Спроектировать контактный аппарат для гидрирования бензола в циклогексан

БОЛЬШАЯ ЛЕНИНГРАДСКАЯ БИБЛИОТЕКА - РЕФЕРАТЫ - Спроектировать контактный аппарат для гидрирования бензола в циклогексан

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 %