Спроектировать контактный аппарат для гидрирования бензола в циклогексан

TYPE=RANDOM FORMAT=PAGE>11

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	H>2> – 97%, N>2> – 2,6%, CH>4> – 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	(H>2> + N>2>)/C>6>H>6> = 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	H>2> – 50%, N>2> – 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 C_>6>H_>6> + 3H_>6>  C_>6>H_>12> 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 [(H_>2> + N_>2>)/C_>6>H_>6> = 8; H_>2> : N_>2> : C_>6>H_>6> = 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:

 = (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:

	C>6>H>6>	C>6>H>12>	H>2>	N>2>	CH>4>	
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
w>i>, %	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>, %

C_>6>H_>6 >1336-1242,5 = 93,5 1,1

C_>6>H_>12 >92,8 + 1242,5 = 1335,3 15,9

H_>2 >7348 - 3727,5 = 3620,5 43,1

N_>2 >3340 39,7

CH_>4 >16,5 0,2

___________________________________________________________

 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:

Степень конверсии	K>p>
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 K_>p>_> >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:

	C>6>H>6>	C>6>H>12>	H>2>	N>2>	CH>4>	
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
w>i>, %	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>, %

C_>6>H_>12 >1428,8-1333,3 = 95,5 1,4

H_>2 >3340,1- 10,8 = 3329,3 49,4

N_>2 >3340 – 22,5 = 3317,5 49,2_> >

 6742,5 100

Состав продувочных газов:

V_>> , м³/ч

C_>6>H_>12 > 2,7

H_>2 >2,7*49,4/1,4 = 95,3

N_>2 >2,7*49,2/1,4 = 94,9_> >

192,9

Состав циркуляционного газа:

V_>> , м³/ч

C_>6>H_>12 > 92,8

H_>2 >3329,3-95,3 = 3234

N_>2 >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

H_>2 >7348 - 3340,1 + 95,3 + 10,8 = 4114

N_>2 >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 циклогексан Итого:	94,9 95,3 0,67 190,87	118,6 8,5 2,5 129,6
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 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:

Компонент	a	b*103	c*106
CH>4>	14,32	74,66	-17,43
C>6>H>6>	-21,09	400,12	-169,87
C>6>H>12>	-51,71	598,77	-230,00
H>2>	27,28	3,26	0,50
N>2>	27,88	4,27	0

Найдём средние объёмные теплоёмкости газовой смеси:

Компо-нент	Т=135+273=408 К	Т=180+273=453 К
>i>,%	C>i>, Дж/ /(моль*К)	C>i>>>>i>, кДж/ /(м3*К)	>i>,%	C>i>, Дж/ /(моль*К)	C>i>>>>i>, кДж/ /(м3*К)
C>6>H>6>	11	113,88	0,559232	1,2	125,31	0,0671304
C>6>H>12>	0,76	154,3	0,052352	15,7	172,33	1,2078487
H>2>	60,6	28,91	0,782119	43,3	29,00	0,5605804
N>2>	27,5	29,62	0,363638	39,6	29,81	0,5269982
CH>4>	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:

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 - _>а> = 1 340 060 Вт.

Средняя разность температур между газовой смесью и паровым конденсатом:

t_>ср> = 180-158 = 22⁰ С; T_>ср> = 22 К

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

⁰_>см>= 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:

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:

	C>6>H>6>	C>6>H>12>	H>2>	N>2>	CH>4>	S
j>i>,%	1,2	15,7	43,3	39,6	0,2	100
M>r>	78	84	2	28	16	--
j>i>*M>r>/100	0,936	13,188	0,866	11,088	0,032	26,11
>i>*107,Па*с	116	105	117	238	155	--
j>i>*M>r>/(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}> = с_>см> * _>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:

w_>0> = V_{> г}> / S_>тр> = 0,11/0,812 = 0,14 м/с.

Критерий Рейнольдса:

Re = w_>0> * d_>ч> * _>см>/_>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:

_>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 * T_>ср> = 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 =  / T_>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 %