Установка печь пиролиза этановой фракции

Питательная вода из узла подготовки питательной воды поступает в экономайзер, где за счет тепла дымовых газов нагревается до (185190)°С и поступает в барабан котла. Из барабана котловая вода циркуляционным насосом Н-115 подается в шламоотделитель, откуда она распределяется в три испарительные секции котла.

Из котлов-утилизаторов дымовые газы с температурой (230250)°С отсасываются дымососами В-101АБ и через дымовую трубу сбрасываются в атмосферу.

Для удаления солей жесткости и других примесей предусмотрена непрерывная и периодическая продувки барабана и испарительных секций котла. Продувочные воды сбрасываются в сепаратор Е-108Б узла подготовки питательной воды.

3.5 Узел подготовки питательной воды, сбора продувных вод и откачки парового конденсата

Химочищенная вода из сети общества с температурой (3050)С, последовательно пройдя подогреватели Т-105, Т-107 поступает в верхнюю часть деаэрационной колонны К-103 и через дырчатые тарелки стекает вниз в деаэраторный бак Е-102.

В подогревателях Т-105, Т-107 химочищенная вода подогревается возвратным паровым конденсатом, поступающим с установки Э-200 через Т-107, Т-105 в сборник конденсата Е-109. Химочищенная вода в Т-105 подогревается до температуры (7595)С, в подогревателе Т-107 - до температуры (95100)С. Схемой предусмотрена возможность параллельной или последовательной подачи возвратного парового конденсата через Т-107, Т-105, а так же возможна подача в Т-107 пара 0,35 МПа (3,5 кгс/смІ) из цехового коллектора вместо конденсата. В нижнюю часть колонны К-103 из деаэраторного бака Е-102 поступает пар 0,0150,02 МПа (0,150,20 кгс/смІ), полученный после редуцирования пара 0,35МПа (3,5 кгс/смІ) из цехового коллектора. Пар движется снизу вверх, обтекая струи воды. При этом происходит нагревание воды до температуры (103105)°С и выделение из нее кислорода и других растворенных газов.

Выпар (водяной пар и выделившиеся газы) через охладитель выпара Т-104 сбрасывается в атмосферу. Охлаждение выпара в T-104 производится оборотной водой. Образовавшийся в охладителе конденсат сливается в химзагрязненную канализацию.

3.6 Узел водной промывки пирогаза

Пирогаз после закалочно-испарительных аппаратов II ступени Т-106 с давлением (0,080,12) МПа (0,8-1,2 кгс/смІ) и с температурой (200230)°С поступает в колонну водной промывки пирогаза K-201.

Схемой предусмотрена возможность подачи части пирогаза на установку Э-100 и прием с установки Э-100 по перемычке между коллектором пирогаза Э-100 и Э-200, которая врезана в коллектор пирогаза до колонны K-201.

Перед входом в колонну K-201 пирогаз смешивается с выпаром из колонны К-202 и десорбированными газами из аппаратов Е-209, Е-219, Е-223 и охлаждается до (100120)°С впрыском через клапан-регулятор температуры РК-206 циркуляционной воды, поступающей от насоса Н-201.

Затем пирогаз поступает в среднюю часть колонны K-201, состоящую из 7 уголковых тарелок, где отмывается от кокса, смол и охлаждается до (7080)°С циркуляционной водой, поступающей в среднюю часть с воздушных холодильников Т-201АБВГДЕ. Затем пирогаз проходит 7 тарелок клапанного типа, которые установлены в верхней части колонны. На тарелках клапанного типа пирогаз охлаждается до температуры (4560)°С циркуляционной водой, поступающей в верхнюю часть колонны K-201 с холодильников Т-203АБ, Т-225.

Очищенный и охлажденный до (4560)°С, но не более 70 ⁰С, пирогаз сверху колонны K-201 с давлением не более 0.1 МПа (1,0 кгс/см²) направляется на компрессию в цех газоразделения, где после охлаждения в водяных холодильниках до (3540)°С, поступает на всас компрессоров В-401АБ. В этот же коллектор сбрасываются углеводородные газы из пробоотборных петель и сдувок из аппаратов.

С целью уменьшения коррозионного действия пирогаза в коллектор пирогаза после колонны K-201 вводится ингибитор коррозии ИКБ-2-2 и 2%-ный раствор аммиачной воды из емкостей Е-224 и Е-225 насосом Н-224. РастворыИКБ-2-2 и 2%-ной аммиачной воды в узел водной промывки пирогаза поступают из узла приготовления реагентов.

При охлаждении пирогаза на клапанных и уголковых тарелках колонны K-201 из пирогаза конденсируется вода и тяжелые углеводороды, которые снизу колонны K-201 при температуре (7590)°С самотеком поступают в емкость-отстойник Е-203. В этот же отстойник выводятся углеводородный конденсат из межступенчатых холодильников пирогаза цеха газоразделения (узел компримирования пирогаза) и "зеленое масло" из коллекторов этана и этана-рецикла.

Для обновления циркуляционной воды и заполнения емкости-отстойника Е-203 после капитального ремонта предусмотрена подача в емкость химочищенной воды.

В емкости Е-203 предусмотрены 3 отсека для отстоя воды от смол.

Отстоявшаяся от смолы и кокса циркуляционная вода с первого отсека Е-203 забирается насосом H-201. Часть её подается на охлаждение пирогаза перед колонной K-201, другая часть в кипятильники Т-346, Т-348 колонн К-307, К-308 цеха газоразделения (узел концентрирования пропилена). Циркуляционная вода после кипятильников Т-346, Т-348 поступает в воздушные холодильники Т-201АБВГДЕ, где охлаждается до (5565)°С.

При отключении аппаратов Т-346, T-348 циркуляционная вода может подаваться помимо них через регулятор давления РК-208, установленный на линии подачи води с нагнетания насоса H-201 к холодильникам T-201АБВГДЕ. Для улучшения охлаждения циркуляционной воды схемой предусмотрена линия орошения воздушных холодильников питательной водой. Питательная вода подается из узла деаэрации химочищенной воды, с нагнетания насоса Н-112.

После воздушных холодильников Т-201АБВГДЕ циркуляционная вода разделяется на три потока:

- Первая часть поступает в среднюю часть колонны К-201 на уголковые тарелки;

- Вторая часть подается в колонну К-310 цеха 65-76 для охлаждения газов регенерации, затем с нагнетания насоса Н-310 подается в нижнюю часть колонны К-201.

- Третья часть циркуляционной воды проходит последовательно холодильники Т-203А,Б; Т-225. В холодильнике Т-203А циркуляционная вода охлаждается оборонной водой до (3545)С , и далее в холодильниках Т-203Б, Т-225 охлаждается пропиленом изотермы плюс 6 из ПХЦ до температуры (2030)С,и подается в верхнюю часть колонны K-201.

Избыток воды перетекает во второй отсек Е-203, откуда после отстоя забирается насосом Н-202 и подается в узел получения пара разбавления, а легкая смола со второго отсека переливается в третий отсек отстойника.

Из третьего отсека Е-203 легкая смола совместно с "зеленым маслом" из цеха газоразделения насосом Н-204 откачивается в 401 цех. Часть легкой смолы из третьего отсека Е-203 подается в колонну щелочной очистки пирогаза К-203 насосом Н-220 в I, II, III секции для отмывки тарелок колонны от полимеров, а также насосом Н-204 в колонну K-201 для отмывки тарелок от отложений нафталинов.

Тяжелая смола с нижней части I, II, III отсеков Е-203 и из куба колонны К-201 выводится в автоцистерну для вывоза ее на сжигание или выводится в смолоотстойник Е-204А.

В смолоотстойник Е-204А также выводится легкая смола из емкости Е-219 после отмывки тарелок колонны К-203, полимеры из емкости Е-210, тяжелая смола из куба колонны К-202 и плавающие углеводороды из Е-213. Эта смесь растворяется в легкой смоле, принимаемой из II отсека емкости Е-203 и откачивается в I отсек емкости Е-204Б для отстоя от воды.

Вода из I отсека емкости Е-204Б откачивается в I отсек емкости Е-203 насосом Н-204 периодически, а легкая смола переливается во II отсек емкости Е-204Б. Из II отсека емкости Е-204Б легкая смола откачивается в цех № 401 насосом Н-204. Перед откачкой в 401 цех лёгкая пиролизная смола (ЛПС) или фракция тяжелых углеводородов (ФТУ) отстаивается не менее 24 часов до содержания воды не более 1% вес.

На линии нагнетания насосов Н-204 установлены фильтры Ф-201АБ для очистки пиролизной смолы от кокса и механических примесей.

Для отмывки трубок холодильников Т-203АБ от отложений тяжелых углеводородов схемой предусмотрена подача легкой пиролизной смолы из III отсека Е-203 или из Е-225 насосом Н-204.

Для отмывки трубок холодильников Т-201АБВГДЕ и тарелок колонны К-201, схемой предусмотрена подача легкой смолы насосом Н-220 из емкости Е-225 в трубное пространство Т-201А, Б, В, Г, Д, Е и в верхнюю часть колонны К-201.

В Е-225 смола принимается из цеха 0201-0203.

3.7 Узел получения пара разбавления

Для сокращения количества химзагрязненных стоков, сбрасываемых в канализацию с установки, предусмотрен узел получения пара разбавления из химзагрязненной воды, образующейся при конденсации водяного пара из пирогаза при его охлаждении в колонне водной промывки пирогаза K-201.

Химзагрязненная вода, содержащая до 500 мг/л углеводородов, из емкости-отстойника Е-203 насосом Н-202 подается на установку очистки химзагрязненной воды. На установке очистки химзагрязненной воды вода сначала проходит через фильтр обратной промывки Ф-202, где из воды удаляются механические загрязнения, затем через коаллесцер Ф-203, где из воды удаляются жидкие углеводороды, и поступает в отпарную колонну К-202. По мере накопления механических примесей в фильтре обратной промывки Ф-202, схемой предусмотрена автоматическая подача химзагрязненной воды в колонну К-202 помимо установки очистки химзагрязненной воды и далее производится очистка фильтроэлементов фильтра Ф-202 потоком жидкости в обратном направлении, при помощи подачи сжатого газа-этана. Этан поступает в расширитель с цехового коллектора этана, затем подается в фильтр Ф-202. Отфильтрованный осадок сбрасывается в емкость Е-213 узла щелочной очистки пирогаза и пропилена. Для отмывки фильтроэлементов фильтра Ф-202 от тяжелой пиролизной смолы, продуктов полимеризации и других липких компонентов загрязнений, не удаляемых при обратной промывке, схемой предусмотрена операция вымачивания фильтроэлементов легкой смолой принимаемой из цеха 201-203. Смола принимается в емкость Е-228 и при помощи насоса Н-228 подается в фильтр Ф-202. После промывки отработанная смола сбрасывается в емкость Е-213 узла щелочной очистки пирогаза и пропилена. Жидкие углеводороды из верхнего стакана коаллесцера Ф-203 выводятся в III отсек емкости Е-203 узла водной промывки пирогаза, с нижнего стакана коаллесцера выводятся в емкость Е-213 узла щелочной очистки пирогаза и пропилен

В нижнюю часть отпарной колонны К-202 и в межтрубное пространство кипятильника отпарной колонны Т-224 подается водяной пар 0,35 МПа (3,5кгс/см²), за счет тепла которого производится подогрев воды до (110115)С, но не более 120 С, и отпарка растворенных в воде углеводородов. Отпаренные углеводороды с частью водяного пара сверху колонны К-202 направляются в колонну водной промывки пирогаза K-201.

В линию отпаренных углеводородов насосом Н-224 вводится ингибитор коррозии ИКБ-2-2, который уменьшает коррозийное действие выпара.

Отпаренная от углеводородов вода снизу колонны К-202 после охлаждения в холодильнике Т-207 оборотной водой до (80112)°С забирается насосом Н-203 и подается в подогреватель Т-202, где нагревается до (165175)°С за счет тепла парового конденсата, поступающего из емкости E-201.

Избыток отпаренной воды от насоса Н-203 поступает в холодильник Т-205 через РК-205 и после охлаждения оборотной водой до (4050)°С направляется в отстойник E-213 для дополнительной очистки или сбрасывается в химзагрязненную канализацию. В случаях останова испарителей Т-204АБВГД или насоса Н-203, технологической схемой предусмотрена возможность подачи отпаренной воды из куба колонны К-202 в емкость E-213 или в химзагрязненную канализацию через регулирующий клапан РК-236 после охлаждения в теплообменниках Т-207 и Т-205.

Подогретая в Т-202 вода направляется в межтрубное пространство испарителей Т-204АБВГД, где за счет конденсации водяного пара давлением 1,3 МПа (13 кгс/смІ), подаваемого в трубное пространство Т-204АБВГД происходит испарение воды.

Водяной пар, полученный в испарителях Т-204, поступает в емкость Е-202, сепарируется от конденсата и поступает в трубное пространство теплообменника Т-208, нагревается до температуры (200220)С паром 1,3 МПа (13 кгс/см²), поступающим в аппараты Т-204 из цехового коллектора, и поступает в коллектор пара 0,7 МПа (7 кгс/смІ) в качестве пара разбавления сырья на печах пиролиза. Конденсат снизу сепаратора Е-202 сбрасывается в отпарную колонну К-202.

Для удаления солей жесткости предусмотрены непрерывные и периодические продувки испарителей Т-204. Продувочные воды от Т-204 после охлаждения в холодильнике Т-205 до температуры (40-50)°С сбрасываются в отстойник E-213 или в химзагрязненную канализацию. Тяжелая смола и кокс из куба колонны К-202 по мере накопления выводятся в отстойник Е-204А. Паровой конденсат из трубного пространства испарителей Т-204 поступает в емкость E-201, откуда после охлаждения в Т-202 сбрасывается в сборник конденсата E-109.



3.8 Узел щелочной очистки пирогаза и пропилена

3.8.1 Щелочная очистка пирогаза

Очистка пирогаза от CO₂ и Н₂S раствором едкого натра происходит по реакциям:

а) NaOH + CO₂ = NaHCO₃

б) NaHCO₃ + NaOH = Na₂CO₃ + H₂O

в) Na₂CO₃ + H₂O + CO₂ = 2NaHCO₃

г) 2NaOH + Н₂S = Na₂S + 2H₂O

Пирогаз из компрессии цеха газоразделения с давлением (3,63,8) МПа (3638 кгс/смІ), но не более 3,9 МПа (39кгс/смІ), и температурой (3540)°С проходит чepeз подогреватель T-212, где нагревается до (4555)°С водяным паром 0,35 МПа (3,5 кгс/смІ) или паровым конденсатом и поступает в первую секцию щелочной колонны К-203.

Колонна К-203 - четырехсекционная, оборудована 59-ю тарелками колпачкового типа. В первых трех секциях колонны пирогаз промывается циркуляционной щелочью концентрацией: в I секции - (12) %, во II секции - (56) % и в третьей - (1012) %.

Щелочные секции разделены между собой глухими тарелками для жидкости и свободными для прохода газа. Щелочной раствор перетекает из секции в секцию по переточным трубам.

В четвертой секции пирогаз отмывается от остатков щелочи циркуляционной питательной водой. Для окончательного удаления щелочи пирогаз дополнительно промывается на трех последних тарелках четвертой секции чистой питательной водой.

Свежая 10%-ная щелочь из узла приготовления реагентов поступает в емкость E-212, откуда насосом H-217 подается в линию нагнетания насоса H-213, производящего циркуляцию щелочи в третьей секции колонны К-203.

Схемой предусмотрена подача свежей щелочи и в линию нагнетания насосов H-212 и H-211. Ввод щелочи в колонну производится постоянно или периодически по мере необходимости.

Образовавшийся избыток раствора щелочи из третьей секции колонны по переточной трубе стекает во вторую секцию. Циркуляция раствора щелочи во второй секции колонны К-203 производится насосом Н-212. Образовавшийся избыток раствора щелочи из второй секции по переточной трубе стекает в первую секцию. Циркуляция раствора щелочи в первой секции производится насосом H-211.

Избыток раствора щелочи из куба колонны К-203 поступает в емкость Е-219, где происходит разделение жидких и газообразных углеводородов и раствора щелочи. Жидкие углеводороды выводятся в смолоотстойник Е-204А узла водной промывки пирогаза для дополнительного отстоя. Газообразные углеводороды, выделившиеся из жидкости при дегазации, направляются в коллектор пирогаза перед колонной водной промывки пирогаза K-201.

Сернисто-щелочные стоки проходят подогреватель T-217, где водяным паром 0,35 МПа (3,5 кгс/смІ) нагреваются до (80-90)°С и поступают в сепаратор-дегазатор Е-209, в котором происходит выделение растворенных углеводородных газов из стоков. Выделившиеся углеводородные газы сбрасываются в коллектор пирогаза совместно с газами из Е-219, a сернисто-щелочные стоки проходят водяной холодильник T-211 и с температурой (45-50)°C сбрасываются в химзагрязненную канализацию или поступают в отстойник Е-213 для дополнительного отстоя. Схемой предусмотрена возможность откачки сернисто-щелочных стоков из Е-209 на очистные сооружения насосом Н-219.

Для промывки пирогаза от остатков щелочи в четвертой секции колонны К-203 исполъзуется питательная вода из узла подготовки питательной воды, подаваемая насосом H-112. Питательная вода проходит холодильник Т-213, где охлаждается до (40-50)°С и поступает в емкость E-211, откуда насосом H-215 подается на верхнюю тарелку колонны К-203. Циркуляция воды в четвертой секции колонны производится насосом Н-214.

Избыток промывной воды по уровню сбрасывается в емкость-дегазатор Е-223, где происходит выделение растворенных газов из промывной воды. Выделившиеся углеводородные газы сбрасываются в коллектор пирогаза перед колонной водной промывки пирогаза K-201, а промывная вода сливается в химзагрязненную канализацию или сбрасывается в отстойник Е-213 для дополнительного отстоя.

Схемой предусмотрена возможность работы со сбросом промывной воды в дегазатор E-219 вместо Е-223 и дальнейшая обработка воды вместе с сернисто-щелочными стоками из куба колонны К-203.

Сернисто-щелочные стоки, поступающие в отстойник Е-213, смешиваются в емкости со стоками из узла получения пара разбавления и по мере заполнения через переточную трубу сливаются в колодец № 22 химзагрязненной канализации. Переточная труба в Е-213 играет роль гидрозатвора и исключает попадание плавающих углеводородов в химзагрязненную канализацию. Плавающие углеводороды во время отстоя накапливаются сверху водного слоя и насосом Н-218 откачиваются в смолоотстойники Е-204 или Е-203.

Тарелки I, II, III секций колонны К-203 промываются от полимеров периодическим или постоянным вводом легкой смолы из емкости Е-217 и от карбонатов периодическим или постоянным вводом питательной воды. Подача воды в основном производится в I секцию колонны. После промывки легкая пиролизная смола и промывная вода поступают в емкость E-219 для расслаивания.

Схемой предусмотрена возможность подачи легкой смолы в колонну К-203 из емкости Е-225 узла водной промывки пирогаза насосом Н-220.

Часть легкой пиролизной смолы совместно с растворенными полимерами выводится в смолоотстойник Е-219 и оттуда - в сборник углеводородов Е-204А. Полимеры из колонны К-203 выводятся по мере накопления в кубовой части в сборник E-210 и далее в смолоотстойник Е-204А для растворения в легкой пиролизной смоле. При освобождении аппаратов, насосов, трубопроводов и их промывке стоки по дренажным линиям сбрасываются в химзагрязненную канализацию через отстойник Е-213.

3.8.2 Щелочная очистка пропилена

Газообразный пропилен из цеха газоразделения с температурой (4042)°С и давлением (1,51,8) МПа (1518 кгс/смІ) проходит подогреватель T-219, где подогревается до 70°С водяным паром 0,35 МПа (3,5 кгс/см²⁾ и поступает в первую секцию щелочной колонны К-206, где очищается от CO₂ и H₂S раствором щелочи.

Колонна К-206 - двухсекционная, насадочная. В первой секции пропилен промывается циркуляционным 10%-ным раствором щелочи, во второй секции - циркуляционной водой. Для окончательной отмывки от следов щелочи пропилен промывается на проток в водной секции колонны свежей питательной водой.

Подача питательной воды, а также подпитка циркуляционного контура свежим 10%-ным раствором щелочи осуществляется насосами Н-215, Н-217 подпиточных контуров узла щелочной очистки пирогаза.

Циркуляция щелочи и промывной воды в колонне К-206 производится насосами Н-222, Н-223 соответственно. Отработанная щелочь выводится из куба колонны К-206, смешивается с отходящей промывной водой циркуляционного контура водной промывки и направляется в емкость E-219.

Очищенный пропилен с температурой (40-50)⁰С, но не более 60 ⁰С, выходящий сверху колонны К-206, отделяется от уносимой капельной влаги в сепараторе Е-220 и поступает в узел осушки пропилена.

Вода из сепаратора Е-220 по мере накопления подается в емкость E-219.

3.9 Узел осушки пирогаза, пропилена, этан-этиленовой фракции (ЭЭФ)

3.9.1 Осушка пирогаза

Пирогаз после щелочной очистки с температурой 50С и давлением 3,6-3,8МПа (36 -38 кгс/смІ) поступает на осушку предварительно пройдя водяной холодильник Т-218 где охлаждается до 35єС, холодильник Т-222, где охлаждается до (16-20)С углеводородами, поступающими из куба колонны К-301 цеха № 65-76 или пропиленовый холодильник Т-214, где охлаждается пропиленом с изотермой +6єС из пропиленового холодильного цикла (ПХЦ) цеха №65-76.

Охлажденный пирогаз далее поступает в сепаратор Е-214, где из газа выделяется конденсат, образовавшийся при охлаждении. По мере накопления углеводородный конденсат выводится в дегазатор Е-219 узла сернисто-щелочных стоков через регулятор уровня РК-230, а пирогаз подвергается осушке в осушителях К-204 до точки росы - минус 76єС.

Для осушки пирогаза предусмотрены три осушителя К-204 А,Б,В, два из которых находятся в режиме осушки, один - на регенерации. В качестве адсорбента в осушителях используется цеолит.

Осушители включаются в работу по мере увеличения нагрузки по газу. При работе на нагрузке по пирогазу до 36т/час в работе находится один осушитель, а при больших нагрузках включается в работу и второй осушитель. Схемой предусмотрена возможность работы осушителей параллельно. Поток газа проходит сверху вниз. Распределение потока газа между осушителями достигается открытием или закрытием задвижек на входе газа в аппараты.

Содержание влаги в пирогазе определяется поточным анализатором влажности, пробоотборные устройства которого смонтированы в каждом осушителе на расстоянии 60 см от линии выхода, и на общем коллекторе пирогаза после осушителей. Показания анализатора выведены на прибор в операторной корпуса 76.

Рабочий цикл осушителя составляет от 48 до 144 часов. Он определяется содержанием влаги в пирогазе, поступающем в цех газоразделения после осушки и не должен превышать 1 ППМ. При достижении содержания влаги в пирогазе по показателям влагомера более 1 ППМ производится переключение осушителей, а именно осушитель, содержание влаги которого более 1 ППМ, выводится на регенерацию, а в работу включается резервный осушитель, прошедший регенерацию.

Осушенный пирогаз направляется на разделение в цех газоразделения.

3.9.2 Осушка пропилена

Пропилен из узла очистки с температурой 65°С и давлением 1,6 МПа (16кгс/смІ) поступает в водяной конденсатор Т-220, где охлаждается и конденсируется при температуре (4045)°C.

Жидкий пропилен поступает в емкость Е-221, где происходит отстой и расслаивание пропилена и воды. Вода из емкости Е-221 периодически, по мере накопления, сбрасывается в емкость Е-219 узла щелочной очистки пирогаза, а пропилен после охлаждения в водяном холодильнике Т-221 до 35°C насосом Н-221 подается на осушку.

Осушка пропилена производится при давлении (1,72,0) МПа (1720 кгс/смІ) и температуре (3035)°C в осушителях К-207, заполненных цеолитом.

Установлено два осушителя К-207, один из которых работает в режиме осушки, другой находится на регенерации. Продолжительность работы осушителя в цикле осушки около трех суток. Осушенный пропилен поступает в цех 109-110 или на базисный склад цеха 109-110.

Схемой предусматривается возможность подачи продуктового жидкого пропилена из цеха газоразделения непосредственно на базисный склад помимо щелочной очистки и осушки пропилена или только помимо щелочной очистки.

С коллектора жидкого пропилена на базисный склад предусмотрен отбор пропилена для пополнения пропиленового холодильного цикла цеха газоразделения.

3.9.3 Осушка этан-этиленовой фракции

Этан-этиленовая фракция из цеха газоразделения давлением (2,83,0) МПа (2830 кгс/смІ) и температурой (минус 10 - плюс 10)°C поступает в осушитель К-205, где адсорбируется влага, и ЭЭФ направляется на дальнейшее разделение в цех газоразделения. Для осушки этан-этиленовой фракции установлено два осушителя К-205, один из которых работает в режиме осушки, другой находится на регенерации. В качестве адсорбента используется цеолит.

Управление процессом осушки этан-этиленовой фракции и регенерацией осушителей осуществляется переключением электрозадвижек по месту или дистанционно.

Содержание влаги в общем коллекторе ЭЭФ после осушителей определяется поточным анализатором влажности. Показания анализатора выведены на прибор в операторной корпуса 76.

3.9.4 Регенерация осушителей К-204, К-207, К-205

Процесс регенерации осушителей К-204, К-207, К-205 состоит из следующих стадий:

а) отключение осушителей и освобождение их от продукта. Освобождение осушителей К-204, К-205 производится постепенным стравливанием давления с них на всас первой секции пирогазовых компрессоров В-401 цеха газоразделения или на факел.. Освобождение осушителей К-207 от жидкого пропилена производится возвращением его в емкость Е-221 резервным насосом или подачей подогретого газообразного пропилена из теплообменника T-219, а от газообразного пропилена - стравливанием на всас первой секции пирогазовых компрессоров В-401 цеха газоразделения;

б) продувка осушителей метано-водородной фракцией для удаления отложений тяжелых углеводородов с адсорбента;

в) регенерация осушителей горячей метано-водородной фракцией с последующим охлаждением.

Регенерация осушителей производится метано-водородной фракцией, поступающей из цеха газоразделения под давлением (0,4-0,5) МПа (4-5 кгс/смІ). Расход метано-водородной фракции составляет (4,0-5,0) т/час. Метано-водородная фракция поступает в трубное пространство холодильника Т-216, где подогревается возвратной метано-водородной фракцией, поступающей в межтрубное пространство аппарата.

Из холодильника Т-216 метано-водородная фракция поступает в печь регенерации П-201, где подогревается до (220-230)єС, но не более 280єС, и подается в регенерируемый осушитель К-204. Температура газа на входе в осушитель не должна превышать 220єС. Подогрев насадки осушителя производится до повышения температуры газа на выходе из осушителя до (180-190)єС, но не более 220єС.

Регенерация осушителя осуществляется подачей газа снизу вверх. Из осушителя газ регенерации поступает в холодильникТ-216, где охлаждается до температуры 80єС, и далее в аппарат Т-215, где охлаждается до 50єС. Охлажденный газ из холодильника Т-215 направляется в сепаратор Е-215, где происходит отделение углеводородного конденсата, выделившегося из газа регенерации при охлаждении.

По мере накопления конденсат из сепаратора выводится в дегазатор Е-219 узла сернисто-щелочных стоков, а метано-водородная фракция поступает в цеховой коллектор топливного газа для подачи на горелки печей пиролиза.

Расход и давление метано-водородной фракции в системе регенерации осушителей регулируется регулирующим клапаном РК-225 и РК-226. В случае отсутствия возможности подачи МВФ из цеха газоразделения регенерация осушителей производится этановой фракцией из коллектора цеха до регулирующего клапана РК-112.. Процесс аналогичен регенерации метано-водородной фракцией, кроме следующих различий:

-этан на регенерацию поступает из коллектора этана в количестве (7,0 -9,0) т/час;

-давление в системе регенерации регулируется в пределах (0,65-0,7) МПа (6,5-7,0) кгс/смІ при использовании этановой фракции регулирующим клапаном РК-101 и в пределах (0,4-0,5) МПа (4,0-5,0) кгс/смІ при использовании метано-водородной фракии фракции регулирующим клапанами РК-225, РК-226;

-после регенерации из сепаратора Е-215 этан подается в коллектор этан-рецикла, поступающего из цеха газоразделения на печи пиролиза.

При регенерации этаном трубопроводы метано-водородной фракции должны быть герметично отключены и отглушены для исключения попадания этана в систему.



4. ТЕХНИКО - ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ РАСЧЕТЫ

4.1 Материальный баланс производства

Исходные данные:

-Годовая производительность по этилену 250000т/год

-годовой фонд рабочего времени 7632 часов или 318 суток

(с учетом вычета времени на текущи и капитальный ремонт)

-Исходное сырье - этановая фракция, состав которой приведен в таблице 1

-степень конверсии исходного сырье 60%

-массовое соотношение водяной пар:сырье составляет 0,3:1

-потери этилена 5% масс.

Таблица 4.1-Состав этановой фракции

Компонент	Молекулярная масса	Состав %масс.
Метан	16	0,52
Этилен	28	0,292
Этан	30	98,841
Пропилен	42	0,11
Пропан	44	0,207
Бутадиен	54	0,03
Итого		100

Расчет почасовой производительности в расчете на 100% этилен:

(250000*1000)/7632=32756,81

Учитывая потери этилена (5%масс), часовая производительность составит:

32756,81*100/95=34480,85кг/ч или

34480,85/28=1231,43кмоль/ч

Расход этана в этановой фракции при степени конверсии, равной 60%:

34480,85/0,6=57468,085 кг/ч

или 57468,08/30=1915,60 кмоль/ч

Общий расход этановой фракции с учетом содержания этана в сырье составит:

57468,08*100/98,841=58141,95 кг/ч

Результаты расчета компонентного состава сырья приведены в таблице 2.

Таблица 4.2- Компонентный состав сырья

Компонент	Молекул.	Состав	Расход	Расход	Состав
	масса	%масс.	кг/ч	кмоль/ч	%мол.
СН4	16	0,52	302,3381	18,8961	0,97145
С2Н4	28	0,292	169,7745	6,06337	0,31172
С2Н6	30	98,841	57468,08	1915,6	98,4813
C3H6	42	0,11	63,95615	1,52277	0,07829
C3H8	44	0,207	120,3538	2,73531	0,14062
C4H6	54	0,03	17,44259	0,32301	0,01661
Итого		100	58141,95	1945,14	100

Кинетика основной реакции процесса пиролиза:

С2Н6-С2Н4+Н2 (1.1)

описывается уравнением первого порядка:

k=(2,303/?)*lg(?/(?-x)),(1.2)

lgk=14,676-15800/T(1.3)

T=830+273=1103K

lgk=14,676-15800/1103=0,351

Время пиролиза

lg?=-12,75+13700/T=-0,33 (1.4)

В результате расчета k=2,25c-1 , время пиролиза ?=0,47с

Находим степень конверсии этана х=65,33%

Фактическая степень конверсии этана ?'=0,6533

Количество водяного пара на входе в трубчатую печь составит:

58141,95*0,3=17442,585 кг/ч или 969,03кмоль/ч

Количество парогазовой смеси на входе в трубчатую печь составит:

58141,95+17442,585=75584,535 кг/ч

По основной реакции (1.1),расход этана составляет 1231,43кмоль/ч или 1231,43*30=36942,9 кг/ч

В ходе этой реакции образуются:

этилен 1231,43кмоль или 34480,85 кг/ч

водород 1231,43 кмоль или 2462,86 кг/ч.

Всего конвертируется этана 1915,6 *0,6533=1251,46 кмоль/ч или 37543,8 кг/ч

Следовательно, на побочные реакции расходуется этана:

1251,46-1231,43=20,03 кмоль/ч или 600,9 кг/ч

По реакции(1.5)

2С2Н6-С3Н6+СН4+Н2

расход этана составляет 50% что соответствует

20,03*0,5=10,015 кмоль/ч или 300,45 кг/ч

С учетом стехиометрии реакции образуется:

пропилен 5,0075 кмоль/ч или 210,315 кг/ч

метан 5,0075 кмоль/ч или 80,12 кг/ч

водород 5,0075 кмоль/ч или 10,015 кг/ч

По реакции(1.6)С2Н6+Н2>2СН4

расход этана составляет 20,03-10,015=10,015 кмоль/ч или 300,45 кг/ч

расход водорода 10,015 кмоль/ч или 20,03 кг/ч

образуется метана 20,03 кмоль/ч или 320,48 кг/ч

Пропан в составе этановой фракции превращается по следующим реакциям:

С3Н8-С3Н6+Н2(1.7)

2С3Н8-С4Н10+С2Н4+Н2 (1.8)

2С3Н8-С4Н8+2СН4(1.9)

2С3Н8-С4Н6+2СН4+Н2 (1.10)

2С3Н8-С5Н10+СН4+Н2 (1.11)

С3Н8+2Н2-3СН4(1.12)С2Н4-С2Н2+Н2 (1.13)

В ходе реакции (1.7) расходуется 30% пропана, что составляет 120,35384*0,3=36,106 кг/ч

или 0,82 кмоль/ч

Образуются:

пропилен 0,82 кмоль/ч или 34,44 кг/ч

водород 0,82 кмоль/ч или 1,64 кг/ч

В ходе реакции (1.8) расходуется 10% пропана, что составляет 120,35384*0,1=12,035 кг/ч

или 0,274 кмоль/ч

Образуется:

бутан 0,274/2=0,137 кмоль/ч или 7,946 кг/ч

этилен 0,137 кмоль/ч или 3,836 кг/ч

водород 0,137 кмоль/ч или 0,274 кг/ч

В ходе реакции (1.9) расходуется 6% пропана,что составляет 120,35384*0,06=7,22кг/ч

или 0,164 кмоль/ч

Образуются:

бутилен 0,164/2=0,082 кмоль/ч или 4,592 кг/ч

метан 0,164 кмоль/ч или 2,624 кг/ч

В ходе реакции (1.10) расходуется 20% пропана, что составляет 120,35384*0,2 =24,07кг/ч

или 0,547 кмоль/ч

Образуются:

бутадиен 0,547 /2=0,2735 кмоль/ч или 14,769 кг/ч

метан 0,547 кмоль/ч или 8,752 кг/ч

водород 0,2735 кмоль/ч или 0,547 кг/ч

В ходе реакции (1.11) расходуется 8% пропана, что составляет

120,35384*0,08=9,628 кг/ч или 0,219кмоль/ч

Образуется:

пентен 0,1095кмоль/ч или 7,665 кг/ч

метан 0,1095 кмоль/ч или 1,752 кг/ч

водород 0,1095 кмоль/ч или 0,219 кг/ч

В ходе реакции (1.12) расходуется 15% пропана, что составляет

120,35384*0,15=18,053 кг/ч или 0,41 кмоль/ч и 0,41*2=0,82 кмоль/ч или 1,64кг/ч водорода.

Образуется:

метан 0,41*3=1,23 кмоль/ч или 19,68 кг/ч

Расход пропана по реакциям 1.7-1.12 составит:

36,106+12,035+7,22+24,07+9,628+18,053=107,112 кг/ч

или 0,82+0,274+0,164+0,547+0,219+0,41=2,434 кмоль/ч

Количество оставшегося пропана в пирогазе:

120,35384-107,112=13,242 кг/ч или 2,73531-2,434=0,301кмоль/ч

По реакции (1.13) расходуется 50% образовавшегося по реакции 2й этилена,

что составляет 3,836*0,5=1,918 кг/ч или 0,0685 кмоль/ч

Образуются:

ацетилен 0,0685 кмоль/ч или 1,781 кг/ч

водород 0,0685 кмоль/ч или 0,137 кг/ч

Бутадиен взаимодействует с этиленом по реакции

С4Н6+С2Н4-С6Н6+2Н2 (1.14)

В эту реакции вступает 10% образовавшегося по реакции(1.4) бутадиена, что составляет

14,769*0,1=1,4769 кг/ч или 0,027кмоль/ч

На эту реакцию расходуется этилена 0,027 кмоль/ч или 0,756 кг/ч

Образуются:

бензол 0,027 кмоль/ч или 2,106 кг/ч

водород 0,027*2=0,054кмоль/ч или 0,108 кг/ч.

Таким образом по реакции по реакции (1.14) остается бутадиена

14,769-1,4769=13,2921 кг/ч или 0,246 кмоль/ч

Всего образуется по реакциям метана (1.5), (1.6), (1.9), (1.10), (1.11), (1.12):

80,12+320,48+2,624+8,752+1,752+19,68=433,408 кг/ч

или 27,088 кмль/ч

Общее количество в пирогазе метана составляет:

302,33814+433,408=735,75 кг/ч

или 18,8961+27,088=45,98 кмоль/ч

Метан подвергается конверсии по реакции:

СН4+Н2О-СО+3Н2 (1.15)

При этом расходуется 1% имеющегося в пирогазе метана, что составляет:

735,75*0,01=7,3575 кг/ч или 0,46 кмоль/ч

Расход водяного пара составит 0,46 кмоль/ч или 0,46*18=8,28кг/ч

По этой реакции образуется:

оксид углерода 0,46 кмоль/ч или 12,88 к/ч

водорода 0,46*3=1,38 кмоль/ч или 2,76 кг/ч

Остается в пирогазе:

метана 735,75-7,3575=728,39 кг/ч или 45,52 кмоль/ч

водяного пара 17442,585-8,28=17434,305 кг/ч или 968,57 кмоль/ч

Этилена в составе этановой фракции содержится 169,77кг/ч (6,06кмль/ч),

образуется по реакции (1.8) 3,836 кг/ч (0,137 кмль/ч)

расходуется по реакциям (1.13),(1.14):

1,918+0,756=2,674 кг/ч или 0,0685+0,027=0,0955 кмоль/ч

Всего этилена в пирогазе содержится:

34480,85+169,77+3,836-2,674=34651,78 кг/ч или 1237,56кмоль/ч

Водород образуется по реакциям (1.1),(1.5),(1.7),(1.8),(1.10),(1.11),(1.13),(1.14),(1.15)

в количестве: 2462,86+10,015+1,64+0,274+0,547+0,219+0,137+0,108+2,76=2478,56 кг/ч

или 1239,28 кмоль/ч

Расход водорода по реакциям (1.6),(1.12) составит:

20,03+1,64=21,67 кг/ч или 10,835 кмоль/ч

Остается водорода в пирогазе 2478,56-21,67=2456,89 кг/ч или 1228,445 кмоль/ч

Количество этана в пирогазе 57468,085-37543,8=19924,285 кг/ч или 664,14 кмоль/ч

Результаты расчета материального баланса представлены в таблице 4.3

Товарный баланс производства представлен в таблице 4.4



Таблица 4.3-Материальный баланс производства

Таблица 4.4-Товарный баланс производства



4.2 Расчет необходимого числа печей, для обеспечения заданной производительности установки

Производительность одной печи по сырью(этановой фракции) 10000 кг/ч.

Расчет необходимого числа печей производится делением общего расхода этановой фракции (на установку) на производительность одной печи.

Таким образом, количество необходимых печей составляет:

n=58141,95/10000=5,81

К установке принимается 6 печей и дополнительно 2 резервные.

Далее расчет ведется на одну печь.

4.3 Расчет печи пиролиза этана

Исходные данные для расчета:

Производительность печи G=10000 кг/ч ;

количество водяного пара, добавляемого к исходному сырью перед его подачей в печь

Z=3000 кг/ч (30% на сырье);

температура сырья на входе в печь 483 К ;

температура пирогаза на выходе из печи 1103 К ;

давление сырья на входе в печь 0,7 Мпа ;

давление пирогаза на выходе из печи 0,1 Мпа ;

топливо - метано-водородная фракция (МВФ), состав которой представлен в таблице 4.5

плотность МВФ 0,44 кг/м3 (при нормальных условиях)Таблица 4.5 - Состав топливного газа



Массовый состав сырья топливного газа рассчитывается по формуле

gi=(Mi*ri/?Mi*ri)*100%, (1.16)

где Mi- молекулярная масса компонента;

ri-мольная доля компонента топлива.

4.3.1 Расчет процесса горения

Низшая теплота сгорания топлива в кДж/м3 определяется по формуле:

Q"p=360,33*CH4+590,40*C2H4+251,20*H2+631,8*C2H6, (1.17)

где СН4,С2Н4,Н2,С2Н6 - содержание соответствующих компонентов в топливе, в % об.

Q"p=360,33*15+590,40*1,8+251,20*67+631,8*16,2=33533,23 кДж/м3

Приведенная низшая теплота сгорания рассчитывается по формуле

Qн"p=Q"p/p, (1.18)

где р-плотность топливного газа, кг/м3.

Qн"p=33533,23/0,44=79841,02 кДж/кг

Содержание углерода в любом i-м компоненте топлива находят по соотношению

Сi=gi*12ni/Mi, (1.19)

где ni-количество атомов углерода в молекуле компонента топлива ;

Mi-молекулярная масса компонента.

Ссн4=26,36204*12*1/16=19,7715 % масс;

Сс2н4=5,536028*12*2/28=4,7452 % масс;

Cc2н6=53,38313*12*2/30=42,7065 %масс.

Н=gi*mi/Mi , (1.20)

где mi-число атомов водорода в молекуле компонента топлива.

Нсн4=26,36204*4/16=6,5905 % масс.;

Нс2н4=5,536028*4/28=0,7909 % масс.;

Нс2н6=53,38313*6/30=10,6766 % масс.;

Нн2=14,7188*2/2=14,7188 % масс.

Содержание водорода в топливе:

Н=6,9505+0,7909+10,6766+14,7188=32,7768 % масс.

Проверка : С+ Н=100%.

67,2232+32,7768=100 %

Теоретическое количество вздуха (кг/кг), необходимое для сжигания 1 кг газа, определяется по формуле

Lo=(0,0267*C+0,080*Н)/0,23 (1.21)Lo=(0,0267*67,2232+0,080*32,7768)/0,23=19,204 кг/кг.

Для печей с излучающими стенками коэффициент избытка воздуха ?=1,03-1,07.

Принимается ?=1,05.

Действительное количество воздуха (кг/кг) определяется по формуле



Ld=?*Lo, (1.22)

где ?-коэффициент избытка воздуха; Lo-теоретическе количество воздуха, необходимое для сжигания 1кг гза, кг/кг.

Ld=1,05*19,204=20,16 кг/кг

Объемное количество воздуха, необходимое для сжигания 1кг газа, определяется по формуле

Ld0=Ld/pв, (1.23)

где pв-плотность воздуха при нормальных условиях;

pв=1,293 кг/м3.

Ld/pв=20,16/1,293=166,59 м3/кг.

Количество продуктов сгорания (кг/кг), образующихся при сгорании 1кг топлива, определяется по формуле

?mi=m(CO2)+m(H2O)+m(N2)+m(O2), (1.24)

где m(CO2)-количество углекислого газа в дымовых газах,кг/кг,

рассчитываемое по формуле (1.25);

m(H2O)- количество водяного пара в дымовых газах, кг/кг,рассчитываемое по формуле (1.26);

m(N2)-количество азот в дымовых газах, кг/кг, рассчитываемое формуле (1.27);

m(O2)-количество кислорода в дымовых газах,кг/кг,расчитываемое по формуле (1.28).

m(CO2)=0,0367*C, (1.25)



где С- содержание углерода в топливе в % масс.

m(CO2)=0,0367*67,2232=2,46 кг/кг.

m(H2O)=0,09*H=0,09*32,7768=2,95 кг/кг. (1.26)

m(N2)=0,77*Lo*? , (1.27)

m(N2)=0,77*19,204*1,05=15,53 кг/кг .

m(O2)=0,23*Lo*(?-1) (1.28)

m(O2)=0,23*19,204*0,05=0,22 кг/кг.

?mi=2,46+2,95+15,53+0,22=21,16 кг/кг.

Проверка выполняется по формуле

?mi=1+?*Lo (1.29)

?mi=1+1,05*19,204=21,16 кг/кг.

Содержанием влаги в воздухе пренебрегают.

Объемное количество продуктов сгорания (в м3) на 1кг топлива(при нормальных условиях) определяется по формулам (1.31-1.34):

V(CO2)=(m(CO2)*22,4)/M(CO2), (1.30)

где M(CO2)- молекулярная масса СО2.

V(CO2)=(2,46*22,4)/44=1,25 м3/кг

V(H2O)=(m(H2O)*22,4)/M(H2O) (1.31)

V(H2O)=(2,95*22,4)/18=3,67 м3/кг



V(O2)=(m(O2)*22,4)/M(O2) (1.32)

V(O2)=(0,22*22,4)/32=0,154 м3/кг

V(N2)=(m(N2)*22,4)/M(N2) (1.33)V(N2)=(15,53*22,4)/28=12,42 м3/кг

Суммарный объем продуктов сгорания определяется по формуле

?Vi=V(CO2)+V(H2O)+V(O2)+V(N2) (1.34)?VI=1,25+3,67+0,154+12,42=17,49 м3/кг.

Плотность продуктов сгорания при 273 К и 0,1*106 Па рассчитывается по формуле

р0=?mi/?Vi (1.35)

р0=21,16/17,49=1,21 кг/м3

Энтальпия продуктов сгорания на 1кг топлива при различных температурах определяется по уравнению

qT=(T-273)*(m(CO2)*C(CO2)+m(H2O)*C(H2O)+m(O2)*C(O2)+m(N2)*C(N2)) (1.36)

где Т - температура продуктов сгорания, К;

Средние массовые теплоемкости продуктов сгорания представлены в таблице 4.6

Таблица 4.6- Средние массовые теплоемкости продуктов сгорания

Результаты расчета энтальпии приведены в таблице 4.7

Таблица 4.7 - Зависимость энтальпии от температуры

График, построенный по данным табл.4.7, приведен на рисунке 4.1

Рис 4.1. График зависимости энтальпии дымовых газов от температуры

4.3.2 Состав сырья и пирогаза

Характеристики сырья и пирогаза приведены в таблицах 4.8 и 4.9.



Таблица 4.8 - Характеристика состава этановой фракции

Таблица 4.9 - Характеристика состава продуктов пиролиза(пирогаза)

Плотность компонентов сырья рассчитывается по формуле

р=(М*2733*Р)/(22,4*(273+t), (1.37)

Из табл. 1.8. определена Мс=29,8909 и плотность сырья рс=0,5294 кг/м3

Плотность компонентов пирогаза рассчитывается по формуле 1.37

Из табл. 1.9. определены молекулярная масса пирогаза Мх=18,2944 и плотность пирогаза рх=0,202141 кг/м3.

Согласно проекту, пиролиз сырья осуществляется с добавкой 30% масс.или 3000кг/ч водяного пара.

В табл. 4.10 представлен состав парогазовой смеси при входе её в змеевик печи (сырье и водяной пар) и на выходе из змеевика (пирогаз и водяной пар).

Таблица 4.10 - Состав парогазовой смеси на входе и на выходе из змеевика печи

По данным табл. 4.10 молекулярная масса парогазовой смеси на входе в змеевик печи Мвх=13000/501,7175=25,91;

молекулярная масса парогазовой смеси на выходе из змеевика печи

Мвых=13000/713,268=18,23



4.3.3 Конечная температура реакции

Конечная температура реакции,или температура пирогаза на выходе из змеевика печи,рассчитывается по формуле линейной интерполяции (1.38):

Т=Т2*Х2+Т3*Х3 (1.38)

где Т2 и Т3- конечная температура реакции при пиролизе углеводородов С2Н6, С3Н8 в сырье в расчете только на их смесь, масс. доли.

Конечная температура процесса связана с оптимальным временем контакта формулами Шмидта:

при пиролизе этана без выделения углерода

lg(?этопт)=-12,75+13700/Т2; (1.39)

при пиролизе пропана без выделения углерода

lg(?пропт)=-10,96+11038/Т3,(1.40)

где ?- оптимальное время контакта, с.

Пиролизу подвергается смесь углеводородов, поэтому общее время ?общ пребывания газовой смеси в зоне реакции для всех углеводородов будет одинаковым. Общее время пребывания газовой смеси в зоне реакции связано с оптимальным временем следующим соотношением

?общ?(1,8-2,1)*?опт

Сведения о величине ?общ пребывания газов в змеевиках трубчатых печей пиролиза приведены в табл. 4.11.



Таблица 4.11 - Интервалы пребывания газов в змеевиках печей пиролиза

Сырье обогащено этаном, поэтому по данным табл. 1.8 величина общего временипребывания принимается 0,945 с.

Кратность превышения общего времени ?общ над оптимальным временем ?опт принимается равным 2,1.

Оптимальное время контакта определяется по формуле

?опт = ?общ /2,1 (1.41)

?опт=0,945/2,1=0,45 с

По формулам Шмидта (1.39),(1.40), используя величину ?опт=0,45 с.,определяются Т2 и Т3;

T2=11038/(lg0,45+10,96)=1040,02K

T3=13700/(lg0,45+12,75)=1104,60K

Расчет содержания углеводородов С2Н6 и С3Н8 в их смеси в сырье приведен в табл. 4.12.



Таблица 4.12 - Расчет содержания углеводородов в их смеси в сырье

Подстановкой значений полученных величин в формулу для определения конечной температуры пирогаза на выходе из змеевика печи определяется конечная температура:

Т=1104,60*0,99970+1040,02*0,00030=1104,6 К (831,6 0 С)

4.3.4 Расчет тепловой нагрузки на печи, её КПД и расхода топлива

Температура сырья перед реакционным змеевиком должна быть ниже температуры, при которой начинается реакция пиролиза. Согласно литературным данным, некаталитическое превращение этана в этилен начинается при 883 К, а пропана в этилен при 923 К. В данном расчете принимается температура входа сырья в реакционный змеевик Тн=893 К.

Количество тепла, затрачиваемое на нагревание парогазовой смеси (сырье и водяной пар) от Т1=483 К(задана) до 893 К, рассчитывается по формуле

Q1=(G+Z)*(q893-q483), (1.42)

где G-количество сырья, G=10000кг/ч; Z-количество водяного пара, Z=3000 кг/ч;

q-энтальпии парогазовой смеси

Энтальпия парогазовой смеси определяется по правилу аддитивности, при этом энтальпии отдельных компонентов берутся из таблиц ;

массовые доли компонентов в смеси представлены в табл. 4.13.

Ввиду небольшого давления в змеевике печи его влияние на энтальпию не учитывается.

Q1=(10000+3000)*(1649,64696-431,00974)=15,84228*106 кДж/ч или Q1= 4400,64 кВт.

Таблица 4.13. Расчет энтальпий парогазовых смесей.

Тепловой эффект реакции определяется по уравнению

?Н=Н2-Н, (1.43)

где Н1,Н2-соответственно теплоты образования исходного сырья и пирогаза, кДж/кмоль.

Теплоты образования Н1,Н2 можно определить путем суммирования парциальныхтеплот образования компонентов соответственно сырья и пирогаза при конечной температуре Т реакции.

Расчет значений теплот образования сырья и пирогаза при температуре Т=1104Кприведен в таблице 4.14.

Из этой таблицы определены значения теплот образования сырья и пирогаза:

H1=-106135,7475 кДж/кг

H2=-14717,8012 кДж/кг.

Теплота реакции:

?Н-14717,8012-(-106135,7475)=91417,9463 кДж/кмоль сырья

Расход тепла на реакцию пиролиза рассчитывается по формуле

Qп=?Н*?Gi,(1.44)

где ?Н-тепловой эффект реакции, кДж/кмоль сырья;?Gi-часовое количество молей сырья.

Qп=91417,9463*334,55077=30,5839*106 кДж/ч или Qп=8495,53 кВт.

Количество тепла, которое затрачивается на нагревание парогазовой смеси от Тн=893К (сырье и водяной пар) до Т=1104 К (пирогаз и водяной пар) определяется по формуле:

Q2=(G+Z)*(q1104-q893),(1.45)

где q1104 и q893-энтальпия парогазовой смеси соответственно при Т=1104К и Тн=893К,кДж/кг

Q2=(10000+3000)*(2545,3825-1649,657)=11,64443*106 кДж/ч или 3234,56кВт.



Таблица 4.14 - Расчет значений теплот образования сырья и пирогаза

Расчет тепла на реакцию и нагревание в реакционном змеевике, или количество радиантного тепла печи, определяется по формуле:

Qp=Qп+Q2,(1.46)

где Qп-расход тепла на рекцию пиролиза, кВт; Q2-расход тепла на нагревание парогазовой смеси от Тн=893 К до Т=1104 К, кВт.

Qp=8495,53+3234,56=11730,09 кВт.

Полезное тепло печи рассчитывается по формуле

Qполезн=Q1+Qp (1.47)

где Q1-расход тепла на нагревание газов в реакционном змеевике, кВт;

Qp-расход тепла на реакцию, кВт.

Qполезн=4400,64+11730,09=16130,73 кВт

Потери тепла печью в окружающую среду qi принимаются равными 7% от рабочей теплоты сгорания топлива Q''p в том числе в камере радиации 5%, в камере конвекции 2%.

Температура уходящих из печи дымовых газов составляет Тух=750 К (с последующим их охлаждением в котле -утилизаторе).

Тогда по графику q-T(см. рис. 1.1) найдем их энтальпию:

q2=12000 кДж/кг.

Далее рассчитывается КПД печи по формуле

n=1-(q1/Qp+q2/Q''p) (1.48)n=1-(0,07+12000/79841,02)=0,78.

Расход топлива определяется по формуле

B=Qполезн/(Q''p*n) (1.49)B=16130,73*3600/(79841,02*0,78)=932,47 кг/ч

4.3.5 Определение температуры дымовых газов, покидающих радиантную камеру

Из уравнения теплового баланса топки определяется энтальпия уходящих из нее дымовых газов:

qтп=Q''p*nt-(Qp/B),(1.50)

где nt- КПД топки, nt=0,95.

qтп=79841,02*0,95-(11730,09*3600)/932,47=30562,45 кДж/кг.

По графику зависимости q от Т экстраполяцией определяется температура, Тп=1333,33 К.

4.3.6 Расчет поверхности нагрева реакционного змеевика (экранных труб)

Величина средней теплонапряженности поверхности экранных реакционных трубв печах современных конструкций принимается

равной 34,7-37,2 кВт/м2.

Принимается теплонапряженность 37,2 кВт/м2.

Поверхность нагрева змеевика рассчитывается по формуле:

Fp=Qp/qp(1.51)

где qp-средняя теплонапряженность поверхности нагрева экранных труб, кВт/м2;

Qp-количество радиантного тепла печи , кВт.

Fp=11730,09/37,2=315,33 м2.

Внутренний диаметр труб db= 0,134м, толщина стенок 0,008м.

Общая рабочая длина труб определяется по формуле

Lp=Fp/(р*dн), (1.52)

где dн-наружный диаметр труб,м; dн=0,134+(0,008*2)=0,15м.

Lp=315,33/(3,14*0,15)=669,5м.

Число параллельных потоков в печи m=4.Рабочая длина труб в одном потоке вычисляется по формуле:

L'p=Lp/m(1.53)

где m-число параллельных потоков.

L'p=669,5/4=167,375 м.

Рабочая длина одной трубы равна 16,5м. Число труб в одном потоке реакционного змеевика рассчитывается по формуле:

N'p=L'p/Lt, (1.54)



где Lt-рабочая длина одной трубы, м.

N'p=167,375/16,5=10

Полная длина одной трубы 17м.Общая длина труб в одном потоке определяется по формуле

L''p=N'p*L't,(1.55)

где L't-полная длина одной трубы , м.

L''p=10*17=170 м.

4.3.7 Время пребывания парогазовой смеси в реакционном змеевике

Массовая скорость парогазовой смесив реакционном змеевике рассчитывается по формуле

U=4*(G+Z)/(3600*m*р*dв2), (1.56)

где G - расход сырья кг/ч, Z - расход водяного пара, кг/ч.

U=4*(10000+3000)/(3600*4*3,14*0,1342)=64,05 кг/м2*с

На основании литературных данных перепад давления ?Рр в реакционном(радиантном)змеевике равен 245*103-343*103 Па.

Давление Рк на выходе из реактора равно 100*103 Па.

Принимается ?Рр=250*103 Па. Давление в начале змеевика рассчитывается по формуле

Рн=Рк

РН = РК + ДРР (1.57)

РН = 100Ч103 + 250Ч103 = 350Ч103 Па.

Плотность парогазовой смеси в начале реакционного змеевика:

а) при нормальных условиях рассчитывается по формуле

с?0=МВХ / 22,4, (1.58)

где МВХ - молекулярная масса парогазовой смеси при входе в змеевик печи (в начале реакционного змеевика она будет такой же, поскольку реакция пиролиза ещё не началась).

с?0=25,94/ 22,4 = 1,16 кг/м3;

б) при ТН=893 К и РН=350Ч103 Па по формуле (1.59)

сн= с?0 ЧТ0ЧРН / ТНЧР0, (5.59)

где Т0=273 К и Р0=98,1Ч103 Па - стандартные величины, принимаемые для расчёта данной формулы.

сн = (1,16Ч273Ч350Ч103) / (893Ч98,1Ч103) = 1,27 кг/м3.

Плотность парогазовой смеси в конце реакционного змеевика:

а) при нормальных условиях определяется по формуле

с??0= МВЫХ / 22,4, (1.60)

где МВЫХ - молекулярная масса парогазовой смеси на выходе из реакционного змеевика.

с??0=18,19/ 22,4 = 0,812 кг/м3;

б) при Т=1104 К и РК=100*103 Па определяется по формуле (1.61)

сК = с??0 ЧТ0ЧРК / (ТЧР0), (1.61)

сК = (0,812 Ч273Ч100Ч103) / (1104Ч98,1Ч103) = 0,205 кг/м3.

Средняя плотность смеси в реакционном змеевике рассчитывается по формуле (1.62):

сСР=(сН + сК) / 2, (1.62)

сСР=(1,27 + 0,205) / 2 = 0,738 кг/м3.

Линейная скорость парогазовой смеси рассчитывается по формулам (1.63) - (1.65):

а) в начале реакционного змеевика:

wH = U / сН, (1.63)

где U - массовая скорость парогазовой смеси в реакционном змеевике, кг/м2 Чс.

wH = 57,64 / 1,27 = 45,39 м/с;

б) в конце реакционного змеевика:

wK=U / сК (1.64)

wK=57,64 / 0,205 = 281,17 м/с

в) средняя скорость:

wСР= ( wH + wK ) / 2, (1.65)

wСР= (45,39 +281,17) / 2 = 163,28 м/с.

Время пребывания смеси в реакционном змеевике определяется по уравнению (1.66)

...