книги / Расчеты химико-технологических процессов

Коэффициент массопередачи находим по уравнению

Для окисления аммиака на платиновом катализаторе можно принять CiNHS^ O , поскольку реакция на поверхности катализа­ тора протекает с высокой скоростью. Тогда Сср.лог=1. Мольная

поверхность слоя из колец больше приблизительно в 2 раза по­ верхности проволочных сеток), получим Якат !=0,048*2 = = 0,096 мм, т. е. необходимо иметь в работе 2 сетки. Поскольку верхняя сетка быстро прогорает вследствие уноса платины, обыч­ но устанавливают 3 сетки.

Пример 12. Определить гидравлическое сопротивление филь­

т частиц катализатора в 1 м3 слоя составляет 10е*

131

Определить также коэффициент формы Ф и эквивалентный диаметр d9 каналов в слое.

Р еш ен и е. Площадь сечения реактора:

F= 0,785 •2,5г= 4,9 и*

Фиктивная скорость газа:

Щ = Кг/3600 — 8500/(3600 • 4,9) = 0,482 *.,'(•

Определяем Re по формуле

к

Определяем d по уравнению (VI. §7):

Коэффициент формы определяем из уравнения (VI. 59):

Пример 13. Требуется провести реакцию в кипящем слое магнетитового катализатора с объемной скоростью К = 1 2 5 чг1»

132

берем конечную плотность газа рг.вых, считая, что в слое катали­ затора режим близок к полному, смешению:

w = Gr/(3600pr. вых) = 7,0/(3600.16.5) = 0,117- Ю~3

Для монодисперсного слоя сферических частиц критическая скорость взвешивания определяется из уравнения (VI. 29), в ко­ тором

»А г - г^(рг - р г)рг/|1?

Принимаем до = Довзв и d =^максТогда

ReMB - dMK0,l 17 • 16,52 • 1 0 " 7 (0 д а . 10_3) - 7.6 d yaKC

Аг= 4,яю <5000— 16,52) • 16,52 • 9,8/(0,256 • 1(Г3)- = 12,3 • 10ud£Me

7,6du, „ = 12,3 • 10,2d®OKC/(l4C0 + 5,22*J\2$ . lO 'V J .J

Методом подбора определяем ^ыакс = 2,94*10-5 м, с учетом коэффициента сферичности:

Средний размер частиц по условию:

dcр= 0,6dMaKC= 0.6-2,94.10*®=* 1,71 - 10“ ®

Определяем число Рейнольдса для критической скорости взве­ шивания монодисперсного слоя частиц диаметром dcр:

е — [(18 Recp + 0,36 Re2p) / Агср]°‘21

В этом случае:

Цеср = 0,117-10” ®* 1,71 • 10~®« 16,52/(0,256« 10~3) = 1,2910~4 в = [(18 • 1,29 • 10” 4 + 0,36 • 1,292 - 10~б)/(б,14. Ш“2)]0'21 ~= 0,502.

134

Начальная высота слоя катализатора:

я 0= 4осЛ/яЛ2 *= 4 • 0,0943/(3,14 • 0,61*) = 0,322

Высота взвешенного слоя катализатора Н определяется из уравнения (VI. 43):

Н = Но (1 — е0)/(1 — е) — 0,322 (I - 0,398)/(1 - 0,502) * 0,39

Степень расширения слоя а = 1,21.

Пример 15. В реакторе со взвешенным слоем серебряного ка­ тализатора (нанесенного на алюмосиликатный носитель) ведет­ ся процесс неполного окисления метана природного газа с целью

ра П, объем катализатора vKaT, высоту его слоя Н и гидравличе­ ское сопротивление АР.

Р е ш е н и е . Прямое окисление метана до формальдегида ведут на твердых катализаторах (в частности, на алюмосиликатном катализаторе). Этот процесс можно проводить как в кипящем, так и в фильтрующем слое катализатора, а также в аппаратах поверхностного контакта. Каждый из этих приемов имеет для данного процесса свои выгоды и недостатки. В кипящем слое катализатора,

в частности, уменьшается взрывоопасность смеси благодаря кэотермнчности ре­ жима н быстрому снижению начальной концентрации компонентов в результате перемешивания.

При гомогенном окислении метана идет ряд последовательных реакций, про­ текающих по цепному механизму вплоть до образования СО* и НаО; В при­ сутствии избирательных твердых катализаторов резко увеличивается скорость полезных реакций получения СН20 и СН3ОН, т.с. реакций (1), (4) и (б), из

следующих возможных:

Все эти реакции, в том числе и целевые (1), (4) н (6), практически необра­ тимы, к повышение температуры лимнтирустсн ускорением нежелательных реак- , Ций. С этой 1ючки зрения оптимальной является температура 750

135

В результате каталитического окисления получается газовая смесь, содер­ жащая некондеясируемые, нерастворимые в воде компоненты и продукты реак­ ции, которые при обработке водой переходят в жидкую фазу.

а. Определяем общую степень превращения метана (% ), учи­ тывая, что масса азота остается неизменной, но изменяется его концентрация:

Здесь 30 в 32 — молекулярные массы формальдегида и метанола. Следовательно, общая степень превращения метана в продук*

ты реакции

хсн4 * хсо, + *со + хсянт + X C H SO + хсн,он = 5»47%

анеучтенные потери метана: 5,5 — 5,47=0,03%.

Впересчете на прореагировавший метан степень превраще­ ния его в целевые продукты составляет

х = (2,31 + 0,24) 100/5,5 = 46,4%

а потерн метана на образование побочных продуктов— 53,6% от общего количества прореагировавшего метана.

б. Определяем критическую скорость взвешивания по уравне­ нию (VI. 29), в котором

откуда

©D3B»=ReranPrM>r= 41.7* 1,835* 10"б/(1,5* Ю~3*1,215) = 0,42 м/с

Принимаем wP= 2 ,5 wD99= 1,05 м/с. в. Определяем часовой расход газа:

Объем метана

t»CH< -= 800 • 0,265 = 212 м3/ч

Производительность реактора по формальдегиду

П = 212 *30/0,971 = 6550 г/ч

136

яля в пересчете на продукт — 30% раствор формальдегида

П = 6550 * 100/(30 • 1000) — 21.8 л/ч

Объем катализатора:

0кат= Уг/Коб = 800.1000/3000 = 266 л =■0,266 м3

Высота слоя катализатора в покое:

Я0 = Окат1? ~= 0,266/0,785 *= 0,34 и

с движущимся слоем шарикового катализатора поступают парал­

диаметр зерен катализатора d==3*l(H м; порозность в реак­ ционной зоне е = 0,5; коэффициент теплоотдачи от зерен катали­ затора к парам сырья а = 465 Вт/(м2'К ).

Определить объем зоны интенсивного теплообмена Пнят.т, на выходе из которой температуры потоков отличаются на 1°С от температуры теплового равновесия.

Р е ш е н и е . В данном случае можно пренебречь нэмененпем масс, теплоем­ костей н линейных скоростей до длине аппарата, так как зона интенсивного теплообмена обычно невелика. Поэтому уравнения теплового баланса можно решать независимо.

Изменение температуры по объему аппарата определяется уравнением теп­ лового баланса. Так как обмен теплотой происходит между двумя фазами, уравнения должны быть записаны для каждой из фаз раздельно. Вид уравнений теплового баланса для элементарного объема dv аппарата дается соотноше­ нием **

где Qi — накопление теплоты в объеме; Qs — количество теплоты, поступающей « объем с конвекционным потоком; Q2 — количество теплоты, уходящей из объ­

ема с конвекционным потоком; Qa ~ количество теплоты, поступающей в объем

поступающей в объем от внешнего теплоносителя.

В рассматриваемом случае для оркентировочиого расчета уравнение (V5.60)

работки. М., Химия, 1973, с. 86—88.

** D уравнении (VI. 60) Q — количество теплоты в единицу временв.

137

пренебрежем передачей теплоты вдоль слоя путем теплопроводности (dQ3—

Обычно для промышленных реакторов крекинга потери теплоты через стен­ ку составляют не более 4% от общего расхода теплоты. Поэтому можно счи­ тать, что реактор адиабатический и dQ$— это теплота, передаваемая от нагре­ той внешней поверхности катализатора парам сырья в результате теплоотдачи. Тогда имеем

Назовем температуру, которая устанавливается при тепловом равновесии обоих потоков, температурой теплового равновесия Гр (Гмг = Ге = Гр). Значе­ ние Гр найдем из уравнения:

Объем зоны интенсивного теплообмена Пккт.т, на выходе, и» которой температура катализатора отличается на 1°С от Тр* можно определить, интегрируя уравнение (VI. 62). Для этого вы­ разим Тс— Т кат через Т каг по уравнению (VI. 65):

J38

Из уравнения (VI. бб) имеем:

Гр = (27,0 * 1000 • 783 + 13,5 * 3000 •748)/(27,0 • 1000 + 13,5«3000) = 762 К

объема реакционной зоны. Поэтому во всех расчетах реактора можно считать, что тепловое равновесие потоков катализатора и

также изотермы, отвечающие температурному режиму в каждом слое.

2. Определить константу скорости реакции и ориентировочно объем катализатора в первом и втором слоях по следующим до­ полнительным данным; скорость газовой смеси (расход газа) в

второй слой катализатора по следующим дополнительным дан­ ным.

По данным материального баланса на входе во второй слой

Физические и гидродинамические параметры, характеризую­ щие условия второго слоя: Аг = 2,26*104 (значение критерия Ар­ химеда определено аналогично примерам 14 и 15); диаметр ча­ стиц £/4=1,5*10-* м; теплопроводность газа Яг = 6 “1(Н Вт/(м*°С);

* Расчет дан в сокращенной и переработанной виде.

139