1 Основные способы получения формалина и химизм процесса
жүктеу/скачать 0,65 Mb.
|
1 2
Байланысты:Формалин
|
1 Основные способы получения формалина и химизм процесса Формальдегид получают из метанола, диметилового эфира, природного и попутных газов (газа коксохимического производства и нефтепереработки). Промышленно освоенные способы получения формальдегида: а) Каталитическое окисление метанола на металлических катализаторах; б) Каталитическое окисление метанола на оксидных катализаторах; в) Окисление природного газа и низших парафинов. а) Каталитическое окисление метанола на металлических катализаторах В этом случае катализатором чаще всего является серебро (можно использовать золото или платину), с целью экономии метанола серебро равномерно наносят на инертный носитель, например на пемзу. Сущность метода состоит в парофазном окислении гидрировании метанола кислородом воздуха в адиабатическом реакторе с последующим поглощением продуктов реакции водой. В процессе подается метаноло-воздушная смесь состава выше верхнего предела взрываемости (36,4% - объемные доли) и с недостатками кислорода по химическому уравнению окисления метанола в формальдегид, т.к. катализатор – окислительно-дегидрирующийся: СН3ОН + ½О2 → СН2О + Н2О + Q (147,4кДж/моль); (1) СН3ОН → СН2О + Н2 – Q (93,4 кДж/моль); (2) Н2 + ½О2 → Н2О + Q (241,8 кДж/моль). (3) Вместе с тем протекают побочные реакции, что снижает выход формальдегида и повышает расход метанола. Выход формальдегида достигает 80 – 85%, при степени конверсии метанола 85 – 90%. Так как окислительное дегидрирование проводят при недостатке кислорода, процесс глубокого окисления, не получает значительного развития. В то же время само дегидрирование, инициируемое кислородом, протекает быстрее, поэтому процент побочных реакций не велик. Этим способом можно получить формалин двух марок: ФМ – 37% с содержанием метанола до 10% и ФБМ – 50% с содержанием метанола менее 1%. Транспортировке и хранению подлежит формалин марки ФМ, т.к. метанол стабилизирует его. б) Каталитическое окисление метанола на оксидных катализаторах Во этом способе катализатором является смесь оксидов железа и молибдена. Окисление метанола на оксидных катализаторах протекает по окислительно – восстановительному механизму: СН3ОН + 2МоО3 → СН2О + Н2О + Мо2О5 (4) Мо2О5 + 1/2О2 → 2МоО3 (5) Процесс осуществляется в избытке воздуха при 350 – 430оС и обычном давлении, иначе под действием метанола и формальдегида катализатор быстро восстанавливается. Реакция протекает при соотношении метанола и воздуха ниже предела взрываемости (7 – 8% - объемные доли). Процесс отличается высокой степенью конверсии метанола – 99%, а так же сильной экзотермичностью, что заставляет использовать трубчатые реакторы с охлаждением. Этот способ позволяет получать формалин – 37% с содержанием метанола не выше 0,5%. Применение технологий с оксидным катализатором заслуживает некоторого предпочтения, когда требуемая производительность не выше 8 – 10 тыс. т./год. в) Окисление природного газа и низших парафинов С точки зрения доступности и дешевизны сырья, а также простоты технологии (получение формальдегида прямым окислением природного газа, состоящим в основном из метанола, кислородом воздуха) заслуживает предпочтения перед сравнительно сложными и много ступенчатыми синтезом через метанол (по схеме): природный газ → синтез газ → метанол → формалин Однако на практике возникает ряд трудностей, которые связаны с недостаточной устойчивостью формальдегида в условиях реакции. Окисление метанола происходит при 600оС, в то же время термическое разложение формальдегида наблюдается уже при 400оС. Выход формальдегида не превышает 3% при селективности 10 – 25%. Поэтому рассмотренный метод занимает весьма скромное место в балансе производства формалина и только в перспективе используется новые технологические приемы окисления (с учетом возрастания дефицитности метанола и сравнительной доступности природного газа). Поэтому в выборе метода производства формалина заслуживают внимания первые два способа. Рассмотрим их в сравнении и выберем наиболее оптимальный. Характеристика методов производства формалина в таблице 1. Таблица 1 – Сравнительная характеристика методов производства формалина
Сравнивая экономические и производственные затраты, а также объем продукции (необходимо не менее 300 – 380 тыс.т./год) для нужд формалинопотребляющего производства – карбамидных смол (объем – 200 тыс.т./год) выбираем метод производства по окислительному дегидрированию метанола на серебряном катализаторе. 1.1 Химизм процесса Образование формальдегида происходит при прохождении метаноло -воздушной смеси через слой катализатора "серебро на носителе" при температуре в зоне контактирования: 550 - 600С при работе в "мягком" режиме, 660 - 700С при работе в "жестком" режиме. Образование формальдегида осуществляется в результате протекания параллельных реакций простого и окислительного дегидрирования метанола: СН3 ОН → СН2 О + Н2 - 93,4 кДж/моль (3.1) СН3 ОН + 1/2 О2 → СН2 О + Н2 О + 147,4 кДж/моль (3.2) Наряду с этими реакциями в системе протекает целый комплекс побочных превращений. СН3 ОН + 2/3 О2 → СО2 + 575,1 кДж/моль (6) СН2 О + 1/2 О2 → НСООН + 270,4 кДж/моль (7) НСООН + 1/2 О2 → СО2 + Н2 О + 14,5 кДж/моль (8) НСООН → СО + Н2О - 53,7 кДж/моль (9) СН2 О → СО + Н2 + 1,9 кДж/моль (10) 2 СН2 О + Н2 О → СН3 ОН + НСООН + 122,0 кДж/моль (11) Н2+ 1/2 О2 → Н2 О + 241,8 кДж/моль (12) 2 СН3 ОН → СН2 (ОСН3 )2 + Н2 О + 131,0 кДж/моль (13) СО + 1/2 О2 → СО2 + 283,0 кДж/моль (14) 2 СО → СО2 + С + 172,5 кДж/моль (15) Реакции (3.3) и (3.4) являются равновесными. Доля метанола израсходованного по реакции (3.4) составляет около 60 %, а остальное, по реакции (3.3). Превращение метанола в формальдегид происходит в результате контакта молекул спирта с кислородом, хемосорбированным на атомах серебра, т.е. активными центрами катализатора являются поверхностные окислы серебра. Процесс получения формальдегида в целом сопровождается выделением тепла, за счет которого поддерживается необходимая температура в зоне контактирования и равновесие реакции дегидрирования смещается вправо. Побочные реакции снижают выход формальдегида и определяют состав выхлопных газов (абгазов). 2 Технологическая схема процесса. Условия проведения процесса Дегидрированием или окислением первичных спиртов получают только формальдегид (из метанола). Формальдегид НСНО представляет собой в безводном состоянии бесцветный газ с острым раздражающим запахом (т. конд. -19оС при 0,1 МПа). При хранении он легко полимеризуется и нередко выпускается в виде твердого полимера — параформальдегида (параформ), который легко деполимеризуется. Большей частью формальдегид выпускают в виде 37%-ного водного раствора, называемого формалином. В нем формальдегид присутствует в виде гидрата НСНО•Н2О и низкомолекулярньтх полимеров (полиоксиметиленгликоли). Во избежание более глубокой полимеризации и выпадения осадка добавляют к формалину 7—12% (масс.) метилового спирта в качестве стабилизатора. Совмещенное дегидрирование и окисление метанола. Дегидрирование первичных спиртов, в том числе метанола, менее благоприятно по сравнению с вторичными спиртами по условиям равновесия и селективности реакции. По этой причине, а также с целью устранения эндотермичности процесса осуществили совмещенное дегидрирование и окисление метанола: СН3ОН => НСНО + Н2 (16) СН3ОН + 0,5О2 => НСНО + Н2О (17) Можно так подобрать соотношение этих реакций, чтобы суммарный тепловой эффект был только немного положительным, но достаточным для возмещения потерь тепла в окружающую среду и для нагревания исходной смеси до нужной температуры. Практически при получении формальдегида такое положение достигается, когда процесс на 55% идет через окисление и на 45% через дегидрирование, и тогда процесс можно осуществить в адиабатических реакторах, не имеющих поверхностей теплообмена. В этом состоит одно из преимуществ совмещенного процесса окисления и дегидрирования спиртов. При указанном соотношении реакций дегидрирования и окисления исходная паро-воздушная смесь должна содержать 45% (об.) метанола, что находится за верхним пределом взрываемости метанола в воздухе [34,7% (об.)]. При получении формальдегида кроме основных реакций протекают побочные процессы более глубокого окисления, дегидрирования и гидрирования, ведущие к образованию оксидов углерода, муравьиной кислоты, воды и метана: Окислительное дегидрирование проводят при недостатке кислорода, поэтому глубокое окисление не получает значительного развития. В то же время само дегидрирование, инициируемое кислородом, протекает быстрее, и все ранее упомянутые побочные реакции не так заметны, как при дегидрировании первичных спиртов. Это позволяет работать при более высокой температуре (500—600°С), большой скорости реакции и времени контакта 0,01—0,03 с. Выход формальдегида на пропущенное сырье достигает 80-85% при степени конверсии метанола 85-90%. Замечено, что добавление воды к исходному метанолу повышает выход и степень конверсии, по-видимому, в результате разложения ацеталей. Катализаторами синтеза формальдегида этим методом служит металлическая медь (в виде сетки или стружек) или серебро, осажденное на пемзе. Последний катализатор оказался более эффективным и широко применяется в промышленности. Технологическая схема производства формальдегида окислительным дегидрированием метанола изображена на рисунке 2. Метанол, содержащий 10-12% воды, из напорного бака 1 непрерывно поступает в испаритель 2. Туда же через распределительное устройство подают воздух, очищенный от пыли и других загрязнений. Воздух барботирует через слой водного метанола в нижней части испарителя и насыщается его парами. В 1 л образующейся паровоздушной смеси должно содержаться 0,5 г метанола. Поддержание такого состава смеси очень важно для обеспечения взрывобезопасности и нормального протекания процесса. Поэтому работа испарительной системы полностью автоматизирована: поддерживают постоянные уровень жидкости в испарителе, ее температуру (48—50°С) и скорость подачи воздуха, благодаря чему обеспечиваются необходимые температурный режим и степень конверсии в адиабатическом реакторе. Паровоздушная смесь проходит брызгоуловитель, находящийся в верхней части испарителя, затем перегреватель 3 и поступает в реактор 4, в средней части которого находится катализатор. Реакционные газы сразу же попадают в подконтактный холодильпик 5 (смонтирован вместе с реактором), где происходит быстрое охлаждение смеси и предотвращается распад формальдегида. В разных схемах охлаждение осуществляют проточной водой или паровым конденсатом, когда холодильник играет роль генератора пара низкого, среднего или даже высокого давления. Полученный пар (или горячая вода) служит для перегрева постулающей смеси в теплообменнике 3 и для обогрева испарителя 2. Охлажденные реакционные газы поступают в абсорбер 6, выполненный в виде тарельчатой колонны; жидкость на тарелках охлаждают внутренними или выносными холодильниками (на схеме не изображены). Абсорбер орошают таким количеством воды, чтобы в кубе получился 36—37%-ный формалина. Стадии абсорбции и разделения продуктов оформляют двумя разными способами. По одному из них в абсорбере поглощают как формальдегид, так и непревращенный метанол, который содержится в продуктах реакции в количестве, как раз достаточном для стабилизации формальдегида. В этом случае верхнюю тарелку абсорбера охлаждают рассолом, а колонна 7 служит лишь для санитарной очистки газа, в то время как для получения безметанольного формалина (требуемого иногда для ряда целей) необходима установка для отгонки метанола. При втором способе в абсорбере поглощают преимущественно формальдегид; тогда колонна 7 служит для абсорбции метанола, который отгоняют от воды и возвращают на реакцию. В обоих случаях формалин из куба абсорбера б охлаждают в холодильнике 8 и собирают в сборнике 9. Рисунок 1 - Реакционный узел для дегидрирования спиртов 1 – испарители-перегреватели; 2 – трубчатый реактор; 3 – топка; 4 – газодувка. Значительная эндотермичность дегидрирования обусловливает применение трубчатых реакторов, в межтрубном пространств которых циркулируют горячие газы от сжигания газообразного или жидкого топлива. Схема типичного реакционного узла дл дегидрирования спиртов представлена ниже. В топке 3 происходит сгорание топливного газа, подаваемого вместе с воздухом через специальные форсунки. Температура топочных газов слишком высока, поэтому их разбавляют обратным газом (циркуляция его в системе осуществляется газодувкой 4). Спирт поступает вначале в систему испарителей-перегревателей 1, где он нагревается до нужной температуры частично охлажденными топочными газами. Затем пары спирта попадают в реактор 2, где в трубе находится катализатор. Реакционная смесь подогревается горючими топочными газами, находящимися в межтрубном пространстве, что компенсирует поглощение тепла из-за эндотермичности процесса. По выходе из контактного аппарата реакционные газы охлаждают в холодильнике-конденсаторе (на рисунке не показан), а в случае летучих продуктов их дополнительно улавливают водой. Полученный конденсат (и водные растворы) ректифицируют, выделяя целевой продукт и непрореагировавший спирт, возвращаемый на дегидрирование. Рисунок 2 – Технологическая схема производства формалина 1 – напорный бак; 2 – испаритель; 3 – перегреватель; 4 – реактор; 5,8 – холодильники; 6 – абсорбер; 7 – скруббер; 9 – сборник. 3 Материальный баланс Материальный баланс (по блочно) представлен в таблице 2. Таблица 2 – Материальный баланс
4 Тепловой расчет Рисунок 3 – Схема теплового баланса контактного аппарата Qпр = G1Cp1t + G2Cp2t + G3Cp3t + G4Cp4t + G5Cp5t; (18) Qрасх = G6Cp6t + G7Cp7t + G8Cp8t + G9Cp9t + G10Cp10t + G11Cp11t + G12Cp12t (19) 4.1 Стадия синтеза Приход: а) теплота реакции дегидрирования; б) теплота реакции окисления; в) теплосодержание спирто-воздушной смеси. Расход: а) теплосодержание реакционных газов на входе из зоны контактирования; б) теплопотери в окружающую среду. Приход: а) на реакцию дегидрирования расходуется CH3OH = 5787,88 кг/ч; 1) CH3OH → CH2O + H2 б) на реакцию окисления расходуется CH3OH = 7074,84 кг/ч; 2) CH3OH + ½O2 → CH2O + H2O Тепловой эффект реакции при 20оС (293К): реакции (1) – (-9791,18 Вт); реакции (2) – 492840Вт; Определим тепловой эффект реакции при 650оС (923К): Q923 = Q923 + ά (T – 293) + β (T2 – 2932) + j (T3 – 2933);(17.3) где, Т – температура реакции; β – алгебраическая сумма коэффициентов деленная пополам; ά – алгебраическая сумма коэффициентов из выражений молярных теплоносителей веществ; j – алгебраическая сумма коэффициентов деленная на три. Тепловой эффект реакции дегидрирования – (-12782,14 Вт). Тепловой эффект реакции окисления – 24837901,83 Вт. в) теплосодержание спирто-воздушной смеси при 100°С определяем из уравнения: (20) где, Ср – теплоемкость, [Дж/кг К] [1 с. 471]; G – массовый расход, кг/ч [таблица 13]. Qс.в.с. = 3299796 Вт. Расход: а) теплосодержание контактных газов при 650оС (21) где, Ср – теплоемкость, Дж/кг К; Qк.г. = 26505323 Вт. б) материальный баланс стадии контактирования: Qс.в.с. + Qp = Qк.г. + Qпот; (22) Qp = -12782,14 + 24837901,83 = 24825119,69 Вт. Теплопотери определяются по разности: Qпот = Qс.в.с. + Qр – Qк.г;. (17.7) Qпот = 3299796 + 24825119,69 – 26505323 = 1619592,69 Вт; что, составит: от прихода тепла. 4.2 Количество воды на охлаждение контактных газов в подконтактном холодильнике: теплосодержание газов на входе в холодильник, Qк.г. = 26505323 Вт. Температуру газов на входе из холодильника принимаем 180оС, определяем теплосодержание газов при 180оС. Всего: i = 5416347,534 Вт. Количество теплоты, принятой водой в холодильнике составляет: Qохл = 26505323 – 5416347,534 = 21088975,47 Вт. Отсюда определяем расход воды на охлаждение: tвх = 90оС (конденсат); tвых = 123оС (пар Р = 0,2МПа). (23) GH2O = 37966,56 кг/ч = 10,5 кг/с. 4.3 Абсорбция Приход: а) количество тепла приходящего с контактными газами: Qк.г. = 5416347,53 Вт; б) тепло приходящее с оросительной водой при 20°С: (24) где, Ср – теплоемкость воды (кДж/кг К). в) количество тепла процесса абсорбции: (25) Расход а) количество тепла, уходящее с выхлопными газами, при 20°С: (26) где, G – массовый расход (кг/ч); Ср – удельная теплоемкость (кДж/кг К); t – температура (° С). б) количество тепла, уходящее в окружающую среду (принимаем 2 % от прихода тепла): в) количество теплоты, принятое хладоагентом теплообменников (встроенных и выносных) (27) где, Qф.с. – количество тепла, уходящее с формалином-″сырцом″ и рассчитывается по формуле: (28) 4.4 Ректификация Тепловой баланс: (29) где, Qф.с. – тепло формалина-″сырца″; Q8 – тепло формалина стандартного; Q9 – тепло формалина-″сырца″; Qрект. – тепло процесса ректификации. 5 Технологический расчет основных аппаратов 5.1 Технологический расчет реактора Главной целью технологического расчета секции контактирования является определение высоты слоя катализатора, при которой может быть обеспечена новая производительность. Расчеты будем проводить согласно методике, предложенной в, где рассматривается аналогичный случай. Процесс каталитического окислительного дегидрирования метанола в формальдегид происходит в реакторе поверхностного контакта при Р = 0,76 105 Па. Реактор (контактный аппарат) предназначен для окислительного дегидрирования метанола в формальдегид в газовой фазе на пемзосеребряном катализаторе. Для расчета выбран вертикальный стальной цилиндрический аппарат, смонтированный непосредственно над верхней трубной решеткой подконтактного холодильника. В нижней части аппарата на свободно лежащую решетку, покрытую двумя слоями сеток, засыпан катализатор. Над слоем катализатора предусмотрено распределительное устройство, имеющее 24 щели размером 200 500 мм для равномерного распределения потока спиртовоздушной смеси. Разогрев катализатора производят двумя нихромовыми электроспиралями (d = 0,4 м, U = 220 В). Аппарат снабжен штуцером входа спиртовоздушной смеси Dy = 600 мм, Рy = 0,6 МПа, одним предохранительным устройством Dy = 350 мм, Рy = 0,6 МПа, люком-лазом Dy = 500 мм, Рy = 1,6 МПа. Определяющим эталоном является диффузия. Состав исходного газа CH3OH –50,84%; O2 –13,84%; CH2O – 0,09%; N2 –34,07%. H2O – 1,16 %; Состав контактного газа: CH3OH –22%; СО – 0,33%; CH2O – 23,24%; Н2 – 0,58% ; H2O – 12,76 %; N2 – 37,9%. СО2 – 3,19%; Плотности и вязкости компонентов смеси в таблице 3. Таблица 3 – Плотности и вязкости компонентов смеси
Вязкости взяты из справочного материала. Плотности веществ определяются по формуле: (30) Среднее значение молекулярных масс М и плотностей газов определяют по правилу аддитивности: (31) (32) где, n – доли компонентов смеси; М'см = 0,5084 32 + 0,0009 30 + 0,016 18 + 0,1384 32 + 0,3407 28 = 16,27 + 0,027 + 0,288 + 4,4288 + 9,5396 = 30,53; М"см = 0,22 32 + 0,2324 30 + 0,1276 18 + 0,0319 44 + 0,0033 28 + 0,0058 2 + 0,379 28 = 7,04 + 6,972 + 2,2968 + 1,4036 + 0,0924 + 0,0116 + 10,612 = 28,43; ρ'см = 0,5084 1,04 + 0,0009 0,925 + 0,016 0,588 + 0,1384 1,04 + 0,3407 0,913 = 0,5271 + 0,0008325 + 0,009408 + 0,143936 + 0,3110591 = 0,9923 [кг/м3]; ρ"см = 0,22 0,4216 + 0,2324 0,3952 + 0,1276 0,237 + 0,0319 0,605 + 0,0033 0,368 + 0,0058 0,026 + 0,379 0,368 = 0,092752 + 0,09184448 + 0,0302412 + 0,0192995 + 0,0012144 + 0,0001508 + 0,139472 = 0,3749 [кг/м3]. На входе (100оС): М = 30,53; ρ100 = 0,9923. На выходе (650оС): М = 28,43; ρ650 = 0,3749. Степень превращения метанола в формальдегид 0,9067. Температура исходной смеси 100оС, температура выхода смеси в подконтактный холодильник 650оС. Материальный баланс реактора Приход спирто-воздушной смеси [м3/ч] составляет: (33) V = 25302,74/0,9923 = 25499,08 м3/ч. Зададимся линейной скоростью исходной газовой смеси ω = 0,8 м/с Определяем диаметр реакционной зоны: (34) где, S – 0,785 D2 – площадь поперечного сечения реакционной зоны, м2; D – диаметр реактора, м. Принимаем D = 3,00 м. Площадь сечения реактора SP = 0,785 3,02 = 7,065 м2. Реакторы с катализатором в очень тонком слое в виде металлических сит используют для проведения реакций, протекающих с большой скоростью. Установлено, что скорость процесса определяется скоростью диффузии от контактной поверхности катализатора. Это явление было описано Андрусовым, который сравнивая количество реагирующего метанола и метанола, проникающего путем диффузии до поверхности серебряных сит, установил, что они равны между собой. Количество метанола, диффундирующего к поверхности катализатора, можно рассчитать, если известен коэффициент переноса массы, допустив при этом, что концентрация метанола на поверхности контакта рана нулю, т.е. скорость реакции настолько велика, что метанол непосредственно достигает контакта с серебром. Расчет проводится для слоя катализатора с сечением 1 см2 и толщиной l образованный рядами сеток из серебряной проволоки. Характеристика катализатора из серебра (сита): проволоки ТУ 48 – 1 – 112 – 85; толщина проволоки, мм – 0,22; число ячеек на 1 см2 – 225. Для определения коэффициентов диффузии устанавливаем с помощью материального баланса состав конечной газовой смеси. Рассчитаем производительность реактора на 1 м2 поверхности катализатора. Производительность по метанолу составит: Массовая скорость всей газовой смеси: Результаты расчета в таблице 4. Таблица 4 – Конечный состав газовой смеси
Для определения высоты слоя катализатора воспользуемся методом расчета скорости каталитического процесса, лимитируемого массообменом. По этому методу определяем высоту единицы переноса СН3ОН (ВЕП) и число единиц переноса (Z) по формулам: (35) где, Sуд – удельная поверхность катализатора, [м2/м3]; kМ – коэффициент массопередачи, [м/ч]; Pr – критерий Прандля . С этой целью находим физико – химические константы исходной и конечной газовой смеси – плотности ρг [кг/м3], динамические коэффициенты вязкости μг [кг/мч], коэффициенты диффузии D [см2/с]. Коэффициенты диффузии находим последующим соотношениям, определяемым общими закономерностями диффузии газов. Для диффузии газа А в газ В. (36) где, υА, υВ – мольные объемы газов А и В, [см3/моль]; МА, МВ – молекулярные массы газов А и В; Р – общее давление. Для расчета принимаем следующие значения мольных объемов [см3/моль]: СН3OH – 37; N2 – 31,2; CH2O – 29,37; H2 – 14,3; H2O – 18,9; CO – 29,6; O2 – 25,6; CO2 – 34. Коэффициенты диффузии DАсм для газа А, диффундирующего через смесь газов (В + С), вычисляем по формуле: (37) где, NA, NB, NC – мольные доли компонентов в газовой смеси; DAB, DAC – коэффициенты диффузии для бинарных газовых смесей. Рассчитанные таким путем коэффициенты диффузии метанола и других компонентов исходного и конечного газов процесса окисление метанола в бинарных газовых смесях, а так же значение коэффициентов диффузии метанола DСН3ОН [см2/с] в начальной и конечной газовой смеси в таблице 5. Таблица 5 – Коэффициенты диффузии
Среднюю вязкость газовой смеси рассчитываем по уравнению: (38) где, N1, N2, N3, … - мольные доли компонентов в газе. Получаем μr [Па г] при 100оС – 7 10-2; при 650оС – 8,75 10-2. Для расчета величин ВЕП и Z принимаем, что слой сеток серебряного катализатора подобен слою насадки колей Рашига с d = h = 0,22 мм (аналогично диаметру проволоки) для таких колец эквивалентный диаметр (39) Удельная поверхность колец Sуд = 7,8419*103 м2/м3. Для расчета ВЕП определяем значения критерия Рейнольдца Re и диффузного критерия Прандтля Pr: (40) (41) Подставляя наши данные, имеем: Коэффициент массопередачи находим по формуле: (42) По нашим данным находим ВЕП: (43) Число единиц переноса массы Z: (44) где, β – изменение числа молей в результате реакции рассчитанное на 1 моль метанола; ССН3ОНвх, ССН3ОНвых – концентрация метанола в газе, на входе и выходе из реактора, мол. доли. Принимаем Z ≈ 1, тогда высота слоя катализатора равна: Н = ВЕП Z = 0,41 = 0,4 м. (45) Приняв коэффициент запаса φз = 1,5 (с учетом того, что доступная для реагентов поверхность слоя из колец больше приблизительно в 1,5 раза поверхности проволочных сеток), получим: Н = 0,4 1,5 = 0,6 м. При диаметре проволоки 0,22 мм достаточно 0,6/0,22 = 2,73 сетки. На практике берут с запасом, хотя в работе нужны 4 сетки. Берут еще одну сетку, т.к. верхняя сетка быстро прогорает вследствии уноса серебра. 5.2 Технологический расчет подконтактного холодильника Целью расчета является определение запаса поверхности теплопередачи при новой производительности. Подконтактный холодильник предназначен для быстрого охлаждения контактного газа до температуры 140 – 200°С во избежании разложения образовавшегося формальдегида. Для установки выбран стальной вертикальный кожухотрубчатый теплообменник с противоточным движением теплоносителя в межтрубном пространстве и контактного газа в трубном пространстве. Теплоноситель – паровой конденсат (Р = 0,3,2 МПа, t = 133°С). В холодильнике предусмотрено шахматное расположение труб (по вершинам правильных шестиугольников). Температурные напряжения, вызываемые разностью температур между кожухом и трубами, могут привести к разрушению аппарата; во избежании этого на корпусе установлен линзовый компенсатор. Аппарат снабжен штуцером выхода контактного газа Dy = 800 мм, Р = 0,6 МПа, шестью штуцерами входа конденсата Dy = 100 мм, Рy = 1,0 МПа и шестью штуцерами выхода пароводяной эмульсии Dy = 200 мм, Рy = 1,0 МПа. Принимаем агрегатную схему компоновки оборудования – контактный аппарат смонтирован непосредственно на подконтактном холодильнике. Исходные данные: Расход охлаждаемого контактного газа 25302,74/3600 = 7,03 кг/с. Расход охлаждающей жидкости – воды: 8,7 кг/с. на входе: температура контактного газа 650оС; температура воды 90оС. на выходе: температура контактного газа 180оС; температура воды 123оС; Температурная схема процесса: 650 → 180 123 ← 90 ∆tб = 527оС ∆tм = 90оС (46) Средняя температура контактных газов: (47) Теплофизические параметры контактных газов при 415С в таблице 6. Таблица 6 – Теплофизические параметра контактных газов при 415оС
Плотность компонентов определена по формуле: (48) Плотность смеси по правилу аддитивности. Вязкость смеси определена по формуле: (49) где, m1…m2 - объемные доли компонентов; М1…Мn – молекулярные массы компонентов; Ткр1…Ткр.n - критические температуры. Теплоемкость смеси: (50) где, Q – количество теплоты, отданное контактными газами при охлаждении от 650оС до 180оС. где, Gсм – расход контактных газов, кг/с; tвх, tвых – температуры входа и выхода контактных газов, оС. Определим критерий Прандтля. Наибольший процент в смеси составляют многоатомные газы. Принимаем приблизительное значение Pr для смесей такое же, как для трехатомных газов, Pr = 0,8. Теплопроводность смеси (λсм) (51) Так как диаметр реактора равен 3,0 м, принимаем диаметр обечайки подконтактного холодильника Dхвн = 3,0 м с трубами d - 38×2 мм и рассчитаем необходимое количество труб: (52) где, К – коэффициент заполнения трубной решетки, принимаем К = 0,7; t – шаг. t = 1,25 dн = 1,25 0,038 = 0,048 м; Скорость движения газа: (53) (54) переходный режим (55) (56) коэффициент теплоотдачи для воды в межтрубном пространстве. Принимаем теплообменник с поперечными перегородками в межтрубном пространстве. Расстояние между перегородками равно 0,9 м. Площадь поперечного сечения между соседними соединениями соседних перегородок, считая его по диаметру кожуха. Sм тр=D h (t-d) [1, с. 64]; (18.28) Sм тр=3,0 0,9 (0,048 – 0,038) = 0,577 м2. Скорость движения воды при поперечном обтекании: Средняя температура воды: Теплофизические параметры воды при tср=106,5оС в таблице 7. Таблица 7 – Теплофизические параметры воды при tср=106,5оС
(57) (58) dэ = 0,0334 м. (59) (60) - переходный режим Nu = 0,24 Re0.6 Pr0,43; (61) Pr = 4,23 103 226 10-6/0,684 = 1,397; (62) Nu = 0,24 2819,790,6 1,3970,43 = 32,56; (63) Коэффициент теплопередачи: (64) где rст – термическое сопротивление стальной сетки и ее загрязнений, м2К/Вт. ∑rст = rзагр.К.Г. + rзагр.В. (65) Принимаем ∑rсм = 0,00041 м2К/Вт; Поверхность теплообмена: (66) С учетом запаса 10% F = 1160 м2, Lтр = 5 м. Расстояние между трубными решетками: (67) где Z – число ходов, Z = 1. Принимаем l1 = 4 м. Общая высота холодильника: Н = l1 + h1; где, h1 – высота нижней камеры, м. принимаем h1 = 0,8 м. Н = 4 + 0,8 = 4,8 м. 5.3 Расчет вспомогательного оборудования 5.3.1 Ректификационная колонна К2 Ректификационная колонна предназначена для разделения формалина от метанола. Определение диаметра тарельчатой ректификационной колонны производится по формуле: (68) где, G – массовый расход проходящего по колонне пара, 20425 кг/ч или 5,67 кг/с; - скорость потока, м/с. Скорость потока определяется по формуле: (69) где, с – коэффициент, определяемый по рис.7.2 [6, 17], с = 0,065; ρж – плотность жидкой фазы, кг/м3 (ρж = 714,75 кг/м3); ρп – плотность пара , кг/м3 (ρп = 0,279 кг/м3). Высота колонны: (70) где, n – число тарелок в колонне, n = 70; h – расстояние между тарелками, h = 750 мм. Принимаем Нт = 52000 мм = 52 м. 5.3.2 Абсорбционная колонна К1 Абсорбционная колонна предназначена для поглощения формальдегида деминерализованной водой. Определение диаметра тарельчатой ректификационной колонны производится по формуле: где, G – расход проходящего по колонне газа, 32537,55 кг/ч или 9,04 кг/с; ω – рабочая скорость газа, м/с; принимаем ωпр = 6,05 м/с, тогда Высота абсорбционной колонны: где, n – число тарелок в колонне, n = 24; h – расстояние между тарелками, h = 600 мм. 3. Испаритель Вертикальный сварной аппарат со встроенным секционным объемно-сетчатым брызгоулавителем. Материал – Ст09Г2С. D = 2800 мм; Н = 7550 мм; V = 32 м3. Требуемый объем испарителя определяем по формуле: (71) где, G – расход выходящей из него метаноло-воздушной смеси, G = 25302,74 кг/ч; τ – время, на которое рассчитывается расход продукта (берется по технологическим соображениям ), = 0,5 ч; К – коэффициент заполнения емкости, К = 0,6 – 0,8; ρ – плотность смеси, ρ = 800 кг/м3. Требуемый объем меньше, значит, аппарат справиться с нагрузкой. 5.3.3 Теплообменник Т2 Горизонтальный кожухотрубный аппарат. Материал – сборный: Ст16ГС, Ст10, Ст20. Диаметр – 1000 мм; длина 4170 мм; площадь теплообмена 221 м3. Назначение: для перегрева метаноло – воздушной смеси. Рабочие условия: Трубное пространство: Р = 0,07 МПа, Т = 150°С, среда – метанол. Межтрубное пространство: Р = 0,6 МПа, Т = 180°С, среда – водяной пар. Температурная схема теплообмена: 160°С → 160°С; 65°С → 125°С. Принимаем значение коэффициента теплопередачи К = 60 Вт/м2 *К (от конденсирующего пара к газу): ∑Q = Qмет + Qвозд, Смет (при 60оС) = 2703 Дж/кг*К, Свозд. = 866 Дж/кг*К. Q = ∑Q = 627719,19 + 54743,9 = 682463,09 Вт. Поверхность теплообмена: Подбираем по ГОСТ 15118 – 79. диаметр кожуха Dкож. = 800 мм; общее число труб nтр. = 404 шт; длина труб Lтр. = 6,0 м; площадь поверхности теплообмена F = 190 м2; диаметр труб Dтр - 25×2 мм. 6 Технико-экономические показатели жүктеу/скачать 0,65 Mb. Достарыңызбен бөлісу:
| ||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||
1 2