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:циклогексанметанИтого: | 1333,316,51349,8 | 500011,85011,8 |
| Азотоводородная смесь:азотводородметанИтого: | 117,4411416,54247,9 | 146,8367,311,8525,9 | Продувочные газы:азотводородциклогексанИтого: | 94,995,30,67190,87 | 118,68,52,5129,6 |
| Циркуляционный газ:азотводородциклогексанИтого: | 3222,6323492,86549,4 | 40282893484665 | Танковые газы:азотводородциклогексанИтого: | 22,510,8235,3 | 28,10,967,636,6 |
| Циркуляционный газ:азотводородциклогексанИтого: | 3222,6323492,86549,4 | 40282893484665 | |||
| 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:
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 (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 | ||||
| ji,% | Ci, Дж/ /(моль*К) | Ciji, кДж/ /(м3*К) | ji,% | Ci, Дж/ /(моль*К) | Ciji, 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 |
| å | 100 | - | 1,759959 | 100 | - | 2,3665362 |
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:
Fпот = (400,4 + 1535,9)*0,05 = 96,8 кВт
F4 = 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 - Fа = 1 340 060 Вт.
Средняя разность температур между газовой смесью и паровым конденсатом:
Dtср = 180-158 = 220 С; DTср = 22 К
r0см= mt/Vt = 9843/8441,9 » 1,17 кг/м3
rсм= 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 | S | |
| ji,% | 1,2 | 15,7 | 43,3 | 39,6 | 0,2 | 100 |
| Mr | 78 | 84 | 2 | 28 | 16 | -- |
| ji*Mr/100 | 0,936 | 13,188 | 0,866 | 11,088 | 0,032 | 26,11 |
| mi*107,Па*с | 116 | 105 | 117 | 238 | 155 | -- |
| ji*Mr/(100*mi) | 0,00806897 | 0,1256 | 0,0074 | 0,0466 | 0,0002 | 0,18786536 |
mсм = (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 = ссм * mсм / 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 * rсм/mсм = 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:
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*j0,7)]-1 = (0,0083 + 0,1795**j-0,7)-1
j = k * DTср = 22/(0,0083 + 0,1795**j-0,7);
отсюда
0,0083*j + 0,1795**j0,3 – 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.
| 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 = j / DTср = 2430/22 = 110,45 Вт/(м2*К)
Fа = 1340060/(110,45*22) = 551,5 м2
Запас площади поверхности теплопередачи:
(720-551,5)*100/551,5 = 30,6 %