Бесплатные работы
| Главная » Файлы » Расчетно-графические работы (РГР) » ТАУ |
Внимание! Скачивать работы могут только зарегистрированные пользователи, имеющие статус - Проверенные!
Для получения статуса Провереный пользователь, вам необходимо выложить на сайт не менее трех своих работ. Как добавить работу на сайт
Курсовая Математичне моделювання та оптимізація об’єктів хімічної технології
Скачивать работы могут только зарегистрированные пользователи, имеющие статус - Проверенные!
Для получения статуса Провереный пользователь, вам необходимо выложить на сайт не менее трех своих работ. Как добавить работу на сайт
Курсовая Математичне моделювання та оптимізація об’єктів хімічної технології
| 28.10.2014, 16:13 | |
| КУРСОВА РОБОТА з дисципліни: Математичне моделювання та оптимізація об’єктів хімічної технології за темою: Завдання на курсове проектування Розрахувати і вибрати основні технологічні та конструктивні параметри адіабатичного каталітичного реактора і підконтактного теплообмінного апарата для процесу окислення метанолу у формальдегід на окисному залізо-молібденовому каталізаторі, а також визначити показники роботи даної хіміко-технологічної схеми вцілому. ВИХІДНІ ДАНІ 1 Продуктивність по формаліну, тис.т/рік 31 2 Ступінь перетворення на виході, % ≥ 99,2 3 Діапазон лінійних швидкостей , м/с 1,3 – 2,2 4 Пористість шару каталізатора, частки 0,39 – 0,41 5 Тиск на виході апарата, МПа 0,13 6 Перепад тиску в реакторі, МПа 0,03 7 Діапазон температур на вході, оС 220-260 8 Максимальна температура, оС 1 шар 2 шар 3 шар 245 350 355 9 Діаметр зерен каталізатора, мм 1 шар 2 шар 3 шар 6 6 6 10 Концентрації компонентів, моль/м3 : метанолу формальдегіду пар води кисню 2,79 0,001 1,4 3,7 11 Число адіабатичних шарів реактора 3 ЗМІСТ РОБОТИ Завдання на курсове проектування 2 Вступ 4 1. Теоретичні основи процесу 5 1.1. Характеристика цільового продукту 5 1.2. Каталізатори окислення метанолу у формальдегід 6 1.3. Механізм окислення метанолу у формальдегід 8 1.4. Кінетика процесу 9 1.5. Теоретично оптимальний режим 9 2. Опис технологічної схеми процесу окислення метанолу уформальдегід 10 2.1. Характеристики адіабатичного реактора 10 3. Математична модель реактора 12 4. Характеристика використаних прикладних програм 14 5. Розрахунок адіабатичного реактора і схеми базового варіанта для процесу окислення метанолу у формальдегід 17 5.1. Розрахунок базового варіанту реактора 18 5.2 Розрахунок матеріального балансу схеми одержання формаліну для попереднього базового варіанту 19 5.3 Уточнений розрахунок реактора базового варіанту і матеріального балансу схеми 20 6. Розрахунок адіабатичного реактора і схеми оптимізованих варіантів для процесу окислення метанолу у формальдегід 24 6.1. Оптимізація №1 25 6.2. Оптимізація №2 25 6.3. Оптимізація №3 26 7. Розрахунок параметричної чутливості (ПЧ) 29 7.1. ПЧ для базового варіанту реактору 29 7.2. ПЧ для оптимізованого варіанту реактору 30 8. Конструктивний розрахунок 32 8.1. Конструктивний розрахунок реактора для базового варіанту 32 8.2. Розрахунок конструктивних розмірів реактора для варіанту оптимізації 34 8.3. Конструктивний розрахунок підконтактного теплообмінника 36 8.3. 1. Конструктивний розрахунок підконтактного теплообмінника для базового варіанту 36 8.3.2. Конструктивний розрахунок підконтактного теплообмінника для варіанту оптимізації 38 Висновки 40 Список літератури 42 Вступ У даній курсовій роботі необхідно розрахувати і вибрати основні технологічні і конструктивні параметри адіабатичного каталітичного реактора і підконтактного теплообмінного апарату для процесу окислення метанолу у формальдегід на окислювальному залізо-молібденовому каталізаторі, а також визначити показники роботи даної хіміко-технологічної схеми (ХТС) вцілому. Основні розрахунки проводимо на ОЕМ, користуючись пограмними модулями розрахунків за матиматичною моделлю адіабатичного реактора, а також інших апаратів ХТС. Для визначення базового варіанту адіабатичного реактора і схеми необхідно провести розрахунки за даними характеристиками. Також в курсовій роботі необхідно розрахувати показники роботи і основні конструктивні розміри оптимізованного варіанта адіабатичного реактора синтезу формальдегіду, при яких для заданих обмежень досягається максимальний вихід цільового продукту. При цьому необхідно також провести конструктивний розрахунок підконтактного теплообмінника, який забезпечив би нагрівання початкової газової суміші і охолоджування гарячих реакційних газів; визначити матеріальні потоки циклічної схеми основного блоку установки отримання формаліну; оцінити можливість промислової реалізації розрахованого оптимізованного реактора. Цільовим напрямом курсової роботи є розробка та підтвердження розрахунками пропозиції для отримання кращих техніко-економічних показників ведення процесу при оптимізованому варіанті, порівняно з базовим. 1. Теоретичні основи процесу Загальне значення процесів окислення у хімічному виробництві. Практичнезначення процесів окислення у промисловості основного органічного та нафтохімічного синтезу досить велике. Це зумовлено слідуючими причиннами: 1. Велика цінність сполук, які отримують шляхом окислення (спиртів, альдегідів, кетонів, карбонових кислот та їх ангідридів, нітрилів), що являють собою проміжні продукти органічного синтезу, розчинники, мономери та вихідні речовини для виготовлення полімерних матеріалів, пластифікаторів. 2. Велику кількість реакцій окислення, до яких здатна більшість органічних речовин, в тому числі вуглеводні усіх класів. Це надає можливість використовувати процеси окислення з метою первинної переробки вуглеводневої сировини та виробляти на їх основі велику кількість дуже потрібних і цінних речовин. 3. Доступність та низька ціна більшості окисників, серед яких головне місце займає кисень повітря. Це визначає більш високу економічність синтезу деяких сполук методами окислення у порівнянні з іншими можливими методами їх отримання. Висловлені причини призвели до того, що процеси окислення отримали велике розповсюдження у органічному синтезі, іноді замінюючи інші, менш економічні засоби отримання багатьох продуктів. 1.1 Характеристика цільового продукту Формальдегід (мурашиний альдегід) CHOH є в безводному стані безбарвним газом з гострим дратівливим запахом. При збереженні він легко полімеризується і нерідко випускається у вигляді твердого полімеру — параформальдегіду (параформ), що легко деполімеризуєтся. Параформ є лінійним полімером з повторюваними оксиметіленовімі ланками (число від 8 до100): n CHOH+H2O n [-O-CH2-]n –OH Переважно формальдегід випускають у вигляді 37%-го водного розчину під назвою формалін. У ньому формальдегід присутній у вигляді гідрата CHOH•H2O і низькомолекулярних полімерів (поліоксіметиленгліколі). Щоб уникнути подальшої полімеризації і випадання осаду, до формаліну додають 7-12% (мас.) метанолу в якості стабілізатора. Формальдегід є протоплазматичною отрутою. У малих концентраціях він дратує слизисті оболонки очей, а в небагато більшій концентрації діє роздратовано на слизисті оболонки дихальних шляхів. Вдихання формальдегіду високої концентрації може привести до гнійного запалення легенів. Формальдегід визиває також роздратування шкіри, яка переходить в запалювальний процес. У промисловості формальдегід одержують наступними способами: • неповним окисленням метану і його гомологов; • дегідруванням, сполученим з частковим окисленням, з метанолу; • окисленням метанолу з надлишком повітря. Формальдегід випускають в дуже великих масштабах і застосовують для виробництва ряду полімерів (поліформальдегід), і як проміжна речовина для синтезу ізопрена і інших цінних речовин. Гранично допустима концентрація пари формальдегіду в повітрі виробничих приміщень 1 мг/м3. 1.2. Каталізатори окислення метанолу у формальдегід Для окислювального отримання формальдегіду з метилового спирту застосовують срібні каталізатори і каталізатори, які є системами оксидів металів V, VI, VIII груп (Fe2O3•MоO3, Bi2O3•MоO3, V2O3•MоO3, W2O3•MоO3 та ін.). У срібних каталізаторах срібло може знаходиться в декількох модифікаціях: срібні сітки, а також срібло, нанесене на крупнопористі природні або штучні носії (пемза, корунд, фаянс, алюмосилікат, окисел алюмінію та ін.). Найбільше поширення набув срібний каталізатор на пемзі, яка містить від 20 до 40% (мас.) срібла. За відсутності в початковому метиловому спирті шкідливих домішок (вищі спирти, кетоні, ефіри, та ін.) термін служби каталізатора складає 8-9 місяців. Процес окислення метанолу у формальдегід на срібному каталізаторі проводиться при температурі 500-700 оС. При цьому протікають реакції: CH3OH + 1/2 O2 CH2О + Н2О + 162 кДж; CH3OH CH2O + Н2. В основному формальдегід утворюється по першій реакції (85-90%). Теоретичний вихід формальдегіду по другій реакції зростає з підвищенням температури, досягаючи 99 % при 7000С, проте одночасно швидко зростає швидкість розпаду формальдегіду: CH2О CO + Н2. Лише у присутності кисню, зв'язуючого водень, який виділяється, внесок другої реакції стає помітним. Одночасно на поверхні каталізатора протікає побічна реакція окислення метанолу до CO2. Для процесу окислювального перетворення метилового спирту на срібному каталізаторі характерні: низький гідравлічний опір пласта каталізатора, незначні витрати електроенергії при експлуатації, малі габарити і висока продуктивність контактних апаратів при невеликих питомих капітальних витратах. Недоліками цих процесів є неповне перетворення метилового спирту, порівняльно невисока вибірковість по формальдегіду, чутливість срібла до каталітичних отрут. Описані каталізатори виготовляються у вигляді компактних мас, проте відомо їх застосування і у вигляді оксидів, осаджених на силікагель і інші носії. До складу каталізатора вводяться деякі промотори. Понад усе в світовій промисловій практиці поширений каталізатор на основі оксидів заліза і молібдену з атомним відношенням Мо:Fe від 2,5 до 1,7 який одержують соосадженням FeCl3 або Fe(NO3)3 з молібденом амонія. Найактивнішим компонентом системи є твердий розчин МоО3 в Fe2(MоО4)3. Каталізатор застосовується у вигляді невеликих циліндрових гранул. При утворенні формальдегіду на окислювальному каталізаторі протікають наступні реакції: CH3OH + 1/2O2 CH2O + Н2О + 162 Кдж; CH2O + 1/2O2 CO + Н2О + 240 Кдж. Окислення формальдегіду є побічною реакцією. Навідміну від окислювальної конверсії на металевих каталізаторах, окислення спирту на окислювальних каталізаторах протікає без помітного зовнішньодифузійного гальмування при 220 – 370°С. Для запобігання відновленню окислювального каталізатора необхідно підтримувати порівняно високий парціальний тиск в розчині. Тому на відміну від процесу на срібному каталізаторі, в даному процесі вміст метилового спирту в суміші з повітрям не перевищує 6-8% (об.), тобто знаходиться поблизу нижньої межі вибуховості. Крім того, порівняно з процесом отримання формальдегіду з використанням каталізаторів, які містять срібло, спосіб отримання формальдегіду на окислювальному залізо-молібденовому каталізаторі володіє рядом значних переваг. 1. Вищий вихід формальдегіду в розрахунку на метанол, який прореагував. В = 95-96% при загальному ступені перетворення метанолу 98,5-99,5%. Це дозволило добитися дуже низького коефіцієнта витрат метанолу - 415кг на 1т безметанольного 37%-вого формаліну. 2. Майже повне перетворення метанолу, яке забезпечило отримання безпосередньо безметанольного формаліну без громіздкої і дорогої стадії ректифікації. Залежно від вимог виробництв, які споживають формалін, вміст в ньому метанолу може складати менше 0,1 - 0,2% (мас). У разі потреби, на цих же агрегатах легко одержують і метанольний формалін; при цьому величина В = 97 – 97,5%, що на 10% більше виходу формальдегіду при використовуванні пемз-срібного каталізатора. 3. Залізо-молібденовий каталізатор малочутливий до якості метилового спирту, до каталітичних отрут, що приводить до великого терміну служби каталізатора, який для комбінованого реактора складає 1,5 роки. 4. Повніше використовування тепла реакції при отриманні технологічної пари тиском 10-20 кг/см3. 5. Низька концентрація кислоти в безметанольному формаліні, який не перевищує 0,02% (мас). 6. Краща якісна характеристика одержуваного формаліну, який забезпечує високий економічний ефект у виробництвах, які споживають формалін. Так, наприклад, при отриманні пластичних мас підвищується вихід продуктів, поліпшується їх якість, скорочується час пресування порошків у виріб, причому відходи виробництва практично не містять шкідливого компоненту метанолу. Недоліками процесу окислення метанолу до формальдегіду на залізо-молібденовому каталізаторі є вищі питомі капітальні витрати, підвищена витрата електроенергії і складніша технологічна схема, ніж при виробництві формаліну на срібному каталізаторі. Таким чином виробниче отримання формальдегіду окисленням метанолу на окислювальному залізо-молібденовому каталізаторі є ефективнішим і економічно доцільним порівняно з виробництвом формальдегіду на пемз-срібному каталізаторі. 1.3. Механізм окислення метанолу у формальдегід Основна і побічна реакції протікають на різних ділянках поверхні каталізатора. Механізм гетерогенно-каталітичної реакції окислення метанолу складається з наступних сполучень: 1) хемосорбція: а) хемосорбція кисню: 2Š1 + О2 2 (`1 – O); б) хемосорбція: (Š1 – O) + СН3ОН [(`1 – ОН) + СН3О¯] + Š 2( Š 1 – ОН) + Š 2ОСН3; 2) неелементарне хімічне перетворення на поверхні: а) Š 2ОСН3 + (Š 1 – О) (` 1 – ОН) + Š 2ОСН2; б) (Š 1 – ОН) + ( Š 1 – ОН) 2О + Š 1 + Š 1О; 3) десорбція: Š 2ОСН2 `2 + HCOH; 2Š1, Š2; Сумарна реакція: СН3OН + 1/2О2 ! 2О + Н2О 1.4. Кінетика процесу Основна реакція: СН3OН + 1/2О2 ! 2О + Н2О має порядок по спирту небагато менший 1, швидкість її не залежить від концентрації CH2O і при молярному співвідношенні кисень/метиловий спирт, більше 2, не залежить також від концентрації кисню. Кінетичне рівняння для даної реакції має вигляд: W1=к1 с /(1+а1 с +а2 с +а3 с /ск) де W1 - швидкість окислення метанолу у формальдегід; к1 - константа швидкості реакції; a1,2,3 - адсорбційні коефіцієнти; cм., св, ск - концентрації метанолу, води і кисню відповідно. Побічна реакція: СН2О + 1/2О2! + 2О гальмується водою і метиловим спиртом. Метою кінетики є вивчення механізму реакції. Кінетичне рівняння для цієї реакції має вид: де W2 - швидкість окислення формальдегіду до 3; к2 - константа швидкості реакції; b1,2,3 - адсорбційні коефіцієнти; cф - концентрація формальдегіду. Крім того, мають місце наступні рівняння: кі = кioехр(-Еi/ КТ), i = 1,2 aj = aj 0 exp(-g j / RT), bj = bj 0 exp(-g j / RT), j = 1, 2, 3. 1.5 Теоретично оптимальний режим Енергія активації основної реакції значно більше чим побічної. Для цього випадку теоретично оптимальний режим являє собою максимально припустиму по термічних умовах роботи каталізатора температуру, незмінну по довжині шару каталізатора, тобто, ізотермічний режим при максимально допустимій температурі. Для окисного залізо-молібденового каталізатора допустимий температурний діапазон роботи - 210-365°С. Гранично допустима температура по термостійкості каталізатора складає 380°С. 2. Опис технологічної схеми процесу окислення метанолу уформальдегід Свіже повітря подається газодувкою 6, воно розбавляється рециркулюючим відходящим газом, що дозволяє знизити вибухонебезпечність сумішей з метанолом і довести зміст СН3ОН у газі до 10-12% (об.). Метанол, який випарили у випарнику (за рахунок тепла реакційних газів), змішують з підігрітим у теплообміннику 1 повітрям. Суміш підігрівають у підконтактному теплообміннику реактора, після чого її подають у адіабатичний реактор 5. Тепло реакції відводять проміжним теплоносієм, який у парогенераторі генерує пар з тиском 2-3 МПа. На цьому пару працює турбокомпресор; пар відправляють на сторону. Гарячі реакційні гази віддають тепло в теплообміннику 2 початковим реагентам і надходять в абсорбер 4, зрошуваний водою, що поглинає формальдегід з утворенням 37%-ного формаліну. Частина газу, що відходить з абсорбера, надходить на рециркуляцію, а інша кількість проходить до скруберу каталітичного очищення 3 і скидається в атмосферу. У виробництві відсутні будь-які відходи, стічні води, чи шкідливі викиди. Опис данної схеми є на аркуші 7 графічної частини. 2.2 Характеристика адіабатичного реактора. Конструктивно адіабатичні реактори виконуються у вигляді циліндричної шахти більшої або меншої висоти. Іноді використовують корпус сферичної форми, при який металоємкість апарату зменшується Каталізатор розташовується на решітці і шарі інертної насадки, яка перешкоджає його проникненню крізь решітку. Важливе значення для роботи адіабатичних реакторів має вхідний розподіляючий пристрій, задачею якого є рівномірний розподіл газового потоку по перетину реактора. Недосконалість цього пристрою призводить до нерівномірної роботи шару каталізатору по діаметру і висоті, до погіршення показників процесу. Переваги адіабатичних реакторів: 1) повне використання об’єму ректора; 2) простота конструкції і зручність у використанні; 3) невелика металоємність. Недоліки адіабатичних реакторів: 1) обмеженність застосування (тільки у процесах, в яких адіабатичний перепад температур не дуже великий і не призводить до переходу процесу в область неприпустимо низьких або високих температур ); 2) неможливість здійснення оптимального або близького до нього температурного профілю по висоті шару каталізатору; 3) важке здійснення рівномірного розподілу подачі газу на шар каталізатора і однорідної роботи шару по перетину, яке збільшується зі збільшенням перетину апарата; процеси, що протікають з великою адіабатичною зміною температури суміші, реалізуються у реакторах секціонного типу (поличні). Конструктивно секціонуванні апарати виробляються у вигляді колон, всередині яких на декількох решітчастих полках або у спеціальних корзинах розташовано каталізатор .Кількість секцій і розподілення каталізатора між ними обираються виходячи з величини адіабатичних перепадів температури на полках і оптимального розподілення ступеня перетворення сировини полках. Охолодження (підігрів) реакційної суміші меж полками проводиться змішанням реакційного газу з холодним (гарячим) теплоносієм або сприском випаровуванної рідини .У якості теплоносіїв застосовують інертні речовини або компоненти реакційної суміші. Тепловий баланс у реакторі може підтримуватися з допомогою внутрішніх або зовнішніх теплообмінників. Через погану тепловіддачу від газу потребується велика поверхня теплообміну. Секціонні апарати мають слідуючі переваги: 1) простота підтримки оптимального температурного режиму; 2)невеликі питомі витрати металу (на одиницю реакційного об’єму), що особливо важливо при наявності корозійного середовища; 3) простота конструкції та зручність експлуатації. Необхідність більшого або меншого розбавлення реакційної суміші у секційних апаратах з підпиткою теплоносія небажана у декількох відносинах: потрібна велика кількість каталізатора, збільшуються витрати на розподіл продуктів реакції і на циркуляцію теплового агента. Реактора з проміжними теплообмінниками не мають зазначених недоліків, однак вони громіздкі і витрати металу на їх виготовлення вище. 3. Математична модель реактора Математична модель дозволяє описати тип апарата, в якому в виробничих умовах можливо найкращим чином наблизитися до цього режиму.Математична модель повинна враховувати основні елементарні фізікохімічні процеси, які найбільш впливають на характеристики процесу в цілому. У адіабатичному реакторі каталізатор розташований на декількох полицях, між якими знаходятьсяміжшарові теплообмінники, призначені для відведення тепла для екзотермічних процесів за допомогою зовнішнього теплоносія. Початкова газова суміш поступає на полицю з адіабатичним шаром каталізатора, де хімічний процес проходить без теплообміну з навколишнім середовищем. На виході з шару температура не повинна перевищувати максимально допустиму за умовами термостійкості для даного каталізатора. Для цього випадку теоретично оптимальним режимом є ізотермічний режим при максимально допустимій температурі. Для даного каталізатора температурний діапазон роботи 220 – 365 °С. Схема такого реактора приведена на рис. 1. Рис. 1. Моделювання процесу окислення метанолу в формальдегід в реакторі з адіабатичними шарами каталізатора: а – схема реактора, б – залежність зміни температури по шарам каталізатора. При розрахунку параметрів каталітичних шарів адіабатичного реактора повинна застосовуватися відповідна математична модель процесу. Для розрахунку стаціонарних режимів в адіабатичному шарі каталізатора використовується модель ідеального витіснення. Для процесу окислення метанолу і формальдегіду, в якому протікають дві послідовні безповоротні реакції, система рівнянь має вигляд: Граничні умови: ℓ=0; Cм=Смвх; Сф=Сфвх; Св=Сввх; Ск=Сквх; Т=Твх. (3.8) Початкові умови: t =0: Cм= Cм(ℓ); Cф= Cф(ℓ); Cв= Cв(ℓ); Cк= Cк(ℓ); T=T(ℓ), (3.9) де W1, W2 – швидкості основної і побічної реакцій на зерні каталізатора, моль/(м3A); См, Сф, Св, Ск – концентрація метанолу, формальдегіду, води, кисню, відповідно, моль/м3; Т – температура газу, К; ω ;V=V9=0 H284:VABL @50:FV9=>W AC<VHV, м/с; ℓ ?>B>G=0 :>>@48=0B0 H0@C :0B0;V70B>@0 2 трубці, м; Cp – середня теплоємність реакційної суміші, кДж/( кг∙К); ρ A5@54=O 3CAB8=0 @50:FV9=>W AC<VHV, кг/м3; qi B5?;>2V 5D5:B8 @50:FV9, кДж/моль; К1, К2, К3, а1, а2, а3, в1,в2, в3, в4, в5, α ?0@0<5B@8, I> 70;560BL 2V4 @>7<V@C 75@=0 :0B0;V70B>@0. Таким чином в даному розділі було описано детально математичну модель адіабатичного реактора: модель РIВа 4. Характеристика використаних прикладних програм Для виконання розрахунків на ПЕОМ використовується програмний комплекс “COMPLEX.EXE”. COMPLEX – програмний комплекс, призначений для розрахунку трубчастого, адіабатичного та комбінованого реакторів, процесу отримання формальдегіду з метанолу на окислювальних каталізаторах, а також для розрахунку підконтактного теплообмінника інтервальним методом і самої схеми виробництва, ітераційним методом. “COMPLEX” не володіє ніякими графічними засобами для наочного показу профілю температур в реакторах, які розраховуються. Для того, щоб почати роботу в COMPLEX, необхідно просто запустити в DOSі в командному рядку “COMPLEX.EXE”. Після того, як запустили “COMPLEX.EXE” на екрані з'являється головне меню. Головне меню складається з трьох розділів: [Файл], [Об'єкт], [Допомога]. У розділі [Об'єкт] знаходяться наступні програми: • “Адіабатичний реактор”; • “Трубчатій реактор”; • “Підконтактний теплообмінник”; • “Схема”. Програма “Адіабатичний реактор” дозволяє розрахувати в даному випадкуадіабатичний пласт реактора для отримання формальдегіду з метанолу на окислювальних каталізаторах. Система рівнянь (4.1-4.5) вирішується методом Рунге-Кутта четвертого порядку точністю з автоматичним вибором величини шагу по координаті. Основна розрахункова формула методу має вигляд: (4.1) (4.2) (4.3) (4.4) (4.5) де: hшаг пошуку; хі,уі координатипошуку. Для виконання розрахунків необхідно ввести слідуючі вихідні дані: См, Сф, Св, Ск концентрації метанолу, формальдегіду, води, кисню, на вході у реактор та на вході до шару каталізатору, моль/м3; Твх температура вхідної газової суміші, оС; пористість шару каталізатора, долі; dдіаметр зерна каталізатора, м; час контакту, с. На екрані висвічується вікно. Для розрахунку вводимо наступні початку дані: - температура на вході в пласта, 0С; - концентрація метанолу на вході, [моль/м3]; - концентрація формальдегіду на вході, [моль/м3]; - концентрація пари води на вході, [моль/м3]; - концентрація кисню на вході, [моль/м3]. - концентрація метанолу на вході в реактор, [моль/м3]; - концентрація формальдегіду на вході в реактор, [моль/м3]; - пористість пласта каталізатора, частки; - діаметр зерна каталізатора, м; • час взаємодії, с. Після розрахунку на екрані з'являється вікно в якому у вигляді таблиці поточних параметрів, представлені наступні результати: Таблица 4.1 Результати розрахунку адіабатичного реактору Довжи-на CM: СФ: СВ: СК: Т Х: Sel: τк м оС частки частки с Підконтактний теплообмінник . Для розрахунків необхідно ввести: розміри трубок, шаг між трубками, внутрішній діаметр апарата, відстань між перегородками, масові витрати газової суміші, температуру на вході у трубки, початкову та кінцеву температури вихідної суміші, тиск на вході та на виході з реактора. У результаті розрахунків ми отримуємо найважливіші характеристики теплообмінного апарата: площу поверхні теплообміну, кількість, довжину та засіб розташування трубок у трубній решітці, значення коефіцієнтів тепловіддачі у трубному та міжтрубному просторі, коефіцієнт теплопередачі. Головним критерієм в роботі є довжина трубки, яка має бути кратною відстані між перегородками. Досягають цього, змінюючи діаметр трубок або крок між ними. Програма “Схема” призначена для розрахунку матеріальних потоків циклічної схеми основного блоку установки виробництва формаліну. Початкові дані програми “Схема”: - продуктивність установки по формальдегіду, [тис.т/рік] - ступінь перетворення і селективність, [частки]; - концентрація продуктів в потоці на вході в реактор для метанолу, кисню та води, [моль/м3]. Вихіднідані: продуктивність установки по формаліну, тис т/рік; безрозмірні параметри хімічного процесу у реакторі ступень перетворення та селективність; концентрації метанолу, формальдегіду, води, кисню у потоці на вході у реактор,моль/м3. Результатом розрахунку є визначення долі здувки та рецикла, а також мольні потоки шести компонентів (кмоль/год.) на вході та на виході з усіх апаратів схеми, концентрація води на вході у реактор. Виконавши матеріальний розрахунок схеми можна перевірити, чи відповідає знайдене значення концентрації води заданій концентрації води у вихідній суміші. 5. Розрахунок адібатичного реактора і схеми базового варіанта для процесу окислення метанолу у формальдегід Метою розрахунку адіабатичного комбінованого реактора і схеми базового варіанту для процесу окислення метанолу у формальдегід є визначення показників роботи апарату і розрахунок матеріальних потоків циклічної схеми основного блоку одержання формаліну при заданих початкових даних. Реактор з адіабатичним шаром каталізатора може бути одношаровим або мати декілька послідовно розташованих шарів, де частина теплоти, що виділяється в результаті хімічної реакції, знімається в міжшаровому просторі подачею “холодного” байпасу або в проміжних теплообмінниках. По-перше необхідно визначити величину адіабатичного розігріву: (5.1) де зміна ентальпії реакції, кДж/моль; початкова концентрація вихідного компонента на вході у реактор при х 0, моль/м3; питома теплоємкість суміші, кДж/(кг К), густина суміші, кг/м3.Для процесу окислення метанолу у формальдегід =160 кДж/моль; =1,01 кДж/(кг К); =1,29 кг/м3. Визначимо зміну температури у одному шарі каталізатора: ТслТдопмаксТвх (5.2) де Тсл зміна температури у одному шарі каталізатора; Тдопмакс340 355 0С максимально допустима температура у шарі каталізатору; Твхтемпература входу,0С, отримано: Визначимо кількість шарів каталізатора: (5.3.) Для реактора з декількома шарами для рівномірної роботи шарів каталізатору процес слід проводити так, щоб ступінь перетворення у кожному шарі був приблизно однаковим: хіхзаг/n Управляючий параметр дляадіабатичного шару каталізатора – температура на вході в шар. Діапазон вхідної температури 220-260°С. Розрахунок багатошарового реактора здійснюють послідовно. Спочатку розраховують перший шар - потрібно підібрати такий показник ступеня перетворення із приблизного інтервалу [Х=0,34–0,345], при якому процес був би найбільш оптимальним, тобто ступень перетворення та вихід цільового продукту на виході із шару повинен бути максимальним з урахуванням умов обмежень. Розрахунки наступних шарів виконуються аналогічно. Значення вхідних параметрів у другому і наступних шарах визначається по вихідних параметрах попереднього шару з урахуванням особливостей обраного засобу відводу теплоти між шарами каталізатора. Для реактора із трьома шарами каталізатора рекомендуються наступні ступені перетворення на виході: Х1 = 0,34–0,345; Х2 = 0,685–0,69; Х3 ≥ 0,992. = 345°С; = 350°C; = 355°С. Для чотирьох шарів: Х1 = 0, 255–0,26; Х2 = 0,505–0,51; Х3 = 0,755–0,76; Х4 ≥ 0,992. Час контакту і умови проведення процесу в останньому шарі каталізатора вибирають по максимальному виходу цільового продукту з урахуванням обмежень по максимально припустимій температурі. 5.1. Розрахунок базового варіанту реактора Базовий адіабатичний реактор складається з трьох шарів каталізатора. Приймаємо температуру на вході в реактор рівною 220!, пористість шару каталізатора у трубчастій частині 0,39. Результати розрахунків приведені в табл. 5.1 Таблиця 5.1 № шару № Твх,0С Твих,0С Х sel к, с См, моль/м3 Сф, моль/м3 Св, моль/м3 Ск, моль/м3 1 1 220 310,286 0,17 0,976 0,275 2 220 321,49 0,303 0,975 0,285 3 230 326,47 0,298 0,974 0,21 4 231 342,502 0,334 0,978 0,215 1,859 0,911 2,352 3,224 2 5 231 280,150 0,474 0,969 0,2 6 231 326,863 0,609 0,964 0,275 7 231 349,344 0,675 0,963 0,3 0,908 1,813 3,351 2,724 3 8 254 268,435 0,772 0,951 0,3 9 254 347,4 0,993 0,409 0,626 0,02 2,533 4,406 2,198 10 254 349,488 0,995 0,408 0,662 Результати розрахунків 3 шарів каталізатора Розрахунок почали з Твх =220°С (крайнє значення температури з заданого допустимого діапазону) в варіантах 1,2. В 1 та 2 варіантах температура на виході та ступінь перетворення не досягали заданого рівня (~345°С та ~0,34). Отже, треба підвищити вхідну температуру в реактор для посилення реакції. Тому підвищуємо температуру на вході до 230°С. У варіанті 3 температура на виході та ступінь перетворення також недостатні, але близькі до істинних. В 4 варіанті збільшуємо вхідну температуру до 231°С і отримуємо задовільні результати для обмежень 1-ого шару каталізатора, тобто 4-ий варіант є першим шаром базового варіанту реактора. Розрахуємо режими для 2-ого шару каталізатора. Вхідною температурою для 2-ого шару буде 231°С. В варіанті 5 температура на виході та ступінь перетворення е досягли потрібних значень, тому подовжуємо час контактування. З 6 варіанти очевидно, що цього часу було недостатньо, тому збільшимо час контактування і отримаємо варіант 7, який задовольняє вимогам для 2-ого шару каталізатора в адіабатичному реакторі, тому його можна вважати другим шаром базового варіанта розрахунку реактора. Розрахуємо режим для 3-ого шару каталізатора. Вхідною температурою буде 254°С, тому що нам потрібна вища температура для одержання Х>0,992 та Твих~ 355°С. У варіанті 8 температура на виході та ступіть перетворення не відповідають заданим умовами для 3-ого шару каталізатора, але аналіз процесу дав зрозуміти, що підвищення температури недоцільно, тому що каталізатор горить навіть за малий час. Тому збільшуємо час процесу окислення. 9 варіант близький до потрібного, але можна ще збільшити час процесу. В результаті отримуємо, що 9-ий та 10-ій варіанти підходять умовам, але визначивши вихід реакції по формальдегіду (В=Х·Sel), розуміємо, що варіант 9 є більш вигідним. Тому 9-ій варіант є 3-ім шаром базового варіанту розрахунку адіабатичного реактора. Таблиця 5.2 Звідна таблиця шарів базового адіабатичного реактора №шару Твх СМ СФ СВ СК Твих Х Sel τ 1 231 1,859 0,91 2,352 3,224 342,468 0,334 0,977 0,215 2 231 0,908 1,813 3,351 2,724 349,344 0,675 0,963 0,3 3 254 0,02 2,533 4,406 2,198 347,400 0,993 0,409 0,626 Для подальшої обробки за допомогою прикладної програми «Схема» братимуться результати з табл. 5.2. У даному базовому розрахунку виконані всі обмеження за вхідними температурами та ступенями перетворення. 5.2 Розрахунок матеріального балансу схеми одержання формаліну для попереднього базового варіанту Розрахунок матеріального балансу схеми є основою технологічних розрахунків устаткування. Він дозволяє визначити повні характеристики всіх матеріальних і енергетичних потоків технологічної схеми, які необхідні для перебування основних розмірів апаратів і кількості реакторів, які забезпечує необхідну продуктивність. Крім того розрахунок матеріального балансу схеми одержання формаліну дозволяє уточнити концентрацію води на вході в реактор. Опис програми «Схема» приведена в розділі 4 даної пояснювальної записки. Вхідні технологічні параметри: - продуктивність установки по формальдегіду 31 тис.т/рік (початкові дані); - ступінь перетворення 0,992; концентрація продуктів в потоці на вході в реактор (початкові дані): - метанолу 2,79 моль/м3; - води 1,4 моль/м3. В результаті розрахунку матеріального балансу для базового варіанту, баланс по воді не зійшовся, рекомендована концентрація води дорівнює 0,573 моль/м3. 5.3 Уточнений розрахунок реактора базового варіанту і матеріального балансу схеми Робимо перерахунок з концентрацією води 0,573 моль/м3. Таблиця 5.3 Перерахунок базового варіанту адіабатичного реактора № шару № Твх,0С Твих,0С Х sel к, с См, моль/м3 Сф, моль/м3 Св, моль/м3 Ск, моль/м3 1 231 297,418 0,198 0,973 0,155 2 231 320,994 0,267 0,972 0,175 3 231 342,132 0,331 0,972 0,19 1,868 0,897 1,520 3,226 2 4 231 296,537 0,516 0,959 0,2 5 232 326,863 0,609 0,964 0,275 6 233 347,698 0,66 0,959 0,245 0,95 1,466 2,487 2,742 3 7 254 258,943 0,751 0,810 0,3 8 254 351,533 0,981 0,814 0,7 9 254 354,254 0,992 0,813 0,785 0,023 2,251 3,556 2,207 Вихід продукту на виході з реактора визначають за формулою: В 0,992∙0,813=0,807 Загальний час контакту: к 1,22с. Таким чином отримано максимальний вихід формальдегіду для базового варіанту з новою концентрацією води на вході у реактор. Далі знову виконується розрахунок матеріального балансу. На цей раз матеріальний баланс зійшовся, далі приведені інші отримані розрахункові дані таблиці (5.4): Доля здувкі: DS 0,333. Доля рецикла: DR 0,667. Отже, розрахуємо матеріальний баланс схеми при ступені перетворення 0,992 і приведеними в початкових даних параметрами. На рис 5.1 приведемо основний (розрахунковий) блок установки отримання формаліну. Рис. 5.1. Основний (розрахунковий) блок 1, 2 - змішувачі; 3 - реактор; 4, 5 - роздільники; Хij - вхідні потоки; Уij- початкові потоки; i - індекс елементу (апарату); j - порядковий номер вхідного або початкового потоку апарату. Всі результати розрахунку матеріального балансу схеми уточненого базового варіанту установки одержання формаліну з уточненою концентрацією води зведемо в таблицю 5.7. Таблиця 5.4 Дані для складання матеріального балансу Компо-ненти Молярні потоки компонентів, кмоль/год X11 Y11, X21 X22 Y21, X31 Y31, X41 X42 CH3OH 0 0 57,5 57,5 0,46 0 O2 43,2 76,2 0 76,2 42,4 0 N2 163 735 0 735 735 0 H2O 0 12,9 0 12,9 80,5 73,200 H2CO 0 0 0 0 46,4 0 CO 0 376 0 37,6 48,2 0 Компо-ненти Молярні потоки компонентів, кмоль/год Y42 Y41, X51 Y51 Y52 X12 CH3OH 0,46 0 0 0 0 O2 0 42,4 9,37 33 33 N2 0 735 163 573 573 H2O 137 16,5 3,65 12,9 12,9 H2CO 46,4 0 0 0 0 CO 0 48,2 10,7 37,6 37,6 Мольні потоки переводяться в масові ( Таблиця 5.6) Таблиця 5.6 Компо-ненти Масові потоки компонентів, кг/год X11 Y11, X21 X22 Y21, X31 Y31, X41 X42 CH3OH 0 0 1840 1840 14,72 0 O2 1382,4 2438,4 0 2438,4 1356,8 0 N2 4564 20580 0 20580 20580 0 H2O 0 232,2 0 232,2 1449 1317,6 H2CO 0 0 0 0 1392 0 CO 0 1052,8 0 1052,8 1349,6 0 Компо-ненти Масові потоки компонентів, кг/год Y42 Y41, X51 Y51 Y52 X12 CH3OH 14,72 0 0 0 0 O2 0 1356,8 299,84 1056 1056 N2 0 20580 4564 16044 16044 H2O 2466 297 65,7 232,2 232,2 H2CO 1392 0 0 0 0 CO 0 1349,6 299,6 1052,8 1052,8 Cкладаються матеріальні баланси реактора та технологічної схеми процесу, таблиці (5.75.8) Таблиця 5.7 Матеріальний баланс реактора. ПРИХІД РОЗХІД Реагенти G,кг/год %,мас. Реагенти G,кг/год %,мас. М 1840 7,038 М 14,72 0,056 О2 2438,4 9,33 О2 1356,8 5,19 N2 20580 78,72 N2 20580 78,72 Н2О 232,2 0,888 Н2О 1449 5,54 Ф 0 0 Ф 1392 5,37 СО 1052,8 4,025 СО 1349,6 5,16 26143,4 100 26142,12 100 Таблиця 5.8 Матеріальний баланс технологічної схеми. ПРИХІД РОЗХІД Реагенти G,кг/год %,мас. Реагенти G,кг/год %,мас. М 1840 29,21 М 14,72 0,06 О2 2438,4 38,72 О2 1356,8 1,37 N2 735 11,67 N2 20580 78,72 Н2О 232,2 3,69 Н2О 1449 5,54 Ф 0 0 Ф 1392 9,147 СО 1052,8 16,71 СО 1349,6 5,163 6298,4 100 26142,12 100 За отриманими даними розраховується розхідний коефіцієнт по метанолу це кількість кгметанолу, яка витрачається на отримання 1 тони готового продукту формаліну. Вiн визначається за формулою: (5.1) Таким чином отримано: кг/тону. 6. Розрахунок оптимiзованих варіантів. Оптимiзація проводиться для покращення технологічних показників роботи реактора і схеми процесу в цілому. Шляхом оптимізації прагнуть збільшити вихід продукту, зменшити розміри реактора, зменшити час контакту по шарам каталізатора, зменшити витрати сировини (розхідний коефіцієнт). Покращити умови протікання процесу, максимально наблизивши їх до оптимального режиму протікання хімічного перетворення. Хід розрахунків аналогічний розрахунку базового варіанта реактора, але вносяться деякі зміни-змінюємо кількість шарів каталізатору, розміри зерна каталізатора у шарах. Зміна розміру зерна каталізатора дуже впливає на показники процесу, при зменшені розміру зерна швидкість протікання хімічної реакції значно збільшується тому, що здійснюється перехід з дифузійної у кінетичну область протікання процесу. Тобто лімітуючою стадією стає швидкість протікання хімічної реакції, яка є значно швидшою, ніж швидкість дифузії реагентів з потоку до поверхні зерна каталізатора (зовнішня дифузія) або у середині зерна каталізатора (внутрішня дифузія).Однак слід зазначити, що застосування дуже дрібного каталізатора у перших шарах не є доцільним тому, що на початку концентрації компонентів великі і процес буде чудово протікати на зернах більшого діаметру, а на дрібному каталізаторі реакція має йти дуже бурхливо, що може призвести до різкого збільшення температури у шарі каталізатора. Зі зменшенням розміру зерен зростає гідравлічний опір шару, що не є небажаним. Тому рекомендується застосовувати дрібні зерна у останніх шарах, де концентрації реагентів є значно меншими ніж вхідні, подрібнення зерна у цих шарах є доцільним, бо ми збільшуємо швидкість хімічної реакції тим самим зменшуючи час контакту. Збільшення кількості шарів каталізатора дозволяє зменшити зміну температури у кожному шарі, що добре впливає на роботу каталізатора та на показники процеса. При менших змінах температур температурний режим у реакторі більш наближується до оптимального. Далі приведені результати розрахунків трьох оптимізованих варіантів базового реактора.6.1 Оптимізація адіабатичного реактора №1 Збільшимо пористість каталізатора до 0,41 Результати розрахунків приведені в таблиці (6.1) Таблиця 6.1 Оптимізований варіант адіабатичного реактора № шару Твх,0С Твих,0С х Sel к, с См, моль/м3 Сф, моль/м3 Св, моль/м3 Ск, моль/м3 1 231 344,722 0,338 0,973 0,198 1,846 0,919 1,542 3,215 2 232,5 347,28 0,667 0,959 0,259 0,929 1,786 2,509 2,731 3 225 354 0,992 0,92 0,786 0,021 2,547 3,564 2,204 Вихід продукту у оптимізованому варіанті: Загальний час контакту: к1,243 с. Порівняно з базовим варіантом цей оптимізований реактор забезпечує більший вихід продукту. 6.2 Оптимізація адіабатичного реактора №2 Змінимо діаметри зерен каталізатора: • 1 шар: dз 0,006 м; • 2 шар: dз 0,005 м; • 3 шар: dз 0,004 м; Результати розрахунків приведені в таблиці (6.2) Таблиця 6.2 Оптимізований варіант адіабатичного реактора № шару Твх,0С Твих,0С х Sel к, с См, моль/м3 Сф, моль/м3 Св, моль/м3 Ск, моль/м3 1 231 342,132 0,331 0,972 0,19 1,868 0,897 1,520 3,226 2 231 347,383 0,666 0,961 0,229 0,932 1,786 2,503 2,735 3 223 354,625 0,995 0,919 0,75 0,014 2,553 3,571 2,201 Вихід продукту у оптимізованому варіанті: Загальний час контакту: к1,169 с. Порівняно з базовим варіантом цей оптимізований реактор забезпечує більший вихід продуктуза менший час хімічної реакції. 6.3 Оптимізація адіабатичного реактора №3 Змінимо діаметри зерен каталізатора 0,002 м у кожному з шарів в реакторі. Результати розрахунків приведені в таблиці (6.3) Таблиця 6.3 Оптимізований варіант адіабатичного реактора № шару Твх,0С Твих,0С х Sel к, с См, моль/м3 Сф, моль/м3 Св, моль/м3 Ск, моль/м3 1 231,47 343,844 0,343 0,991 0,122 1,834 0,949 1,538 3,218 2 236,6 348,747 0,677 0,983 0,144 0,902 1,857 2,494 2,74 3 237 354,693 0,993 0,956 0,328 0,018 2,65 3,469 2,253 Вихід продукту у оптимізованому варіанті: Загальний час контакту:к 0,594 с. Порівняно з базовим та попередніми оптимізованими варіантами цей оптимізований реактор забезпечує більший вихід продуктузанабагато менший час хімічної реакції. Слід зазначити, що з усіх оптимізованих варіантів останній є найбільш вдалим. Для останнього варіанту за програмою “СХЕМА” розраховують матеріальний баланс. Доля здувки: DS 0,333; Доля рецикла: DR 0,667. Таблиця 6.4 Дані для складання матеріального балансу Компо-ненти Молярні потоки компонентів, кмоль/год X11 Y11, X21 X22 Y21, X31 Y31, X41 X42 CH3OH 0 0 48,9 48,9 0,342 0 O2 32,9 64,8 0 64,8 39,5 0 N2 124 648 0 648 648 0 H2O 0 11,3 0 11,3 62 89,3 H2CO 0 0 0 0 46,4 0 CO 0 9,05 0 9,05 11,2 0 Компо-ненти Рецикл Молярні потоки компонентів, кмоль/год Y42 Y41, X51 Y51 Y52 X12 CH3OH 342 0 0 0 0 O2 0 39,5 7,54 31,9 31,9 N2 0 648 124 524 524 H2O 137000 14 2,67 11,3 11,3 H2CO 46400 0 0 0 0 CO 0 11,2 2,14 9,05 9,05 Мольні потоки переводяться в масові, Таблиця 6.5 Таблиця 6.5 Компо-ненти Масові потоки компонентів, кг/год X11 Y11, X21 X22 Y21, X31 Y31, X41 X42 CH3OH 0 0 1564800 1564,8 10,944 0 O2 1052,8 2073,6 0 2073,6 1264 0 N2 3472 18144 0 18144 18144 0 H2O 0 203,4 0 203,4 1116 1607,4 H2CO 0 0 0 0 1392 0 CO 0 253,4 0 253,4 313,6 0 Компо-ненти Рецикл Масові потоки компонентів, кг/год Y42 Y41, X51 Y51 Y52 X12 CH3OH 350,208 0 0 0 0 O2 0 1264 241,28 1020,8 1020,8 N2 0 18144 3472 14672 14672 H2O 2466 252 48,06 203,4 203,40 H2CO 1392 0 0 0 0 CO 0 313,6 59,92 253,4 253,4 Таблиця 6.6 Матеріальний баланс реактора. ПРИХІД РОЗХІД Реагенти G,кг/год %,мас. Реагенти G,кг/год %,мас. М 1564,8 0,83 М 10,944 0,049 О2 2073,6 9,95 О2 1264 5,76 N2 18144 87,1 N2 18144 82,62 Н2О 203,4 0,9 Н2О 1116 0,282 Ф 0 0 Ф 1392 6,339 СО 253,4 1,22 СО 313,6 1,43 20831,2 100 21960,594 100 Таблиця6.7 Матеріальний баланс технологічної схеми. ПРИХІД РОЗХІД Реагенти G,кг/год %,мас. Реагенти G,кг/год %,мас. М 1564,8 7,036 М 10,944 0,049 О2 2073,6 9,32 О2 1264 5,68 N2 18144 81,59 N2 18144 81,58 Н2О 203,4 0,914 Н2О 1116 5,018 Ф 0 0 Ф 1392 6,263 СО 253,4 1,14 СО 313,6 1,41 22239,2 100 22240,544 100 За отриманими даними розраховується розхідний коефіцієнт по метанолу це кількість кг метанолу, яка витрачається на отримання 1 тони готового продукту формаліну. кг/тону Порівнюючи отримані значення розхідних коефіцієнтів слід зазначити, що оптимізований варіант реактора має менший розхідний коефіцієнт порівняно з базовим, тобто цей реактор забезпечує більшу кількість продукту (формаліну) при менших витратах вихідних реагентів (метано 7. Розрахунок параметричної чутливості Параметрична чутливість характеризує ступінь зміни якого-небудь параметра процесу в реакторі при зміні одного з вхідних параметрів. Дана величина має веліке значення для оцінки можливості промислової реалізації процесу і необхідності при виборі каналу керування для автоматичного регулювання. Параметрічна чутливість є кількісною мірою зміни вихідних величин стосовно зміни вхідних параметрів. Параметрічна чутливість - це відно-шення зміни вихідної велічині до зміни вхідної. Р= (7.1) де g, а – вихідна і вхідна велічині. Визначення параметричної чутливості необхідно для оцінки керованості об'єкта і для розробки системі автоматичного регулювання. Як правило, найбільша параметрична чутливість для екзотермічних процесів для реактора з адіабатичними шарами – по каналу “температура виходу – температура входу” 7.1 Розрахунок параметричної чутливості для базового варіанту для адіабатичного реактора (7.2) Таблиця 7.1 Розрахунок параметричної чутливості № шару , 0С Твх1, 0С Твх2, 0С Твих, 0С Твих2, 0С Твих, 0С ПЧ ПЧср 1 +5 231 236 342,132 393,043 -50,911 -10,1822 -8,91 -5 226 301,312 40,82 -8,164 +10 241 445,539 -103,407 -10,3407 -10 221 272,606 69,526 -6,9526 2 +5 233 238 347,698 384,573 -36,875 -7,375 -6,89 -5 228 313,501 34,197 -6,8394 +10 243 418,839 -71,141 -7,1141 -10 223 285,483 62,215 -6,2215 3 +5 223 228 354,254 362,599 -8,345 -1,669 -2,23 -5 218 341,751 12,503 -2,5006 +10 233 369,184 -14,93 -1,493 -10 213 321,621 32,633 -3,2633 Отже, в результаті виконаних розрахунків показника параметричної чутливості видно, що зміна температури дуже сильно впливає на процеси в реакторі, щоб використовувати такий реактор у промисловості потрібно зробити жорстку автоматизацію процесу для виключення втрат. Далі необхідно перевірити флуктуації температур у найбільш небезпечних місцях шару каталізатору (для адіабатичного реактора це вихід з шару каталізатора).Флуктуації температур визначаємо за формулою: (7.3) де . Для обраного варіантунеобхідноперевіритивиконанняумови: (7.4) де – температура у небезпечних перетинах реактора; - можливівідхилення у цих перетинах; = 3800С – максимально допустима температура за термічноюстійкістю катализатора. З формули (7.3) отримано: 1 шар :Т 4 · 8,9135,640С 2 шар :Т = 4·6,89=27,56 0C 3 шар :Т = 4·2,23= 8,92 0C Перевіряється умова (7.4): 1 шар : 380°С342,132° +35,64° 380 377,772°С 2 шар : 380°С 347,698° +27,56° 380 375,258°С 3 шар : 380°С354,254° + 8,92° 380 363,174°С Усі необхідні умови виконано. 7.2 Розрахунок параметричної чутливості для оптимізованого варіанту адіабатичного реактора Таблиця 7.2 Розрахунок параметричної чутливості № шару , 0С Твх1, 0С Твх2, 0С Твих, 0С Твих2, 0С Твих, 0С ПЧ ПЧср 1 +5 231,47 236,47 343,844 484,117 -140,273 -28,055 -17,8 -5 226,47 284,397 59,447 -11,89 +10 241,47 567,869 -224,025 -22,4025 -10 221,47 256,238 87,606 -8,7606 2 +5 236,6 241,6 348,747 427,287 -78,487 -15,7 -11,47 -5 231,6 296,234 52,513 -10,5026 +10 246,6 463,467 -114,72 -11,472 -10 226,6 266,59 82,157 -8,216 3 +5 237 242 354,693 362,448 -7,755 -1,551 -2,94 -5 232 336,774 17,919 -3,584 +10 247 368,164 -13,471 -1,35 -10 227 301,974 52,719 -5,272 Отже, в результаті виконаних розрахунків показника параметричної чутливості видно, що зміна температури дуже сильно впливає на процеси в реакторі, щоб використовувати такий реактор у промисловості потрібно зробити жорстку автомотизацію процесу для виключення втрат. Флуктуації температур визначаємо за формулою: 1 шар :Т 2·17,8 35,6 0С 2 шар :Т = 2·11,47=22,940C 3 шар :Т = 2·2,94 =5,880C Перевіряється умова (7.4): 1 шар : 380°С343,844° +35,6 ° 380 379,444°С 2 шар : 380°С 348,747° +22,94° 380 371,41 °С 3 шар : 380°С 354,693°+5,88° 380 360,573°С Усі необхідні умови виконано 8. Конструктивний розрахунок базового варіанту При проектуванні адіабатичного реактора при наявності обмежень по гідравлічному опору, який зосереджений у шарах каталізатора, для розрахунку їх діаметру використовується ітераційна процедура. Приймають який-небудь нормалізований діаметр апарата, для якого розраховують лінійну швидкість реакційної суміші і відповідно довжину шару каталізатора. Якщо сумарне значення для усього реактора менше , то зменшують діаметр апарата, якщо діаметр апарата збільшують. У випадку невдалого вибору значення лінійної швидкості реактор буде мати або великий гідравлічний опір, або мати дуже великі розміри,що відбивається на технікоекономічних показниках. 8.1 Конструктивний розрахунок базового варіанту адіабатичного реактора Розрахуємо об’ємну швидкість вихідної суміші у реакторі (V0) за рівнянням: м3/с (7.1) де: V0 – об’ємна швидкість вихдної суміші у реактор при нормальних при нормальних умовах, м3/с; ΣХ31, ΣХ31 – суми мольних потоків усіх компонентів на вході (Х31) і на вході ( Y31), кмоль/год; До робочих умов об’ємну швидкість перераховують за рівнянням Менделеєа-Клапейрона: (7.2) Для робочих умов: °С =561,514 К (7.3) Тр– середня температура по шарам каталізатора. МПа (7.4) м3/с (7.5) Приймаємо, що діаметр реактора дорівнює d=2м. Лінійна швидкість суміші у реакторі: м/с (7.6) Розрахунок довжини шарів каталізатора: (7.7) де τк – час контакту, с. 1 шар: (м); 2 шар: (м); 3 шар: (м). Розрахунок питомої поверхні шару: (7.8) ε – шпаристість шару каталізатора;dэ – еквівалентний діаметр зерна, м; 1 шар: м2/м3; 2 шар : м2/м3; 3 шар:м2/м3; Розрахунок густини суміші при робочих умовах: кг/м3(7.9) Кінетична в’язкість при робочих умовах: μ=44,63·10-6 м2/с Критерій Рейнольдса для1-ого шару каталізатора: (7.10) Коефіцієнт fэ: (7.11) Розрахунок гідравлічного опору 1 шару каталізатора : (7.12) Па=0,000282 МПа Критерій Рейнольдса для 2 шару каталізатора: Па=0,000523 МПа Критерій Рейнольдса для 3 шару каталізатора: Па=0,001167 МПа Сумарний опір трьох шарів каталізатора: МПа Розраховане значення гідравлічного опору ΔР менше ніж ΔРдоп , тому приймаємо діаметр 2 м. Розрахунок об’єму каталізатора: м3, (7.13) де L – загальна висота шарів каталізатора, м; d – діаметр реактора, м. 8.2 Конструктивний розрахунок оптимізованого варіанту адіабатичного реактора Розрахуємо об’ємну швидкість вихідної суміші у реакторі (V0) за рівнянням: м3/с (7.1) Для робочих умов: °С=565,059К (7.3) МПа (7.4) м3/с (7.5) Приймаємо, що діаметр реактора дорівнює d=1,9м. Лінійна швидкість суміші у реакторі: м/с (7.6) Розрахунок довжини шарів каталізатора: 1 шар: (м); 2 шар: (м); 3 шар: (м). Питома поверхня шару: 1 шар: м2/м3; 2 шар : м2/м3; 3 шар :м2/м3; Розрахунок густини суміші при робочих умовах: кг/м3 (7.9) Кінетична в’язкість при робочих умовах: μ=44,63·10-6 м2/с Критерій Рейнольдса для1-ого шару каталізатора: (7.10) Коефіцієнт fэ: (7.11) Розрахунок гідравлічного опору 1 шару каталізатора : (7.12) Па=0,002334 МПа Критерій Рейнольдса для 2 шару каталізатора: Па=0,001709 МПа Критерій Рейнольдса для 3 шару каталізатора: Па=0,003963 МПа Сумарний опір трьох шарів каталізатора: МПа Розраховане значення гідравлічного опору ΔР менше ніж ΔРдоп , тому приймаємо діаметр 1,9 м. Розрахунок об’єму каталізатора: м3 8.3 Розрахунок підконтактного теплообмінника. Розрахунок підконтактного теплообмінника виконується за програмою “Підконтактний теплообмінник». Діаметр кожуха теплообмінника дорівнює діаметру адіабатичного реактора. Задаються діаметром трубок теплообмінника та шагом між ними. Результати розрахунків є задовільними, якщо виконуються слідуючі вимоги: (7.14) де Dпатр діаметр патрубка для підвода вихідної суміші, м; Lтр довжина трубок, м. Значення Dпатр визначається за формулою: (7.15) Звичайноприпустима лінійна швидкість wдоп має значення: для газів 10 15 м/с, для водяної пари до 20 м/с, для рідин до 5 м/с. Якщо у міжтрубному просторі встановлені перегородки, то відстань між ними h має бути: (7.16) Розрахована загальна довжина трубок Lтр має відповідати вимозі: (7.17) де Nкількість перегородок. 8.3.1 Розрахунок підконтактного теплообмінника для базового варіанту адіабатичного реактора Вихідні дані для розрахунку: Масові витрати суміші: кг/с=13510,8 кг/год. Приймемо трубки 252 мм, шаг між трубками t (1,2-1,5)∙Dтр м. Таблиця 7.3 Тадлиця вхідних даних Зовнішній діаметр трубки, м 0,038 Товщина стінки трубки , м 0,003 Шаг між трубками, м 0,056 Внутрішній діаметр апарата, м 1,7 Відстань між перегородками, м 0,75 Масові витрати газової суміші, кг/год 13510,8 Початкова температура вихідної суміші, 0С 80 Кінцева температура вихідної суміші, 0С 321 Температура на вході у трубки, 0С 354,254 Тиск на вході у реактор, МПа 0,43 Тиск на виході з реактора, МПа 0,13 Таблиця 7.4 Таблиця результатів розрахунків Площа поверхні теплопередачі, м2 196,48 Кількість трубок, шт. 615,6 Довжина трубки ,м 2,67 Температура охолоджуваної суміші на виході, 0С 205,93 Середній коефіцієнт тепловіддачі у трубках, Вт/(м2∙К) 29,74 Середній коефіцієнт тепловіддачі у міжтрубному просторі, Вт/(м2∙К) 153,05 Середній коефіцієнт теплопередачі, Вт/(м2∙К) 24,4 Перевіряють, чи виконуються необхідні умови (7.14-7.17). Діаметр патрубка, формула (7.15): де V0 2 м3/с об'ємні витрати суміші приведені до робочих умов. Умова (2.14): 2,5 2,67 ∙ 0,8742,3336; Умова (7.16): 0,75 ≥ 1,2 ∙ 0,8741,0488 м; Умова (7.17): Lтр (31) ∙ 0,753 м. У міжтрубному просторі розташовано три перегородки. Усі необхідні умови виконано, приймається цей теплообмінник. 8.3.2 Розрахунок підконтактного теплообмінника для отимізованого варіанту адіабатичного реактора Вихідні дані для розрахунку: Масові витрати суміші: кг/с=10846,8 кг/год. Приймемо трубки 252 мм, шаг між трубками t (1,2-1,5)∙Dтр м. Таблиця 7.5 Таблиця вхідних даних Зовнішній діаметр трубки, м 0,025 Товщина стінки трубки ,м 0,002 Шаг між трубками, м 0,035 Внутрішній діаметр апарата, м 1,6 Відстань між перегородками, м 0,75 Масові витрати газової суміші, кг/год 10846,8 Початкова температура вихідної суміші, 0С 80 Кінцева температура вихідної суміші, 0С 321,47 Температура на вході у трубки, 0С 354,693 Тиск на вході у реактор, МПа 0,43 Тиск на виході з реактора, МПа 0,13 Таблиця 7.6 Таблиця результатів розлахунків Площа поверхні теплопередачі, м2 168,7 Кількість трубок, шт. 1442,8 Довжина трубки ,м 1,49 Температура охолоджуваної суміші на виході, 0С 205,91 Середній коефіцієнт тепловіддачі у трубках, Вт/(м2∙К) 26,87 Середній коефіцієнт тепловіддачі у міжтрубному просторі, Вт/(м2∙К) 176,51 Середній коефіцієнт теплопередачі, Вт/(м2∙К) 22,89 Перевіряють, чи виконуються необхідні умови (7.14-7.17). Діаметр патрубка, формула (7.15): де V0 2 м3/с об'ємні витрати суміші приведені до робочих умов. Умова (2.14): 2,5 2,67 ∙ 0,7982,1307; Умова (7.16): 0,75 ≥ 1,2 ∙ 0,7980,58 м; Умова (7.17): Lтр (31) ∙ 0,753 м. У міжтрубному просторі розташовано три перегородки. Усі необхідні умови виконано, приймається цей теплообмінник. | |