сбрасывают газа на факел 190,9 35,3 236,2 м3ч

Материальный баланс процесса получения циклогексана. Входитм3чкгчВыходитМ3чкгчБензол13364652, 1Циклогексан технический циклогексан метан Итого 1333,3 16,5 1349,8 5000 11,8 5011,8Азотоводородная смесь азот водород метан Итого 117,4 4114 16,5 4247,9 146,8 367,3 11,8 525,9Продувочные газы азот водород циклогексан Итого 94,9 95,3 0,67 190,87 118,6 8,5 2,5 129,6Циркуляционный газ азот водород циклогексан

Итого 3222,6 3234 92,8 6549,4 4028 289 348 4665Танковые газы азот водород циклогексан Итого 22,5 10,8 2 35,3 28,1 0,96 7,6 36,6Циркуляционный газ азот водород циклогексан Итого 3222,6 3234 92,8 6549,4 4028 289 348 4665Всего12133,39843Всего8128,049843 Расчт основных расходных коэффициентов рассчитываем по данным полученной таблицы по бензолу 4652,15000 0,930 кгкг по азотоводородной смеси 4247,95 850 м3т. II.

Технологический расчт реактора первой ступени. Общий объм катализатора, загружаемого в систему Vк 6,2 м3, объмная скорость Vоб 0,6 ч-1, тогда объм катализатора, обеспечиващий заданную производительность, составит Vк 4652,18800,6 8,8 м3, где 4652,1 расход бензола, кгч, 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

соединнных реактора первый по ходу сырья трубчатый Vк 2,5 м3, второй колонный Vк 3,7 м3. Запас производительности по катализатору 6,22-8,8100 8,8 41. Тепловой расчт 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 fТ для компонентов газовой смеси

Компонентab103c106CH414,3274,66-17,43C6H 6-21,09400,12-169,87C6H12-51,71598,77-23 0,00H227,283,260,50N227,884,270Найдм средние объмные тепломкости газовой смеси Компо-нент Т135273408 КТ180273453 Кi,Ci, Дж мольКCii, кДж м3Кi,Ci, Дж мольКCii, кДж м3КC6H611113,880,5592321,2125,310,067130 4C6H120,76154,30,05235215,7172,331,20784 87H260,628,910,78211943,329,000,5605804N 227,529,620,36363839,629,810,5269982CH40 ,1441,880,0026180,244,560,0039786100-1,7 59959100-2,3665362

Тепловой поток газовой смеси на входе в реактор 1 12133,3236001,76135 400,4 кВт Теплота реакции гидрирования по условиям задачи 2560 кДжкг бензола, Тогда в пересчте на 1 моль бензола молекулярная масса бензола 78 q 199,68 кДжмоль 2 5000-3482360084 199,681000 1535,9 кВт где 5000 и 348 количество циклогексана на выходе и входе, кгч. Тепловой поток газовой смеси на выходе из реактора 3 8441,9236002,3665180 499,44 кВт

Теплопотери в окружающую среду составляют 5 от общего прихода тепла пот 400,4 1535,90,05 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 ПриходкВтРасходкВтТепловой поток газо-вой смеси 400,4 20,7Тепловой поток газо-вой смеси 499,44 25,8Теплота экзотерми-ческой реакции 1535,9 79,3Теплота, отводимая кипящим конденсатом 1340,06 69,2Теплопотери в

ок-ружающую среду 96,8 5,0Всего1936,3100Всего1936,3 Принимаем, что кпд процесса теплообмена равен 0,9. Определяем количество образующегося вторичного водяного пара в межтрубном пространстве реактора первой ступени mп 1340,06 0,92095 0,576 кгс где 2095 удельная теплота парообразования при давлении 0,6 Мпа и температуре Т 135 1802 1580 С. Таким образом, следует подать на испарение 0,5763600 2073,6 кгч

водяного конденсата. Расчт 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 mV 98438441,9 1,17 кгм3 Плотность газовой смеси смеси при давлении 1,8 МПа и температуре 453

К см 1,17273180453101325 12,53 кгм3 Средняя удельная тепломкость газовой смеси ссм 2367 1,17 2023 ДжкгК, где 2367 средняя объмная тепломкость газовой смеси при температуре 1800 С 453 К. Расчт динамической вязкости газовой смеси C6H6C6H12H2N2CH41,215,743,339,60,2100Mr7 88422816 Mr1000,93613,1880,86611,0880,03226,11107 ,Пас116105117238155 Mr1000,008068970,12560,00740,04660,00020 ,18786536 см 26,110,1878653610-7 13910-7

Пас Принимаем значение критерия Прандтля для двухатомных газов Pr 0,72, тогда теплопроводность смеси равна см ссм см Pr 2023 13910-7 0,72 39,0610-3 ВтмК Объмный расход газовой смеси при температуре 453 К и давлении 1,8 МПа V г 8441, 0,11 м3c Площадь сечения трубного пространства реактора Sтр 0,812 м2. Фиктивная скорость газовой смеси в сечении трубного пространства реактора w0

V г Sтр 0,110,812 0,14 мс. Критерий Рейнольдса Re w0 dч смсм 0,140,005612,5313910-7 707 Критерий Нуссельта Nu 0,813Re0,9exp6dчd 0,8137070,9exp60,00560,032 104 Где d диаметр трубы, м. Средний коэффициент теплоотдачи от газовой смеси к стенке трубы 1 Nu см d 10439,0610-30,032 127 Втм2К Коэффициент теплоотдачи от стенки трубы к кипящему конденсату k 11270,0004315,570,7-1 0,0083 0,1795-0,7-1 k Tср 220,0083 0,1795-0,7 отсюда 0,0083 0,17950,3 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. 2000-3,644612400-0,225922100-2,788732405 -0,183262200-1,933692410-0,140612300-1,0 79442415-0,097952400-0,225922420-0,05532 5000,6269232425-0,0126526001,47913824300 ,0327002,33076224350,07264828003,1818332 4400,11529429004,03238324450,15793930004 ,88244424500,20058231005,73204124550,243 22332006,58120124600,28586333007,4299462 4650,32850134008,27829724700,37113835009 ,12627524750,41377236009,97389624800,456 406370010,8211824850,499037380011,668142 4900,541668390012,5147924950,58429640001 3,3611425000,626923 Таким образом коэффициент теплопередачи k Tср 243022 110,45

Втм2К Необходимая площадь поверхности теплопередачи Fа 1340060110,4522 551,5 м2 Запас площади поверхности теплопередачи 720-551,5100551,5 30,6