Проект реконструкции установки гидроочистки дизельного топлива с увеличением производительности до 2450000 тонн в год по сырью

123,765

36098,727

100,000

2

Раствор МДЭА (чистый)

117,075

34147,445

100,000

2.1

Комплекс МДЭА+Н2S

53,519

15609,969

43,242

2.1

МДЭА (чистый)

46,830

13658,978

40,000

2.2

Вода

70,245

20488,467

56,758

2.2

Вода

70,245

20488,467

60,000

Итого

181,831

53034,927

Итого

181,831

53034,927

Таблица 7.13 - Материальный баланс стадии сепарации ЦВСГ после абсорбции

Статьи прихода	Статьи расхода
№	Наименование потока	кг/т	кг/ч	% (масс)	№	Наименование потока	кг/т	кг/ч	% (масс)
1	ЦВСГ с раствором (МДЭА · Н2S)	70,444	20546,217	100,000	1	ЦВСГ до подпитки	58,067	16936,250	100,000
1.1	Водород	23,579	6877,225	33,473	1.1	Водород	23,579	6877,225	40,607
1.2	Предельные у/в C1-C4	34,488	10059,025	48,958	1.2	Предельные у/в С1-С4	34,488	10059,025	59,393
1.3	Комплекс (МДЭА · Н2S)	5,352	1561,004	7,598	2	Раствор (MДЭA · H2S)(II)	12,377	3609,967	100,000
1.4	Вода	7,025	2048,963	9,972	2.1	Комплекс (МДЭА · Н2S)	5,352	1561,004	43,243
					2.2	Вода	7,025	2048,963	56,757
	Итого	70,444	20546,217			Итого	70,444	20546,217

Таблица 7.14 - Материальный баланс стадии сепарации газовой фазы

	Статьи прихода			Статьи расхода
№	Наименование потока	кг/т	кг/ч	% (масс.)	№	Наименование потока	кг/т	кг/ч	% (масс.)
1	Газовая фаза	16,628	4849,842	100,000	1	Бензин-отгон	6,294	1835,754	100,000
1.1	Предельные у/в С1-С4	6,133	1788,795	36,883	1.1	Предельные у/в С5-С10	6,294	1835,754	100,000
1.2	Предельные у/в С5-С10	6,294	1835,753	37,854	2	Водный конденсат	3,093	902,127	100,000
1.3	Сероводород	2,506	730,918	15,070	2.1	Предельные у/в С1-С4	0,920	268,334	29,744
1.4	Водород	0,300	87,500	1,804	2.2	Вода	1,156	337,167	37,369
1.5	Вода	1,156	337,167	6,951	2.3	Гидросульфид аммония	0,717	209,125	23,187
1.6	Аммиак	0,239	69,708	1,438	2.4	Водород	0,300	87,500	9,700
					3	Сухой углеводородный газ	7,241	2111,963	100,000
					3.1	Предельные у/в С1-С4	5,213	1520,462	71,995
					3.3	Сероводород	2,028	591,501	28,005
	Итого	16,628	4849,842			Итого	16,628	4849,842

7.13 Материальный баланс стадии отдува сероводорода от водного конденсата

На этой стадии осуществляется отдув сероводорода из водного конденсата. При этом гидросульфид аммония полностью разлагается на сероводород и аммиак по реакции (8.22)

NH₄НS - NH₃ + H₂S, (7.22)

n(NH₄НS)_вод.= n(NН₃)_вод = n(Н₂S)_вод. = 0,014 кмоль/т;

m(NН₃)_вод = n(NН₃)_вод · M(NН₃),

m(NН₃)_вод = 0,014·17 = 0,239 кг/т;

m(Н₂S)_вод. = n(Н₂S)_вод · М(Н₂S),

m(Н₂S)_вод = 0,014·34 = 0,478 кг/т.

А вместе с сероводородом от водного конденсата отделяются водород и предельные углеводороды С₁-С₄. В результате этого разделения образуется два потока:

- очищенный водный конденсат, состоящий из воды и аммиака:

m(Н₂О)_{вод очищ} = m(Н₂О)_вод = 1,156 кг/т;

m(NНз)_{вод очищ} = m(NН₃)_вод = 0,239 кг/т;

- сероводородсодержащий газ, состоящий из сероводорода, водорода и предельных углеводородов С₁-С₄:

m(Н₂S)_{сер.газ} = m(Н₂S)_вод,

m(Н₂S)_{сер.газ} = 0,478 кг/т,



m(С₁-С₄)_{сер.газ} = m(С₁-С₄)_вод

m(С₁-С₄)_{сер.газ} = 0,920 кг/т,

m(Н₂)_{сер.газ} = m(Н₂)_вод ,

m(Н₂)_{сер газ} = 0,300 кг/т.

Материальный баланс стадии отдува сероводорода из водного конденсата представлен в таблице 7.18.

7.14 Материальный баланс стадии абсорбции сухого углеводородного газа

На этой стадии происходит поглощение сероводорода из сухого углеводородного газа 40 %-ым раствором МДЭА по реакции (7.23)

2 (С₂Н₄ОН)₂NCH₃ + Н₂S - [(С₂Н₄ОН)₂NCH₃]₂Н₂S (7.23)

Определим количество 40 %-го раствора МДЭА необходимого для поглощения сероводорода из сухого углеводородного газа. Количество сероводорода в сухом углеводородном газе после стадии сепарации газовой фазы составляет 2,028 кг/т.

Молярная масса МДЭА - 119 кг/кмоль. Молярная масса комплекса (МДЭА·Н₂S) - 272 кг/кмоль.

Получаем,

- масса чистого МДЭА, необходимого для реакции (7.23) составляет:

m(чистый МДЭА) = (2·119·2,028) / 34 = 14,195 кг/т;

- масса 40 % -го раствора МДЭА, необходимого для реакции (7.23) составляет:

m(раствор МДЭА) = m(чистый МДЭА) / 0,4,

m(раствор МДЭА) = 14,195 / 0,4 = 35,486 кг/т;

- масса воды в 40 %-ом растворе МДЭА составляет:

m(Н₂О) ^// = m(раствор МДЭА) - m(чистый МДЭА),

m(Н₂О) ^// = 35,486 -14,195 = 21,292 кг/т.

Находим массу образовавшегося по реакции (7.23) комплекса (МДЭА·Н₂S):

m(МДЭА·Н₂S) ^/// = (272·2,028) / 34 = 16,222 кг/т;

Тогда масса раствора комплекса (МДЭА·Н₂S) полученного на стадии абсорбции сухого газа составляет:

m(раствор МДЭА·Н₂S) ^/// = m(МДЭА·Н₂S) + m(Н₂О);

m(раствор МДЭА·Н₂S) ^/// = 16,222 + 21,292 = 37,514 кг/т.

Таким образом, раствор комплекса (МДЭА·Н₂S) имеет следующий состав:

- массовая доля комплекса (МДЭА·Н₂S) в растворе составляет:

щ(МДЭА·Н₂S) = (16,222 / 37,5 14)·100 = 43,2 %;

- массовая доля воды в растворе комплекса составляет:

щ(Н₂О) = (21,292 / 37,5 14)·100 = 56,8 %.

Из практических данных известно, что в насыщенном растворе МДЭА растворяется 15 % предельных углеводородов С₁-С₄ из сухого углеводородного газа:

m(С₁-С₄)_МДЭА = 0,15· m(С₁-С₄)_{у/в газ},



m(С₁-С₄)_МДЭА = 0,15-5,213 = 0,782 кг/т.

А в очищенный углеводородный газ переходят нерастворенные предельные углеводороды С₁-С₄. Очищенный углеводородный газ используется для печи нагрева сырья.

m(С₁-С₄)_{у/в газ в П-201} = m(С₁-С₄)_{у/в газ} - m(С₁-С₄)_МДЭА,

m(С₁-С₄)_{у/в газ в П-201} = 5,213 - 0,782 = 4,431 кг/т.

Материальный баланс стадии абсорбции углеводородного газа представлен в таблице 7.16.

Таблица 7.15 - Материальный баланс стадии отдува сероводорода из водного конденсата

Статьи прихода	Статьи расхода
№	Наименование потока	кг/т	кг/ч	% (масс)	№	Наименование потока	кг/т	кг/ч	% (масс)
1	Водный конденсат	3,093	902,127	100,000	1	Водный конденсат очищенный	1,395	406,876	100,000
1.1	Предельные у/в С1-С4	0,920	268,334	29,744	1.1	Аммиак	0,239	69,709	17,138
1.2	Вода	1,156	337,167	37,369	1.2	Вода	1,156	337,167	82,862
1.3	Гидросульфид аммония	0,717	209,125	23,187	2	Сероводородсодержащий газ	1,698	495,251	100,000
1.4	Водород	0,300	87,500	9,700	2.1	Сероводород	0,478	139,417	28,156
					2.2	Предельные у/в С1-С4	0,920	268,334	54,176
					2.3	Водород	0,300	87,500	17,668
	Итого	3,093	902,127			Итого	3,093	902,127

Таблица 7.16 - Материальный баланс стадии очистки сухого углеводородного газа

	Статьи прихода				Статьи расхода
№	Наименование потока	кг/т	кг/ч	% (масс)	№	Наименование потока	кг/т	кг/ч	% (масс)
1	Сухой углеводородный газ	7,241	2111,963	100,000	1	Раствор комплекса (МДЭА·Н2S)(Ш)	38,296	11169,691	100,000
1.1	Предельные у/в C1-C4	5,213	1520,462	71,995	1.1	Комплекс (МДЭА·Н2S)	16,222	4731,427	42,360
1.2	Сероводород	2,028	591,501	28,005	1.2	Вода	21,292	6210,180	55,598
2	40 %-ный раствор МДЭА	35,487	10350,398	100,000	1.3	Предельные у/в С1-С4	0,782	228,084	2,042
2.1	МДЭА	14,195	4140,218	40,000	2	Углеводородный газ	4,432	1292,670	100,000
2.2	Вода	21,292	6210,180	60,000	2.1	Предельные у/в С1-С4	4,431	1292,378	100,000
	Итого	42,728	12462,361			Итого	42,728	12462,361

Таблица 7.17 - Материальный баланс стадии очистки сероводородсодержащего газа

Статьи прихода	Статьи расхода
№	Наименование потока	кг/т	кг/ч	% (масс)	№	Наименование потока	кг/т	кг/ч	% (масс)
1	Сероводородсодержащий газ	1,698	495,251	100,000	1	Раствор комплекса (МДЭА·Н2S)(IV)	8,983	2620,047	100,000
1.1	Сероводород	0,478	139,417	28,156	1.1	Комплекс (МДЭА·Н2S)	3,825	1115,627	42,579
1.2	Предельные у/в С1-С4	0,920	268,334	54,176	1.2	Вода	5,020	1464,170	55,885
1.3	Водород	0,300	87,500	17,668	1.3	Предельные у/в C1-C4	0,138	40,250	1,536
2	40 %-ый раствор МДЭА	8,367	2440,380	100,000	2	Топливный газ	1,082	315,584	100,000
2.1	МДЭА	3,347	976,210	40,000	2.1	Предельные у/в C1-C4	0,782	228,084	72,272
2.2	Вода	5,020	1464,170	60,000	2.2	Водород	0,300	87,500	27,728
	Итого	10,065	2935,631			Итого	10,065	2935,631

7.15 Материальный баланс стадии очистки сероводородсодержащего газа

На этой стадии происходит поглощение сероводорода из сероводородсодержащего газа 40%-ным раствором МДЭА по реакции (7.24)

2 (С₂Н₄ОН)₂ NCH₃ + Н₂S - [(С₂Н₄ОН)₂ NСН₃]₂ Н₂S (7.24)

Определим количество 40 %-го раствора МДЭА, необходимого для поглощения сероводорода из сероводородсодержащего газа. Количество сероводорода в сероводородсодержащем газе после составляет 0,478 кг/т. Молярная масса МДЭА - 119 кг/кмоль; молярная масса комплекса (МДЭА·Н₂S) - 272 кг/кмоль.

Получаем,

- масса чистого МДЭА, необходимого для реакции (7.24) составляет:

m(чистый МДЭА) = (2·119·0,478) / 734 = 3,347 кг/т;

- масса 40 % -го раствора МДЭА, необходимого для реакции 7.24) составляет:

m (раствор МДЭА) = m(чистый МДЭА) / 0,4,

m(раствор МДЭА) = 3,347 / 0,4 = 8,367 кг/т;

- масса воды в 40 % - ном растворе МДЭА составляет:

m(Н₂О) ^//// = m(раствор МДЭА) - m(чистый МДЭА),

m(Н₂О) ^//// = 8,367 - 3,347 = 5,020 кг/т.

Находим массу образовавшегося по реакции (7.24) комплекса (МДЭА·Н₂S):

m(МДЭА·Н₂S) ^//// = (272·0,487) / 34 = 3,825 кг/т.

Тогда масса раствора комплекса (МДЭА·Н₂S), образовавшегося на стадии очистки сероводородсодержащего газа, составляет:

m(раствор МДЭА·Н₂S) ^//// = m(МДЭА·Н₂S) + m(Н₂О);

m(раствор МДЭА·Н₂S) ^//// = 3,825 + 5,020 = 8,845 кг/т.

Таким образом, раствор комплекса (МДЭА·Н₂S) имеет следующий состав:

- массовая доля комплекса (МДЭА·Н₂S) в растворе составляет

щ(МДЭА·Н₂S) = (3,825 / 8,845)·100 = 43,2 %;

- массовая доля вода в растворе комплекса составляет

щ(Н₂О) = (5,020 / 8,845)·100 = 56,8 %.

Из практических данных известно, что в насыщенном растворе МДЭА растворяется 15 % предельных углеводородов С₁-С₄ из сероводородсодержащего газа:

m(С₁-С₄)_МДЭА = 0,15· m(С₁-С₄)_{cер газ},

m(С₁-С₄)_МДЭА = 0,15·0,920 = 0,138 кг/т.

В результате этой очистки образуется топливный газ, направляемый в печь нагрева сырья.

В топливный газ из сероводородсодержащего газа переходят нерастворенные предельные углеводороды С₁-С₄ и водород.

m(С₁-С₄)_{топ газ в П-201} = m(С₁-С₄)_{сер газ} - m(С₁-С₄)_МДЭА,

m(С₁-С₄)_{топ газ в П-201} = 0,920 - 0,138 = 0,782 кг/т;



m(Н₂)_{топ газ в П-201} = m(Н₂)_{сер.газ},

m(Н₂)_{топ газ в П-201} = 0,300 кг/т.

Материальный баланс стадии абсорбции сероводородсодержащего газа представлен в таблице 7.17.

Таблица 7.18 - Материальный баланс стадии сепарации насыщенного раствора МДЭА

Статьи прихода	Статьи расхода
№	Наименование потока	кг/т	кг/ч	% (масс)	№	Наименование потока	кг/т	кг/ч	% (масс)
1	Раствор комплекса (МДЭА·Н2S) (I, II, III, IV)	171,044	49887,944	100,000	1	Раствор комплекса (МДЭА·H2S)	170,124	49619,610	100,000
1.1	Комплекс (МДЭА·H2S)	73,567	21457,089	43,011	1.1	Комплекс (МДЭА·H2S)	73,567	21457,089	43,243
1.2	Вода	96,557	28162,521	56,452	1.2	Вода	96,557	28162,521	56,757
1.3	Предельные у/в С1-С4	0,920	268,334	0,538	2	Сухой углеводородный газ	0,920	268,334	100,000
					2.1	Предельные у/в C1-C4	0,920	268,334	100,000
	Итого	171,044	49887,944			Итого	171,044	49887,944

7.16 Материальный баланс стадии сепарации насыщенного раствора МДЭА

На этой стадии из насыщенного раствора МДЭА, после абсорбции водородсодержащего газа, сухого углеводородного и сероводородсодержащего газа, выделяется растворенный газ. Количество раствора комплекса (МДЭА·Н₂S) со стадий очистки газов составляет:

Уm(МДЭА·Н₂S)_р-р = m(МДЭА·Н₂S) ^/ + m(МДЭА·Н₂S) ^// + m(МДЭА·Н₂S) ^/// + m(МДЭА·Н₂S)^////,

Уm(МДЭА·Н₂S)_р-р = 48,168 + 5,352 + 16,222 + 3,825 = 73,567 кг/т,

Уm(Н₂0)_р-р = m(Н₂0) ^/ + m(Н₂О) ^// + m(Н₂О) ^/// + m(Н₂О) ^////,

Уm(Н₂0)_р-р = 63,221 + 7,025 + 21,292 + 5,020 = 96,557 кг/т.

Общее количество насыщенного раствора комплекса (МДЭА·Н₂S), выделяемого при сепарации составляет:

Уm(раствор МДЭА·Н₂S) = Уm(МДЭА·Н₂S)_р-р + Уm(Н₂0)_р-р;

Уm(раствор МДЭА·Н₂S) = 73,567 + 96,557 = 170,124 кг/т.

Количество растворенного газа, выделенного из насыщенного раствора комплекса (МДЭА·Н₂S), составляет:

Уm(С₁-С₄)_МДЭА = 0,782 + 0,138 = 0,920 кг/т.

Материальный баланс стадии сепарации насыщенного раствора МДЭА представлен в таблице 7.18.

Насыщенный раствор комплекса (МДЭА·Н₂S) направляется на УПЭС или установку по производству серной кислоты.

7.17 Материальный баланс стадии смешения регенерированного раствора МДЭА со свежим

На этой стадии к регенерированному раствору МДЭА, поступающего с УПЭС, добавляется свежий раствор в количестве равном потерям МДЭА на стадии регенерации. Таким образом, количество свежего раствора МДЭА составляет:

m(раствор МДЭА)_свежий = m_пот(раствор МДЭА),

m(раствор МДЭА)_свежий = 0,483 кг/т,

в том числе,

m(МДЭА)_свежий = 0,193 кг/т

m(Н₂O)_свежий = 0,290 кг/т.

Тогда количество раствора МДЭА отправляемого на абсорбцию газов составляет:

m(раствор МДЭА)_абсор. = m(раствор МДЭА)_реген + m(раствор МДЭА)_свежий,

m(раствор МДЭА)_абсор = 160,446 + 0,483 = 160,928 кг/т, в том числе,

в том числе,

m(МДЭА)_{абсорб.} = 64,371 кг/т;

m(Н₂О)_{абсорб.} = 96,557 кг/т.

Материальный баланс стадии смешения регенерированного раствора МДЭА со свежим представлен в таблице 7.19.



Таблица 7.19 - Материальный баланс стадии смешения регенерированного МДЭА со свежим МДЭА

Статьи прихода	Статьи расхода
№	Наименование потока	кг/т	кг/ч	% (масс.)	№	Наименование потока	кг/т	кг/ч	% (масс.)
1	Регенерированный раствор МДЭА	160,446	46796,853	100,000	1	Раствор МДЭА на очистку газов	160,929	46937,728	100,000
1.1	МДЭА	64,178	18718,626	40,000	1.1	МДЭА	64,371	18774,917	40,000
1.2	Вода	96,267	28077,937	60,000	1.2	Вода	96,557	28162,521	60,000
2	Свежий раствор МДЭА	0,483	140,875	100,000
2.1	МДЭА	0,193	56,292	40,000
2.2	Вода	0,290	84,583	60,000
	Итого	160,929	46937,728			Итого	160,928	46937,728

8. Энергетический баланс

8.1 Энергетический баланс первого реактора

Целью расчёта является определение температуры смеси на выходе из реактора.

Исходные данные:

Температура смеси на входе в реактор t_вх = 350 ⁰C

Давление на входе в реактор Р_вх = 4,17 МПа

Температура на выходе из реактора t_вых - находим

Давление на выходе из реактора Р_вых = 4,07 МПа

Q _ГСС

Q_S

Q _потерь

Q _ГН

Q _ГПС

Уравнение энергетического баланса 1-го реактора гидроочистки запишем следующим образом:

Q_ГСС + Q_S + Q_ГН = Q_ГПС + Q_потерь, (8.1)

где Q_ГСС - тепло, поступающее в реактор с газосырьевой смесью;

Q_S, Q_ГН - тепло, выделяемое при протекании реакции гидрогенолиза сернистых соединений и гидрировании непредельных соединений;

Q_ГПС - тепло, отводимое из реактора с газопродуктовой смесью;

Q_потерь - потери тепла в окружающую среду.

Средняя теплоёмкость реакционной смеси при гидроочистке в ходе процесса изменяется незначительно, поэтому тепловой баланс реактора можно записать в следующем виде:

Gct_вх + Q_S + Q_ГН = Gct_вых + Q_потерь, (8.2)

t_вых = t_вх + (Q_S + Q_ГН - Q_потерь)/(G·c) (8.3)

где G - суммарное количество реакционной смеси, кг/ч;

с - средняя теплоёмкость реакционной смеси, кДж/(кг · К);

t_вх, t_вых - температуры реакционной смеси на входе и на выходе из реактора.

Q_S = g_S · q_S, (8.4)

Q_ГН = g_ГН · q_ГН, (8.5)

где g_S и g_ГН - количество сернистых и непредельных соединений, вступивших в реакцию в первом реакторе, кг/ч;

q_S, q_ГН - тепловые эффекты реакций гидрогенолиза сернистых и гидрирования непредельных углеводородов, кДж/кг.

Из таблицы 7.4 материального баланса 1-го реактора имеем:

g_S = 2391,669+15545,851+2100,003+1886,502 = 21924,025 кг/ч;

g_ГН = 23012,527 - 5753,131 = 17259,396 кг/ч.

Тепловой эффект реакции рассчитать, пользуясь законом Гесса, нельзя из-за неизвестности детального химического состава сырья и продуктов реакции, поэтому используем экспериментальные данные ЦЗЛ:

1) Количество тепла, выделяемое при гидрировании непредельных углеводородов, составляет q_S = 603 кДж/кг;

2) Количество тепла, выделяемое при гидрировании сернистых соединений, составляет q_ГН = 850 кДж/кг;

Т.о.

Q_S = 21924,025 · 850 = 18635421,200 кДж/ч = 5176,506 кВт,

Q_ГН = 17259,396· 603 = 10407415,800 кДж/ч = 2890,949 кВт.

Энтальпия паров сырья при 350 °С I³⁵⁰ = 1050 кДж/кг; абсолютная критическая температура сырья

Т_кр = Т_max + 273 (8.6)

T_max - максимально большая температура на входе в реактор

Т_кр = 400 + 273 = 673 К;

приведённая температура

Т_пр = (Т_з + 273)/Т_кр (8.7)

Т_пр = (350 + 273) / 673 = 0,926.

Критическое давление сырья вычисляют по формуле:

Р_кр = 0,1К · Т_кр / М_см, (8.6)

Р_кр = 0,1 · 12,37 · 673 / 198 = 4,20 МПа

где К - фактор, характеризующий содержание парафинов в топливе

К = (8.9)

(8.10)

где a - средняя температурная поправка для подсчёта плотности жидких нефтепро- дуктов;

- относительная плотность сырья при 15 ⁰С, г/см³;

- относительная плотность сырья при нормальных условиях ()

Т_ср = t_ср + 273 = (350 + 377,5) / 2 + 273 = 636,75

Тогда Р_пр = Р/Р_кр = 4/4,20 = 0,95.

Для найденных значений Т_пр и Р_пр находим изменение энтальпии /2/:

ДI · M_см /4,2Т = 4,19 ( 8.13)

где ДI - изменение энтальпии в зависимости от температуры;

M_см - молекулярная масса смеси, M_см = 198 (из материального баланса);

Т - температура ГСС на входе в реактор, К.

?I = 4,19 ·4,2 ·Т_з/М_см (8.14)

ДI = 4,19 · 4,2 · 623 / 198 = 56,70 кДж/кг.

Энтальпия сырья с поправкой на давление:

I³⁵⁰ = I₃₅₀ - ?I (8.15)

I³⁵⁰ = 1050 - 56,70 = 993,3 кДж/кг

Теплоёмкость сырья с поправкой на давление:

с_сырья = I/t = 993,3 / 350 = 2,838 кДж/(кг · К) (8.16)

Средняя теплоёмкость ЦВСГ по данным ЦЗЛ составляет c_ЦВСГ = 5,45 кДж/(кг · К).

Средняя теплоёмкость реакционной смеси составит:

с = (с_сырья · G_с + c_ЦВСГ · G_ЦВСГ)/G_см (8.17)

По таблице 6.4 материального баланса стадии смешения ЦВСГ и сырья имеем:

G_с = 291667 кг/ч, G_ЦВСГ = 18365,104 кг/ч, G_см = 310032,104 кг/ч.

с = (2,838 · 291667 + 5,45 · 18365,104) / 310032,104 = 3,11 кДж/(кг · К)

Определяем количество тепла, поступившее в реактор с газосырьевой смесью:

Q_ГСС = с_сырья · G_см · t₀ = 3,11 · 310032,104 · 350 = 337469945 кДж/ч = 93742 кВт

Определяем потери тепла в окружающую среду. Примем, что потери составляют 1% от количества тепла, поступившего в реактор.

Q_потерь = 0,01 · (Q_ГСС + Q_S + Q_ГН) = 0,01 · (337469945+18635421,2+10407415,8) = = 3665127,82 кДж/ч = 1023,788 кВт

Подставив найденные величины в уравнение (8.3) находим температуру на выходе из 1-го реактора.

t = 350 + (18635421,2+10407415,8-3665127,82) / (310032,104 · 3,11) = 376,3 °С



8.2 Энергетический баланс второго реактора

Q _ГПС

Q_S

Q _потерь

Q _ГН

Q _ГПС

Во втором реакторе происходит окончательное обессеривание дизельного топлива и окончательное гидрирование непредельных углеводородов. Уравнение энергетического баланса 2-го реактора гидроочистки запишем следующим образом:

Q _ГПС + Q_S + Q_ГН = Q _ГПС ^/ + Q _потерь, ( 8.18)

где Q _ГПС - тепло, поступающее во 2-й реактор с газопродуктовой смесью из первого реактора;

Q_S, Q_ГН - тепло, выделяемое при протекании реакции гидрогенолиза сернистых соединений и гидрировании непредельных соединений;

Q _ГПС ^/ - тепло, отводимое с газопродуктовой смесью из 2-го реактора;

Q_потерь - потери тепла в окружающую среду.

Средняя теплоёмкость газопродуктовой смеси при гидроочистке во 2-м реакторе практически не изменяется, поэтому энергетический баланс 2-го реактора можно записать в следующем виде:



G_ГПС · с_ср · t_вх + Q_S + Q_ГН = G_ГПС · c_ср · t_вых + Q_потерь (8.19)

или

t_вых = t_вх + (Q_S + Q_ГН - Q_потерь )/(G _ГПС · с_ср), (8.20)

где G _ГПС - количество газопродуктовой смеси, кг/ч;

G _ГПС = 310032,104 кг/ч;

с_ср - средняя теплоёмкость газопродуктовой смеси, кДж/(кг · К);

с_ср = 3,11 кДж/(кг · К);

t_вх, t_вых - температуры на входе и выходе из второго реактора.

Q_S = g_S · q_S,

Q_ГН = g_ГН · q_ГН,

где g_S и g_ГН - количество сернистых и непредельных соединений, вступивших в реакцию во втором реакторе, кг/ч;

q_S, q_ГН - тепловые эффекты реакций гидрирования сернистых и непредельных углеводородов, кДж/кг.

Из таблицы 7.5 материального баланса 2-го реактора имеем:

g_S = 30,917 кг/ч;

g_ГН = 3451,879 кг/ч.

Из энергетического баланса 1-го реактора имеем:

q_S = 850,0 кДж/кг,

q_ГН = 603,0 кДж/кг.

Тогда

Q_S = 30,917 · 850 = 26279,45 кДж/ч = 7,30 кВт,

Q_ГН = 3451,879 · 603 = 2081483,04 кДж/ч = 578,19 кВт.

Количество тепла, поступающее во 2-й реактор с газопродуктовой смесью из 1-го реактора:



Q_ГПС = с_ср · G _ГПС · t_вх = 3,11 · 310032,104 · 376,3 = 362828401 кДж/ч = 100785,667 кВт.

Определяем потери тепла в окружающую среду:

Q_потерь = 0,01 · (Q_ГПС + Q_S + Q_ГН) = 0,01 · (362828401+26279,45+2081483,04) = = 3649361,63 кДж/ч = 1014,023 кВт

Подставив найденные величины в уравнение (7.8) находим температуру на выходе из 2-го реактора.

t_вых = 376,3 + (2081483,04+26279,45-3649361,63) / (310032,104 · 3,11) = 374,7 °С

Количество тепла, выходящее с газопродуктовой смесью со 2-го реактора, равно:

кДж/ч = 100357,134 кВт

Температура во 2-м реакторе понизилась на 1,8 °С.

Таблица 8.1 - Энергетический баланс 1-го реактора гидроочистки

Приход	Расход
Наименование	кВт	Наименование	кВт
1. Тепло, приходящее в реактор с газосырьевой смесью, QГCC	93742	1. Тепло, отводимое из реактора с газопродуктовой смесью, QГПС	100785,667
2. Тепло, выделяемое при протекании реакций гидрогенолиза сернистых соединений, QS	5176,506	2. Потери тепла в окружающую среду, Qпотерь	1023,788
3. Тепло, выделяемое при гидрировании непредельных углеводородов, QГН	2890,949
Итого:	101809,455	Итого:	101809,455

Таблица 8.2 - Энергетический баланс 2-го реактора гидроочистки

Приход	Расход
Наименование	кВт	Наименование	кВт
1. Тепло, приходящее в реактор с газопродуктовой смесью из 1-го реактора, QГПC	100785,667	1. Тепло, отводимое из реактора с газопродуктовой смесью, Q / ГПС	100357,134
2. Тепло, выделяемое при протекании реакций гидрогенолиза сернистых соединений, QS	7,3	2. Потери тепла в окружающую среду, Qпотерь	1014,023
3. Тепло, выделяемое при гидрировании непредельных углеводородов, QГН	578,19
Итого:	101371,157	Итого:	101371,157



9. Технологический расчет реактора

Целью расчёта является определение конструктивных размеров аппарата (высоты, диаметра).

9.1 Описание устройства реактора

Реактор предназначен для проведения процесса гидроочистки дизельного топлива. Реактора представляют собой вертикальный цилиндрический толстостенный аппарат диаметром 4400 и 4000 мм и высотой 16288 и 16140 мм с приварными крышкой и днищем. Реактор устанавливается на специальной опоре и крепится с помощью фундаментных болтов. В верхней части аппарата имеются специальные цапфы для монтажа аппарата. Аппарат снабжен двумя штуцерами для входа газосырьевой смеси и выхода газопродуктовой смеси. В днище аппарата имеются два лючка для выгрузки катализатора, а в верхней крышке имеется штуцер для установки многозонной термопары. В верхней части реактора монтируется распределительная тарелка, снабжённая отверстиями. Общее сечение отверстий должно составлять не менее 90 % сечения реактора. В верхнюю и нижнюю часть реактора загружаются фарфоровые шары диаметром 6, 12, 20 мм для уменьшения тепловой нагрузки и недопущения уноса катализатора. В верхнем штуцере устанавливается приспособление для гашения потока, а в нижнем штуцере устанавливается решётка для предотвращения попадания фарфоровых шаров в трубопровод газопродуктовой смеси. В реакторы загружена система катализаторов - защитного слоя (KF-542, KG-55), предотвращающего засорение катализатора гидроочистки, и непосредственно никель-молибденовый катализатор гидроочистки (KF-841, KF-757).

Температура ГСС на входе в реактор Р-200 составляет 330 °С - 392 °С, на выходе - 350 °С - 397 °С, давление на входе - 4,25-3,7 МПа (4,0 МПа). Перепад давления по реактору Р-200 должен быть не более 2 кгс/см².

Температура ГСС на входе в реактор Р-201 составляет 350 °С - 397 °С, на выходе - 360 °С - 400 °С, давление на входе - 4,2-3,6 кгс/см².

Перепад давления по реактору Р-201 должен быть не более 2,5 кгс/см².

9.2 Расчет основных технологических размеров реактора

Расчёт диаметра аппарата: реакционный объём определяется с учётом производительности, по объёмной скорости подачи сырья:

, (9.1)

где V_р.о. - объём реакционной зоны, м³;

V₀ - удельная скорость подачи сырья, ч-¹, принимаем V₀ = 3,8 ч-¹ /2/;

G_c- расход сырья, кг/ч.

G_с = 310032,104 кг/ч,

Диаметр реактора (D), м, рассчитываем по формуле:

(9.2)

где V - секундный объём смеси в реакторе, м³/с;

w_доп - допустимая скорость потока, м/с.

Принимаем допустимую скорость потока равной 0,25 м/с [34]. Средние молекулярные массы сырья и ЦВСГ равны соответственно М_с = 198,36 кмоль/кг и М_ЦВСГ = 4,24 кмоль/кг

Реакционный объём смеси, проходящей через свободное сечение реактора, находим по формуле [2]:

(9.3)

где t_cp - средняя температура в реакторе, °С;

M_i - молекулярные массы компонентов, г/моль;

G_i - массовые доли компонентов в смеси, % (масс.);

Р₀ - давление при нормальных условиях, МПа;

Р_ср - среднее давление в реакторе, МПа.

°С,

МПа,

м³/с

Тогда диаметр реактора будет равен

м

Принимаем диаметр реактора равным 3,6 м.

Площадь сечения реактора (F), м², находим по формуле

(9.4)

м²

Высоту слоя катализатора (Н_К), м, определяем по формуле

(9.5)

м

Высоту реактора (Н_р-ра), м, определяем по формуле:

Н_р-ра = Н_К + D + 0,16 + 0,12 + 0,2; (9.6)

где 0,16; 0,12; 0,2 - конструктивные размеры, м,

Н_р-ра = 9,54 + 3,6 + 0,16+ 0,12 + 0,2 = 13,62 м,

Таким образом основные размеры реактора составляют: диаметр 3,6 и высота 13,26 м.

Рассчитаем потерю напора в слое катализатора. Потерю напора в слое катализатора вычисляем по формуле [2]

(9.7)

где е - порозность слоя;

и - линейная скорость движения потока, фильтрующегося через слой катализа тора, м/с;

м - динамическая вязкость, Па·с;

d - средний диаметр частиц, м;

p_см - плотность реакционной смеси, кг/м³;

g - ускорение силы тяжести, м/с².

Средний диаметр частиц катализатора (d) равен 2 · 10-³ м. Порозность слоя вычисляем по формуле:



, (9.8)

где г_н - насыпная плотность катализатора, равная 640 кг/м³;

г_к - кажущаяся плотность катализатора, равная 1524 кг/м³.

Линейная скорость потока определяется по формуле:

(9.9)

где V_p.с. - объём реакционной смеси, м³/с.

V_р.с. = V_с + V_ЦВСГ, (9.10)

где V_c - объём сырья, м /с;

V_ЦВСГ - объём водородсодержащего газа, м³/с.

(9.11)

где G_c - расход сырья, кг/ч;

Z_СЖ - коэффициент сжимаемости, зависит от Т_пр и Р_пр;

М_с - молекулярная масса сырья, г/моль;

Р - среднее давление в реакторе, МПа.

При Т_пр = 0,845 и Р_пр = 0,88 коэффициент сжимаемости, Z_c = 0,35

м³/с,



где G_ЦВСГ - расход водородсодержащего газа, кг/ч;

М_ЦВСГ - молекулярная масса водородсодержащего газа, г/моль;

Z_сж - коэффициент сжимаемости газа, равен 1.

м³/с

Тогда объём реакционной смеси (V_p.c.), будет равен

V_p.c. = 0,19 + 1,59 = 1,78 м³/с.

Линейную скорость движения потока, фильтрующегося через слой катализатора, находим по формуле (9.9)

м/с

Динамическая вязкость смеси определяется по формуле:

(9.12)

где М_см - средняя молекулярная масса смеси, г/моль.

, (9.13)

г/моль

м = 636,15 · (6,6 - 2,25lg53,44) · 10-⁸ = 17,25 · 10-⁶ Па · с

Определяем плотность реакционной смеси по формуле



, (9.14)

кг/м³

Подставив в формулу (10.7) для расчета потери напора числовые значения величин, получим следующее

Па/м

ДР = 362,18 · 9,54 = 3455,2 Па = 0,0034 МПа

Из расчета видно, что потеря напора в слое катализатора не превышает предельно- допустимых значений 0,2 - 0,3 МПа, поэтому к проектированию принимаем реактор цилиндрической формы с высотой 13,62 м и диаметром 3,6 м соответственно.

9.3 Механический расчёт реактора

9.3.1 Расчет основных элементов реактора на прочность

Расчет обечайки корпуса

Обечайки, работающие под внутренним давлением, рассчитывают по формуле /6/

(9.15)

где S ^/ - толщина стеки обечайки, м;

P_R - расчетное давление, МПа;

D_ВH - внутренний диаметр сосуда, м;

[у] - допустимое напряжение, МПа;

ц = 1 - коэффициент прочности сварного шва.

Для стали 12 ХМ-3 и расчётной температуры, равной 400 °С, допускаемое нормативное напряжение равно 129 МПа.

Рассчитываем толщину обечайки (S'), по формуле (9.15)

м.

Толщину обечайки с учетом прибавки на коррозию (S), м, определяем по формуле

S = S^/ + c, (9.16)

где с - прибавка на коррозию к толщине обечайки, равна 0,001 м.

S = 0,057 + 0,001 = 0,058 м.

По ГОСТу 568 - 79 принимаем толщину обечайки (S), равной 0,08 м.

Расчет толщины эллиптического днища

Целью расчета является проверка толщины днища, работающего под действием внутреннего давления.

Расчёт ведём согласно [6].

Исходные данные для расчета:

- внутренний диаметр днища, м 3,6

- толщина стенки обечайки, м 0,08

- давление в аппарате, МПа 4,0

- расчетная температура стенки аппарата, °С 400

- прибавка на коррозию 0,001

- материал днища - сталь 12 ХМ-3 (ГОСТ 20072 - 79)

Толщина стенки эллиптического днища (S), работающего под действием избыточного внутреннего давления, определяется из условия прочности, по формуле:

(9.17)

где Р_R - расчётное давление, МПа;

- нормативное допускаемое напряжение, МПа;

R - радиус кривизны в вершине днища (R = D для эллиптических днищ с Н_д = 0,25D);

- коэффициент прочности сварного шва.

В расчете берем коэффициент прочности сварного шва ц равным 1 и допустимое напряжение [у] равное 129 МПа. Тогда толщина стенки днища (S), м, равняется

С учетом прибавки на коррозию, толщина стенки днища (S), м, составит

S_д =S_R +с = 0,056 + 0,001 = 0,057 м.

Принимаем толщину стенки днища равной 0,08 м. Определим допустимое давление (P_доп), МПа, для днища толщиной 0,08 м, по формуле:

(9.18)

где S - толщина днища, м;

с - прибавка на коррозию;

[у] - допустимое напряжение;

ц - коэффициент прочности сварного шва;

R - радиус кривизны в вершине днища (R = D)

МПа

Расчетная толщина стенки днища достаточна для возникающих нагрузок.

9.4 Расчет толщины изоляции стенок реактора

Данные для расчета:

10. температура внутри реактора, °С 363,15

11. температура наружной поверхности изоляции, °С 60

12. температура окружающего воздуха, °С 19,4

13. изоляционный материал - шлаковата, л = 0,076 Вт/м·К

14. потери в окружающую среду, Q_n = 1023,788 кВт.

Определяем коэффициент теплопередачи в окружающую среду по формуле /4/

б = 9,74 + 0,07 · Дt, (9.19)

где Дt - разность температур между наружной изоляцией и окружающим воздухом, °С.

Дt = t_из - t₀,

Дt = 60 - 19,4 = 40,6 °C.

б = 9,74 + 0,07 · 40,6 = 12,58 Вт/(м² · К).

Находим поверхность изоляции (F_изол ), м , по формуле /4/

(9.20)

где Q_n - потери тепла в окружающую среду, Вт;

б - коэффициент теплоотдачи в окружающую среду;

t_из - температура наружной поверхности изоляции, °С;

t_в - температура окружающего воздуха, °С.

м²

Толщину тепловой изоляции аппарата находим из условия равенства тепловых потоков через слой изоляции и от поверхности изоляции в окружающую среду.

Q_п = Q_изол

Решением системы из двух уравнений определяем толщину слоя изоляции реактора:

Q_п = F_изол · б · (t_из - t₀),

где д_изол - толщина слоя изоляции реактора, м;

л _изол - коэффициент теплопроводности изолирующего материала, Вт/(м ? К).

м

Принимаем толщину изоляции д_изол = 50 мм. Изоляция стенок реактора выполнена из шлаковаты, что соответствует требованиям Т/Б и СН III-4 - 2003.



10. Подбор вспомогательного оборудования

10.1 Подбор теплообменника для нагрева газосырьевой смеси

Исходные данные: теплообменник предназначен для подогрева газосырьевой смеси, поступающей в реактор.

Холодный теплоноситель - газосырьевая смесь (ГСС), массовый расход составляет 325561 кг/ч или 90,43 кг/с. Газосырьевая смесь состоит из дизельного топлива и ЦВСГ.

1) дизельное топливо - 291667,0 кг/ч или 81,02 кг/с;

2) ЦВСГ: G_ЦВСГ = 18365,104 кг/ч или 5,10 кг/с

Плотность ГСС: с_ГСС = 842 кг/м³;

t_вх = 155 °C; t_вых = 280 °С.

Теплоёмкость ГСС: с = 2990 Дж / (кг ? К).

Горячий теплоноситель - газопродуктовая смесь (ГПС).

Расход ГПС: G_ГПС = 310032,104 кг/ч или 86,10 кг/с.

Теплоёмкость ГПС: с = 3060 Дж / (кг ? К).

t_вх = 360 °C; t_вых = 250 °С.

Плотность ГПС: с_ГСС = 846 кг/м³.

Определяем поверхность теплообмена F, м², по формуле /1, стр 45/:

F = Q_общ / (K ???t_ср), (10.1)

где Q_общ - количество тепла газосырьевой смеси, кВт; K - коэффициент теплопередачи, Вт/(м ?К);

?t_ср - средняя разность температур, К.

Определяем количество тепла газосырьевой смеси Q_общ, кВт:

Q_общ = Q_ДТ + Q_ЦВСГ, (10.2)

где Q_ДТ - количество тепла дизельного топлива, кВт;

Q_ЦВСГ - количество тепла ЦВСГ, кВт.

Определяем среднюю разность температур. Принимаем противоточную схему движения:

газопродуктовая смесь 360 °С 250 °С

газосырьевая смесь 280 °С 155 °С

t_min = 80 °С t_max = 95 °С

,

поэтому среднюю разность температур можно рассчитать как среднее арифметическое.

(10.3)

Определяем количество тепла дизельного топлива Q_ДТ, кВт, по формуле /2, стр. 97/:

Q_ДТ = G_ДТ Ч (I₃₁₀ - I₇₀) (10.4)

где G_ДТ - массовый расход дизельного топлива, кг/с;

I₂₈₀, I₁₅₅ - энтальпии жидкости при с²⁰₄ и T = 280 и 155 °С соответственно, кДж/кг.

Энтальпии газосырьевой смеси рассчитать нельзя из-за неизвестности детального химического состава сырья и продуктов реакции, поэтому используем экспериментальные данные ЦЗЛ.

I₂₈₀ = 605,38 кДж/кг

I₁₅₅ = 302,54 кДж/кг

G_ДТ = 291667 кг/ч = 81,02 кг/с ( по табл. 11.3)

Q_ДТ = 81,02 Ч (605,38 - 302,54) = 24536,10 кВт

Определяем количество тепла ЦВСГ Q_ЦВСГ, кВт, по формуле:

Q_ЦВСГ = G_ЦВСГ Ч (I₅₅₃ - I₄₂₈) (10.5)

Таблица 10.1 - Энтальпия ЦВСГ при температуре 428 К.

Компонент	Массовая доля, уі	I, кДж/кг	I Ч уі, кДж/кг
Н2	0,4244	1436,3320	609,57
СН4	0,1931	229,6120	44,33
С2Н6	0,2773	186,1197	51,61
С3Н8	0,0820	178,7872	14,66
С4Н10	0,0232	181,5945	4,21
Итого	1,000	-	724,38

Таблица 10.2 - Энтальпия ЦВСГ при температуре 553 К и Р = 4,17 МПа.

Компонент	Масс. доля, уі	Ткр, К	Ркр, МПа	Тпр	Рпр	Iн.у кДж/кг	?I?M/ Ткр	?I, кДж/кг	Iн.у - ?I, кДж/кг
Н2	0,4244	-	-	-	-	5325,32	-	-	5325,32
СН4	0,1931	190,4	4,60	3,37	0,70	1019,86	1,35	16,07	1003,79
С2Н6	0,2773	305,3	4,88	2,10	0,66	889,29	1,75	17,81	871,48
С3Н8	0,0820	369,7	4,25	1,73	0,75	872,65	2,00	17,81	855,24
С4Н10	0,0232	425,0	3,80	1,51	0,84	871,74	2,35	17,22	854,52
Итого	1,000	-	-	-	-	-	-	-	-

Компонент	(Iн.у - ?I) ? уі, кДж/кг
Н2	2258,46
СН4	193,83
С2Н6	241,66
С3Н8	70,10
С4Н10	19,82
Итого	2783,87

G_ЦВСГ = 18365,104 кг/ч = 5,10 кг/с (табл.11.3)

Q_ЦВСГ = 5,10 Ч (2783,87 - 724,38) = 10503,4 кВт

Q_общ = 24536,1 + 10503,4 = 35039,5 кВт

Принимаем ориентировочное значение коэффициента теплопередачи, соответствующее турбулентному течению К_ор = 200 Вт/(м²?К) при этом ориентировочное значение поверхности теплообмена составит:

F_ор == 1391,08 м² (10.6)

На кожухотрубчатые стальные теплообменники с поверхностью теплообмена до

2000 м² и на условное давление Р_у до 6,4 МПа, для температур от минус 40 до плюс 450 °С разработан ГОСТ 9929-82 /54, стр.127/.

Согласно ГОСТ 9929-82 выбираем два теплообменника с плавающей головкой типа ТП со следующими параметрами:

- поверхность теплообмена, F, м² - 740;

- диаметр кожуха, D, мм - 1200;

- диаметр трубок, d, мм - 25 2;

- длина трубок, l, мм - 9000;

- число ходов по трубам, z = 1;

- число трубок, n - 1390;

- сечение трубного пространства, м² - S_тр = 0,270;

- сечение межтрубного пространства, м² - S_мтр = 0,350.

Производим уточненный расчёт поверхности теплопередачи. Определим коэффициент теплопередачи К, Вт/м² К, по формуле /4/:

, (10.7)

где - коэффициент теплоотдачи газопродуктовой смеси, Вт/м² К;

- коэффициент теплоотдачи газосырьевой смеси, Вт/м² К;

- толщина стенки, м;

- теплопроводность стали равная 17,5 Вт/м К /9/.

r₁, r₂ - термические сопротивления слоев загрязнений с обеих сторон стенки, Вт/(м² Ч К) /4/.

Определяем коэффициент теплоотдачи для горячего теплоносителя формуле /1/:

б₁ = 0,023 Ч (л / d_вн) Ч Re^0,8 Ч Pr^0,4 Ч , (10.8)

где л - коэффициент теплопроводности, Вт/(м Ч К);

d_вн - внутренний диаметр трубки, м;

Re - критерий Рейнольдса;

Pr - критерий Прандтля.

Поправкой можно пренебречь, т.к. разность температур t₁ и t_cт,1 невелика (менее Дt_cp = 90) /1, стр.33/.

Режим движения потока определяется по величине критерия Рейнольдса, который находится по формуле /1/:

(10.9)

где G₁ - массовый расход газопродуктовой смеси, кг/с, G₁ = 86,12 кг/с (табл. 11.33);

d_вн - внутренний диаметр трубки, м;

n - количество трубок;

z - число ходов;

м₁ - динамическая вязкость газопродуктовой смеси, Па?с.

Динамическую вязкость углеводородов можно определить по формуле Фроста /3/:

м₁ = Т_ср (6,6 - 2,25 Ч lgM) Ч 10-⁸ , (10.10)

где М - молекулярная масса углеводорода, кг/кмоль, М = 198 (из энергетического баланса);

Т_ср - средняя температура, К, 360,5К.

м₁ = 360,5 (6,6 - 2,25 Ч lg198) Ч 10-⁸ = 5,16 Ч 10-⁵ Па?с

Re =

Re >--1____,--следовательно режим течения устойчивый турбулентный.

Определяем критерий Прандтля по формуле:

Pr = (c Ч м₁)/л, (10.11)

где с - теплоёмкость газопродуктовой смеси, Дж/(кгЧк), с = 3060 Дж/(кгЧК), принимаем по энергетическому балансу;

м₁ - динамическая вязкость газопродуктовой смеси, ПаЧс;

л - коэффициент теплопроводности газопродуктовой смеси, Вт/(мЧК).

Коэффициент теплопроводности определяется по формуле /2/:

л = Ч (1 - 0,00047 Ч t_ср) (10.12)

где - относительная плотность газопродуктовой смеси, с¹⁵₁₅ = 0,846 г/cм³ (из энергетического баланса)

л = Ч (1 - 0,00047 Ч 360,5) = 0,132 Вт/(мЧК)

Pr =

Определяем коэффициент теплоотдачи газопродуктовой смеси:

б₁ = 0,023--Ч (0,132 / 0,016) Ч 12598^0,8 Ч--1,19^0,4 = 387,83 Вт / (м²ЧК)

Определяем коэффициент теплоотдачи газосырьевой смеси (межтрубное пространство), б₂, по формуле:

б₂ = 0,24Re^0.6 Ч Pr^0,36 Ч (л / d_н) (10.13)

Поправкой можно пренебречь, т.к. разность температур t₂ и t_cт,2 невелика (менее Дt_cp = 90) /1, стр.33/.

Определяем критерий Рейнольдса по формуле /1/

Re = , (10.14)

где G₂ - массовый расход газосырьевой смеси, кг/с;

d_н - наружный диаметр трубы, м;

S_мтр - площадь сечения потока в межтрубном пространстве между перегородка ми /1, /,

S_мтр = 0,290 м²;

м₂ - динамическая вязкость газосырьевой смеси, Па?с;

Динамическую вязкость определяем по формуле Фроста:

м₂ = Т_ср Ч (6,6 - 2,25 Ч lgM) Ч 10-⁸ ,

м₂ = 360,5 Ч (6,6 - 2,25 Ч lg198) Ч 10-⁸ = 5,16 Ч 10-⁵ Па?с

Re = 18001,74

Re >--1___, следовательно режим течения устойчивый турбулентный.

Определяем критерий Прандтля по формуле:

Pr = (c Ч м₁) / л, (10.15)

где с - теплоёмкость газосырьевой смеси, Дж/(кгЧк), с = 2990 Дж/(кгЧК), принимаем по энергетическому балансу;

м₂ - динамическая вязкость газосырьевой смеси, ПаЧс;

л - коэффициент теплопроводности газосырьевой смеси, Вт/(мЧК).

Определяем коэффициент теплопроводности газосырьевой смеси:

л = Ч (1 - 0,00047 Ч 363) = 0,132 Вт/(мЧК)

Pr =

Определяем коэффициент теплоотдачи для газосырьевой смеси:

б₂ = 0,24 Ч Ч 18001,74^0,6 Ч 1,16^0,36 = 597,24 Вт/(м²ЧК)

Определяем коэффициент теплопередачи К, Вт/(м²ЧК) по формуле /4/

(10.16)

где б₁ - коэффициент теплоотдачи газопродуктовой смеси, Вт/(м²ЧК);

б₂ - коэффициент теплоотдачи газосырьевой смеси, Вт/(м²ЧК);

д - толщина стенки, м;

л_ст - теплопроводность стенки, 17,5 Вт/(мЧК) /9/;

r₁ = r₂ = 2900 - термическое сопротивление слоев загрязнений с обеих сторон стенки, Вт/(м²ЧК).

Вт / (м²ЧК)

Расчетная поверхность теплообмена равна:

F = м²

Определяем поверхность одного теплообменника: F = 1910/ 2 = 955 м².

Согласно ГОСТ 9929-82 выбираем теплообменник с плавающей головкой типа ТП со следующими параметрами:

- поверхность теплообмена, F, м² - 961;

- диаметр кожуха, D, мм - 1200;

- диаметр трубок, d, мм - 20 2;

- длина трубок, l, мм - 9000;

- число ходов по трубам, z = 1;

- число трубок, n - 1701;

- сечение трубного пространства, м² - S_тр = 0,270;

- сечение межтрубного пространства, м² - S_мтр = 0,350.

F = 961 Ч 2 = 1922 м²

Запас поверхности теплообмена составит:

Д =

Расчётом доказано, что теплообменники Т-201/1,2 с общей поверхностью 1922 м² могут быть использованы при реконструкции установки. На производстве установлены два теплообменника с общей поверхностью 1868 м², из расчета следует что необходимо заменить сырьевой теплообменник /5/.

10.2 Подбор насоса для подачи сырья

Исходные данные: насос предназначен для подачи дизельного топлива из емкости в реактор. Количество перекачиваемой жидкости Q = 291667 кг/ч или 81,02 кг/с или

0,096 м³/с.