15.1, 15.2 та 15.3.
Таблиця 15.1 Результати розрахунків блоку газоочіщення в базовій точці
Параметри устаткуванняВаріанті РОБОЧОЇ схеміОб ємний потік здування, м 3/с0,491Концентрація СО,% (об.) 3,056Реактор газоочіщенняРежім роботіНТСТВТТемпература на вході, єС300379,30408,3Температура на віході, єС576,7656,01685, 01Ступінь превращение,% 0,9950,9950,995Час контакту, с1,2440,65820,5545Об єм каталізатору, м 3 0,61080,32320,2723Вартість каталізатору, грн.427562262419061Об єм реактора, м 3 0,87260,46170,389Вартість реактору , грн.32286,217082,914393ТеплообміннікТемпература tкін, ° С288,3285,931285,061Середня Різниця Дtсер, ° С272,5271,32271,32Теплове НАВАНТАЖЕННЯ, кВт177,352227,58245,95Поверхня теплообміну, м 2 65,3783,8890,65Вартість теплообмінного обладнання, грн.62101,57968686117,5Капітальні витрати, грн.14158,15514515,33515076,58Економічній крітерій56914,15537139,33534137,58
Таблиця 15.2 Результати розрахунків блоку газоочіщення в точці оптімальної області
Параметри устаткуванняВаріанті РОБОЧОЇ схеміОб ємний потік здування, м 3/с0,466Концентрація СО,% (об.) 2,615Реактор газоочіщенняРежім роботіНТСТВТТемпература на вході, єС300400460Температура на віході, єС536,77 636,77696,77Ступінь превращение, % 0,9950,9950,995Час контакту, с1,5290,62300,4465Об єм каталізатору, м 3 0,71250,29030,2081Вартість каталізатору, грн.498752032114567Об єм реактора, м 3 1,0180,41470,2973Вартість реактору, грн. 3766615343,91100,01ТеплообміннікТемпература tкін, ° С248,37245,37243,57Середня Різниця Дtсер, ° С232,57231,07230,17Теплове НАВАНТАЖЕННЯ, кВт168,319228,433264,501Поверхня теплообміну, м 2 72,7898,77114,37Вартість теплообмінного обладнання, грн.69141 93831,5108651,5Капітальні витрати, грн.16021,0516376,3116462,73Економічній крітерій65896,0536697,3131029,73
Таблиця 15.3 Результати розрахунків блоку газоочіщення в оптімальній точці
Параметри устаткуванняВаріанті РОБОЧОЇ схеміОб ємний потік здування, м 3/с0,463Концентрація СО,% (об.) 2,552Реактор газоочіщенняРежім роботіНТСТВТТемпература на вході, єС300405468Температура на віході, єС531,06636,08699,07Ступінь превращение,% 0,9950,9950,995Час контакту, с1,2710,61100,4322Об єм каталізатору, м 3 0,58850,28290,2001Вартість каталізатору, грн.411951980314007Об єм реактора, м 3 0,84070,40410,2859Вартість реактору, грн.31105 , 914951,710578,3ТеплообміннікТемпература tкін, ° С242,66239,53237,63Середня Різниця Дtсер, ° С226,86225,306224,35Теплове НАВАНТАЖЕННЯ, кВт167,235229,948267,576Поверхня теплообміну, м 2 74,16101,97118,66Вартість теплообмінного обладнання, грн.7045296871,5112727Капітальні витрати, грн.15233,68516773,4818495,795Економічній крітерій56428,68536576,4832502,795
З таблиць 15.1-15.3 бачим, что найоптімальнішім варіантом є високотемпературна режим у оптімальній точці. Оскількі в базовому варіанті висока концентрація СО у сдувці (3,056% об.), То Кількість каталізатору, что необхідна для Досягнення потрібного ступеню очищення 99,5% буде набагато більша чем для режімів в оптімальній точці.
З таблиць 15.1-15.3 бачим, что при НТ режімі маємо Великі витрати на придбання каталізатору та на реакційну камеру, но необхідна Менша Поверхня теплообміну у порівнянні з іншімі режимами. При ВТ режімі навпаки - менше витрат на каталізатор та на реакційну камеру и более витрат на забезпечення необхідної поверхні теплообміну. ??
ВИСНОВКИ
У даній курсовій работе для процесса окислення метанолу в формальдегід на Окісна каталізаторах Було проведено розрахунок і аналіз показніків роботи ХТМ Із завданні технологічними параметрами та розробка пропозіцій по оптімізації роботи схеми з метою Поліпшення ее техніко-економічних показніків.
Спочатку Було розраховано параметри трьохшарового адіабатічного реактора за умів базового варіанту, тобто при концентрації метанолу - 2,49 моль/м 3, кісним - 3,0 моль/м 3 та води - 1,2 моль/ м 3, а такоже при діаметрах часток каталізатору по кулях: 6 мм, 5 мм і 4 мм відповідно. Крім розрахунку реактора Було проведено розрахунок схеми процесса Отримання формаліну окислених метанолу. У результате розрахунку схеми процесса для базового варіанта булу Знайду нова (уточнена) концентрація води, яка склалось 0,677 моль/м 3. После Отримання уточненої концентрації води Було знов розраховано реактор для проведення процесса, но уже з новою водою. Отже степень превращение, что досягається в реакторі по базовому варіанту становіть 0,992, оптимальний годину контакту - 0,735 с, а вихід продукту - 0,911.
У Наступний розділі за методом Бокса-Уілсона булу проведена оптимізація роботи схеми з метою Поліпшення техніко-економічних показніків. При поиска оптімальної області були візначені Нові концентрації з урахуванням обмеження по співвідношенню к...
