mhti (739612), страница 2

Просмтор этого файла доступен только зарегистрированным пользователям. Но у нас супер быстрая регистрация: достаточно только электронной почты!

Текст из файла (страница 2)

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.

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:

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:

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

Характеристики

Список файлов реферата