СОДЕРЖАНИЕ
Введение ………………………………………………………………………………..4
1. Теоретические основы процесса………………………………………………..5
2. Характеристика сырья и продуктов…………………………...........................14
3. Выбор и описание технологической схемы установки………………………15
4. Технологический расчет материального баланса и основных
аппаратов установки………………………………………………………......17
Заключение………………………………………………………................................46
Список литературы…………………………………………………………………...47
ВВЕДЕНИЕ
Современное производство нефтяных смазочных масел основано на использовании процессов экстракционного разделения вакуумных дистиллятов и деасфальтизатов. К числу таких процессов относится селективная очистка масляного сырья избирательными растворителями, которая является одной из основных в технологии производства нефтяных масел.
Процесс предназначен для удаления из масляного сырья смолистых соединений, полициклических ароматических и нафтено-ароматических углеводородов с короткими боковыми цепями, а также серо-, кислород-, азот- и металлоорганических соединений. В этом процессе закладываются такие важнейшие эксплуатационные характеристики масел, как вязкостно-температурные свойства, стабильность против окисления и приемистость к присадкам .
Сырьем процесса служат масляные дистилляты и деасфальтизаты гудронов, получаемые при вакуумной перегонке мазута. Целевые продукты процесса - рафинаты направляются на депарафинизацию с целью улучшения низкотемпературных свойств масел. Побочным продуктом селективной очистки являются экстракты.
При очистке конкретного сырья учитывают результаты предварительных исследований, позволяющие установить примерные выход и качество получаемых продуктов.
Актуальность разрабатываемого проекта в применении наиболее перспективного избирательного растворителя - N-метилпирролидона в процессе селективной очистки с целью увеличения выхода рафината без ухудшения его качества.
1. ТЕОРЕТИЧЕСКИЕ ОСНОВЫ ПРОЦЕССА
Процесс селективной очистки имеет особое значение для производства нефтяных масел, т.к. позволяет существенно улучшить важнейшие эксплуатационные свойства масел. В качестве избирательных растворителей для очистки нефтяных фракций на практике используются лишь немногие, т.к. растворители селективной очистки должны :
· обладать высокой избирательностью и растворяющей способностью по отношению к извлекаемым компонентам сырья при умеренных температурах, способствующих интенсивному контакту сырья с растворителем;
· плохо растворяться в смеси желательных компонентов сырья, что облегчает его регенерацию из рафинатного раствора;
· иметь плотность, отличающуюся от плотности сырья для быстрого и четкого разделения фаз;
· обладать умеренной температурой кипения, отличающейся от температуры кипения сырья (на 120-150°С), что облегчает регенерацию растворителя из рафинатного и экстрактного растворов;
· быть химически и термически стабильными, то есть, не изменять своих свойств при эксплуатации и хранении;
· химически не взаимодействовать с компонентами очищаемого сырья; плохо растворяться в воде и растворять воду, не образовывать с ней азеотропных смесей;
· иметь низкую вязкость при температурах экстракции для обеспечения хорошего смешения с сырьем;
· обладать хорошими деэмульгирующими свойствами и не образовывать стойких эмульсий при смешении с сырьем при умеренном гидродинамическом воздействии;
· иметь достаточно высокую критическую температуру растворения (КТР) с сырьем, что позволяет проводить процесс при повышенных температурах; низкая температура застывания растворителя облегчает эксплуатацию установки в зимний период;
· не вызывать коррозии аппаратуры, быть нетоксичным, неядовитым, взрыво- и пожаробезопасным, дешевым и недефицитным.
Практически ни один из испытанных и используемых в промышленности растворителей перечисленным требованиям полностью не отвечает. Поэтому предпочтение отдается растворителям, которые удовлетворяют большинству упомянутых требований, обеспечивающих оптимальное проведение селективной очистки.
В настоящее время запатентовано более 200 растворителей и их смесей для использования в процессе селективной очистки масел и работы по дальнейшему поиску эффективных растворителей не прекращаются. Основными промышленными растворителями, нашедшими мировое применение, являются фенол, фурфурол и N-метилпирролидон.
По способности растворять углеводороды растворители делятся на две группы:
1. Растворители, которые смешиваются с жидкими углеводородами нефтяных фракций практически во всех отношениях. Это низкомолекулярные жидкие или сжиженные под давлением углеводороды парафинового ряда, этиловый эфир, хлороформ, четыреххлористый углерод и др. Одни из этих растворителей обладают слабой полярностью, другие вообще неполярны.
2. Полярные соединения, имеющие высокий дипольный момент (фенол, фурфурол, N-метилпирролидон, нитробензол, кетоны и др.). Растворимость нефтяных углеводородов в полярных растворителях зависит от соотношения их количества в растворе, а также от температуры и от химического состава нефтяных фракций.
Растворение компонентов масел в полярных и неполярных растворителях происходит за счет сил межмолекулярного взаимодействия.
Растворение углеводородов нефтяных фракций в неполярных растворителях происходит за счет дисперсионных сил. Неполярные растворители смешиваются с жидкими нефтяными углеводородами в любых соотношениях. Твердые же углеводороды ограниченно растворяются в неполярных растворителях, особенно при низких температурах.
Растворение компонентов масляных фракций в полярных растворителях происходит не только за счет дисперсионного взаимодействия, но и за счет поляризации неполярных и ориентации полярных молекул углеводородов, т.е. за счет индукционного и ориентационного взаимодействия. Наибольшей способностью растворяться в этом случае обладают наиболее поляризованные молекулы, в частности, гетероциклические и ароматические углеводороды различной степени разветвленности, так как в их растворении участвуют три типа межмолекулярного взаимодействия.
Если молекула углеводорода неполярна, но способна к образованию наведенного извне дипольного момента, то в растворении такого углеводорода принимают участие два типа межмолекулярного взаимодействия: дисперсионное и индукционное.
В растворении нормальных парафиновых углеводородов, не подверженных поляризации, участвуют силы дисперсионного взаимодействия.
По этим причинам в полярных растворителях легче растворяются полициклические углеводороды с короткими боковыми цепями, а также гетероциклические соединения, труднее подвергаются растворению циклические углеводороды с малым числом колец и длинными боковыми цепями и очень слабо растворяются парафиновые углеводороды. Эти особенности разного или избирательного растворения желательных и нежелательных компонентов используются в промышленных условиях для очистки масляных фракций. Эффективность применяемого растворителя для очистки масляного сырья характеризуется такими показателями, как избирательность (селективность) и растворяющая способность.
Растворяющая способность – это абсолютная растворимость компонентов масляных фракций в определенном количестве растворителя при определенной температуре.
По результатам многочисленных исследований, установлены следующие основные закономерности по влиянию химической структуры молекул полярных растворителей на их растворяющую способность (РС) :
1) у растворителей с моноциклической молекулярной структурой с одной функциональной группой РС растет симбатно их дипольным моментам;
2) у растворителей с ациклической структурой с одной и той же функциональной группой РС повышается с увеличением длины алкильной цепи независимо от значений их дипольных моментов (за счет увеличения доли дисперсионных сил);
3) наличие в молекуле второй и более функциональных групп снижает его РС (как у фурфурола и N-метилпирролидона);
4) наличие в молекуле полярного растворителя функциональных групп, способных образовывать водородные связи, всегда приводит к снижению их РС.
Селективными (избирательными) растворителями называют растворители, проявляющие разную растворяющую способность по отношению к различным компонентам нефтяного сырья. Избирательные свойства растворителя зависят от его дисперсионных и полярных свойств, которые определяются вкладом углеводородного радикала, обусловливающего дисперсионные силы, и функциональной группы, отвечающей за ориентационные силы.
Функциональные группы по их влиянию на избирательность растворителя располагаются в следующей последовательности:
NO2
> CN>CHO>COOH>OH >NH2
Селективность растворения нежелательных компонентов масляных фракций у N-метилпирролидона выше, чем у фенола. По уменьшению избирательной способности растворители располагаются в следующей последовательности:
фурфурол > N-МП > фенол
Задача обработки нефтяных фракций растворителями заключается в том, чтобы подобрать такой растворитель, который бы обладал различной растворяющей способностью по отношению к желательным и нежелательным компонентам масел.
Важнейшими факторами, определяющими эффективность процесса, являются температура и кратность растворителя к сырью, в свою очередь эти факторы зависят от характера очищаемого сырья и требований к качеству очищенного продукта.
При очистке нефтяного сырья необходимо поддерживать такую температуру экстракции, при которой система состоит из двух фаз – рафинатного раствора, содержащего очищенный продукт (рафинат) и сравнительно небольшую часть растворителя и экстрактного раствора, состоящего в основном из растворителя и растворенных в нем нежелательных компонентов (экстракта). Это условие выполнимо при температурах ниже КТР данного сырья в данном растворителе на 20-30 0
С.
Расход растворителя на очистку обусловлен его свойствами, требованиями к качеству рафината, фракционным и химическим составом сырья и способом экстракции. Для получения рафината более высокого качества очистку необходимо проводить при более высоком расходе растворителя, однако при выборе кратности растворителя необходимо учитывать также, что чрезмерный его расход может привести не только к уменьшению выхода рафината, но и к ухудшению его качества. Обычно для дистиллятных фракций массовое отношение растворитель : сырье составляет (1,5-3,5) : 1, а для деасфальтизатов (2,5-5) : 1.
Преимуществом применения N-метилпирролидона по сравнению с фенолом и фурфуролом заключается в том, что при меньшей кратности растворителя к сырью он обеспечивает наиболее полное извлечение нежелательных компонентов и, соответственно, получение рафината лучшего качества.
Желательная степень очистки нефтяного сырья и выход рафината помимо оптимальных расхода растворителя и температуры очистки достигаются также применением наиболее совершенного метода экстракции. На современных промышленных установках селективную очистку осуществляют методом непрерывной противоточной экстракции. Преимущество его перед другими (однократным и многократным периодическим) заключается в простоте аппаратурного оформления, меньшем расходе растворителя при большем выходе рафината лучшего качества. При экстрагировании методом противотока очищаемый продукт по мере непрерывного движения навстречу растворителю все в большей степени освобождается от нежелательных компонентов, извлекаемых растворителем. Так как при этом КТР очищаемого сырья все время повышается, то для доизвлечения остающихся в рафинате нежелательных компонентов необходима более высокая температура экстракции. С этой целью создают разность между температурами растворителя и сырья (температурный градиент) 15-30 0
С. Зона наибольшей температуры – место ввода растворителя, наименьшей – место выхода экстрактного раствора. Температура в зависимости от растворителя составляет от 45 до 150°С.
ХАРАКТЕРИСТИКА РАСТВОРИТЕЛЯ
В связи с ужесточением требований к охране окружающей среды как в России, так и за рубежом отмечается тенденция к замене высокотоксичного фенола менее токсичным и достаточно эффективным N-метилпирролидоном.
Характеристики N-метилпирролидона представлены в таблице 1.
Таблица 1 - Характеристика N-метилпирролидона
| Наименование | Значение | Наименование | Значение |
| Молекулярная масса | 99,13 | Критический объем, м3
/кмоль |
0,316 |
| Плотность при 25 0
С, кг/м3 |
1028 | Энтальпия испарения при 20 0
С, кДж/кг |
550,0 |
| Температура кипения, 0
С |
204,3 | Низшая теплотворная способность, кДж/кг | 28000 |
| Температура застывания, 0
С |
-23,6 | Поверхностное натяжение при 25 0
С, Н/м |
0,041 |
| Критическая температура, 0
С |
451,0 | Дипольный момент | 4,09 |
| Критическое давление, атм. | 4,78 | Вязкость динамическая при 50 0
С, мПа*с |
1,01 |
Важным показателем эффективности растворителя является его взаимодействие с водой. N-метилпирролидон смешивается с водой в любом соотношении и поэтому, в отличии от фенола и фурфурола, не образует с ней азеотропной смеси. Следовательно, при очистке N-метилпирролидона отпадает необходимость в водном контуре, что значительно облегчает работу узла регенерации растворителя из экстрактного раствора [2].
N-метилпирролидон имеет более высокую температуру кипения, чем фенол и фурфурол, и казалось бы его труднее отогнать из экстрактного и особенно рафинатного растворов. Однако за счет меньшей теплоемкости N-метил-пирролидона КПД тарелок ректификационнойколонны выше, чем при отгоне фенола, что дает возможность отогнать растворитель без серьезного уноса легкого продукта с растворителем и, кроме того, для снижения температур кипения растворителя отпарные колонны работают под вакуумом.
Плотность N-метилпирролидона несколько меньше плотности фенола и фурфурола, однако разность плотностей N-метилпирролидона и масляныхфракций достаточна для быстрого их разделения. Меньшие вязкость и эмульгируемость смеси масло - N-метилпирролидон обеспечивают более быстрое расслоение фаз по сравнению с фенольной очисткой (более чем в 2 раза), что дает возможность увеличить производительность установки приблизительно на 25% [2].
Кнедостаткам N-метилпирролидона следует отнести его высокую стоимость и дефицитность, а также умеренную термическую стабильность. При 200 0
С начинается окисление N- метилпирролидона, а при температурах выше 300 0
С он разлагается в отсутствии кислорода с образованием смолистых продуктов. При контакте с воздухом в N-метилпирролидоне происходит растворение кислорода с образованием гидропероксидов, которые при температуре выше 160 0
С распадаются с образованием N-метилсукцинимидных соединений, имеющих щелочную реакцию. Реакцию разложения стимулирует присутствие воды. Амины при растворении в N-метилпирролидоне придают ему щелочную реакцию и могут в некоторой степени нейтрализовать кислые продукты, образующиеся при его высокотемпературном разложении.С повышением температуры кислотное число N-метилпирролидона увеличивается вследствие разрушения аминов. В присутствии воды возможно протекание реакций гидролиза с образованием муравьиной, метилгаммааминомасляной и гаммаоксимасляной кислот. Возможно также образование лактамов (внутренние амиды) и лактонов, наиболее интенсивно реакции гидролиза протекают при температурах выше 220 0
С. Во избежание разрушения аппаратуры вследствие коррозии при использовании N-метилпирролидона следует использовать для ее изготовления аустенитные хромоникелевые стали, ферритные хромистые стали и технический алюминий. Удовлетворительной коррозионной стойкостью обладают медь, латунь, а серый чугун и резины, напротив, очень нестойки при соприкосновении с продуктами разложения N-метилпирролидона. Легированная сталь коррозионно устойчива при всех температурах процесса с применением N-метилпирролидона. С целью предотвращения коррозии аппаратуры в процессе селективной очистки с применением N-метилпирролидона предусматривают деаэрацию и обезвоживание его растворов .
2. ХАРАКТЕРИСТИКА СЫРЬЯ И ПРОДУКТОВ
Физико-химические характеристики усть-балыкской нефти
| Р 4 | (50) сСт |
Т застывания |
Т вспышки |
Содержание Парафина, % |
Т плавления Парафина, С |
| 0,8651 | 2,95 | 10 | -21 | 4,87 | 50 |
Потенциальное содержание базовых дистиллятов и остаточных масел
Т отбо- ра |
Выход % на нефть |
Характеристика базовых масел |
Содержание базового масла | |||||||
Р 4 |
50 сСт |
100 сСт |
50 ___ 100 |
ИВ | ВВК |
Т застыв. |
На дист. фрак. или остаток |
На Нефть |
||
| 350-450 | 14,2 | 0,8850 | 11,10 | 3,40 | - | 70 | - |
-29 | 58,0 | 8,2 |
| 400-450 | 10,4 | 0,9095 | 40,95 | 7,59 | - | 68 | - | -21 | 59,8 | 6,2 |
Остаток 450 |
13,6 | 0.8945 | 107,3 | 15,28 | 7,04 | 79 | 0,836 | -18 | 26,7 | 3,6 |
3. ВЫБОР И ОПИСАНИЕ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ СХЕМЫ
УСТАНОВКИ
Принципиальная технологическая схема установки экстракционной очистки нефтяного сырья выбирается в зависимости от свойств перерабатываемого сырья, в частности от фракционного состава, схемы НПЗ, назначения процесса и получаемой продукции, выбранного растворителя и аппаратурного оформления процесса. При выборе схемы установки следует руководствоваться следующими основными положениями:
- гибкость технологической схемы, обеспечивающая переработку сырья различного качества с получением продукции требуемого качества;
- высокий выход целевых продуктов;
- простота и компактность оборудования;
- максимальная утилизация тепла отходящих потоков, энергосбережение;
- минимальный расход охлаждающей среды;
- предотвращение загрязнения окружающей среды.
Сырье (I) направляется в абсорбер К-1, куда подается смесь водяного пара и растворителя. Температура в абсорбере поддерживается на уровне 115°С во избежание конденсации воды. В абсорбере происходит удаление воды и растворенного воздуха, присутствующих в исходном сырье, а также абсорбция растворителя сырьевым потоком. Пары воды уходят с верха абсорбционной колонны.
Далее сырье, насыщенное N-метилпирролидоном, направляют в среднюю часть экстрактора К-2, в верхнюю часть экстрактора подается регенерированный N-метилпирролидон.
Рафинатный раствор, выходящий с верха экстрактора, собирается в емкости Е-3 и насосом Н-5 через регенеративный теплообменник Т-2, в которых происходит нагрев рафинатного раствора за счет тепла паров N-метилпирролидона, выходящих из колонны К-3 и рафината, выходящего с низа колонны К-4, подается в печь П-1.
Далее рафинатный раствор поступает в ректификационную колонну К-3, где происходит испарение основного количества растворителя.
С низа колонны К-3 рафинатный раствор перетекает в колонну К-4, где происходит удаление остатков растворителя за счет ввода водяного пара IV.
С верха колонны К-4 через барометрический конденсатор БК смесь водяных паров и паров растворителя направляется в емкость Е-4, а рафинат V с низа колонны К-4 после охлаждения поступает в парк.
Экстрактный раствор с низа экстракционной колонны К-2 насосом Н-8 подается в регенеративный теплообменник Т-3 для нагрева и затем подается в осушительную колонну К-7, где в мягких условиях удаляются остатки воды из растворителя. Тепло в колонну подводится с помощью рибойлера Р-1.
Далее с низа колонны К-7 насосом Н-11 раствор подается двумя потоками в печь П-2, а затем в колонну К-6, где при высоких температурах отгоняется основная часть растворителя.
Вода с примесями N-метилпирролидона, выходящая с верха колонны К-7, частично охлаждается и конденсируется в аппарате воздушного охлаждения КХ-1, собирается в емкости Е-5 и направляется в колонну К-7 для орошения. Балансовое количество этой воды в виде паров поступает в абсорбер К-1.
Для окончательного удаления растворителя из экстракта экстрактный раствор с низа колонны К-6 поступает в отпарную колонну К-5. С верха колонны К-5 обводненный растворитель направляется через барометрический конденсатор БК в емкость Е-4, а оттуда в абсорбер К-1, а экстракт после охлаждения откачивается в парк.
4.Технологический расчет материального баланса и основных
аппаратов установки
Материальный баланс установки селективной очистки
Согласно заданию производительность установки составляет 400000 т/год. Исходя из того, что в году 333 рабочих суток производительность установки составляет 50050,05 кг/ч.
Таблица 2 - Материальный баланс установки
| Наименование продукта | % масс от сырья | G, кг/ч | G, т/сутки | G, т/год |
| Взято: | ||||
| 1.Сырье | 100,0 | 50050,05 | 1201,20 | 400000 |
| 2.Раствор пероксида водорода | 3,0 | 1501,50 | 36,04 | 12000 |
| 3.Пероксид водорода | 1,0 | 500,50 | 12,01 | 4000 |
| 4.Вода | 2,0 | 1001,00 | 24,02 | 8000 |
| Итого: | 103,0 | 53053,05 | 1273,27 | 424000 |
| Получено: | ||||
| 1. Рафинат | 72,6 | 37394,68 | 897,47 | 298858,25 |
| 2. Экстракт | 27,9 | 14360,38 | 344,65 | 114768,16 |
| 3. Вода | 2,5 | 1298,00 | 31,15 | 10373,59 |
| Итого: | 103,0 | 53053,05 | 1273,27 | 424000,00 |
Расчет экстракционной колонны
Согласно литературным данным, вследствие малой растворимости селективных растворителей в рафинате, содержание их в рафинатном растворе обычно составляет 10 – 20 % (масс.).
Принимаем содержание N-метилпирролидона в рафинатном растворе 15 % (масс.).
Таблица 3 - Материальный баланс экстракционной колонны
| Наименование продукта | % масс от сырья | Состав растворов, % | G, т/сутки | G, кг/ч |
| Взято: | ||||
| 1.Сырье | 100 | 40 | 17234,43 | 51755,06 |
| 2. Растворитель | 150 | 60 | 25851,65 | 77632,58 |
| Итого: | 250 | 100 | 43086,08 | 129387,64 |
| Получено: | ||||
| 1. Рафинатный раствор | 84,9 | 100 | 14632,03 | 43940,04 |
| а) рафинат | 72,2 | 85,0 | 12443,26 | 37367,15 |
| б) растворитель | 12,7 | 15,0 | 2188,77 | 6572,89 |
| 2. Экстрактный раствор | 165,1 | 100,0 | 28454,05 | 85447,60 |
| а) экстракт | 27,8 | 16,8 | 4791,17 | 14387,91 |
| б) растворитель | 137,3 | 83,2 | 23662,88 | 71059,69 |
| Итого: | 250,0 | -- | 43086,08 | 129387,64 |
Уравнение теплового баланса экстракционной колонны:
Qприх
= Qрасх
,
где Qприх
— общее количество приходящего тепла, кДж/ч; Qрасх
— общее количество уходящего тепла, кДж/ч.
Тепловые потоки компонентов найдем по формуле:
|
|
|
,кДж/ч (1)
где G— количество, кг/ч;
- энтальпия жидкой фазы при соответствующей температуре, кДж/кг.
Энтальпии нефтепродуктов найдем по формуле Крэга:
, кДж/кг (2)
Относительную плотность определим по формуле:
(3)
Относительная плотность сырья по (3):
Энтальпия сырья (масляной фракции):
Относительная плотность рафината по (3):
Энтальпия рафината по (2):
Плотность экстракта найдем по правилу аддитивности:
где 72,2— процентное содержание рафината в сырье; 0,9012 и 0,8869 — плотности сырья и рафината соответственно [4].
Тогда для экстракта
Относительная плотность экстракта:
Энтальпия экстракта по (2):
Энтальпии N-метилпирролидона [5]:
- жидкости при 100°С: JЖ
100
= 190 кДж/кг
- жидкости при 95°С: JЖ
95
= 180 кДж/кг
- жидкости при 85°С: JЖ
85
= 165 кДж/кг
Тепловой баланс экстракционной колонны сведен в таблице 4
Таблица 4 - Тепловой баланс экстракционной колонны
| Наименование потоков | G, кг/ч | Т, 0
С |
q, кДж/кг | Q, кДж/ч·106
|
Приход: 1. Сырье 2. N-МП Итого:
|
51755,06 77632,58 129387,64
|
90 100 |
175,6 190,00 |
8,78 14,25 23,03
|
Расход: 1.Рафинатный раствор а) рафинат б) N-МП 2.Экстрактный раствор а) экстракт б) N-МП Итого:
|
43940,04 37367,15 6572,89 85447,60 14387,91 71059,69 129387,64
|
95 95 95 85 85 85 |
186,5 180,0 160,7 165,0 |
7,41 6,33 1,08 13,69 2,65 11,04 21,09
|
Циркулят а) экстракт Б) N-МП |
34882,68 |
55 55 55 |
105,83 101,05 106,8 |
1,59 |
Из уравнения теплового баланса находим тепловую нагрузку холодильника Qх
.
Тепловая нагрузка холодильника составляет:
Qх
=23770000 – 22170000= 1590000 кДж/ч
Определяем энтальпии циркулирующего экстрактного раствора при температурах на входе и на выходе из холодильника.
Энтальпии раствора определяются как сумма его составляющих:
, кДж/кг (4)
где а = 0,168 b = 0,832 – массовые доли компонентов экстрактного раствора (экстракта и растворителя соответственно).
Температура вывода экстрактного раствора из экстракционной колонны составляет 85°С.
Энтальпия раствора при 85°С по (4):
Принимаем температуру ввода охлажденного экстрактного раствора в экстракционную колонну: t = 55°С.
Энтальпия экстракта при 55°С по (2):
Энтальпия N-метилпирролидона при 55°С: J55
= 106,8 кДж/кг
Энтальпия раствора при 55°С по (4):
Определим количество циркулирующего экстрактного раствора.
(5)
Количество циркулирующего экстрактного раствора на загрузку экстракционной колонны составляет:
(6)
Количество циркулирующего экстрактного раствора не превышает 30% от суммарного количества легкой и тяжелой фаз, следовательно, условие выполняется.
Определим конструктивные размеры экстракционной колонны.
Диаметр экстракционной колонны найдем по формуле:
(7)
где F — площадь рассчитываемого
.
(8)
где Vсм
- объем смеси, м3
/ч; ω - скорость движения потоков, м3
/(м2
∙ч).
Принимаем скорость движения потоков ω = 20 м3
/(м2
∙ч).
Объем смеси найдем по формуле:
Vсм
= Vр.р
+ Vэ.р
, м3
/ч (9)
где Vр.р
- объем рафинатного раствора, м3
/ч; Vэ.р
- объем экстрактного раствора, м3
/ч.
Объемы растворов при соответствующих температурах найдем по формулам:
где Gэ.р
, ρэ.р
- количество и плотность экстрактного раствора при температуре 85°С; Gр.р
, ρр.р
- количество и плотность рафинатного раствора при температуре 95°С.
Плотность веществ, при соответствующих температурах находим по формуле:
(12)
Результаты расчетов сведены в таблице 1.7.3.3.
Площадь поперечного сечения составит:
Тогда диаметр экстракционной колонны:
Выбираем значение диаметра по стандартному ряду:
DК
= 3,0 м.
Рабочая высота экстракционной колонны:
Нр
=h1
+h2
+ h3
+h4
+h5
, м (1.16)
где h1
- высота верхнего днища до первой тарелки, м;
h2
- высота отстойной зоны рафинатного раствора, м;
h3
- высота экстракционной зоны, м.
h4
- высота отстойной зоны экстрактного раствора, м.
h5
- высота опорной части колонны, м.
Расчет ректификационной колонны
Расчет испарительной секции колонны
Материальный баланс испарительной секции ректификационной колонны К-3 представлен в таблице 5
Таблица 5 - Материальный баланс испарительной секции
| Наименование потока | G, кг/ч | % масс от смеси |
| Приход: | ||
| Рафинатный раствор | 43940,0 | 100 |
| а) рафинат | 37367,2 | 85 |
| б) N-MП | 6572,9 | 15 |
| Итого:
|
43940,0 | 100
|
| Расход: | ||
| 1. Жидкая фаза | 37806,6 | 86 |
| а) рафинат | 37367,2 | 85 |
| б) N-MП | 439,4 | 1 |
| 2. Паровая фаза | 6133,5 | 14 |
| N-MП | 6133,5 | 14 |
| Итого:
|
43940,0
|
100
|
Давление в колонне поддерживается на уровне 0,13 - 0,16 МПа [11]
Принимаем давление P = 0,15 МПа.
Тверха
= 210 0
С;
Тввода раф р-ра
= 295 0
С;
Тниза
= 260 0
С
Для предотвращения уноса рафината с парами растворителя и более четкого отделения N-метилпирролидона от рафината испарительная секция оборудована клапанными тарелками – 6-7 штук [11]. Принимаем 7 тарелок.
Составляем тепловой баланс колонны с целью определения количества растворителя, поступающего на орошение.
1. Определяем тепловую нагрузку прихода:
(13)
(14)
Энтальпию рафината находим по формуле Крэга:
кДж/кг
кДж/ч
кДж/ч
Энтальпию N-метилпирролидона берем из справочника [5]
Тогда: кДж/ч.
2. Определяем тепловую нагрузку расхода:
(15)
В паровой фазе :
кДж/ч (16)
энтальпию N-метилпирролидона берем из справочника [5]
В жидкой фазе:
(17)
(18)
кДж/кг
кДж/ч
кДж/ч
кДж/ч
Тогда: кДж/ч
3. Найдем тепло орошения по формуле:
кДж/ч (19)
4. Количество орошения:
кг/ч (20)
Все данные по тепловому балансу заносим в таблицу 5.
Определим основные размеры испарительной секции колонны.
5. Определение диаметра испарительной секции.
Рассчитаем количество паров, проходящих через наиболее нагруженное сечении колонны ( сечение над верхней тарелкой) [8]:
Таблица 6 - Тепловой баланс испарительной секции
| Наименование потоков | G, кг/ч | Т, 0
С |
q, кДж/кг | Q, кДж/ч·106
|
| Приход: | ||||
| Рафинатный раствор | 43940,0 | 295 | ||
| а) рафинат | 37367,2 | 295 | 680,2 | 25,42 |
| б) N-МП | 6572,9 | 295 | 747,6 | 4,91 |
| Итого:
|
43940,0 | 30,33 | ||
| Расход: | ||||
| 1. Жидкая фаза | 37806,6 | 260 | 22,30 | |
| а) рафинат | 37367,2 | 260 | 589,2 | 22,02 |
| б) N-МП | 439,4 | 260 | 635,0 | 0,28 |
| 2.Паровая фаза | 6133,5 | 210 | ||
| N-МП | 6133,5 | 210 | 993,0 | 6,09 |
| Итого:
|
43940,0 | 28,39 | ||
| Острое орошение | ||||
| N-МП | 4419,8 | 180 | 440,0 | 1,94 |
,где (21)
t – температура, 0
С;
Р – давление, МПа;
G – расход компонента, кг/ч;
M – молекулярная масса компонента.
Молекулярную массу рафинатного раствора находим по правилу аддитивности:
(22)
Тогда:
м3
/с.
Определим допустимую линейную скорость паров [8]:
, (23)
К – коэффициент, зависящий от расстояния между тарелками и условий ректификации;
и - абсолютная плотность паров и жидкости соответственно.
Коэффициент К определяется в зависимости от расстояния между тарелками, типа тарелки и некоторых условий работы колонны. Согласно литературным данным [8], чаще всего расстояние между тарелками лежит в пределах 0,5 – 0,7 м.
Принимаем а = 0,6 м.
Коэффициент К определяем по графику зависимости Кота [8]:
К = 800
Определим плотность жидкости [9]:
(24)
- поправка на изменение плотности при изменении температуры на один градус [9].
Определим плотность паров:
кг/м3
(25)
Тогда по (1.28): м/с.
Диаметр испарительной секции колонны находим по формуле:
м. (26)
Из стандартного ряда принимаем диаметр D = 3,2 м.
6. Определим рабочую высоту испарительной секции колонны:
,где (27)
h1
– высота от верхнего днища до первой ректификационной тарелки;
h2
– высота эвапарационной зоны;
h3
– высота слоя жидкости внизу секции.
м. (28)
м,где (29)
n – число тарелок;
ht
– расстояние между тарелками.
Высоту h3
принимаем равной 2 м [8].
Тогда: Hисп
= 1,6+3,6+2 = 7,2 м.
Расчет отпарной секции колонны
Таблица 7 - Материальный баланс отпарной секции
| Наименование потока | G, кг/ч | % масс от смеси | % масс |
| Приход: | |||
| 1.Рафинатный раствор | 37806,6 | 100,0 | 97,1 |
| а) рафинат | 37367,2 | 98,8 | 96,0 |
| б) N-MП | 439,4 | 1,2 | 1,1 |
| 2. Водяной пар | 1134,2 | 3,0 | 2,9 |
| Итого:
|
38940,7
|
103,0
|
100,0 |
| Расход: | |||
| 1. Жидкая фаза | 37367,2 | 96,0 | |
| а) рафинат | 37367,2 | 98,8 | 96,0 |
| 2. Паровая фаза | 1573,6 | 4,0 | |
| а) N-MП | 439,4 | 1,2 | 1,1 |
| б) водяной пар | 1134,2 | 3,0 | 2,9 |
| Итого:
|
38940,7
|
103,0
|
100,0 |
Тепловой баланс отпарной секции составляем с целью определения количества растворителя, подаваемого на орошение.
Температуру входа рафинатного раствора принимаем на 5-10 0
С ниже температуры выхода рафинатного раствора из испарительной секции.
Принимаем Твхода
= 255 0
С
Определим температуру низа колонны по формуле:
,где (30)
r – скрытая теплота испарения растворителя, кДж/кг;
c – удельная теплоемкость рафината (около 63 кДж/кг·0
С).
0
C.
Параметры перегретого водяного пара: P = 1,0 МПа, ТВП
= 180 0
С, qВП
= 2845 кДж/кг.
Определим парциальное давление паров растворителя с учетом водяного пара [6]:
,где (31)
Z – количество вводимого в колону водяного пара, (3-5 %масс от рафината), кг/ч;
P – общее давление над верхней тарелкой в колонне;
GNM
П
– количество отгоняемого растворителя;
МNM
П
– молекулярная масса растворителя;
18 – молекулярная масса воды.
МПа.
Этому давлению соответствует Тверха
= 119 0
С.
1. Определяем тепловую нагрузку прихода:
(32)
а) (33)
(34)
Энтальпию рафината находим по формуле Крэга:
573,11 кДж/кг
Тогда тепловая нагрузка рафината по (1.39):
кДж/ч
Тепловая нагрузка N-МП:
кДж/ч
Энтальпию N-метилпирролидона берем из справочника [5]
б)кДж/ч (35)
Тогда: кДж/ч.
2. Определяем тепловую нагрузку расхода:
(36)
а)кДж/ч (37)
Энтальпию N-метилпирролидона берем из справочника [5]
кДж/ч
Энтальпию водяного пара находим по диаграмме.
кДж/ч (38)
б) (39)
кДж/кг
кДж/ч
Тогда: кДж/ч
3. Найдем тепло орошения:
кДж/ч (40)
4. Количество орошения:
кг/ч (41)
Все данные по тепловому балансу заносим в таблицу 8.
Таблица 8 -Тепловой баланс отпарной секции
| Наименование потоков | G, кг/ч | Т, 0
С |
q, кДж/кг | Q, кДж/ч·106
|
| Приход: | ||||
| 1. Рафинатный раствор | 37806,6 | 255 | 21,69 | |
| а) рафинат | 37367,2 | 255 | 573,11 | 21,42 |
| б) N-МП | 439,4 | 255 | 620 | 0,27 |
| 2. Водяной пар | 1134,2 | 180 | 2845 | 3,23 |
| Итого: | 38940,7 | 24,91 | ||
| Расход: | ||||
| 1. Жидкая фаза | 37367,2 | 254,9 | ||
| а) рафинат | 37367,2 | 254,9 | 572,84 | 21,41 |
| 2. Паровая фаза | 1573,6 | 105 | 3,42 | |
| а) N-МП | 439,4 | 105 | 938 | 0,41 |
| б) водяной пар | 1134,2 | 105 | 2648 | 3,00 |
| Итого: | 38940,7 | 24,82 | ||
| Острое орошение | 280,1 | 80 | 0,09 |
Определение диаметра отпарной колонны:
Рассчитаем по (1.41) количество паров, проходящих в наиболее нагруженном сечении колонны [8]:
м3
/с
Рассчитаем допустимую линейную скорость паров:
Определим плотность паров по (1.31):
кг/м3
Определим по (1.46) плотность жидкости [9]:
кг/м3
,
- поправка на изменение плотности при изменении температуры на один градус (из таблицы) [9].
Тогда по (1.29):
Тогда диаметр колонны по (1.47):
м
Из стандартного ряда принимаем диаметр D = 1 м.
5. Определение высоты отпарной колонны [8].
, где
h1
– высота до первой ректификационной тарелки;
h2
– высота отпаривающей зоны;
h3
– высота слоя жидкости внизу секции;
h4
– высота низа колонны;
h5
– высота постамента колонны.
h1
= 1/2D =0,5·1,0 = 0,5 м.
h2
= (n-1) ·ht
= (10-1) ·0,6 = 5,4 м.
h3
принимаем равной 1 м.
h4
определяем, исходя из запаса остатка на 300 сек.
Объем рафината внизу колонны составляет:
(42)
Gp
- расход рафината
- плотность рафината
Gp
= 41341,34 кг/ч = 11,48 кг/сек.
м3
/кг.
Площадь поперечного сечения:
м (43)
Тогда: h4
= Vp
/F = 3,51/0,78 =4,5 м.
Высоту h5
принимаем равной 2 м.
Тогда: Hотп
= 0,5+5,4+1+4,5+2=13,4 м.
Таким образом общая высота рафинатной колонны составляет:
м (44)
Расчет печи
Печь предназначена для нагрева рафинатного раствора до температуры t2
= 250°С. Начальная температура сырья (на выходе из теплообменника) t1
= 200°С. Согласно литературным данным [6], вследствие малой растворимости селективных растворителей в рафинате, содержание их в рафинатном растворе обычно составляет 10-20 % масс. Содержание N-метилпирролидона в рафинатном растворе составляет 12,7 % масс. Производительность печи по сырью составляет 43940,04 кг/ч:
Состав топлива приведён в таблице:
Таблица 9 - Компонентный состав газа
| Компоненты | Мольная(объёмная) доля, % | Молекулярная масса, Mi
|
Mi
·ri |
gi
,%(масс.) |
| С3
Н8 |
8,6 | 44 | 3,8 | 6,7 |
| изо-С4
Н10 |
18,9 | 58 | 11,0 | 19,3 |
| н-С4
Н10 |
72,5 | 58 | 42,1 | 74,0 |
| Сумма | 100 | - | 56,796 | 100 |
Расчет процесса горения
:
Определим низшую теплоту сгорания топлива (в кДж/м3
) по формуле:
Qр
н
= 360,ЗЗ×СН4
+590,4·С2
Н4
+ 631,8×С2
Н6
+ 913,8×С3
Н8
+ 1092,81·изо-С4
Н10
++1195×н-C4
Н10
+1092,81×С4
Н10
+1146·С4
Н8
+1460,22·С5
Н12
+251,2·Н2
(45)
где СН4
, С2
Н6
и т.д. - содержание соответствующих компонентов в топливе, % об.
Низшая объемная теплота сгорания:
Qр
н
= 913,8×8,6 +1195×18,9+1092,81×72,5 = 115150,3 кДж/м3
Низшая массовая теплота сгорания:
Qн
=Qр
н
/rг
=115150,3/2,60=44228,24кДж/кг (46)
Определяем элементарный состав топлива в массовых процентах.
Содержание углерода в любом i-том компоненте топлива находим по соотношению:
Сi
=12×gi
×ni
/Mi
, (47)
где ni
- число атомов углерода в данном компоненте.
Содержание углерода:
Содержание водорода:
Hi
=gi
×mi
/Mi
, (48)
где mi
- число атомов водорода в данном компоненте.
Проверка:
С + Н= 82,7 +17,3 = 100 % масс.
Теоретическое количество воздуха, необходимого для сжигания 1 кг газа, определим по формуле:
Для печей с газообразным топливом и при объемном горении топлива коэффициент избытка воздуха рекомендуется принимать a = 1,05 ¸ 1,2. Примем a = 1,1.
Тогда действительное количество воздуха составит:
Lд
= a×Lо
= 1,1×15,6=17,18 кг/кг, (49)
или Lд
/rв
= 17,18/1,293 = 13,29 м3
/кг, где (50)
rв
= 1,293 кг/м3
- плотность воздуха при нормальных условиях (273 К и 101325 Па).
Определим количество продуктов сгорания, образующихся при сжигании 1 кг топлива:
mCO
2
=0,0367×С=0,0367×82,7=3,04 кг/кг; (51)
mH
2
O
=0,09×Н=0,09×17,3=1,56 кг/кг (52)
mO
2
=0,23×L0
×(a - 1)=0,23×15,6×(1,1 - 1)=0,36 кг/кг (53)
mN
2
= 0,77×L0
×a+0,01N = 0,77×15,61·1,1=13,22 кг/кг (54)
Суммарное количество продуктов сгорания:
М = 3,04 +1,56 + 0,36 + 13,22 = 18,18 кг/кг
Проверка: М = 1 + a×Lо
= 1 + 1,1×15,6 = 18,18 кг/кг. Содержанием влаги в воздухе пренебрегаем.
Найдем объемное количество продуктов сгорания (в м3
) на 1 кг топлива (при нормальных условиях):
VCO
2
= mCO
2
×22,4/MCO
2
= 3,03×22,4/44 = 1,55 м3
/кг (55)
VН2О
= mН2О
×22,4/MН2О
= 1,56×22,4/18 = 1,94 м3
/кг (56)
VO
2
= mO
2
×22,4/MO
2
= 0,36×22,4/32 = 0,25 м3
/кг (57)
VN
2
= mN
2
×22,4/MN
2
= 13,22×22,4/28 = 10,58 м3
/кг (58)
Суммарный объем продуктов сгорания:
V = 1,54 +1,94 + 0,25 +10,58 = 14,31 м3
/кг.
Плотность продуктов сгорания при 273 К и 101325 Па:
r0
= Smi
/SVi
= 18,18/14,31 = 1,27 кг/м3
(59)
Определим энтальпию продуктов сгорания на 1 кг топлива при различных температурах по уравнению:
qT
= (T - 273)×(mCO2
×CCO2
+ mН
2O
×СH2O
+ mO2
×CO2
+ mN2
×CN2
), (60)
где Т - температура продуктов сгорания, К;
СС02
, СH2
O
, С02
, СN2
- средние массовые теплоемкости продуктов сгорания, определяемые по справочным данным [8], кДж/(кг×К).
Полученные данные оформим в таблицу, после чего построим график зависимости энтальпии дымовых газов от температуры (рис.2):
Таблица 10 -
Зависимость энтальпии дымовых газов от температуры
| Т,К | 273 | 300 | 500 | 700 | 900 | 1100 | 1300 | 1500 | 1700 | 1900 | 2100 | 2300 |
| Q(T)·10-3
кДж/кг |
0,00 | 0,53 | 4,52 | 8,71 | 13,13 | 17,73 | 22,54 | 27,48 | 32,52 | 37,64 | 41,12 | 48,14 |
К.П.Д. печи найдем по формуле:
(61)
- потери тепла в окружающую среду, в долях от низшей теплоты сгорания топлива.
- потери тепла с уходящими дымовыми газами в долях от низшей теплоты сгорания топлива.
Примем = 0,06 и температуру дымовых газов, покидающих
конвекционную камеру печи, на 120 К выше температуры Т1
сырья, поступающего в печь:
Тух
= Т1
+ DТ = 200 + 273 + 120 = 593 К
Найдем по графику q-Т потерю тепла с уходящими дымовыми газами, при
Тух
= 593 К она составит qух
= 8050 кДж/кг.
Тогда КПД печи равно:
h = 1 - (0,06 + 8050 /44228) = 0,76.
Полная тепловая нагрузка печи:
Qт
= Qпол
/h, (62)
где Qпол
- полезное тепло печи, кДж/ч.
Полезное тепло печи рассчитываем по формуле:
Qпол
= Gраф
×(qТ2
р
- qТ1
р
)+ GN
МП
( е×qТ2
п
- qТ1
ж
), (63)
где G - производительность печи но сырью, кг/ч; е = 0,93 - массовая доля отгона растворителя на выходе из печи от общего количества растворителя; qп
, qж –
энтальпия, соответственно, паровой и жидкой фаз растворителя на выходе из печи и на входе в печь, кДж/кг; qТ2
р
, qТ1
р
- энтальпии растворителя на выходе из печи и на входе в печь кДж/кг.
qТ2
р
= 4,187((50,2 + 0,109×t + 0,00014×t2
)×(4 - ) – 73,8), кДж/кг (64)
qТ1
р
= 4,187×(0,403×t + 0,000405×t2
)/ , кДж/кг (65)
r15
15
= r4
20
+ 0,0035/r4
20
(66)
Энтальпии отбензиненной нефти найдем по формулам:
qТ1
р
= 4,187×(0,403×200 + 0,000405×2002
)/= 429,65 кДж/кг;
qТ2
р
= 4,187×(0,403×295 + 0,000405×2952
)/= 684,11 кДж/кг;
Согласно [5] для N-метилпирролидона:
qп
= 480 кДж/кг
qж
= 999 кДж/кг
Подставляя в формулу соответствующие величины, получим:
Qпол
=37367,15×(684,11 -429,65)+ 6572,89×(0,93× 999 –(1-0,93) × 480) = 15,42·109
Дж/ч
QТ
= Qпол
/h =15,42·106
/0,76=20,35·106
кДж=5653,34 кВт
Часовой расход топлива:
В = Qпол
/(Qр
н
×h) (67)
В = 15,42·106
/(44228,24×0,76) = 460,16 кг/ч
Расчет поверхности нагрева радиантных труб.
Нp
= Qp
/(3600×hT
) (68)
Поверхность нагрева конвекционных труб определяется по формуле:
Нк
= Qк
/(k1
×DTср
), (69)
где Qк
- количество тепла, передаваемого сырью в конвекционных трубах, Вт;
k1
- коэффициент теплопередачи в конвекционной камере печи, Вт/(м2
×К);
DТср
- средний температурный напор, К.
Определение среднего температурного напора
.
В конвекционной камере проектируемой печи теплопередача от дымовых газов к сырью в трубах осуществляется при смешанно-перекрестном токе с индексом противоточности, равным единице. Поэтому средний температурный напор рассчитывается по уравнению Грасгофа:
(70)
По результатам выполненных расчетов для нагрева отбензиненной нефти считается целесообразным установить трубчатую печь типа ГС-1.
Количество тепла, переданного сырью в камере радиации (прямая отдача топки), найдем из уравнения теплового баланса топки:
Qр
= (Qр
н
×hТ
– qTn
)×В, (71)
где hT
- КПД топки;
qTn
- энтальпия дымовых газов на выходе из камеры радиации при температуре Тn
, кДж/кг топлива.
Примем Тn
=1050 К и определим по графику q-Т: qТ
n
= 15000 кДж/кг.
Ранее было принято, что потери тепла в окружающую среду равны 6 %.
Пусть 4 % в том числе составляют потери тепла в топке: hT
= 1 - 0,04 = 0,96.
Qр
= (44228×0,96 -15000)× 460,16 = 12,62·106
кДж/ч.
Теплонапряжение радиантных труб для печи типа ГС qр
= 20,7 кВт/м2
. Поверхность нагрева радиантных труб будет равна:
Нp
= Qp
/(3600×hT
) =12,62·106
/(20,7×3600) =160 м2
Принимаем печь типа ГС-1 с поверхностью нагрева 265 м2
[12].
Определим температуру Тк
сырья на входе в конвекционые трубы. Полагая на основе опытных данных, что сырьё в конвекционных трубах не испаряется, найдем ее энтальпию на выходе из радиантных труб из уравнения:
QР
= GN
МП
·(е×qТ2
П
+ (1 - е)×qТ2
ж
)+Gраф
(qТ2
р
- qТк
р
)
Следовательно, qT
к
Ж
= е×qТ2
П
+ (1 - е)×qТ2
ж
- Qр
/G
Используя пункт меню «подбор параметра» в программе, составленной в «ЕХСЕL», можно подобрать искомое значение температуры tк
= 259,85°С, что составляет Тк
= 501,95 К.
Tмакс
= Tп
- Tк
= 1050 –501,95 = 548,05К;
Tмин
= Тух
- Т1
= 593 - (230+ 273) =120 К;
Теперь можно рассчитать поверхность нагрева конвекционных труб:
k1
- коэффициент теплопередачи в конвекционной камере печи
Количество тепла, передаваемого сырью в конвекционных трубах:
Qк
= (Qпол
- Qр
)/3600 = (15,42·106
-12,62·106
)/3600 = 777,85 кВт.
Примем k1
= 32,6 Вт/(м2
×К).
Тогда
Нк
= Qк
/(k1
×DTср
) = 777,85 ×1000/(32,6×281,82) =84,7 м2
.
Выбираем трубы диаметром 152 мм с полезной длиной lтр
= 6 м.
Число радиантных труб:
(72)
Определим число труб в конвекционной камере.
(73)
В трубчатой печи для сжигания топлива применена комбинированная горелка типа ГП-2. Горелка ГП-2 конструктивно несложная и простая в эксплуатации, имеет возможность включения в систему автоматического регулирования работы печи, дает устойчивый факел пламени, имеет высокую производительность, может работать как раздельно на газе и мазуте, так и одновременно сжигать оба вида топлива, при этом она обеспечивает достаточно полное сжигание топлива.
Продукты сгорания, получающиеся при сжигании топлива в горелках, проходя по камерам печи, отдают свое тепло радиантным и конвективным трубам змеевиков и далее по газопроводу поступают в дымовую трубу.
Таблица 11 -Техническая характеристика горелки ГП-2
| Тепловая мощность, МВт | 2,4 |
Производительность по: мазуту, кг/ч газу, м3
|
216 250 |
| Удельный расход пара, кг/кг мазута | 0,2 |
Коэффициент избытка воздуха при работе: на мазуте на газе |
1,1 1,08 |
Давление перед горелкой, МПа: мазута пара, газа |
0,4 0,15 |
| Длина факела, м | 5,5 |
Количество горелок в трубчатой печи:
Nг
= Qт
/qг
,
где Qт
- полная тепловая нагрузка печи, кВт;
qг
- номинальная теплопроизводительность одной горелки, кВт. Для горелки ГП-2 qг
= 2400 кВт.
Количество горелок в печи Nг
= 5653/(2400) =2,35≈ 3 шт. Принимаем ближайшее целое значение Nг
=3 шт.
Расчет водяного холодильника
Экстрактный раствор в количестве G= 34882,68 кг/ч поступает в холодильник Х-2 с температурой 85°С, где охлаждается за счет воды до температуры 55°С.
Температура входа воды в холодильник25°С, температура воды на выходе из холодильника 35°С.
Находим энтальпии потоков по формуле Крэга:
- энтальпия экстрактного раствора на входе в холодильник:
кДж/кг
- энтальпия экстрактного раствора на выходе из холодильника:
кДж/кг
Тепло, отдаваемое при охлаждении циркулята:
кДж/ч (74)
Коэффициент удержания тепла в холодильнике принимаем равным η=1. Расход воды составит:
кг/ч (75)
Выбираем противоточную схему теплообмена. Находим среднюю разность температур:
°С, (76)
°С. (77)
Т.к. DtI
/DtII
< 2 ,то средний температурный напор определим по формуле:
°С (78)
Принимаем общий коэффициент теплопередачи К = 180 Вт/(м2
чград) [8]. Принимаем 3 холодильника работающих параллельно. Находим поверхность теплообмена:
м2
(79)
ЗАКЛЮЧЕНИЕ
В курсовом проекте приведены теоретические основы процесса селективной очистки масляного дистиллята, рассчитана установка селективной очистки масляного дистиллята усть-балыкской нефти производительностью 400 тыс. т/год.
На основании физико-химической характеристики сырья выбрана технологическая схема установки.
В расчетной части произведены расчеты аппаратов установки.
ЛИТЕРАТУРА
1. Черножуков Н.И. Технология переработки нефти и газа. Ч-3 – М.: Химия, 1978.- 423 с.
2. Азнабаев Ш.Т., Нигматулин В.Р., Нигматулин И.Р. Избирательные растворители и хладагенты в переработке нефти: Справ. пособ. Уфа: УГНТУ, 2000, 97 с.
3. Расчеты основных процессов и аппаратов нефтепереработки: справочник/ под ред. Е.Н. Судакова. 3-е изд., перераб. и доп. – М.: Химия, 1979. -568 с.
4. Мановян А.К. Технология переработки природных энергоносителей. - М.: Химия, КолосС, 2004. – 456 с.
5. Пыхалова Н. В. Конспект лекций по дисциплине "Технология получения масел и парафинов": Учебное пособие. - Астрахань: АГТУ, 2001, 145 с.
6. Рудин М.Г., Драбкин А.Е. Краткий справочник нефтепереработчика. Л.: Химия, 1980, 328 с
7. Шарихин В.В., Ентус Н.Р., Коновалов А.А.,Скороходов А.А., Трубчатые печи нефтегазпереработки и нефтехимии. – Москва, «Сенсоры. Модули. Системы.». 2000 – 392 с