165984 (685432), страница 4
Текст из файла (страница 4)
График представлен на рис.3.3.
Рис.3.3. Зависимость энергозатрат от величины рецикла при постоянном составе х=0,001м. д. и суммарном объеме реакторов V = 5м3 при подаче рецикла на вход первого реактора.
По графику видно, что при наращивании рецикла, энергозатраты увеличиваются, сначала походя через некоторый минимум, который соответствует оптимальной величине рецикла.
Для схемы с рециклом, охватывающим один реактор численная зависимость выглядит следующим образом (таблица 3.4):
| R, кмоль/час | Rb | Q*107, кДж/час |
| 7,5 | 81 | 3,02356 |
| 8 | 60 | 2,23976 |
| 9 | 50 | 1,86656 |
| 10 | 50 | 1,86636 |
| 11 | 50 | 1,86646 |
| 12 | 50 | 1,86641 |
| 15 | 51 | 1,90376 |
| 20 | 55 | 2,05305 |
| 25 | 60 | 2,23976 |
| 30 | 65 | 2,42644 |
| 35 | 70 | 2,61309 |
| 40 | 75 | 2,79947 |
| 45 | 79 | 2,94901 |
| 50 | 85 | 3,17299 |
| 55 | 89 | 3,32223 |
| 60 | 95 | 3,54617 |
| 65 | 99 | 3,69527 |
| 70 | 105 | 3,91953 |
| 75 | 109 | 4,06921 |
Продолжение.
| 80 | 115 | 4,29231 |
| 85 | 119 | 4,44231 |
| 90 | 125 | 4,66578 |
| 95 | 129 | 4,81576 |
| 100 | 135 | 5,03959 |
Таблица 3.4. Численная зависимость энергозатрат от величины рецикла при постоянном составе х=0,001м. д. и суммарном объеме V = 5м3 при подаче рецикла на вход второго реактора.
Графическая зависимость представлена на рис.3.4.
Р
ис.3.4. Зависимость энергозатрат от величины рецикла при постоянном составе х=0,001м. д. и суммарном объеме V = 5м3 при подаче рецикла на вход второго реактора.
На рис.3.4. прослеживается почти такая же зависимость как и на рис.3.3. только различаются минимумами знергозатрат. В схеме с охватом рециклом двух реакторов минимум находится ниже (энергозатраты меньше).
Обсуждение результатов.
Для того, что бы проследить отличия в схемах с различным охватом рециклом, построим совместные графики.
Н
а рис.3.5. представлена зависимость величины рецикла от суммарного объема реакторов, построенная по результатам количественного анализа.
Рис.3.5. Зависимости величины рецикла от суммарного объема реакторов при различном охвате рециклом реакторов.
По графику видно, что при больших величинах рецикла или объема обе зависимости очень близки, а при малых величинах рецикла или объема зависимости отдаляются друг от друга. Например, при фиксированном суммарном объеме реакторов V = 300м3, величина рецикла в системе с охватом рециклом двух реакторов R = 5,015657 кмоль/час, а с охватом одного реактора R = 5,175953 кмоль/час. А при суммарном объеме реакторов V=10м3, величины рецикла соответственно равны 14,27051 и 27,5 кмоль/час. Причем, схема, в которой рецикл охватывает два реактора, оказывается выгоднее, чем схема, в которой рецикл охватывает один реактор.Т. к. в первой при малых величинах суммарного объема реакторов требуется меньшая величина рецикла, для достижения заданной конверсии, чем во второй.
Теперь строим совместный график зависимостей величины рецикла от суммарного объема реакторов при различной подаче рецикла по расчетным данным, полученным в программе ChemCad. В обеих системах протекает одна и та же реакция изомеризации параксилола в ортоксилол. Начальный поток F=10 кмоль/час содержит только чистый параксилол, xf=1. Ректификационная колонна содержит 70 тарелок. Тарелка питания №35, паровое число Rb=50.
Г
рафик представлен на рис.3.6.
Рис.3.6. Зависимость величины рецикла от суммарного объема реакторов при различной подаче рецикла, при поддержании заданной селективности.
По этому графику ярче видны различия двух схем, т. к. рассматривается та часть графика, где эти две прямые наиболее отличаются друг от друга. Здесь явно видно, что в схеме с охватом рециклом двух реакторов при некотором фиксированном значении суммарного объема реакторов требуется меньшая величина рецикла для достижения заданной конверсии (и наоборот, при некоторой фиксированной величине рецикла требуется меньший суммарный объем реакторов), чем в схеме с охватом рециклом одного реактора.
Теперь построим совместный график зависимостей энергозатрат от величины рецикла при различной организацией подачи рецикла.
График, представленный на рис.3.7, построен по расчетным данным, взятым из программы ChemCad. Начальные условия такие же как при построении графика 3.6. В обеих системах протекает одна и та же реакция изомеризации параксилола в ортоксилол. Начальный поток F=10 кмоль/час содержит только чистый параксилол, xf=1. Ректификационная колонна содержит 70 тарелок. Тарелка питания №35, паровое число Rb=50.
График построен при постоянном составе смеси в кубе колонны, содержащей x=0.001м. д. параксилола, и суммарном объеме реакторов V=5м3.
Рис.3.7. Зависимость энергозатрат от величины рецикла при различной организации подачи рецикла.
По графику видно, что энергетически более выгодная схема с охватом рециклом двух реакторов, т. к. при фиксированной величине рецикла в ней энергозатраты меньше по сравнению со схемой с охватом рециклом одного реактора. И оптимальная величина рецикла требует меньших энергетических затрат в системе с подачей рецикла на вход первого реактора. Например, при фиксированной величине рецикла R=10 кмоль/час, энергозатраты в системе с охватом рециклом двух реакторов Q=1,60514*107кДж/час, а в системе с охватом рециклом одного реактора Q=186636*107кДж/час.
ВЫВОДЫ
Проведен анализ стационарных состояний реакционной схемы для реакции типа А В при различных вариантах организации подачи рецикла.
Показана возможность достижения практически полного превращения реагента в рециркуляционной схеме, как при подаче рецикла на вход первого реактора, так и на вход второго.
Для различных вариантов организации подачи рецикла определены области в пространстве величин потока рецикла и объема реактора, при которых возможна 100% -ая конверсия.
Проведена оценка минимальных энергетических затрат, необходимых для достижения заданной конверсии в рециркуляционных схемах с двумя реакторами и ректификационной колонной в случаях различной организации подачи рецикла.
Список литературы
1. Тимофеев B. C. Серафимов Л.А., Принципы технологии основного органического и нефтехимического синтеза: Учебное пособие для вузов. - М.: Химия. 1992.
2. Жаров ВТ., Серафимов Л.А. . Физико-химические основы дистилляции и ректификации. Л. Химия, 1974, 239 с.
3. Петлюк Ф.Б., Серафимов Л.А. Многокомпонентная ректификация. Теория и расчет. М., Химия, 1983.
4. Тимофеев В. С, Серафимов Л.А., Писаренко Ю.А., Солохин А.В. Технология основного органического синтеза. Совмещенные процессы. М.: Химия, 1993.
5 Лебедев Н.Н., Манаков М.Н., Швец В.Ф., Теория технологических процессов основного органического и нефтехимического синтеза, М., Химия, 1975, с.478.
6. Плановский А.Н., Химическая промышленность, 1944, №5-6, с.5.
7. Нагиев М.Ф. Теоретические основы рециркуляционных процессов в химии. - М.: Изд-во Акад. Наук. 1962. с.31.
8. Нагиев М.Ф. Этюды о химических системах с обратной связью. М., Наука, 1971, 92 с.
9. Нагиев М.Ф. Химическая рециркуляция. - М.: Наука. 1978.
10. Кафаров В.В. Принципы создания безотходных химических производств М.: Химия. 1982.
11. Kiss S. A. Ind. Eng. Chem., 1930, v 22, №1 с.10.
12. Маркович И.Б. Труды I Всесоюзного съезда ВНИТО нефтяников, М., Грозный, Новосибирск, ОНТИ НКТП СССР, 1934, с.283.
13. Дуев С. И, Бояринов А.И., Кафаров В.В. Исследование режимов с полным использованием исходных и промежуточных реагентов в системе реактор-узел разделения. Сб. Системный анализ процессов химической технологии. М: МХТИ, 1979. Вып.106. С.96.
14. Дуев С. И, Бояринов А.И. Исследование реакторных систем с рециклом. Известия ВУЗов СССР. Химия и хим. технол. 1980. №6. С.776.
120
15. Дуев С.И. . Теория рециркуляционной схемы реактор-блок разделения: Дис. докт. техн. наук. М.: МХТИ, 1993.
16. Дуев С.И., Бояринов А.И. Явление температурной неоднозначности в рециркуляционной системе реактор-блок разделения. // Теор. основы хим. технол. 1998. Т.32. №5. С.524.
17. Бояринов А.И., Дуев АИ. Анализ стационарных состояний реактора идеального вытеснения с рециклом. // Теор. основы хим. технол., 1988, т.22, №4, с.402-404.
18. Бояринов АИ., Дуев А.И. Расчет параметров реактора идеального смешения с рециклом для обратимой реакции второго порядка. // Теор. основы хим. технол., 1995, т.29, №4, с.441.
19. Кафаров ВВ., Дорохов И.Н., Системный анализ процессов химической технологии, М., Наука, 1976.
20. Кафаров В.В., Дорохов И.Н., Кольцова Э.М., Системный анализ процессов химической технологии, М., Химия, 1983.
21. Кафаров ВВ., Дорохов И.Н. Системный анализ процессов химической технологии. Топологический принцип формализации. М., Наука, 1979, 399 с.
22. Солохин А.В. Системный анализ рециркуляционных и совмещенных реакционно-ректификационных процессов. Дисс. докт. техн. наук: - М., МИТХТ, 1996.
23. Солохин А.В., Благов/ С.А., Тимофеев В.С. Качественный анализ реакционно-ректификационных схем // Теор. основы хим. технол. 1996 т.30. №2. С.151.
24. Чарльз Д. Холланд. Многокомпонентная ректификация, М., Химия, 1969
25. Rose A., Sweeny R. F., Scrodt V. N. Continious Distillation Calculation by Relaxation Method // Ind. Eng. Chem. - 1958. - V.50. - No5. - P.737-740.
26. Komatsu H., Holland Ch. D. A new method of convergence for solving reacting distillation problems // Journal of chemical engineering of Japan. - 1977. - V.10. - No4. - P.292 - 297.
![](https://s.studizba.com/z.php?f=/templates/si/i/noavatar.png&w=100&h=100&t=1"){kind=avatar}
