- •Основные показатели стадии химического превращения
- •Пример 10.
- •Пример 11.
- •Пример 12.
- •Пример 15.
- •Пример 16.
- •Пример 18.
- •Пример 22.
- •Пример 23.
- •Пример 24.
- •Пример 25.
- •Пример 30.
- •Пример 35.
- •Пример 40.
- •Пример 42.
- •Пример 43.
- •Пример 44.
- •Пример 45.
- •Пример 46.
- •Пример 47.
- •Пример 48.
- •Пример 49.
- •Пример 51.
- •Пример 52.
- •Пример 53.
- •Пример 54.
- •Пример 55.
- •Пример 56.
- •Пример 57.
- •Пример 58.
- •Пример 59.
- •Пример 60.
- •Пример 62.
- •Пример 63.
- •Пример 64.
Пример 15.
Производительность реактора электрокрекинга метана равна 650 кг ацетилена в час. Пиролиз ведут при 1600 °С и 0,18 МПа; степень конверсии метана 55%; селективность по ацетилену 72%. Определить размеры реакционной камеры, если время реакции равно 0,001 с, а линейная скорость газов в камере составляет 835 м/с. Коэффициент увеличении объема газов принять равным 1,4.
Решение. Уравнение реакции:
2СН4 → С2Н2 + 3Н2
2·22,4м3 26 кг 3·2 кг
Объемный расход метана с учетом степени конверсии и селективности по ацетилену:
Объемный расход метана в условиях пиролиза:
Объемный расход газов в реакционной камере с учетом увеличения объема газов при пиролизе:
10780·1,4 = 15092 м3/ч или 4,19 м3/с
Объем реакционной камеры:
4,19 · 0,001 =0,00419 м3
Площадь поперечного сечения реакционной камеры:
4,19 : 835 = 0,00502 м2
Диаметр реакционной камеры:
Высота реакционной камеры:
0,00419 : 0,00502 = 0,83 м или 835 · 0,001 =0,83 м
Пример 16.
Степень конверсии метана и одноканальном реакторе окислительного пиролиза 91 %. селективность по ацетилену 33 %. Объемное соотношение метана и кислорода в исходной газовой смеси 1 : 0,64; коэффициент увеличения объема газов при пиролизе 6,4. Определить время пребывания газовой смеси в реакционной камере реактора, имеющего производительность 1,2 т ацетилена в час, при скорости смеси в камере 300 м/с. если соотношение высоты камеры и ее диаметра равно 5:1.
Решение. Уравнение реакции пиролиза:
2СН4 →С2Н2 + 2Н2
2·22,4 м3 26 кг 2·2 кг
Объемный расход метана с учетом степени конверсии и селективности:
Объемный расход кислорода:
6885,4 · 0,64 = 4406,7 м3 /ч
Объемный расход газовой смеси (с учетом коэффициента увеличения объема газов):
(6885,4 + 4406,7) 6,4 = 77269,4 м3/ч или 20,07 м3/с
Площадь сечения реакционной камеры:
20,07 : 300 = 0,067 м3
Диаметр реакционной камеры:
Время пребывания газовой смеси в реакционной камере:
Пример 17. Производительность трубчатого реактора 5000 кг Этилена -в час, степень конверсии этана 78,1%, селективность по этилену 70%. Определить площадь поверхности теплообмена труб радиантной секции, если удельный расход этана на 1 м2 поверхности равен 40 кг/ч.
Решение. Уравнение реакции:
СН3 — СН3 ↔ СН2 = СН2 + Н2
3 0 кг 2 8 кг 2 кг
Массовый расход этана для получения 5000 кг этилена в час, с учетом степени конверсии и селективности:
Площадь поверхности теплообмена труб радиантной секции:
9800 : 40 = 245 м2
Пример 18.
Производительность трубчатого двухпоточного реактора 5 т этилена в. час. Этан поступает на пиролиз в смеси с водяным паром в мольном соотношении 7:1. Определить массово скорость парогазовой смеси в трубах, если диаметр трубы змеевика 124 мм, а выход этилена 54% в расчете на исходный этап.
Решение. Уравнение реакции:
30 кг 28 кг 2кг
Массовый расход этана для получения 5000 кг этилена в час, с учетом.,54%-иого выхода:
Массовый расход водяного пара:
Массовый расход парогазовой смеси на входе в реактор:
9920,6 + 850,4 = 10771 кг/ч или 3,0 кг/с
Массовый расход парогазовой смеси в расчете на 1 поток на вход в реактор:
m= mпгс/n = 3,0 : 2 = 11,5кг/с
Площадь поперечного сечения трубы змеевика:
S= 0,785 (0,124)2 = 0,012 м2
Массовая скорость паро-газовой смеси в трубах:
1,5 : 0,012 = 125 кг/(м2·с)
Пример 19. Производительность четырехпоточного реактора пропилену 1350 кг в час, исходное сырье (пропан и водяной пар подают в массовом соотношении 1: 1,5, тепловая напряженности 1 м2 площади поверхности радиантных труб 92 кВт, количество передаваемой теплоты 3280 кДж на 1 кг поступающей смеси. Определить длину труб радиантной секции одного потока, если диаметр трубы равен 102 мм, а степень конверсии пропана в пропилен составляет 19%.
Решение. Уравнение реакции:
С3Н8 ↔ С3Н6 + Н2
44 кг 4 2 кг 2 кг
Массовый расход пропана по этой реакции:
Массовый расход пропана с учетом степени конверсии:
Массовый расход смеси пропана с водяным паром:
7443,63 · 2,5 = 18609 кг/ч
Массовый расход смеси на один поток:
18609 : 4 = 4652,25 кг/ч
Расход теплоты (исходя из условий процесса):
Необходимая площадь поверхности теплообмена:
4238 : 92 = 46 м2
Длина труб радиантной секции определяется по формуле F= πdl:
Пример 20.
Производительность установки одностадийного дегидрирования н-бутана в бутадиен-1,3 составляет 3000 кг/ч. Определить объем контактной массы, если объемная скорость пара н-бутана составляет 250 , объемное соотношение катализатора теплоносителя равно 1:2,2, степень конверсии н-бутана 20%, а селективность по бутадиену 54,5%.
Решение. Уравнение реакции:
С4Н10 ↔ С4Н6 + 2Н2
22,4 м3 54 кг
Объемный расход н-бутана по этой реакции:
Объемный расход н-бутана с учетом 20%-ной степени конверсии
1244,44 : 0,2 = 6222,2 м3/ч
Объемный расход н-бутана с учетом 54,5%-ной селективности:
6222,2 : 0,545 = 11417 м3/ч
Объем катализатора в реакторе:
11417 : 250 = 45,67 м3
Объем контактной массы:
45,67 (1 + 2,2) =146 м3
Пример 21.
На установке каталитического- дегидрирования изобутана с псевдоожиженным слоем катализатора получено 12920 кг изобутена в час. Определить диаметр и высоту реактора, если степень конверсии изобутана равна 40%, селективность по изобутену 75,8%, объемная скорость паров изобутана 436 ч плотность паров изобутана в условиях процесса 2,59 кг/м3, насыпная плотность катализатора 800 кг/м3, плотность псевдоожиженного слоя 400 кг/м3 соотношение H/D равно 1,4, высота отстойной зоны 4,5 м.
Решение. Уравнение реакции:
изо-С4Н10 ↔ изо-С4Н8 + Н2
58 кг 56 кг 2 кг
Массовый расход изобутана по этой реакции:
Массовый расход изобутана с учетом 40%-ной степени конверсии:
Массовый расход изобутана с учетом 75,8%-ной селективности:
Объем катализатора:
Объем псевдоожиженного слоя (m=V/р):
Учитывая что H/D — 1,4, диаметр реактора:
= 4,15 м
Высота псевдоожиженного слоя:
Нс = 4,15 · 1,4 = 5,81 м
Общая высота реактора равна высоте псевдоожиженного слоя и отстойной зоны:
Н=5,81 +4,5 = 10,31 м