Главная » Каталог    
рефераты Разделы рефераты
рефераты
рефератыГлавная

рефератыБиология

рефератыБухгалтерский учет и аудит

рефератыВоенная кафедра

рефератыГеография

рефератыГеология

рефератыГрафология

рефератыДеньги и кредит

рефератыЕстествознание

рефератыЗоология

рефератыИнвестиции

рефератыИностранные языки

рефератыИскусство

рефератыИстория

рефератыКартография

рефератыКомпьютерные сети

рефератыКомпьютеры ЭВМ

рефератыКосметология

рефератыКультурология

рефератыЛитература

рефератыМаркетинг

рефератыМатематика

рефератыМашиностроение

рефератыМедицина

рефератыМенеджмент

рефератыМузыка

рефератыНаука и техника

рефератыПедагогика

рефератыПраво

рефератыПромышленность производство

рефератыРадиоэлектроника

рефератыРеклама

рефератыРефераты по геологии

рефератыМедицинские наукам

рефератыУправление

рефератыФизика

рефератыФилософия

рефератыФинансы

рефератыФотография

рефератыХимия

рефератыЭкономика

рефераты
рефераты Информация рефераты
рефераты
рефераты

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 %

рефераты Рекомендуем рефератырефераты

     
Рефераты @2011