Спроектировать контактный аппарат для гидрирования бензола в циклогексан

1

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

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 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





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

-3,64461

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 %