Таблица 7 - Материальный баланс отпарной секции
Наименование потока | G, кг/ч | % масс от смеси | % масс |
Приход: | |||
1.Рафинатный раствор | 37806,6 | 100,0 | 97,1 |
а) рафинат | 37367,2 | 98,8 | 96,0 |
б) N-MП | 439,4 | 1,2 | 1,1 |
2. Водяной пар | 1134,2 | 3,0 | 2,9 |
Итого: | 38940,7 | 103,0 | 100,0 |
Расход: | |||
1. Жидкая фаза | 37367,2 | 96,0 | |
а) рафинат | 37367,2 | 98,8 | 96,0 |
2. Паровая фаза | 1573,6 | 4,0 | |
а) N-MП | 439,4 | 1,2 | 1,1 |
б) водяной пар | 1134,2 | 3,0 | 2,9 |
Итого: | 38940,7 | 103,0 | 100,0 |
Тепловой баланс отпарной секции составляем с целью определения количества растворителя, подаваемого на орошение.
Температуру входа рафинатного раствора принимаем на 5-10 0С ниже температуры выхода рафинатного раствора из испарительной секции.
Принимаем Твхода = 255 0С
Определим температуру низа колонны по формуле:
,где (30)
r – скрытая теплота испарения растворителя, кДж/кг;
c – удельная теплоемкость рафината (около 63 кДж/кг·0С).
0C.
Параметры перегретого водяного пара: P = 1,0 МПа, ТВП = 180 0С, qВП = 2845 кДж/кг.
Определим парциальное давление паров растворителя с учетом водяного пара [6]:
,где (31)
Z – количество вводимого в колону водяного пара, (3-5 %масс от рафината), кг/ч;
P – общее давление над верхней тарелкой в колонне;
GNMП – количество отгоняемого растворителя;
МNMП – молекулярная масса растворителя;
18 – молекулярная масса воды.
МПа.
Этому давлению соответствует Тверха = 119 0С.
1. Определяем тепловую нагрузку прихода:
(32)
а) (33)
(34)
Энтальпию рафината находим по формуле Крэга:
573,11 кДж/кг
Тогда тепловая нагрузка рафината по (1.39):
кДж/ч
Тепловая нагрузка N-МП:
кДж/ч
Энтальпию N-метилпирролидона берем из справочника [5]
б) кДж/ч (35)
Тогда: кДж/ч.
2. Определяем тепловую нагрузку расхода:
(36)
а) кДж/ч (37)
Энтальпию N-метилпирролидона берем из справочника [5]
кДж/ч
Энтальпию водяного пара находим по диаграмме.
кДж/ч (38)
б) (39)
кДж/кг
кДж/ч
Тогда: кДж/ч
3. Найдем тепло орошения:
кДж/ч (40)
4. Количество орошения:
кг/ч (41)
Все данные по тепловому балансу заносим в таблицу 8.
Таблица 8 -Тепловой баланс отпарной секции
Наименование потоков | G, кг/ч | Т, 0С | q, кДж/кг | Q, кДж/ч·106 |
Приход: | ||||
1. Рафинатный раствор | 37806,6 | 255 | 21,69 | |
а) рафинат | 37367,2 | 255 | 573,11 | 21,42 |
б) N-МП | 439,4 | 255 | 620 | 0,27 |
2. Водяной пар | 1134,2 | 180 | 2845 | 3,23 |
Итого: | 38940,7 | 24,91 | ||
Расход: | ||||
1. Жидкая фаза | 37367,2 | 254,9 | ||
а) рафинат | 37367,2 | 254,9 | 572,84 | 21,41 |
2. Паровая фаза | 1573,6 | 105 | 3,42 | |
а) N-МП | 439,4 | 105 | 938 | 0,41 |
б) водяной пар | 1134,2 | 105 | 2648 | 3,00 |
Итого: | 38940,7 | 24,82 | ||
Острое орошение | 280,1 | 80 | 0,09 |
Определение диаметра отпарной колонны:
Рассчитаем по (1.41) количество паров, проходящих в наиболее нагруженном сечении колонны [8]:
м3/с
Рассчитаем допустимую линейную скорость паров:
Определим плотность паров по (1.31):
кг/м3
Определим по (1.46) плотность жидкости [9]:
кг/м3,
- поправка на изменение плотности при изменении температуры на один градус (из таблицы) [9].
Тогда по (1.29):
Тогда диаметр колонны по (1.47):
м
Из стандартного ряда принимаем диаметр D = 1 м.
5. Определение высоты отпарной колонны [8].
, где
h1 – высота до первой ректификационной тарелки;
h2 – высота отпаривающей зоны;
h3 – высота слоя жидкости внизу секции;
h4 – высота низа колонны;
h5 – высота постамента колонны.
h1 = 1/2D =0,5·1,0 = 0,5 м.
h2 = (n-1) ·ht = (10-1) ·0,6 = 5,4 м.
h3 принимаем равной 1 м.
h4 определяем, исходя из запаса остатка на 300 сек.
Объем рафината внизу колонны составляет:
(42)
Gp - расход рафината
- плотность рафината
Gp = 41341,34 кг/ч = 11,48 кг/сек.
м3/кг.
Площадь поперечного сечения:
м (43)
Тогда: h4 = Vp/F = 3,51/0,78 =4,5 м.
Высоту h5 принимаем равной 2 м.
Тогда: Hотп = 0,5+5,4+1+4,5+2=13,4 м.
Таким образом общая высота рафинатной колонны составляет:
м (44)
Расчет печи
Печь предназначена для нагрева рафинатного раствора до температуры t2 = 250°С. Начальная температура сырья (на выходе из теплообменника) t1 = 200°С. Согласно литературным данным [6], вследствие малой растворимости селективных растворителей в рафинате, содержание их в рафинатном растворе обычно составляет 10-20 % масс. Содержание N-метилпирролидона в рафинатном растворе составляет 12,7 % масс. Производительность печи по сырью составляет 43940,04 кг/ч:
Состав топлива приведён в таблице:
Таблица 9 - Компонентный состав газа
Компоненты | Мольная(объёмная) доля, % | Молекулярная масса, Mi | Mi·ri | gi,%(масс.) |
С3Н8 | 8,6 | 44 | 3,8 | 6,7 |
изо-С4Н10 | 18,9 | 58 | 11,0 | 19,3 |
н-С4Н10 | 72,5 | 58 | 42,1 | 74,0 |
Сумма | 100 | - | 56,796 | 100 |
Расчет процесса горения:
Определим низшую теплоту сгорания топлива (в кДж/м3) по формуле:
Qрн = 360,ЗЗ×СН4 +590,4·С2Н4+ 631,8×С2Н6 + 913,8×С3Н8 + 1092,81·изо-С4Н10++1195×н-C4Н10+1092,81×С4Н10+1146·С4Н8+1460,22·С5Н12+251,2·Н2 (45)
где СН4, С2Н6 и т.д. - содержание соответствующих компонентов в топливе, % об.
Низшая объемная теплота сгорания:
Qрн = 913,8×8,6 +1195×18,9+1092,81×72,5 = 115150,3 кДж/м3
Низшая массовая теплота сгорания:
Qн=Qрн/rг=115150,3/2,60=44228,24кДж/кг (46)
Определяем элементарный состав топлива в массовых процентах.
Содержание углерода в любом i-том компоненте топлива находим по соотношению:
Сi=12×gi×ni/Mi, (47)
где ni - число атомов углерода в данном компоненте.
Содержание углерода:
Содержание водорода:
Hi=gi×mi/Mi, (48)
где mi - число атомов водорода в данном компоненте.
Проверка:
С + Н= 82,7 +17,3 = 100 % масс.
Теоретическое количество воздуха, необходимого для сжигания 1 кг газа, определим по формуле:
Для печей с газообразным топливом и при объемном горении топлива коэффициент избытка воздуха рекомендуется принимать a = 1,05 ¸ 1,2. Примем a = 1,1.
Тогда действительное количество воздуха составит:
Lд = a×Lо = 1,1×15,6=17,18 кг/кг, (49)
или Lд/rв = 17,18/1,293 = 13,29 м3/кг, где (50)
rв = 1,293 кг/м3 - плотность воздуха при нормальных условиях (273 К и 101325 Па).
Определим количество продуктов сгорания, образующихся при сжигании 1 кг топлива:
mCO2=0,0367×С=0,0367×82,7=3,04 кг/кг; (51)
mH2O=0,09×Н=0,09×17,3=1,56 кг/кг (52)
mO2 =0,23×L0×(a - 1)=0,23×15,6×(1,1 - 1)=0,36 кг/кг (53)
mN2 = 0,77×L0×a+0,01N = 0,77×15,61·1,1=13,22 кг/кг (54)
Суммарное количество продуктов сгорания:
М = 3,04 +1,56 + 0,36 + 13,22 = 18,18 кг/кг
Проверка: М = 1 + a×Lо = 1 + 1,1×15,6 = 18,18 кг/кг. Содержанием влаги в воздухе пренебрегаем.
Найдем объемное количество продуктов сгорания (в м3) на 1 кг топлива (при нормальных условиях):
VCO2 = mCO2×22,4/MCO2 = 3,03×22,4/44 = 1,55 м3/кг (55)
VН2О = mН2О×22,4/MН2О = 1,56×22,4/18 = 1,94 м3/кг (56)
VO2 = mO2×22,4/MO2 = 0,36×22,4/32 = 0,25 м3/кг (57)
VN2 = mN2×22,4/MN2 = 13,22×22,4/28 = 10,58 м3/кг (58)
Суммарный объем продуктов сгорания:
V = 1,54 +1,94 + 0,25 +10,58 = 14,31 м3/кг.
Плотность продуктов сгорания при 273 К и 101325 Па:
r0 = Smi /SVi = 18,18/14,31 = 1,27 кг/м3 (59)
Определим энтальпию продуктов сгорания на 1 кг топлива при различных температурах по уравнению:
qT = (T - 273)×(mCO2×CCO2 + mН2O×СH2O + mO2×CO2 + mN2×CN2), (60)
где Т - температура продуктов сгорания, К;
СС02, СH2O, С02, СN2 - средние массовые теплоемкости продуктов сгорания, определяемые по справочным данным [8], кДж/(кг×К).
Полученные данные оформим в таблицу, после чего построим график зависимости энтальпии дымовых газов от температуры (рис.2):
Таблица 10 -
Зависимость энтальпии дымовых газов от температуры
Т,К | 273 | 300 | 500 | 700 | 900 | 1100 | 1300 | 1500 | 1700 | 1900 | 2100 | 2300 |
Q(T)·10-3 кДж/кг | 0,00 | 0,53 | 4,52 | 8,71 | 13,13 | 17,73 | 22,54 | 27,48 | 32,52 | 37,64 | 41,12 | 48,14 |
К.П.Д. печи найдем по формуле:
(61)
- потери тепла в окружающую среду, в долях от низшей теплоты сгорания топлива.
- потери тепла с уходящими дымовыми газами в долях от низшей теплоты сгорания топлива.
Примем = 0,06 и температуру дымовых газов, покидающих
конвекционную камеру печи, на 120 К выше температуры Т1сырья, поступающего в печь:
Тух = Т1 + DТ = 200 + 273 + 120 = 593 К
Найдем по графику q-Т потерю тепла с уходящими дымовыми газами, при
Тух = 593 К она составит qух = 8050 кДж/кг.
Тогда КПД печи равно:
h = 1 - (0,06 + 8050 /44228) = 0,76.
Полная тепловая нагрузка печи:
Qт = Qпол/h, (62)
где Qпол - полезное тепло печи, кДж/ч.
Полезное тепло печи рассчитываем по формуле:
Qпол = Gраф×(qТ2р - qТ1р)+ GNМП (е×qТ2п - qТ1ж), (63)
где G - производительность печи но сырью, кг/ч; е = 0,93 - массовая доля отгона растворителя на выходе из печи от общего количества растворителя; qп, qж – энтальпия, соответственно, паровой и жидкой фаз растворителя на выходе из печи и на входе в печь, кДж/кг; qТ2р, qТ1р - энтальпии растворителя на выходе из печи и на входе в печь кДж/кг.
qТ2р = 4,187((50,2 + 0,109×t + 0,00014×t2)×(4 - ) – 73,8), кДж/кг (64)
qТ1р = 4,187×(0,403×t + 0,000405×t2)/ , кДж/кг (65)
r1515 = r420 + 0,0035/r420 (66)
Энтальпии отбензиненной нефти найдем по формулам:
qТ1р = 4,187×(0,403×200 + 0,000405×2002)/ = 429,65 кДж/кг;
qТ2р = 4,187×(0,403×295 + 0,000405×2952)/ = 684,11 кДж/кг;
Согласно [5] для N-метилпирролидона:
qп = 480 кДж/кг
qж= 999 кДж/кг
Подставляя в формулу соответствующие величины, получим:
Qпол=37367,15×(684,11 -429,65)+ 6572,89×(0,93× 999 –(1-0,93) × 480) = 15,42·109 Дж/ч
QТ = Qпол/h =15,42·106/0,76=20,35·106 кДж=5653,34 кВт
Часовой расход топлива:
В = Qпол/(Qрн×h) (67)
В = 15,42·106/(44228,24×0,76) = 460,16 кг/ч
Расчет поверхности нагрева радиантных труб.
Нp = Qp/(3600×hT) (68)
Поверхность нагрева конвекционных труб определяется по формуле:
Нк = Qк/(k1×DTср), (69)
где Qк - количество тепла, передаваемого сырью в конвекционных трубах, Вт;
k1 - коэффициент теплопередачи в конвекционной камере печи, Вт/(м2×К);
DТср - средний температурный напор, К.
Определение среднего температурного напора.
В конвекционной камере проектируемой печи теплопередача от дымовых газов к сырью в трубах осуществляется при смешанно-перекрестном токе с индексом противоточности, равным единице. Поэтому средний температурный напор рассчитывается по уравнению Грасгофа:
(70)
По результатам выполненных расчетов для нагрева отбензиненной нефти считается целесообразным установить трубчатую печь типа ГС-1.
Количество тепла, переданного сырью в камере радиации (прямая отдача топки), найдем из уравнения теплового баланса топки:
Qр = (Qрн×hТ – qTn)×В, (71)
где hT - КПД топки;
qTn - энтальпия дымовых газов на выходе из камеры радиации при температуре Тn, кДж/кг топлива.
Примем Тn =1050 К и определим по графику q-Т: qТn = 15000 кДж/кг.
Ранее было принято, что потери тепла в окружающую среду равны 6 %.
Пусть 4 % в том числе составляют потери тепла в топке: hT = 1 - 0,04 = 0,96.
Qр = (44228×0,96 -15000)× 460,16 = 12,62·106 кДж/ч.
Теплонапряжение радиантных труб для печи типа ГС qр = 20,7 кВт/м2. Поверхность нагрева радиантных труб будет равна:
Нp = Qp/(3600×hT) =12,62·106/(20,7×3600) =160 м2
Принимаем печь типа ГС-1 с поверхностью нагрева 265 м2 [12].
Определим температуру Тк сырья на входе в конвекционые трубы. Полагая на основе опытных данных, что сырьё в конвекционных трубах не испаряется, найдем ее энтальпию на выходе из радиантных труб из уравнения:
QР = GNМП·(е×qТ2П + (1 - е)×qТ2ж)+Gраф(qТ2р- qТкр)
Следовательно, qTкЖ = е×qТ2П + (1 - е)×qТ2ж - Qр/G
Используя пункт меню «подбор параметра» в программе, составленной в «ЕХСЕL», можно подобрать искомое значение температуры tк = 259,85°С, что составляет Тк = 501,95 К.
Tмакс = Tп - Tк = 1050 –501,95 = 548,05К;
Tмин = Тух - Т1 = 593 - (230+ 273) =120 К;
Теперь можно рассчитать поверхность нагрева конвекционных труб:
k1 - коэффициент теплопередачи в конвекционной камере печи
Количество тепла, передаваемого сырью в конвекционных трубах:
Qк = (Qпол- Qр)/3600 = (15,42·106 -12,62·106)/3600 = 777,85 кВт.
Примем k1 = 32,6 Вт/(м2×К).
Тогда
Нк = Qк/(k1×DTср) = 777,85 ×1000/(32,6×281,82) =84,7 м2.
Выбираем трубы диаметром 152 мм с полезной длиной lтр = 6 м.
Число радиантных труб:
(72)
Определим число труб в конвекционной камере.
(73)
В трубчатой печи для сжигания топлива применена комбинированная горелка типа ГП-2. Горелка ГП-2 конструктивно несложная и простая в эксплуатации, имеет возможность включения в систему автоматического регулирования работы печи, дает устойчивый факел пламени, имеет высокую производительность, может работать как раздельно на газе и мазуте, так и одновременно сжигать оба вида топлива, при этом она обеспечивает достаточно полное сжигание топлива.
Продукты сгорания, получающиеся при сжигании топлива в горелках, проходя по камерам печи, отдают свое тепло радиантным и конвективным трубам змеевиков и далее по газопроводу поступают в дымовую трубу.
Таблица 11 -Техническая характеристика горелки ГП-2
Тепловая мощность, МВт | 2,4 |
Производительность по: мазуту, кг/ч газу, м3/ ч | 216 250 |
Удельный расход пара, кг/кг мазута | 0,2 |
Коэффициент избытка воздуха при работе: на мазуте на газе | 1,1 1,08 |
Давление перед горелкой, МПа: мазута пара, газа | 0,4 0,15 |
Длина факела, м | 5,5 |
Количество горелок в трубчатой печи:
Nг = Qт/qг,
где Qт - полная тепловая нагрузка печи, кВт;
qг - номинальная теплопроизводительность одной горелки, кВт. Для горелки ГП-2 qг = 2400 кВт.
Количество горелок в печи Nг = 5653/(2400) =2,35≈ 3 шт. Принимаем ближайшее целое значение Nг =3 шт.
Расчет водяного холодильника
Экстрактный раствор в количестве G = 34882,68 кг/ч поступает в холодильник Х-2 с температурой 85°С, где охлаждается за счет воды до температуры 55°С.
Температура входа воды в холодильник 25°С, температура воды на выходе из холодильника 35°С.
Находим энтальпии потоков по формуле Крэга:
- энтальпия экстрактного раствора на входе в холодильник:
кДж/кг
- энтальпия экстрактного раствора на выходе из холодильника:
кДж/кг
Тепло, отдаваемое при охлаждении циркулята:
кДж/ч (74)
Коэффициент удержания тепла в холодильнике принимаем равным η=1. Расход воды составит:
кг/ч (75)
Выбираем противоточную схему теплообмена. Находим среднюю разность температур:
°С, (76)
°С. (77)
Т.к. DtI /DtII < 2,то средний температурный напор определим по формуле:
°С (78)
Принимаем общий коэффициент теплопередачи К = 180 Вт/(м2 ч град) [8]. Принимаем 3 холодильника работающих параллельно. Находим поверхность теплообмена:
м2 (79)