Алгоритм розрахунку реактора та теплообмінника

 

1. За допомогою програми GAZO.EXE знаходимо необхідний час контакту для досягнення заданого ступеню очищення для низькотемпературного режиму базового варіанту схеми.

2. Знаходимо середню температуру в реакторі газоочищення по формулі:

, °С. (15.2)

 

3. Розраховуємо об’єм сдувки за робочих умов:

 

, м³/год; (15.3)

 

так як  ≈ 1, то рівняння (15.3) прийме вид

, м³/год. (15.4)

 

4. Розраховуємо об’єм каталізатору, що необхідне для забезпечення отриманого часу контакту:

 

, м³. (15.5)

 

5. Знаходимо затрати на каталізатор, якщо вартість 1 м³ каталізатору ІКТ становить 70000 грн.

 

, грн. (15.6)

 

6. Розраховуємо об’єм реактора газоочищення, з урахуванням коефіцієнту заповнення реактора каталізатором, який попередньо приймаємо рівним 0,75:

 

, м³. (15.7)

7.
Знаходимо витрати на реакційну камеру для вертикального, якщо вартість 1 м³ реакційного простору апарату становить 37000 грн.

 

, грн. (15.8)

 

8. Знаходимо масовий поток сдувки, як суму масових потоків кожного з компонентів суміші:

 

, кг/год. (15.9)

 

9. По формулі (15.10), розраховуємо кількість тепла, що передається через стінку теплообмінника:

 

, Вт; (15.10)

 

де = 1020 Дж/(кг·К) - теплоємність газової суміші;

= 25°С - температура потоку сдувки, яка прямує на очищення.

10. Складаємо тепловий баланс теплообмінника, з урахуванням 3% втрат теплоти та знаходимо звідси температуру очищеного потоку сдувки на виході в атмосферу.

 

; (15.11)

; (15.12)

, °С. (15.13)

 

11.
Складаємо температурну схему теплообмінника:

 

Холодний потік, що направляється в реактор:

 Гарячий потік після реактору газоочищення:

 

12. Знаходимо ДT_сер по формулі (15.14):

 

, °С.; (15.14)

 

13. Далі розраховуємо необхідну поверхню теплообміну:

 

, м²; (15.15)

 

де k = 10 Вт/(м²·К) - орієнтований коефіцієнт теплопередачі для теплообмінника (для системи газ-газ).

14. При вартості 1 м² поверхні теплообміну 950 грн. знаходимо сумарні затрати на теплообмін:

 

. (15.16)

 

15. Сумарні капітальні витрати складаються з витрат на реактор та теплообмінне обладнання. З урахуванням того, що в хімічній промисловості строк окупає мості обладнання встановлено у межах сьоми років, то нормативний коефіцієнт амортизаційних відрахувань приймемо рівним А_н = 0,15.

. (15.16)

 

Оскільки методика розрахунку підходить для всіх варіантів процесу газоочищення така сама, то в курсовій розрахунки не приводяться, а результати розрахунків наведені в таблицях 15.1, 15.2 та 15.3.

 

Таблиця 15.1 Результати розрахунків блоку газоочищення в базовій точці

Параметри устаткування	Варіанти робочої схеми
Об’ємний поток сдувки, м^3/с	0,491
Концентрація СО, % (об.)	3,056
Реактор газоочищення
Режим роботи	НТ	СТ	ВТ
Температура на вході, єС	300	379,30	408,3
Температура на виході, єС	576,7	656,01	685,01
Ступінь перетворення, %	0,995	0,995	0,995
Час контакту, с	1,244	0,6582	0,5545
Об’єм каталізатору, м^3	0,6108	0,3232	0,2723
Вартість каталізатору, грн.	42756	22624	19061
Об’єм реактора, м^3	0,8726	0,4617	0,389
Вартість реактору, грн.	32286,2	17082,9	14393
Теплообмінник
Температура tкін, °С	288,3	285,931	285,061
Середня різниця Дtсер, °С	272,5	271,32	271,32
Теплове навантаження, кВт	177,352	227,58	245,95
Поверхня теплообміну, м^2	65,37	83,88	90,65
Вартість теплообмінного обладнання, грн.	62101,5	79686	86117,5
Капітальні витрати, грн.	14158,155	14515,335	15076,58
Економічний критерій	56914,155	37139,335	34137,58

 

Таблиця 15.2 Результати розрахунків блоку газоочищення в точці оптимальної області

Параметри устаткування	Варіанти робочої схеми
Об’ємний поток сдувки, м^3/с	0,466
Концентрація СО, % (об.)	2,615
Реактор газоочищення
Режим роботи	НТ	СТ	ВТ
Температура на вході, єС	300	400	460
Температура на виході, єС	536,77	636,77	696,77
Ступінь перетворення, %	0,995	0,995	0,995
Час контакту, с	1,529	0,6230	0,4465
Об’єм каталізатору, м^3	0,7125	0,2903	0,2081
Вартість каталізатору, грн.	49875	20321	14567
Об’єм реактора, м^3	1,018	0,4147	0,2973
Вартість реактору, грн.	37666	15343,9	1100,01
Теплообмінник
Температура tкін, °С	248,37	245,37	243,57
Середня різниця Дtсер, °С	232,57	231,07	230,17
Теплове навантаження, кВт	168,319	228,433	264,501
Поверхня теплообміну, м^2	72,78	98,77	114,37
Вартість теплообмінного обладнання, грн.	69141	93831,5	108651,5
Капітальні витрати, грн.	16021,05	16376,31	16462,73
Економічний критерій	65896,05	36697,31	31029,73

 

Таблиця 15.3 Результати розрахунків блоку газоочищення в оптимальній точці

Параметри устаткування	Варіанти робочої схеми
Об’ємний поток сдувки, м^3/с	0,463
Концентрація СО, % (об.)	2,552
Реактор газоочищення
Режим роботи	НТ	СТ	ВТ
Температура на вході, єС	300	405	468
Температура на виході, єС	531,06	636,08	699,07
Ступінь перетворення, %	0,995	0,995	0,995
Час контакту, с	1,271	0,6110	0,4322
Об’єм каталізатору, м^3	0,5885	0,2829	0,2001
Вартість каталізатору, грн.	41195	19803	14007
Об’єм реактора, м^3	0,8407	0,4041	0,2859
Вартість реактору, грн.	31105,9	14951,7	10578,3
Теплообмінник
Температура tкін, °С	242,66	239,53	237,63
Середня різниця Дtсер, °С	226,86	225,306	224,35
Теплове навантаження, кВт	167,235	229,948	267,576
Поверхня теплообміну, м^2	74,16	101,97	118,66
Вартість теплообмінного обладнання, грн.	70452	96871,5	112727
Капітальні витрати, грн.	15233,685	16773,48	18495,795
Економічний критерій	56428,685	36576,48	32502,795

 

З таблиць 15.1-15.3 бачимо, що найоптимальнішим варіантом є високотемпературний режим у оптимальній точці. Оскільки в базовому варіанті висока концентрація СО у сдувці (3,056 % об.), то кількість каталізатору, що необхідна для досягнення потрібного ступеню очищення 99,5% буде набагато більша ніж для режимів в оптимальній точці.

З таблиць 15.1-15.3 бачимо, що при НТ режимі маємо великі витрати на придбання каталізатору та на реакційну камеру, але необхідна менша поверхня теплообміну у порівнянні з іншими режимами. При ВТ режимі навпаки - менше витрат на каталізатор та на реакційну камеру і більше витрат на забезпечення необхідної поверхні теплообміну.

 

ВИСНОВКИ

 

В даній курсовій роботі для процесу окислення метанолу в формальдегід на окисних каталізаторах було проведено розрахунок і аналіз показників роботи ХТС із заданими технологічними параметрами та розробка пропозицій по оптимізації роботи схеми з метою поліпшення її техніко-економічних показників.

Спочатку було розраховано параметри трьохшарового адіабатичного реактора за умовами базового варіанту, тобто при концентрації метанолу - 2,49 моль/м³, кисню - 3,0 моль/м³ та води - 1,2 моль/м³, а також при діаметрах часток каталізатору по шарам: 6 мм, 5 мм і 4 мм відповідно. Крім розрахунку реактора було проведено розрахунок схеми процесу отримання формаліну окисленням метанолу. В результаті розрахунку схеми процесу для базового варіанта була знайдена нова (уточнена) концентрація води, яка склала 0,677 моль/м³. Після отримання уточненої концентрації води було знов розраховано реактор для проведення процесу, але вже з новою водою. Отже ступінь перетворення, що досягається в реакторі по базовому варіанту становить 0,992, оптимальний час контакту - 0,735 с, а вихід продукту - 0,911.

В наступному розділі за методом Бокса-Уілсона була проведена оптимізація роботи схеми з метою поліпшення техніко-економічних показників. При пошуку оптимальної області були визначені нові концентрації з урахуванням обмеження по співвідношенню концентрацій метанолу та кисню: метанол - 2,69 моль/м³ та кисень - 2,966 моль/м³. При цьому критерій оптимальності вдалося знизити з 725,56 до 680,92 у порівнянні з базовою точкою.

З метою оптимізації параметрів адіабатичного реактора була збільшена пористість каталізатору, а також змінені діаметри каталізатору в цих шарах, тобто діаметри зерен каталізатора в подальшому розрахунку складають 6 мм, 5 мм, 4 мм відповідно. Після заходів, щодо покращення технологічних параметрів за рахунок конструктивних змін в реакторі було проведено розрахунок зміненого реактора за умовами знайденої точки оптимальної області. Параметри реактора в точці оптимальної області: ступінь перетворення становить 0,992, вихід продукту - 0,9245 та час контакту - 0,631 с. Після розрахунку реактора було проведено розрахунок схеми процесу.

Далі без конструктивних змін реактора в оптимальній точці, але з новими концентраціями метанолу та кисню було розраховано трьохшаровий адіабатичний реактор. Його параметри роботи: ступінь перетворення становить 0,992; вихід продукту - 0,9265, час контакту - 0,756 с. Отже в цій точці в порівнянні з базовим варіантом вдалося: зменшити об’ємний потік сдувки на 98,56 м³/год або на 5,91%; зменшити об’ємний потік рециклу на 995,904 м³/год або на 12,18%; зменшити завантаження каталізатора в реактор на 1,287 м³ або на 40,6%; зменшити витрату метанолу на 0,5 кмоль/год або на 1,72%, а також зменшити зміст СО у сдувці на 0,00504 мольні частки, або на 19,75% (відносні). Всі ці зміни досягаються майже без додаткових капітальних витрат і покращують економічні показники установки.

Оскільки у складі здувки міститься якась кількість токсичного оксиду вуглецю то після проведення заходів щодо оптимізації самого реактора і схеми у відношенні до реактора було проведено розрахунок адіабатичного реактору каталітичного газоочищення для трьох варіантів роботи схеми при низько-, середньо- та високотемпературному режими роботи реактора газоочищення.

За результатами розрахунків найкращим варіантом за економічними показниками виявився високотемпературний режим для оптимальної точки, тут сумарні витрати склали 34137,58 грн., тоді як для базового варіанту при тому ж режимі - 32502,795 грн. Оскільки в базовому варіанті висока концентрація СО у сдувці (3,056 % об.), то кількість каталізатору, що необхідна для досягнення потрібного ступеню очищення 99,5% буде набагато більша ніж для режимів в оптимальній точці.

При НТ режимі маємо великі витрати на придбання каталізатору та на реакційну камеру, але необхідна менша поверхня теплообміну у порівнянні з іншими режимами. При ВТ режимі навпаки - менше витрат на каталізатор та на реакційну камеру і більше витрат на забезпечення необхідної поверхні теплообміну.