Получение стирола 1. Курсовой проект 57 с., 14 табл., 8 рис., 20 источников

• Название: Курсовой проект 57 с., 14 табл., 8 рис., 20 источников
• Дата: 12.01.2021
• Размер: 0.69 Mb.
• Имя файла: Получение стирола 1.docx
• Тип: Курсовой проект; #167490
• страница: 6 из 7

4 Технологический расчет и подбор основного и вспомогательного оборудования
4.1 Расчет реактора
Реактор предназначен для парофазного каталитического дегидрирования этилбензола в стирол в токе водяного пара. Для установки выбран вертикальный цилиндрический стальной адиабатический реактор шахтного типа с двумя слоями катализатора и встроенным вертикальным двухходовым межступенчатым теплообменником с U-образными трубками. Теплообменник предназначен для подогрева газовой смеси, выходящий из первой ступени катализатора, до начальной температуры (на входе в слой катализатора) за счет теплоты перегретого водяного пара.

Техническая характеристика реактора:

Диаметр реактора внутренний, мм - 6500

Высота общая, мм - 9140

Характеристика железохромкалиевого катализатора:

Плотность, кг/м³

Кажущаяся ρ - 2300

Насыпная ρ_н - 1400

Срок службы (пробег), ч - 15840

Производительность катализатора за период пробега, кг продукта на 1 кг катализатора - 2370-2380

Объем катализатора в реакторе, м³ - 100

При длительности пробега 15840 ч и производительности катализатора за этот период 2375 кг/кг производительность катализатора по стиролу-ректификату за 1 ч составит:

N_к= 2370/15840=0, 15ч^-1.

Необходимый объем катализатора для обеспечения заданной производительности

м³,

где N – производительность реактора по стиролу-ректификату с учетом 1, 25% потерь, кг/ч.

Количество этилбензола (углеводородной смеси) на входе в реактор составляет:

m_эб = 288142,28 – 190665,23 = 97477,05 кг/ч.

Необходимый объем катализатора для обеспечения заданной производительности:

V_к= m_эб/(ρ_эбV_об) = 97477,05/(867∙0, 6)=187,38 м³,

где V_об – объемная скорость жидкого этилбензола, ч^-1

Число реакторов для обеспечения заданной производительности:

N = 187,38/100 = 1,87.

Необходимо установить два реактора, соединенные параллельно. Запас производительности по катализатору:

%.
4.2 Расчет реактора первой ступени
Принимают, что объемное отношение катализатора в первой и второй ступенях реактора равно 1, 00 : 1, 08, следовательно, объем катализатора:

в первой ступени: 100∙1, 00/(1, 00+1, 08) = 48 м³;

во второй ступени: 100 – 48 = 52 м³.

Время пребывания парогазовой смеси в зоне катализа рассчитывают по формуле:



где V_τ – расход парогазовой смеси при температуре 610˚С (883 К) и давлении 0,45 МПа, м³/с;

V_k – объем катализатора в реакторе, м³;

ε₀ – порозность слоя катализатора.

Расход парогазовой смеси при нормальных условиях:

м³

Расход парогазовой смеси в условиях процесса

м³/с.

Порозность слоя катализатора:



где ρ_н и ρ – насыпная и кажущаяся плотность катализатора, кг/м³.

τ = 0,63 с,

что соответствует оптимальному технологическому режиму [17].

4.3 Расчет межступенчатого теплообменника
Межступенчатый теплообменник предназначен для подогрева парогазовой смеси после первой ступени катализа перегретым водяным паром (поток 9).

Цель расчета – определение площади поверхности теплопередачи, выбор теплообменного аппарата.

Исходные данные:

температура, ˚С: перегретого водяного пара на входе – 760; перегретого водяного пара на выходе – 655; парогазовой смеси на выходе – 547; парогазовой смеси на выходе – 610;

давление перегретого водяного пара 0,9 МПа;

диаметр тубы 25×25 мм.

Перегретый водяной пар поступает в трубное пространство, а парогазовая смесь – в межтрубное пространство. Необходимую площадь поверхности теплопередачи находят по формуле:
F_a = .
По данным теплового баланса межступенчатого теплообменника рассчитывают тепловую нагрузку теплообменника:

Ф_а = (99473,91 – 93767,25) ∙ 10³ = 5706661,27 Вт.

Определяют среднюю разность температур между теплоносителями двухходового (по трубному пространству) межступенчатого теплообменника.

Температурная схема теплообмена при противотоке:
водяной пар

655˚С 760˚С,
парогазовая смесь

547˚С 610˚С;



Δt_min=655-547=108˚С Δt_max=760-610=150˚С
Средняя разность температур между теплоносителями:



°С;

°С; °С;
°С; ∆Т = 124 К

Коэффициент теплопередачи определяют по формуле:



где α₁ – коэффициент теплоотдачи от перегретого водяного пара к стенке трубы, Вт/(м²∙К);

α₂ – коэффициент теплоотдачи от стенки трубы к парогазовой смеси, Вт/(м²∙К).

Для расчета коэффициентов теплоотдачи определяют теплофизические параметры теплоносителей.

Теплофизические параметры перегретого водяного пара при средней температуре t_ср=(760+655)/2=707,5˚С (980,5 К) и давлении ρ =0,9МПа. Для упрощения расчета теплофизических параметров парогазовой смеси в один поток «этилбензол» объединяют этилбензол, бензол и толуол. Удельную теплоемкость парогазовой смеси (в данном случае при постоянном объеме) рассчитывают по формуле:
c_v= C_p / K,
где К – коэффициент Пуассона.

Теплоемкости и вязкости компонентов парогазовой смеси при температуре t_ср=(547+610)/2=578, 5˚С (851, 5 К) рассчитывают по справочным данным [].
Таблица 4.1 – Расчет теплофизических параметров парогазовой смеси

Компоненты	C6H5-C2H5	C6H5-C2H3	H2O	H2	Σ
C0p(i), Дж/(моль∙К)	291,94	266,56	39,17	30,12	-
wi, %	22,68	10,43	66,17	0,20	100, 00
Mi, г/моль	106	104	18	2	-
(C0p(i)wi/Mi)∙10, Дж/(кг∙К)	624,64	267,37	1439,94	29,91	2361,87
xi, %	5,34	2,44	89,88	2,34	100, 00
Mi xi/100, г/моль	5,66	2,54	16,18	0,05	24,42
μ∙107, Па∙с	218*	218*	292	180	-
[xi Mi/(100μi)]∙10-7	0,0260	0,0116	0,0554	0,0003	0,0933

* Значения вязкости приняты по бензолу.
μ_см = 24,04 ∙ 10^-7/0,0933=261,85∙10^-7 Па∙с.
Принимают K= C_p / c_v=1, 3, тогда

c_v(см)=2361,87/1,3=1816,82 Дж/(кг∙К).

Теплопроводность парогазовой смеси вычисляют по формуле:
λ=В c_vμ_см,
где В=0, 25∙ (9К – 5)=0, 25∙ (9 ∙ 1,3 – 5) =1,675,

λ = 1,675 ∙ 1816,82 ∙ 261,85 ∙ 10^-7 = 79,69∙10^-3 Вт/(м∙К).

Критерий Прандтля:



Теплофизические параметры теплоносителей приведены в таблице 4.2 [19].
Таблица 4.2 - Теплофизические параметры теплоносителей

	Перегретый водяной пар (трубное пространство)	Парогазовая смесь (межтрубное пространство)
Температура t, ˚С	707, 5	578, 5
Плотность ρ, кг//м3	1,846	-
Динамическая вязкость μ∙10-7, Па∙с	366	261,85
Удельная теплоемкость с, Дж/(кг∙К)	2287	2361,87
Теплоемкость λ∙103, Вт/(м∙К)	95,95	79,69
Критерий Прандтля Pr	0, 87	0,78

Расход водяного пара в межступенчатом теплообменнике:
41,10 кг/с,
где h₁ и h₂ – энтальпия перегретого водяного пара при температуре 610 и 570˚С и давлении 0,9 МПа, Дж/кг [18].

Принимают минимальное для турбулентного потока значение критерия Рейнольдса Re'=10000, тогда необходимое число труб диаметром d_тр=25×25 мм составит:



следовательно, для создания турбулентного потока перегретого водяного пара максимальное число труб может быть не более 7152.

По ГОСТ 9929 – 82 [20] выбирают теплообменник типа «У» с U-образными трубками, с внутренним диаметром кожуха D = 2000 мм и длиной прямого участка трубы l=4000 мм, шагом отверстий для труб t=32 мм.

Принимают, что трубки в верхней трубной решетке размещены по вершинам правильного треугольника. Число труб определяют по формуле:
n = 3a(a – 1) + 1, a = (b+1)/2,
где a и b – число труб на стороне и диагонали наибольшего шестиугольника.

Значение b определяют из соотношения

D = t(b – 1)+4d_н;

2,0=0,032(b – 1)+4 ∙ 0,025; b =60;

a = (60+1)/2=30,5;

n=3∙30,5(30,5 – 1)+1=2700.

Учитывая наличие в парогазовой смеси катализаторной пыли, число труб уменьшают на 9-10%. Общее число труб равно 2470; число труб на один ход трубного пространства n=2470/2=1235.

Площадь сечения трубного пространства:
S₁=0,785d²n=0,785 ∙ 0,02² ∙ 1235=0,388 м².
Уточняют значение Рейнольдса:



Режим движения устойчивый, турбулентный, следовательно, критерий Нуссельта рассчитывают по формуле:
Nu = 0,023 Re^0.8 Pr^0.4 = 0,023 ∙ 57884,06^0,8 ∙ 0, 87^0,4 = 140,47.
Коэффициент теплоотдачи от перегретого водяного пара к стенке трубы теплообменника:

Вт/(м²∙К).

Коэффициент теплоотдачи от стенки трубы теплообменника к парогазовой смеси определяют по формуле:



Площадь сечения межтрубного пространства теплообменника:
S₂=0,784 (D² – nd²_н)=0,785(2,0² – 1235 ∙ 0,025²) = 2,534 м².


Эквивалентный диаметр межтрубного пространства:

м.

Для расчета критерия Рейнольдса определяют расход парогазовой смеси после первой ступени катализа:

m_г = 288142,28/(2∙3600) = 40,02 кг/с.

Критерий Рейнольдса:



Расчетная формула критерия Нуссельта для аппарата с однократно-перекрестным движением парогазовой смеси:
Nu=0, 4ε_φ Re^0.6Pr^0.36(Pr/Pr_ст)^{0, 25}.
Дл газовых потоков Pr/Pr_ст=1. При φ=10˚ ε_φ=0, 42, тогда

Nu=0, 4 ∙ 59073^{0, 6}∙0, 78^{0, 36} = 111,08.

Коэффициент теплоотдачи от стенки трубы к парогазовой смеси:

Вт/(м²∙К).

Сумма термических сопротивлений стенки с учетом слоев загрязнений с обеих сторон:

Σr_ст=r_ст(1)+ r_ст(2)+ r_ст(3)=0, 00018+0, 0025/17, 5+0, 00035=0, 000673 м²∙К/Вт,

где 0,00018 и 0,00035 – сопротивление слоев загрязнений со стороны водяного пара и парогазовой смеси соответственно, м²∙К/Вт;

0,0025 – толщина стенки трубы, м;

17, 5 – теплопроводность нержавеющей стали, Вт/(м∙К).

Коэффициент теплопередачи:

Вт/(м²∙К).

Необходимая площадь поверхности теплопередачи:

м².

Площадь поверхности теплопередачи выбранного теплообменника:

F_a = π · d_ср · l · n = 3,14∙0,0225 ∙ 4 ∙ 2470 = 698 м²,

где d_ср=(0,025+0,020)/2=0,0225 м.

Запас площади поверхности теплопередачи: