Реферат: Поверочный расчет печи П-101 1,2, колонны К-62 и Т-64

Федеральное агентство по образованию

Государственное образовательное учреждение высшего

профессионального образования

Пермский государственный технический университет

Пояснительная записка к курсовой работе:

Поверочный расчет печи П-101/1,2, колонны К-62 и Т-64

Выполнил студент гр.:

Проверил преподаватель:

2010 г.

Содержание.

Введение…………………………………………………………………………….3

1. Литературный обзор………………………………………………………………..4

1.1. Способы получения этилбензола…...………………………………………........4

1.1.1. Характеристика способа получения этилбензола алкилированием бензола этиленом………………………………………………………………………………..4

1.1.2. Характеристика получения этилбензола дегидрированием этана….….….6

1.1.3. Характеристика получения этилбензола из бутадиена……….……....……7

1.1.4. Характеристика получения этилбензола из ксилольных фракций....…......8

1.2. Химизм процесса………………………………………………………………….9

1.2.1. Химизм процесса алкилирования бензола этиленом………………..……..9

1.2.2. Сущность процесса трансалкилирования….……....…......…..…….……..11

2. Технологическая часть…………………………………….……….………………12

2.1. Описание технологической схемы……………..…………..……………………12

2.1.1. Система извлечения этилбензола….…….…………….………………...….12

2.2Поверочный расчет печи П-101/1,2 ……….……….……….….………….……...13

2.2.1Расчет процесса горения……….….……...….…...........…...…….….……….13

2.2.2 Расчет КПД печи, тепловой нагрузки, расхода топлива…….….………….16

2.2.3 Расчет радиантных камер..……....……….………….…...…...………...……18

2.2.4 Расчет конвективной камеры…….………….…….……….………………...21

2.3 Расчет колонны К-62………...…………….……….….……….……….…………23

2.4 Расчет теплообменника Т-64………….…….……..………….…………………..27

Вывод………………………………………………...……….……………………29

Список использованной литературы……………………………………………..30

Введение.

Ароматические углеводороды (бензол, толуол, ксилолы, этилбензол) представляют собой важнейший вид сырья для промышленного тяжелого органического синтеза, являются высокооктановым компонентом бензинов, а также могут быть использованы как полупродукты тонкого и тяжелого органического синтеза. Поэтому необходимо, важно и перспективно развивать производство ароматических углеводородов[8].

К наиболее многотоннажным продуктам относится этилбензол.

Его практическое применение состоит почти исключительно в дальнейшем превращении в стирол, являющийся одним из важнейшим мономеров для выработки пластических масс и синтетического каучука.

Промышленное производство этилбензола в России впервые было организовано в 1936 году[3].

1. Литературный обзор .

Этилбензол - C₆ H₅ – C₂ H₅ – бесцветная жидкость с запахом бензола, кипящая при 136ºC.

Обладает свойствами ароматических соединений. Содержится в сырой нефти, продуктах каталитического риформинга нефтяных фракций и легких фракциях смолы коксования угля, откуда он может быть легко выделен. ПДК в атмосферном воздухе 0,02 мг/м³ , в водоемах хозяйственно-бытового пользования 0,01 мг/л. Температура воспламенения - 15°С, самовоспламенения - 432°С[8].

Способы получения этилбензола

Характеристика способа получения этилбензола

алкилированием бензола этиленом

Алкилирование бензола этиленом является основным способом для получения этилбензола. Синтез этого соединения протекает только в присутствии катализатора, обладающего селективными свойствами. Данный процесс осуществляется на твердом или жидком катализаторе. В качестве твердофазных катализаторов используют алюмосиликаты и цеолиты. Жидкие – готовят на основе хлорида алюминия и фторида бора. Выбор катализаторов зависит от технологического оформления процесса.

При применении твердофазных катализаторов упрощается подготовка сырья, можно отказаться от специальных операций отделения катализатора, нейтрализации и промывки реакционной массы.

В промышленной практике применяют несколько вариантов получения этилбензола на цеолитных катализаторах, которые различаются технологическим оформлением стадий. В процессе фирмы UnionOil (рис 1.1) рецикл диэтилбензолов в зону алкилирования позволяет избежать дезактивации катализатора, вызываемую полимеризацией и циклизацией олефинов. Поскольку рецикл побочных продуктов – полиалкилбензолов также уменьшает длительность пробега катализатора, диспропорционирование последних в этилбензол проводят в отдельной реакционной зоне.

Схема синтеза этилбензола по методу фирмы UnionOil.

1, 3, 7 – подогреватели; 2 – реактор; 4,5,6 – ректификационные колонны; 8 – ректор переалкилирования.

Рис 1.1

Реакцию проводят при 175 – 315 ºC и давлении 3 – 10 МПа, что обеспечивает образование жидкой фазы, которая вымывает полимерные отложения с поверхности катализатора.

Данная технологическая схема отличается отсутствием отходов, относится к энергосберегающей, т.к. кубовый остаток и отходящие газы снимают потребности установки в топливе на 60%.

Наибольшее распространение получили схемы на основе жидких катализаторов (хлорида алюминия).

Хлорид алюминия используется в процессе жидкого комплекса. Его готовят в аппарате с мешалкой при небольшом нагревании (60 – 70 ºC) из алкилбензольной фракции, хлорида алюминия, этилхлорида и бензола. Этилхлорид взаимодействует с бензолом, образуя этилбензол и хлорид водорода, являющийся промотором катализатора. При растворении хлорида алюминия в бензоле в присутствии HCl образуется комплекс, который затем взаимодействует с этиленом и дает целевой этилбензол.

В процессе алкилирования бензола с хлоридом алюминия циркулируют значительные объемы жидкого катализаторного комплекса. Причем в реакционной массе две жидкие фазы: катализаторный комплекс и смесь бензола и алкилбензолов. В результате возможность подъема температуры процесса ограничена, т.к. при температуре выше 130 ºC комплекс дезактивирует и разрушается.

Схема получения этилбензола.

1 – емкость: 2 – реактор; 3 – обратный холодильник; 4, 5 – скрубберы; 6 – отстойник; 7,8,9 – промывные колонны; 10 – нагреватель; 11, 14, 17 – ректификационные колонны; 12, 15 – конденсаторы-холодильники; 13,16,19 – кипятильники; 20 – вакуум-приемник; 21 – холодильник.

Рис.1.2

1.1.2.Характеристика способа получения этилбензола каталитическим дегидрированием этана

Специалистами фирмы ”TheDowChemicalCo” заявлен способ получения этилбензола включающий:

- взаимодействие этана в зоне дегидрогенизации с катализатором (цеолит и промоторный металл – Ga, Zn, Pt, их комбинации). Параметры процесса составляют 550 - 750 ºC, объемная скорость газового потока 100 – 500 ч^-1 . В этих условиях получен продукт дегидроогенизации (ПДГ) в виде пара, содержащего в основном этилен и непрореагировавший этан;

- взаимодействие ПДГ с бензолом в присутствии катализатора алкилирования (SiO₂ /Al₂ O₃ ) при температуре 100 – 300 ºC.

После алкилирования смесь легко разделяется фракционной перегонкой. Непрореагировавший этан возвращается в зону дегидрогенизации, бензол – в зону алкилирования[8].

1.1.3.Характеристика способов получения этилбензола из бутадиена

Фирмой “DSMResearchB.V.” разработан в полупромышленном масштабе двухстадийный процесс производства этилбензола из бутадиена.

Первая стадия процесса представляет собой жидкофазную димеризацию бутадиена на катализаторе динитрозил железа на цинке с образованием винилциклогексена. Конверсия бутадиена составляет 95%, а селективность превращения его в винилциклогексен – 100%.

На второй стадии винилциклогексен в газовой фазе подвергается дегидрированию с образованием этилбензола на палладиевом катализаторе на оксидно-магниевом носителе. Конверсия винилциклогексена составляет 100%, селективность 95%.

Винилциклогексен из секции димеризации направляют в виде пара в стационарный реактор дегидрирования при 260 ºC. Реакция дегидрирования протекает с высокой скоростью. Полное превращение винилциклогексена достигается за 10 с. Селективность по этилбензолу составляет 95 – 98% в зависимости от температуры на выходе из реактора. Единственным побочным продуктом, кроме водорода, является этилциклогексан.

После охлаждения и конденсации продуктов реакции, водород отделяют в газожидкостном сепараторе. Затем этилциклогексан отделяют от этилбензола в вакуумной колонне со структурированной насадкой.

Преимущества процесса по сравнению с обычным способом производства этилбензола из бензола и этилена являются более низкие капиталовложения из-за болнизкой стоимости сырьяи простота схемы.

Голландская фирма”DSM” разработала процесс поизводства этилбензола на основе бутадиена с использованием в качестве катализатора раствора Fe(NO)₂ Cl в тетрагидрофуране, содержащем порошок цинка. Температура суспензионной системы 80 ºC, давление определяется парциальным давлением реагентов. Степень конверсии бутадиена >95%[8].

1.1.4 Характеристика способа выделения этилбензола

из ксилольных фракций.

Ксилольные фракции различаются соотношением изомеров ксилола и содержанием этилбензола. Примерный состав ксилольных фракций (в мас.%):

Таблица 1.1

Разделение этих фракций состоит в четкой ректификации, обычно совмещаемой с изомеризацией ксилолов и выделением ценного п-ксилола кристаллизацией. Из смесей с ксилолами этилбензол можно выделить путем его селективной адсорбцией на Cs-форме цеолита марки X. В качестве десорбента американская фирма «UOP» рекомендует применять смесь пара – диэтилбензола и толуола[8].

1.2. Химизм процесса.

1.2.1 Химизм процесса алкилирования бензола этиленом.

В данный момент на предприятии ЗАО «Сибур-Химпром» вводится в эксплуатацию установка по получению этилбензола на твердофазном катализаторе.

В жидкой фазе реактора алкилирования этилен практически полностью вступает в реакцию с избыточным бензолом, образуя этилбензол (ЭБ):

Процесс протекает при температуре Т=+220÷+255°С, давлении Р=34кгс/см² (3,4МПа). Эта реакция носит экзотермический характер, что приводит к постепенному повышению температуры от одного слоя катализатора к другому, тепловой эффект равен 27,6 ккал/моль (115,556кДж/моль).

Небольшое количество полученного этилбензола подвергается дальнейшему этилированию с образованием совместно именуемых полиэтилбензолов (ПЭБ):

Эти побочные процессы идут также с выделением тепла, тепловой эффект каждой из реакций составляет 27,8ккал/моль (116,393кДж/моль).

Ди- и триэтилбензолы выделяются из ЭБ внутри секции дистилляции установки ЭБ с последующим превращением в ЭБ за счет трансалкилирования с бензолом.

Фракция ЭБ, проходящая дальнейшее алкилирование до ПЭБ, зависит от свойственной моноалкилированной избирательности катализатора, пропорции сырьевых компонентов бензола и этилена (соотношения Б/Э), содержания ЭБ в подаваемом в реактор бензоле и от количества слоев катализатора алкилирования. Низкая величина ПЭБ означает, что потребуется меньше усилий на очистку от ПЭБ, небольшой реактор трансалкилирования и невысокий расход подаваемого туда бензола. Это важно также потому, что чем меньше рецикл ПЭБ, тем меньше побочных продуктов образуется в реакторе трансалкилирования и, соответственно, повышается производительность и качество продукта. При увеличении соотношения Б/Э падает доля образующихся ПЭБ, но при этом необходимо затратить больше усилий на извлечение бензола. Применение катализатора алкилирования EBMax обеспечивает низкий выход ПЭБ даже при небольшом соотношении Б/Э (Оптимальное соотношение Б/Э составляет свыше 2,47:1).

Внутри ректора алкилирования образуются также некоторые побочные продукты, которые не удается сразу же превратить в ЭБ. Главную роль здесь играет олигомеризация этилена:

Бутен может реагировать с бензолом, образуя при этом бутилбензол:

Олигомеры могут также образовывать неароматические углеводородные соединения (в основном, циклопарафины), которые кипят в диапазоне рабочих температур бензола. Количество олигомеров, формирующихся над катализатором алкилирования EBMax, чрезвычайно мало. Вследствие таких реакций внутри реактора алкилирования образуется небольшое количество бутилбензола и неароматических углеводородов.

Кроме того, в реакторе алкилирования EBMax формируется небольшое количество тяжелых соединений, которые представлены в основном диарилалканами типа дифенилэтана, а также более глубоко алкилированными соединениями. Они удаляются в колонне ПЭБ в виде кубовых остатков[3].

1.2.2 Сущность процесса трансалкилирования

ПЭБы, полученные на стадии алкилирования, удаляются за счет реакции с бензолом в процессе трансалкилирования, превращаясь в дополнительный ЭБ. Превращение ПЭБ в ЭБ происходит избирательным образом на катализаторе трансалкилирования EBMax. Для увеличения степени превращения внутрь реактора подается небольшой избыток бензола.

Небольшое количество бутилбензола, образовавшееся на стадии алкилирования, эффективно превращается в соединения, которые легко отделяются путем дистилляции. В основном они представлены бутаном, который удаляется вместе со сбросным газом, а дифениловые соединения (дифенилэтан и его производные) отводятся в виде кубовых остатков колонны ПЭБ. Небольшая фракция бутилбензола превращается в пропилбензол и этилбензол.

Сырьевой бензол, как правило, содержит порядка 0,05÷0,1% (масс.) неароматических соединений, в основном цикло- и изопарафины. Те соединения, чья точка кипения близка к бензолу, не удаляются напрямую вместе с ЭБ или побочными продуктами. В первую очередь, они удаляются за счет реакции трансалкилирования с образованием тяжелых соединений, которые покидают установку ЭБ вместе с кубовыми остатками. Наличие высоких концентраций неароматических соединений, например, свыше 0,1% (масс.), может привести к существенному повышению интенсивности образования тяже-лых соединений в реакторе трансалкилирования, что, в свою очередь, ведет к увеличению выхода кубового остатка[3].

2. Технологическая часть.

2.1 Описание технологической схемы.

Установка получения этилбензола состоит следующих систем:

- система компримирования и очистки этилена;

- система очистки бензола;

- система алкилирования;

- система трансалкилирования.

- система регенерации адсорбента и очистки реакторов;

- система извлечения бензола;

- система извлечения ЭБ;

- система извлечения ПАБ;

- система осушки бензола;

- система котловой питательной воды.

2.1.1 Система извлечения этилбензола

Для питания системы извлечения ЭБ используется кубовый продукт колонны К-52. Колонна К-62 выделяет продуктовый ЭБ из смеси алкилбензолов. Рабочие условия в К-62 подобраны таким образом, чтобы достигалась максимальная концентрация ЭБ в дистилляте и минимальная - в кубовом остатке.

Кубовый продукт системы извлечения бензола поступает на 26-ю тарелку К-62. Насосами Н-69/1,2 создаётся горячая струя через ребойлерную печь П-101/2 в куб колонны. Расход топливного газа в П-101/2 регулируется по температуре на 7 тарелке.

Пары верха конденсируются в Т-64, который представляет собой испаритель с паровым пространством, вырабатывающий пар низкого давления. Конденсат этилбензола собирается в ёмкости этилбензола Е-66. Уровень в ёмкости поддерживается выводом продуктового этилбензола за границу установки. Этилбензол подаётся насосами Н-67/1,2 – на орошение К-62 и в теплообменник продуктового этилбензола/свежего бензола Т-40. Горячий полиалкилбензол, содержащий ДЭБ, ТЭБ и более тяжёлые соединения, поступает из куба колонны К-62 в колонну К-72. Ребойлеры колонн К-52 и К-62 имеют общую конвекционную секцию и дымовую трубу[3].

2.2 Поверочный расчет печи П-101/1,2

Исходные данные

- проектная тепловая нагрузка печи: Q_пр = 8 Гкал/ч = 33494400 кДж;

- топливо (природный газ) состава (в объёмных %):

СН₄ =89,1; С₂ Н₆ =4,4; С₃ Н₈ =1,08;; i-C₄ H₁₀ =0,69; С₅ Н₁₂ =0,43; N₂ =4,3; Сумма=100

Определим поверхности нагрева труб исходя из следующих данных: количество труб в обеих радиантных камерах 144, внешний диаметр труб 0,134 м, полезная длина 12 м

- поверхность нагрева радиантных труб: H_р = 727,07 м² ;

2.2.1Расчет процесса горения

Двухскатная печь шатрового типа с факельным сжиганием топлива работает на природном газе.

Среднестатистический природный газ имеет следующий состав (табл.2.1):

Таблица 2.1

Состав топливного газа

В табл.2.2 представлены теплоты сгорания компонентов топлива, необходимые для расчета его низшей теплоты сгорания:

Таблица 2.2

Теплоты сгорания компонента топлива

Низшая теплота сгорания топлива:

где – теплота сгорания компонентов топлива, кДж/м³ ;

yi = объемная доля компонента.

Q^н _р = 37310 кДж/м³ = 47810 кДж/кг

Найдем среднюю молекулярную массу топлива:

где – молекулярная масса компонента топлива;

– мольная (объемная) доля компонента топлива.

M_m = 16,914 г/моль

Тогда плотность газа:

ρ_Т = 0,752 г\л

Рассчитываем элементарный состав топлива:

где C, H, N – объемное (мольное) процентное содержание атомов углерода, водорода, серы и азота в топливном газе соответствен­но;

– число атомов соответственно в молекулах отдельных компонентов, входящих в состав топливного газа.

С = 72,21%; Н = 23,95%; N = 3,84%

С + Н + N = 100%

Теоретическое количество воздуха, необходимое для сжигания 1 кг топлива:

L_o = 16,5669 кг/кг

Объемный расход воздуха, необходимый для сжигания 1 кг топлива:

V_o = 12,8213 м³ /кг

Действительный расход воздуха:

где – коэффициент избытка воздуха (принимаем 1,19 согласно данным по технологическим показателям работы трубчатых печей)

Массовый состав дымовых газов:

m(СО₂ )=0,0367·С=0,0367·72,21=2,6501(кг/кг)

m(Н₂ О)=0,09·Н=0,09·23,95=2,1555(кг/кг)

m(О₂ )=0,232·L₀ ·(α -1)=0,232·16,5669·(1,19-1)=0,7303(кг/кг)

m(N₂ )=0,768·L₀ ·α+0,01·N=(0,768·16,5669·1,19)+(0,01·3,84)=15,307(кг/кг)

Общее количество продуктов сгорания:

=2,6501+2,1555+0,7303+15,307=20,8429 (кг/кг)

Объемный состав продуктов сгорания:

Суммарный объем дымовых газов:

Плотность дымовых газов при нормальных условиях:

2.2.2 Расчёт КПД печи, тепловой нагрузки и расхода топлива

Коэффициент полезного действия трубчатой печи - доля тепла, полезно использованного в печи на нагрев нефтепродукта. При полном сгорании топлива КПД печи зависит от её конструкции, от потерь тепла с уходящими дымовыми газами и через кладку печи, от коэффициента избытка воздуха. Коэффициент полезного действия трубчатых печей обычно колеблется в пределах 0,6-0,8 и определяется по формуле:

,

где η - кпд печи,

- низшая теплота сгорания топлива, кДж/кг,

Тепловые потери через кладку печи составляют 4-8% от рабочей теплоты сгораниятоплива.

q_пот =0,05·=0,05·47810=2390,5 кДж/кг

Рассчитаем энтальпию сырья, поступающего из колонны К-62 на входе в печь:

- плотность сырья при 20°С , рассчитанная по составу потока: ρ₂₀ = 0,8725 г/см³ ;

- плотность сырья при 15°С:

ρ₁₅ = ρ₂₀ + 5α,

где α - поправочный коэффициент, α = 0,000673;

ρ₁₅ = 0,8759 г/см³ ;

- температура сырья на входе:

Т_с = t_с + 273 = 506 К;

- энтальпия сырья на входе:

I_T = 519,85 кДж/кг

- энтальпия сырья на выходе, температура сырья а выходе 515 К:

I_T = 543,7 кДж/кг

Рассчитаем энтальпию сырья, поступающего из колонны К-52 на входе в печь:

- плотность сырья при 20°С , рассчитанная по составу потока: ρ₂₀ = 0,8703 г/см³ ;

- плотность сырья при 15°С:

ρ₁₅ = ρ₂₀ + 5α,

где α - поправочный коэффициент, α = 0,000673;

ρ₁₅ = 0,8737 г/см³ ;

- температура сырья на входе:

Т_с = t_с + 273 = 530 К;

- энтальпия сырья на входе:

I_T = 582,27 кДж/кг

- энтальпия сырья на выходе, температура сырья на выходе 535 К:

I_T = 601,93 кДж/кг

Рассчитаем среднюю теплоемкость и энтальпию дымовых газов на выходе из камеры радиации при температуре перевала 750°С ( 1023 К):

- теплоемкости дымовых газов при t_п :

С_р (СО₂ ) = 1,185 кДж/кг*К

С_р (Н₂ О) = 2,1145 кДж/кг*К

С_р (О₂ ) = 1,03 кДж/кг*К

С_р (N₂ ) = 1,115 кДж/кг*К

- средняя теплоемкость дымовых газов при температуре перевала:

= 26,35 кДж/кг*К

- энтальпия дымовых газов при температуре перевала:

q_T = C_ср t_п ,

q₁₂₂₃ = 26956,05кДж/кг.

Принимаем температуру уходящих газов на 100-150° С больше температуры входа сырья: t_ух = 333°С (606 К). Рассчитаем энтальпию уходящих газов при этой температуре:

- теплоемкости дымовых газов при t_ух [11]:

С_р (СО₂ ) = 0,961 кДж/кг*К

С_р (Н₂ О) = 1,921 кДж/кг*К

С_р (О₂ ) = 0,955 кДж/кг*К

С_р (N₂ ) = 1,054 кДж/кг*К

- энтальпия уходящих газов:

q_ух = ΣC_{p I} ∙ m_i ∙ t_k ,

q_ух = 13174,44 кДж/кг.

Таким образом, η - кпд печи равно

η =1-(2390,5+13174,44)/47810 = 0,674

Расход топлива (В, кг/ч) в печи вычисляется по формуле:

В = Q_пол /Q_р ^н ×h

В = 33494400/47810×0,674 = 1039 кг/ч

2.2.3 Расчет радиантных камер

Тепловая напряженность в радиантной и конвективной камерах не известна, поэтому задаемся условием (исходя из эмпирических данных), что 77% тепла передается в радиантной камере и 23% - в конвективной.

Тепло, передаваемое в камере радиации:

Q_р = 0,77Q_пр = 25790688кДж/ч.

Тепло, передаваемое в камере конвекции:

Q_k = Q_пр - Q_р = 7703712кДж/ч.

Полезное количество тепла:

Q_пол = Q_р + Q_k = 33494400 кДж/ч.

Плоская поверхность, эквивалентная поверхности радиатных труб для одного ряда:

Н = 2* Н_р /π = 463,104 м²

Фактор формы, учитывающий неравномерность облучения поверхности труб и их затенение друг другом определяется по графику Хоттеля [7]:

К = 0,9.

Эффективная лучевоспринимающая поверхность:

H_л = H ∙ K = 416,8 м² .

Задаемся степенью экранирования кладки φ = 0,5 и рассчитываем суммарную неэкранированную поверхность кладки:

F = (1/φ - 1)·Н_л = (1/0,5 -1)416,8 = 416,8м²

Максимальная расчетная температура горения вычисляется при средней теплоемкости продуктов горения:

t_макс = t₀ + (Q_р ^н ×h_Т )/C_p ,

где ×h_Т – КПД топки –принимаем 0,95.

t_макс = 20 + (47810 × 0,95)/26,35 = 1743,7⁰ С

Т_макс. = 2016,7 К

Значение эквивалентной абсолютно черной поверхности H_S определяется, если известны степень черноты экрана ε_H и кладки ε_F , которые могут быть приняты равными 0,9 [1], а степень черноты поглощаемой среды ε_V вычисляют по уравнению, где α - коэффициент избытка воздуха:

ε_V = 2/(1+2,15 ·α)

ε_V = 0,473.

Функция y(t), используемая в формуле, в среднем равна 0,85[1]. Коэффициент b вычисляем по уравнению:

β =1/[1+ ε_V /(1- ε_V ) ·ε_H ·ψ(t)]

b = 0,45.

Таким образом:

Н_s = ε_V / φ(Т) · (ε_H · Н_л + β · ε_F · F)

H_s = 302,678 м²

Рассчитаем коэффициент теплоотдачи к радиантным трубам. Для этого задаемся средней температурой наружной поверхности радиантных труб (с последующей проверкой): t_cт = 250°С (523 К). Коэффициент теплоотдачи:

а_к = 2,1 = 2,1 = 9,93 Вт/(м² ·°С)

Величина температурной поправки теплопередачи в топке:

∆T = а_к · H_р.тр ·(t_макс – t_ст ) – σ·H_s ·t₀ ·10^-8 / B*C_p +а_к · H_р.тр = 323,6 K,

где σ - постоянная Стефана-Больцмана, σ = 5,67 Вт/(м² ∙ К⁴ );

Для расчета температуры на перевале необходимо вычислить характеристику излучения b_S и аргумент излучения x:

Х= [10·H_s C_s /(BC_p +а_к ·Н_р )]· [ (t_макс – t₀ )/1000)³ ]

x = 2,407;

β_s = 1/(0,25+[0,1875+(0,141+x)^0,5 ]^0,5 ) = 0,63

Тогда расчетная температура перевала t_пр составит:

Т_п = b_s · ( t_макс – t₀ ) = 0,63 · (2016,7 – 323,6) = 1066,65 К = 793,65°С

Невязка по температуре перевала:

Δt = 5,5 %

Коэффициент прямой отдачи:

m = ( t_макс – t_п ) / ( t_макс – t₀ ) = 0,55

Количество тепла, полученного радиантными трубами:

Q_р =В·Q_р ^н ·η_т ·μ= 25954973кДж/ч = 7209714 Вт

Невязка по количеству тепла:

Δ = 0,63%

Теплонапряженность радиантных труб:

q_р.тр =Q_р /Н_р.тр =7209714/727,07= 9916,12Вт/м²

Полезная поверхность одной трубы:

F_тр =π dl = 3,14· 14,6 · 0,152 = 5,05 м²

Число труб:

n = Н_р.тр / F_тр = 727,07 / 5,05 = 143,97 = 144 шт.

2.2.4 Расчёт конвекционной части печи

Процесс теплопередачи в конвекционной секции (камере) складывается из передачи тепла от газового потока к трубам конвекцией и радиацией. Основное влияние на передачу тепла имеет конвекционный теплообмен. Трубы в конвекционной камере принято располагать в шахматном порядке, так как в этом случае коэффициент теплопередачи при прочих равных условиях наибольший. Сырьем в конвекционной части является вода.

1. Тепловая нагрузка камеры конвекции

Q_k = Q_пр - Q_р = 7703712кДж/ч

4. Средняя температура дымовых газов в конвекционной камере. Газы в конвекционную камеру входят с t_п = 750°С, уходят с t_ух = 333°С (вычислены при расчёте радиантной камеры). Средняя температура t_ср =541,5°С.

5. Средняя логарифмическая разность температур между дымовыми газами и нагреваемым продуктом:

τ_ср = (∆t_в - ∆t_н )/ (2,3 ·1g ∆t_в / ∆t_н )

750°С → 333°С

120°С←25°С
∆t_в = 630°С; ∆t_н =308°С.

τ_ср = (630- 308)/(2,3 • lg 630/ 308) = 230°С

6. Задаются расстоянием между осями труб S₁ =0,250 м, числом труб в горизонтальном ряду n=6, диаметром труб d=0,134 м и определяют ширину камеры конвекции

М_к = S₁ (n-1) + d + 0,05

М_к = 0,25(6- 1) +0,134+ 0,05 = 1,434м

7. Живое сечение камеры конвекции

f_к = (М_к – nd)1_пол = (1,434 – 6·0,134) 12 = 7,56 м²

8. Секундный расход дымовых газов

G_с = (1 +α-L₀ )В/3600,

где α - коэффициент избытка воздуха;

L₀ - теоретический расход воздуха для сжигания 1 кг топлива,кг/кг.

G_с = (1 + 1,19 ·16,5669) 1039 / 3600 = 6 кг/с.

9. Массовая скорость дымовых газов

U = G_с / f_к = 6 / 7,56 = 0,8 кг/(м² ·с)

10. Коэффициент теплоотдачи конвекцией от дымовых газов к трубам (для шахматного расположения трубных пучков)

а_к = 0,34ЕU^0,6 / d^0,4

Значение коэффициента Е=21,8 определяют по графику в зависимости от средней температуры дымовых газов t_ср =541°С.

а_к = 0,34·21,8 · 0,8^0.6 / 0,134^0.4 = 14,5 Вт/(м² ·К).

11. Определяют коэффициент теплоотдачи трёхатомных газов

а_р = 0,025 · t_ср – 2 = 0,025 · 541,5 – 2 = 11,5 Вт/(м² -К)

12. Коэффициент теплопередачи от дымовых газов

К= 1,1 -(а_к + а_р ) = 1,1 ·(14,5 + 11,5) = 28,6 Вт/(м² ·К)

13. Необходимая поверхность нагрева конвекционных труб

Н_к.тр = Q_к / К · τ_ср ,

где Q_к - количество тепла, передаваемого в конвекционной камере сырью;

К - коэффициент теплопередачи от дымовых газов, Вт/(м² -К);

τ_ср - средняя разность температур между дымовыми газами и

нагреваемым сырьём.

Н_к.тр = 2139920 / 28,6 ·230 = 325,3 м²

14. Число труб в конвекционной камере

n = Н_кт.р / πdl_пол = 325,3 / 3,14*0,134*12 = 65 шт.

2.3 Расчет ректификационной колонны К-62.

Ректификационная колонна К-62 служит для выделения товарного этилбензола из алкилата.

Таблица 2.3

Требования к готовой продукции.

Таблица 2.4

Состав питающего потока.

Расчет колонны производится в программе DesignIIforWindows. Результаты представлены в таблицах.

Таблица 2.5

Технические характеристики колонны.

Таблица 2.6

Состав дистиллята.

Таблица 2.7

Состав куба

Расчет высоты колонны:

Фактическое количество тарелок рассчитывается, принимая примерное значение КПД клапанных тарелок 80%[2].

Расстояние между тарелками принято 460 мм, в месте расположения люка расстояние между тарелками 1000 мм.

· Высота тарельчатой части без учета люков:

Н = 55*460= 25300 мм

· Высота тарельчатой части с учетом люков:

Н = 25300 + 4*1000 = 29300 мм

· Высота опорной части, куба и верхней части колонны:

Н = 2130 + 14600 = 16730 мм

Н_общ = 29300 + 16730 = 46030 мм

Вывод: дистиллят соответствует по требованиям этилбензолу техническому первого сорта. Максимальный рассчитанный диаметр колонны 2.186 м принимаем равный 2,2 м, что соответствует реальному диаметру колонны.

Таким образом, колонна справляется с предполагаемой нагрузкой и обеспечивает необходимое качество продуктов.

2.4 Расчет теплообменника Т-64.

Теплообменник Т-64 предназначен для охлаждения дистиллята колонны К-62.

Поток входит в теплообменник с температурой 140°С. Требуемая температура на выходе – 135^о С. Охлаждающий агент – вода с начальной температурой – 110 ^о С.

Расчет был произведен в программе DesignIIforWindows. Характеристики теплообменника Т-64 представлены в табл. 2.8.

Таблица 2.8

Характеристика конденсатора Т-64

Существующий конденсатор имеет поверхность теплообмена 400 м² , таким образом, аппарат справляется с нагрузкой и имеет запас по поверхности 29,47 %.

Таблица 2.9

Конструктивные характеристики теплообменника.

Заключение.

В данном курсовом проекте рассмотрена установка получения этилбензола. Рассчитана ректификационная колонна выделения товарного этилбензола из алкилата. Рассчитанная колонна имеет диаметр 2.2 м и высоту 46030 мм, что соответствует реально существующей колонне на производстве.

Также был произведен поверочный расчет печи П-101/1,2, которая является ребойлером для данной колонны. Расчет показал, что аппарат справляется с нагрузкой. Был выбран стандартный кожухотрубчатый теплообменник с площадью теплообмена 400 м² в качестве конденсатора и произведен и его расчет с помощью программы DesignIIforWindows.

Список использованной литературы.

1. Ширкунов А.С., Кудинов А.В., Рябов В.Г. Технологический расчет трубчатых печей с применением ЭВМ. Изд – во Перм. гос. техн. ун-та, 2009. – 150 с.

2. Касаткин А. Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. М.: Химия, 1971.

3. Регламент установки этилбензола ЗАО “Сибур-Химпром”

4. Тимофеев В.С., Серафимов Л.А. Принципы технологии основного органического и нефтехимического синтеза. Москва «Высшая школа», 2003

5. Методические указания к курсовому проектированию по курсу "Процессы и аппараты химической технологии", кафедра МАПП, Пермь, 1992.

6. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию/ Под ред. Ю. И. Дытнерского. М.: Химия, 1983.

7. Сарданашвили А.Г. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и газа. Издание 3-е, 2007. – 272с.

8. Этилбензол: технологические аспекты производства. Некоторая конъюнктурная ситуация на мировом и региональных рынках. Составитель: Булеца О.К., 2001