Совершенствование процессов производства высокоиндексных масел

h ₃ = --------------- ,

F

где ф₂ - время отстоя экстрактного раствора в отстойной части колонны,

ф₁ = 0,5 - 1,0 ч., примем 0,75 ч. [5, с.228].

4 · 71,8 · 0,75

h₃ = -------------------- = 4,5 м.

3,14 · 3,9²

В экстракционной колонне находится 14 ситчатых тарелок, расстояние между ними 1,5 м, тогда высота колонны:

Н = h₁ + h₂ + h₃ + h₄ ,

где h₁ - расстояние между верхней тарелкой и днищем колонны (высота

отстойной части для рафинатного раствора), м;

h₂ - расстояние между верхней и нижней тарелками, м, h₂ = (n - 1) · h;

(n - число тарелок, h - расстояние между ними);

h₃ - расстояние от днища колонны до нижней тарелки (высота отстойной

части для экстрактного раствора), м;

h₄ - высота опорной обечайки, м, примем 3,6 м.

Н = 3,4 + (14 -1) · 1,5 + 3,6 + 4,5 = 31 м.

Фактически установлена стандартная колонна, диаметром D = 4,2 м и высотой H = 34 м. Таким образом, аппарат не меняем.

Тепловой баланс экстракционной колонны.

Тепловой баланс колонны должен быть равен:

Q_ВХ = Q_ВЫХ

где Q_ВХ - количество тепла поступающего в колонну, кДж/ч;

Q_ВЫХ - количество тепла уходящего из колонны, кДж/ч.

1. В колонну тепло поступает:

а) с N-метилпирролидоном (НМП): ;

б) с сырьем (3 масляная фракция): ,

где G_Р , G_С - количество НМП, и сырья соответственно, кг/ч;

- энтальпия НМП при 50°С, кДж/кг, q = 95,0 кДж/кг;

- энтальпия сырья при 45°С, кДж/кг, q = 72,2 кДж/кг.

Энтальпии рассчитываем по таблицам энтальпий нефтяных жидкостей. [6, с.328].

Тогда Q_ВХ = 63614 · 95 + 38554 · 72,2 = 8,82 · 10² кДж/ч.

2.Тепло уходящее из колонны:

а) с рафинатным раствором: ;

б) с экстрактным раствором:

где G_РАФ , G_Р - количество рафината и НМП соответственно, кг/ч;

G_Э , G_Р - количество экстракта и НМП соответственно, кг/ч;

, - энтальпии соответственно рафината и НМП, кДж/кг;

-энтальпии соответственно экстракта и НМП, кДж/кг;

= 95,67 кДж/кг; = 95,0 кДж/кг;

= 72,2 кДж/кг; = 78,3 кДж/к.

Тогда: Q_ВЫХ = Q'₁ + Q'₂.

Q'₁ = 24289,1 · 95,67 + 5474,0 · 95,0 = 2,84 · 10⁶ кДж/ч;

Q'₂ = 14187,6 · 72,2 + 58099,6 · 78,3 = 8,41 · 10⁶ кДж/ч.

Вычислим:

Q_ВЫХ = 2,84 · 10⁶ + 5,57 · 10⁶ = 8,41 · 10⁶ кДж/ч.

Разница между количеством входящего тепла и выходящего составит:

Q_ВХ - Q_ВЫХ = 8,82 · 10⁶ - 8,41 · 10⁶ = 0,41· 10⁶ кДж/ч.

Эту разницу снимем количеством рециркулирующего экстракта, в количестве 5933,5 кг/ч, при энтальпии = 69,2 кДж/кг.

Q_Э = 5933,5 · 69,2 = 0,41 · 10⁶ кДж/ч.

2.2 Расчет системы регенерации растворителя от полученных продуктов

2.2.1 Расчет отпарной рафинатной коллоны

Для расчета отпарной рафинатной колонны составляем материальный баланс.

Материальный баланс составляем, исходя из количества поступающего рафинатного раствора из испарительной рафинатной колонны.

Таблица 8.

Материальный баланс отпарной рафинатной колонны

Наименование	%, (масс.)	кг/с	кг/ч	т/сутки	тыс.т/год
Поступило: Рафинатный раствор, в том числе а) рафинат б) НМП Перегретый пар	100,0 97,0 3,0 3,0	6,97 6,76 0,21 0,21	25089,8 24337,1 752,7 752,7	602,20 584,10 18,06 18,06	204746,8 198604,4 6142,4 6142,4
Итого:	103,0	7,18	25842,5	620,22	210889,2
Получено: Пары водного НМП Рафинат Потери	5,95 96,95 0,10	0,41 6,75 0,02	1492,8 24324,6 25,1	35,80 583,80 0,62	12182,4 198514,0 192,8
Итого:	103,0	7,18	25842,2	620,22	210889,2

Данные для расчета:

Производительность G = 25089,8 кг/ч (из материального баланса);

Содержание растворителя в сырье с₁ = 3,0 % (масс.)

Плотность рафината при температуре 293 К с₂₉₃ = 867 кг/м³;

Молекулярные массы: растворителя M₁ = 99,1, рафината М₂ = 360;

Давление в колонне П = 26,6 кПа;

Содержание растворителя в нижнем продукте (остатке) колонны х = 0,005 % (масс.)

Расход перегретого водяного пара Z = 3,0 % (масс.) на сырье

Расчет:

1. Количество верхнего и нижнего продуктов колонны.

Из уравнения материального баланса колонны находим количество Д верхнего продукта, который представляет собой чистый растворитель, так как рафинат практически не летуч:

с₁ - х_R 0,03 - 0,00005

Д = ------------ · G = ----------------------- · 25089,8 = 751,5 кг/ч.

у_Д - х_R 1 - 0,00005

где: с₁ = 0,03 - концентрация растворителя в сырье в массовых долях;

х = 0,00005 - то же в остатке,

у_Д =1 - то же в дистилляте.

Количество нижнего продукта колонны (рафината):

R = G - Д = 25089,8 - 751,5 = 24338,3 кг/ч.

2. Определение элементов ректификации.

Первое межтарелочное отделение:

Количество паров растворителя V_R, отгоняющихся из флегмы, стекающей в низ колонны, находим из уравнения Авогадро-Дальтона:

количества растворителя (первый низкокипящий компонент) и

рафината (второй высококипящий компонент);

Р_Z - парциальное давление водяного пара в низу колонны.

Расход водяного пара на отгонку растворителя:

Z = 0,03 · G = 0,03 · 25089,8 = 752,7 кг/ч

На основе промышленных данных принимаем температуру в низу колонны Т_R = 523єК и находим парциальное давление паров остатка в низу колонны по уравнению изотермы жидкой фазы:

Р₁₂ = Р₁ · х_Rґ + Р₂ · (1 - х_Rґ),

где Р₁ , Р₂ - давление насыщенных паров соответственно растворителя и рафината при Т_R = 523єК.

х_Rґ- мольная доля растворителя в остатке.

Так как рафинат практически не летуч, то Р₂ = 0, и, следовательно:

Р₁₂ = Р₁ · х_Rґ.

Чтобы создать некоторый запас разделительной способности колонны, примем давление насыщенного пара растворителя НМП при 523єК составляет Р₁ = 320 · 10³ Па.

Пересчитаем состав остатка из массовых долей в мольные:

Ввиду того, что х_R - величина очень малая, следовательно, М_R ? М₂,

Тогда: Р₁₂ = Р₁ · х_Rґ= 320 · 10³ · 0,00018 = 0,06 · 10³ Па.

Парциальное давление водяного пара: Р_Z = П - Р₁₂ = 26,6 · 10³ - 0,06 · 10³ = = 26,54 · 10³ Па.

Подставим найденные значения в уравнение Авогадро-Дальтона:

Количество g₁ флегмы, стекающей с нижней тарелки, найдем из уравнения материального баланса колонны, заключенного между ее низом и первым тарелочным отделением (под первой тарелкой):

g₁ = V_R + R = 9,4 + 24338,3 = 24347,7 кг/ч.

Состав х₁ этой флегмы определим из уравнения концентраций для того же сечения колонны:

g₁ · х₁ = V_R · у_R + R · х_R,

откуда

V_R · у_R + R · х_R 9,4 · 1 + 24338,3 · 0,00005

где у_R ? 1, так как в любом сечении колонны пары состоят только из растворителя, а рафинат не летуч.

Мольный состав флегмы:

Определим энтальпию и температуру флегмы.

Энтальпию флегмы найдем из уравнения теплового баланса объема колонны, заключенного между ее низом и первым межтарелочным отделением:

g₁ · q₁ + Z · i₀ = V_R · Q_R + Z · i_R + R · q_R,

V_R · Q_R + Z · (i_R - i₀) + R · q_R

где Q_R - энтальпия паров растворителя при Т_R = 523єК, кДж/кг;

q_R - энтальпия остатка при Т_R = 523єК, кДж/кг;

i₀ - энтальпия водяного пара при его подаче в колонну (принята равной i_R).

Q_R = 995 кДж/кг, q_R = 567 кДж/кг, i₀ = i_R = 2974 кДж/кг.

Подставим найденные величины:

9,4 · 995 + 752,7 · (2974 - 2974) + 24338,3 · 567

q₁ = --------------------------------------------------------------- = 567 кДж/кг.

24347,7

Ввиду малого содержания во флегме g₁ растворителя (x₁ = 0,00044) можно считать ее чистым рафинатом. Энтальпия флегмы q₁ = 567 кДж/кг соответствует температура Т₁ = Т = 523єК Такое совпадение температур объясняется тем, что в низу колонны из 24245,8 кг флегмы испаряется всего 9,4 кг растворителя, что практически не влияет на температуру потоков g₁ и R.

Таким образом, для первого межтарелочного отделения все элементы ректификации определены.

Второе межтарелочное отделение:

Парциальное давление паров растворителя, покидающих первую (нижнюю тарелку):

Р₁₂ = Р₁ · х₁ґ= 320 · 10³ · 0,000345 = 0,11 · 10³ Па.

Парциальное давление водяного пара:

Р_Z = П - Р₁₂ = 26,6 · 10³ - 0,11 · 10³ = 26,549 · 10³ Па.

Количество парового потока - паров растворителя, поднимающихся с первой тарелки:

Р₁₂ · М₁ · Z 752,7 · 0,11 · 10³ · 99,1

V₁ = ------------------ = ---------------------------------- = 17,2 кг/ч.

Р_Z · 18 26,49 · 10³ · 18

Количество флегмы, стекающей со второй тарелки на первую:

g₂ = V₁ + R = 17,2 + 24338,3 = 24355,5 кг/ч.

Состав этой флегмы в массовых долях:

V₁ · у₁ + R · х_R 17,2 · 1 + 24338,3 · 0,00005

Состав флегмы в мольных долях:

Содержание во флегме g₂ растворителя по-прежнему мало, и ее можно считать чистым рафинатом. Энтальпия флегмы q₂ соответствует той же температуре 523єК. То количество растворителя, испаряющегося из флегмы g₂, не влияет на температуру потоков g₂ и R . Для второго межтарелочного отделения определены все элементы ректификации.

Третье межтарелочное отделение (между второй и третьей тарелками): Парциальное давление паров растворителя, покидающих вторую тарелку:

Р₁₂ = 320 · 10³ · 0,0006 = 0,192 · 10³ Па.

Парциальное давление водяного пара:

Р_Z = 26,6 · 10³ - 0,192 · 10³ = 26,41 · 10³ Па.

Количество парового потока - паров растворителя, поднимающихся со второй тарелки:

752,7 · 0,192 · 10³ · 99,1

V₂ = -------------------------------- = 30,1 кг/ч.

26,41 · 10³ · 18

Количество флегмы, стекающей с третьей тарелки на вторую:

g₃ = 30,1 + 24338,3 = 24368,4 кг/ч.

Состав флегмы в массовых долях:

30,1 · 1 + 24338,3 · 0,00005

Состав флегмы в мольных долях:

Энтальпия флегмы:

30,1 · 995 + 752,7 · (2974 - 2974) + 24338,3 · 567

q₃ = --------------------------------------------------------------- = 567,5 кДж/кг.

24368,4

Ввиду незначительного содержания растворителя во флегме (х₃ = 0,0013), последнюю, по-прежнему, можно считать чистым рафинатом. Этой энтальпии q₃ = 567,5 кДж/кг соответствует температура Т₃ = 523єК, которую определим по таблице энтальпии нефтяных жидкостей.

Четвертое межтарелочное отделение (между третьей и четвертой тарелками):

Парциальное давление паров растворителя, покидающих третью тарелку:

Р₁₂ = 320 · 10³ · 0,0013 = 0,416 · 10³ Па.

Парциальное давление водяного пара:

Р_Z = 26,6 · 10³ - 0,416 · 10³ = 26,184 · 10³ Па.

Количество парового потока - паров растворителя, поднимающихся с третьей тарелки:

752,7 · 0,416 · 10³ · 99,1

V₃ = -------------------------------- = 65,8 кг/ч.

26,184 · 10³ · 18

Количество флегмы, стекающей с четвертой на третью тарелки:

g₄ = 65,8 + 24338,3 = 24404,1 кг/ч.

Состав флегмы в массовых долях:

65,8 · 1 + 24338,3 · 0,00005

х₄ = ---------------------------------------- = 0,0027.

24404,1

Состав флегмы в мольных долях:

1

х₄ґ = ----------------------------------------- = 0,002.

99,1 1

Энтальпия флегмы:

65,8 · 995 + 752,7 · (2974 - 2974) + 24338,3 · 567

q₄ = --------------------------------------------------------------- = 568 кДж/кг.

24404,1

Флегму g₄ по-прежнему можно считать чистым рафинатом, поскольку энтальпия флегмы q₄ увеличилась всего на 1 кДж/кг, и количество испаряющегося растворителя не влияет на температуру потоков g₄ и R.

Пятое тарелочное отделение (между четвертой и пятой тарелками):

Парциальное давление паров растворителя, покидающих четвертую тарелку:

Р₁₂ = 320 · 10³ · 0,002 = 0,64 · 10³ Па.

Парциальное давление водяного пара:

Р_Z = 26,6 · 10³ - 0,64 · 10³ = 25,96 · 10³ Па.

Количество парового потока - паров растворителя, поднимающихся с четвертой тарелки:

752,7 · 0,64 · 10³ · 99,1

V₄ = -------------------------------- = 100,2 кг/ч.

25,96 · 10³ · 18

Количество флегмы, стекающей о четвертой тарелки на пятую:

g₅ = 100,2 + 24338,3 = 24438,5 кг/ч.

Состав флегмы в массовых долях:

100,2 · 1 + 24338,3 · 0,00005

х₅ = ---------------------------------------- = 0,005.

24438,5

Состав флегмы в мольных долях:

Энтальпия флегмы:

100,2 · 995 + 752,7 · (2974 - 2974) + 24338,3 · 567

q₅ = --------------------------------------------------------------- = 568,7 кДж/кг.

24438,5

Количество парового потока растворителя V₄ = 100,2 кг/ч начинает значительно увеличиваться, но это по-прежнему не оказывает значительного влияния на температуру потоков g₅ и R.

Шестое межтарелочное отделение (между пятой и шестой тарелками):

Парциальное давление паров растворителя, покидающих пятую тарелку:

Р₁₂ = 320 · 10³ · 0,0039 = 0,25 · 10³ Па.

Парциальное давление водяного пара:

Р_Z = 26,6 · 10³ - 1,25 · 10³ = 25,35 · 10³ Па.

Количество парового потока - паров растворителя, поднимающихся с пятой тарелки:

752,7 · 1,25 · 10³ · 99,1

V₅ = ---------------------------------- = 204,3 кг/ч.

25,35 · 10³ · 18

Количество флегмы, стекающей с пятой тарелки на шестую:

g₆ = 204,3 + 24338,3 = 24542,6 кг/ч.

Состав флегмы в массовых долях:

204,3 · 1 + 24338,3 · 0,00005

х₆ = ---------------------------------------- = 0,0084.

24542,6

Состав флегмы в мольных долях:

Энтальпия флегмы:

204,3 · 995 + 752,7 · (2974 - 2974) + 24338,3 · 567

q₆ = --------------------------------------------------------------- = 570,6 кДж/кг.

24542,6

Увеличение содержания во флегме g₆ растворителя (х₆ = 0,0084) начинает оказывать влияние на энтальпию q₆ = 570,6 кДж/кг, а, следовательно, и на температуру потоков g₆ и R, Т₆ = 525єК.

Седьмое межтарелочное отделение (между шестой и седьмой тарелками):

Парциальное давление паров растворителя, покидающих шестую тарелку:

Р₁₂ = 320 · 10³ · 0,0066 = 2,1 · 10³ Па.

Парциальное давление водяного пара:

Р_Z = 26,6 · 10³ - 2,1 · 10³ = 24,5 · 10³ Па.

Количество парового потока - паров растворителя, поднимающихся с шестой тарелки:

752,7 · 2,1 · 10³ · 99,1

V₆ = ---------------------------------- = 355,2 кг/ч.

24,5 · 10³ · 18

Количество флегмы, стекающей с шестой тарелки на седьмую:

g₇ = 355,2 + 24338,3 = 24693,5 кг/ч.

Состав флегмы в массовых долях:

355,2 · 1 + 24338,3 · 0,00005

х₇ = ---------------------------------------- = 0,014.

24693,5

Состав флегмы в мольных долях:

Энтальпия флегмы:

355,2 · 995 + 752,7 · (2974 - 2974) + 24338,3 · 567

q₇ = --------------------------------------------------------------- = 573,0 кДж/кг.

24693,5

Во флегме g₇ еще больше увеличивается содержание растворителя (х₇ = 0,014), но ее по-прежнему можно считать чистым рафинатом. Этой энтальпии q₇ = 573,0 кДж/кг соответствует температура Т₇ = 526єК, найденная по таблице энтальпий.

Восьмое межтарелочное отделение:

Парциальное давление паров растворителя, покидающих седьмую тарелку: Р₁₂ = 320 · 10³ · 0,011 = 3,5 · 10³ Па.

Парциальное давление водяного пара:

Р_Z = 26,6 · 10³ - 3,5 · 10³ = 23,1 · 10³ Па.

Количество парового потока - паров растворителя, поднимающихся с седьмой тарелки:

752,7 · 3,5 · 10³ · 99,1

V₇ = ---------------------------------- = 355,2 кг/ч.

23,1 · 10³ · 18

Количество флегмы, стекающей с седьмой тарелки на восьмую:

g₈ = 628 + 24338,3 = 24966,3 кг/ч.

Состав флегмы в массовых долях:

628 · 1 + 24338,3 · 0,00005

х₈ = ---------------------------------------- = 0,025.

24966,3

Состав флегмы в мольных долях:

Энтальпия флегмы:

628 · 995 + 752,7 · (2974 - 2974) + 24338,3 · 567

q₈ = --------------------------------------------------------------- = 578 кДж/кг.

24966,3

Энтальпия q₈ = 578 кДж/кг все большее влияние оказывает на температурные потоки g₈ и R. Этой энтальпии будет соответствовать температура Т₈ = 528єК.

Девятое межтарелочное отделение (между восьмой и девятой тарелками):

Давление насыщенных паров растворителя при Т₈= 528єК составляет P₁ = 346,6 · 10³Па.

Парциальное давление паров растворителя, покидающих восьмую тарелку:

Р₁₂ = 346,6 · 10³ · 0,02 = 6,93 · 10³ Па.

Парциальное давление водяного пара:

Р_Z = 26,6 · 10³ - 6,93 · 10³ = 19,67 · 10³ Па.

Количество парового потока - паров растворителя, поднимающихся с восьмой тарелки:

752,7 · 6,93 · 10³ · 99,1

V₈ = ---------------------------------- = 1460 кг/ч.

19,67 · 10³ · 18

Количество флегмы, стекающей с восьмой тарелки на девятую:

g₉ = 1460 + 24338,3 = 25798,3 кг/ч.

Проанализируем полученные данные.

Количество паров растворителя V₈ = 1460 кг/ч значительно превосходит его количество, содержащееся в сырье (751,5 кг/ч), подаваемого в колонну. Этого не может быть. Количество флегмы g₉ = 25798,3 кг/ч, стекающей на восьмую тарелку, превосходит количество сырья G = 25089,8 кг/ч, подаваемого в колонну. Этого тоже не может быть. Поэтому при выбранном расходе водяного пара, принятой температуре низа колонны и заданном содержании растворителя в остатке для отгонки растворителя необходимы семь теоретических тарелок.

Тогда с верхней седьмой тарелки в питательную секцию колонны будет поступать V₇ = 628 кг/ч паров растворителя, а на эту тарелку из питательной секции будут поступать g₈ = 24966,3 кг/ч флегмы с содержанием растворителя х₈ = 0,025. При этом температура в питательной секции будет равна Т_R = Т₈ = 528єК.

3. Доля отгона сырья в питательной секции колонны.

Зная составы сырья и его равновесных паровой и жидкой фаз при Т₈ = 528єК, найдем массовую долю отгона по уравнению:

с₁ - х_G

е = -------------- ,

у_G - х_G

где с₁ = 0,03 - массовая доля растворителя в сырье;

х_G = х₈ 0,025 - массовая доля растворителя в жидкой фазе сырья;

у_G = 1 - массовая доля растворителя в паровой фазе сырья (отгоне).

Получаем:

0,03 - 0,025

е = ------------------ = 0,005.

1 - 0,025

Количество растворителя, отгоняющегося от сырья в питательной секции:

V_С = е · G = 0,005 * 25089,8 = 125,5 кг/ч.

Тогда количество жидкой фазы сырья, поступающей из питательной секции на верхнюю тарелку: .

g_С = G - V_С = 25089,8 - 628 = 24461,8 кг/ч.

4. Энтальпия и температура сырья на входе в колонну.

Энтальпия подаваемого в колонну сырья определяется из уравнения теплового баланса всей колонны:

G · q_G + Z · i₀ = D · Q_D +R · q_R + Z · i_D ,

где q_G - искомая энтальпия сырья , кДж/кг;

Q_D - энтальпия пара верхнего продукта колонны - растворителя при

Т = 528єК, кДж/кг,

i_D - энтальпия перегретого водяного пара при Т = 528єК, кДж/кг.

Ввиду очень малой разницы между i_D и i₀ будем считать i_D ? i₀, тогда:

D · Q_D + R · q_R 751,8 · 995 + 24338,3 · 567

q_G = ----------------------- = ------------------------------------ = 579,8 кДж/кг.

G 25089,8

По энтальпии сырья определим его температуру, считая сырье ввиду незначительного содержания в нем растворителя, чистым рафинатом. Найдем, что температура сырья на входе в колонну должна быть равна: Т_С = Т_D = 528єК. Это объясняется тем, что в питательной секции от сырья отгоняется доля растворителя (е = 0,005).

5. Диаметр колонны.

Для расчета диаметра колонны воспользуемся формулой:

В связи с тем, что жидкостная нагрузка оказывает относительно меньшее воздействие на работу колонны, чем паровая, допустимую скорость вычислим по формуле Саудерса и Брауна. Установим желобчатые тарелки с колпачками. Расстояние между тарелками h_Т = 400 мм.

Найдем допустимую скорость паров:

v = 0,305 · с · с_П · (с_Ж - с_П) ,

где с = 400 - коэффициент, определяемый по графику; [8, с.200]

с_П и с_Ж - плотность соответственно паров и жидкости для расчета сечения колонны, кг/м³.

Расчетным сечением в колонне будет ее верхнее сечение, так как через него проходит в единицу времени наибольший объем паров. Температура в этом сечении Т = 528єК. Определим предварительно среднюю молекулярную массу паров на верху колонны, зная, что в течении 1 часа через это сечение проходит 751,5 кг растворителя, содержащего 100 % НМП, и 752,7 кг водяного пара. Получим:

Плотность паров при давлении в колонне П = 26,6 кПа и температуре Т_D = 528єК определим по формуле:

Плотность рафината при Т = 528єК равна с_Ж = 725 кг/м³.

Тогда:

Выберем с существующими нормалями Д = 1 м = 1000 мм. Проверим полученный диаметр колонны по жидкостной нагрузке. Примем для тарелки сегментную сливную перегородку.

Определим величину подпора слива над сливной перегородкой по формуле:

h_СЛ = 0,00284 · k₁ · (V/L_СЛ)^2/3 , [8. с.209]

где k₁ - безразмерный коэффициент, учитывающий изменение скорости и

сужение потока жидкости в результате сжатия его стенками при

подходе к сливной перегородке, определяем по рис. 79; [8, с.210]

V - объем жидкости, перетекающей с тарелки на тарелку, м³/ч;

L_СЛ - длина сливной перегородки, равная (0,75 - 0,8) · Д_В.

Вычислим: V = g_С / с_Ж = 24461,8 / 725 = 33,7 м³/ч.

Примем: L_СЛ = 0,8 · Д_В = 0,8 м.

Величина k₁ = 1,03 при L_СЛ / Д_В = 0,8.

Подставим найденные величины в формулу:

h_СЛ = 0,00284 · 1,03 · (33,7 / 0,8)^2/3 = 0,05 м.

Высота сливной перегородки l_СЛ для колонн, подобных рассчитываемой, может колебаться в пределах 50 - 75 мм. Примем l_СЛ = 65 мм, тогда:

l_СЛ + h_СЛ = 65 + 50 = 115 мм.

Высоту верхней камеры колонны примем равной h_D = 1,3 м. Величина (l_СЛ + h_СЛ ) меньше h_D и h_Т соответственно в 11,3 и 3,5 раза, что лежит в допустимых пределах. Следовательно, принятые диаметр колонны и конструкция сливного устройства тарелки обеспечивает нормальную работу отпарной колонны.

6. Высота колонны.

Для обеспечения некоторого запаса разделительной способности колонны принимаем КПД тарелки з_Т = 0,4. (9, с.630-633)

Тогда число практических тарелок в колонне будет:

N_Р = N_Т / з_Т = 7 / 0,4 = 18,

где N_Т = 7 - число теоретических тарелок.

Высота, занятая тарелками:

h₀ = (N_Р - 1) · h_Т = (18 - 1) · 0,4 = 6,8 м

Высоту h_R нижней камеры колонны рассчитываем, приняв семиминутный запас остатка (рафината) и расстояние от свободной поверхности жидкости в низу колонны до нижней тарелки равным 1м. (10, с.184)

Подобным образом рассчитываются остальные колонны регенерации растворителя из рафинатного и экстрактного растворов (табл. 9).

Таблица 9.

Расчет колонн регенерации растворителя

Обозначение по схеме	Наименование	Размеры, мм	Тарелки
		диаметр	высота	наименование	количество
К-2	Вакуумная испарительная рафинатная колонна	1400	16200	желобчатые	14
К-4	Основная осушительная экстрактная колонна	3400	25350	желобчатые	12
К-5	Дополнительная осушительная экстрактная колонна	3400	25350	желобчатые	12
К-6	Испарительная экстрактная колонна	3800	24014	желобчатые	14
К-7	Вакуумная испарительная экстрактная колонна	1400	16200	желобчатые	14
К-8	Вакуумная отпарная экстрактная колонна	1000	14100	желобчатые	18

По результатам расчета колонн можно сделать вывод, что имеющиеся на установке колонны по своим параметрам удовлетворяют потребность аппаратурного оформления процесса при переходе на N-метилпирролидон. Однако, необходимо смонтировать дополнительно две колонны: К-7 - вакуумную испарительную экстрактную колонну и К-5 - дополнительную осушительную экстрактную колонну.

2.3 Расчет аппаратов для создания вакуума

Для расчета барометрического конденсатора и вакуум-насоса составляем материальные балансы рафинатной и экстрактной испарительных колонн.

Конденсация паров N-метилпирролидона в барометрическом конденсаторе производится сухим N-метилпирролидоном из сборника сухого N-метилпирролидона.

Таблица 10.

Материальный баланс испарительной рафинатной колонны

Наименование	%, (масс.)	кг/с	кг/ч	т/сутки	тыс.т/год
Поступило: Рафинатный раствор, в том числе а) рафинат б) НМП	100,0 81,6 18,4	8,27 6,75 1,52	29762,5 24286,2 5476,3	714,3 582,9 131,4	242878,7 198199,2 44679,5
Итого:	100,0	8,27	29762,5	714,3	242878,7
Получено: Пары НМП Рафинатный раствор, в том числе а) рафинат б) НМП Потери	15,5 84,3 81,4 2,9 0,2	1,28 6,97 6,76 0,21 0,02	4613,2 25089,8 24337,1 752,7 59,5	110,7 602,2 584,1 18,1 1,4	37646,1 204746,8 198604,4 6142,4 485,8
Итого:	100,0	8,27	29762,5	714,3	242878,7

Таблица 11.

Материальный баланс испарительной экстрактной колонны

Наименование	%, (масс.)	кг/с	кг/ч	т/сутки	тыс.т/год
Поступило: Экстрактный раствор, в том числе а) экстракт б) НМП	100,0 19,3 80,7	20,00 3,86 16,14	71902,0 13879,2 58022,8	1725,6 333,1 1392,5	586732,8 113239,4 473493,4
Итого:	100,0	20,0	71902,0	1725,6	586732,8
Получено: 1. Пары НМП Экстрактный раствор, в том числе а) экстракт б) НМП Потери	77,7 22,1 19,2 2,9 0,2	15,50 4,46 3,90 0,56 0,04	55867,8 15890,4 13805,2 2085,2 143,8	1340,8 381,4 331,4 50,0 3,4	455891,4 129668,0 112652,7 17015,3 1173,4
Итого:	100,0	20,00	71902,0	1725,6	586732,8

2.3.1 Расчет барометрического конденсатора

Данные для расчета:

Производительность по парам НМП = 60481,0 кг/ч;

Начальная температура охлаждающего сухого НМП = 65°С;

Температура парожидкостной фазы НМП, поступающего в барометрический конденсатор = 180°С;

Абсолютное давление в конденсаторе = 26,6 кПа или 200 мм. рт. ст.

Расчет:

Расчет расхода паров НМП, поступающего в конденсатор (95,25 %, масс.

где 99,1 - молекулярный вес НМП.

Кроме парожидкостной фазы НМП, в конденсатор смешения поступают не сконденсировавшиеся (перманентные) газы, количество которых принимается из опыта работы вакуумных установок = 0,1 %,

где 29 - молекулярный вес перманентных газов, принимаем, как и для воздуха.

Вместе с газами в конденсатор поступает воздух, проникающий в аппаратуру, находящуюся под вакуумом, через неплотности соединений, примем количество воздуха 0,3 % от веса НМП, поступающего в конденсатор смешения из испарительных колонн.

0,3 173

G_возд = --------- · 57606,3 = 173 кг/ч ; ---------- = 5,9 кмоль/ч.

100 29

Всего в барометрический конденсатор поступает:

581,3 + 2,1 + 5,9 = 589,3 кмоль/ч

Молекулярная концентрация паров НМП:

581,3

уґ = ---------- = 0,99.

589,3

Молекулярная концентрация газов:

7,9

1 - уґ = ---------- = 0,01.

576,9

Парциальное давление паров НМП:

Р_Р = П · у = 200 · 0,99 = 198 мм. рт. ст. = 26,3 кПа,

где П - абсолютное давление в аппарате, мм. рт. ст.

Парциальное давление газов:

Р_Г = 200 · 0,01 = 2 мм. рт. ст. = 0,3 кПа.

Давлению 198,0 мм. рт. ст. соответствует Т = 155°С, допустив запас 5°С, примем температуру 150°С.

Расход сухого НМП, подаваемого в барометрический конденсатор определим по формуле:

Z_Р · (q - с · t₂) + G_газ · 0,5 · (t₃ - t₄)

В = ----------------------------------------------- ,

c · (t₂ - t₁)

где t₁ - температура поступающего в конденсатор сухого НМП, °С;

t₂ - температура отходящего НМП из конденсатора, °С;

t₃ - температура поступающих паров НМП в конденсатор, °С;

t₄ - температура, отсасываемых газов с верха барометрического

конденсатора, °С, (t₄ ? t₁);

с - теплоемкость НМП, равная 1,84 кДж/(кг·К);

q - количество тепла, содержащегося в 1 кг паров НМП, поступающих в

конденсатор, кДж/кг;

Z - количество паров НМП, кг/ч;

0,5 - теплоемкость газов, кДж/(кг·К).

Так как пары поступают в барометрический конденсатор при температуре 180°С, следовательно, они перегреты на 25°С (180°С-155°С). Теплосодержание 1 кг НМП при Т = 155°С равно 390,0 кДж/кг, тепло перегрева от 155°С до 180°С составляет:

q = 390,0 + 1,84 · (180 - 155) = 436,0 кДж/кг.

Определим расход сухого НМП в барометрический конденсатор:

57606,3 · (436,0 - 1,84 · 155) + 233,5 · 0,5 · (180 - 65)

В = -------------------------------------------------------------------- = 55630 кг/ч

1,84 · (150 - 65) или 57 м³/ч.

Высоту барометрической трубы определим по формуле:

в

Н = 10,33 · ---------- + h + 0,5 м,

760

где в - вакуум в конденсаторе равный 760 - 200 = 560 мм. рт. ст.;

h - необходимый напор для преодоления сопротивлений и сообщения

отходящему НМП требуемой скорости движения, обычно 0,7 - 1 м,

примем 1,0 м;

0,5 - коэффициент запаса для устранения возможности залива парового

штуцера барометрического конденсатора при колебаниях давления

атмосферы.

560

Н = 10,33 · ---------- + 1,0 + 0,5 = 9,2 м.

760

Диаметр барометрического конденсатора определяем, исходя из допустимой скорости движения паров и газов в нем, которая принимается равной 35 - 45 м/сек, при этом производительность конденсатора принимаем в 1,5 раза больше фактической или проектной.

Секундный объем паров НМП, поступающего в конденсатор, определим по формуле:

где П - абсолютное давление в аппарате, мм. рт. ст.;

t - температура поступающей смеси водяных паров и газов, °С;

G_газ , Z_Р - соответственно количество водяных паров и газов, кг/ч;

18 - молекулярный вес воды;

М - молекулярный вес воздуха и газов разложения, равный 29.

Вычислим:

При скорости движения паров в конденсаторе 40 м/сек, необходимая площадь сечения:

34,5

F = --------- = 0,86 м²,

40,0

что соответствует диаметру конденсатора.

Определение производительности эжектора.

Определим количество воздуха, выделяющегося из охлаждающегося НМП.

По данным при 0°С и 760 мм. рт. ст. содержится в среднем около 2 % (по объему) атмосферного воздуха, соответствует содержанию - 0,000025 кг воздуха на 1 кг НМП. [5, с.286]

Количество воздуха составит:

0,000025 · В = 0,000025 · 272560 = 6,8 кг/ч.

Общее количество газов, необходимое откачать эжектором:

G_газ = 233,5 + 6,8 = 240,3 кг/ч.

Парциальное давление НМП при 65°С равно 3,44 мм. рт. ст. = 0,46 кПа.

Парциальное давление воздуха и газов равно:

Р_возд = 200 - 3,44 = 196,56 мм. рт. ст.

Объем воздуха и газов, подлежащих отсасыванию, вычислим по формуле:

Таким образом, производительность эжектора должна быть более 888 м³/ч. Принимаем по справочнику пароэжекторный насос типа КС 1000

2.4 Расчет воздушных холодильников и теплообменных аппаратов

2.4.1 Расчет холодильника воздушного охлаждения

Рассчитать горизонтальный холодильник для охлаждения сырья - 3 масляная фракция, поступающего из абсорбера в экстракционную колонну при следующих данных:

Производительность G₁ = 38554,0 кг/ч;

Относительная плотность сырья = 895,4 кг/м³ ;

Начальная температура сырья Т'₁ = 381єК;

Конечная температура сырья Т"₁ = 313єК;

Начальная температура воздуха (сухого) Т'₂ = 303єК;

Конечная температура воздуха Т"₂ = 337єК.

Расчет:

1. Тепловая нагрузка холодильника.

Тепловую нагрузку определим по формуле:

Q₁ = G₁ · (q^ж_т'1 - q^ж_т''1),

где Q₁ - количество тепла, отнимаемого от сырья в холодильнике, кДж/ч;

q^ж_т'1, q^ж_т''1 - энтальпии сырья соответственно при Т'₁= 381єК, и Т"₁= 313єК;

q^ж_т'1 = 212,32 кДж/кг, q^ж_т''1 = 73,8 кДж/кг.

Q₁ = 38554,0 · (212,32 - 73,8) = 5,34 · 10⁶ кДж/ч = 1483 кВт.

2. Массовый и объемный расходы воздуха.

Из уравнения теплового баланса холодильника:

G₁ · (q^ж_т'1 - q^ж_т''1) = G₂ · (с_Р"· Т₂" - с_Р' · Т₂'),

Найдем:

где G₂ - количество воздуха, кг/ч,

с_Р', с_Р" - средние теплоемкости (при постоянном давлении) воздуха

соответственно при его конечной и начальной температурах,

определяемые по таблице, кДж/(кг·К), (6, с.107);

Найдем плотность воздуха при его начальной температуре Т₂' = 303єК и барометрическом давлении, равном нормальному Р₀ = 101308 Па, из уравнения:

3. Характеристика труб.

Для дальнейших расчетов принимаем длину труб L = 4м. Материал внутренней трубы ЛО-70-1. Материал оребрения - алюминиевый сплав АД1М. Количество спиральных витков (ребер), приходящихся на 1м трубы, Х = 286 Коэффициент оребрения г = 9.

4. Коэффициент теплопередачи со стороны сырья.

Определим физические параметры сырья при средней температуре в холодильнике:



Относительная плотность:

= - б · (Т_СР - 293) = 0,895 - 0,0006 · (347 - 293) = 0,863.

Кинематическую вязкость сырья при Т_СР1=347єК примем по практическим данным: н_СР1 = 7,61 · 10^-6 м²/с.

Определим минимальную линейную скорость движения сырья в трубах холодильника, при которой обеспечивается устойчивый турбулентный поток, т.е. при которой Re_МИН = 10⁴:

При расчетах обычно принимают от 0,5 до 2,5 м/с, тогда:

2,50 · 0,21

Re_СР1 = ----------------- = 69000 ,

7,61 · 10^-6

При Re ?10⁴ определим коэффициент теплоотдачи по формуле:

где Rr_СР1 - критерий Прандтля при температуре Т_СР1 = 347єК;

Рr_щ1- критерий Прандтля при температуре стенки трубы со стороны сырья;

е_l - поправочный коэффициент, учитывающий отношение длины трубы к ее

диаметру, равный единице.

Найдем критерий Прандтля при Т_СР1 = 347єК.

н_СР1 · с_СР1 · с _СР1

Rr_СР1 = ----------------------- ,

л _СР1

7,61 · 10^-6 · 2,05 · 863 · 3600

Rr_СР1 = ------------------------------------------ = 107,7.

0,125

Предварительно принимаем температуру стенки со стороны сырья Т_СР1 = 347єК. Найдем физические параметры сырья, как было сделано выше.

л _щ1 = 0,125 Вт/(м·К),

с_щ1 = 0,864,

с_щ1 = 2,01 кДж/(кг·К),

н_щ1 = 7,64 · 10^-6 м²/с.

Вычислим:

7,64 · 10^-6 · 2,01 · 864 · 3600

Rr _щ1 = ------------------------------------------ = 106,1.

0,125

Тогда:

5. Коэффициент теплоотдачи со стороны воздуха в случае применения гладких труб.

Примем, что фронтальное к потоку воздуха сечения аппарата будет х·В = 4 м² с шагом труб по ширине пучка S₁ = 0,052 м.

Определим площадь сжатого (наименьшего) сечения в пучке труб, через которое проходит воздух.

F_C = L · (В - n · d₃) = 4 · (4 - 76 ·0,028) = 7,5 м².

Скорость воздушного потока в сжатом сечении:

где V_D - действительный секундный расход воздуха (берется из паспортных

данных на вентилятор), м³/с,

Средняя температура воздуха:

Т₂ + Т₂ 303 + 337

Т_СР2 = ------------ = ----------------- = 320 К.

2 2

По таблице находим интерполяцией кинематическую вязкость воздуха при его средней температуре: н = 17,66 ·10^-6 м²/с.

Определим величину критерия Рейнольдса:

щ₀ · d₃ 8,5 · 0,028

Re = ------------- = ----------------- = 13477.

н 17,66 ·10^-6

Коэффициент теплоотдачи б₂ определим из уравнения, справедливого при Re = 2 ·10² - 0,2 · 10⁶, N_u = 0,37 · е_am · Re^0,6.

Получим:

л

б₂ = 0,37 · ------- · е_am · Re^0,6,

d

0,0276

б₂ = 0,37 · ------------- · 1 · 13477^0,6 = 109,7 Вт/(м²·К)

0,028

где е_am = 1 - поправочный коэффициент, учитывающий угол атаки, находим

по таблице;

л = 0,0276 Вт/(м·К) - коэффициент теплопроводности воздуха при его

средней температуре,

6. Коэффициент теплопередачи для пучка гладких труб.

Для биметалических труб (латунь - алюминий) и загрязненной поверхности теплообмена этот коэффициент определим по формуле:

где (д/ л)_зв - тепловое сопротивление внутреннего слоя загрязнения,

принимаем равным 0,0005 (м²·К)/Вт;

0,002

(д/ л)_л = --------- = 0,000022 (м²·К)/Вт - тепловое сопротивление латунной 91,6 стенки трубы;

0,0015

(д/ л)_а = --------- = 0,0000073 (м²·К)/Вт - тепловое сопротивление

205 алюминиевого слоя трубы;

(д/ л)_зн - тепловое сопротивление наружного слоя загрязнения,

выбираем в пределах 0,00017 - 0,00086, примем 0,00065 (м²·К)/Вт.

7. Средний температурный напор.

Средний температурный напор определим по формуле Белоконя:

ф _макс - ф _мин

ДТ_СР = -------------------------- ,

2,3 · lg (ф _макс/ф _мин)

где ДТ - средний температурный напор, К;

ф _макс, ф _мин - соответственно большая и меньшая разность температур.

ф _макс = и + 0,5 · ДТ;

ф _мин = и - 0,5 · ДТ;

где и - разность среднеарифметических температур горячего и холодного теплоносителей:

где: ДТ₁ = Т'₁ - Т"₁ - перепад температур в горячем потоке;

ДТ₂= Т'₂ - Т"₂ - перепад температур в холодном потоке;

Р = 0,98 - индекс противоточности.

Имеем: ДТ₁ = 381 - 313 = 68єК, ДТ₂ = 337 - 303 = 34єК.

Найденная температура близка ранее принятой Т_щ1= 81єК.

8. Коэффициент теплоотдачи б_К при обтекании воздухом пучка оребренных труб.

Коэффициент теплоотдачи найдем по формуле:

где л = 0,0276 Вт/(м·К) - коэффициент теплопроводности воздуха при его средней температуре;

с_в - плотность воздуха при Т_СР2, кг/м³ ;

щ₀' - скорость воздушного потока в сжатом (узком) сечении одного ряда

труб оребренного пучка, м/с;

м - динамическая вязкость воздуха при Т_СР2, Па·с;

Р = 0,71 - критерий Прандтля при Т_СР2,

д_р - средняя толщина ребра, м.

Величину щ₀' определим по формуле:

где щ_Н - скорость набегающего воздушного потока при входе в трубный

...