о
5Г.% Иванов
Л-Л- Ляпков
<В.Ф. Ъочрарев
Томск 2002
Министерство образования Российской Федерации
Томский политехнический университет
Г.Х J/ёдноб, Л Л- Яяп^ов, Ф.Ф/Бочкурев
РАСЧЕТЫ РЕ
АППАРАТУР
ПРО
фПЮИ
ВЕСКИХ
ТВ
Томск 2002
УДК 66.023.001.24:541.124
Иванов ГН\ Ляпков А.А., Бочкарев В.В. Расчеты реакционной аппара-
туры химических производств. Учебное пособие. - Томск: Изд. ТПУ,
2002.-114 с.
В учебном пособии изложены основные методы расчета реакционной
аппаратуры процессов химической технологии органических веществ,
рассмотрено большое количество примеров, раскрывающих представле-
ние материальных и тепловых балансах химических реакторов, о способах
и приемах расчета объемов реакционной зоны и других характеристик ре-
акторов с учетом кинетических и практических данных. Каждая глава,
кроме теоретической части, содержит решения различных задач, помо-
гающих усвоению материала. Изложение пособия построено с учетом ак-
тивного использования ЭВМ.
Работа подготовлена на кафедре технологии основногд^рганического
синтеза Томского политехнического университета и предназначена для
студентов химико-технологических специальностей^зб^ууу^
.Ж)
Рецензенты:	у/ v
Бонд а летов В.Г., к.х.в. , директ^ЪоО "Химпроцесс", г. Томск;
Приходы?*
Полипак", г. Томск
И 20503 - 2002
Темплан 2002
© Томский политехнический университет, 2002
Содержание
Введение................................................
1.	Расчет ОРЗ.........................................
2.	Материальные балансы идеальных реакторов...........
2.1.	Идеальный периодический реактор полного смешения..
2.2.	Непрерывный реактор идеального вытеснения (РИВ)....
2.3.	Непрерывный реактор идеального смешения (РИС)..
2.4.	Каскад реакторов идеального смешения...........
3.	Тепловые балансы реакционных устройств.............
3.1.	Идеальные реакторы.............................
3.1.1.	Модель РИВ. Режим без внешнего теплообмена.
3.1.2.	Модель РИВ. Режим с внешним теплообменом...
3.1.3.	Модель РИС. Каскад РИС.....................
3.1.4.	Модель РИД.................................
3.2.	Реальные реакторы..............................
3.2.1.	Трубчатая конструкция. Модель диффузионная.
3.2.2.	Емкостная аппаратура с мешалками (типа кубовой)
3.2.3.	Модель с радиальным переносом в круглой трубе...
3.3.	Тепловые эффекты сложных реакций...............
3.4.	Прикладное значение............................
4.	Примеры расчета ОРЗ идеальной аппаратуры...........
4.1.	Итерационные методы............................
4.2.	Графоаналитические методы......................
5.	Комплексный расчет материальных и тепловых балансов, о
участка химического производства......
5.1.	Материальный баланс............
5.2.	Основной аппарат...............
5.2.1.	Технологические расчеты....
5.2.2.	Тепловые расчеты...........
5.2.3.	Расчет подконтактного холодильн
5.3.	Расчеты вспомогательного обору до
5.3.1.	Расчет спиртоиспарителя
5.3.2.	Расчет перегревателя.
Литература.
.. 4
.. 4
..6
.. 6
.. 7
.. 8
..9
11
12
12
14
18
18
22
22
23
23
24
25
25
25
48
кции для технологического
.58
.60
.71
..74
.82
. 86
.95
.95
105
113
3
Введение
Мощность технологической аппаратуры в проектируемых производст-
вах должна соответствовать проектному заданию и отражать конкретно те
количественные оценки, которые предусмотрены материальными балансами
соответствующих позиций. Определяющими позициями в технологической
цепочке в этом смысле являются реакционные устройства, т.к. они обеспечи-
вают химическую переработку сырья в целевой продукт. В этой связи опре-
деление размера зоны химического превращения (ОРЗ) является главной за-
дачей при проектировании будущей конструкции.
Достижение этой цели основывается на решениях различных по слож-
ности математических зависимостей, соответствующи^тому или иному ре-
акционному устройству. Следует оговорить, что исп х емые рекоменда-
ции в данном сборнике связаны с условием протек	цессов в кинети-
ческой (или псевдокинетической) области.
ределить ОРЗ, пред-
Рис. 1. Зависимость х = f(T,x)
□ Т1
ОТ2
ДТЗ
ОТ4
1. Расчет ОРЗ
Наиболее простое выражение,
ставляется зависимостью
CD
где U - объемный расход, м
х 1 1
0,9
0,8 - О'
0,7
0,6 -
0,5 -
0,4 -
0,3 -
0,2 -
0,1
0
0
акта, с; Г- ОРЗ, м3.
Эта зависимость применима
к любым проточным реакторам, но
требует информации по т, которое
является нелинейной функцией сте-
пени превращения, давления, тем-
пературы, концентраций и кон-
кретного типа реакции. Обычно эту
информацию для идеального пред-
ставления получают из публикаций
(отчетов) по исследуемой реакции,
используемой в проекте. Зачастую,
это бывает график, подобный пред-
ставленному на рис. 1.
Для идеализированных реакторов трубчатого или кубового (РПД) ти-
пов определение т производится прямым отсчетом по заданному значению х.
4
Для примера это может соответствовать построению линии О’—1 при темпе-
ратуре Ти измеренного в арифметическом масштабе отрезка 0-2. Далее оп-
ределение ОРЗ производится по (1).
Для реакторов с мешалками непрерывного действия (кубового типа) в
зависимость (1) необходимо добавлять корректирующий множитель К, т.к.
время контакта будет больше, чем определенное для РИВ
V-U-т-К,
при тех же показателях по х, что и для реактора вытеснения. Новое время
контакта
(2)
рекомендуется определять следующим образом.
Допустим, имеем график зависимости х = /(т) в следующем представ-
лении (рис. 2). Требуется определить по этому гра
реактора с мешалкой непрерывного действия
0,3”
0,2”
0,1 ”
0,4”
\тс
1,2
Рис 2. Зависимость х — f (т)
контакта для
йи х=0,43 (точка
5).
Подготови-
тельная работа для
решения данной
задачи состоит в
том, что на графи-
ке (рис. 2) в окре-
стно сти орди нат ы
для точки В справа
и слева проводят-
ся отсечки на рав-
ных произвольных
расстояниях М\ (или ТИ2). Фиксируются точки пересечения отсечек с кривой
зависимости х = /(т) и с осью времени. Результаты при этом получим сле-
о
о 0,2
дующие:
Точка Л	Х4=0,37	тл=0,61;
Точка С	хс=0,47	тс=1Д72.
Искомое время контакта определяется условием (2)
*с -хА
5
или т -
1,172-0,61
0,47-0,37
•0,43 = 2,42.
Аналитически вычисленное значение т равняется 2,5 мин.
ючевому компоненту),
2. Материальные балансы идеальных реакторов
Процессы химической технологии по своей природе являются стохас-
тическо-детерминированными. Поэтому при составлении моделей процессов
учитываются как детерминированные составляющие (физико-химические
закономерности процессов), так и вероятностно-стохастические составляю-
щие в виде материальных и тепловых моделей структуры потоков.
В зависимости от вида функции распределения все разнообразие мате-
матических моделей потоков, возникающих в различных аппаратах, может
быть представлено в виде некоторых типовых моделейг^деального вытесне-
ния, идеального смешения, диффузионной, ячеечной чцированных мо-
делей.
Принятые в дальнейшем обозначения:
rz - скорость реакции любого ти
моль/(м3-с);
х - степень превращения;
со - линейная скорость пот
W- объемный расход,
С - текущая концентра
Со - начальная кондантра
No - начальная :	мо
V- ОРЗ, м’
т -время к
I - дли	онной зоны, м;
q - мольна^ удельная нагрузка, моль/м2;
Fi - мольный расход ключевого компонента, моль/с;
D - диаметр трубчатки, м.
2.1. Идеальный периодический реактор полного смешения
Условием идеального реактора периодического действия (РПД) явля-
ется отсутствие градиента концентраций и температур по его объему, что мо-
жет быть лишь при достаточно интенсивном перемешивании. В РПД кон-
центрации веществ изменяются только во времени, а в каждый данный
момент времени концентрации и скорости постоянны по его объему.
6
Материальный баланс в дифференциальной форме
dn{ - V -ri-dx.
Характеристические уравнения для РПД:
\ dn.
т = —
J V -г.
ni,0	1
Если реакционный объем остается постоянным, то
/V, 0 Xic dx	~	*(• dx. тл N. 0 У dx.
V J г,-	J г	т J г-
xi,Q г	xi,Q г	xi,Q г
В случае гетерогенно-каталитической реакции из дифференциального
уравнения баланса (с//7,- = с/т) получаем
1 % dn.
т = — I—
т. J г.
к П; q г
и при постоянстве объема во времени реакции им
трационную форму уравнения:
1 cr dC
т =----- —-.
mkIV Cifi ri
Здесь mk/V - масса катализатора в е
занимаемого катализатором.
2.2. Непрерывный реа
го вытеснения (РИВ)
и за вычетом объема,
о
бъема
ующую концен-
та состоит в том, что каждый эле-
еречном сечении движется вдоль оси
остью (поршневой режим). Это предпо-
ока стенками или насадкой, а также отсут-
Условие идеальное
мент реакционной м
потока с одинак
лагает отсутст
ствие диффузй
(или обратное) перемешивание. При стационарном режиме работы, т.е. при
постоянстве скорости подачи и состава исходной смеси, а также условий те-
плообмена, каждый элемент потока пребывает в таком реакторе в течение
одинакового времени, а концентрации и температура в каждом поперечном
сечении остаются постоянными. При этом, в отличии от РПД, в РИВ концен-
трации веществ изменяются не во времени, а по длине аппарата. Уравнение
материального баланса в дифференциальной форме: dFj = r^lV.
Характеристическое уравнение для РИВ:
ои
ения
явлений, из которых наиболее значимо продольное
7,0
7
Если Wo представляет собой объемный поток всей реакционной массы,
приведенный к температуре и давлению в реакторе, то при постоянстве объ-
ема смеси во время реакции имеем F, = W0-Cj и dFt = W0-dCj, что позволяет
получить концентрационную форму уравнения:
( V
dC
Величина V/Wo имеет размерность времени и при отсутствии насадки в
реакторе или за вычетом ее объема равно истинному времени контакта.
Очевидно, что в этом случае уравнения для РПД и РИВ полностью совпада-
ют.
Общую форму уравнения для РИВ, верную и для меняющегося объема
смеси, можно вывести, заменяя Fz через выходы ключевых веществ
(F, = vz/| vj -FA:0-xf
V v
ранении химической реак-
ции; А - исходное вещество (ключевой кампонен^); /- продукт реакции.
Для гетерогеннокаталитическш^реакдий матев^льный баланс можно
составить не для микрообъема, а дл*ь
Для этого случая характеристические
юмассь]
mk _ v
2.3. Непрерывный реактор идеального смешения (РИС)
Условием идеальности является отсутствие градиента концентраций и
температуры по объему (dC/dV = 0; dT/dV = 0). При введении исходной сме-
си в большой реакционный объем происходит скачкообразное снижение
концентрации реагентов до величины, равной концентрации в реакторе на
выходе из аппарата. Для стационарных условий работы материальный ба-
ланс для РИС Fz - Fz 0 = г У (или г,тк\ откуда получаем:
8
mk =
Наиболее употребительные характеристические уравнения:
Г v >
— = т
тт Л v win
< ^0	/и-
V U	AW=const
2.4. Каскад реакторов идеального смешения
Л,/-1
Во многих случаях непрерывные химические 1^)о
ся в каскаде реакторов смешения или в секцион
реактора каскада или секции можно записать у
-существля ют-
ах. Для каждого
К *аа - хА4Л
---=----;—j---- ИЛИ
w
о
где У, и I Г4 L - реакционный объем
када, x^j, Caa-i, Саа степени
ходе реактора i каскада; тг - вр
В зависимости от числа
баланс каскада реакторов смешени
А,О
A W=co
ер
ь п
и
0 ^/,0	"0
и; <, = ^5
зращения в реакторе i кас-
щентрации на входе и вы-
рате.
тирования (и) материальный
опй^^ляется системой уравнений:
енеи
0 ^/,/7-1
При адекватности реальной реакционной аппаратуры идеальной ис-
пользование любого из приведенных уравнений для расчета принципиально
не вызывает трудностей. Однако в учебной практике не так уже редки ситуа-
ции, когда для их решения требуются пояснения.
Находящийся под знаком интеграла символ выражения скорости хи-
мической реакции г, представляет собой комплексную величину, состоящую
из произведения: [константа скорости]-[выражение текущих концентраций].
Выражать текущие концентрации необходимо таким образом, чтобы под
знаком интеграла была одна и та же переменная в числителе и в знаменателе.
9
Константа скорости, представляющая экспоненциальную зависимость от
температуры, должна быть выражена через ту же переменную, как рекомен-
довано выше. Кроме изотермического решения, эта связь устанавливается
косвенно, через добавочное уравнение теплового баланса, по которому опре-
деляется взаимосвязь х= /(т) или Т = f(C), после чего вычисляется кон-
станта скорости при любом значении аргумента в расчетном уравнении.
Конкретные выражения г, для различных реакций необходимо выби-
рать из справочной литературы.
В итоге математическая модель реакционного узла получается в виде
системы:
1)	материальный баланс (одно из уравнений раздела2.);
2)	тепловой баланс (см. раздел 3.);
3)	зависимость к - f(T).	О
Иногда для газовых или вязких систем приходится учитывать гидрав-
лическое сопротивление потока через реактор\гак^азываемое условие им-
пульса движения), но оно не меняет сущности п.п: 10^3), т.к. отразится толь-
ко на дополнительном физическом влиянии перепада давления на текущие
концентрации.	$4^
Все сказанное по п.п. 1) - 3) справедливо и для реактора периодическо-
го действия.	хА
В отношении одиночного УИС^^шду линейных зависимостей его ма-
тематического описанияхл^виегдщ^з^гермического режима в стационарных
условиях поясне^Я&ажгь нетожрбходимости.
Каскад реакторов РИС s целевой постановке задачи может быть решен
в двух вариа^Эхг^е/?вь/м: известны объемы реакторов - определяется их
число в каскадо^торой: задано число реакторов - определяются объемы.
Наиболее употребительные вариации расчетных выражений для ста-
ционарных режимов:
Реактор полного перемешивания периодического действия
Здесь можно применять следующие выражения:
No rdx'
Т •* Г;
10
Реактор непрерывного действия полного вытеснения
относительно ОРЗ
V - Ft^dx / r{
V=U- \dC/r
J i
dV - Ft • dxl rt
dV -U-dC/i^
относительно т
т - ^dC/ff
т = Co • ^dx I rt
dx - dC /r{
dx - Cq • dx/iy
относительно I
I = co- jdC/r,
I - q • ^dx I rt
dl-&- dC / rt
dl-q - dxl rt
Реактор полного перемешивания непрерывного действия
относительно т
т = (С0-С)/п
Каскад реакторов смешения
системой уравнении:
В зависимости от числа
и 'ч 1 Г1 '1
U-C^U-C2+V2-r2
относительно ОРЗ
V = F dxlг.
I	I
У=и-С0-х/г.
У=и-(С0-С)/г
d(x2-xi) = F2-r2;
r(xn-x„-i) = K,-r„.
Допускаете
акт
относительно I
ния (и) определяется
о
3. Теплое балансы реакционных устройств
Независимо от типа реактора: идеальный он или с отклонениями от
идеальности, в нем может реализоваться один из трех тепловых режимов -
изотермический: без внешнего теплообмена или с теплообменом через ка-
кую-то поверхность (чаще всего это стенка реактора).
При изотермическом режиме для любого реактора форма теплового
баланса трансформируется в единственный вид Т = const. Для остальных
случаев балансы имеют свои групповые зависимости.
11
3.1.	Идеальные реакторы
3.11 Модель РИВ. Режим без внешнего теплообмена
Режим без внешнего теплообмена (например, стенка реактора хорошо
теплоизолирована), составляющие теплового баланса представляются тремя
энергетическими слагаемыми:
Л приход тепла с Л
потоком на вхо-
дев реактор ?
Л тепло, выделя-Л
г тепл о, выноси-^
+ ющееся в
зоне реакции J
+ мое потоком = 0.
из реактора J
(3)
В зависимости от типа протекающей реакции, слагаемые теплового ба-
ланса должны быть раскрыты более подробно, с испол^рванием данных по
физико-химическим свойствам участников процесса,
использовать две формы записи: статическую, не сея
скую.
»м случае можно
с т, и динамиче-
Л
После
о
ммои
о
ра:
3.1.1.1. Статическая форма
Допустим, имеем реакцию типа
Тогда приход тепла в реак
тепловыделение при протека
F, кН х,
А)
тепло, уносимое с
хими
еакции составит
ре
ия каждого слагаемого на F, и подстановок:
Сро =(1-х Pi +a2-(^-x)’Cp2 + x-(a2 -сРз + ос3 -с^);
ср =(l-x)-cPi +at -(р-х)-сл +х-(ос2 -сРз + а3-ср*);
получим решение относительно текущей температуры
Тх=Т„-‘^ + &Н.	(4)
Ср	Ср
Содержание использованных символов:
F^ - мольная нагрузка по ключевому компоненту на входе в реактор;
То - температура потока на входе;
Тх- текущая температура в зоне реактора (по длине);
12
Р - коэффициент избытка второго реагента (мольный);
ос2, ос3, а4 - отношение vi/vl (i = 2,3, 4 соответственно слева направо,
начиная с В);
сР - мольные теплоемкости компонентов при средней температуре;
х - конверсия компонента Л;
АН- тепловой эффект реакции;
сР - эффективная теплоемкость потока.
Последнюю величину можно использовать как среднее значение, если
расчет вести на 1 моль потока. Тогда теплоемкости определяются по правилу
аддитивности (через мольные доли).
3.1.1.2. Динамическая форма теплового баланса
Общее выражение
где К' ----_, при г ------и dC - -('d.-d$>, dT - Д/7 	.
(Со ’Ср)	dx	Ср
Пример 1
Для трубчатого реактора, работающего без внешнего теплообмена, со-
ответствующего модели РИВ, о предел й^^чроф иль изменения температуры
потока от достигаемой конверсии при следующих условиях:
Уравнение реакции 4 т 27? -л С + 3D, температура потока на входе
в реактор 7о= 100°С, табличные значения теплоемкостей:
ср -с„ ^t^-3-Дж/моль-К; с„ -с„ =100.0 Дж/моль-К;
г Д	Г1	7 г 1	7 1Ц	Г2	7	7
Срс = сР = 85,0 Дж/моль-К; сР -сР^ =72,0 Дж/моль-К.
Избыток второго реагента (5) Р = 1,5.
Степень превращения на выходе из реактора х = 0,8.
Тепловой эффект реакции АН = 9150 Дж/моль.
Решение
По (4) изменение температуры потока составит
ср	ср
13
а)	выбираем шаг по конверсии Ах = 0,2 тогда при х = 0	= 273,16 К;
б)	делаем первый шагх = 0,2.
сРо =112,3 + 2-1,5-100,0 = 412,3,
сР = (1 - 0,2) • 112,3 + 2 • (1,5 - 0,2) • 100,0 +1 • 0,2 • 85,0 + 3 • 0,2 • 72,0 = 410,0
412 3	0 2
Т; = 373,16---+9150- — = 379,68 К;
1	410	410
в)	делаем второй шаг х = 0,4.
cPq =(1-0,2)-112,3+2-(1,5-0,2)-100,0+1-0,2-85,0 + 3-0,2-72,0 = 410,0,
ср =(1-0,4)-112,3+ 2-(1,5-0,4)-100,0 + 1-0,4-85,0 + 3-0,4-72,0= 407,78
71 =379,68- 410,0 +9150- 0,2 =386,272 К;
2	407,78	407,78
г)	аналогично назначаются х = 0,6 и х = 0,8^
— следующи
ответствующих температур. Получим
Т4 = 399,677 К.
ется в следующем виде:
итоге тепло
ср
'()
— -dx = 0.
о г
ом
ится расчет со-
пя: Д= 392,937 и
3.1.2.	Модель РИВ. Режим с вне
К выражению (3) добавляет
через стенку реактора, которое
ляться выражением:
м. тепло обмемо м
емое, у^йд}ывающее теплопередачу
по т или х будет представ-
(5)
ПринятьтЬ^бозначения:

со - линейная скорость потока;
D - диаметр трубы;
Кт - коэффициент теплопередачи;
Тн - температура охлаждения (или нагрева) за стенкой реактора;
S - поверхность теплообмена.
Решение уравнения (5) можно осуществить итерационным способом с
шаговой разверткой по х, но можно использовать более удобный дифферен-
циальный метод. В последнем случае раскрывается содержание г, представ-
14
ленное через переменную х. Для примера возьмем г = к - с = к • с0 • (1 - х). То-
гда решение (5) для текущей температуры принимает вид
-Л-	X. rj-1 XAJ 4 V А—•
с„ cD	kY 1-х
Если принять Н=Л//х и ТП = Кт • со • л • D,
то
н

и±д_...
Ср Ср 1 х к * ср
Для придания последнему выражению алгебраической сущности пред-
лагается определить константу скорости по температуре на предыдущем ша-
ге по х. При переходе на следующий шаг по х необходимохшачение Го изме-
нить на полученное Тх, а также присвоить ср^ зна^н	предыдущего
и
шага.
ия темпй^дауры по длине иде-
ля проведения в нем
я на входе: A=Y=0,5 Мд = 0,5 кмоль.
ци =250 кДж/кмоль.
потока: о =5 м/с.
Пример 2
Требуется определить характер
ального трубчатого реактора с вне
реакции типа А —(Г) > В.
Данные для расчета:
Диаметр реактора: D = 0,
Y - инертная среда;
Количество ко
Тепловой э
Линейн	_________
Коэффици	теплопередачи через стенку реактора:
Кт= 50 кДж/(м2-с-К).
Средняя теплоемкость потока: сР - 75 кДж/(моль-К), (принять неме-
няющейся).
Начальная температура потока: То = 450 К.
Температура потока подогрева: Тн= 600К.
10000
Скорость реакции: г = kQ • (1 - х)-е т , где к0 =5-109.
Конверсия на выходе из реактора: х = 0,5.
15
Решение
Общее выражение теплового баланса
Предлагается использовать дифференциальный вариант расчета, пред-
ставленный через конечные разности по х.
Задаемся величиной шага. Допустим, Дх=0,1, тогда для любого участка
длины AZ, соответствующего Лд:=0,1, тепловой баланс запишется в виде:
Fo • сР • То + АН • Fo • ср • Ах + Кт - AS • (Тн - 7^) - F0-Cp - Тх = О,
где ф - мольная доля компонента^; Тх - текущая температура; Fo - общая
масса потока (мольная).
Так как AS - п-D- Al, Al - ш • Ax /г, то после не^&торых преобразова-
ний получим:
при этом х=п-Ах, п - номер шага по х,^уТ' - вход ное^значение Т на каждом
шаге. При определенных значени
енты:	<
итыва
остоянные коэффици-
Испол
опущение
о, получаем рабочую за виси-
мость:
1 + М2С{
(1 - п • Ах) • k0- е °
Для перехода от функции Т =f(x) к Т = /(/) будем пользоваться до-
полнительным условием А1 - (£> • Ах / г .
Тогда на первом шаге (п=1):
16
0,1
10000
To' = 45O;x=O,l; C =
5-109-^45" • (1-1 -0,1)
450 +166,67 + 600 • 5,236 • 0,0995
—
= 0,0995.
AZt
1+5,236-0,0995
5-0,1
10000
5-109-е’ 450
= 610,96,
= 0,49745 м, /1=А 6=0,49745 м.
(1-10,1)
Второй шаг (и=2):
То' = 610,96 ;х=0,2;
—---------------= 3 21 • 10“4
10000	J,z.l IV .
5-109-е 610’96-(1-2-0,1)
610,96 + 166,67 + 600-5,236-3,21-Ю’4 „„„
= 777,33
2
Д72
1 + 5,236-3,21 10 4
-4^2------------= 1,6044-
5-IO9 -e”61096 • (I-2-0,1)
Z2= AZi +AZ2 =0,497+1,6044-10'3 m.
Третий шаг (тг=3).
To' = 777,33; х=0,3; и-Ах=0,.
и так далее до и-Ах =0,5.
Итоговая матрица результат
N
;5198-10’5 м; 73=0,49911 м
0		>	450	0
1	0,1	610,96	0,49745
2	<^^У> 0,2	777,33	0,49905
3	\>	0,3	943,97	0,49911
4	0,4	1110,64	0,49911
5	0,5	1277,30	0,49911
Программа для вычисления профиля температуры по длине реактора:
program RIV;
uses crt;
const dH=250.0e3; Kt=50.0; w=5.0; F0=1.0;
Cp=75.0; k0=5.0e9; D=0.5; Fi=0.5; dx=0.1; Tn=600.0;
var Tx, TO, Ml, М2, Cl, 1, x : real;
n : integer;
dev : text;
17
begin
ClrScr;
assign(dev, 'reakt.out');
rewrite(dev);
T0:=450.0;
Ml:=dH*dx*Fi/Cp;
writeln(dev,'Ml = ’,M1:7:3);
M2:=Kt*Pi*D*w/(F0*Cp);
writeln(dev,'M2 = ’,M2:7:3);
l:=0;
for n:=l to 5 do
begin
x:=x+dx;
Cl:=dx/(k0*exp(-10000/T0)*(l-x));
writeln(dev,'Cl = ',C1);
writeln(dev,'dl = ',w*Cl);
Tx:=(T0+Ml+M2*Cl*Tn)/(l+M2*Cl);
l:=l+w*Cl;
writeln(dev,'n = ',n,' ','x = ',x:4:2,' J
T0:=Tx;
end;
close(dev);
end.
3.1.3. Модель РИС.
Для идеально
входящего в с
x = ',Tx:7:2,'	’,1:7:5);
pa
ада
ого перемешивания, одиночного или
торов данного наименования, по причине
огич бго режима возможен только изотермический
каждого в отдельности или ступенчатый (изотермиче-
стационарн
тепловой ре
ский) режим в каскадном исполнении. В таких случаях тепловой баланс вы-
ражается как T=const или T\=idenr, T^idenr,...; Tn=idem.
3.1.4. Модель РПД
Наиболее характерная ситуация эксплуатации периодических реакто-
ров с мешалками, соответствующих идеальному РПД, связана с периодом
запускай периодом стационарного изотермического теплового режима.
Например, при запуске реактора необходимо разогревать содержимое
реакционной зоны до какого-то значения рабочей температуры. Для этого в
рубашку (или змеевик) необходимо подавать греющий поток и при рабо-
18
тающей мешалке дожидаться достижения необходимой температуры. Далее,
для поддержания постоянного значения рабочей температуры, характер теп-
лообмена должен меняться в зависимости от теплового эффекта реакции и
величины тепловых потерь. Во время разогрева на первой стадии начинает
протекать химическая реакция с выделением (или поглощением) тепла, ко-
торое будет суммироваться с теплом, подводимым извне. К моменту дости-
жения рабочей температуры степень превращения ключевого компонента
достигнет какого-то значения х. Формально, на этом временном интервале
рассматриваемый процесс теплообмена повторяет описание, характерное для
РИВ, работающего с внешним теплообменом. Таким образом, математиче-
ское описание стадии запуска определяется следующим образом:
о) •	= О,
где Ti - время разгона.
В данном случае, поверхность теплопёре,
ранее.	//
const определена за-
Расчет тепловых характеристик
турного профиля и величины? достцс
производится определение времени, 1
при постоянной температуре (что.уже
ю с тепловыми расчетами) по
Для проведения процесса, в основе которого предусмотрено протека-
ние реакции типа А В (где Y - инертный растворитель) в реакторе пе-
риодического действия (РПД) необходимо определить температурный про-
филь стадии разогрева до 80°С; время этой стадии Ti и значение достигаемой
степени превращенияхг.
Исходные данные для расчета:
Габариты зоны реакции -D=l м; /7=1 м.
Кинетическое уравнение химической реакции:
г = к -Со • (1 - х) моль/(м3-с), к =к0 -е т , kQ = 0,7-1011.
19
Начальная температура - Т’о=2О°С.
Общая мольная загрузка реактора -Fo=7,5-103 моль/с.
Мольная доля реагента^ - ср = 0,8.
Тепловой эффект реакции - АЯ = 10000 Дж/моль.
Коэффициент теплопередачи-Кт= 400 Дж/(м2-с-К).
Поверхность теплообмена - S= 3,89 м.
Эффективная средняя теплоемкость реакционного объема в интервале
температур от 20 до 105°C - ср =100 Дж/(моль-К).
Температура потока теплообмена - Тн =105°С.
Решение
•го баланса кон-
= 0.
где х = п-Ах пр
Связывая приведенную выше форму записи т<
кретно для г = к • Со • (1 - х) и при делении всех сд&^Цйй)рга ср, получаем
ри подстановках:
Переходя к представлению dx =
0	2 О ’ М	10000
получим рабочее выра
Ао +	+ А
е для Т.

туры на ка
Пусть п
задачи, а То' - входное значение темпера-
равно х на шаге п - 1.
х = 0,05; х = 1-0,05; То' =293,16 К, тогда:
Ао = 293,16 К; Q =--------------------------=499,443;
0,7 • 10й -е 293 -(1-1-0,05)
10000-0,05-0,8	400-3,89 = 2Д)747,1()_3>
100	7,5-103-100
293,16 + 4 + 2,0747-103-378,16-499,443 ^ 338
1 + 2,0747-1О’3 -499,443	’ ’
С. 499,443
— ----------= 8,324 мин,
60	60
1
Т1
20
при и = 2; Ax = 0,05; х = 2-0,05; 7,; = 338,22 К, имеем Ао = 338,22 К; Ai = 4;
А2 = 2,0747-10’3; Q =---------------------------= 5,4982 ;
0,7-1011-е 338,22-(1-2-0,05)
338,22 + 4 + 2,0747-10'3-378,16-5,4982 „„„
Ту = -------------------------------------------- 342,62;
3	1 + 2,0747-10’3-5,4982
Q 5,4982
т9=—=----------=0,092 мин;
2 60	60
т = г, +т2 = 8,324 + 0,092 = 8,416 мин.
В итоге результаты получаются следующие:
Рисунок 3. Зависимость х — У(т)
Рисунок 4. Зависимость Т — f (х)
Программа для вычисления времени разгона РПД и достигаемой на
этой стадии степени превращения приведены ниже:
program RPD;
uses crt;
const dH=10e3; Kt=400.0; F0=7500; S=3.89; Tk=353.16;
Cp=100.0; k0=0.7ell; Fi=0.8; dx=0.05; Tn=378.16;
21
Var Тх, АО, Al, А2, Cl, х, tau : real;
n : integer;
dev : text;
begin
ClrScr;
x:=0;
tau:=O;
n:=0;
assign(dev, 'reak.out');
rewrite(dev);
A0:=293.16;
Al:=dH*dx*Fi/Cp;
writeln(dev,'Al = ',A1:7:3);
A2:=Kt*S/(F0*Cp);
writeln(dev,'A2 = ',A2:7:3);
repeat
x:=x+dx;
n:=n+l;
Cl:=dx/(k0*exp(-10000/T0)*(l-x));
writeln(dev,'Cl = ',C1);
writeln(dev,'tx =',CI/60);
tau :=tau+C 1/60;
Tx:=(A0+Al+A2*Cl*	2*d);
writeln(dev,'n = ',n,' ','x = >04:2,' «.
A0:=Tx;
until Tx>=Tk;
close (dev); 0
end.
3.2. Реа ые реакторы
^',Tx:7:2,' ','r =',tau);
3.2.1.	Трубчатая конструкция. Модель диффузионная
В общем виде аналитическая форма теплового баланса представляется
выражением
1
а2г ат ан
д? д +	‘Г1 КТ-(ТН Тн) О,
ое. os сР
Рег = °	— критерий Пекле (тепловой), А - эффективная теп-
А
(6)
Ре,
в котором
лопроводность среды.
22
В тех частных случаях, когда не предусматривается внешний теплооб-
мен, Кт = 0, последнее слагаемое исключается из (6), а оставшаяся часть ба-
ланса будет соответствовать адиабатическому тепловому режиму. Решать
уравнение типа (6) рекомендуется по неявной схеме совместно с условием
материального баланса.
3.2.2.	Емкостная аппаратура с мешалками (типа кубовой)
Для емкостных аппаратов с мешалками основным тепловым режимом
является изотермический. Этот признак обычно реализуется при достаточно
интенсивном перемешивании. Но нередки случаи, когда в таких реакторах
объемное перемешивание не является полным. В таких ситуациях отнесение
действующего (или проектируемого) реактора к реально или идеальному
можно осуществить по значению критерия PeD. Обычгё ято считать
конструкцию идеальной, если PeD > 200, но для ра
тую хватает точности, когда Ред > 50. В каче
емкостную конструкцию проточного типа
или в каскаде) с продувкой газом со дер
При составлении теплового
решении необходимо придерживать!
е
о жид
ОРЗ.
гных действии зачас-
лера можно привести
реагенту (одиночную
О
еделяется зависимостью
•г. =0,
дг
ерено
х
3.2.3. Модель с радиальнй
Характерна для катаджцчес
тивной насадки.
Тепловой реЖй
<5р
пТ
ля задай^акого типа и при его
Для (6).
руглой трубе
атов с неподвижным слоем ак-
~ дТ _	. дТ	.
граничные условия на оси: р = 0; — = 0; у стенки: р = 1; — = у • (Тх - Тн).
др	др
Здесь пТ =
г', р - координата по радиусу (безразмерная); 7?0 - радиус
_ Кт • Ro
трубы; у - —-----.
X
Следует заметить, что внешний теплообмен для данной модели через
стенку реализуется как граничное условие у стенки (при р = 1). Если внеш-
ний теплообмен отсутствует, то первое слагаемое в записи теплового баланса
23
превращается в нуль, а модель становится РИВ с адиабатическим тепловым
режимом.
3.3.	Тепловые эффекты сложных реакций
На основе двух типов сложных реакций, последовательной и парал-
лельной (или их комбинации друг с другом), можно рекомендовать следую-
щие схемы вычисления суммарного теплового эффекта.
Последовательная реакция, например
1	2	3
А В С D...
АН1	\п2	л//.
1-х Х-Ф2 Х-Ф3ИТ.Д.
Для последовательной реакции, состоящей из m-элементарных стадий,
тепловой эффект левой стадии (0 будет равнятьс^
т
= ЛЯ,.у(х.фм),
вклад
т
Z+ 1
где z - номер стадии (z = 1, 2, 3,...,
Общий итог по тепловому э
Для примера продемонс
т=3 (т.е. необходимо о
лучении конечног
вклад 1 с
вклад 3 ст
ить
удет с
ся из всех QP:
о
ру ^применимость изложенного. Пусть
^отчество выделяющегося тепла при по-
❖
t • (х-Ф2 + х- Ф3 + х- Ф4) = АЯ1 • х;
АЯ=[АЯ1 + АЯ2(Ф3+Ф4) +АЯ3Ф4]х.
Если ДЯ^ЮОО; Ф3=0,2; АЯ2=1500; Ф4=0,1; АЯ2=2000; х=0,8 полу-
чим: АЯ = (1000 +1500 • 0,3 - 2000 • 0,1) • 0,8 = 1000.
Параллельная реакция
я V/ г Ф;
_ т
hH=YQF:-
Z+1
24
* С
хФ,
ХФ;
1-Х
* D
х Ф
Если взять те же значения АН, Ф и х, как в предыдущем примере, то
при т=3 (для любого конечного продукта):
АН = (AHt • Ф1 + ЛЯ2 • Ф2 + АН3 • Ф3 ) • х = (1000 • 0,7 +1500 • 0,2 - 2000 • 0,1) • 0,8 = 640 .
3.4.	Прикладное значение
Различные формы тепловых балансов используются в
	расчетах реакционной аппаратуры;
	расчетах интегральной селективности;
	определении поверхностей теплообмена; (Су
	определении значений входных и выгодных, температур потоков;
для расчетов балансов сметениятдля вытерения характера распре-
деления температур по зоне реакции; для ^^еделения толщины
изоляции	/Р©
расчетах параметрическо иуувст
телЬ4ости
4. Примеры расчета
аппаратуры
4.1. Итерационн
Пример 4
Рассматри^еТсжреакция типа
Объемный расход потока на входе U=l 0 м3/с. Начальная концентрация
ключевого компонента Со=1 кмоль/м3. Глубина переработки сырья х^=0,4. Теп-
ловой режим - изотермический при 7=100°С.
Из литературных источников взято математическое описание для ско-
рости химического превращения:
и для зависимостей: In А; = 15---, 1пН = 10 -
25
Решение
Из раздела 2 выбираем расчетное выражение
dl =q-----.
Г
В том же источнике информации по rz выясняем диапазон линейных
скоростей для кинетической области для рассматриваемой реакции. Допус-
тим, выбираем со= 1 м/с. Тогда внутренний диаметр конструкции можно рас-
считать по формуле
'4-10 о
------------------------=3,57 м.
3,14-1
Представляем dl=kl, dx=Ax, а ^=со-со, и при вь
переменной х, переходим к количественным оцей&
траций:
А
Cq • (1 - х), Со • (1 - х), Со • х,
После чего можно записать
ш-Ах
A-U
л- co
AZ =
к-С2- (1-х)2-
нои независимой
вующих концен-
е
аг: х=
При выбранном зн
числению длины, котД£>;
достижении лс=0,4.
Делае
Вычисл
м п
ет
=0,1 и 7=100°С приступаем квы-
дываться из шаговых значений AZ при
ре таких AZ будет 4.
аг:
, г\-
In А: = 15 ------------=-1,615; А:=0,199.
273,16 + 100
3730
1п^ = 10------------= 4,288 • 10’3; К= 1,004;
273,16 + 100
r = k-C2- (1-х)2-—-х2 .
1
Таким образом, г. =0,199-12 • (1-0,1 )2-------0,12
1	1,004
= 0,1592,
26
при х = 0,2; К = 1; к = 0,199:
г2=0,19912- (1-0,2)2-——0,22 = 0,119,
1,004
А7 = 1 0’1 = 0,84 м и т.д.
0,1194
В результате всех вычислений получаем
Общая длина реактора 7 = 0,63+0,84 + 1,27 + 2,53= <К27 м.
Производительность по продукту составит
Fo = U • Со • х = 10 • 1 • 0,4 = 4 кмоль/с.
Если бы, например, решили воспользовался фоЬмулами
dx = CQ-dx/r. и 7 =U• т,	.
то выражение шагового объема принимает вид
в котором при Да: = 0,1
численная идентичность
лицу:	<\л<
то вы
с предыдущим примером будет полная
щажбния. В итоге можно составить таб-
Общий объем равняется V = 52,74 м3 при условии D = 3,57 м, 7 = 5,27 м.
Очевидно, что если бы мы воспользовались любой интегральной фор-
мой расчетного уравнения из раздела 2, ничего не могло бы измениться в
итоге; но альтернативно могло бы произойти улучшение точности результа-
тов. Все зависит от метода численного интегрирования.
Можно заметить, что точность решений (из трех наиболее простых и
употребительных методов) возрастает в ряду (слева на право): метод прямо-
угольников - метод трапеций - метод Симпсона. При решении подобных за-
дач можно рекомендовать при х < 0,5 использовать дифференциальные фор-
мулы, а при больших значениях х - интегральное выражение и счет вести по
27
методу трапеций или Симпсона. Непременным условием для практических
вычислений должна быть величина шага по Ах как можно меньше (0,01 и
менее). При таком рекомендательном ограничении без использования ЭВМ
не обойтись. Составление программы вычислений при этом не составляет
труда.
Пример 5
Для условий примера 4 провести расчет габаритных размеров РИВ, ра-
ботающего в адиабатическом тепловом режиме (с наружной тепловой изоля-
цией).
Тепловые характеристики потока:
Срл = су =112,3 кДж/(кмоль-К); сРг = сРг =100 кДж^кмолыК);
сРс — сРз =85 кДж/(кмоль-К); сРр -ср^ =72 кД)к/((е(^^н^);
температура входа	Т = 100°С^ <\\^>
тепловой эффект реакции А77 = 91 эО кДж/км оль.
Обращаясь к разделу 3, тепловойЛЙитанс для РИВ в нашем случае будет
следующим:	Сд
Решение
In к = 15 - 6200 = -0,997; к = 0,3689;
387,57
3730
In/С = 10-------= 0,376; К = 1,456;
387,57
А/=-^^ = 0,338.
0,296
28
х = 0,2.
сР = (1 - 0,2) • (112,3 +100) + 0,2 • (85 + 72) = 201,24;
387,57 • 206,77 9150 - ОД _
-L <	"Г	/ VI «
1	201,24	201,24
In к = 15 - 6200 = -0,3934 Д = 0,675;
402,77
3730
1п7£ = 10 ------= 0,739; К = 2,094;
402,77
г2 =0,675-1- (1-0,2)2
——0,22
2,094
= 0,419;
81
А/= ^^- = 0,239.
0,419
После третьего и четвертого шага в итоге п$лу
X,-
0,1
0,2
0,3
0,4
Общая длина I = AZt + AZ2 + AZ3
Точное решение дает Тх
V= 10,6239 м3Дс = 4,000
По структуре
ров расчет идеал
внешним тепл
387,57
402,7
4
0,
5,8
AZz
0,338
0,239
0,188
0,143
+ 0,188 + 0,143 = 0,898 м.
, I = 1,0624 м, D = 3,5682 м,
/с.
агается включить в эту группу приме-
чатого реактора, работающего в режиме с
' Но такой пример уже приводился в разделе 3.
Пример 6
Рассчитать контактный аппарат с неподвижным слоем катализатора
при адиабатическом тепловом режиме в зоне реакции и прямом теплообмене
между полками для понижения температуры потока подачей холодного газа
исходного состава.
Данные для расчета.
1) реакция типа СО + 2Н2 Д СН3ОН,
со2 + н2 д СО + Н2О.
Справочные сведения о ней
Д)
Д2)
29
0,25
п=К-
10 • Р • Мд(. •
МдСНзон ?
1
-0,5
\0,25
< Мдсо у
, моль/(л-мин);
8503
к, = 1,533-108-е т ;
3971
lg/CPi = 9,218 +------ 7,492-IgT + 0,00177 -Т - 0,311107 -Г2;
к2-\0-Р-(Мдн -Мдсо -Мдно-Мдсо-КР1)
Z	\ rL't	С (Л	е (J Р) /	/z	\
r2 =----------tч ------------------------—, моль/(л-мин);
(0,8-М^ + М^)
16403
к2 = 5,822-10" -е т ;
1gКРг = 1,277 +	0,5194• IgT-1,037• 103 • Т + £±С107 • Г2,
юльная доля;
ер
м;
в которых Р-рабочее давление; Т- температура,
2) фазовое состояние потока - газ;
3)	давление в аппарате - 7,8 МПа;
4)	объемный расход потока на в
5)	требуемая производитель
6)	разрешенный перепа
230°+[280°-(и-1)-10],где
7)	диаметр аппарате^438
8)	температура п
9)	47
СР
10)	сос
ме
хла
дех> 282-103 щ\<7ч;
метан0$&^- не менее 30-103 кг/ч;
ур в зоне реакции (вход - выход) -
одного газа (в Мд): СО = 0,044; СО2 = 0,02; Н2 = 0,82;
инертов - IN = 0П02; СН3ОН = 4,23-10’3; Н2О = 0,77-103.
Решение
Предлагается для много полочного колонного аппарата аппроксимиро-
вать каждую полку РИВ. Поскольку обе реакции протекают одновременно в
одном объеме, справедливо равенство:
de, dc~
—L= —--dx.
Й r2
Условием, определяющим максимальное время контакта на каждой
полке, является ограничение по выходной температуре.
30
Тепловой баланс любой полки
Т'= Т.’ + — • (ЛЯ. • МдГГ) + АЯ2 • МдГГ) ),
л	U	1	СУ	Z-	CV2 ' 1
Ср
где 7Ь - температура потока на входе; Тх- текущая температура в зоне реак-
ции; сР - средняя (по всему объему) молярная теплоемкость потока; ЛЯ -
тепловые эффекты реакций.
В дальнейшем
T=F + 2825 • Мдгп +1296 • Мдгп .
X и	СО	СО 2
Таблица 1
Материальный баланс 1-й полки (в Мд)
Компо- нент	Вход	Текущие значеийй\у\ 		-		LL	Z А X				
		без учета изменения объе- ма		с учетом изменения объема
СО	0,044	0,044 - х + у		, (0,044 - х + y)/Fl
со2	0,02	0,02 -у		(^ -y)/Fl
Н2	0,82	0,82 - 2х -у	«. с	l®2-2x-y)/Fl
СН3ОН	0,00423	0,00423+^\		(0,00423+x)/Fl
Н2О	0,00077	0,0007^4)		(0,00077+y)/Fl
IN	0,111	0,102		0,102/Fl
		S -- 1 • 2 -х	— *	
гдех - убыль СО в ре^		КЦИИ 11 у — VQ	ыль СО2 в реакции 2;	
Для пос	ступеней контакта входные и выходные составляю-
щие баланса пер итываются с учетом разбавления холодным потоком.
Тепловой баланс смешения определяется соотношением
U-FVcP-T^ + UVTncP = (U-F\ + U\ycP-T^,
в котором
Я - объемный расход;
F1 - количество молей в потоке;
U1 - объемный расход поддува;
Тп - температура потока поддува;
Твход ~ необходимая температура на входе в следующую ступень;
Твых ~ температура потока на выходе из предыдущей ступени;
31
U1=U-F1-
ср -теплоемкость.
После несложных преобразований и допущения, что сР v сРо, получаем
(Г -Т )
v вых вход 7
(Т	- Т)
Материальный баланс следующей полки (в Мд):
	перерасчет входных концентраций производится по
объем /-компоненты
Мд,= —R;
общий объем
	общий объем на входе = U+ U1 = 1 + Р1 или Pl = U1/U;
 общее количество /-компонента на входе = U • Мдвых + U1- Мд°.
Например, для СО на входе будем иметь
.	0,044-х-у гхгхлл Р1 Ал
М АУ) = —------+ 0,044---------= А1.
с	о Fl	1 + Р\
Тогда, текущая концентрация для СО
А	1 - х + у
F1
М\
Для СН3ОН, например:
входе х = у
тся как
'сн3он на входе в ступень,
Для определения ОРЗ и
шаговый метод.
Задаемся и
и Ay = 10'4, то
юь
льности по метанолу используем
ания по х и у. Допустим, что Ах = 0,001
определятся как х = х + Ах и у = у + Лу (на
На перво
аге имеем х = 0,001, у = 10'4.
з Ау з
Вычисляем значения-----10 и----10 по следующему алгоритму:
П	Ъ
Тх = 503 + 2835 • 0,001 +1296 • 10’4 « 506 К;
кх = 7,533-108-	=18,96;
к2 = 5,822-10“ •е^г = 1,27-Ю’3;
3971
lg^Pi =9,218 +^--7,492-lg486+0,00177-486-0,311-Ю7 -4862=-1,88;
32
Кр =0,013;
И
2167	,	7	7
1g КР2 = 1,277+ ^-+0,5194-1g 486-1,037-10 -486 + 2,33-10-486 =7,108;
КР =1,28-107;
/2	7	7
г{ = 18,96-
10• 7,8• (0,82-2• 10’3 -10 4)• f °’044'10 +1°
10~3
0,044-10”3+ 10
\0,25
= 3169;
-18,96-----Ц-
О,О1305
— -Ю3 = ——103 = 0,3 1 55 ;
3,169
[(0,82 - 2 • 103 -104) - (0,044 -10’3 +104)
Г2 ”
(0,8-10’4 +0,02-10’4)
х1,27-10“3-10-7,8 = 8,15-10’6;
АУ. ю3 = 10	• 103 =12285.
г2 8,15-10”6
Полученные результаты не у
—-103 = ^-Ю3.
й	Г2
Дальнейшие расчет
ном х = 0,001, постепе
ставленного условйй
2,5-10’8. Эта в
ченное выше Т
ию
еис
аны с тем, что при фиксирован-
зйачение у, добиться выполнения пе-
чение у, удовлетворяющее этому, равно
1 тепл балансе практически не влияет на полу-
ывается на величине времени контакта. Так как полу-
ченное значение У=506 К ниже допустимого, процесс можно продолжить в
пределах данной ступени контактирования. Предварительно вычисляем
ьш
ич
о
рно
1пз алл
Tj =10-----и запоминаем его; увеличиваем значение х еще на один шаг.
ri
х = 0,002. Снова подбирая величину у, добиваемся равенства по време-
ни контакта. Ориентировочно этому соответствует величина у = 10'4. Этим
значениям х и у соответствует Тх =510 К, которая меньше допустимого зна-
D	1 П3 АХ
чения. Вычисляем т2 =10---.
й
33
Расчет продолжается аналогичным образом до достижения Тх =553 К.
При этой температуре определены х = 0,022 и у = 0,38-10'6. По ним рассчи-
тываем состав потока на выходе (см. матбалане 1-й полки).
Подсчитываем время контакта , при этом ОРЗ = СЛт=27,42 м3.
Производительность по продукту (СН3ОН):
545-103-32-0,022 o^on ,
М=------------------- 8789 кг/час, что ниже заданного.
22,4-(1 -0,044)
□ °’022
о десь	— ли •
1 _ 0,044 СНзОН
Для увеличения выработки по СН3ОН нужно продолжить процесс. Для
подачи потока на вторую контактную ступень, необходимо поток охладить
до 513 К, смешав его с холодным свежим потоком. Количество поддува со-
ставит U1 = 545 • 103 • 0,956 • 553 ~ 513 =116314/
513 - 332 /Y
Далее процедура расчета повторяется как
Ниже приводятся результаты р
грамме (см. табл.2).
Количество потока на выходе, н
1-й ступени.
на ЭВМ по прилагаемой про-
:а
ч =
, кг
,22;
0006,14;
-216044,19.
LH
Таблица 2
>-9
Ра счет материального баланса при Ад: = 0,001; Ау = 10
Ступень № 1			
Компоненты	^ход	Выход	Примечания
СО	6,048	0,0279	х = 0,0212; у = 3,01-106
со2	0,03	0,0313	Гвх=483 К; 7ВЫХ = 543 К
Н2	0,82	0,812	Иорз = 24,53 м3
СН3ОН	0,0	0,0221	и = 282-103 нм3/ч
Н2О	0,0	3,1510 6	Ш =0
IN	0,102	0,107	т = 0,313 с
Ступень №2			
Компоненты	Вход	Выход	Примечания
СО	0,033	0,0177	х = 0,016;у = 2,15-10 6
34
co2	0,031	0,032	Гвх=488 К; 7;Ь1Х = 533 К
H2	0,814	0,808	Рорз = 48,28 м3
CH3OH	0,0165	0,0335	и= 377390,87 нм3/ч
H2O	2,35-10'6	4,64-10'6	U1 = 95390,87 нм3/ч
IN	0,105	0,109	т = 0,159 с
Ступень №3			
Компонен- ты	Вход	Выход	Примечания
CO	0,0236	0,0133	х = 0,0106; х = 1,51-10’6
co2	0,0316	0,0323	^=493 К; Твш = 523,05 К
H2	0,810	0,806	КОр3 = 46,65
CH3OH	0,0270	0,0384	и = 468350^^4
H2O	3,75-10’6	5,36-Ю’6	=90>^/ч
IN	0,108	0,110	
Ступень №4			
Компонен- ты	Вход	Выход	^1римеча1^^
CO	0,0177	0,0П^ ))	х ^Q§52; у = 7,63 10’7
co2	0,0320	0.0323»	z	=^R98 К; Т„х = 512,74 К
H2	0,808	0,8b^	= 28,24 м3;
CH3OH	0,0335	7^)391	и= 537536,55 нм3/ч
H2O		))	s О ^9^	U1 =69185,67 нм3/ч
IN	°4w		т = 0,189 с
Про грамма^Мет ано л "
Program Metanol;
Uses CRT;
Label Label 1;
Type massiv = array[L.500] of real;
Const Tp=332; Tin=483; Tk=543; Ro=L4285;
P=78; Gm=30000; C00=0.048; C020=0.03;
H20=0.82; Inr0=0.102 Met0=0.0; H200=0.0;
Var CO, CO2, H2, met, H2O, Inr	: real;
Rlin, R2in, Rlout, R2out, tauO, taul, tau2 : real;
F, U, Ul, Pl, Xt, Yt, Y0, dX, epsilon, Tx : real;
35
i, n
tau, W, T, X, Y
FileName
Dev
: integer;
: massiv;
: String;
: text;
Function KI (Temp : real) : real;
begin
Kl:=7.533E+08*EXP(-8503/Temp);
end;
Function K2(Temp : real) : real;
begin
K2:=5.822E+11 *EXP( -16403/Temp);
end;
emp));
ений}
Function Kpl(Temp : real) : real;
begin
Kpl:=EXP(4.003+1724.6/Temp-1.4131*Ln(Temp)+0.0007687*Temp<>.35
end;
Function Kp2(Temp : real) : real;
begin
Kp2:=EXP(0.5529+941.1/Temp+0.098*Ln(Temp>QeQ604>94*Temp+l.Q
end;
begin
ClrScr;
{Подготовка файла вывода}
Writeln('Введите имя
Readln(FileName);
Assign(Dev, FileNai^)^
ReWrite(Dev);
{Задание исхо
Xt:=0.0;
Yt:=0.0;
Y0:=0.0;
dX:=0.0001;
n:=0;
epsilon:=0.00001;
CO:=COO;
CO2:=CO20;
H2:=H20;
Inr:=InrO;
U:=282000;
Tx:=Tin;
{Вычисление параметров реакции на входе в полку п}
36
repeat
i:=0;
n:=n+l
F:=l-2*Xt
U1 :=U*F*(Tx-Tin)/(Tin-Tp)
P1:=U1/U;
{Номер полки};
{Подсчет количества молей};
{Подсчет количества поддува};
{Расчет мольного содержания компонентов реакционной массы}
СО2:=((СО2-Yt)/F+P 1 *СО20)/( 1+Р1);
СО:=((CO-Xt+Yt)/F+P 1 *СОО)/( 1+Р1);
Н2:=((Н2- 2 *Xt-Yt)/F+P 1 *Н20)/( 1+Р1);
Inr:=(Inr/F+P 1 *InrO)/( 1+Р1);
Н2О:=((Н2О+Yt)/F+P 1 *Н2О0)/( 1+Р1);
Met:=((Met+Xt)/F+P 1 *MetO)/( 1+Р1);
U:=U+U1
If п<>1 Then
Begin
Rlin:=Kl(Tin)*(P*H2*exp(0.25*Ln(CO/Met))-exp(0.25*Ln(M
R2in:=K2(Tin)*P*(CO2*H2-CO*H2O/Kp2(Tin))/(0.8*H2Qj-C
end;
{Расчет объемной скорости};
{Если полка не первая}
{Расчет скорости процесса на входе в по
Xt:=Xt+dX;
Yt:=Yt+dX;
F:=l-2*Xt;
*Ln(Kpl(Tin))));
{Вычисление параметров реакции в слое dx }
repeat
Label 1:
{Вычисление текущей темпера
Tx:=Tin+2835*Xt+l
слое
де из слоя dx}
2-2*Xt-Ytrexp(0.25*Ln((CO-Xt+Yt)/(Met+Xt)))-
-XtH=Yt)))/exp(0.5*Ln(Kpl(Tx))));
*P*((CO2-Yt)*(H2-2*Xt-Yt)-(CO-
Xt+Yt)*(H20+Yt)/Kp2(Tx))/(0.8*(H20+Yt)+(C02-Yt));
IF n = 1 THEN	{Если полка первая}
begin
taul:=60*1000*dX/Rlout;
tau2:=60*1000*AB S(Yt-Y0)/R2out;
end
ELSE
begin
taul:=60*1000*dX/((Rlin+Rlout)/2);
tau2:= 60*1000*ABS(Yt-Y0)/((R2in+R2out)/2);
end;
{Вычисление скорое
Rlout:
exp(0.25*Ln((Met+Xt)
R2out:=K2(
{Если полка не первая}
{Подбор значения шага no Y}
37
IF ABS(taul - tau2) > epsilon THEN
begin
IF taul>tau2 THEN
begin
Yt:=Yt+Yt/10;
GOTO Labell;
end;
IF taul<tau2 THEN
begin
Yt:=Yt-Yt/10;
GOTO Labell;
end;
end;
tauO:=tauO+taul; {Время контакта}
tau[i]:=tauO;
W[i]:=U*tau0/3600; { Объем катализатора}
X[i]:=Xt;
Y[i]:=Yt;
T[i]:=Tx;
Y0:=Yt;
1-й реакции)}
нм куб =',U*tau[i]/3600:6:2);
’,Тх:5:2);
ВЫХОД');
',Tin,'
. куб/ч =',U:10:2);
=',U1:1O:2);
= ',tau[i]:5:3);
{текущая конверсия CO (выход мет
{текущая конверсия СО2(выхо^во^
{температура в слое}
{Проверка первого условия}
until Тх >= (Tk - (п - 1) * 10);
Writeln(Dev);
Writeln(Dev,'Номер ступени ',п);
Writeln(Dev,'Количество шаго
Writeln(Dev);
Writeln(Dev,'Konn4ecTBO
Writeln(Dev,'Konn4ecTBO поддув
Writeln(Dev,'время конр/ак
Writeln(Dev);
Writeln(Dev,'P^
Writeln(Dev,
Writeln(
Writeln(D£	ВХОД
Writeln(Dev,' пера тура
Writeln(Dev,'CocTaB потока
Writeln(Dev,'
Writeln(Dev,'
Writeln(Dev,'
Writeln(Dev,'
Writeln(Dev,'
Writeln(Dev,'
Writeln(Dev);
У =>
:9,'Т =',Тх:5:2,'V,
СО
С02
Н2
Н20
метанол
инерты
',СО:7:6,'
',СО2:7:6,'
',Н2:7:6,'
',Н2О:7:6,'
',Met:7:6,'
',Inr:7:6,'
’,(CO-Xt+Yt)/F:7:6);
’,(CO2-Yt)/F:7:6);
’,(H2-2*Xt-Yt)/F:7:6);
’,(H2O+Yt)/F:7:6);
’,(Met+Xt)/F:7:6);
’,Inr/F:7:6);
{Проверка второго условия}
until (U * (Met + Xt) * Ro / F) >= Gm;
Writeln(Dev,'Количество потока на выходе, нм. куб/ч
Writeln(Dev,'npoH3BOflHTenBHOCTB по метанолу, кг/ч
=',U+U1:1O:2);
=',U*(Met+Xt)*Ro/F:10:2);
38
Writeln(Dev,'Мощность реактора по метанолу, т/год
Close(Dev);
- ,U*(Met+Xt)*Ro/F*7.2:10:2);
end.
Вариант программы с оптимизацией шага по у методом золотого сечения
Program Metanol;
Uses CRT;
Label quit, pos2, posl;
Type PMassiv= Amassiv;
massiv = array[1..400, 1..5] of real;
Const Tp=332; Tn=483; Tk=543; Ro=1.4285; P=78; Gm=30000;
C00=0.048; C020=0.03; H20=0.82; Inr0=0.102; Met0=0.0; №00=0.0;
Var
CO, CO2, H2, met, H2O, Inr, xG, Fg
i, tl, t2, xO, xl, x2, x3, F0, Fl, F2, F3
Rlin, R2in, Rlout, R2out, tauO, taul, tau2, Tx
F, U, Ul, Pl, Xt, Yt, Y0, dX, epsilon, Tin, Tout
i, n, cicle
tau, W, T, X, Y
FileName
Dev
: real;
:real;
: real;
: real;
: mas
: string:
xt;
Function KI (Temp : real) : real;
begin
KI :=7.533E+08*EXP(-8503/Temp);
end;
Function K2(Temp : real) : real;
begin
K2:=5.822E+11 *EXP(-16403
end;
Function Kpl(Temp :
begin
Kpl:=EXP(4.003+1724.	emp-1.4131*Ln(Temp)+0.0007687*Temp-1.35E-08*Sqr(Temp));
end;
Function Kp2(Temp : real): real;
begin
Kp2:=EXP(0.5529+941. l/Temp+0.098*Ln(Temp)-0.0004504*Temp+1.012E-07*Sqr(Temp));
end;
Procedure Fx (var FGold:real; var xGold:real);
begin
Yt:=XGold;
{Вычисление текущей температуры в слое dx}
Tx:=Tin+2835*Xt+1296*Yt;
39
{Вычисление скорости реакции на выходе из слоя dx}
Rlout:=Kl(Tx)*(P*(H2-2*Xt-Yt)*exp(0.25*Ln((CG-Xt+Yt)/(Met+Xt)))-exp(0.25*Ln((Met+Xt)/(CO-
Xt+Yt)))/exp(0.5*Ln(Kpl(Tx))));
R2out:=K2(Tx)*P*((CO2-Yt)*(H2-2*Xt-Yt)-(CO-Xt+Yt)*(H2O+Yt)/Kp2(Tx))/(0.8*(H2O+Yt)+(CO2-Yt));
{Вычисление времени контакта в слое dx}
IF n = 1 THEN
begin
taul:=60*1000*dX/Rlout;
FGold := R2out * taul / (60*1000) + Y0 - Yt;
tau2:=60*1000*ABS(Yt-Y0)/R2out;
end
ELSE
begin
taul:=60*1000*dX/((Rlin+Rlout)/2);
FGold := (R2in + R2out) / 2 * taul /(60 * 1000) + Y0 - Yt;
tau2:=60*1000*ABS(Yt-Y0)/((R2in+R2out)/2);
end;
end;
ни
Procedure GoldZero (A, B, E:real; var x,F:real);
{"Метод золотого сечения". Процедура (Уд
решение уравнения F(x)^
возможного варвир
Е - относителв
что (Х2-Х1)<=Е^И-А)
в котором лежит
А,В - интервал
верхний предел;
вала А -В) так,
begin
tl:=0.3819660113;
t2:=l - tl;
xO:=A;
xl:=A + tl*(B - A);
x2:=A + t2*(B - A);
x3:=B;
Fx(FO,xO);
Fx(Fl,xl);
Fx(F2,x2);
Fx(F3,x3);
i:=x3 - xl;
роизводидр^ХЬюк интервала [XI,X2],
в процедуре Fx.
- нижний предел; В -
йслений (относителвно интер-
cicle:=0;
While (i>E*(B-A)) do
begin
cicle:=cicle+l;
if ((F0 < 0) and (F3 < 0)) or ((F0 > 0) and (F3 > 0)) then
begin
if cicle>7 then
begin
writeln(’H Вас предупреждала уже семв раз’);
writeln( ’ Сейчас я говорю: "Это уравнение не имеет решений"’);
40
writeln( ’ Останавливаю бесполезную работу машины’);
writeln( ’ Нажмите клавишу ’’Enter’’’);
exit;
end;
writeln(’Ha интервале ’, xO,' - хЗ);
writeln( ’ уравнение F(x)=0 имеет несколвко решений’);
goto pos2;
end;{end if}
if FO < 0 then
if F2 < 0 then goto post else goto pos2
else if F2 > 0 then goto post;
pos2:
i:= x2 - xO;
x3:= x2;
x2:= xl;
xl:= xO + tl * i;
F3:=F2;
F2:=F1;
Fx(Fl,xl);
goto quit;
post:
i:= x3 - xl;
x0:= xl;
xl := x2;
x2:= xO + t2 * i;
FO:=F1;
F1:=F2;
Fx(F2,x2);
quit:
end; {end while}
x:=xl;
F:=F1;
end; {end GoldZero}
Procedure Evaluate;
Label Label 1;
begin
repeat
i:=i+l;
Xt:=Xt+dX;
Yt:=Yt+dX;
F:=l-2*Xt;
Label 1:
{Вычисление текущей температуры в слое dx}
Tx:=Tin+2835*Xt+1296*Yt;
{Вычисление скорости реакции на выходе из слоя dx}
41
Rlout:=Kl(Tx)*(P*(H2-2*Xt-Yt)*exp(0.25*Ln((CG-Xt+Yt)/(Met+Xt)))-exp(0.25*Ln((Met+Xt)/(CO-
Xt+Yt)))/exp(0.5*Ln(Kpl(Tx))));
R2out:=K2(Tx)*P*((CO2-Yt)*(H2-2*Xt-Yt)-(CO-Xt+Yt)*(H2O+Yt)/Kp2(Tx))/(0.8*(H2O+Yt)+(CO2-Yt));
IF n = 1 THEN
begin
taul:=60*1000*dX/Rlout;
tau2:=60*1000*ABS(Yt-Y0)/R2out;
end
ELSE
begin
taul:=60*1 000 *dX/((Rlin+Rlout)/2);
tau2:=60*1000*ABS(Yt-Y0)/((R2in+R2out)/2);
end;
IF ABS(taul-tau2)>epsilon THEN GoldZero(0, Xt, 0.000001, xG, Fg);
tau0:=tau0+taul;	{Время контакта}
tau[i,n]:=tauO;
W[i,n]:=U*tau0/3600; {Объем катализатора}	/\\\
X[i,n]:=Xt;	{текущая конверсия СО (выход мет^оД=£ в 1-й реакции) }
Y[i,n]:=Yt;	{ текущая конверсия СО2 (выходувод^ во 2-Й реакции) }
T[i,n]:=Tx;	{ температура в слое dx}
Y0 :=Yt;
if (U*(Met+Xt)*Ro/F)>=Gm then Exit;	Z>	N>
{Проверка первого условия}
until Tx>=Tout;
m X
[Подготовка файла виволМ^^^^^
WritelnfВведите имя файла выво^&Х'
Readln(FileName)5^v
Assign(Dev, FilcNamt);
ReWrite(Dev);^^**
{Задание исходных значений}
epsilon:=0.000001;
dX:=0.0001;
Xt:=O.O;
Yt:=O.O;
n:=0;
CG:=CG0;
CG2:=CG20;
H2:=H20;
Inr:=Inr0;
U:=282000.0;
Tx:=Tn;
42
{Вычисление параметров реакции на входе в полку п}
repeat
n:=n+l;
{if n=l then Tin:=TinO else Tin:=TinO+exp(l/(n-l)*ln(5*n));
if n=l then Tout:=ToutO else Tout:=ToutO-exp(l/(n-l)*ln(2*n));}
Tin:=Tn+(n-l)*5;
Tout:=Tk-(n-l)*10;
i:=0;
F:=l-2*Xt;
U:=U*F;
U1 :=U*(Tx-Tin)/(Tin-Tp);
P1:=U1/U;
CO2:=((CO2-Yt)/F+P 1 *CO20)/( 1+P1);
CO:=((CO-Xt+Yt)/F+Pl*COO)/(l+Pl);
H2:=((H2- 2 *Xt- Yt)/F+P 1 *H20)/( 1+P1);
Inr:=(Inr/F+P 1 *InrO)/( 1+P1);
H2O:=((H2O+Yt)/F+P 1 *H2O0)/( 1+P1);	/Ллч
Met:=((Met+Xt)/F+Pl *MetO)/(l+Pl);	О (C/V?
U:=U+U1; />
begin
Rlin:=Kl(Tin)*(P*H2*exp(0.25*Ln(CO/Met))-exp(0.25*k^(Met/COB^xp(0.5*Ln(Kpl(Tin))));
R2in:=K2(Tin)*P*(CO2*H2-CO*H2O/Kp2(Tin))/(0.8^g>^O2);
end;	(Sy
xt:=0 °;
Yt:=0.0;	Z^\X\ )) (O^V
yo-o.o;	<x~5) xz
tau0:=0.0;
Evaluate;
Writeln(Dev);
Writeln(Dev,'Номер ctv^mX^jw
Writeln(Dev,’Koni/^e^^o^aroB ',ij;
Writeln(Dev);
WritelniDev^Qjn^e^T^D потока^на входе, нм.куб/ч	=',U:10:2);
Writeln(Dev,кЪ^пч^татво поддува, нм.куб/ч	=',U1:1O:2);
Writeln(Dev ,'времч контакта, с	= ',tau[i]:5:3);
Writeln(Dev);
Writeln(Dev,'P а счетные значения :');
Writeln(Dev,'x =',Xt:10:9,' у =',Yt:10:9,' Т =',Тх:5:2,'V, нм. куб =',U*tau[i]/3600:6:2);
Writeln(Dev);
Writeln(Dev,'	ВХОД	ВЫХОД');
Writeln(Dev,'TeMnepaTypa	',Tin:5:2,'	',Тх:5:2);
Writeln(Dev,'CocTaB потока (т.д.)');
Writeln(Dev,'
Writeln(Dev,'
Writeln(Dev,'
Writeln(Dev,'
Writeln(Dev,'
Writeln(Dev,'
CO
CO2
H2
H2O
метанол
инерты
',CO:7:6,'
',CO2:7:6,'
',H2:7:6,'
',H2O:7:6,'
',Met:7:6,'
',Inr:7:6,'
’,(CO-Xt+Yt)/F:7:6);
’,(CO2-Yt)/F:7:6);
’,(H2-2*Xt-Yt)/F:7:6);
’,(H2O+Yt)/F:7:6);
’,(Met+Xt)/F:7:6);
’,Inr/F:7:6);
43
Writeln(Dev);
{Проверка второго условия}
until (U * (Met + Xt) * Ro / F) >= Gm;
Writeln(Dev, ’ Количество потока на выходе, нм. куб/ч = ’ ,U+U1:1O:2);
Writeln(Dev, ’ Производителвноств по метанолу, кг/ч = ’ ,U*(Met+Xt)*Ro/F:10:2);
Writeln(Dev, ’ Мощность реактора по метанолу, т/год = ’ ,U*(Met+Xt)*Ro/F*7.2:10:2);
Close(Dev);
В заключение необходимо подчеркнуть комплексность решений в при-
мере. Расчет материальных балансов, тепловых балансов, объемов зон кон-
тактирования и производительности аппарата производится во взаимосвя-
занном расчете, без жестко фиксированных технологических параметров:
температур входа - выхода, количества зон конга]
щия, конверсии
ключевых реагентов, нагрузки по сырью.	(Су
Пример 7
Для реакции второго порядка с кш^тическж! эдэавнением
г. = к  С2 (кмоль/м3-ч),	(Нг
проводимой в каскаде РИС (с р;
определить число ступеней ко]
равен 1 м3, тепловой режиму
Со = 55 кмоль/м3; концентрация
эг^реакторами), необходимо
>если задано: объем реактора
из каскада СК
0,5 кмоль/м3.
Решение
Матери;
u-cfi
ада определяется системок:
и С . = и С + V-k-C2.
^7-1	П	П
где индексы 1, 2,... п - обозначают порядковый номер реактора от входа.
Чтобы не иметь дела с квадратными уравнениями при вычислениях,
предлагается расчет начать с конца. Тогда в U-Cn_X=U -Сп + V-k-C2 будет
одна неизвестная величина С„.7 - концентрация питания на входе в послед-
нюю ступень контактирования: СпЛ =
1-5-0 52
ь Сп =-----— + 0,5 = 0,625.
10
44
Для второго реактора (считая с конца)
п-2
С„ 2 = V'k'c"-' + С„, = 1,5,0,6252 + 0,625 = 0,820
U	10
и т.д. до достижения концентрации на входе С. «55 кмоль/м3.
После этого остается подсчитать число выполненных действий, что
соответствует ответу на вопрос задания.
Для нашего примера изменение концентрации по ступеням получи-
лось:
Номер реакто-
ра (с конца)
2	3	4	5
Концентрация
на входе
Концентрация
на выходе
Таким образом, получилось 7 реакторо
0,625
0,5
0,82
1,158
1,826
3,49\х 9,59
55,6
0,625
3,49
9,59
0,82
1,158
м3 каждый.
ак
о
Пример 8
Если рассматриваемая зависи
rt=k-Cl
а все остальное осталось преж
темы (с конца или с начала^ без
нию:
ли
е 7, то преобразование сис-
приводит к однозначному реше-
в котором т =
- число реакторов в каскаде.
In—-
In55
0,5	=11,6.
В окончательном виде это будет п -
1п(1 + Ът) 1п(1 + 5-0,1)
При округлении до 12 реакторов можно ожидать, что выходная кон-
центрация сырья из каскада будет ниже, чем задано по условию.
Простота выражений для расчета в данном примере является специфи-
ческой для реакций первого порядка и только.
Пример 9
45
Рассматривается каскад РИС. Постановка задачи сводится к определе-
нию объема единичного реактора при известном количестве их в каскаде.
Пусть это число равно 12. Если взять условия примера 8 по типу реакции и
тем же значениям U, Со, Ск, к, то можно воспользоваться зависимостью:
из чего следует, что т = -----= 0,1. Тогда V = U -т = 10-0,1 =1 м3.
Пример 10
Для реакции, протекающей в РПД необходимо рассчитать время про-
ведения процесса в условиях изотермического режимаТц^сле периода разо-
грева до Г = 75°С.
Исходные данные: начальная конверс
х=0,8; г = к- Со -(1-х), моль/м3-с; к- 0,7^1
Решение
онечная конверсия
симостью
Предлагается воспользоваться р^\ё
или конкретно для да
Хотя дан
1 -
к • Со • (1 - х) к ’ 1 - х
р яется табличным, все же предлагается опре-
деление про	ленным методом (методом трапеций).
Выбирае аг варьирования по х. Допустим Ах = 0,1. Присваиваем
_	Ах т Ах „
символу 1 значение ---: 1 =---. Тогда численному значению интеграла в
1-х	1-х
пределах по х=0,3-Ю,8 будет соответствовать площади фигуры на графике
(рис.5) -(1-2-3-4-5-6- х=0,8 - х=0,3 - 7). Аналитический расчет величи-
ны этой площади сводится к определению отдельных составляющих Si, Si, ...
S$ с последующим их суммированием.
Каждая составляющая S, будет представляться площадью трапеции с
основаниями 1п и In+i и высотой Ах (участок кривой на шаге Ах заменяется
46
Рис. 5. График зависимости —отх
1-х
+i). В итоге
2
/4 = 2,50
/5 = 3,33
16 = 5,00
х = 0,6
х = 0,7
х = 0,8
1,66 + 2,0,0Д=0Д83
0,3=0,4;
^^•0,1 = 0,154.
2
прямой линией, соединяющей значения ординар
s -Ах/2.
Вычисляем/1 прих = 0,3;
/.= — =—— = 1,428.
1	1-х 1-0,3
Делаем первый шаг: п = 1; х
1 1
= 1,66
2	1-х 1-0,4
Делаем второй шаг:
ц 1
1-х
Результаты 6
п = 3
п = 4
п = 5
Xs, =1,319,
5*3 = 0,275
5*4 = 0,291
5*5 = 0,416
к = 0,7- Ю10 -е’273 + 75 =2,4-10'3,
т =-----—г-1,319 = 0,54-103=540 с или 9 мин.
2,4-10'3
Примечание: расчет стадии подогреваем, в разделе 1.3.
47
4.2. Графоаналитические методы
Суть этих методов отражает содержание аналитических методов рас-
чета. Разница заключена в технике решений задач.
Все графоаналитические методы ориентированы на определение вре-
1
мени контакта т, по смыслу идентичному т = — • АС .
г
Для практического определения т необходимо построить на листе бу-
маги график в одном из вариантов по аргументу
Построение проводится на основании известной зависимости
г — f(C,T} (см. рис. 6.).
Возьмем для примера выражение
г - к-С0-(\ - х).
Допустим, Т = 100; к = 10; Со = 1; хК =
Произвольно разобьем заданный инт
пустим на 4. Тогда каждое изменение Ахх= 0
на ряд значении, до-
С (либо х)
Рис. 6. Зависимость — = /[С(х)] (планшет)
Построение начинается с определения величины 1/г в точке 0: х = 0;
Со=1; г0 = 10 • 1 • (1 - 0) = 10; -=0,1.
го
На графике откладываем при Со = 1 отрезок по ординате, равный 0,1.
Далее при х = 0,2; с\ = 0,8; ту = 8; 1/ri = 0,125. Откладываем на оси концен-
траций значение Ci = 0,8 (или 0,2 на оси по х). Из этой точки восстанавлива-
ем ординату 1/ri = 0,125. Получаем точку 1. Далее действия повторяются
аналогично для каждого последующего шага лох В итоге имеем
48
X	0	0,2	0,4	0,6	0,8
С	1	0,8	0,6	0,4	0,2
г	10	8	6	4	2
1/г	0,1	0,125	0,166	0,25	0,5
точки	0	1	2	3	4
Соединением точек 0 4- 4 плавной линией заканчиваем подготовитель-
ный этап работы - создание планшета — = f (С).
г
Определение времени контакта для различных идеальных моделей сво-
дится к вычислению площадей, ограниченных контуром по точкам:
1) для одиночного РИС - (Со - сп - п - N - Со).
Это соответствует площади прямоугольника с обоз^^енными верши-
нами, т.к. произведение основания Со -Сп - \С на высоту А - Со = — опре-
де ляет т;
2) для РИВ и РПД - (Со - Сп - п - 3/>2
площади фигуры под кривой п - 3 - 2 - 1 - 0:
3) для каскада РИС одиозна^
время пребывания потока в каск
ставляющих, которые могут бьх|ъ
На практике наиболее час
дельных реакторов в кас^^Т^рс
равенству времен ко
быть:
а) опредОйЛдн^
пеней контактирован
К = К = V •
' 1	' 2	••• ' п.
что соответствует
:а
ня
да да'
агается/я^отдельных временных со-
>ре
ждется условие равенства ОРЗ от-
Циничного времени контакта при заданном числе сту-
и условии
б) при известном времени контакта в каждом реакторе и условии
Ci = Рг = ... Vn определяется число реакторных единиц в каскаде;
в) специальные задания.
Поясним это примером.
Пример 11
Для проведения реакции, кинетическое уравнение которой представля-
ется как г = к • Со • (1 - х), необходимо определить время контакта в каждом
реакторе, если число их в каскаде равняется 3. Считать V\ = К2 = Г3. Темпе-
49
ратурный режим задан как изотермический. Дополнительно дано: Со = 1;
к = 10; конечная степень превращения х = 0,9.
Для ответа на вопрос необходимо иметь планшет г - f (я).
Допустим, что таковой построен по вышеприведенной методике и
представляется в виде рис. 7. Дальнейшие действия определяются следую-
щими соображениями. Необходимо выдержать условие —L= —-= —- (что
й Г2 Г3
соответствует т1=т2 = т3). По зависимости r=f(x) из начальной точки с
х = 0 проводим формализованную рабочую линию, соединяющую предпола-
гаемые значения х на входе и значения г при х. Допустим, взяли наугад для
первого реактора Ах = Axi и отложили эту величину н<\планшете. По этому
значению восстановлением перпендикуляра из точки Нюткресечения в точ-
ке А с кривой г = /(х) определяем предполагаемо^ тые г, реализуемое в
первом реакторе. Рабочая линия на нашем	ет 0 - А и ее наклон
определяет угол а,; с учетом высказанного д нашего условия равенство
0,9
Дх,-
Рис. 7. Планшет г = f (х) для примера 11
F
сс3
всех — должно переходить в равенство Ctga[ = Ctga'2 = Ctga'3 с точным
г
прохождением последней наклонной через точку F, отвечающую за конеч-
ную х.
Схема дальнейших действий связана с проведением из точки 1 под уг-
лом а2 линии 1 - В; затем из точки 2 проводим линию под тем же наклоном
до пересечения в точке С, и на этом построение должно было бы закончить-
50
ся. Однако пересечение в точке С не отвечает конечной конверсии. Чтобы
достичь этого, необходимо поменять угол на меньшее значение и повто-
рять построение до тех пор, пока все три “ступеньки” не закончатся в точке F
(на графике граф 0-C-3-D-4-F - 0,9).
Искомое время контакта будет равняться отношению отрезков Ах к г,
измеренных по графику в численном масштабе, для любой ступени контакта.
„	(0-3)	(3-4) (4-0,9) п
Например, т = ------------Для определения ОРЗ надо наи-
(3-С) (4-D) (0,9-F)
денное время умножить на U.
Пример 12
В каскаде РИСНД протекает реакция 2А<=> В+ С.
питания равен Ко = 10 м3/ч. Начальная концентратов
С^=1,5 кмоль/м3. Константа скорости
к = 10 м3/(кмоль-ч), константа равновесия К
продуктов должен составить 80% от равн
еа
,0УНе обходимый выход
ъемныи расход
А составляет
реакции равна
Решение
Обозначим через хР
есного.
ть,
Требуется определить объем
вающий заданную производитель
если объем каждого из них рав^
ннои здай8ь’РИСНД, обеспечи-
ю аппаратов в каскаде,
ма
Тогда будем имет^О
еснорС^пичество продукта реакции (В и Q.
❖
= 16, откуда хР =0,667. Конечная сте-
пень превращ	а х = 0,8-0,667 =0,533, а конечная концентрация ве-
щества А равна сА =1,5-2-0,533=0,434. Уравнение скорости реакции для
этого случая равно:
de ( С -С }	\	х2'
^=к- С2-^-^ =10 (1,5-2-х)2- —
dr I, КР )	|_	16
Для одной ступени будем иметь:
гл=10- (1,5-2-0,533)2
0,5332
16
= 1,70.
51
Рис. 8. Графический расчет единичного РИСНД (а) и каскада РИС (б)
а получаем, что
_	Ч-Ч 1,5-0,434
В то же время г. - —2------------
А VP/V0 Гр/10
VP = 6,27 м3. Значение скорости реакции,	увующее вычисленному
САк, для единичного РИСНД можно опрзделитЬ^рафически, что иллюстри-
рует рис. 8,а.
Если объем реактора в кас
ного РИСНД тогда зн
_l._4._42_._i5 9
т Vp 0,627
Ч и
РИС при тех же
Таким об
объемом Vi
мом VP = 0,62
или
кор
ис. 8,6
ть 1/10 объема единич-
реакции соответствует
;ан графический расчет каскада
ения САк необходим единичный РИСНД
кад РИС из четырех реакторов, каждый объе-

Пример 13
Определяется задача: перевести периодическое производство на не-
прерывное. При этом, на участке синтеза использовать старое оборудование:
реактора с объемом 2 м3.
Жидкофазная реакция первого порядка типа А—должна проте-
кать при постоянной температуре с начальной Со = 10 кмоль/м3; производст-
венная мощность проектируемой линии =10 кмоль/мин.
Требуется определить, сколько реакторов с V=2 м3 необходимо со-
единить в каскад, чтобы достичь конверсии х = 0,8.
52
В данном случае время контакта в каждом реакторе известно из:
,,	10 1 3/ V 2 э
U = —— = — = 1 м /мин; т = — = — = 2 мин.
с0 10	и	1
По уравнению скорости химической реакции г -к -Со  (1 -х), где
к = 0,25 мин’1, оформляем планшет в виде рис. 9. Т.к. т = 2 мин и в то же
г
2,5
2,0 “
1,5 “
1,0
0,5 “
нее прямую до пересечения в точке А с
ести
0	0,1 0,2 0,3 0,4
Рис. 9. Планшет г —
х
время оно равно Со-—, то дл
г
. ю °’2
может быть 10----
-2
X
0,6 0.	0,8 Хк
для пригара 12
Ъ масштаба эта пропорция
/- х-
любые 10- — = 2, что определяет
Л
. Если определить угол а отношением
в них, <
10-0,2
1
зависимостью г ='S£>(x), то получим значение скорости «1,7 в первом реакто-
ре каскада с конверсией на выходе из него «0,34 (точка 1). Из точки 1 с тем
же наклоном проводим прямую до пересечения в точке В с координатой по х
в точке 2. Подобные действия продолжаются до достижения (или превыше-
ния) значения х = 0,8. В результате получается четыре таких построений, что
соответствует четырем реакторам в каскаде с выходным значением х = 0,84.
Пример 14
Для жидкофазной реакции A + Y ~^>D, ранее проводимой при T=const
в 10 РПД с VP = 1 м3 и =10 ; р = 2; хк = 0,9; к = 100, возникла необходи-
53
мость организовать непрерывно действующее производство в каскаде РИС,
используя для этого те же реакторы и те же входные, выходные и темпера-
турные условия. Для этого необходимо рассчитать количество ступеней кон-
тактирования для достижения той же производственной мощности произ-
водства по продукту D («57000 кмоль/час).
Решение
Т.к. производительность каскада не может быть точно указана заранее,
то в данном варианте необходимо ориентироваться на примерную величину
(или определить ее в процессе расчета).
В такой постановке каждому числу реакторов в каскаде будет соответ-
актора и хвх = хк +V-к-С0- (1 -	принятом U и п = 1 счи-
)) ЯМ
тая с конца каскада.	\\ хч/У Лмг
Г»	вх ХХ.//	zr
Определяется хп , значение котор drapfe обходимо контролировать.
Если хк > хвх > О/^зхпроизвой^^я запоминание этого значения, при-
вх	)j К
своение хк = хп	аналогичные вычисления до тех
вх
пор, пока хп < 0
При ххА^ЭЗфменяется значение U и весь расчет повторяется снова с
Если хвх « 0 (с заданной точностью) - решение найдено при соответ-
ствующем п.
В качестве рекомендации можно посоветовать проводить вычисления
на ЭВМ. Примерную программу расчета можно рекомендовать в следующем
виде:
Программа "Каскад"
10 DIM Х(50)
20 DATA 10, 100, 2, 0.9, 1, 1
30 READ СО, К, В,Х(1), N, V
54
40 INPUT "Введите предполагаемое значение U (м /ч) ”, U
50 X(N+1) = X(N) - (V * К * СО * (1 - X(N)) * (В - X(N))) / U
60 PRINT "7V="; N, "Х(вход) =";X(N+1)
70 IF X(N+1) < 0 GO TO 100
80 IF X(N+1) = 0 GO TO 120
80 N = N + 1
90 GO TO 50
100 N = 1
110 GO TO 40
120 PRINT "Расчет закончен N="; N, "Производительность no D";U;C0;X(l)
130 END
Примечание: в строке 70 можно вставить другое условие, например по
точности.
Для данного примера получаются следующие резул^аты (табл. 3).
Таблица 3
Число реакто- ров	Распределение х по реакторам	Значение ^Ч^ч)	Значение F=U -с0 ‘хк
1	х(1=0. ха=0,9	Л?		1089
2	ло=О,х1=О,7,х)е=О,9^\^'	'555	4995
3	х0=0; Xi =0,57; х2=0?^^х=0Д	1070	9630
4	х0=0; х1 =0,48; х2=0,71;^3=2^|^<=О,9	1620	14580
5	х0=0; Xi=0^^3^2=0^a х3=0,77; Л|=0.8ДО\^^^Х^	2170	19530
6		2685	24165
7	Хо=Ь^^р=д,328; х2=0,534; х3=0,667; Л4=0,75Ух5=0,82; Х6=0,86б; л<=0,9	3320	29880
10	-	5070	45630
11	-	5571	50139
12	-	6090	54770
13	-	6555	59000
В итоге получается, что 10 последовательно соединенных РИС в кас-
каде уступают по FD десяти отдельным РПД.
Для достижения принятой производительности 57000 кмоль/ч необхо-
димо иметь в каскаде 13 РИС. Прямое определение
55
U = FD/(CQ -хк) = 6333 м3/ч не вписывается в решение по условию сходимо-
сти: равенство всех объемов РИС V = 1; хк = 0,9 и х0 = 0.
Пример 15
Для реакции А—!—>В—>С—>D, проводимой в РИС, требуется
определить размер ОРЗ для достижения выхода продукта D, равного не ме-
нее 99,5% от количества загружаемого А.
Исходные данные: UA = 1 м3/ч; к\ = 100; кг = 1; к3 = 0,01.
Решение
Vm=U-T.
ИЛИ
Т4 — Ti “h Т2 —
х
т ------------
к} • (1 - х)
З.Выч
х-ф
Т = Т + Т+ Т =-----±
к3-Х^
Результаты решения пр
Выход по продукту D
VOP3 = U-K = \‘ 83886/36
Алгоритм реше
1. Назначав
2. Вычис
К-
Фв =1/(1 + к2 -х/1\); г2 -к2 • (1-х).
4.Вычисляется Ф, = (г. /г,)/(1+ к, • x/г.); г, = L • (1 -х).
5.	Вычисляется Ф=1-Ф„ - Ф, .
6.	т = х/^; т\ - х- Фв /гх; т2 = х - Фс /гх; т3 = х- ФУ) /.
7.	т4 =х-Ф /г2; т5 -х-Фо/г3.
8.	VB — х • Фв, Vc — х • Фс, VD — х • Фд.
9.	VOP3=t5-U.
10.	Если нет, то увеличивается значение х и расчет повторяется.
56
Таблица 4.
Результаты расчета к примеру 15
	т2	Г;		<5	Фв	фс	Фр
3,735-10’3	1,4-Ю’5	6,7-Ю’10	3,748-10’3	3,749-10’3	0,996	3,7-10’3	1,8-106
Выходы соответст- x= 0,2727; x-Фв=0,272;	х-Фс=1-10'3; x- фр=0,49 • 10'7; веяно:							
0,01719	3,0-10’4	5,21 • Ю4^	0,01749	0,01749	0,982	0,0172	2,9-10’6
Выходы соответст- х=0,6363;	х- Фв=0,6248; х-Фс=0,0109; х • фр=1,8 • 10’6; венно:							
0,090818	9,0-10’3	9,0- 10-6	0,0988	0,09989	0,909	0,090	9,0-10’5
Выходы соответст- х=0,909;	х-Фв=0,578;	х-Фс=0,058; х-фр=5,70 • 10’5; венно:	*							
0,99	48,495	50,488	49,485	99,9737	9,9- 10’3^	^95	0,4949
Выходы соответст- х=0,9999;	х-Фв=9,89-10’3; х •	• фр=0,4948; венно:	*							
0,9999	99,88	83785	100,87	83886	W1	1,2-10’9	0,9988
Выходы соответст- х=0,999999;	-;	х ’ Фо=0,99879 венно:	/у /•>							
Программа "Селективное
. Расчет F и т
10 А$ = "Реакция А-
20 К1 = 100 : К2 = 1 : К
30 FOR Х=0 ТО
40 R1 =К1*(1^
50 F1 = 1/(1 4
60 F2 = (
70 F3 = 1 - F2
80 ТО = X/R1 : Т1 = X*F1/R2 : Т2 = X*F2/R1 : ТЗ = X*F3/R1
R *X*F1
3*X/R1): R3 = K3*X*F2
90 T4 = X*F2/R2 : T5 = X*F3/R3
100 PRINT A$
110 PRINT "x ="; X, "t0-t5"; TO, Tl, T2, T3, T4, T5
120 PRINT "Ф1-Ф3"; Fl, F2, F3
130 STOP
140 NEXT X
150 END
57
5. Комплексный расчет материальных и тепловых балан-
сов, объема зоны реакции для технологического участка хими-
ческого производства
В инженерной практике часто возникает необходимость применения
комплексного метода одновременного расчета материальных и тепловых ба-
лансов, размеров реакционных устройств и связанных с этим характеристик
процесса.
Под эти случаи попадают большинство химических процессов со
сложными реакциями, т.к. наличие какого-то количества стадии химическо-
го превращения (более одной) приводит к тому, что в расчетах фигурирует
определение интегральной селективности, количественная оценка которой
линеиными математическими зависимостями
следующий пример.
Пример 16
Требуется рассчитать мат
основные
(2)
орно связать с понятием конверсии сырья.
Для демонстрации возможностей м
зачастую связана с перечисленными в заголовке моментами, сложными не-
►возможно апри-
аль
кДж/моль
2О+Н2О+147,4 кДж/моль
ционнои зоны и выход целе
на, протекающего по следую
(7) СН
побочные
;едлагается рассмотреть
левые балансы, объем реак-
роцесса получения формали-
(3)	СН3ОН+|о2 <=^СО2+2Н2О+575,1 кДж/моль
(4)	СН3ОН <=> СО+2Н2-97,5 кДж/моль
(5)	СН2О	СО+Н2+1,9 кДж/моль
(6)	СН2О+|о2 НСООН+270,4 кДж/моль
(7)	НСООН+^-О2 СО2+Н2О+14,5 кДж/моль
58
и состоящего из аппаратов, представленных на рис. 10.
к вакуум насосу
Рис. 10. Технологическая схема одной
Е7а- испаритель; Е7б - отстойник; Е36 - емкость для метанол
К16 - абсорбционная колонна; К32 - ректификационна
РЮ - контактный аппарат; T7 - выносная грею
T8 - перегреватель; ТЗ1 - холодильник; T35 - теплообмен
Х34 - аппараты воздушного охлажден
Исходные данные для расчета:
годовая производительность агре
годовой фонд рабочего вре
массовая доля формальдегида в
рф =120000 т/год;
ап
од
НОЛ
и
ндартизаторы;
- воздуходувки;
ера спи pro испар ите л я;
; Х9 - огнепреградигель;
fX40, Х41 хгазо£тделители
фор
ином формалине - со^н о =0,37 ;
массовая доля метано
состав
параметры
СОсн О =0,0
рЫдук
о =0?025;
2 kJ	7	7
ом формалине - со^н он = 0,07 ;
етанол-С0сНзОН =0,97, формальдегид-
ваемого воздуха: температура tB - 50°С, давление
=0,65 МПа;
конверсия метанола х = 55,42%;
состав технического метанола: метанол - оф' =0,999, вода -
UrlgUrl	7	7
со^0= 0,001;
доля превращенного метанола, расходуемого по реакции 1 - хг = 0,30, по
реакции 2 - х2 — 0,59, по реакции 3 -х3 = 0,09, по реакции 4 - х4 = 0,02;
59
доля получаемого формальдегида, расходуемого по реакции 5- х5 =0,01,
по реакции 2 - х6 = 0,01;
доля муравьиной кислоты, расходуемой по реакции 7 - х7 = 1,00;
доля получаемого формальдегида, перешедшего в возвратный поток
У = 0,004;
температура и давление метаноло-воздушной смеси на входе в реактор
Т =145 °C, Р =0,12 МПа;
□Л	7 (U	'	'
температура и давление потока на выходе из реактора 7ыл. =550 4-620°C,
РвЬ1Х =0,12 Мпа.
Абсорбер 7П6 тарельчатого типа орошается водой и работает при 40°С
в изотермических условиях. Реакционный поток перед абсорбером 7П6 ох-
лаждается в подконтактном холодильнике реактору
Концентрация продуктового потока пос.
по формальдегиду.
должна быть 37%
Решение
Предлагается расчет провесрь-в^вдцравле^^фохода основных пото-
ков (по стрелкам), т.к. значение ^тектгенос^г^гцелевому продукту на вы-
ходе заранее неизвестно.
В этом случае нагрузку щхсыры
нения по целевому проду®^\
’о задать самим, исходя из урав-
5.1. Мат<
Целы
*ьных расчетов является составление материальных ба-
лансов стадии образования метаноло-воздушной смеси и стадии контактиро-
вания (см. рис. 10, потоки 1-5).
Расчеты проведем для случая получения продукционного формалина с
массовой долей формальдегида 37% в “мягком” режиме для одной техноло-
гической нитки.
Часовая производительность агрегата по формалину
по формальдегиду:
60
„ Gv-e^o 14921,66-0,37	_0	,
СН2° 1 - х5 - хв - у	0,976
g = -^снго. = 5656’78 =188,393 кмоль/ч,
5сН2° /ИСНг0 30,03
где /ИСНгО =30.03 кг/кмоль - молярная масса формальдегида.
На его образование по реакциям 1 и 2 требуется метанола
14921,66-0,37
оч =-------;---------с =-----;------------с = I о7,624 кмоль/ч
МСН!О-(1-х5-х„) 30,03.(1-0,01-0,01)
сн.он
<?сн,он
сн3он _ 6754,97 _ 21Q,
или
Gch он = gCH он • Мсн он =187,624 • 32,04 = 6011,93 кг/
L-ll ^L/H	Lx 11 ^L/ll	Lx 11 ^L/H	7	7	7
где /Исн он =32,04 кг/кмоль - молярная масса метанола.
Всего по реакциям 1-4 требуется метанола:
Gch,oh 6011,93
—3— =-----------= 6754,97 кгМ,
\ + х2 0,3+0,59
— = 12188,69 кг/ч,
=380,392 кмоль/ч.
32 04
СН3ОН J,v
После стадйй>контактирования в контактном газе остается непрореаги-
ровавшего метанола (поток 5):
^снз°н м	32 04
-гк/сн3он
С учетом степени превр
давать метанола (потоки 2, 4):
СН
°сщон — °сщон
й аппарат необходимо по-
t 55,42л
100 >
1- —
100
5 Gch3oh 5433,72
<+ =----- —	=---------=	169,579	кмоль/ч.
СНз0Н /Иснон 32,04
Lil}О11	'
По реакции 1 расходуется
метанола:
он = С он • = 6754,97 • 0,30 = 2026,49 кг/ч,
^LJll Lil 3LJ1I ]_	7	7	7	7
гсн,он —
сн.он
•12188,69 = 5433,72 кг/ч,
61
ip	6сн3он	2026,49 до оз л	/
grp„ ом =----— =--------= 63,244 кмоль/ч;
СНз°н /Иснон 32,04
Uli 3ОМ
образуется
формальдегида:
<?СН2О = gcH30H =63,244 кмоль/ч,
Geu о = gen О • ^сн О = 63,244 • 30,03 = 1899,00 кг/ч;
водорода:
&н2 = £сн3он = 63,244 кмоль/ч,
=glp -М„ =63,244-2,016 = 127,49 кг/ч,
Мщ =2,016 кг/кмоль - молярная масса водорода.
По реакции 2 расходуется
метанола:
GL^h = G'„p„^= 6754,97- 0,59 = 3
2„	еЙ,он	3985,43
Яси пч =----— =---------= 124,
SCH,OH	Мснон 32,04
CH ;(Jn
где
где
кг/ч,
еса кислорода;
оль/ч;
где
кислорода:
goP2 = <?сн3он ‘ 0-5 = 124,
Go". = go<  Мо, = 62
Л/,, - 32 кг/кмол
U2
образует
форм
£сн2о = н =124,380 кмоль/ч,
=g^n -Мгно = 124,380-30,03 = 3734,69 кг/ч;
водяного пара:
8к2о = Йн3он =124,380 кмоль/ч,
G2? = glpn-М„ „ = 124,380-18,015= 2240,75 кг/ч,
112 U	112 v_7	112^7	7
/ИНго =18,015 кг/кмоль - молярная масса воды.
По реакции 3 расходуется
метанола:
бри он = G' пн • х = 6754,97 • 0,09 = 607,95 кг/ч,
Lil 2^7 г!	UM 3UM э	7
62
Зр Чл он 607,95	. q то /
гС пи =-----— =------= 18,973 кмоль/ч;
СНзОН 7ИСНОН 32,04
кислорода:
g3op = jOh 4.5 = 18,973 -1,5 = 28,460 кмоль/ч,
G3p = g3p • Мп = 28,460 • 32 = 910,68 кг/ч;
4'2	^2	^2
образуется
оксида углерода (IV):
^со2 = #сщон = 18’973 кмоль/ч,
=grn ’Чо =18,973-44,01 = 835,01 кг/ч,
где MCOi =44,01 кг/кмоль - молярная масса оксида у гл еродкНУ);
32,
кмо
водяного пара:
«г 2. = 8сн,он • 2 = 18,973• 2 = 37,946 кмоль/^
Gh'p = g^o  «н:о = 37,946-18,015 = 683,
По реакции 4 расходуется
метанола:
^СН3ОН = ^СН3ОН ' Х4 ~
4р _ Чн3ОН 135,10
<§СН,ОН —	.
Чн3ОН
образуется
оксида угле
= ^р
&со
G*p=g*p 	= 4,216-28,01 = 118,10 кг/ч,
где Мсо =28,01 кг/кмоль-молярная масса оксида углерода (II);
водорода:
giP2 = £сн3он • 2 = 4,216 • 2 = 8,432 кмоль/ч,
G*p = g*p •	= 8,432 • 2,016 = 17,00 кг/ч.
г! 2	^^2	^2
По реакции 5 расходуется
фор ма л ьдеги да:
^сн о = ^сн о ’ х5 = 5656,78 • 0,01 = 56,57 кг/ч,
2vJ	L il	*5	7	7	7	7
63
g[/H о = —= 1,884 кмоль/ч;
2 МСН2О 30,03
образуется
оксида углерода (П):
£аэ =£от2о = 1,884 кмоль/ч,
-Мсо =1,884-28,01 = 52,77 кг/ч,
где Мсо = 28,01 кг/кмоль - молярная масса оксида углерода (II);
водорода:
ёщ = ^сн2о =1,884 кмоль/ч,
С$=й-Мц =1,884-2,016 = 3,80 кг/ч.
£±2	^2	^2	7	7	7
По реакции 6 расходуется
формальдегида:
<?Н о = бен О • \ = 5656,78 • 0,01 = 56,5
Lil 2 vJ	Lil 2 vJ О
бр _ Gch2o _ 56,57 =
gcH2° /ИСНгО 30,03	’
❖
0,1
где
кислорода:
go, = &hV 0,5 = 1,884
G^=g^-MO: =0,942-3
образуется
муравьино^^КЛ^ть!:
<§нсоонЛ jQ>$84
^нсоон соон ' 4^нсоон — 1,884 -46,03 = 86,71 кг/ч,
/ИНСоон ~ 46,03 кг/кмоль - молярная масса муравьиной кислоты.
По реакции 7 расходуется
муравьиной кислоты:
Ghcooh = GXoh	=86,71-1,00 = 86,71 кг/ч,
ip Ghcooh	86,71
Янсоон = —нсоон  ---------1,884 кмоль/ч;
/Инсоон 46,026
кислорода:
go, = Shcooh - о, 5 = 1,884 • 0,5 = 0,942 кмоль/ч,
64
Glp = gif . Mn = 0,942 • 32 = 30,14 кг/ч;
образуется
оксида углерода (IV):
glo2 =£сн3он =1,884 кмоль/ч,
Glp = glp  Mc.r. =1,884-44,01 = 82,91 кг/ч,
водяного пара:
= £Й3ОН = 1,884 кмоль/ч,
Gfp = guno =1,884 -18,015 =33,94 кг/ч.
fl	H 2^--'	1712'~'
Таким образом, в результате синтеза формальдегида образуется всего
(поток 5):
водяного пара:
= G& + G& + G’^ = 2240,75 + 683,62 ,+++i	30 кг/ч,
£н,о -.Х. + Хо + Х, =124,380 + 37,94{«ТЖ|64.210 кмоль/ч;
водорода:
G£ = Gif + Gfp + ф = 127,49 + шМ.80 = 14<W кг/ч,
= gip + g4p + g5p = 63,244 + 8,433 +1,884 73,561 кмоль/ч.
оксида углерода (IV):
Gf} = Glp + G1P = 83101+&,91 ^^92 кг/ч,
8co2 = gco2 + Йп, >’MS°’857 КМ0ЛЬ/Ч>
оксида углерода (II):
С =	18’ 1°^-77=170’87 кг/ч’
geo = geo +^о = 4,216 + 1,884 =6,100 кмоль/ч;
Общий расход кислорода на синтез (потоки 3, 4):
Gl =Go =Ga/4Gc/4Go/? + Go/? =1990,00 + 910,68 + 30,14 + 30,14=2961,43
U2	'--'2	^2	^2	^2	7	777	7
кг/ч,
go, =4 =<!’ + go!’ + go!’ + go!’ = 62,190 + 28,460+0,942 + 0,942 = 92,534
кмоль/ч.
Молярное отношение
СН3ОН:О, =	= 380,392 = 4,11:1.
go, 92,534
65
Находим расход сухого воздуха:
go, 92,534
ёвозд =— =--------=440,637 кмоль/ч,
0,21	0,21
где 0,21 - мольная доля кислорода в сухом воздухе;
G.M =	 М,м = 440,637  29,2 = 12866,15 кг/ч,
где Мвозд - 29,20 кг/кмоль - средняя молярная масса абсолютно сухого воз-
духа.
Определяем количество азота в воздухе (потоки 3-5):
Д, = Д, =gN, =&,„> -So, =440,637-92,534 = 348,103 кмоль/ч,
Gl = G‘ =G' = gN -MN =348,103-28,013 = 9751,55 кг/ч,
где 7HN2 = 28,013 кг/кмоль - средняя молярная масса аз<
Объемное содержание водяных паров в возд
.	/А100% 12580-100% |П
Н2° р 0,65-106
где р^о =12580 Па - парциальное д
пературе te = 50 °C. Тогда, кол
3	_ §возд. ‘ ЮН2О 4
gH2O-100%-c^o ~
г12 vJ
G3 = ц3 -М
^н2о &н2о
Находим р^с
лине после
°сщон
кмоль/ч,
? = 50°С:
е паров <®&дъ1 в воздухе при тем-
•дь: в воздухе (поток 3):
❖
орый остается в продукционном форма-
(П 9):
он = 14921,66-0,07 = 1044,52 кг/ч,
-?СН3ОН
сн3он 1044,52
—-— =----------= 32,598 кмоль/ч.
он 32,04
СП gUri
Тогда расход “возвратного” метанола (поток 10):
С.он = Ссн,он -<?н.он =5433,72-1044,52 = 4389,20 кг/ч,
«снрн =8снда -АОН = 169,579-32,598 = 136,981 кмоль/ч.
Необходимо подавать в процесс “свежего” метанола (поток 1):
бен ОН = С ОН - С ОН = 12188,69 - 4389,20 = 7799,49 кг/ч,
Lrij’VJri	Cri^kJrl	Cri^kJrl	7
66
G'
11 2^7
1 Осн он 7799 49
g он =-----5 *— =----’— = 243,411 кмоль/ч.
СНзОН Мснон 32,04
Со “свежим” техническим метанолом поступает воды (поток 1):
<Зсн,Он'<о 7799,49-0,001
----!------=---------------= 7,81 кг/ч,
Ш^он	0,999
—- 0,433 кмоль/ч.
Мщо 18,015
<?Н20
Всего необходимо подавать “свежего” технического метанола (поток
1):
G1 = G' nn + Gl„n = 7799,49 + 7,81 = 7807,30 кг/ч.
V^ii^vJii	112^-7
Найдем состав “возвратного” метанола (поток^Ю
составляет:
= 4389,20-0,025
®сн,он	0,97
С 113,12
---------6,2/9 к
,10 _
ГН2О —
но _
ГСН2О —
д воды в нем
оток 10):
10	_
' Мно 18,015
±±2 VJ	'
Расход формальдегида в “возв
СН3ОН ШСН2О _
в
®СН3ОН
,10
гсн2о<у
^сн2
Столько	альдегида будет содержаться в потоках 2 и 4:
Gch о = ^сн о “ Gch о = 22’63 кг/ч,
Lil 2^7	V/112^-7	7
<§сн,о ~ <§сн2о ~ <§сп2о ~ 0,753 кмоль/ч.
моль/ч.
<?СН2О
Тогда, общий расход формальдегида после контактного аппарата (по-
ток 5) составит:
/75	_ Q\p , q>p + (710	_ сЙр - С?р
<JCH2O	^CHjO ^сн2о <jch2o ^сн2о ^СНД) ,
С?н п = 1899,00 + 3734,69 + 22,63 - 56,57 - 56,57 = 5543,18 кг/ч,
Сп
5 G5 5543,18	.
gCH о =----- =-----------= 184,610 кмоль/ч.
67
Расход воды в потоке 2 составляет:
Gl о = Сщ о + С = 7,81 + 113,12 = 120,93 кг/ч,
^2^	7	7	7	7
2 6н2О 120,93 x„|Q	/
л = ——  ----------- 6,7 13 кмоль/ч.
Н2° Мнп 18,015
И 2^7
Расход воды в потоке 4 составляет:
Gt = Gl n + Gl n = 120,93 +153,63 = 274,57 кг/ч,
112^-7	ii 2^7	7
4	<7H p	274,57
gH n =-----=--------= 15,241 кмоль/ч.
SH2°	18,015
H 2^-7
Общий расход воды после контактного аппарата составит (поток 5):
<7$ о = Go о + <7' = 274,57 + 2958,20 = 3232,87 кг/
112^-7	112V_7	112'^-7
5	3232,87	.
п = ——  ------------179,451 кмоль/ч.
= М„о 18,015
11 2^-7	’
В выхлопные газы полностью пере	и диоксид углерода,
азот и водород, суммарное количество орыхс та^яет 448,621 кмоль/ч.
Объемная доля водяных паровв опных
7 PhV100 1740-10
Шо о ----2------------
р 0,12
где 7?н О=1740 Па - парци
выхлопных газов.
ыхлопных газах:
О кмоль/ч,
5)
Количеству
-44
6н,о
паров воды при температуре
GZn = gHA /Инп = 6,600-18,015 = 118,91 кг/ч.
И2^9	£12^-7	H2V-7
Степень конверсии метанола в формальдегид принята 87%. Для про-
верки правильности выполненного расчета определяем степень конверсии
метанола по формуле:
coL. +(^т
а = 100 -100---------------------7-------—,
0,582-coN2 +®н2 — ®со — 2-шСО2
4 58+1 34
а = 100 -100-------------------------------------= 87,14 %.
0,582 • 76,47 +16,16 -1,34 - 2 • 4,58
что практически совпадает с принятой.
68
Определим объемную концентрацию метанола в метаноло-воздушной
смеси:
возд. _	Sch.oh
®СН,ОН —	4
S возд. + <§СН5ОН
100%.
возд ___
ШСН3ОН —
380,392
440,637 + 380,392
•100% =46,33
Таким образом ш®°^он>36,5% и объемная концентрация метанола в
метаноло-воздушной смеси выше верхней границы взрывоопасных концен-
траций, что очень важно для обеспечения взрывобезопасности и нормально-
го протекания процесса.
В общем виде материальный баланс стадии обра^^ания метаноло-
воздушной смеси представлен в табл. 5.
Материальный баланс стадии образования
Таблица 5
воздушной смеси
Приход			1>асход		
Состав	кг/ч	кмольЛр^	Состав;	кг/ч	кмоль/ч
Метанол «свежий»:	7807,3		Метанол&ж^здушная	40338,91	1308,885
			смесь		
метанол	7799,49	2^X411	метался	12188,69	380,392
вода	7,81^	(W3	$§ртальдегид	22,63	0,753
Метанол «возврат-			вода	15414,61 2961,43	487,103
		144,013	кислород		92,534
ный»:	^^9Д0				
метанол		136,981	азот	9751,55	348,103
формальдегид	22,63	0,753			
вода	113,12	6,279			
воздух:	25198,86	837,022			
кислород	2961,43	92,534			
азот	9751,55	348,103			
вода	153,63	8,528			
Всего	15293,68	480,391	Всего	40338,91	1308,885
Материальный баланс стадии контактирования представлен в
табл. 6.
69
Таблица 6
Материальный баланс стадии контактирования
Приход			Расход		
Состав	кг/ч	кмоль/ч	Состав	кг/ч	кмоль/ч
Метаноло-					
	25198,86	837,022	Контактные газы:	25198,86	982,274
воздушная смесь:					
метанол	12188,69	380,392	метанол	5433,72	169,579
формальдегид	22,63	0,753	формальдегид	5543,64	184,624
вода	274,56	15,240	вода	3232,87	179,451
кислород	2961,43	92,534	азот	9751,55	348,103
азот	9751,55	348,103	оксид углерода (IV)	917,92	20,857
			оксид углерода (П) \	Ч 170,87	6,100
			водород	Zq)	\\fc48,29	73,560
Всего	25198,86	837,022	Всего	хС'	)/% 198,86	982,274
Материальный баланс стадии абсорбциюфцрмальдегида представлен в
табл. 7.
мальдегида
с а
Материальный б
Таблица 7
Приход			Расход		
Состав		кмоль^^	Состав	кг/ч	кмоль/ч
Контактные газы:	25198,86	982§2/^	Выхлопные газы:	11107,54	455,22
метанол	v548l3 72	169,579	азот	9751,55	348,103
формальдегид	>	\5^43,64 :	^Т84,624	вода	118,91	6,600
вода	^232,87^	179,451	оксид углерода (IV)	917,92	20,857
азот	9751,55	348,103	оксид углерода (П)	170,87	6,100
оксид углерода (IV)	917,92	20,857	водород	148,29	73,560
оксид углерода (II)	170,87	6,100			
водород	148,29	73,560	Формалин сырец:	19446,62	824,317
			метанол	5433,72	169,579
Вода:	5355,30	297,263	формальдегид	5543,64	184,624
вода	5355,30	297,263	вода	8469,26	470,114
Всего	30554,16	1279,537	Всего	30554,16	1279,537
Материальный баланс стадии ректификации формалина представлен в
табл. 8.
70
Таблица 8
Материальный баланс ректификации формалина
Приход		
Состав	кг/ч	кмоль/ч
Формалин сырец:	19446,61	824,317
метанол	5433,72	169,579
формальдегид	5543,64	184,624
вода	8469,25	470,114
Всего	19446,61	824,317
Расход		
Состав	кг/ч	кмоль/ч
Формалин:	14921,66	680,304
метанол	1044,52	32,598
формальдегид	5521,01	183,872
вода	8356,13	463,834
Возвратный мета-		
	4524,95	144,013
нол:		
метанол	4389,20	136,981
формальдегид	\22,63	0,753
вода	^Ъ,12	6,279
Всего	6	ДЙ46,61	824,317
5.2.	Основной аппарат
Реактор РЮ (контактный аппаратХгЩЙдназначв^дая окислительного
дегидрирования метанола в формальдегид в газовой фазе на пемзосеребря-
ном катализаторе. Реактор представляет собой стальной вертикальный ци-
линдрический аппарат, разделенный на две секции: верхнюю (секция кон-
тактирования) и нижнюю (подкЬ^акт^та^холодильник). В нижней части
секции контактирования йа^ободно<У^сащую решетку, покрытую двумя
❖
слоями сеток, засыпакД^гштизато®^ этой секции происходит непосредст-
х	Ъ
венно синтез формальдегида. лЖгвогрев контактной массы при пуске до
температуры 300ч350°С, при которой начинается реакция превращения
метанола в формальдегид, осуществляется включением электрозапала,
представляющего собой три нихромовые спирали (диаметром 0,4 мм),
уложенные поверх слоя катализатора. Дальнейший подъем температуры
происходит за счет выделяющегося тепла реакций. Секция контактирования
снабжена штуцером для подвода метаноло-воздушной смеси, люком-лазом
(для загрузки и выгрузки катализатора), двумя монтажными штуцерами (для
строповки аппарата). В связи с тем, что метаноло-воздушная смесь
взрывоопасна, на случай аварийных ситуаций, секция контактирования
снабжена также тремя взрывными мембранами. Для контроля температуры в
слое катализатора имеются три штуцера, предназначенных для
подсоединения датчиков температуры.
71
Синтез формальдегида протекает с выделением тепла при температу-
рах 5504-700°С. Более низкие температуры соответствуют “мягкому” режиму
работы, белее высокие - “жесткому”. При таких температурах формальдегид
неустойчив и возможно его необратимое разложение, поэтому требуется бы-
строе охлаждение (закалка) контактных газов до температуры не выше
200°С. По этой причине непосредственно под верхней секцией контактного
аппарата (в нижней секции) смонтирован теплообменник (подконтактный
холодильник). Подконтактный холодильник представляет собой кожухот-
рубчатый одноходовой теплообменник, по трубному пространству которого
движутся контактные газы, а в межтрубном пространстве происходит кипе-
ние водного конденсата. Для равномерной подачи конденсата и отвода водя-
ного пара имеется по шесть штуцеров, рас положен ных рад пал ь но, соответ-
ственно, в нижней и верхней частях межтрубново пространства. В нижней
части холодильника имеются штуцер для отвода контактных газов, люк-лаз
(для регламентных работ), дренажный шт^цвК Для компенсации темпера-
турных напряжений на корпусе под контактного холодильника предусмотрен
линзовый компенсатор. Контактный аппарат устанавливается на фундамент
с помощью юбочной цилиндрической опоры.
На выбор конструкпцшигао^штериал^^для изготовления аппаратов
химической промьш1леннос,щ^даяетртд^||^горов таких, как:
	агрессивность среды, с^тоЛж^юнтактирует материал;
	температура; л(С)\
	д авл е ни^
	стоим^^^^дриац^^егкость его обработки и т. д.
Главными из этих условий являются агрессивность среды и температу-
ра.
В контактном аппарате рассматриваемой конструкции можно выде-
лить три группы деталей и узлов: детали, соприкасающиеся с контактным га-
зом и метаноло-воздушной смесью (обечайка, крышка и днище, трубы под-
контактного холодильника, трубные решетки и т. д.), детали, соприкасаю-
щиеся с водяным паром и конденсатом (штуцеры для подвода конденсата и
отвода пара, трубчатка подконтактного холодильника и т. д.), и детали, на-
ходящиеся в контакте только с внешней средой (монтажные штуцеры, опора
и т. д.).
72
Контактный газ является агрессивной средой и имеет достаточно вы-
сокую температуру, до 700°С, поэтому узлы и детали, соприкасающиеся с
ним, следует изготовлять из жаропрочных материалов с высокой коррозион-
ной стойкостью. Этим условиям удовлетворяют высоколегированные стали.
Единственный недостаток этих материалов - их высокая стоимость. В кон-
струкции действующих на “Заводе формалина и карбамидных смол” Том-
ского нефтехимического комбината контактных аппаратов для этих целей
применяется высоколегированная сталь марки 12Х18Н10Т (ГОСТ 5632-61).
Эта сталь обладает хорошими прочностными свойствами, жаропрочна при
температурах до 700°С, характеризуется высокой коррозионной стойкостью
во многих агрессивных средах, технологична в обработке, хорошо
деформируется в горячем и холодном состояниях, хорошо
видами сварки и не требует обязательной термиче^ко
после сварки. Другая группа деталей и узлов нах
паром и конденсатом при температурах пор
менее агрессивной средой по сравнению
ивается всеми
отки изделия
такте с водяным
х с во
контак
ос
100ч^150°С. Вода является
газом, поэтому для
рован
изготовления узлов и деталей, контакти
стали с меньшей коррозионной и
или низколегированные стали.
тельно, т.к. они дешевле высо
этой марки характер
видами сварки;
Детали, нах
контактных аппаратов для изгот
применяется низколегир
ст
Р
нн
ние
ы
ожно использовать
е, как углеродистые
о „
геи
этих типов предпочти-
конструкции действующих
ешга^еталеи контактирующих с водой
^рки 09Г2С (ГОСТ 5520-62). Сталь
ной прочностью и ударной вязкостью,
вается резанием, легко сваривается всеми
неустойчива во многих агрессивных средах.
щиеся в контакте только с внешней средой, следует из-
готавливать из возможно более дешевых материалов, обладающих, однако,
достаточной механической прочностью. В этом отношении наиболее удач-
ными оказываются конструкционные углеродистые стали. В конструкции
действующих контактных аппаратов для изготовления такого рода деталей
используется углеродистая сталь Ст.Зсп (ГОСТ 380-60). Сталь этой марки
характеризуется хорошим сочетанием механических свойств, позволяющим
применять ее для изготовления ответственных деталей и узлов, хорошо об-
рабатывается резанием и давлением, хорошо сваривается всеми видами
73
сварки, но как и сталь марки 09Г2С неустойчива во многих агрессивных сре-
дах.
В качестве прокладочного материала в действующих контактных ап-
паратах используется паронит марки ПОН-Б (ГОСТ 481-80). Этот материал
может использоваться в агрессивных средах при рабочих давлениях среды
до 6 МПа и температурах до 500°С, следовательно, выбор его оправдан.
5.2.1. Технологические расчеты
Целью расчетов контактного аппарата является определение его ос-
новных геометрических размеров, высоты слоя катализатора, необходимой
поверхности теплообмена подконтактного холодильника.
Все расчеты будем проводить для случая получбкия продукционного
формалина с массовой долей формальдегида 37 %	режиме при
следующих исходных данных:
адиабатическом характере те пл ообме
температуре на входе в аппарат - /и= 145
температуре на выходе из аппа
Состав потока на входе в реактор
спирто
оде
2
конверсии метанола х -
рабочем давлении р = 0,
объемной скорости по
тор Vo6 = 20000 -г 28000 ч1-
ушной смеси на входе в реак-
катализаторе се
составе пот$
5Ф
тор (см. табл. 9).
Таблица 9
Состав	кг/ч	%, масс.	кмоль/ч	%, мол.
метанол	12188,69	48,37	380,392	45,45
формальдегид	22,63	0,09	0,753	0,09
вода	274,56	1,09	15,240	1,82
кислород	2961,43	11,75	92,534	11,05
азот	9751,55	38,70	348,103	41,59
Всего:	25198,86	100	837,022	100
Диаметр аппарата определится из уравнения
74
где
4-К
_ I________ex___
V со • л • 3600
II вх
V
вх
4-24249,83
-------------= 2,93 ~ 3,0 м,
1,0-3,14-3600
объемный
парогазовой
смеси
расход
/тл g-R-T	837,022-103-8,314-418,16	3/ ч
(Увх =-------=--------------------------= 24249,83 м3/час); - линейная
0,12 106
скорость потока на входе в реактор (coev =1,0 м/с по производственным дан-
ным).
Скорость химического превращения метанола в формальдегид зависит
от внешней диффузии реагентов к зернам катализатора.
Нагрузка на 1 м2 реакционного сечения в этом случае составит по ме-
танолу:
ого сеч'
^chjOh 12188,69	/ 2	£
/нпп ------— = „ .------= 1724,35 кг/м -час it*
3,14 3
4	4
?габл. 10)
Таблица 10
Нагрузка на 1 м’ реа
Состав	кг/м2-ч	%масс.	/ 2 кмоль/м -ч	%, мол.
метанол	1724,35	48.37 )	^53,815	45,45
формальдегид	3,20	ОоЖ	0,106	0,09
Вода	38,84		2,156	1,82
кислород	418,89		13,091	11,05
Азот	1379,56	4^,70	49,246	41,59
Всего:			118,415	100
Высота слоХжатализатора определяется из условия
H = BEn-z,
где ВЕП - высота единиц переноса, м; z - число единиц переноса.
Высоту единиц переноса найдем из выражения:
Scx
ВЕП--------,
' av
где Sc - критерий Шмидта, Sc =—-—; ц, р - вязкость и плотность газового
Vd'a
потока (Па-с и кг/м3 соответственно); D'A - эффективный коэффициент диф-
75
фузии, м2/с; av - удельная поверхность катализатора, м2/м3; kG - коэффици-
ент массо пере дачи, кмоль/м2Па-с:
при Re<350 kG = 1,8215-Re’051;
при Re>350 kG = 0,9891 •Re4’’41,
G -d
где Re - критерий Рейнольдса, Re = —-—— ; Gex - массовая нагрузка пото-
3600•ц
ка на входе в реактор, кг/м2-ч; dJi;e - эквивалентный диаметр d3Ns --, м;
av
8 - порозность слоя (для нашего примера 8 = 0,4).
Число единиц переноса определяется выражением
Z - и -In
1 СП
где г]сл - среднее логарифмическое сумм (1-нехц^
8 -т| ), г| - кон-
центрация метанола на поверхности контакта катализатора; рвх, т|еыл. - моль-
ные доли метанола в потоке на вход
енение числа молей
на 1 моль реагирующего метанола.
По данным материальногофаданоа установки (табл. 1.4.2.2) найдем:
^сн.он
Концентра]
отношением
оверхности катализатора определяется со-
где /?. - парциальное давление метанола на поверхности катализатора, Па;
р - общее давление на входе в реактор, Па.
В свою очередь, р, можно найти из соотношения
М • кг • av • ВЕП
Er V
Средняя молекулярная масса потока на входе в реактор
М = ^т|(.-М.,
76
где /И. - молекулярная масса z-го компонента в потоке, т|. - мольная доля i-
го компонента.
Мв х = 0,4545 • 32,04+0,0009 • 30,03+0,0182 • 18,015+0,1106 • 32+0,4159 • 28,013=30,10.
п
Средняя плотность потока рел/ =	’ Р, •>
/=1
Т. - р 7И;. То- р
где р, = рп-----=------------плотность z-ro компонента в потоке.
ро Т-р. 22,4 Т-р.
При температуре на входе в реактор Т = 418,16 К и рабочем давлении
на входе в реактор р - 0,12 МПа найдем:
Рсн3он — 22 4
30,03
РсН2°" 22,4
18,015
рН2°- 22,4
32
Ро2
Pn2
32,04 273,16-1,184 1 1П_	. 3
= 1,107 кг/м ,
22,4
28,013
22,4
«г
г см
+0,1106-1,105+0,
Состав пот<
= 0,4545-1,107+0, nQnft-l,
кг/м
= 1,037
= 0,622
кг/м
418,16-1
273,16-1,184
418,16-1
273,16-1,184
418,16-1
273,16-1,184
418,16-1 ” ’
273,16-1,184
418,16-1
6
7+0^82-0,622+
0 кг/м3.
ктора (см. табл. 11).
де
Таблица 11
остав продуктов на выходе из реактора
Состав	кг/час	%, масс.	кмоль/час	%, мол.
метанол	5433,72	21,56	169,579	17,26
формальдегид	5543,64	22,00	184,624	18,79
вода	3232,87	12,83	179,451	18,27
азот	9751,55	38,70	348,103	35,44
оксид углерода (IV)	917,92	3,64	20,857	2,12
оксид углерода (II)	170,87	0,68	6,100	0,62
водород	148,29	0,59	73,560	0,75
Всего:	25198,86	100	982,274	100
77
Средняя молекулярная масса потока на входе в реактор:
Мвых = 0,1726-32,04+0,1879-30,03+0,1827-18,015+0,3544-28,013+
+0,0212 • 44,01+0,0062 • 28,01+0,0749 • 2,016=25,65.
При температуре на выходе из реактора Т = 858,16 К и рабочем давле-
нии на выходе из реактора р = 0,12 МПа найдем:
32,04 273,16-1,184 п „о . 3
= 0,539 кг/м ,
РсНзОН“ 22,4
30,03
Рсцо- 22,4.
18,015
рИ2°- 22,4
28,013
Рж~ 22,4
44,01
Рс°2 ” 22,4
28,01
Рсо 22,4
2,016
н°2	22,4
858,16-1
273,16-1,184
858,16-1
273,16-1,184
858,16-1
273,16-1,184	з
= 0,539 кг/м ,
858,16-1
273,16-1,184
858,16-1
273,16-1,184
858,16-1
273,16-1,18
858,16-
рХ'х = 0,1726-0,539+!
+0,0212-0,741+
Коэффиц
смесь газов)
узи
= 0,505 кг/м3,
= 0,303 кг/м3,
тьрас
1 ~ 9сН;ОН_____
 Лн2о Л о,
ПН2О	ПО,
^CHjOH -^CHjOH
= 0,741 кгЖ
,5Q^>1827 • 0,303+0,3544 • 0,539+
49-0,034=0,432 кг/м3.
(для метанола, диффундирующего через
тан по зависимости
^сн.он „
Лен, о
псн2о
^сн.он
где тр - мольные доли компонентов в потоке; £>/ - коэффициенты диффузии
для бинарных смесей.
Для диффузии газа i в газ j по уравнению Максвелла-Джиллиленда
имеем
= 4,3.10-.
1 1
4 + М. ’
78
где vz и Vj - мольные объемы газов; р - общее давление, атм.
Мольные объемы газов, м3/кмоль:
СН3ОН	37,0	о2	25,6	со2	34,0
СН2О	29,3	n2	31,2	со	30,7
Н2О	18,9	Н2	14,3		
Для	входного потока	D' ^СН3ОН	= 1,939 10’5	м2/с, для выходногс	। потока
D' пн = 6,364 -10’5 м2/с.
Url
Средняя вязкость газовой смеси рассчитывается по уравнению
Рем
Рсн3он
1,385 • Цсщон
Меню
1,385 -Цсщо
состоянии:
1(Г7 -3600-Цс
1 + 0,36-Г
Лсн2о ‘ Рсн2о
Мен, он' Рсн3он
Меню Лн2о
псн,о + пн,о
^сн.он М:н3он
а ни
, выражаемая в виде доли от критической
ость при критических параметрах.
Мсщон Лщо
г^СНЮН
77сн2о
Значения вязкостей компоне
соотношению, основанному на ис
М,
где Тг - приведен
ой с
можно вычислять по
нципа соответственных
(7)
’ Мс
Для органических соединений
Мл -Тг
Me — m
где
/=1
цс выражено в Пач; Тс - критическая температура, К; nj - число атом-
ных групп z-ro типа; Сг - групповые составляющие для определения цс (см.
табл. 12).
79
Таблица 12
Групповые составляющие Сг для определения цс.
Группа	Составля- ющая С	Группа	Составля- ющая С
"CH3	9,04	-С1	10,06
)СН2 (вне кольца)	6,47	-Вг	12,83
)СН- (вне кольца)	2,67	-ОН (спирты)	7,96
)СН( (вне кольца)	-1,53	)О (вне кольца)	3,59
= сн2	7,68	)С=О (вне кольца)	12,02
= СН - (вне кольца)	5,53	-СНО (альдегиды)	14,02
)С = (вне кольца)	1,78	-СООН (кислот^к	18,65
)СН2 (в кольце)	6,91	-СОО- (сложные эфи- ры) i0> НСОО - (фор- Mnaw)\	13,41
)СН - (в кольце)	1,16		9,71
)СН( (в кольце)	0,23	)NH (вне кольца)	3,68
= СН - (в кольце)	5,90 <<	W N	§^1ьце)	4,97
)С = (в кольце)	3,^5)		18,13
-F	4« 	 \\	О		8,86
Для простых
Для потб
цс
льзовать выражение
на входе в реактор цсм = 1,598-10 5 Па-с, а для потока на
выходе из реактора цсм = 2,414 -10”5 Па-с.
Удельная поверхность катализатора по производственным данным
av = 0,14-103 м2/м3, тогда
4-0 4
d =--------= 11,43-103 м.
0,14-103
Для входного потока:
„	3564,84-11,43-10’3 ^О/11
Re_ =-------------------=708,41,
0,0575
80
Sc
-___0,0575_____
" 1,040-0,070	’	’
к™ = 0,9891 -708,41”0,41 =0,0671.
Для выходного потока:
Re
вых
3564,84-11,43-103
0,0869
= 468,83,

0,0869
0,432-0,229
= 0,879,
к™х = 0,9891 • 468,63“0,41 = 0,0795.
Высота единиц переноса
0,792х
0,0671 • 0,14 • 103	0,0795 -0,14-10
0,879х
ВЕП-
При
вых
гГ
\сл
1,184
^ = 0,03
<1 + 0,75 -0,0341
= 1,077.
•0^545
5-0,0341)
---------’- = 1,272,
08
вх____________3564,84___________
Р "30,10-0,0671-0,14-103-0,0866
вьа =__________3564,84
Pi 25,65-0,0789-0,14-103
0 0404
п^ = и’и/ =0.0341,
вых
'СЛ
1+0,75-0,1726
U +0,75 -0,0340
Тогда, коэффициент, учитывающий изменение состава продуктов на
границах газовой пленки, будет равен:
1,272-1,077 =1 П1
In
вх _ вых
_ 1 IС7 '\сЛ
\сл
In
вых
In
Л ,272
Л,077
81
z = 1,171-In
= 0,933.
Количество единиц переноса
0,4545-(1 + 0,75-0,1726)
0,1726-(1+0,75-0,4545)
Высота слоя катализатора hK = 0,0868-0,933=0,081 м.
л • D2
Необходимый объем катализатора VK=hK-S, где S - —---------площадь
2
поперечного сечения реактора, м .
3 14 З2
VK = 0,081 • ±_!_L2_ = 0,567 м3.
к	4
Объемный расход контактного газа на выходе из реактора составит
ц R-Т
у _ Квых
вых
тл 982,260-8,314-858,16-1000
К»., =--------------------------= 5840
V
= 0,049 с.
му те:
с
ОС-
24249,83+58401,44
0,12-Ю6
Линейная скорость на выходе из р
_ЦЫХ_ 58401,44-4
®вых S 3,14-З2-3600
Среднее значение линей
п ятя m — ft*®* ®вых — 1’ 0 + 2,3
paid си —-------—--------
2	2
что соответствует опти
Среднее вре
2
ктора
.бого потока в сечении аппа-
^логическому режиму.
<>
иг
5.2.2. Тепловые расчеты
Целью тепловых расчетов секции контактирования является уточнение
температуры контактных газов на входе в подконтактный холодильник.
Уравнение теплового баланса в общем виде
где Q _ тепловой поток метаноло-воздушной смеси, кВт; Q2 - теплота, вы-
деляющаяся за счет химических реакций, кВт; Q3 - тепловой поток контакт-
ного газа, кВт; Qnom - теплопотери в окружающую среду, кВт.
82
Для определения значений Qx и необходимо рассчитать средние
молярные теплоемкости метаноло-воздушной смеси при средней температу-
ре Твх = 418,16 К и контактного газа при средней температуре Твых = 858,16 К.
Теплоемкости индивидуальных соединений можно вычислить по формуле
с° = A + B-T + C-T2 + D-T3,	(8)
где величина с° выражена в кал/(моль • К), Т- в кельвинах.
Константы уравнения (8) для индивидуальных соединений приведены
ниже:
Вещество	А	В	С	D
СН3ОН	5,052	1,694-Ю’2	6,179-Ю-6	-6,811-Ю’9
СН2О	5,607	7,540-10’3	7,130-ЮА	-5,494-Ю-9
Н2О	7,701	4,595-Ю’4	2,521-10ДХ\	-8,590-Ю-10
о2	6,713	-8,790-Ю”7		/ -2,544-Ю’9
n2	7,440	-3,240-Ю-3		-2,790-Ю’9
со2	4,728	1,754-10’2	zfi,wlr5	4,097-10’9
со	7,373	-3,070-Ю’3	(W>23() 6	-3,037-Ю’9
Н2	6,483	2,215-1(Z^	-ЗД9 6	1,826-Ю’9
Н2СО2	2,798	3,243- nfez	-2№№Г5	4,817-10’9
Данные о составах метаноло-
мем из табл. 5. Результаты расч
ло-воздушной смеси представл
теплоемкости контактного газа
чений г|(. • с. представляет
ои
в
и иконтактного газа возь-
о
яои теплоемкости метано-
Расчет средне'
таолице^р^, а расчета средней молярной
ли . В таблицах 13 и 14 сумма зна-
скомуюАред нюю молярную теплоемкость.
Таблица 13
Ьлоемкости метаноло-воздушной смеси.
Компонент	^мЬЬьная доля \>компонента Ч	Средняя молярная те- плоемкость компонен- та Cj, Дж/(моль-К)	я Дж/(моль-К)
Метанол	0,4545	53,289	24,218
Формальдегид	0,0009	40,245	0,036
Вода	0,0182	34,656	0,631
Кислород	0,1106	30,402	3,361
Азот	0,4159	29,331	12,198
Сумма	1,0000		40,444
Таблица 14
83
Расчет средней молярной теплоемкости контактного газа.
Компонент	Мольная доля компонента г|г	Средняя молярная теплоемкость компо- нента сг, Дж/(моль-К)	Ч -Ci, Дж/(моль-К)
Метанол	0,1726	83,110	14,348
Формальдегид	0,1879	58,058	10,912
Вода	0,1827	39,424	7,202
Азот	0,3544	31,884	11,299
Оксид углерода (IV)	0,0212	52,441	1,114
Оксид углерода (II)	0,0062	32,369 <\	0,201
Водород	0,0749	29,787^\	2,231
Сумма	1,0000		47,307
юшсмеси по формуле
щих реакции.
Находим тепловой поток метаноло-вб
3600 ’
где сх - средняя молярная
формуле Q2
Наход
63,
(9)
аноло-воздушной смеси,
3600
Для определен
об
о знать теплоты основных протекаю-
уравнениям 1-7.
юоо-у[г;-(-дя,)]
3600
где g'- - расход у-го реагента в /-той - реакции, кмоль/ч; -АЯ, - тепловой
эффект /-той - реакции, кДж/моль.
Получаем
0, =	• [63,244 • (-93,4) + 124,380 • 147,4 +18,973 • 575,1 + 4,216 • (-97,5) +
+1,884 • 1,9 + 1,884 • 270,4 + 1,884 • 14,5] = 6518,70 кВт.
Потери тепла Qnom изолированным оборудованием определяются по
формуле
Qnom ~	' Fu ' (juap ~ ’	( Ю)
84
где осм - суммарный коэффициент теплоотдачи лучеиспусканием и конвек-
цией; Fu - наружная поверхность изоляции; t , te - температура наружной
поверхности изоляции и окружающего воздуха.
Исходя из требований техники безопасности, температура наружной
поверхности не должна превышать 45°C.
Для реакторов, расположенных внутри зданий, при температуре на-
ружной поверхности стенки аппарата до 350°C:
а =9,30 + 0,058 -t .
В нашем случае
ам =9,30 + 0,058-45 = 11,91 Вт/(м2-К).
Толщину изоляции можно найти из условия
нар
и
и
t
вн
-1
нар
где teH
X
и
температура внутренней поверхност
водность и толщина изоляции.
Принимая teH -tcm и выбрав в каче
стовую ткань, находим
о	К А*в»	пар) 0,28-
Г*	£4 \ О г!	rtlAJJ /	7
( -И’11,91-
нар	в J	1
Тогда
0,1 м.
14,16=82,36 м2
\и, Ъи ~ теплопро-
изолящ^&вного материала асбе-
Qnom =lh » (45 - 20) • IO’3 = 24,52 кВт.
В соответствии с формулой (9) определяем тепловой поток контактно-
го газа (23 •
(11)
2з = 21 + 02 - Qnom =1363,50 + 6518,70-24,52 = 7857,68 кВт.
Для теплового потока контактного газа имеем формулу
сг • с * tu
ГЛ   & вых вых вых
~	3600
где свых - средняя молярная теплоемкость контактного газа, Дж/(моль-К) (см.
табл. 14); tu3bix - истинная температура контактного газа.
Находим истинную температуру контактного газа из формулы (11):
85
''вых
g 'С
вых вых
3600-23 _ 3600-7857,68 ~
982,274- 47,31~
что соответствует принятому интервалу температур.
Тепловой баланс секции контактирования контактного аппарата пред-
ставлен в табл. 15.
Таблица 15
Тепловой баланс секции контактирования
Приход			Расход		
Тепловой поток	Значе- ние, кВт	Доля, %	Тепловой поток	Значе- ние, кВт	Доля, %
Тепловой поток ме- таноло-воздушной смеси	1363,50	17,30	Тепловой поток конт актного га за	' 7857,68	99,69
Теплота, выделяю- щаяся за счет хими- ческих реакций	6518,70	82,70^	Теплопотсри в окружшощлж) %еду^	24,52	0,31
Всего	7882,20	<^Ю0	^сжоСГ 	о		7882,20	100
е:
5.2.3. Расчет подк
Целью тепловь
ределение теплр^од
Исхо
дильника
Контактного холодильника является оп-
дильника и расхода парового конденсата.
расход ного газа -	= 982,274 кмоль/ч (см. табл. 5);
состав контактного газа (см. табл. 5);
температура контактного газа на входе в аппарат - - 609 °;
температура контактного газа на выходе из аппарата- t2 =150°C;
температура парового конденсата- tK =120°C;
давление парового конденсата- рк =2 атм;
техническая характеристика подконтактного холодильника, приведен-
ная в табл. 16.
Таблица 16
86
Техническая характеристика контактного аппарата
Наименование показателя	Буквенное обозначе- ние	Численное значение
1. Высота аппарата общая	Н	7,7 м
2. Диаметр внутренний (для секции контакти- рования и подконтактного холодильника)	De	3 м
3. Площадь поверхности теплообмена	F	1070 м2
4. Площадь сечения трубного пространства	С ^тр	1,1 м2
5. Длина трубки	L <\	3 м
6. Трубки	-	^57x3,5 мм
7. Количество трубок		1940
,ем виде
Уравнение теплового баланса холодильник:
значения
ixoiDe из
где Qx - тепловой поток контактногр
тепловой поток контактного газа н
лота, отводимая испаряющим
ружающую среду, кВт.
Тепловой поток ко
(12)
входед^>Лодильник, кВт; Q2 -
©дильника, кВт; Q3 - теп-
- теплопотери в ок-
лен в тепловом
Q = 7857,72 кВт.
Для опр
уна входе в холодильник Qx опреде-
контактирования (см. табл. 15):
рассчитаем среднюю молярную тепло-
емкость контактнее газа при температуре Т =150+273,16 = 423,16 К. Теп-
лоемкости индивидуальных соединений вычислим по уравнению (8). Данные
о составе контактного газа возьмем из табл. 5. Результаты расчета средней
молярной теплоемкости контактного газа представлены в табл. 17. В табл. 17
сумма значений r|z - с. представляет собой искомую среднюю молярную теп-
лоемкость контактного газа.
Находим тепловой поток контактного газа на выходе из холодильника
Q = £ГС ‘Ь
'2	3600 ’
87
где с - средняя молярная теплоемкость контактного газа, Дж/(моль-К) (см.
табл. 17);
п 982,274-37,095-150	_
Q, =------------------= 1518,23 кВт.
3600
Таблица 17
Результаты расчета средней молярной теплоемкости контактного газа при
Г = 423,16 К
Компонент	Мольная доля компонента, r|z	Средняя молярная теплоемкость компо- нента с., Дж/(мол ы К)	Дж/(моль-К)
Метанол	0,1727		9,267
Формальдегид	0,1879	^4^^	7,605
Вода	0,1827		6,339
Азот	0,3544	30,44^	10,790
Оксид углерода (IV)	0,0212 х		0,623
Оксид углерода (11)	0,006^		 ^W71	0,262
Водород	0,0749	Z ^^У29’484		2,208
Сумма		—			37,095
Потери тепла в
чете секции кощ^
ия
бреду Qnom определены в тепловом рас-
?табл. 15):
2^пот
Теплоту'
водимую испаряющимся конденсатом Q3, находим из урав-
нения теплового баланса (12):
Q^Qy-Q.-Q ,
^3	от1
23 =7857,68-1518,23-24,52 = 6314,93 кВт.
Находим расход конденсата
G £-3600
2 г
где г - удельная теплота парообразования воды при температуре tK =120 °C
и давлении рк = 2 атм, кДж/кг,
88
G2 =
6314,93-3600
2205,94
= 10305,71 кг/ч.
Тепловой баланс подконтактного холодильника представлен в табл. 18.
Таблица 18
Тепловой баланс подконтактного холодильника
Приход		
Тепловой по- ток	Значе- ние, кВт	Доля, %
Тепловой по- ток контактно- го газа на входе	7857,68	100
Всего	7857,68	100
Расход		
Тепловой поток	Значе- ние, кВт	Доля, %
Тепловой	поток, контактного газа на. выходе	4518,23	19,32
Теплота, отводимая испаряющйжя KW- денса^Ъм	6314,93	80,37
Тепд&йотери в ок-	24,52	0,31
	7857,68	100
Выполним поверочныйч^расчет площади поверхности теплопередачи.
Целью этого расчета явлдатсяушреде^даие необходимой площади поверхно-
сти теплопередачи оодкоктактноп? холодильника.
Необходиму^лн^цадь<^верхности теплопередачи будем вычислять
по формуле
где FT - площадь поверхности теплообмена, м2; Q - тепловая нагрузка, Вт;
Кт - коэффициент теплопередачи, Вт/(м2-К); Д^ - средняя разность темпе-
ратур (температурный напор), °C.
Температурная схема теплообмена:
с>С КОНТАКТНЫЙ ГАЗ
120 °C КО|1ДЕ||СЛТ >120 °C .
Определим среднюю разность температур:
89
(Л -1 ) - (L - Z )
(609-120)-(150-120) = x M 4 o c
_ (150-120) _
Коэффициент теплопередачи будем определять по формуле
К7
(14)
где а, - средний коэффициент теплоотдачи от контактного газа к стенке
трубы, Вт/(м2-К);	- сумма термических сопротивлений стенки трубы,
(м2-К)/Вт; а2 - средний коэффициент теплоотда1
трубы к кипя-
щему конденсату, Вт/(м2-К).	//
Средний коэффициент теплоотдачи от ковдактного газа к стенке трубы
будем определять по формуле /х
где Anip - коэффициент, учитьг
при средней температуре; 1F
ном пространстве, кг/(м2-с); d
зические свойства контактного газа
и диаметр трубы, м (см. табл. 16).
Теплофизические (мара^л етрыЧцнтактного газа будем находить при
средней температуйрх\к
Рассчитае^к среднюю молярную теплоемкость контактного газа при
температуре 7] = 609+ 273,16 =882,16 К. Теплоемкости индивидуальных со-
единений вычислим по уравнению (8). Данные о составе контактного газа
возьмем из табл. 5.
Результаты расчета средней молярной теплоемкости контактного газа
представлены в табл. 19. В табл. 19 сумма значений ту - с. представляет собой
искомую среднюю молярную теплоемкость контактного газа при заданной
температуре.
Рассчитаем среднее значение молярной теплоемкости контактного газа
для интервала температур 150 + 609 °C:
90
— _ С150 + g609
2
где с150 - средняя молярная теплоемкость контактного газа при 150°C,
Дж/(моль-К) (см. табл. 17); с609 - средняя молярная теплоемкость контактно-
го газа при 609 °C, Дж/(моль-К) (см. табл. 19);
37 095 + 48 957
_ = э	= 43 026 ^/(MOJIb.Ky
Таблица 19
Результаты расчета средней молярной теплоемкости контактного газа при
Т = 882,16 К
Компонент	Мольная доля компонента, п,	Средняя молярная^ те пл ое мкос ть компо - неИ^а<кС^ Дж/(моль-К)	И,-Ci, Дж/(моль-К)
Метанол	0,1727	84,32$ ХЧ	14,561
Формальдегид	0,1879	58,8№Г	11,053
Вода	0,1827_	42.186	7,707
Азот	0,35<^~)р	^=Р>404	12,192
Оксид углерода (IV)	0,02Г^	.««9^2,041	0,680
Оксид углерода (II)		52,799	0,328
Водород		32,532	2,436
Сумма	</><<			48,957
Коэффицивк^ динамической вязкости контактного газа определим по
формуле
Мем _П1-^1
(16)
Г|2-М2 !	! Г|г-Мг.
Рем Hl М-2	Р/
где Мси, М2,..., Mt - относительные молекулярные массы смеси газов и
ее компонентов, кг/кмоль; цси, щ, ц2,..., цг - коэффициенты динамической
вязкости смеси газов и ее компонентов, Па-с; г|р т|2,..., т|г - мольные доли
компонентов в газовой смеси.
91
Результаты расчета коэффициента динамической вязкости контактного
газа представлены в табл. 20 (значения коэффициентов динамической вязко-
сти компонентов контактного газа цг рассчитываем согласно (7)).
Таблица 20
Расчет коэффициента динамической вязкости контактного газа
Компонент	Мольная доля компонента п,	Молекулярная масса компо- нента кг/кмоль	Коэ фф и цие нт дин а- мической вязкости компонента |LLZ, Пас	, Па с Р/	Д-М, кг/кмоль
Метанол	0,1726	32,04	2,130-Ю’5	259672,7	5,53
Формальдегид	0,1880	30,03	2,427-10’5	232584	5,64
Вода	0,1827	18,015	2Д48-10’5	153218,9	3,29
Азот	0,3544	28,013	3,457-10’5	\287147,2	9,93
Оксид углерода (IV)	0,0212	44,01	3,449-10’5	\ХФ95,О4	0,93
Оксид углерода (II)	0,0062	28,01	3,381-16^vZ	^l44,547	0,17
Водород	0,0749	2,016	i,4j$-v(^V	710725,53	0,15
Сумма	1			975588	25,65
им коэффициент ди-
ле (16)
Используя данные табл. 20, по
намической вязкости контактного
_	• ц, _ 25,65
см
нтактного газа:
Принимав критерий Прандтля для двухатомных газов Рг = 0,72, то-
= 16 , Дж/(кгК).
г|;. • М. 975588*
Находим удельную тепло
с -1000
----
м
43,02
гда теплопроводность контактного газа:
Ч	Рем
^1 —	г,	’
Рг
.	1677,20-2,63-10“5	„ /z тгч
А,, =-----------------= 0,0613 Вт/(м-К).
1	0,72
Определим массовую скорость контактного газа в трубном простран-
стве
92
где Smp - площадь сечения трубного пространства подконтактного холо-
дильника, м2 (см. табл. 16);
25198,86	.. 2 ,
W =-----------= 6,36 кг/(м2-с).
3600-1,1	v 7
Коэффициент, учитывающий физические свойства контактного газа
(см. формулу (15), определим по формуле:
А = 17,2-10“3
пр 1
А = 17,2-Ю’3
пр	1
Средний коэффициент теплоотдачи от
но>о газа к стенке трубы
находим по формуле (15)
ос! = 4,835 • 6,360,8 - 0,05-°’2 =38,683
Коэффициент теплоотдачи «к^тёнки^грА бы К кипящему конденсату
определим по формуле
Nu -к2
,
где Nu - критерий Нуссельта: Х2
I - определяющийл^цтамеф» м.
!нлопроводность конденсата, Вт/(м-К);
При 1202
Для выборьМюрмулы, по которой необходимо рассчитывать значение
критерия Нуссельта, нужно знать режим движения конденсата в межтрубном
пространстве. О режиме движения судят по значению критерия Рейнольдса
Re, который в данном случае следует определять по формуле:
Re = В • ф,
(18)
где В - коэффициент, учитывающий теплофизические свойства кипящего
конденсата, м2/Вт; ф - поверхностная плотность теплового потока, Вт/м2.
При 120 °C В = 22,8 -10“б м2/Вт. При тепловой нагрузке
Q = 6314,93 -103 Вт (см. табл. 18) и площади поверхности теплообмена
F - 1070 м2 (см. табл. 16)
93
ф = ^
6314930 -ПП1 оп „ , ,
ср ---------- 5901,80 Вт/м2.
1070
Критерий Рейнольдса (по формуле (18)
Re = 22,8 • 10-6 • 5901,80 = 0,135.
Т.к. Re>10’2, то для определения критерия Нуссельта используем
формулу:
Nu = 0,125 -Re0,65 • Pr20,33 ,	(19)
где Pr2 - критерий Прандтля для конденсата при 120 °C (Рг2=1,43).
Тогда по формуле (19) получаем
Nu = 0,125 -0,1350,65 • 1,430’33 = 0,0382.
По формуле (17) находим коэффициент
кипящему конденсату
0,0382-0,686
а о =---------------т—= 1845 Вт/(м2-К}1
14,2-10”6
Сумма термических сопро
грязнений с обеих сторон
ES
г = к ч-------------
ст 1
ст
где и г2 - термине^
трубы, (м2-К)/Вт^у\5
Вт/(м-К); s - то
от стенки трубы к
(20)
1рот
и
стен
енк
я слоев загрязнений с обеих сторон
т теплопроводности нержавеющей стали,
убы, м (см. табл. 16);
Г0~5 + °’в°35 + 0 00Q172 = 0,00046 (м2-К)/Вт.
По формуле (14) находим коэффициент теплопередачи
1
^7 -	]	= 37,24 Вт/(м2-К).
—-—+ 0,00046+——
38,683	1845
По формуле (13) находим площадь поверхности теплопередачи:
w 6314930	2
F  ------------= 1031 м2.
37,24-164,4
Тогда мы имеем запас площади поверхности теплопередачи
94
( f'} С 1031Л
1-----100= 1---------100 = 3,6%.
I, F)	1070)
Таким образом, в результате расчета поверхности теплопередачи под-
контактного холодильника установили, что последний сможет обеспечить
производительность с запасом поверхности 3,6 %.
5.3. Расчеты вспомогательного оборудования
Все расчеты будем проводить для случая получения продукционного
формалина с массовой долей формальдегида 37% в “мягком” режиме (см.
раздел 5.2).
5.3.1. Расчет спиртоиспарителя
Целью расчета спиртоиспарителя является опре
щего пара и поверочный расчет требуемой п
мена.
Материальный баланс стадии обр
приводится в табл. 5. Техническая
носной греющей камеры), приведе
расхода грею-
гй&ерхности теплооб-
в та
ия метан^З^-воздушнои смеси
ристика спиртоиспарителя (вы-
Таблица 21
(выносной греющей камеры)
Техническая характеристика спййтоиспа
		— Наименование показателя	\	.	> Буквенное обозначение	Численное значе- ние
1. Внутренний диа1йей^м^труб^®го про- странства	—	1,4 м
2. Площадь поверхности теплообмена	F	372 м2
3. Длина трубки	L	4 м
4. Трубки	—	57x3,5 мм
5. Количество трубок	п	520
Исходные данные:
расход жидкого метанола - gCH0H= 380,392 кмоль/ч,
(7СН он -12188,69 кг/ч (см. табл. 5);
расход сухого воздуха - geo3d - 440,637 кмоль/ч (см. табл. 5);
количество паров воды в воздухе -	= 8,528 кмоль/ч (см. табл. 5);
95
количество воды в поступающем метаноле - (7^ 0 = 120,93 кг/ч (см.
табл. 5);
расход метаноло-воздушной смеси - 837,023 кмоль/ч (см.
табл. 5);
температура метанола на входе в аппарат - ^сн,он = 40 °C;
температура метаноло-воздушной смеси на выходе из аппарата -
t =85 °C;
температура воздуха- teo3d = 50 °C;
температура пара - tn = 120°С;
давление парового конденсата - рп= 2,025 кгс/см2;
техническая характеристика спиртоиспари
табл. 21.
Уравнение теплового баланса спиртоис
приведенная в
isl	2s3	^—4	2s5 zznom ’
где Q - тепловой поток жидкого техн
поток воздуха, кВт; Q3 - тепловой
поток метаноло-воздушной смес
рение метанола и воды, кВт;
Находим тепловой поток
<j?CH.OH ‘
где сснон
7)6щем виде
(21)
ского мета
реюще
а, кВт; Q2 - тепловой
ра, кВт; (?4 - тепловой
8еплота, расходуемая на испа-
и в окружающую среду, кВт.
нического метанола Q\
°Н2О ‘ СН2О
3600
 Д'Н;ОН’
ость жидкого метанола, Дж/(моль-К; ссн о
молярная теп
ная теплоемкость воды, кДж/(кг-К);
кость жидкого формальдегида, Дж/(моль-К; СНгО - удель-
л380,392-85,45 0,753-77,97 120,93-4,179 л
<	3600	+	3600	+	3600	,
• 40 = 367,46 кВт.
Находим тепловой поток воздуха
S возд ^возд
3600
• t
в 030 1
где с3')М - средняя молярная теплоемкость влажного воздуха при teo3d - 50 °C,
Дж/(моль-К).
96
449,165- 30,36
<	3600
•50 = 189,40 кВт.
Рассчитаем среднюю молярную теплоемкость метаноло-воздушной
смеси при температуре Тсм =85 +273,16 =358,16 К. Теплоемкости индивиду-
альных соединений вычислим по уравнению (8). Данные о составе метаноло-
воздушной смеси возьмем из табл. 5. Результаты расчета средней молярной
теплоемкости метаноло-воздушной смеси представлены в табл. 22. В табл. 22
сумма значений -с; представляет собой искомую среднюю молярную теп-
лоемкость метаноло-воздушной смеси при заданной температуре.
Таблица 22
Расчет средней молярной теплоемкости метаноло-воздушной смеси при
358,16 К.
Компонент	Мольная доля компонента, rii	Средняя моляо^аяГС теплоемкость компо- нента с. ? ^р^мол ь К)	Дж/(моль-К)
Метанол	0,4545		22,086
Формальдегид	0,0009	< W )) 37Ж0	0,034
Вода	0,0182^	34.146	0,622
Азот	0,1105	гЖВД78	3,303
Кислород		29,214	12,150
Сумма		Q	38,195
поток метаноло-воздушной смеси по формуле
Находи
2 *С
ГЛ _ Q см <
4"	3600
где ссм - средняя молярная теплоемкость метаноло-воздушной смеси,
Дж/(моль-К) (см. табл. 22);
837,023.38,195.85 = Вт.
3600
Находим расход теплоты на испарение метанола и воды
rf
ГСН3ОН • ZCH .QH + (JCH2O • ZCH2O + ^Н2О • ГН2О
3600
97
где rCH он - удельная теплота парообразования метанола, кДж/; гн о - удель-
ная теплота парообразования воды, кДж/кг.
Удельная теплота парообразования воды при 358,16 К равна
2298 кДж/кг.
Для определения удельной теплоты испарения органических соедине-
ний при 0,6 <7^. <1,0 можно использовать корреляцию Питцера, представ-
ленную аналитическим выражением:
= 7,08 • (1 - Т )°’354 +10,95 • w • (1 -Т )°’456,
R • Тг
где ст - фактор ацентричности Питцера.
При температуре 358,16 К имеем
Формальдегид
Метанол
Получаем
12188,69 -1087 + 22,62-
0,
4,426
8,172
93- 229^
^=3760.35 кВт.
500
1087
0,253
0,559
512,6
408
36
Потери тепла Qnom и
формуле (10). Выбрав в качеств
найдем:
осм
8„ =
Тогда
ва ь^^орудованием определяются по
зол^ЙЙ&шного материала асбестовую ткань
/(м2-К),
120-45)
---------г =0,07 м.

г
0 28
=^-21,55.(120 - 45)-10-’=6,47 кВт.
Из уравнения теплового баланса (21) находим тепловой поток греюще-
го пара
Q, = Q. + Q^Qnom-<&-<& =
= 754,84 + 3760,35 + 6,47 - 367,46 -189,39 = 3964,81 кВт.
98
Определяем расход греющего пара
23-3600
Ч =	/----
ГН2О
где гн о - удельная теплота парообразования воды при рп =2,025 кгс/см2,
кДж/кг;
3964,81-3600
2207
= 6467,29 кг/ч.
Тепловой баланс спиртоиспарителя представлен в табл. 23.
Таблица 23
Тепловой баланс спиртоиспарителя
Приход			Рас^ц		
Т епловой поток	Значе- ние, кВт	Доля, %	Тепловой пото^	значение, )®т	Доля, %
Тепловой поток мета- нола	367,46	8,13	Тепловой ноло-в(^шЦ1ои\£ме- СИ /к	754,84	16,70
Тепловой поток возду- ха	189,39	4,19	Wnip^TpaTbi н? ис-	3760,35	83,16
Тепловой поток грею- щего пара	3964,81		Теилопотщи окру- ^бщ^а^ду	6,47	0,14
Всего	4521,66		Вс^©4	4521,66	100
Выполним поверо
Необходимую пл оф
формуле
Т KT-Atcp
пощади поверхности теплопередачи,
теплопередачи будем вычислять по
(22)
где FT - площадь поверхности теплообмена, м2; Q - тепловая нагрузка, Вт;
Кт - коэффициент теплопередачи, Вт/(м2-К);	- средняя разность темпе-
ратур (температурный напор), °C.
Расчет будем проводить по зонам нагрева метанола от 40 °C до 85 °C и
испарения его при 85 °C.
Тепловая нагрузка аппарата по зоне нагрева
Q1 ' ({см ~ Дн,он)' Ю00
Qh =--------------,
^сн.он
99
367,46.(85-40).1000 =413392 Вт
н	40
Тепловая нагрузка аппарата по зоне испарения
QH = Q5 -1000= 3760350 Вт.
Температурная схема теплообмена
120° С <--ВОДЯНОЙ ПАР---120О с
40°С МЕТАНОЛ >85° С -^85 °C
ч_________v\v/
зона нагрева зона испарения
Средняя разность температур в зоне нагрева:
(С ~ С’Н .ОН ) ~ (С ~ Си )
In п Сн3Он)
(/ -t )
_ v п см7 J
(120-40)-(120-85)
Л/
(120-40)
1
т
= 54
oq
In
_(120-85)_
Средняя разность температур в
Л
ср	^см ’
=120-85 = 35 °C.
Коэффициенты теплопё
- сумма
еплоотдачи от греющего пара к стенке тру-
термических сопротивлений стенки трубы,
е^спарени^г

ачи б
ределять по формуле (14)
где oq - средн
бы, Вт/(м2-
(м2-К)/Вт; а2 - едний коэффициент теплоотдачи от стенки трубы к кипя-
щему метанолу, Вт/(м2-К).
Найдем среднюю температуру для метанола
—	_ Сн.он + ^_см _ 40 + 85 _
ч’н.он—	2	—	2	”” %э с.
Данные о теплофизических параметрах воды, водяного пара и метано-
ла при соответствующих температурах находим по справочнику
Для метанола при /CHj0H - 40 °C:
плотность Рсн3он = 774 кг/м3.
100
Для метанола при tm = 85°C:
плотность жидкого Рен он = 730,5 кг/м3;
плотность газообразного Рсн он(г) -2,47 кг/м3;
удельная теплота парообразования гсн он = Ю87-Ю3 Дж/кг;
поверхностное натяжение стсн он = 17,13-Ю’3 Н/м;
коэффициент динамической вязкости Цсн3он - 277,5 -Ю”6 Па-с;
коэффициент теплопроводности АсНзон = ОД 87 Вт/(м-К).
Для метанола при t* nu = 62,5°C:
плотность PchjOh - 254 кг/м3;
коэффициент динамической вязкости Цсщон 3
коэффициент теплопроводности А62^ОН
удельная теплоемкость С6^3ОН = 2777
критерий Прандтля Рг = 5,08 .
Для воды при tn = 120 °C:
плотность р„„ =943 кг/
Пас;
•rH2o‘g
Рн2О
Рн2о
коэффициент динамиче
коэффициент тепл
удельная те
Коэффицие
стенке трубы в
oq =1,21 - A,]
'Н2О
вя	= 231-Ю’6 Па-с;
однос^^о = 0,686 Вт/(м-К);
ния г„ п = 2207 -Ю3 Дж/кг.
тд от конденсирующегося водяного пара к
будем находить по формуле
1
1
•ср 3,
(23)
где g = 9,81 м/с2, ускорение силы тяжести; ср - поверхностная плотность те-
плового потока, Вт/м2.
Согласно формуле (23) имеем
oq =1,21 -0,686-
i_
9432-2207-Ю3-9.81 V
231-Ю’6-4
_1_	_i_
•ф ^ =2,284-105 • ф \
(24)
101
Коэффициент теплоотдачи от стенки трубы к потоку метанола (в зоне
нагрева) определим по формуле:
„ Nu • Al2’3
п	Url 3Url
0С2 -------------
(25)
критерий Нуссельта; d - внутренний диаметр трубки, м (см.
где Nu -
табл. 21).
При
®сн3он = 0’05 М/с, критерий Рейнольдса равен:
D ®сн3он' ‘ Рсн3он 0,05-0,05-754
ке —------777------—--------------— DUO.
367-10’6
скорости движения метанола в трубном пространстве
af — b-
отоку метанола (в зоне
он
ыи
ки
ц62’5
Нен, он
Режим движения - переходный, следовательно,х^ритерий Нуссельта
будем находить по формуле:
Nu = 0,008 • Re09 • Рг°43 = 0,008 • 5136°9
Коэффициент теплоотдачи от стенки
нагрева) определим по формуле (25)
я 35,2-0,205 1/М Qn/
ос9 =---------------= 144,3 Вт/
2	0,05
Коэффициент теплоот
зоне испарения) будем опре
где Ъ
по фо
ы к кипящему метанолу (в
(26)

фициент; Ткип - температура кипения, К
= 85 + 273,16 = 358,16 К).
(^«и =*« + 27$
Так как эта формула справедлива лишь при умеренной плотности теп-
лового потока (менее 0,4- ср ), то рассчитываем критическую поверхност-
ную плотность теплового потока по формуле:
0 1/1	/ 85	4 /	85
=о,1+ф ^сн.он ' уРсн3он(г) ’ устсн3он ’ S ' Рсн3он ’
фАр =0,14-1087-103 -Т2Д7-^17,13-10’3-9,81-730,5 = 796100 Вт/м2,
0,4 • фкр = 0,4 • 796100 = 318440 Вт/м2.
Поверхностная плотность теплового потока для имеющегося спирто-
испарителя:
102
(27)
i 3760350 ininQ лп D , 2
Ф  ---------= 10108,47 Вт/м2.
372
Так как ср7 «0,4 -фкр, то, следовательно, принятая для расчета af фор-
мула применима.
Коэффициент Ъ определим по формуле:
b = 0,075 •
2
f о85 А 3
НСН3ОН
ч РсН3ОН(г) “У
Ь = 0,075 •
1 + 10-
Согласно формуле (26) имеем
af =0,0919-
277,5-10’6-17,13,
Сумма термических сопрр
грязнений с обеих сторон (см.
У г = 0,00018+°’°°?1к+0,
ст 7	1
1
2
Из ОСНОВНОЕ^
уравнения аддит
дует:
= 0,0919.
2,47-1
(0,187)2-730,5
(28).
_2
( 730,5 Уз
сте
03*^00074 (м2-К)/Вт.
<>
передачи (см. формулы (22) и (27) и
их сопротивлений (см. формулу (14) сле-
8
1	М	1	1
— = —=-------------------г + 0,00074 +------у,	(29)
Кт ф	2,28411-105-ф3	2,16-ф3
где ос2 = ocf.
Подставим в формулу (29) значение А?" =35 °C и запишем ее в сле-
дующем виде:
у = 4,378 • 10“6 • ф1’33 + 0,00074 • ф + 0,463 • ф0’33 -35 = 0.
103
Принимаем ф1 = 20000 Вт/м2, тогда:
J4 = 4,378 • 10-6 • 200001’33 + 0,00074 • 20000 + 0,463 • 2ОООО0’33 -35 = -5,74.
Принимаем <р2 = 40000 Вт/м2, тогда:
у2 = 4,378- КГ6 • 400001’33 + 0,00074-40000+ 0,463-4ОООО033 - 35= 15,666.
Истинное значение поверхностной плотности теплового потока при
у = 0:
<р= <р2 -уг 11 - 40000-15,666 - 40000 20000 - 25363 Вт/м2.
Ф ф2 - У2-у,	15,666-(-5,74)
Коэффициент теплоотдачи от конденсирующегося водяного пара к
стенке трубы (см. формулу (24)
at = 2,284 • 105 • ф’? = 2,284 • 105 • 25363"? = 7774
Коэффициент теплоотдачи от стенки трубы
зоне испарения) (см. формулу (28)
af = 2,16 • ф? = 2,16 • 25363? = 186
Коэффициент теплопередачи
'т
л
т
----+0,00074+
у 7774
Коэффициент теплопере
—+0,
7774 ‘
Площадь
2-К).
«=712 Вт/(м2-К).
т/(м2-К).
.ему метанолу (по
е натре вйТЩг формулу (14)
нагрева (см. формулу (14)
бмена (см. формулу (22)
413392	3760352	,
--------+--------= 210 м2.
128-54,4 712-35
Тогда, имеем запас площади поверхности теплопередачи
•100% =
21(Г
372?
•100% = 43,5 %.
Таким образом, в результате расчета поверхности теплопередачи спир-
тоиспарителя установили, что последний сможет обеспечить новую произ-
водительность с запасом поверхности 43,5%.
Выбор такого большого запаса площади поверхности теплопередачи
объясняется тем, что при расчете процесса теплопередачи для случая кипе-
104
ния жидкости отклонения экспериментальных данных от рассчитанных по
формуле (26) лежат в пределах ±35%, кроме этого, возможно попадание воз-
духа в кипящий метанол, что резко снижает коэффициент теплопередачи.
5.3.2. Расчет перегревателя
Перед подачей в реактор метаноло-воздушная смесь в перегревателе
поз. Г8 перегревается до 90 4-145 °C паром 6,3 кгс/см2, подаваемым в меж-
трубное пространство, для предотвращения конденсации и попадания жид-
кого метанола на катализатор, который при этом зауглероживается и снижа-
ет свою активность.
Целью расчета перегревателя является определение расхода греющего
пара и поверочный расчет требуемой площади поверхности теплообмена.
Таблица 24
Т ехн ич еская хара ктери стика п ерегре в ателя
Наименование показателя	у	Буквенное обозначен!^?	Численное значе- ние
1. Внутренний диаметр межтру^ЭЗ^г пространства	)	к ДХ	1,0 м
2. Площадь поверхности тепл<^5^на%		235 м2
3. Длина трубки	^7	4,0 м
4. Площадь сечения трубн/бГОх^остра^!^ ства	хг/	С ^тр	0,259 м2
5. Трубки	—	25x2,0 мм
6. КоличестввРпз^^Ж4	П	747
Исходные данные:
расход метаноло-воздушной смеси - gr= 837,023 кмоль/ч (см.
табл. 5);
состав метаноло-воздушной смеси см. в табл. 5;
температура метаноло-воздушной смеси на входе в перегреватель -
=85°;
температура метаноло-воздушной смеси на выходе из перегревателя
-Z2 = 145°C;
температура пара - tn= 160 °C;
105
давление пара - рп = 6,3 кгс/см2;
Уравнение теплового баланса перегревателя в общем виде
й+е„=е,+е,,	(зо)
где Q{ - тепловой поток метаноло-воздушной смеси на входе в перегрева-
тель, кВт; Q2 - тепловой поток метаноло-воздушной смеси на выходе из пе-
регревателя, кВт; Q3 - теплота, подводимая конденсирующимся паром, кВт;
Qnom -теплопотери в окружающую среду, кВт.
Для определения теплового потока метаноло-воздушной смеси на вхо-
де в перегреватель Qx рассчитаем среднюю молярную теплоемкость метано-
ло-воздушной смеси при температуре Г2 = 85 +273,16 = 358,16 К. Данные о
составе метаноло-воздушной смеси возьмем из табл. У зультаты расчета
средней молярной теплоемкости метаноло-воздуш$ю
табл. 25.
представлены в
Таблица 25
Результаты расчета средней молярнойд^еплое	полетайоло-воздушной
смеси Т = 358,16 К
Компонент	Мольная доля > комп оне нта т| J.	Средняя молярная тепло- X )) ^Хш^ость^мьшонента с., л(0№&(моль-К)	ч - с- Дж/(моль-К)
Метанол	0,45^	48,600	22,086
Формальдегид	с„ооо9) 	37,583	0,034
Вода	0,0182	34,146	0,622
Кислород		29,878	3,303
Азот	> 0,4159	29,214	12,150
Сумма	1,0000		38,195
Находим тепловой поток метаноло-воздушной смеси на входе в пере-
греватель
И 3600 ’
где с - средняя молярная теплоемкость метаноло-воздушной смеси,
Дж/(моль-К) (см. табл. 25);
„ 837,023-38,195-85	„
О. =-----------------= 754,844 кВт.
1	3600
106
Для определения теплового потока метаноло-воздушной смеси на вы-
ходе из перегревателя рассчитаем среднюю молярную теплоемкость ме-
таноло-воздушной смеси при температуре Т2 =145 + 273,16 =418,16 К. Дан-
ные о составе метаноло-воздушной смеси возьмем из табл. 5. Результаты
расчета средней молярной теплоемкости метаноло-воздушной смеси пред-
ставлены в табл. 26.
Таблица 26
Результаты расчета средней молярной теплоемкости метаноло-воздушной
смеси Т = 418,16 К
Компонент	Мольная доля ком- понента г|г.	Средняя молярная те- плоемкость компонен- та с , Дж/(молыКг\	пг-с, Дж/(моль-К)
Метанол	0,4545	53,2^\(С^	24,218
Формальдегид	0,0009		0,036
Вода	0,0182	'з^б^	0,631
Кислород	0,1106	30,402^4	3,361
Азот	0,4159	29,#ЙУ	12,198
Сумма	1,0000	, ))" Як		40,444
смеси на выходе из не-
Находим тепловой поток
регревателя
g.-с-Г
3600 JO
где с - ср
Дж/(моль-К) (сл!:
ярн еплоемкость метаноло-воздушной смеси,
лЙцу 21);
837,023^38,195-145 1ада<1 о
= 1363,51 кВт.
3600
Потери тепла Qmm изолированным оборудованием определяются по
формуле (10). Выбрав в качестве изоляционного материала асбестовую ткань
найдем:
ам =9,30 + 0,058-45 = 11,91 Вт/(м2-К),
\-0.,.-ULo,28.(12O-45) =
11,91.(45-20)
Тогда
107
F = 71
и
D |
D -L + 2-----=3,14
cp 4	’
1 Cr i
1,07-4,0 + 2- — =15,00 m2 и
4 )
0 28
=3^' 15 (160-45) 10"’ =6,90 кВт.
Из уравнения теплового баланса (формула (30)) находим тепловой по-
ток греющего пара
2з = а + Qnom - а = 1363,51 + 6,90 -754,84 = 615,57 кВт.
Определяем расход греющего пара:
г’
ГН2О
удельная теплота парообразования воды
n
гДе гн2о
кДж/кг;
„ 615,57-3600 1ПАП20 ,
G ---------------- 1060,82 кг/ч.
”	2089
Тепловой баланс перегревателя i
pn =6,3 кгс/см2,
;ставле табл. 27.
Таблица 27
!ЛЯ
Тепловой балаЗ
Приход	У			Т	ф	Д	 /	(О)»	Расход		
Тепловой поток	Значе->\ ние, кВтх	/ДОЛЯ,	^^гЙ»вой поток	Значе- ние, кВт	Доля, %
Тепловой поток мета- ноло-воздушной смеси		55Д8	> Тепловой поток ме- таноло-воздушной смеси	1363,51	99,50
Тепловой поток кдеадх щего пара	615,5/	44,92	Теплопотери в ок- ружающую среду	6,90	0,50
Всего	'v	1370,41	100	Всего	1370,41	100
Выполним поверочный расчет площади поверхности теплопередачи.
Целью этого расчета является определение необходимой площади поверхно-
сти теплопередачи перегревателя.
Необходимую площадь поверхности теплопередачи будем вычислять
по формуле (13)
р -
± т —	ъ
Кт-кр
108
где FT - площадь поверхности теплообмена, м2; Q - тепловая нагрузка, Вт;
Кт - коэффициент теплопередачи, Вт/(м2-К); А/ср - средняя разность темпе-
ратур (температурный напор), °C.
Температурная схема теплообмена
85 0^2 М ЕГ АНОЛО-В 03 ДУ ШНАЯ С МЕСТ» ^, | /| g
160 °C КОНДЕНСИРУЮЩИЙСЯ ПАР > | oq
Определим среднюю разность температур
(А -/)-(/-/) (160 - 85) - (160 -145)
Аг
ф
In	G1 -с) _(с—с)_	In	(160 — 85) ~ (160-145) _	
37,28 °C.
Коэффициент теплопередачи будем определять по феруле (14)
„ (1 v 1 Y1
kai	°C )
где о^ - средний коэффициент теплоотдачи
стенке трубы, Вт/(м2-К); 's^rcm - сумма
трубы, (м2-К)/Вт; а2 - средний коэ
конденсирующемуся пару, Вт/(м/
Средний коэффициент
стенке трубы будем определять п
ai = 4z^-°-2
воздушной смеси к
р
ческих сопротивлений стенки
те пл отдач и от стенки трубы к
тд
чит
етаноло-воздушной смеси к
(31)
❖
щий физические свойства метаноло-
ературе; W - массовая скорость метано-
 - 2 -
воздушной см	едне
ло-воздушной сХ^зТ^трубном пространстве, kt/(mz-c); d - внутренний диа-
 
метр трубы, м (см.^абл. 24).
Теплофизические параметры метаноло-воздушной смеси будем нахо-
дить при средней температуре
t =t1+t^= 85 + 145 =П5 с
ф 2	2
Рассчитаем среднее значение молярной теплоемкости метаноло-
воздушной смеси для интервала температур 85 +145 °C
— _ С85 +С145
2	’
109
где с85 - средняя молярная теплоемкость метаноло-воздушной смеси при
85°C, Дж/(моль-К) (см. табл. 25); с145 - средняя молярная теплоемкость ме-
таноло-воздушной смеси при 145 °C, Дж/(моль-К) (см. табл. 26);
38 195 + 40 444
F =	-----= 39,319 Дж/(моль-К).
Коэффициент динамической вязкости метаноло-воздушной смеси оп-
ределим по формуле (16).
Результаты расчета коэффициента динамической вязкости метаноло-
воздушной смеси представлены в табл. 28 (значения коэффициентов дина-
мической вязкости компонентов контактного газа д рассчитываем согласно
(7).
Таблица 28
здушной смеси
Расчет коэффициента динамической вязкости
Компонент	Мольная доля ком- понента Г|.	Молекуляр- ная масса компонента м., << 1	\ кг/км^Дь>\	динамЬжской /вязкости комш^ ^гента ц;,Иа-с	т|. • 2И. Ю Пас	Г|;. ‘ кг/кмол ь
Метанол	0,4545		)	1113779	14,56
Формальдегид	0,0009	30.03	_^2110-5	1777	0,027
Вода	0,0182		2x298-10’5	25274	0,328
Кислород	0,1106	32,00 ^	2,830-10’5	125000	3,535
Азот	0^41^	j) 28 лА о	2,423-10’5	480899	11,65
Сумма				1746730	30,10
Исполь^Хданйые табл. 28, по формуле (16) находим коэффициент ди-
намической вязкости метаноло-воздушной смеси:
М -ц.	30,10
СМ ~ I   _7
ц = —— ' 1  ------:---= 1,723 • 10 5 Па-с.
см	1746730
Находим удельную теплоемкость метаноло-воздушной смеси:
-с-1000
мсм
- 39 319-1000
с= ЭУГЭ1У_НДЮ=13О6 10 Дж/(крК)
30,10
ПО
Принимаем критерий Прандтля для двухатомных газов Рг = 0,72, то-
гда теплопроводность метаноло-воздушной смеси:
Рг
.	1306,10-1,723 IO-5	_
A.J =-----Q~72--------=0,0313 Вт/(м-К).
Определим массовую скорость метаноло-воздушной смеси в трубном
пространстве
1К =----1---,
3600-^
где S - площадь сечения трубного пространства поД^нтактного холо-
дильника, м2 (см. табл. 24);
25198,86	// 2 \
W =--------—=23,60 кг/(м2-с).
3600-0,3
Коэффициент, учитывающий физ
(см. формулу (15), определим по форму
Рг
А =17,2-Ю’3
пр	1
А =17,2-Ю’3
пр 1
Средний коэ
находим по форму
дачи от контактного газа к стенке трубы
иства контактного газа
ские
0,0313
теп
oq = 3,46•	^0,02Р’2 =93,96 Вт/(м2-К).
Коэффициент теплоотдачи от конденсирующегося водяного пара к
стенке трубы высотой Н будем находить по формуле
а2 = 2,04 -sz • 4
(32)
^Н2О ‘ Рн2О ' ГН2О
Рн2о '	' Н
где sf - поправочный коэффициент, учитывающий зависимость физических
свойств конденсата от температуры (для воды s?=l); ZHzO - коэффициент
теплопроводности конденсата, Вт/(м-К); рНг0 - плотность конденсата, кг/м3;
гн2о _ теплота конденсации водяного пара, Дж/кг; цНгО - динамический ко-
111
эффициент вязкости конденсата, Па-с; А? - разность температур конденса-
ции и поверхности стенки, К.
ос2 = 2,04-1-4
0,6833-9072 • 2089	/11^1 „ /z , тгч
-------------------= 4171 Вт/(м2-К).
1,74-10^-(160-115)-4
Сумма термических сопротивлений стенки трубы с учетом слоев за-
грязнений с обеих сторон согласно (20):
ES
г = /; н---h к,,
cm 1	2 ’
ст
где и г2 - термические сопротивления слоев загрязнений с обеих сторон
трубы, (м2-К)/Вт; кст - коэффициент теплопроводности нержавеющей стали,
Вт/(м-К); 5 - толщина стенки трубы, м (см. табл. 24).
У г = 8,62  10-’ +	+ 0,000172 = 0,0003£ (
По формуле (14) находим
—^— +0,00037 + —
93,96	4171
По формуле (13) находим
615,56.10^186
88,9-37,28
Тогда мы имеем запас плб
,9 Вт/(^-К).
т
ди
рхности теплопередачи
дачи
гревателя ус
дителеность с з
расчета поверхности теплопередачи пере-
, что последний сможет обеспечить заданную произво-
асом поверхности 20,9 %.
112
Литература
1.	Иванов Г.Н., Лопатинский В.П. Основные методы расчета промыш-
ленных реакторов. Учебное пособие. - Томск: Изд. ТПУ, 1985. - 69 с.
2.	Иванов Г.Н., Сутягин В.М. Основные методы расчета химических ре-
акторов. Учебное пособие. - Томск: Изд. ТПУ, 1986. - 89 с.
3.	Иванов Т.Н. Основы проектирования и оборудование предприятий ор-
ганического синтеза. Учебное пособие.-Томск: Изд. ТПУ, 1991. - 112
с.
4. Бочкарев В.В., Ляпков А.А. Оптимизация химико-технологических
процессов органического синтеза. Сборник примеров и задач. - Томск:
Изд. ТПУ, 1998.- 112 с.
5.
6.
7.
8.
9.
10.
11.
12.
13.
14.
омышленности. -
Михаил Р., Кырлогану К. Реакторы в химической
Л.: Химия, 1968.-388 с.
Флореа О., Смигельский О. Расчеты по проц^са
ческой технологии. - М.: Химия, 1971. - 448 c.f>^
Методы моделирования каталитически
цифровых вычислительных машинах. -
Павлов К.Ф., РоманковП.Г., Носков
цессов и аппаратов химической те
Иоффе И.Л. Проектирование
нологии. - Л.: Химия, 1991.^
Гутник С.П., Сосонко В
нического синтеза. - М.:
БалайкаБ., Сикора К.
промышленности.
Перри Дж. Си
мия, 1969.
Рид Р.,
Химия, 1
Справочник>$имика. В 3-х томах. Т. 1. - М.: ГХИ, 1963. - 1071 с.
аратам хими-
ия,
ы
роц&ссбв на аналоговых и
ука, 1972. - 150 с.
. Примё£)ы ^задачи по курсу про-
и.-Л.:	ия, 1981. - 560 с.
атов химической тех-
и а
счеты по технологии орга-
2 с.
обмена в аппаратах химической
962.-351 с.
а-химика. В 2-х томах. Т. 1. - М.: Хи-
ж., рвуд Т. Свойства газов и жидкостей. - Л.:
2 с.
113
Георгий Николаевич Иванов
Алексей Алексеевич Ляпков
Валерий Владимирович Бочкарев
РАСЧЕТЫ РЕАКЦИОННОЙ
АППАРАТУРЫ ХИМИЧЕСКИХ
1ПЧ)ИЗВО''“
едактор Р.Д. Игнатова
Учебноешособ
доцент, к.х.н. В.Т. Новиков
Подписано к печати12.03.2002.
Формат 60x84/16. Бумага офсетная.
Плоская печать. Усл. печ.л. 6,63. Уч. изд.л. 6.
Тираж 150 экз. Заказ №	. Цена С.12.
НПФ ТПУ. Лицензия ЛТ № 1 от 1 8.07.9 4.
Типография ТПУ. 634034, Томск, пр. Ленина, 30.
114