технология. технологический раздел. 5 технологический раздел 1 выбор и обоснование технологической схемы
 Скачать 274 Kb.
|
|
5 ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАЗДЕЛ 5.1 ВЫБОР И ОБОСНОВАНИЕ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ СХЕМЫ УСТАНОВКИ РИФОРМИНГА Согласно заданию на проектирование необходимо разработать установку платформинга, разработанной по варианту получения высокооктанового автобензина марки Нормаль-80 производительностью 500000 тонн в год. Таким образом, принимается к расчету блок риформинга технологической установки VR-650 фирмы “Ventech” (США) с тремя последовательно работающими реакторами и секцией стабилизации. 5.2 СЫРЬЕ, ПРОДУКТЫ И РЕАГЕНТЫ БЛОКА РИФОРМИНГА. ФАКТОРЫ ПРОЦЕССА Сырьем блока риформинга является широкая фракция гидрогенизата 56-175°С западно-сибирской нефти. Характеристика гидрогенизата представлена в таблице 5.1. В таблицах 5.2, 5.3, 5.4 и 5.5 представлены характеристика используемого катализатора, данные по составу сухого газа, ВСГ, факторы процесса. Таблица 5.1 - Характеристика сырья блока риформинга.
Таблица 5.2 – Характеристика применяемого катализатора
Таблица 5.3 – Состав циркулирующего водородсодержащего газа
Таблица 5.4 – Состав сухого газа
Таблица 5.5 – Факторы процесса риформинга
5.3 ОПИСАНИЕ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ СХЕМЫ БЛОКА РИФОРМИНГА УСТАНОВКИ VR-650 Гидроочищенный обессеренный бензин из секции гидроочистки смешивают с водородом, подаваемым рециркуляционным компрессором секции риформинга С-321 А/В. Смесь бензина и водорода подогревают в теплообменниках Е-321 и Е-323, а затем нагревают в печи риформинга Н-321 примерно до 452 оС, то есть до температуры, создающей оптимальные условия реакции в реакторе риформинга R-321. Проходящие в реакторе риформинга R-321 реакции идут с поглощением тепла. Следовательно, после реактора риформинга R-321 поток следует нагревать – это производится в печи Н-322, а после реактора риформинга R-322 поток снова нагревают в печи Н-323. Это позволяет создавать оптимальную температуру в каждом реакторе риформинга. Выходящий из реактора риформинга R-323 поток охлаждают сырьем в теплообменнике Е-323, затем в рибойлере стабилизационной колонны Е-322, еще одном теплообменнике Е-321 и, наконец, в воздушном холодильнике Е-324 (АВО). Охлажденный продукт входит в сепаратор V-321, где из него выделяется ВСГ; этот газ подается на всас рециркуляционного компрессора секции риформинга С-321 А/В и бустерного компрессора секции гидроочистки (на схеме не показан). Избыток ВСГ из секции риформинга используется в качестве топлива на других технологических установках; остаток может сжигаться на факеле. Жидкая углеводородная фаза из сепаратора V-321 подогревается в теплообменнике Е-331 жидким горячим кубовым продуктом с низа стабилизационной колонны Т-331 и поступает в питательную зону стабилизационной колонны. Сверху стабилизационной колонны выводятся легкие углеводороды, которые частично конденсируются в верхнем конденсаторе воздушного охлаждения Е-332 и затем поступают в сборник орошения V-331. Жидкие углеводороды из сборника орошения подаются в стабилизационную колонну в качестве орошения. Большая часть сырья, поступающего в стабилизационную колонну выводится из нее в виде жидкого горячего кубового продукта. Часть кубового продукта рециркулирует через рибойлер Е-322, обогреваемый продуктом, выходящим из реакторного блока. Подведенное в рибойлере тепло испаряет часть жидкости в кубе, и образовавшиеся пары поднимаются вверх по колонне, обеспечивая тем самым процесс стабилизации риформата. Жидкий кубовой продукт колонны стабилизации охлаждают сначала в теплообменнике Е-331 сырьем стабилизационной колонны, а затем в воздушном холодильнике Е-333. Охлажденный стабильный риформат выводится за пределы установки.  5.4 РАСЧЕТ РЕАКТОРНОГО БЛОКА РИФОРМИНГА Получено задание спроектировать реакторный блок установки риформинга над алюмоплатинорениевым катализатором PR-8TL фирмы «Criterion Catalysts» производительностью 500 тыс. т/год для повышения октанового числа прямогонной бензиновой фракции западно-сибирской нефти, прошедшей гидроочистку. 5.4.1 МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС УСТАНОВКИ Выход катализата принимаем равным 85 % на основании данных по октановому числу бензина [10, рис. 6.6.], а также на основании величины рабочего давления процесса. Таблица 5.6 – Материальный баланс установки
Из 365 дней установка 340 дней перерабатывает сырье, 22 дня - ремонт установки, 3 дня - регенерация катализатора. 5.4.2 РАЗМЕРЫ РЕАКТОРА Принцип расчета состоит в том, что сначала определяется общий объем катализатора в реакторах установки, а затем определяются размеры последнего, наиболее загруженного реактора [2,с.176]. Условия процесса для расчета критических параметров сырья принимаются по третьему реактору. При этом принимается распределение катализатора по реакторам 1:2:4, считая от первого реактора к последнему. Все реактора принимаются одинакового размера с расчетом диаметра, высоты цилиндрической части и двух полушаровых днищ. Молекулярная масса сырья рассчитывается по формуле Крэга: М= (44,29· ρ1515)/(1,03 – ρ1515), (5.1) где ρ1515 – относительная плотность сырья ρ1515 = ρ420 +5·α, (5.2) где α – поправка [3, с.227]. α = 0,001828-0,00132·ρ420 =0,001828-0,00132·0,732=0,000862 ρ1515 = 0,732+5·0,000862=0,736 М = 44,29·0,736/(1,03 – 0,736) = 110,9 Найдём приведенные температуру и давление ТПР и РПР: ТПР = Т/ ТКР, (5.3) РПР = Р/ РКР, (5.4) где Т, Р – температура и давление в третьем реакторе (см. табл. 5.5) ТКР, РКР – критические значения соответствующих параметров ТКР найдём по формуле Итона-Портера [14, с. 130]: ТКР = 355+0,97·а – 0,00049·а2, (5.5) где а = (1,8·Т50% - 359)· ρ1515, (5.6) где Т50% - температура выкипания 50% сырья (см. табл.1) а = (1,8·394 – 359)·0,736 = 257,75 ТКР = 355+0,97·257,75 – 0,00049·(257,75)2 = 572,5 К ТПР = (450+273)/572,5 = 1,27 РКР найдём по формуле Льюиса [14, с. 134] РКР = К·105·ТКР/М (5.7) где К = 6,3 – коэффициент [14, табл. 6.3] РКР = 6,3·105·572,5/110,9 = 3252027,05 Па РПР = 1680000/3252027,05 = 0,52 Найдём фактор сжимаемости сырья ZС. По графику [3, с. 16] ZС = 0,95 Рассчитаем объём паров сырья на входе в реакторный блок при средней температуре в третьем реакторе VС450 = Gc·1000·22,4·T·ZC·P0/(24·M·T0·P·3600) (5.8) где Gc – расход сырья в т/сут T0, P0 – нормальные значения соответствующих параметров VС450 =  м3/секРассчитаем объём паров циркулирующего газа на входе в реактор при температуре процесса VЦ.Г.450 =  (5.9)где Gc – расход сырья в т/сут T0, P0 – нормальные значения соответствующих параметров n–кратность циркуляции водородсодержащего газа где ZH2 = 1 – фактор сжимаемости для водорода [3, c. 16] VЦ.Г.450 =  =7,43 м3/секОбщий объём катализатора в трёх реакторах VK.P.= VС20/W (5.10) где VС20 - объём паров сырья при 20 оС W – объёмная скорость подачи сырья, ч –1 VС20 = GC/ ρC (5.11) где GC – расход сырья в кг/ч ρC – плотность сырья при 20 оС, кг/м3 ρC = ρ420·1000 = 0,732·1000 = 732 VС20 = 61274,51/732 = 83,71 м3/сек VK.P.= 83,71 /1,5 = 55,81 м3 Зададимся значением линейной скорости движения смеси сырья и циркулирующего газа в реакторе U = 0,5 м/с [3, с. 185], тогда можно рассчитать размеры реактора следующим образом: Площадь поперечного сечения реактора: F = (VС450+ VЦ.Г.450)/U (5.12) F = (0,52+7,43)/0,5 = 15,9 м Диаметр реактора: D =  (5.13)D =  = 4,5 мОбщая высота катализаторного слоя во всех реакторах: hK = VK.P/F = 55,81 /15,9 =3,51 м (5.14) Принимаем число реакторов n = 3, тогда высота слоя катализатора в третьем реакторе с учётом того, что в нём находится 4/7 части от общего количества катализатора: h1 = hK·4/7 =3,51 ·4/7 = 2,0 м (5.15) Высота цилиндрической части реактора: h2 = h1·3/2 =2,0·3/2 =3 м (5.16) Н = h2+D = 4,5+3 =7,5 м (5.17) Таким образом, рассчитаные размеры реактора риформинга составляют D = 4,5 м, высота H =7,5 м. 5.4.3 ТЕПЛОВОЙ БАЛАНС РЕАКТОРА Цель расчёта теплового баланса – проверка опытной величины температуры, с которой продукт покидает реактор. Температуру выхода продуктов принимаем и методом подбора проверяем правильность решения. Составим тепловой баланс реактора: Q1 = Q2+Q3+Q4 (5.18) Где Q1 – приход тепла с сырьём и циркулирующим газом, ккал/ч; Q2 – тепло, выносимое непрореагировавшей частью сырья, ккал/ч; Q3 – тепло, выносимое продуктами реакции, ккал/ч; Q4 – расход тепла на реакции риформинга, ккал/ч; Q1 = GC·I452CП + GЦ.Г·I452ГП (5.19) где GC, GЦ.Г – расход сырья и ВСГ по материальному балансу установки (см. табл. 5.6)  I452CП, I452ГП – энтальпии паров сырья и циркулирующего газа на входе в реактор, ккал/кг I452CП = I0,CП –  I (5.20)где I0,CП, I – энтальпия паров сырья при атмосферном давлении и поправка к энтальпии с учётом давления, ккал/кгI0, CП = (50,2+0,109·t+0,00014·t2)(3,992 – 0,9952·ρ420) –73,8 (5.21) I0, CП =(50,2+0,109·452+0,00014·4522)(3,992 – 0,9952·0,732) –73,8 = 344,16 ккал/кг I·M/T = - 4,4·PПР/ТПР3 (5.22)где Т – температура на входе в третий реактор I = - 4,4·0,52·(273+452)/(1,27)3·110,9 = - 7,30 ккал/кгI452CП = 344,16 – 7,30 = 336,86 ккал/кг Подсчитаем массовую теплоёмкость циркулирующего газа без учёта давления, так как поправка на неё в данном случае мала. Средняя температура в третьем реакторе 450 оС. Значения CP (в ккал/(кг·град)) находим используя базу данных программы «Design II». Результаты расчётов по определению теплоемкости циркулирующего газа сведены в таблицу 5.8 Расчет массовой доли (xi) для компонентов ВСГ хi = mi / Σmi; где mi-масса i-го компонента; Σmi - масса всех компонентов mi =di Vi где di - плотность компонента при t=452 °С и Р=1,7 МПа; Vi - объем компонента, % об. di=d0273P/TP0 где d0 - плотность компонента при нормальных условиях, кг/м3; P0 - атмосферное давление, МПа; Р и Т - давление и температура в системе, К и МПа; di=d0 ·273·1,5/(783·0,1)=d0 5,23 Таблица 5.7 – Определение массового состава ВСГ
Таблица 5.8 – Теплоемкости компонентов ВСГ
СЦ.Г.=0,228·3,4861+0,229·0,8854+0,131·0,7915+0,225·0,7925+ +0,073·0,7870+0,069·0,7824+0,046·0,7796 =1,426 кал/(кг·град). Средний молекулярный вес циркулирующего газа: MЦ.Г =  (5.23)Средняя плотность циркулирующего газа: ΡЦ.Г. = 7,1/22,4 = 0,317кг/м3 Количество циркулирующего газа составляет: GЦ.Г. =  53071,09 кг/чQ2 = (1– s)·GC· I447C1П (5.24) где s = 0,15 – глубина превращения сырья в третьем реакторе; I447C1П – энтальпия паров сырья при температуре выхода из реактора I447C1П = I0,C1П – I (5.25) TПР = (447+273)/572,46 = 1,26 РПР = 1660000/3252027,05 = 0,51 I = -4,4·0,51·720/(1,26)3/110,9 = -7,28 ккал/кгI0,C1П = (50,2+0,109·447+0,00014·4472)(3,992 – 0,9952·0,732) –73,8 = 340,33 ккал/кг I447C1П = 340,33 – 7,28 = 333,05 ккал/кг Q3 = s·GC·(IС.Г.447П·yС.Г.+ IКАТ.447П·yКАТ.+QP)+ GЦ.Г.·I447ГП (5.26) где yС.Г, yКАТ – массовые доли сухого газа и катализата по материальному балансу (табл.5.6). IС.Г.447П, IКАТ.447П – энтальпии сухого газа и катализата Qp – тепловой эффект реакций риформинга рассчитаем по эмпирической формуле [24]  (5.27)Где - массовый выход катализата; Gi , Gci– массовые доли групповых углеводородных компонентов в катализате и сырье соответственно; Мi, Мсi – молекулярные массы катализата и сырья соответственно. Молекулярная масса катализата по формуле (5.1) М= (44,29· ρ1515)/(1,03 – ρ1515) где ρ1515 – относительная плотность катализата ρ1515 = ρ420 +5·α где α – поправка α = 0,001828 –0,00132·0,731=0,000863 ρ1515 = 0,731+5·0,000863=0,735 М = 44,29·0,735/(1,03 – 0,735) = 110,3  Рассчитаем в таблице 5.9 теплоемкость сухого газа при температуре 447 оС аналогично расчету для циркулирующего газа: Таблица 5.9 – Теплоемкости компонентов сухого газа
СС.Г. = 0,14·3,486+0,046·0,883+0,11·0,79+0,574·0,791+0,13·0,781 СС.Г. = 1,171 ккал/ (кг·град) На основании данных таблицы 5.10 рассчитаем энтальпию катализата по формуле (5.29) Таблица 5.10 – Свойства катализата, полученного при риформинге гидрогенизата (фр. 56 – 175 оС)
ТКР = 558,75 К (по формуле (5.5)) ТПР = 720/558,75 = 1,29 РКР = 3191409,79 Па (по формуле (5.7)) РПР = 1660000/3191409,79 = 0,52 I = -4,4·0,52·720/(1,29)3/110,3 = -6,96 ккал/кгI0,КАТП = (50,2+0,109·447+0,00014·4472)(3,992 – 0,9952·0,731) –73,8 = 340,45 ккал/кг IКАТ.447П = 340,45 – 6,96 = 333,49 ккал/кг Подсчитаем теплоту прихода и расхода: QПРИХ ≈ QРАСХ QПРИХ =61274,51·336,86+53071,09 ·1,426 ·(452 – 447) QРАСХ =0,85·61274,51·333,05+0,15·61274,51·(1,17·447·0,012+333,49·0,85+110,99) 21019328,31 ≈ 21029556,26 Ошибка расчёта составляет 0,05%. В ходе расчёта теплового баланса была расчетным путем подтверждена температура продуктов на выходе из реактора, которая составляет 447 оС. Таким образом, перепад температуры в третьем реакторе риформинга составил 5 оС. 5.4.4 РАСЧЁТ ПОТЕРИ НАПОРА В СЛОЕ КАТАЛИЗАТОРА Вычислим порозность слоя катализатора по формуле: ε = 1 -  (5.28)где VH = 740 кг/м3 – насыпная плотность катализатора VK = 1480 кг/м3 – кажущаяся насыпная плотность катализатора ε = 1 -  = 0,5Линейная скорость потока, м3/с, рассчитывается по формуле U=4·V/3,14·D2 U=4·(0,52+7,43)/3,14·62=0,28 м3/с Молекулярная масса смеси сырья и циркулирующего газа: М =  (5.29)Динамическая вязкость (по формуле Фроста): μ = Т·(6,6 – 2,5·lgM)·10 -8 , кг с/м2 (5.30) где Т = 723 К – средняя температура в реакторе μ = 723·(6,6 – 2,5·lg(14,24))·10 – 8 = 26,87·10 – 6 Плотность реакционной смеси в условиях процесса: ρ =  4 кг/м3 (5.31)  , кг/м2·м (5.32) 70,05 кг/м2·м ∆Р =70,05· 2=140,1кг/м2Так как потери напора не превышают допустимых 0,2 – 0,3 МПа, то принимаем реактор к проектированию [12]. 5.4.5 РАСЧЁТ СЕПАРАТОРА ВЫСОКОГО ДАВЛЕНИЯ Расчёт сводится к определению доли отгона, рассчитываемой на ЭВМ и определению размеров аппарата. В сепаратор поступает газопродуктовая смесь в составе: Катализат по материальному балансу - 125000 кг/ч Циркулирующий газ –17600 кг/ч Ниже приведён состав смеси поступающей в сепаратор. Таблица 5.11 – Состав смеси, поступающей в сепаратор высокого давления
Определим константу фазового равновесия для катализата: КФ.Р. = fЖ/fП (5.35) где fЖ, fП – фугитивности жидкости и паров соответственно, МПа Условия в сепараторе: РСЕП = 1,47 Мпа; tСР = 30 оС ft,PП = γ·РСЕП (5.36) где γ – коэффициент активности; РСЕП – давление в сепараторе, МПа Критические параметры катализата взяты из расчёта теплового баланса реактора: ТКР = 558,75 К; РКР =3191409,79 Па ТПР = ТСЕП/ ТКР; РПР = РКР/ РСЕП где ТСЕП, РСЕП – соответственно температура и давление в сепараторе ТПР = (30+273)/558,75 = 0,54 РПР = 1470000/3191409,79 =0,46 Находим коэффициент активности γ = 0,45 по графику [3 ,с.20] Найдём фугитивность паров ft,PП = 0,45·1,47 = 0,661 МПа Найдём фугитивность жидкости ft,PЖ = γ·РН.П (5.37) где РН.П – давление насыщенных паров, МПа РН.П = 105·exp(6,172·(1 – f(t)/f(ti)) (5.38) где f(t), f(ti) – функции температуры сепаратора и средней температуры кипения бензиновой фракции соответственно f(t) =  (5.39)f(30) =  7,96 Мпа f(111,5) =  5,31 МПаРН.П = 105·exp(6,172·(1 –7,96/5,31) = 4595,06 Па РПР = РН.П/РКР = 4595,06/3191409,79 = 1,439·10 – 3 ТПР = 0,54 Находим коэффициент активности γ = 1 по графику [3 ,с.20] ft,PЖ = 1·4595,06 = 4595,06 Па Так как РСЕП/РН.П.= 147·106/4595,06 = 319>2, то рассчитываем поправку fPC по формуле: 2,3·lg(fPC Ж/ ft,PЖ) = VЖ·( РСЕП – РН.П )/(R·T) (5.40) где VЖ – мольный объём жидкости, рассчитывается по формуле: VЖ = М/ρt (5.41) где М – молекулярная масса катализата ρt – плотность катализата при 30 оС, кг/м3 ρt = ρ420 – α·(t – 20) (5.42) где ρ420 – относительная плотность катализата (таблица 5.6) ρt = (0,731 – 0,000863·(30 – 20))·1000 = 0,722·1000 = 725 VЖ = 110,3/722 = 0,153 м3/моль С учётом всех параметров из формулы (5.40) получаем значение поправки: fPCЖ = 4,6·10 – 3 МПа Константа фазового равновесия катализата: КФ.Р. = 4,6·10 – 3 /0,661 = 6,96·10 – 3 Константы фазового равновесия для других компонентов находятся по номограмме [12] Таблица 5.12 – Сводная таблица для расчёта доли отгона на ЭВМ
Результаты расчёта доли отгона на ЭВМ сведены в таблицу Таблица 5.13 – Расчёт доли отгона в сепараторе высокого давления
ЕМОЛЬ = 0,9362 ЕМАСС = 0,5189 С помощью расчета на ЭВМ получили массовую долю отгона 51,89 %. Доля отгона по материальному балансу составляет 50,81 %. Отличие имеет место в силу нечеткости разделения в сепараторе, так как сам процесс представляет собой однократное испарение. Значит в жидком катализате, выходящем из сепаратора частично растворены углеводородные газы, которые могут быть выделены в колонне стабилизации катализата Рассчитаем основные размеры сепаратора высокого давления. Объём паров сырья при условиях в сепараторе: VC =  м3/с (5.43)где Gкат-т - массовый расход катализата, поступившего в сепаратор, кг/ч; Z - коэффициент сжимаемости; ρкат-т - плотность катализата, кг/м3 Определяем Z Тпр= 0,54; Рпр= 0,46 Z = 0,52 [3 с.16] Объём паров ВСГ при условиях в сепараторе: VВСГ =  (5.44)где VЦ.Г. = N·GC/ ρt – объём циркулирующего газа (5.45) где N – кратность циркуляции водорода, м3/м3 (таблица 5.2) VЦ.Г. = 2000·61274,51/725 = 1760м3/ч VВСГ =  3,58 м3/сОбъём паров сухого газа: VС.Г. =  (5.46)где GС.Г. – выход сухого газа после реактора, кг/ч МСГ – молекулярная масса сухого газа МСГ =  VС.Г. =  0,032 м3/сЗададимся значениями линейных скоростей жидкости и пара в сепараторе [12]: UГ = 0,4 м/с; UЖ = 0,1м/с Рассчитаем диаметр аппарата по жидкости и по пару, а затем сравним их и выберем наибольший. Сечение сепаратора по пару: FГ = (VВСГ + VС.Г.)/ UГ = (3,58+0,032)/0,4 = 9,03 м2 Диаметр сепаратора по пару: DГ =  =  =3,39 м Сечение сепаратора по жидкости: FЖ = 0,032/0,1 = 0,32 м2 Диаметр сепаратора по жидкости: DЖ =  = 0,64 мТак как DГ > DЖ, то к расчёту принимаем D = DГ = 3,39 м Для расчёта объёма сепаратора зададимся его высотой из условий эксплуатации производственной установки НСЕП = 7 м [15], тогда объём сепаратора найдём по формуле: VСЕП = HСЕП/ FГ = 7/9,03= 0,78 м3 5.4.6 ТЕПЛОВОЙ РАСЧЁТ СЫРЬЕВОГО ТЕПЛООБМЕННИКА Для того, чтобы охладить газосырьевой поток, вышедший из последнего реактора с t = 447 °С до 30 °С (условия в сепараторе) необходимо выбрать теплообменник и холодильник. Для регенерации тепла уходящих потоков газосырьевая смесь будет нагревать исходную бензиновую фракцию перед первой печью. Схему теплообмена выбираем противоточную 4  47ºС катализат 300ºСt  x гидроочищенная бензиновая фракция 200ºCТепло, отданное горячим потоком: Q = G кат-т (i481 - i220) + GВСГ (c1T1 – c2T2)+ GСГ (ссг1Т1 – cсг2T2) (5.47) где G кат-т, GВСГ, GСГ - массовые расходы катализата, ВСГ и сухого газа кг/ч; i447, i300 -энтальпии продуктов при 447°С и 300 °С, кДж/кг; c1,ссг1, c2, ссг2- теплоемкости при 447°С и 300 °С, кДж/(кг К); T1, Т2 - температуры входа (447°С) и выхода (300 °С), К. Определение энтальпии жидких нефтепродуктов [3, с.33] it= 4,187(0,403 t + 0,000405 t2)/(d1515)0,5 где t - температура в °С; d1515- относительная плотность нефтепродукта i481 = 4,187(0,403·447 + 0,000405·4472)/(0,735)0,5 = 1274,99 кДж/кг i220 = 4,187(0,403·300 + 0,000405 ·3002)/(0,735)0,5= 768,47 кДж/кг Таблица 5.14 – Теплоемкости компонентов ВСГ
Теплоемкости смеси газов cсм=Σxi cpi (5.48) где xi - массовая доля компонента; cpi - теплоемкость индивидуального компонента, (кДж/кг К) c1=0,228·14,74+0,229·3,7+0,131·3,31+0,225·3,3+0,073·3,27+0,069·3,29+ +0,046·3,26=6,00 кДж/(кг К) с2=0,0228·14,66+0,229·3,17+0,131·2,89+0,225·2,85+0,073·2,82+0,069·2,85+ +0,046·2,82=5,62 кДж/(кг К) Таблица 5.15 – Теплоемкости компонентов сухого газа
ссг1=14,74·0,14+3,7·0,046+3,31·0,11+3,3·0,574+3,27·0,13=4,92 ссг2=14,66·0,14+3,17·0,046+2,89·0,11+2,85·0,574+2,82·0,13=4,52 Q = 52083,33·(1274,99-768,47)+ 53071,09 ·(6,00·720 - 5,62·573) +735,29·(4,92-4,52)= =84745942,94 кДж/ч Определяем температуру tx tx= (-0,403+(0,4032+4·0,000405 c)0,5)/(2·0,000405) (5.49) где с = i (d1515)0,5 /4,187 (5.50) itx= i200+ Q·η/( Gкат-т + GВСГ) (5.51) где i200 - энтальпия продукта при 200 °С; Q – тепло, отданное горячим теплоносителем, кДж/кг; η =0,9 коэффициент полезного действия теплообменника [3 с.77]; i200= 4,187(0,403·200 + 0,000405·2002)/(0,736)0,5= 472,43 кДж/кг itx=472,43+84745942,94·0,9/(52083,33+53071,09 +735,29)= 1192,72 кДж/кг с = 1192,72· (0,736)0,5/4,187=244,38 tх=(-0,403+(0,4032+4·0,0004052·244,38)0,5)/(2·0,000405)=426,57 ºC Средняя разность температур:  СР =  (5.52)где ∆tВ и ∆tН – высшая и низшая разности температур между потоками у концов теплообменного аппарата, оС  50,2 0СОпределяем необходимую поверхность нагрева F = Q/( сpK) где Q - тепловая нагрузка аппарата.кДж/ч; сp - средний температурный напор; К - коэффициент теплопередачи, 1046,8 кДж/(м2*ч*К) [3,с.273] F =102535215,88 /(50,2·1046,8) = 1952,85 м2 Рассчитанному значению поверхности теплообмена соответствует кожухотрубчатый теплообменник с поверхностью теплообмена 1246 м2 ГОСТ 14246 – 79 [5, c. 346]. | ||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||