Спроектировать контактный аппарат для гидрирования бензола в циклогексан

.

Исходные данные:

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»4652,1кг/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 р_п = 24620 Па. При давлении газовой смеси в сепараторе р_см = 18*10⁵ Па объёмная доля циклогексана в циркуляционном газе:

j = (р_п/ р_см) * 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:

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_t ,м³/чj_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

___________________________________________________________

å 8405,8 100,0

С целью уточнения степени конверсии рассчитаем константу равновесия реакции получения циклогексана по формуле:

lgK_p = 9590/T-9,9194lgT+0,002285T+8,565

где Т = 273+180 = 453 К.

lgK_p = 4,4232, K_p = 26 500

Определяем константу равновесия реакции по значениям парциальных давлений компонентов.

р_{бензола} = 1,8 * 0,0111 = 0,01998;

р_{циклогексана} = 1,8 * 0,1586 = 0,28548;

р_{водорода} = 1,8 * 0,43 = 0,774.

K_p = р_{циклогексана} /( р_{бензола*} р³_{водорода}) = 0,28548*1000/(0,01998*0,774³) = 30790

Сравнивая значения K_p, рассчитанные по значениям по значениям парциальных давлений компонентов и по эмпирической формуле (26 500 < 30 790), видим, что принятая степень конверсии бензола завышена.

Рассчитываем K_p, варьируя степень конверсии бензола на интервале от 0,92 до 0,93:

Видно, что наиболее точное совпадение значения K_pк 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:

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_t ,м³/чj_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

å 6742,5 100

Состав продувочных газов:

V_t , 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_t , м³/ч

C₆H₁₂ 92,8

H₂ 3329,3-95,3 = 3234

N₂ 3317,5-94,9 = 3222,6

å6549,4

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_t , м³/ч

H₂ 7348 - 3340,1 + 95,3 + 10,8 = 4114

N₂ 94,9 + 22,5 = 117,4

å4231,4

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.

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 V_к = 6,2 м³, объёмная скорость V_об = 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 (V_к = 2,5 м³), второй – колонный (V_к = 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 С⁰_р = f(Т) для компонентов газовой смеси:

Найдём средние объёмные теплоёмкости газовой смеси:

Тепловой поток газовой смеси на входе в реактор:

F₁ = [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

F₂ = [(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:

F₃ = [8441,9/(2*3600)]*2,3665*180 = 499,44 кВт

Теплопотери в окружающую среду составляют 5% от общего прихода тепла:

F_пот = (400,4 + 1535,9)*0,05 = 96,8 кВт

Теплоту, отводимую кипящим конденсатом, находим из общего уравнения теплового баланса:

F₄ = 400,4 + 1535,9 - 499,44 - 96,8 = 1340,06 кВт

Составляем тепловой баланс первой ступени:

Принимаем, что кпд процесса теплообмена равен 0,9. Определяем количество образующегося вторичного водяного пара в межтрубном пространстве реактора первой ступени:

m_п = 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 - F_а = 1 340 060 Вт.

Средняя разность температур между газовой смесью и паровым конденсатом:

Dt_ср = 180-158 = 22⁰ С; DT_ср = 22 К

Рассчитаем теплофизические параметры газовой смеси при температуре 180⁰ С (453 К) при выходе из реактора первой ступени:

r⁰_см= mt/Vt = 9843/8441,9 » 1,17 кг/м³

Плотность газовой смеси смеси при давлении 1,8 МПа и температуре 453 К:

r_см= 1,17*[(273*1800000)]/(453*101325) = 12,53 кг/м³

Средняя удельная теплоёмкость газовой смеси:

с_см = 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:

m_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:

l _см = с_см * m_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 S_тр = 0,812 м².

Фиктивная скорость газовой смеси в сечении трубного пространства реактора:

w₀ = V _г / S_тр = 0,11/0,812 = 0,14 м/с.

Критерий Рейнольдса:

Re = w₀ * d_ч * r_см/m_см = 0,14*0,0056*12,53/(139*10^-7) = 707

Критерий Нуссельта:

Nu = 0,813*Re^0,9/exp(6*d_ч/d) = 0,813*707^0,9/exp(6*0,0056/0,032) = 104

Где d – диаметр трубы, м.

Средний коэффициент теплоотдачи от газовой смеси к стенке трубы:

a₁ = Nu*l _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*j^0,7)]^-1 = (0,0083 + 0,1795**j^-0,7)^-1

j = k * DT_ср = 22/(0,0083 + 0,1795**j^-0,7);

отсюда

0,0083*j + 0,1795**j^0,3 – 22 = 0

Находим j методом подбора. Сначала взяли j в интервале от 2000 до 4000, а после уточнения – от 2400 до 2500. Как видно из таблицы искомое значение j равно 2430.

Таким образом коэффициент теплопередачи:

k = j / DT_ср = 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 %