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/(лкатчас)
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 азота в реакционной смеси при 350 С
0,12 нм3/т.атм. 0,25 нм3/т.атм.
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 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 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 метан Итого
1333,3 16,5 1349,8
5000 11,8 5011,8
Азотоводородная смесь азот водород метан Итого
117,4 4114 16,5 4247,9
146,8 367,3 11,8 525,9
Продувочные газы азот водород циклогексанИтого
94,9 95,3 0,67190,87
118,6 8,5 2,5129,6
Циркуляционный газ азот водород циклогексан Итого
3222,6 3234 92,8 6549,4
4028 289 348 4665
Танковые газы азот водород циклогексан Итого
22,5 10,8 2 35,3
28,1 0,96 7,6 36,6
Циркуляционный газ азот водород циклогексан Итого
3222,6 3234 92,8 6549,4
4028 289 348 4665
Всего
12133,3
9843
Всего
8128,04
9843
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
Vк = (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-нент
Т=135+273=408 К
Т=180+273=453 К
i,%
Ci, Дж/ /(моль*К)
Cii, кДж/ /(м3*К)
i,%
Ci, Дж/ /(моль*К)
Cii, кДж/ /(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 газо-вой смеси
400,4
20,7
Тепловой поток газо-вой смеси
499,44
25,8
Теплота экзотерми-ческой реакции
1535,9
79,3
Теплота, отводимая кипящим конденсатом
1340,06
69,2
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
S
ji,%
1,2
15,7
43,3
39,6
0,2
100
Mr
78
84
2
28
16
—
ji*Mr/100
0,936
13,188
0,866
11,088
0,032
26,11
i*107,Па*с
116
105
117
238
155
—
ji*Mr/(100*i)
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
-3,64461
2400
-0,22592
2100
-2,78873
2405
-0,18326
2200
-1,93369
2410
-0,14061
2300
-1,07944
2415
-0,09795
2400
-0,22592
2420
-0,0553
2500
0,626923
2425
-0,01265
2600
1,479138
2430
0,03
2700
2,330762
2435
0,072648
2800
3,181833
2440
0,115294
2900
4,032383
2445
0,157939
3000
4,882444
2450
0,200582
3100
5,732041
2455
0,243223
3200
6,581201
2460
0,285863
3300
7,429946
2465
0,328501
3400
8,278297
2470
0,371138
3500
9,126275
2475
0,413772
3600
9,973896
2480
0,456406
3700
10,82118
2485
0,499037
3800
11,66814
2490
0,541668
3900
12,51479
2495
0,584296
4000
13,36114
2500
0,626923
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 %