Розрахунок реактора і схеми за даними базового варіанта з уточненою концентрацією води

 

Тепер необхідно розрахувати технологічні параметри адіабатичного реактора і безрозмірні параметри процесу одержання формальдегіду окислюванням метанолу на окисних каталізаторах з уточненою концентрацією води.

Отже, ввівши початкові дані для розрахунку першого шару з урахуванням зміненої концентрації води та виконавши його на ПЕОМ, отримали наступні данні (таблиця 10.5).

 

Таблиця 10.5 Розрахунок першого шару реактора з уточненою концентрацією води

№ТвхСмСфСвСкТвихХSelфк
1	220,0					233,956	0,047	0,978	0,091
2	220,0					250,278	0,102	0,975	0,157
3	220,0					279,698	0,199	0,971	0,222
4	220,0	1,677	0,789	1,515	2,581	318,377	0,326	0,969	0,268

 

Ввівши вхідну температуру Т_вх = 220°С при часі контакту 1,305 с, ми отримали оптимальний режим роботи першого шару реактора.

Ввівши кінцеві концентрації компонентів на виході з першого шару виконуємо розрахунок другого шару, результати котрого заносимо в табл. 10.6.

 

Таблиця 10.6 Розрахунок другого шару реактора з уточненою концентрацією води

№ТвхСмСфСвСкТвихХSelфк
1	220,0					232,688	0,367	0,966	0,090
2	220,0					245,824	0,408	0,962	0,155
3	220,0					265,392	0,470	0,959	0,219
4	220,0					289,407	0,547	0,956	0,271
5	220,0	0,797	1,618	2,445	2,116	330,449	0,680	0,956	0,329

 

Ввівши вхідну температуру Т_вх = 220°С та час контакту з 1,289 ми отримали оптимальний режим роботи і в другому шарі.

Ввівши кінцеві концентрації компонентів на виході з другого шару виконуємо розрахунок третього шару, результати котрого заносимо в таблицю 10.7.

Таблиця 10.7Розрахунок третього шару реактора з уточненою концентрацією води

№	Твх	См	Сф	Св	Ск	Твих	Х	Sel	фк
1	220,55					290,073	0,882	0,935	0,477
2	220,55					304,679	0,924	0,931	0,542
3	220,55					317,100	0,958	0,927	0,606
4	220,55					325,988	0,980	0,923	0,671
5	220,55	0,021	2,267	3,348	1,665	331,760	0,992	0,918	0,735

 

Ввівши вхідну температуру Т_вх = 220,55°С та час контакту 1,29с ми вийшли на оптимальний режим шару.

Під час розрахунку третього (останнього) шару реактора базового з уточненою концентрацією води необхідно довести, що в результаті розрахунків ми вийшли на максимальну концентрацію формальдегіду. Для цього необхідно зробити наступні розрахунки. При даних для третього шару та при умовах оптимальної температури входу та ступеню перетворення обираємо дві сусідні точки (одну вищу, а другу нищу за оптимальну) для яких, виписуємо значення розрахованих параметрів. Результати аналізу надані в таблиці 10.8. Аналізуючи отримані концентрації формальдегіду між собою, видно, що максимальна концентрація отриманого формальдегіду досягається при розрахунку 4'', але для цього розрахунку вихідна температура з шару перевищує задані 355°С, а розрахунок 4' нас не задовольняє по тій причині, що концентрація формальдегіду при ньому нижче ніж при оптимальному режимі, тому можна зробити висновок, що отриманий режим нас повністю задовольняє.

У додатку 2 приведено основний (розрахунковий) блок установки одержання формаліну за базовим варіантом. Звідки видно, що:

X11 - вхідний поток, що входить до І-го змішувача;

X12 - вхідний поток рецикла;

X21 - вхідний поток, що входить до ІІ-го змішувача;

X22 - вхідний поток метанолу, що входить до ІІ змішувача;

X31 - вхідний поток, що входить до реактора;

X41 - вхідний поток, що входить до абсорбера;

X42 - вхідний поток води, що входить до абсорбера;

X52 - вхідний поток, що входить до роздільника;

Y11 - вихідний поток, що виходить з І-го змішувача;

Y21 - вихідний поток, що виходить з ІІ-го змішувача;

Y31 - вихідний поток, що виходить з реактора;

Y41 - вихідний поток, що виходить з абсорбера;

Y42 - вихідний поток води, що виходить з абсорбера;

Y51 - вихідний поток, що виходить з роздільника;

Y52 - вихідний поток з роздільника та йде на рецикл;

Усі результати розрахунку матеріального балансу схеми уточненого базового варіанта установки одержання формаліну з уточненою концентрацією води зведемо в таблицю 10.9.

 

Таблиця 10.9 Результати розрахунку матеріального балансу уточненої базової моделі

Компонент	Мольні потоки, кмоль/год
	X22 (на вході в змішувач)	X31 (на вході в реактор)	Y31 (на виході реактора)	Y52 (рецикл)	Y51 (сдувка)
Метанол	29,6	29,6	0,237	0	0
Кисень	0	35,6	19,8	16,1	3,19
Азот	0	444	444	373	71,7
Вода	0	8,03	39,8	8,03	1,55
Формальд.	0	0	26,9	0	0
CO	0	12,5	14,9	12,5	2,41
Сума	29,6	529,73	545,637	409,63	78,85

 

Отримані параметри потоків дозволяють розрахувати для базового варіанту:

4 Об’ємні потоки схеми (при нормальних умовах):

 

 

2 Середній об’ємний потік у реакторі ((Х31 + Y31)/2) = 12044,11 м³/год при нормальних умовах.

1 Завантаження каталізатора:

 

4 Зміст компонентів сдувки у мольних частках, що спрямовується на блок каталітичного газоочищення:

 

Ці значення параметрів необхідні для оптимізації схеми, порівняння різноманітних варіантів і розрахунку реактора газоочищення.

Cкладаються матеріальні баланси реактора та технологічної схеми процесу, таблиці (10.10;10.11)

 

Таблиця 10.10 Матеріальний баланс реактора.

ПРИХІД			РОЗХІД
Реагенти	G,кг/год	%,мас.	Реагенти	G,кг/год	%,мас.
М	947,2	6,309	М	7,584	0,051
О2	1139,2	7,588	О2	633,6	4,22
N2	12432	82,809	N2	12432	82,803
Н2О	144,54	0,963	Н2О	716,6	4,773
Ф	0	0	Ф	807	5,375
СО	350	2,331	СО	417,2	2,779
å	15012,94	100	å	15013,98	100

 

Таблиця 10.11 Матеріальний баланс технологічної схеми.

ПРИХІД			РОЗХІД
Реагенти	G,кг/год	%,мас.	Реагенти	G,кг/год	%,мас.
М	947,2	31,313	М	7,584	0,051
О2	1139,2	37,66	О2	633,6	4,22
N2	444	14,678	N2	12432	82,803
Н2О	144,54	4,778	Н2О	716,6	4,773
Ф	0	0	Ф	807	5,375
СО	350	11,57	СО	417,2	2,779
å	3024,94	100	å	15013,98	100

 

За отриманими даними розраховується розхідний коефіцієнт по метанолу- це кількість кгметанолу, яка витрачається на отримання 1 тони готового продукту - формаліну. Вiн визначається за формулою:

 

Таким чином отримано:

кг/тону.

 

Розрахунок оптимізації по виходу продукта

 

Оптимiзація проводиться для покращення технологічних показників роботи реактора і схеми процесу в цілому. Шляхом оптимізації прагнуть збільшити вихід продукту, зменшити розміри реактора, зменшити час контакту по шарам каталізатора, зменшити витрати сировини (розхідний коефіцієнт). Покращити умови протікання процесу, максимально наблизивши їх до оптимального режиму протікання хімічного перетворення.

Хід розрахунків аналогічний розрахунку базового варіанта реактора, але вносяться де-які зміни-змінюємо кількість шарів каталізатору, розміри зерна каталізатора у шарах.

Зміна розміру зерна каталізатора дуже впливає на показники процесу, при зменшені розміру зерна швидкість протікання хімічної реакції значно збільшується тому, що здійснюється перехід з дифузійної у кінетичну область протікання процесу. Тобто лімітуючою стадією стає швидкість протікання хімічної реакції, яка є значно швидшою, ніж швидкість дифузії реагентів з потоку до поверхні зерна каталізатора (зовнішня дифузія) або у середині зерна каталізатора (внутрішня дифузія).Однак слід зазначити, що застосування дуже дрібного каталізатора у перших шарах не є доцільним тому, що на початку концентрації компонентів великі і процес буде чудово протікати на зернах більшого діаметру, а на дрібному каталізаторі реакція має йти дуже бурхливо, що може призвести до різкого збільшення температури у шарі каталізатора. Зі зменшенням розміру зерен зростає гідравлічний опір шару, що не є небажаним. Тому рекомендується застосовувати дрібні зерна у останніх шарах, де концентрації реагентів є значно меншими ніж вхідні, подрібнення зерна у цих шарах є доцільним, бо ми збільшуємо швидкість хімічної реакції тим самим зменшуючи час контакту.

Збільшення кількості шарів каталізатора дозволяє зменшити зміну температури у кожному шарі, що добре впливає на роботу каталізатора та на показники процеса. При менших змінах температур температурний режим у реакторі більш наближується до оптимального.

Далі приведені результати розрахунків трьох оптимізованих варіантів базового реактора.

 

Оптимізація адіабатичного реактора

Збільшимо пористість шару 0,41 та отримуємо:

Таблиця 10.12 Вихідні дані для розрахунку оптимізації адіабатичного реактора

Концентрації компонентів на вході у реактор, моль/м^3				Розміри зерен каталізатора по шарам, м			Пористість каталізатора е, частки
CH3OH	CH2O	H2O	O2	1 шар	2 шар	3 шар	0,41
2,49	0	0,677	3,0	0,006	0,005	0,004	0,41

 

Отже, ввівши початкові дані для розрахунку першого шару та виконавши його на ПЕОМ, отримали наступні данні (таблиця 10.13).

 

Таблиця 10.13 Результати розрахунку першого шару оптимізованої моделі реактора

№	Твх	См	Сф	Св	Ск	Твих	Х	Sel	фк
1	228,98					228,980	0,000	1,000	0,000
2	228,98					230,082	0,004	0,972	0,007
3	228,98					247,984	0,064	0,979	0,088
4	228,98					275,943	0,157	0,974	0,155
5	228,98	1,667	0,800	1,523	2,577	328,274	0,330	0,971	0,216

 

При температурі на вході 228,98 та часу контакту 1,35с, досягнута задана ступінь перетворення 0,33. Ввівши кінцеві концентрації компонентів на виході з першого шару виконуємо розрахунок другого шару.

 

Таблиця 10.14 Результати розрахунку другого шару оптимізованої моделі реактора

№	Твх	См	Сф	Св	Ск	Твих	Х	Sel	фк
1	239,05					239,050	0,331	0,971	0,000
2	239,05					241,948	0,340	0,970	0,013
3	239,05					265,879	0,416	0,965	0,092
4	239,05					301,360	0,530	0,961	0,158
5	239,05	0,797	1,629	2,435	2,121	346,939	0,680	0,961	0,211

 

При температурі на вході 239,05 та часу контакту 1,319 с, досягнута задана ступінь перетворення 0,680. Ввівши кінцеві концентрації компонентів на виході з другого шару виконуємо розрахунок третього шару.

 

Таблиця 10.15 Результати розрахунку третього шару оптимізованої моделі реактора

№ТвхСмСфСвСкТвихХSelфк
1	239,80					287,897	0,824	0,950	0,228
2	239,80					304,302	0,874	0,947	0,281
3	239,80					323,805	0,932	0,943	0,348
4	239,80					339,782	0,977	0,938	0,429
5	239,80	0,019	2,308	3,312	1,682	346,631	0,992	0,934	0,496

 

При температурі на вході 239,80 та часу контакту 1,34 с, досягнута задана ступінь перетворення 0,992. Для цього варіанту за програмою “СХЕМА” розраховують матеріальний баланс. Задана концентрація води 0,677 підходить!!!

Розраховуємо матеріальний баланс

 

Таблиця 10.16 Дані для складання матеріального балансу

Компо-ненти	Молярні потоки компонентів, кмоль/год
	X11	Y11, X21	X22	Y21, X31	Y31, X41	X42
CH3OH	0	0	29,1	29,1	0,233	0
O2	18,5	35	0	35	19,6	0
N2	69,5	439	0	439	439	0
H2O	0	7,92	0	7,92	38,7	50,5
H2CO	0	0	0	0	26,9	0
CO	0	10,1	0	10,1	12	0
Компо-ненти	Рецикл Молярні потоки компонентів, кмоль/год
	Y42	Y41, X51	Y51	Y52	X12
CH3OH	0,233	0	0	0	0
O2	0	19,6	3,11	16,5	16,5
N2	0	439	69,5	369	369
H2O	79,7	9,41	1,49	7,92	7,92
H2CO	26,9	0	0	0	0
CO	0	12	1,9	10,1	10,1

 

Мольні потоки переводяться в масові:

 

Таблиця 10.17

Компо-ненти	Масові потоки компонентів, кг/год
	X11	Y11, X21	X22	Y21, X31	Y31, X41	X42
CH3OH	0	0	931,2	931,2	7,456	0
O2	592	1120	0	1120	627,2	0
N2	1946	12292	0	12292	12292	0
H2O	0	142,56	0	142,56	696,6	909
H2CO	0	0	0	0	807	0
CO	0	282,8	0	282,8	336	0
Компо-ненти	Рецикл Масові потоки компонентів, кг/год
	Y42	Y41, X51	Y51	Y52	X12
CH3OH	7,456	0	0	0	0
O2	0	627,2	99,52	528	528
N2	0	12292	1946	10332	10332
H2O	1434,6	169,38	26,82	142,56	142,56
H2CO	807	0	0	0	0
CO	0	336	53,2	303	303

 

Таблиця10.18 Матеріальний баланс реактора.

ПРИХІД			РОЗХІД
Реагенти	G,кг/год	%,мас.	Реагенти	G,кг/год	%,мас.
М	931,2	6,305	М	7,456	0,005
О2	1120	7,584	О2	627,2	4,25
N2	12292	83,23	N2	12292	83,24
Н2О	142,56	0,965	Н2О	696,6	4,72
Ф	0	0	Ф	807	5,47
СО	282,8	1,91	СО	336	2,28
	14768,56	100		14766,26	100

 

Таблиця 10.19 Матеріальний баланс технологічної схеми.

ПРИХІД			РОЗХІД
Реагенти	G,кг/год	%,мас.	Реагенти	G,кг/год	%,мас.
М	931,2	31,94	М	7,456	0,005
О2	1120	38,41	О2	627,2	4,25
N2	439	15,06	N2	12292	83,24
Н2О	142,56	4,89	Н2О	696,6	4,72
Ф	0	0	Ф	807	5,47
СО	282,8	9,7	СО	336	2,28
	2915,56	100		14766,26	100

 

Вихід продукту на виході з реактора визначають за формулою:

 

B = X ∙ Sel

 

В базовому варіанті вихід продукту становить:

В= 0,992∙0,918=0,911

В оптимізованому:

В= 0,992∙0,934=0,927

За отриманими даними розраховується розхідний коефіцієнт по метанолу- це кількість кгметанолу, яка витрачається на отримання 1 тони готового продукту - формаліну.

кг/тону

Порівнюючи отримані значення розхідних коефіцієнтів слід зазначити, що оптимізований варіант реактора має менший розхідний коефіцієнт порівняно з базовим, тобто цей реактор забезпечує більшу кількість продукту (формаліну) при менших витратах вихідних реагентів (метанол).

Пошук оптимальної області

 

Як критерій оптимальності вибираємо економічний критерій - суму експлуатаційних витрат, що змінюються, на повернення рецикла і каталітичне очищення сдувки. Для урахування розходження цих витрат на одиницю об’єму газової суміші приймаємо за усереднених показниках промислових установок їхнє відношення рівним 1:6. У такому випадку частина перемінних втрат, що враховується, буде пропорційна сумі шістьох об’ємів сдувки і одного об’єму рецикла. Задачу оптимізації можна вирішувати, користуючись цією сумою або таким же чином підсумованими мольними потоками сдувки й рецикла.

У даній курсовій роботі використано в якості критерію оптимальності сума шістьох мольних потоків сдувки і мольного потоку рецикла.

У методі "крутого сходження", що рекомендується, використовується математичне планування експерименту при проведенні повних факторних експериментів (див. розділ 9). У даній курсовій роботі під поняттям "експеримент" розуміється проведення матеріального розрахунку схеми.

Пошук оптимальної області починаємо із планування повного факторного експерименту (ПФЕ) у районі вихідної (базової) точки. За результатами ПФЕ встановлюють нормоване рівняння регресії, що зв’язує прийнятий критерій оптимальності з параметрами, що варіюються. У даній курсовій роботі параметрами схеми, що варіюються, і котрі роблять істотний вплив на критерій оптимальності, вибираємо концентрації метанолу і кисню в газовій суміші на вході в реактор. Рівняння поверхні відгуку (регресії) має вигляд:

 

Y = b₀ + b₁·X₁ + b₂·X₂ + b₁₂·X₁·X₂ (11.1)

 

 де Y - критерій оптимальності - сумарний потік, м³/год або кмоль/год;

X₁ - концентрація метанолу, моль/ м³;

X₂ - концентрація кисню, моль/ м³;

b₀, b₁, b₂, b₁₂ - коефіцієнти рівняння регресії, що визначаються за результатами ПФЭ.

У табл. 11.1 наведено план повного факторного експерименту при двох факторах, що варіюються, причому тут наведені безрозмірні нормовані значення відповідних факторів z₁, z₂ (у закодованому виді).

Фактори нормують по формулі

 

z_i = (X_і - X_{і, 0} ) / dX_i (11.2)

 

де z_і - нормоване значення фактора;

 X_і - значення фактора в натуральному вираженні;

 X_{і, 0} - значення фактора в натуральному вираженні в нульовій точці;

 dX_і - інтервал варіювання фактора в натуральному вираженні.

 

Таблиця 11.1 План ПФЕ

Номер експерименту	Фактори		Критерій
	Z1	Z2	Y
1	+ 1	+ 1	Результати спостережень
2	- 1	+ 1
3	+ 1	- 1
4	- 1	- 1

 

Результати виміру (спостереження) критерію Y у таких чотирьох точках дозволяють визначити коефіцієнти рівняння регресії з нормованими факторами.

 

Y = a₀ + a₁·Z₁ + a₂·Z₂ + a₁₂·Z₁·Z₂ (11.3)

 

Підставивши в це рівняння вираження нормованих факторів по формулі (11.2), одержують рівняння регресії (11.1).

Інтервал варіювання факторів - концентрацій метанолу й кисню на вході в реактор при виконанні курсової роботи варто приймати невеликим 0,05ч0,1 моль/м³ з тим, щоб можна було не перераховувати параметри реактора - ступінь перетворення і селективність, прийнявши їх у всіх точках ПФЕ рівними з нульовою (базовою) точкою. У прикладі інтервал варіювання обох факторів прийнятий 0,1 моль/м³.

У нульовій точці концентрація метанолу 2,49 моль/м³, концентрація кисню 3,0 моль/м³. У цьому випадку (див. формулу 11.2):

при z₁ = +1 X₁ = 2,59 моль/м³; при z₁ = -1 X₁ = 2,39 моль/м³;

при z₂ = +1 X₂ = 3,1 моль/м³; при z₂ = -1 X₂ = 2,9 моль/м³.

Для чотирьох точок за планом ПФЕ проводимо матеріальний розрахунок схеми, визначаємо потоки рецикла й сдувки й обчислюємо значення критерію оптимальності. Результати наведені втабл.11.2.

 

Таблиця 11.2Результати розрахунку схеми в точках ПФЕ

Номер розра-хунку	Фактори		Концентрації, моль/м^3		Потоки, кмоль/год		Критерій
	Z1	Z2	Метанол	Кисень	Рецикл	Сдувка
1	+ 1	+ 1	2,59	3,1	388,62	79,48	706,54
2	- 1	+ 1	2,39	3,1	430,13	80,54	752,29
3	+ 1	- 1	2,59	2,9	390,26	77,16	698,9
4	- 1	- 1	2,39	2,9	431,67	78,21	744,51

 

Значення коефіцієнтів рівняння регресії з нормованими факторами знаходимо по формулах:

 

а₀ = (Y₁ + Y₂ + Y₃ +Y₄) / 4 = (706,54+752,29+698,9+744,51) / 4 = 725,56;

а₁ = (Y₁·z₁₁ + Y₂·z₁₂ + Y₃·z₁₃ + Y₄·z₁₄) / 4 = (706,54-752,29+698,9-744,51) / 4 = - 22,84;

а₂ = (Y₁·z₂₁ + Y₂·z₂₂ + Y₃·z₂₃ + Y₄·z₂₄) / 4 = (706,54+752,29-698,9-744,51) / 4 = 3,855;

а₁₂ = (Y₁·z₁₁·z₂₁ + Y₂·z₁₂·z₂₂ + Y₃·z₁₃·z₂₃ + Y₄·z₁₄·z₂₄) / 4 = (706,54-752,29-698,9+744,51) / 4 = -0,035;

Останній коефіцієнт (а₁₂) значно менший найбільшого коефіцієнта (а₀), тому його можна вважати незначущим (а₁₂ = 0). Рівняння регресії з нормованими факторами

 

Y = 725,56 - 22,84·z₁ +3,855·z₂ (11.4)

 

Підставивши в нього вираження нормованих факторів z₁ = (X₁ - 2,49) / 0,1 та z₂ = (X₂ - 3,0) / 0,1 і провівши нескладні перетворення, одержуємо рівняння регресії (див. формулу 11.1) у вигляді

 

;

;

;

 (11.5)

 

Рівняння регресії (11.5) дозволяє перейти до другого етапу методу крутого сходження - прямування до оптимальної області по градієнту.

Перевірку вірності рівняння регресії можна здійснити, порівнявши вище значення критерію оптимальності, обчислене по потоках рециклу і сдувки в базовому варіанті:

з розрахунковим по рівнянню (11.5) при X₁ = 2,49 і X₂ = 3,0

Відхилення становить 0,07%, точність цілком достатня.

Знаючи рівняння регресії, що описує поверхню відгуку в області нульової точки, можна переходити до пошуку оптимальної області. Напрямок прямування по градієнту до оптимальної області визначається розмірами зміни кожного фактора на кожному кроці. Теорія використовуваного методу оптимізації визначає методику розрахунку змін факторів.

Обчислюють допоміжні розміри

 

л₁ = b₁ · ДX₁ = - 228,4 · 0,1 = - 22,84 (11.6)

л₂ = b₂ · ДX₂ = 38,55 · 0,1 = 3,855 (11.7)

 

Розмір л₁ по абсолютній величині більше л₂, тому в якості базового приймаємо фактор X₁. Його при прямуванні по градієнту рекомендується змінювати на -22,84, але така зміна неможлива, тому що його значення в початковій (нульовій) точці прямування складає 2,49.

Приймаємо зміну базового фактора X₁ рівним 0,1. Зміну фактора X₂ розраховуємо по формулі

 

0,1 · л₂ / л₁ = 0,1 · (3,855) / (-22,84) = -0,017 (11.8)

 

Округляємо зміну фактора X₂ до 0,02, але напрямок зміни X₂ протилежний напрямку зміни X₁, тому що знаки змін факторів не збігаються.

Складають план прямування по градієнту до оптимальної області (табл. 11.3) і на кожному кроці за значеннями факторів X₁ і X₂ по формулі (11.5) розраховують розмір критерію оптимальності Y. Прямування зупиняють, коли порушиться задане обмеження по співвідношенню концентрацій метанолу і кисню.

 

Таблиця 11.3 План ПФЕ

Крок	Значення факторів		Відношення См / Ск	Критерій
	X1	X2
0	2,49	3,0	1 / 1,2	725,56
1	2,59	2,98	1 / 1,15	702,12
2	2,69	2,96	1 / 1,103	680,92
3	2,79	2,94	1 / 1,06	Обмеження Порушено

Таким чином, на другому кроці знайдена точка оптимальної області з урахуванням обмеження, при цьому критерій оптимальності вдалося знизити з 725,56 до 680,92 у порівнянні з базовою точкою.

 

12. РОЗРАХУНОК РЕАКТОРА І СХЕМИ В ОПТИМАЛЬНІЙ ОБЛАСТІ

 

Технологічний розрахунок адіабатичного реактора в знайденій точці оптимальної області виконано аналогічно з попередніми розрахунками базової моделі.

З метою оптимізації адіабатичного реактора можна збільшити кількість шарів каталізатору, а також зменшити діаметри зерен каталізаторів в цих шарах. У вихідні дані внесені зміни - концентрації метанолу 2,69 моль/м³, кисню - 2,96 моль/м³.

Розрахуємо кількість шарів каталізатора та ступені перетворення для кожного з них.

За допомогою рівняння (3.3) розраховуємо адіабатичний розігрів процесу:

 К.

Далі за рівн. (3.2) розраховуємо число шарів каталізатора:

.

Для нормального протікання процесу приймаємо n = 3.

Зміну ступеню перетворення вибираємо, таким чином, 1щоб по всім чотирьом шарам було рівномірне його розподілення, тобто ступінь перетворення у кожному з шарів складає:

 

Х₁ > 0,330; Х₂ > 0,680; Х₃ > 0,992;  

 

Вихідні дані для розрахунку оптимізованого реактора наведено в табл.12.1.

 

Таблиця 12.1 Вихідні дані для розрахунку оптимізованого реактора в оптимальній обл.

Концентрації компонентів на вході у реактор, моль/м^3				Розміри зерен каталізатора по шарам, м			Пористість каталізатора е, частки
CH3OH	CH2O	H2O	O2	1 шар	2 шар	3 шар	0,41
2,69	0	0,677	2,96	0,006	0,005	0,004	0,41

 

Отже, ввівши початкові дані для розрахунку першого шару та виконавши його на ПЕОМ, отримали наступні данні (таблиця 12.2).

 

Таблиця 12.2Результати розрахунку першого шару реактора в оптимальній області

№	Твх	См	Сф	Св	Ск	Твих	Х	Sel	фк
1	229,15					229,150	0,0	1,0	0,0
2	229,15					230,275	0,004	0,894	0,007
3	229,15					248,718	0,061	0,979	0,088
4	229,15					278,372	0,153	0,974	0,155
5	229,15	1,802	0,864	1,589	2,510	336,144	0,330	0,972	0,216

 

Ввівши вхідну температуру Т_вх = 229,15°С та час контакту 1,351с отримуємо значення параметрів, які повністю задовольняють вимоги, тобто ми отримали оптимальний режим роботи першого шару. Ввівши кінцеві концентрації компонентів на виході з першого шару виконуємо розрахунок другого шару, результати котрого заносимо в табл. 12.3.

 

Таблиця 12.3Результати розрахунку другого шару реактора в оптимальній області

№	Твх	См	Сф	Св	Ск	Твих	Х	Sel	фк
1	227,0					229,012	0,336	0,971	0,013
2	227,0					244,440	0,381	0,967	0,094
3	227,0					264,724	0,441	0,963	0,161
4	227,0					299,255	0,544	0,960	0,228
5	227,0	0,860	1,759	2,579	2,015	344,199	0,680	0,961	0,282

 

Ввівши вхідну температуру Т_вх = 240°С час контакту 1,342с ми знайшли оптимальний режим роботи і в другому шарі.

Ввівши кінцеві концентрації компонентів на виході з другого шару виконуємо розрахунок третього шару, результати котрого заносимо в табл. 12.4.

 

Таблиця 12.4 Результати розрахунку третього шару реактора в оптимальній області

№	Твх	См	Сф	Св	Ск	Твих	Х	Sel	фк
1	227,20					284,603	0,838	0,946	0,349
2	227,20					306,804	0,900	0,943	0,429
3	227,20					323,779	0,946	0,939	0,497
4	227,20					335,745	0,977	0,936	0,564
5	227,20	0,023	2,487	3,526	1,542	342,636	0,992	0,932	0,631

 

Ввівши вхідну температуру Т_вх = 227,2°С та час контакту 1,342с ми знайшли оптимальний режим роботи в третьому шарі реактора.

Ввівши кінцеві концентрації компонентів на виході з третього шару виконуємо розрахунок четвертого шару, результати якого заносимо в табл. 12.5.

Тепер необхідно провести перевірку вірності значення концентрації води, і якщо під час розрахунку схеми процесу її не потрібно буде змінювати, то можна буде зробити висновок, що ми розрахували реактор в оптимальній області.

Розрахунок матеріальних потоків та перевірка вірності концентрації води, яки виконуються за допомогою програми “Схема” проводиться по аналогії з наведеним розрахунком для базової моделі реактора з вихідною та уточненою концентраціями води.

Усі результати розрахунку матеріального балансу схеми оптимізованої моделі реактора установки одержання формаліну в оптимальній області зведемо в таблицю 12.6.

Таблиця 12.6 Результати розрахунку матеріального балансу схеми в оптимальній обл.

Компонент	Мольні потоки, кмоль/год
	X22 (на вході в змішувач)	X31 (на вході в реактор)	Y31 (на виході реактора)	Y52 (рецикл)	Y51 (сдувка)
Метанол	29,1	29,1	0,233	0	0
Кисень	0	32,1	16,7	13,9	2,83
Азот	0	405	405	336	68,7
Вода	0	7,2	38,1	7,2	1,47
Формальд.	0	0	26,9	0	0
CO	0	9,62	11,6	9,62	1,96
Сума	29,1	483,02	498,533	366,72	74,96

 

Отримані параметри потоків дозволяють розрахувати для точки в оптимальній області:

.   Об’ємні потоки схеми (при нормальних умовах):

 

- суміш на вході в реактор (Х31)	10819,65 м^3/год;
- суміш на виході реактору (Y31)	11167,14 м^3/год;
- рецикл (Y52)	8214,53 м^3/год;
- сдувка (Y51)	1679,104 м^3/год.

 

2. Середній об’ємний потік у реакторі ((Х31 + Y31)/2) = 10993,39 м³/год при нормальних умовах.

.   Завантаження каталізатора:

 

.   Зміст компонентів сдувки у мольних частках, що спрямовується на блок каталітичного газоочищення:

 

 

Очевидно, що вже в цій точці оптимальної області у порівнянні з базовим варіантом вдалося:

1 понизити об’ємний потік сдувки на 87,136 нм³/год або на 5,2%;

2 понизити об’ємний потік рециклу на 961,182 нм³/год або на 11,7%;

3 зменшити завантаження каталізатору в реактор на 1,01 м³ або на 29,3%;

4)зменшити витрату метанолу на 0,5 кмоль/год, або на 1,72%;

)зменшити зміст СО у сдувці на 0,00441 мольних частки або на 16,86%.