Моделювання та оптимізація адіабатичного реактору виробництва формальдегіду з метанолу

Технологічна схема виробництва формаліну. Опис реактора з адіабатичним шаром каталізатора. Математична модель ідеального витиснення. Опис прикладних програм. Методи вирішення задач оптимізації адіабатичного реактору. Розрахунок блоку газоочищення.

Рубрика Химия
Вид курсовая работа
Язык украинский
Дата добавления 15.02.2015
Размер файла 215,5 K

Отправить свою хорошую работу в базу знаний просто. Используйте форму, расположенную ниже

Студенты, аспиранты, молодые ученые, использующие базу знаний в своей учебе и работе, будут вам очень благодарны.

Твх

См

Сф

Св

Ск

Твих

Х

Sel

фк

1

241,5

288,236

0,820

0,953

0,228

2

241,5

304,336

0,869

0,950

0,281

3

241,5

323,932

0,928

0,946

0,348

4

241,5

340,560

0,975

0,941

0,429

5

241,5

0,021

2,313

3,826

1,688

347,829

0,992

0,936

0,496

Ввівши вхідну температуру Твх = 241,5С та значення часу контакту 1,34с ми вийшли на оптимальний режим шару.

Під час розрахунку третього (останнього) шару реактора 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 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 10.4. Аналізуючи отримані концентрації формальдегіду між собою, видно, що максимальна концентрація отриманого формальдегіду досягається при оптимальних параметрах, тому можна зробити висновок, що отриманий режим нас повністю задовольняє.

Далі, щоб знайти уточнену концентрацію води, необхідно за допомогою програми “Схема” скласти матеріальний баланс схеми для базової моделі, та проаналізувати результати розрахунків. Розрахунок матеріального балансу схеми є основою технологічних розрахунків устаткування. Він дозволяє визначити повні характеристики всіх матеріальних і енергетичних потоків технологічної схеми, що необхідні для перебування основних розмірів апаратів і кількості реакторів, що забезпечує необхідну продуктивність. Крім того, як вже було сказано, розрахунок матеріального балансу схеми одержання формаліну дозволяє уточнити концентрацію води на вході в реактор.

У результаті розрахунку матеріального балансу для базового варіанта, баланс по воді не зійшовся, рекомендовано зменшити концентрацію води до

С(Н2О) = 0,677 моль/м3.

10.2 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

Твх

См

Сф

Св

Ск

Твих

Х

Sel

фк

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 Твх = 220С 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

Твх

См

Сф

Св

Ск

Твих

Х

Sel

фк

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 Твх = 220С 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 Твх = 220,55С 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 355С, 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:

Об'ємні потоки схеми (при нормальних умовах):

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

Завантаження каталізатора:

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

15012,94

100

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

3024,94

100

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.

10.3 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 деякі 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.

10.3.1 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/м3

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

Твх

См

Сф

Св

Ск

Твих

Х

Sel

фк

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).

11. 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

zi = (Xі - Xі, 0 ) / dXi (11.2)

де zі - нормоване значення фактора;

Xі - значення фактора в натуральному вираженні;

Xі, 0 - значення фактора в натуральному вираженні в нульовій точці;

dXі - 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/м3

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/м3

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 Твх = 229,15С 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 Твх = 240С 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 Твх = 227,2С 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:

1. Об'ємні потоки схеми (при нормальних умовах):

-- суміш на вході в реактор (Х31)

10819,65 м3/год;

-- суміш на виході реактору (Y31)

11167,14 м3/год;

-- рецикл (Y52)

8214,53 м3/год;

-- сдувка (Y51)

1679,104 м3/год.

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

3. Завантаження каталізатора:

4. 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:

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

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

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%;

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

Всі ці зміни досягаються з додатковими капітальними затратами на трьохшаровий каталітичний реактор окислення метанолу, тобто на його реконструкцію та матеріал, а виходячи з того, що в даному варіанті вдалося понизити завантаження каталізатору на 1,01 м3,тому можна зробити висновок, що капітальні витрати по цьому варіанті схеми з чотирма шарами каталізатора дуже швидко окупляться, тому що у ньому значно покрашені економічні показники установки.

.

13. АНАЛІЗ ОПТИМАЛЬНОЇ ОБЛАСТІ

Аналіз оптимальної області з метою пошуку оптимальної точки виконується так само, як пошук оптимальної області. У розрахунку як критерій оптимальності знову використана сума шістьох мольних потоків сдувки і мольного потоку рецикла.

Пошук оптимальної точки починаємо із планування повного факторного експерименту (ПФЕ) у районі знайденої точки оптимальної області.

Інтервал варіювання факторів -- концентрацій метанолу і кисню на вході в реактор для досягнення більшої точності приймати меншим, чим при пошуку оптимальної області 0,01ч0,05 моль/м3. У даній курсовій роботі інтервал варіювання обох факторів прийнятий 0,05 моль/м3.

Для чотирьох точок за планом ПФЕ проводимо матеріальний розрахунок схеми, визначаємо потоки рецикла і сдувки та обчислюють значення критерію оптимальності. Результати наведені в табл. 13.1.

Таблиця 13.1 Результати розрахунку схеми в точках ПФЕ при аналізі оптимальної обл.

Номер розра-хунку

Фактори

Концентрації, моль/м3

Потоки, кмоль/год

Критерій

Z1

Z2

Метанол

Кисень

Рецикл

Сдувка

1

+ 1

+ 1

2,74

3,01

358,08

75,2

658,88

2

- 1

+ 1

2,64

3,01

375,91

75,72

678,79

3

+ 1

- 1

2,74

2,91

359,46

74,06

655,7

4

- 1

- 1

2,64

2,91

376,19

74,58

674,51

Значення коефіцієнтів рівняння регресії з нормованими факторами знаходимо по формулах:

а0 = (Y1 + Y2 + Y3 +Y4) / 4 = (658,88+678,79+655,7+674,51) / 4 = 666,97;

а1 = (Y1·z11 + Y2·z12 + Y3·z13 + Y4·z14) / 4 = (658,88 - 678,79 + 655,7 - 674,51) / 4 = -9,68;

а2 = (Y1·z21 + Y2·z22 + Y3·z23 + Y4·z24) / 4 = (658,88 + 678,79 - 655,7 - 674,51) / 4 = 1,865;

а12 = (Y1·z11·z21 + Y2·z12·z22 + Y3·z13·z23 + Y4·z14·z24) / 4 = (658,88 - 678,79 - 655,7 + 674,51) / 4 = -0,274.

Останній коефіцієнт (а12) значно менший найбільшого коефіцієнта (а0), тому його можна вважати незначущим (а12 = 0).

Рівняння регресії з нормованими факторами

Y = 666,97 - 9,68·z1 + 1,865·z2 (13.1)

Підставивши в нього вираження нормованих факторів z1 = (X1 - 2,69) / 0,05 та z2 = (X2 - 2,966) / 0,05 і провівши нескладні перетворення, одержуємо рівняння регресії (див. формулу 11.1) у вигляді (13.2)

;

;

;

. (13.2)

Рівняння регресії (13.2) 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 оптимальній області:

з розрахунковим по рівнянню (13.2) при X1 = 2,69 і X2 = 2,96

Відхилення становить 0,06%, точність цілком достатня.

Рівняння регресії (13.2)дозволяє переходити до пошуку оптимальної області. Напрямок прямування по градієнту до оптимальної області визначається розмірами зміни кожного фактора на кожному кроці. Обчислюють допоміжні розміри

л1 = b1 · ДX1 = - 193,6 · 0,05 = -9,68; (13.3)

л2 = b2 · ДX2 = 37,3 · 0,05 = 1,865. (13.4)

У якості базового приймаємо фактор X1. Його зміну при прямуванні до оптимуму приймаємо рівним 0,01. Зміну фактора X2 розраховуємо по формулі

0,01 · л2 / л1 = 0,01 · 1,865 / (-9,68) = - 0,0019 (13.5)

Округляємо зміну фактора X2 до 0,002, але напрямок зміни X2 протилежний напрямку зміни X1, тому що знаки змін факторів не збігаються.

Складають план прямування по градієнту до оптимальної області (табл. 13.2) і на кожному кроці за значеннями факторів X1 і X2 по формулі (13.2) розраховуємо розмір критерію оптимальності Y. Прямування зупиняємо, коли порушиться задане обмеження по співвідношенню концентрацій метанолу і кисню.

Таблиця 13.2 План ПФЕ до оптимальної точки

Крок

Значення факторів

Відношення См / Ск

Критерій

X1

X2

0

2,69

2,96

1 / 1,103

680,92

1

2,70

2,958

1 / 1,096

664,78

2

2,71

2,956

1 / 1,091

Обмеження

порушено

3

2,72

2,954

1 / 1,086

Таким чином, на першому кроці знайдена оптимальна точка з урахуванням обмеження, при цьому критерій оптимальності вдалося знизити з 680,92 до 664,78 у порівнянні з точкою в оптимальній області.

14. Розрахунок реактора і схеми в оптимальній точці

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

У вихідні дані внесені зміни -- концентрації метанолу 2,7 моль/м3, кисню -- 2,958 моль/м3.

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

За допомогою рівняння (3.3) розраховуємо адіабатичний розігрів процесу:

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

.

Для нормального протікання процесу приймаємо n = 3.

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

Х1 > 0,330; Х>0,680; Х2 ? 0,992.

Вихідні дані для розрахунку реактора в оптимальній точці наведено в табл. 14.1.

Таблиця 14.1 Вихідні дані для розрахунку реактора в оптимальній точці

Концентрації компонентів на

вході у реактор, моль/м3

Розміри зерен каталізатора

по шарам, м

Пористість

каталізатора е, частки

CH3OH

CH2O

H2O

O2

1 шар

2 шар

3 шар

0,41

2,7

0

0,677

2,958

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 14.2).

Таблиця 14.2 Результати розрахунку першого шару реактора в оптимальній точці

Твх

См

Сф

Св

Ск

Твих

Х

Sel

фк

1

220,1

221,601

0,005

0,924

0,013

2

220,1

233,895

0,044

0,978

0,093

3

220,1

250,203

0,094

0,976

0,159

4

220,1

279,916

0,184

0,971

0,225

5

220,1

1,810

0,865

1,593

2,500

327,604

0,330

0,970

0,278

Ввівши вхідну температуру Твх = 220,1С та час контакту 1,326с 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. 14.3.

Таблиця 14.3 Результати розрахунку другого шару реактора в оптимальній точці

Твх

См

Сф

Св

Ск

Твих

Х

Sel

фк

1

220,1

246,362

0,407

0,964

0,159

2

220,1

266,827

0,467

0,961

0,226

3

220,1

292,623

0,543

0,958

0,279

4

220,1

0,865

1,760

2,589

2,002

338,065

0,680

0,958

0,338

Ввівши вхідну температуру Твх = 220,1С та час контакту 1,327с 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. 14.4.

Таблиця 14.4 Результати розрахунку третього шару реактора в оптимальній точці

Твх

См

Сф

Св

Ск

Твих

Х

Sel

фк

1

220,1

292,293

0,875

0,940

0,491

2

220,1

308,701

0,920

0,937

0,557

3

220,1

322,747

0,957

0,937

0,624

4

220,1

332,472

0,981

0,936

0,690

5

220,1

0,020

2,483

3,556

1,519

338,342

0,992

0,934

0,756

Ввівши вхідну температуру Твх = 220,1С та час контакту 1,327с 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. 14.5.

Тепер необхідно провести перевірку концентрації води. Усі результати розрахунку матеріального балансу схеми оптимізованої моделі реактора установки одержання формаліну в оптимальній точці зведемо в таблицю 14.6.

Таблиця 14.6 Результати розрахунку матеріального балансу схеми в оптимальній точці.

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

31,8

16,5

13,7

2,79

Азот

0

403

403

335

68,3

Вода

0

7,15

37,9

7,15

1,46

Формальд.

0

0

26,9

0

0

CO

0

9,32

12,2

9,32

1,90

Сума

29,1

480,37

496,733

365,17

74,45

Отримані параметри потоків дозволяють розрахувати для оптимальної точки:

1. Об'ємні потоки схеми (при нормальних умовах):

2. Середній об'ємний потік у реакторі ((Х31 + Y31)/2) = 10943,55 м3/год при нормальних умовах

3. Завантаження каталізатора:

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

Очевидно, що в оптимальній точці у порівнянні з базовим варіантом вдалося:

1) понизити об'ємний потік сдувки на 98,56 нм3/год або на 5,91%;

2) понизити об'ємний потік рециклу на 995,904 нм3/год або на 12,18%;

3) зменшити завантаження каталізатору в реактор на 1,287 м3 або на 40,6%;

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

5) зменшити зміст СО у сдувці на 0,00504 мольних частки або на 19,75%.

Всі ці зміни досягаються з додатковими капітальними затратами на трьохшаровий каталітичний реактор окислення метанолу, отже на додатковий матеріал та на реконструкційні роботи, а виходячи з того, що в даному розрахунку вдалося понизити завантаження каталізатору на 0,5 м3(40,6%) тому можна зробити висновок, що капітальні витрати по цьому варіанті схеми з трьома шарами каталізатора дуже швидко окупляться, тому що у ньому значно покрашені економічні показники установки.

Зміни реакторів газоочищення для цих трьох варіантів схем буде оцінено далі тільки після їхнього розрахунку.

15. РОЗРАХУНОК БЛОКУ КАТАЛІТИЧНОГО ОЧИЩЕННЯ ГАЗОВИХ ВИКИДІВ

У склад сдувки входять: кисень, азот, водяний пар та СО. Присутність саме останнього у сдувці приводить до необхідності очищення перед викидом її в атмосферу.

Основними елементами блоку газоочищення є реактор каталітичного газоочищення і теплообмінник-рекуператор.

При моделюванні каталітичних шарів адіабатичного реактору застосовується відповідна математична модель ідеального витіснення. Для рішення системи диференціальних рівнянь обраний метод Рунге-Кута.

Газова суміш, яку потрібно очистити, з необхідною температурою надходить у реактор з адіабатичним шаром каталізатору. На виході із шару температура не повинна перевищувати максимально припустиму за умовами термостійкості каталізатору. Далі гаряча очищена суміш нагріває вхідну до необхідної температури в теплообміннику-рекуператорі.

Процес очищення газових викидів від оксиду вуглецю проводять на окісному мідно-хромовому каталізаторі ІКТ-12-8, де протікає незворотна екзотермічна реакція:

СО + 0,5О2 СО2 + (-Н). (15.1)

Припустимий інтервал робочої температури для цього каталізатору 250-700 С.

Задача оптимізації схеми за екологічними показниками вирішується шляхом порівняння різних варіантів роботи схеми по економічній ефективності. В якості економічного критерію беремо сумарну вартість на витрати газоочищення, в яку входять затрати на придбання каталізатору, на поверхню реактору газоочищення та на поверхню теплообміну теплообмінника-рекуператору.

Розрахуємо елементи блоку каталітичного очищення для базової точки, точки оптимальної області та оптимальної точки. З метою оптимізації знайдемо параметри для трьох можливих режимів роботи реактора газоочищення - низькотемпературний (НТ) з Твх = 3005 С, високотемпературний (ВТ) з Твих = 500С і середньотемпературний (СТ) з Тсер = (Твх(НТ) + Твх(ВТ))/2.

Програма GAZO дає можливість, моделюючи каталітичний процес глибокого окислювання, знайти необхідний час контакту (к, с) для досягнення прийнятого ступеня очищення 99,50,1%.

Як вже було сказано, що вихідними даними для розрахунку є:

— Компонент, який треба знешкодити -- СО;

— Концентрація СО у сдувці, %(об.);

— Температура на вході в реактор;

— Час контакту, с.

При розрахунках використовуються наступні обмеження:

— Температура в шарі каталізатору не повинна перевищувати 650°С, так як перевищення цього значення призведе до втрати активності каталізатора. Ступінь очищення 99 ч 99,5%, так як при цьому забезпечується майже повне окислення токсичного СО до СО2, а більш висока ступінь очищення економічно невигідна внаслідок збільшення часу контакту, що призводить до збільшення завантаження каталізатора.

15.1 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;

= 25С -- 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 ДTсер 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 Ан = 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, м3

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, м3

0,6108

0,3232

0,2723

Вартість каталізатору, грн.

42756

22624

19061

Об'єм реактора, м3

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, м2

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, м3

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, м3

0,7125

0,2903

0,2081

Вартість каталізатору, грн.

49875

20321

14567

Об'єм реактора, м3

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, м2

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, м3

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, м3

0,5885

0,2829

0,2001

Вартість каталізатору, грн.

41195

19803

14007

Об'єм реактора, м3

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, м2

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.


Подобные документы

Работы в архивах красиво оформлены согласно требованиям ВУЗов и содержат рисунки, диаграммы, формулы и т.д.
PPT, PPTX и PDF-файлы представлены только в архивах.
Рекомендуем скачать работу.