/
Автор: Адельсон С.В.
Теги: химическая промышленность нефтехимия нефтепереработка нефтегазовое производство
Год: 1963
Текст
С. В. АДЕЛЬСОН
ПРОЦЕССЫ И АППАРАТЫ
НЕФТЕПЕРЕРАБОТКИ
И НЕФТЕХИМИИ
„Цопущено Министерством высшего и среднего
специального образования СССР в качестве учебника
для учащихся техникумов"
ГОСУДАРСТВЕННОЕ НАУЧНО-ТЕХНИЧЕСКОЕ ИЗДАТЕЛЬСТВО
НЕФТЯНОЙ И ГОРНО-ТОПЛИВНОЙ ЛИТЕРАТУРЫ
Москва • 1963
АННОТАЦИЯ
Книга является учебником для учащихся нефтя-
ных техникумов и может служить практическим посо-
бием для работников проектных организаций и тех-
нических отделов нефтеперерабатывающих и нефте-
химических заводов.
В учебнике излагаются процессы разделения неод-
нородных жидких систем, иеремешнвания, очистки
газов, гидравлики сыпучих тел, перегонки и ректифи-
кации, абсорбции и десорбции, экстракции, адсорб-
ции, химические процессы; описаны трубчатые печи,
теплообменные аппараты, холодильники и конден-
саторы, реакторные устройства и методика их расчета.
Приведены примерные расчеты аппаратов.
Рецензенты:
1 .) Ленинградский химико-технологический техникум;
2 ) доц. А. И. Скобло.
ПРЕДИСЛОВИЕ
Настоящая книга является учебником по курсу «Процессы и
аппараты» для учащихся нефтяных техникумов (специальность «Тех-
нология нефти и газа»).
Во всех ведущих разделах учебника имеются примеры расчета,
благодаря чему он может применяться в качестве пособия для кур-
сового и дипломного проектирования.
Все расчеты, за исключением тепловых, приведены в единицах
системы СИ. В примерах тепловые единицы применялись как в кило-
калориях, так и в джоулях и ваттах.
Автор выражает признательность доц. А. И. Скобло, доц.
Л. Р. Стоцкому, инж. Е. И. Тропашко, инж. Б. А. Липкинду
и канд. техн, наук И. М. Разумову за ценные советы, критические
замечания, а также за предоставленные материалы.
ВВЕДЕНИЕ
Современные процессы переработки нефти отличаются большим
разнообразием технологических приемов и аппаратурного оформле-
ния, а также ассортимента выпускаемой продукции. Еще в большей
степени сказанное относится к нефтехимическим производствам, по-
лучившим особенно широкое развитие за последние десять лет.
Однако разнообразные технологические приемы, применяющиеся
в различных процессах переработки, основываются на использова-
нии ряда однотипных процессов, подчиняющихся некоторым общим
закономерностям, и соответствующих аппаратов. Так, в самых раз-
нообразных производствах применяются такие общие процессы, как
нагревание и охлаждение, перегонка и ректификация, абсорбция,
перемешивание, отстаивание, фильтрация и т. д.
Аппараты, применяемые для каждого из этих процессов, также
являются однотипными, хотя их конструкция может существенно
отличаться в зависимости от специфических особенностей различных
производств. Для правильного аппаратурного оформления и выбора
режимов работы различных производств необходимо глубокое знание
общих закономерностей работы аппаратов и процессов, протекающих
в них.
Предметом курса «Процессы и аппараты» является изучение фи-
зико-химических основ важнейших процессов, устройства аппара-
тов для проведения рассматриваемых процессов п методов их рас-
чета.
Развитие производства химического и нефтезаводского оборудо-
вания находится в прямой связи с развитием химической и нефте-
перерабатывающей промышленности. Когда переработка нефти сво-
дилась главным образом к простейшей перегонке, то соответственно
и аппаратурное оформление процессов было очень простым. В ка-
честве нагревателя применялся куб, для ректификации — дефлег-
матор и т. д. По мере совершенствования и усложнения процессов
переработки нефти требовалось соответствующее совершенствование
аппаратуры.
Современные крупнотоннажные процессы нефтепереработки и
нефтехимии требуют не только простого увеличения размера аппара-
4
тов, но также максимальной интенсификации их работы. В резуль-
тате появился ряд аппаратов усовершенствованной конструкции,
в том числе реакторные устройства, ректификационные колонны,
печи, теплообменники, центрифуги и т. ft. Появилась техника кипя-
щего слоя, требующая специальной аппаратуры. Осуществляются
процессы под высоким давлением (до 1500—2000 ат).
В свете решений XXII съезда КПСС, наметившего грандиозную
программу развития нефтеперерабатывающей и химической промыш-
ленности в СССР, в настоящее время рядом исследовательских и
проектных институтов разрабатываются новые химические процессы,
ведутся исследования по интенсификации работы отдельных аппара-
тов, разработке более совершенных конструкций и т. д. Сооружаются
новые крупные заводы по переработке нефти п нефтехимического
сырья, требующие для своего оснащения повой совершенной аппара-
туры и оборудования.
Современные процессы химической технологии можно разбить
па следующие группы.
1. Гидромеханические процессы, связанные с обработкой не-
однородных систем (жидкостей и газов со взвешенными в них
твердыми или жидкими частицами). К этим процессам относятся
перемешивание, отстаивание, фильтрация, центрифугирование, газо-
динамика кипящего слоя и др.
2. Механические процессы, связанные с обработкой твердых ма-
териалов. К ним относятся измельчение, рассев и перемещение твер-
дых материалов.
3. Тепловые процессы, связанные с передачей тепла от одного
тела к другому. К тепловым процессам относятся нагревание, охла-
ждение, испарение, конденсация, плавление, затвердевание.
4. Массообмеппые процессы, связанные с переходом вещества
(массы) из одной фазы в другую путем диффузии (массообмена).
К массообменным процессам относятся перегонка, ректификация,
абсорбция, экстракция, адсорбция, сушка, кристаллизация.
5. Химические процессы, связанные с химическими превраще-
ниями веществ, участвующих в процессе.
Глава I
ОСНОВНЫЕ ПОЛОЖЕНИЯ
§ Ь ЕДИНИЦЫ ИЗМЕРЕНИЯ МЕХАНИЧЕСКИХ
И ТЕПЛОВЫХ ВЕЛИЧИН
В октябре 1960 г. па XI Генеральной конференции по мерам
и весам была принята Международная система единиц (SI), а 18 сен-
тября 1961 г. Комитет стандартов, мер и измерительных приборов
при Совете Министров СССР утвердил эту систему в качестве Госу-
дарственного стандарта (ГОСТ 9867-61) со сроком введения его в дей-
ствие с 1 января 1963 г. для предпочтительного применения во всех
областях науки, техники и народного хозяйства, а также при пре-
подавании. Стандарт устанавливает сокращенное обозначение Ме-
ждународной системы единиц «СИ».
Международная система единиц включает 6 основных единиц
(длины — метр, массы — килограмм, времени — секунда, термодина-
мической температуры — градус Кельвина, силы электрического
тока — ампер и силы света — свеча), 2 дополнительные единицы
(плоского угла — радиан и телесного угла — стерадиан) и 27 важ-
нейших производных единиц.
В 1961 г. пересмотрены ГОСТ на механические единицы
(ГОСТ 7664-61) и тепловые единицы (ГОСТ 8550-61).
ГОСТ на механические единицы допускается применение трех
систем: МКС, составляющей часть СИ, СГС и МКГСС. ГОСТ на тепло-
вые единицы рекомендуется для практических измерений примене-
ние шкалы Цельсия и допускается временное применение калории
и производных тепловых единиц, основанных на калории.
Допускается применение кратных и дольных единиц измерений,
образуемых путем умножения или деления системных единиц на
степень числа 10. Наименование этих единиц получается при помощи
соответствующих приставок к наименованию системных единиц.
Наиболее часто встречающиеся приставки приводятся ниже:
106 мега (М);
103 кило (л);
10“2 саити (с);
10‘3 милли (л);
10-6 микро (мк).
С
Пример. 103 кал = 1 ккал* 10е дж = 1 Мдж\ 10“3 н = 1 мн; 10“”6 н = 1 мкн.
Ниже приведены наиболее часто встречающиеся основные и про-
изводные единицы.
1. Единицы длины. Основная единица — метр (л/); дольные —
единицы — сантиметр (см), миллиметр (мм). Внесистемные единицы
микрон (мк) и ангстрем (А).
1 см = 1 • 10“2 м; 1 мм — 1 • 10—3 м;
1 мк = 1.1(Гб м; 1 А == 1 • 1О“В * 10 м.
2. Единица площади—квадратный метр (ле2); дольные единицы —
квадратный сантиметр (см2) и др.
1 см2 = Ь10“4 лЛ
3. Единица объема—кубический метр (м3); дольные единицы —
кубический сантиметр (см3). Внесистемная единица — литр (л).
1 см3 = 1 • 10“6 м3;
I л = 1,000028- НУ”3 м3 (~ 1 • 10“3 ле3).
4. Единицы массы. Основная единица — килограмм (кг) (в си-
стемах СИ и МКС); дольная единица — грамм (г). Внесистемная
единица — тонна (т).
В системе МКГСС единица измерения массы выражается в кило-
грамм-сила — секунда в квадрате на метр (1 кГ *сек2/м).
1 г = 1 • 10“3 кг;
i т — 103 кг;
1 кГ*сек2/м = 9,80665 кг.
В качестве внесистемной индивидуальной единицы массы при-
меняют моль и киломоль. Киломолем (кмоль) называется масса ве-
щества в килограммах, численно равная молекулярному весу.
5. Единица силы — ньютон (н) (в системах СИ и МКС), пред-
ставляющий собой силу, сообщающую покоящейся массе в 1 кг уско-
рение, равное 1 м/сек2. В системе МКГСС основная единица силы —
килограмм-сила (кГ; кгс), т. е. сила, сообщающая покоящейся массе
в 1 кг ускорение, равное 9,80665 м/сек2 (~9,81 м/сек2).
1 кр = 9,80665 н (—9,81 н).
Покоящаяся масса может быть принята в качестве меры коли-
чества вещества. Количество вещества определяется, в частности,
взвешиванием на рычажных весах путем сравнения масс взвешивае-
мого тела и гири в состоянии относительного покоя. Результат та-
кого взвешивания не зависит от ускорения земного притяжения
и выражается в единицах массы (кг, г, т).
6. Единица плотности. Плотностью называется частное от деления
массы тела па его объем:
В системах СИ и МКС единица плотности — килограмм на куби-
ческий метр (кг/м3). Внесистемная единица плотности — грамм на
кубический сантиметр (г/сле3) и килограмм на литр (кг/л). В системе
7
МКГСС основной единицей плотности является килограмм-сила*-
секунда в квадрате на метр в четвертой степени (кГ 'Сек2/м*).
1 г/см3 ~ 103 кг/м3;
1 кг/л 103 кг/м3;
1 кГ *сек2/м* - 9,80665 кг/м3.
7. Удельный вес — вес единицы объема, т. е. сила притяжения
единицы объема вещества к земле. Удельный вес в системах СИ и
МКС — ньютон на кубический метр (н/м3). В системе МКГСС — ки-
лограмм-сила на кубический метр (кГ/м3).
1 кг/м3 = 9,80665 н/м3.
8. Тепловые единицы. В системах СИ и МКС в качестве единицы
тепла принят джоуль (дж). Широкое распространение получили
единицы тепла калория (кал) и килокалория (ккал), допускаемые
ГОСТ на тепловые единицы для временного применения. Соотноше-
ние между калориен и джоулем.
1 ккал -- 1000 кал =- 4,1868* 103 дж.
Энтальпия (прежде называвшаяся теплосодержанием), отнесен-
ная к единице массы вещества, выражается в дж/кг, кдж/кг и ккал/кг.
1 ккал/кг = 1,163 вт; 1 млн. ккал/кг — 1,163 Мет;
1 ккал/кг* °C = 4186,8 дж!кг *°С ~ 4,1868 кдж/кг -°C;
1 ккал/м1 • ч • °C - - 1,163 вт/м2 • °C;
1 ккал/м' ч • °C = 1,163 вт/м- С.
9. Единица работы и энергии — джоуль (дж) в системе СИ и
МКС), представляющий собой работу, совершаемую силой в один
ньютон па пути длиной 1 м (при совпадении направлений действия
силы и перемещения точки приложения силы).
В системе МКГСС единица работы п энергии выражается в кило-
грамм-сила — метр (кГ *м).
1 кГ-м — 9,81 дж.
10. Едпнпца скорости — метр в секунду (м/сек); дольные еди-
ницы — сантиметр в секунду (см/сек) и милли метр в секунду (мм/сек).
11. Единица ускорения — метр на секунду в квадрате (м/сек2),
12. Единица давления (в системе СИ и МКС) — ньютон на
квадратный метр (н/м2). Внесистемные единицы — бар и миллиметр
ртутного столба (мм рт. ст.).
1 бар - 1 -105 н/м2 = 10197 кГ/м2 1,02 кГ/см2.
1 мм рт. ст. 133,3 и/м2-.
В системе МКГСС единица давления — килограмм-сила на квад-
ратный метр (кГ/м2); кратная единица — килограмм-сила на квад-
ратный сантиметр (кТ/см2).
1 кГ/см2 = 1 ат — 10000 кГ/м2 — 0,981 бар ~ 98,1 кн/м2.
§ 2. СОСТАВЛЕНИЕ МАТЕРИАЛЬНЫХ БАЛАНСОВ
Согласно закону сохранения вещества, количество вещества, по-
ступающего в какую-либо систему, равно количеству вещества, по-
кидающего эту систему, независимо от того, какие физические или
химические изменения оно претерпевает.
8
В процессах переработки нефтепродуктов сумма поступающего
на переработку сырья и реагентов равна сумме полученных продук-
тов переработки. Для процессов переработки нефти, являющихся
обычно непрерывными, уравнение материального баланса принято
составлять для часового прихода и расхода вещества:
б^нач —- ^JjGkoh (1)
где ^(?наЧ — сумма продуктов, поступающих в систему, в кг/ч;
2jGkoh —сумма продуктов, покидающих систему, в кг/ч\
Снач = Gj пач 4" &2 иач “Н • * •
2L GKon = Gj кон -J- G2 кон 4“ • • • •
Материальный баланс может быть составлен как для суммы ком-
понентов, так и для отдельных компонентов системы.
В практических расчетах материальный баланс может соста-
вляться для установки в целом, для отдельного аппарата либо для
части аппарата.
Пример 1. На установку легкого термического крекинга поступает гудрон
в количество 92 000 кг/сутки и тяжелый газойль каталитического крскипга
а количестве 8000 кг/сутки. В результате переработки получается 8% газа,
20% бензина и 72% крекииг-остатка. Составить материальный баланс установки.
Материальный баланс
Статьи баланса кг/час % мае.
Входит
Гудрон 92 000 92,0
Тяжелый газойль 8 000 8,0
Всего 100 000 100,0
В ы х о д Tf т
Газ 8 000 8,0
Бензин 20 000 20,0
Крекинг-остаток 72 000 72,0
Всего 100 000 100,0
§ 3. ОСНОВНЫЕ ФИЗИКО-ХИМИЧЕСКИЕ КОНСТАНТЫ
НЕФТЕПРОДУКТОВ
а* Плотность
Плотность может выражаться в кг/м\ г/см* или кг/л.
Для нефтепродуктов принято пользоваться относительной плот-
ностью, представляющей собой отношение плотностей нефтепродукта
при 20° С и воды при 4° С. Относительная плотность обозначается
9
q4°« Поскольку плотность воды при 4° С равна 1 г/сле3, относитель-
ная плотность нефтепродуктов численно совпадает с их плотностью
при 20° С в г!см3.
Плотность нефтепродуктов уменьшается с повышением темпера-
туры. Зависимость относительной плотности от температуры опре-
деляется по формуле, предложенной Д. И. Менделеевым:
el = е:° - a (t - 20), (2)
где q* — относительная плотность при заданной температуре;
— относительная плотность при 20° С;
t — температура в ° С;
а — коэффициент объемного расширения, зависящий от темпе-
ратуры и плотности нефтепродукта
Для технических расчетов плотность нефтепродуктов при высоких
температурах можно определять при помощи специального графика.
б. Средняя температура кипения
Средняя температура кипения нефтепродукта необходима для
расчета ряда физических констант. Она может определяться как:
средняя массовая температура кипения (прежняя весовая)
л _______61*1+62*2+- • •.
^ср. масс- Gi + g2 + _ >
средняя объемная температура кипения
л _____V 1*1+ ^2*2+ • • • .
<Ср. Об у IV 1 ’
(3)
(4)
средняя молярная температура кипения
_gi_ t । _Pj_ t 1
л. _ N 1*1+ ^2*2 + * • ‘ ^1 1 ^2 ____ /E\
*ср.мол— 7V1+Ar2 + ... Gi W
M M
Здесь Gi, 62... — массы (или массовые проценты) отдельных
фракций;
Vi, F2... — объемы (или объемные проценты) отдельных
фракций;
7V1, TV's... — моли (или молярные проценты) отдельных
фракций;
Mi, М2... — молекулярные веса фракций;
й, h... — средние арифметические температуры кипения
фракций.
10
Средняя объемная температура кипения всегда ниже средней
массовой температуры, так как при перегонке сначала отгоняются
фракции с более низкой плотностью и массы отогнанных фракций
меньше их объема.
Средняя молярная температура кипения ниже средней массовой
и средней объемной температур, так как при перегонке отгоняются
в первую очередь фракции
с меныпим молекулярным
весом и изменение молеку-
лярного веса с повышением
температуры кипения фрак-
ции более значительно, чем
изменение плотности.
При определении различ-
ных физических констант
нефтепродуктов принято
пользоваться средней моляр-
ной температурой кипения.
Для технических расчетов
опа может быть определена
Рис. 1. Поправка к средней молярной
температуре кипения.
на основании разгонки нефтепродукта по ГОСТ (или вакуумной
разгонки по Богданову).
Сначала определяется средняя объемная температура кипения:
__ *io ~Н *20 + *зо 4“ *40 + *до 4“ ho 4~ *70 + *ао 4~ *ио
ср ~ 9
(6)
где *ю» *20» • • —температуры отгона 10%, 20% и т. д. поГОСТ
в °C.
Затем по графику (рис. 1) определяется поправка A t Поправка
A t определяется в зависимости от наклона кривой разгонки по
ГОСТ (или по Богданову), который равен
*90 *10
80
° С/%.
Средняя молярная температура кипения
*ср. МОЛ — ^ср
Пример 2» Нлйти среднюю молярную температуру кипения бензина, имею-
щего следующую разгонку по ГОСТ.
II. к..............40° С 60%.................150° С
10%.................66° С 70%.................164° С
20%.................85° С 80%.....................180° С
30%................100° С 90%................194° С
40%................120° С К. к.............. 200° С
50%................133° С
11
Средняя объемная температура кипения
_«ю + ^о + - • + «,о 66 + 85+100+120 + 133 +
<ер----------g------- g
150+164 + 180 + 194 = , с
Наклон кривой разгонки равен
*so _____19^ 70____. _ _
80 ' 80
По графику (рис. 2) находим поправку ,М = 13° С.
Средняя молярная температура кипения
/ер. мол ==^ср —Л/ == 132 —13 —119° (
в. Характеризующий фактор
Физико-химические константы нефтепродуктов (в частности, мо-
лекулярный вес) зависят не только от средней молекулярной тем-
пературы кипения, по также и от химической природы нефтепро-
дукта. Константа, учитывающая химическую природу нефтепро-
дукта, называется характеризующим фактором и обозначается бук-
вой К.
Т7 _ 1»216 у 1 ср. МОл /7'.
л 16 » \/
о
15
где 7’ср, мол — средняя молярная температура кипения нефтепро-
дукта по абсолютной шкале в °К, равная 71ср,МОл=
= 2/3 -}- mojiJ
— относительная плотность нефтепродукта.
В формуле (7) вместо р15 можно с достаточной для практиче-
15
о 20
ских целен точностью подставлять q4 .
Характеризующий фактор нефтепродуктов меняется от 10 до
13. Наименьшее значение он имеет для ароматических нефтепродук-
тов, наибольшее — для парафинистых.
Пример 3. Определить характеризующий фактор для бензина, имеющего
относительную плотность q20 — 0,775 и среднюю молярную температуру кипе-
ния /ср. мол ~ 119° С.
к = 1,216 ^ер-мол = 1,216 У~273 +119
г. Молекулярный вес
Молекулярный вес нефтепродуктов зависит от температуры ки-
пения и химической природы. Чем выше температура кипения неф-
тепродукта, тем больше его молекулярный вес. При одной и той же
12
средней температуре кипения молекулярный вес парафинистых неф-
тепродуктов выше, чем ароматизированных.
Для определения молекулярных весов нормальных парафиновых
углеводородов и нефтепродуктов парафинового основания приме-
няется формула Войнова (так называемая простая формула Вой-
нова):
М = 60 + 0,3/ -г 0,001 /2, (8)
где I — средняя объемная температура кипения в °C.
Рис. 2.
а — зависимость меяхцу молекулярным весом, средней молярной температурой кипения и
характеризующим фактором; б — зависимость между молекулярным весом» средней молярной
температурой кипения и плотностью.
Войновым также предложена эмпирическая формула для опре-
деления молекулярного веса с учетом химической природы нефте-
продукта:
М - (7А—21,5) + (0,76 - 0,04А) / (0,0003A-0,00245)/2, (8а)
где t - - средняя молекулярная температура кипения в ‘ С;
К — характеризующий фактор.
Имеются графики, связывающие молекулярный вес, среднюю
молекулярную температуру кипения и характеризующий фактор
либо плотность. Такие графики представлены па рис. 2.
Пример 4. Определить молекулярный вес легкой флегмы термического
крекинга следующих качеств: /ср. мол = 241° С; К — 10,9.
Молекулярный вес ио уравнению (8а)
М = (7.10,9 — 21,5) + (0,70-0,04-10,9)241 + (0,0003 • 10,9-0,00245) X
X 2412 = 180,3.
По графику 2,а из точки ла оси абсцисс, соответствующей ZCp. мол — 241° С,
возводим перпендикуляр до пересечения с линией, отвечающей значению ха-
13
рактеризующего фактора 10,9. Из точки пересечения ведем прямую, параллель-
ную оси абсцисс, до пересечения с осью ординат и находим, что молекулярный
вес равен 178. Экспериментально было найдено значение молекулярного веса
для этого продукта, равное 182.
д. Вязкость
Вязкость измеряется в единицах динамической вязкости, кинема-
тической вязкости и в условных градусах пли секундах.
Динамическая вязкость обозначается буквой р.
Единица динамической вязкости (в системе СИ) представляет
коэффициент внутреннего трения такой жидкости, в которой сила
в один ньютон вызывает взаимное перемещение двух слоев жидкости
(площадью 1 м2 каждый), находящихся па расстоянии 1 м друг
от друга, со скоростью 1 м/сек.
Единица динамической вязкости в системе СИ Н'Сек/м? или
кг/м-сек, что одно и то же.
В системе СГС динамическая вязкость измеряется в дин сек/см?
или г/см • сек, что одно и то же. Эта единица вязкости называется
пуазом (пз).
Сотая часть пуаза называется сантипуазом (спз).
Соотношение между единицами вязкости
1 н-сек/м2 — 1 кг/м-сек = 0,102 кГ 'Сек/м? — 10 пз.
1 кГ-сек/м2 — 9,81 н-сек/м?\ 1 пз = 0,1 н-сек/м*.
Кинематическая вязкость представляет частное от деления ди-
намической вязкости на плотность и обозначается буквой v:
Единица кинематической вязкости
ц. кг кг м2
v = —------: —т =-----.
q м • сек м? сек
В системе СГС размерность кинематической вязкости см2/сек.
Эта единица называется стоксом (ст), а сотая часть ее сантистоксом
(сст).
Вязкость в условных градусах (например, Энглера и др.) пред-
ставляет отношение времени истечения жидкости к времени исте-
чения такого же объема воды из соответствующего прибора яри 20° С.
Для технических расчетов важно знать зависимость вязкости 4
от температуры. Вязкость всех жидкостей уменьшается при повы-
шении температуры. В логарифмической сетке зависимость вязко-
сти нефтепродуктов от температуры представляется с некоторым
приближением прямой линией. Поэтому для определения вязкости
при любой температуре необходимо иметь значения вязкости нефте-
продукта при двух температурах; интервал между этими темпера-
турами желательно иметь возможно больший.
14
Динамическая вязкость газов, наоборот, повышается с повыше-
нием температуры. Зависимость вязкости газов от температуры опи-
сывается формулой Сазерленда:
з
= Ц()
С+ 273
С’ + Т
(9)
где р0 — динамическая вязкость при 0° С;
Т — абсолютная температура в °К;
С — константа, зависящая от природы газа.
Пример 5. Динамическая вязкость крскпнг-остатка, имеющего относитель-
ную плотность = 1,02, при 200° С равна 5,5 спз. Требуется вычислить дина-
мическую и кинематическую вязкость в системе СИ.
Динамическая вязкость в системе СИ
5,5
100 • 10
= 5,5 мн • сек/м2 = 0,0055 кг/м • сек.
Для вычисления кинематической вязкости находим относительную плот-
ность крекинг-остатка при 200° С, пользуясь специальным графиком. Относи-
тельная плотность по графику равна 0,900, откуда q200 = 900 кг/м3.
Кинематическая вязкость
р _ 0,0055
Q 900
= 6,11 • 10 ^м3/сек.
Пример 6. Динамическая вязкость этана при 0 °C и атмосферном давлении
равна 0,98 • 10“5 н • сек/м3. Найти динамическую и кинематическую вязкость
его при температуре 300 °C, если постоянная С = 225.
Динамическая вязкость по формуле (9)
г——
Изо»=Ио | / (—-) -= 0,1 W • 1 о -5 <
225 + 273 I / 573 i г
-----!---- I/ -------- = 18,5 мкн • сек м
225 + 573 Г \ 273 /
Плотность этана
_ М213Р 30-273-1 п„. , ..
Олоо 22,4 7" 22,4-573 0,6'
Кинематическая вязкость
= р = 1.85 • 10
V Q ~ ’ 0,64
= 29 • 10-е м3/сек .
е. Критические константы
Критической температурой вещества называется температура,
выше которой вещество может существовать только в газообразном
состоянии.
15
Давление насыщенных паров вещества при критической темпера-
туре называется критическим давлением вещества.
Удельный объем, занимаемый веществом при критических темпе-
ратуре и давлении, называется критическим объемом.
Критические температуры и давления нплнвндуальных угле-
водородов он редел я юте я экспери мента л ыи >.
Рис. 3. 11 со вдо критические параметры нефтяных фракции.
Критические температуры и давления, нефтепродуктов являются
усредпеппымп параметрами. Их называют также лсевдокрптнческнмк
температурой и давлением. Опп могут определяться по графику
(рис. 3) в зависимости от характеризующего фактора и молекуляр-
ного веса.
Пример 7. Определить критические константы легкого газойля катали-
тического крекинга ((Г° = 0,9594), имеющего характеризующий фактор К
= 10,4; молекулярный вес М — 190.
На графике (см. рис. 3) находим
/кр 495' С; Рнр.абс ~ 22,5 ат ~ 2,25 Мн,1м- && 22,5 бар.
ж. Приведенные константы
При расчете аппаратуры, работающей под повышенным давле-
нием, приходится пользоваться так называемыми приведенными кон-
стантами. Приведенной температурой Тг принято называть отношу
ние заданной температуры Т вещества к его критической температуре
7’кр (обе температуры выражаются в градусах абсолютной шкалы):.
Тт = ~Ш
/кр ,
16
Приведенным давлением Рт называют отношение давления ве-
щества Р к его критическому давлению Рир:
Л<Р ‘
(11)
Пример 8. Найти приведенные температуру и давление газойля, указанного
в примере 7, находящегося ирн температуре 450° С п абсолютном давлении 100 ani
(— 100 бар):
Т = 273 И 450 = 723° К.
Приведенная температура
723
768
11 р и веденное дав леи по
з. Теплоемкость, энтальпия и скрытая теплота испарения
Массовой1 тсплоемкостхэЮ называется количество тепла, необхо-
димое для нагрева 1 кг вещества на 1° С. Это количество тепла раз-
лично для разных веществ, поэтому теплоемкость является опре-
деленной физической константой вещества.
Теплоемкость имеет размерность [дж/кг • °C] пли [ккал/кг - ’С]
и обозначается буквой с.
Скрытой теплотой псиареппя называется количество тепла в ки-
локалориях, которое нужно сообщить 1 кг жидкости, чтобы пере-
вести ее в нар, имеющий ту же температуру, что и жидкость. Скры-
той теплотой конденсации называется количество тепла, выделяю-
щееся при конденсации 1 кг пара при постоянной температуре. Чис-
ленно скрытая теплота конденсации равна скрытой теплоте испаре-
ния. Размерность скрытой теплоты иска рения [дж/кг] пли (ккал/кг);
обозначается опа буквой г.
Энтальпией (теплосодержанием) нефтепродукта при данной тем-
пературе условились называть количество тепла в джоулях или
килокалориях, которое необходимо сообщить 1 кг продукта, чтобы
нагреть его от 0° С до данной температуры (энтальпия жидкости),
или которое необходимо для нагрева продукта до данной темпера-
туры, испарения его при этой же температуре п перегрева паров
(энтальпия паров). Размерность энтальпии [кдж/кг] или [ккал!кг\.
Энтальпия жидкости обозначается буквой i, энтальпия паров —
буквой I.
Теплоемкость жидких нефтепродуктов зависит от их плотности,
а такяге температуры и мджет быть определена по следующей
фор/У/уУ1 /571
называли весовой теплоемкостью.
17
Истинная
ратуре t
теплоемкость жидких нефтепродуктов при темпе-
с = —= (1687 + 3,39 0 дж/кг • ° С
или
с = —4= (0,403 + 0,000811) ккал/кг ° С.
Средняя
температур
теплоемкость жидких нефтепродуктов в
от 0°С до t
(12)
интервале
с = -4г (1687+ 1,6950 5лс/кг-°С,
с = —(0,403 + 0,000405 0 ккал/кг °C. (12а)
^15
Энтальпия жидких нефтепродуктов
с = -(16871 + 1,695 <2) дж/кг,
*15
г = (0,4031 + 0,00040512) ккал/кг , (126)
I О13
* У15
где р18 — относительная плотность при 15° С;
t — температура.
Как видно из формул (12) и (126) теплоемкость и энтальпия неф-
тепродуктов увеличиваются с уменьшением плотности и с повыше-
нием температуры.
По формуле (126) составлены справочные таблицы, из которых
можно непосредственно получить значения энтальпии нефтепродук-
тов различной плотности [1 ]. В таблицах значения плотности обычно
приведены через пять сотых (0,050); для промежуточных значений
плотности берутся промежуточные значения энтальпии.
Теплоемкость нефтепродуктов обычно меньше единицы.
Для определения энтальпии нефтяных паров при атмосферном
давлении рекомендуется следующая формула:
I = [532 - 210,6 е" + (1,821 - 0,456 q") t +
+ (0,00234 — 0,00059 (£) Ю’ дж/кг
ИЛИ
1 = 127,1 - 50,3 е” + (0,435 - 0,109 q”) t +
+ (0,00056 — 0,000141 О*') С ккал/кг .
(13)
18
Значения энтальпии нефтяных паров могут быть найдены также
в справочных таблицах [1].
График зависимости теплоемкости жидких и парообразных нефте-
продуктов от температуры, учитывающий природу нефтепродукта,
приведен на рис. 4.
Энтальпию углеводородных газов обычно определяют в зависи-
мости от молекулярного веса и температуры.
449,5
388,5
* 333,0
27J5
111,0
555
О
-1,1
И
222,0
I 166,5
___U О?
1,0 V
-
93 20ч 31.9 427 538
У2,0
11,5
11,0
10,5
К-100
28
W
—28
-~83
~38 93 149 204 ^260 316 Л1 427 487 538 593 649°С
- 0,9
' 10,0 11,0 12,0 13,0
К
-55,5
Рис. 4. Энтальпия жидких п парообразных нефтепродуктов
выше 0° С.
I — поправка на характеризующий фактор К для жидкости; II — множи-
тель поправки; III — поправка па характеризующий фактор К для паров;
IV — поправка в ккал/кг.
Энтальпия нефтяных паров
при повышенном давлении
С повышением давления энтальпия нефтяных паров уменьшается
вследствие уменьшения скрытой теплоты испарения. Построены гра-
фики для определения поправки, которую нужно вычесть из энталь-
пии паров при атмосферном давлении, чтобы получить соответствую-
щее значение энтальпии паров при повышенном давлении (рис. 5).
Каждая кривая отвечает определенному значению приведенной тем-
пературы Тг,
Для пользования графиком необходимо знать критические кон-
станты нефтепродукта и молекулярный вес. Вычисляют приведен-
ные температуру и давление и по графику находят значение орди-
М М
наты — после чего, зная молекулярный вес и критическую
3 кр
температуру, определяют значение поправки А/.
2*
19
Скрытая теплота испарения при атмосферном давлении удобно
определяется как разность энтальпии паров [уравнение (13)1 и эн-
тальпии жидкости [уравнение (126)1 при данной температуре*
Рис. 5. Поправка
энтальпии газов и
паров при повышен-
а — область низких да-
нлсиий; б — область
высоких давлений.
S
ных давлениях.
Ниже приводится значение скрытой
рых нефтепродуктов прп атмосферном
теплоты испарения некото-
давлении
кдж/кг ккал/ кг
Бензин......................... 293—314 70—75
Керосин........................ 230—251 55—60
Масла.......................... 167—219 40-56
20
Скрытая теплота испарения при повышенном давлении меньше,
чем при атмосферном, причем чем выше давление, тем меньше скры-
тая теплота испарения. При критических условиях скрытая теплота
испареипя равна нулю. При вакууме скрытая теплота испарения
больше, чем при атмосферном давлении.
Пример 9. Найти энтальпию паров и жидкости, а также скрытую теплоту
испарения продукта с относительной плотностью о 2 ° = 0,890 при температуре
390° С. 4
По справочным таблицам [1] энтальпия жидкости с относительной плотно-
стью 0,85 равна 237,3 ккал/кг, а с плотностью 0,9 равна 230,6 ккал/кг.
Разности плотностей 0,9—0,85 = 0,05 отвечает разность энтальпии 237,3—
—230,6 = 6,7, а разности 0,89—0,85 = 0,04 разность х:
0,05-6,7 , _ 6,7-0,04
0,04 — х х ' 0,05
i == 237,3 — 5,3 — 232 ккал/кг (972 кдж/кг).
Таким же способом находим по справочной таблице [1] энтальпию наров:
I = 280,1 ккал/кг (1174 кдж/кг).
Скрытая теплота испарения
г = /—i = 280,1—232 = 48,1 ккал/кг (202 кдж/кг)
Пример 10. Найти энтальпию бензина при температуре 450° С и абсолютном
давлении 50 а/п, если известно, что относительная плотность = 0,780,.
молекулярный вес М = 110, критическая температура fKp = 280° С, критиче-
ское давление Ркр. абс = 34 ат.
Энтальпию нефтяных паров с относительной плотностью 0,780 при темпе-
ратуре 450° С находим по справочным таблицам:
/ат = 336,8 ккал/кг.
Приведенная температура
Т г ,.273 +450
г' З'кр ’273 + 280 ’
Приведенное давление
Р 30 Л „
— =-------— 1.47 .
нр 34
По графику (см. рис. 5, а) находим
4^ = 2,25.
1 нр ;
Поправка
2,25 7’кр 2,25-553 ... .
А / =----=--------ууц — = 11,3 ккал/кг.
Энтальпия нефтяных паров при 450° С и давлении 50 ат
Zso = 1 ат— Д/ = 336,8—11,3 = 325,5 ккал/кг == 1360 кдж/кг.
214
и. Теплопроводность нефтепродуктов
В пределах температур 0—200° С теплопроводность жидких неф-
тепродуктов уменьшается с повышением температуры.
Уравнение для определения теплопроводности нефтепродуктов
X = 541^- (1 — 0,00054t) вт/м °C
«и
или
к = — 0,000541)ккал/м -ч °C, (14)
^15
где — относительная плотность нефтепродукта;
t — температура в °C.
§ 4. ОБЩИЕ ПРИНЦИПЫ СОСТАВЛЕНИЯ ТЕПЛОВЫХ БАЛАНСОВ
Тепловой баланс служит основой при расчете тепловых, диф-
фузионных и химических процессов. Для составления его необхо-
димо определить количество тепла, вносимого в аппарат и выходя-
щего из аппарата, причем согласно закону сохранения энергии при-
ход и расход тепла должны быть равны:
2 @вх = 2 Свых кет или ккал/ч, (15)
где 2 Qm — суммарное количество тепла, вносимое в аппарат по-
ступающими продуктами, в кет или ккал/ч;
У, ^вых — суммарное количество тепла, уносимое из аппарата,
включая потери тепла в окружающую среду, в кет
или ккал/ч.
Количество тепла, вносимое в аппарат или выносимое из него
нефтепродуктами, может определяться по следующим формулам.
Количество тепла, вносимое или выносимое жидкостью,
Q = Get = Gi кет или ккал!ч. (16)
Количество тепла, вносимое или выносимое парами,
Q = Gctn + Gr + Gcn (tn — tH) = GI кет или ккал/ч. (17)
Здесь Q — количество тепла в кет или ккал/ч;
с — теплоемкость жидкости в дж/кг • °C пли ккал/кг • JC;
t — температура в °C;
ta — температура насыщения в °C;
г — скрытая теплота испарения в дж/кг или ккал/кг;
сп — теплоемкость паров в дж/кг • °C или ккал/кг • °C;
£п — температура перегрева паров в °C;
i — энтальпия жидкости в дж/кг или ккал/кг;
I — энтальпия паров в дж/кг или ккал/кг.
:22
Как видно из уравнений (16) и (17), количество тепла может
определяться двумя способами: при помощи теплоемкостей и скры-
той теплоты испарения либо при помощи энтальпии. Последний
метод значительно удобнее и проще, особенно когда из теплового
баланса необходимо определить одну из температур.
Проиллюстрируем это на примере теплообмена между двумя
потоками: горячим и холодным. Пусть количество горячего потока
составляет Gi кг/ч, его начальная и конечная температуры й и t*
°C; теплоемкости ci и ci дж/кг • °C или ккал/кг °C и энталь-
пия Zj и г2 дж/кг или ккал/кг. Количество холодного потока G2
кг/ч; его начальная и конечная температуры rj ит2 °C; теплоемкости
rj и дж/кг • °C или ккал/кг °C и энтальпия и i2 дж/кг
или ккал/кг. Пусть потери тепла в окружающую среду равны
(>пот кет или ккал/час. Обычно известны количества потоков и три
температуры (Gi, 62, й, /2, Tj), а четвертая температура (т2) неиз-
вестна и является искомой.
Составим уравнение теплового баланса:
ИЛИ
^2г1 = + ^2*2 + ^пот •
Произведем перегруппировку:
Q G1 — еА) G2 (С2 Т2 Т1) + (18)‘
ИЛИ
Q — Gi(^i — == G2 (Ч — Ч) С? пот • (18а)’
В уравнении (18) неизвестны величины т2 и с2, причем тепло-
емкость с2 является функцией температуры т2* Если вести расчет
по уравнению (18), то необходимо задаться значенпем с2, опреде-
лить из уравнения (18) искомую температуру т2, затем проверить
по уравнению (12а) правильность выбранной величины с2. Если
величина е2 выбрана неверно, принимают другое значение с2 и рас-
чет повторяют до совпадения заданного значения с2 с полученным
по уравнению (12а). Таким образом, расчет по уравнению (18) тре-
бует ряда повторных пересчетов.
В уравнении (18а) имеется лишь одно неизвестное i2. Осталь-
ные величины известны. Значение ia легко определяется из уравне-
ния (18а):
.* О .,г
12= ч+ (Ц = г1 +
G1 (1\ %) QnOT
б>2
(186)
Зная /а, легко найти по таблицам искомую температуру т4.
Приведенный пример показывает, насколько удобнее пользо-
ваться энтальпией, чем теплоемкостью.
ГИДРОМЕХАНИЧЕСКИЕ ПРОЦЕССЫ
Глава II
РАЗДЕЛЕНИЕ ЖИДКИХ НЕОДНОРОДНЫХ СИСТЕМ
§ 1. ОТСТАИВАНИЕ
Процесс отстаивания нримекяется для разделения гетерогенных
«систем — суспензий и эмульсий — под действием силы тяжести.
Отстаивание возможно при наличии разности удельных весов раз-
деляемых сред н при размере взвешенных частиц больше 0,5 мк.
Суспензии представляют собой гетерогенную систему, в которой
внешней дисперсионной средой является жидкость, а внутренней
дисперсной средой — взвешенные твердые частицы. В эмульсиях
внутренняя дисперсная среда состоит из мелких капель жидкости,
не растворимой в дисперсной среде.
В зависимости от размера взвешенных частиц суспензии при-
близительно подразделяются на грубые — с частицами размером
свыше 100 мк, тонкие — с частицами размером от 0,5 до 100 мк и
мути, имеющие частицы размером меньше 0,5 мк.
а. Осаждение твердых частиц
Рассмотрим движение шарообразной твердой частицы в неподвиж-
ной среде. На частицу действуют сила тяжести, направленная вниз
и равная весу частицы, и подъемная сила, равная весу вытесненной
жидкости:
р = v (бт — q>k) g = у л R3 (qt — e>«) g
где Г — объем частицы;
от — плотность оседающей частицы в кг/м3;
ош - - плотность среды в кг/м3;
Н — радиус частицы в м;
% — ускорение силы тяжести в м/сек2.
Если удельный вес частицы больше удельного веса среды, то
частица начнет двигаться вниз — осаждаться. При осаждении ча-
124
стицы часть движущей силы тяжести будет затрачиваться на сообще-
ние ускорения, а часть на преодоление сопротивления среды S рав-
ного согласно закону Ньютона
С Г л л d~
= С Qt —
и)2
Т н'
где С — коэффициент лобового сопротивления.
По мере нарастания скорости осаждения сила сопротивления
среды возрастает, а ускорение частицы уменьшается. В пределе
ускорение становится равным пулю и движение частицы — равно-
мерным, так как движущая сила целиком затрачивается на преодоле-
ние сопротивления среды, т. е.
P = S.
Эта постоянная скорость движения частицы называется скоростью
осаждения. При своем движении небольшие частицы быстро дости-
гают предельной скорости осаждения ш, поэтому для определения
времени осаждения исходят из этой скорости.
Так как S — Р, то, приравнивая уравнения и преобразуя их,
получим уравнение осаждения
CBes = 4-Ar, (19)
о
где Re = — критерий Рейнольдса;
Аг “ — критерий Архимеда.
При осаждении крупных частиц (d '_> 0,1 мм) в относительно
маловязкой среде основное сопротивление среды вызывается силами
инерции, под действием которых происходят отрыв струй и обра-
зование турбулентных вихрей, а силы трения играют второстепен-
ную роль. В этих условиях турбулентного режима сопротивление
среды пропорционально квадрату скорости и коэффициент сопро-
тивления С = 0,44.
Re = 3,03 Аг (20)
или
W = т/3,03 ^(CT-gHcj (20а)
Этот режим соответствует значениям критерия Re J> 500 и назы-
вается режимом осаждепия Ньютона.
При малых размерах частиц и большой вязкости среды основ-
ную роль играет сопротивление трения; режим осаждепия в этом
случае ламинарный. В этих условиях сопротивление пропорцио-
нально первой степени скорости.
25
Ламинарный режим имеет место при Re < 0,2, причем скорость
•осаждения определяется законом Стокса, так как коэффициент со-
противления
откуда
или
Re = 4- Аг
1О
1 Rd2 От —
18 V Ож
(21)
(21а)
Между двумя предельными областями лежит промежуточная
область, когда коэффициент сопротивления равен
18,5
Re0’6 *
В суспензиях и эмульсиях всегда содержатся частицы различ-
ных размеров. Обычно расчет ведут для частиц меньшего размера,
так как если создать условия для осаждения мелких частиц, то для
осаждения крупных частиц условия будут заведомо достаточны.
Из уравнения (21а) видно, что скорость осаждения возрастает
с увеличением диаметра частиц, разности плотностей осаждаемых
частиц и среды и с понижением вязкости среды.
Для более эффективного отстоя в технике часто теми или иными
способами воздействуют на основные факторы, влияющие в соот-
ветствии с законом Стокса на скорость осаждения. Так, уменьшая
вязкость и плотность среды путем повышения ее температуры или
разбавлением маловязким растворителем, можно увеличить скорость
осаждения.
В ряде случаев возможно также воздействие па размеры отстаи-
ваемых частиц. Так, путем воздействия специальными коагулято-
рами или электрического поля высокого напряжения (электрообез-
воживание эмульсий) можно увеличить размеры взвешенных ча-
стиц и значительно повысить скорость отстаивания.
б. Устройство отстойников
В зависимости от режима работы различаются отстойники пе-
риодического, полунепрерывного п непрерывного действия.
На рис. 6 изображен отстойник полунепрерывного действия для
разделения суспензий. Смесь поступает в отстойник сверху. Осадок
оседает на дно аппарата и периодически выгружается. Жидкость
выводится из аппарата непрерывно.
Отстойник непрерывного действия представлен па рис. 7. Он
представляет собой невысокую цилиндрическую чашу 1 с кониче-
ским днищем и кольцевым прямоугольным желобом 2 у верхнего
26
края. Внутри чаши расположена мешалка 3 с гребками, которая*
делает 2,5—20 об1млш. Суспензия непрерывно поступает сверху через-
трубу 4. Осветлепная жидкость стекает через
верхний желоб 2, а сгущенная суспензия
оседает у днища и медленно перемещается
гребками к центральному патрубку, через ко-
торый она непрерывно отсасывается грязевым
насосом 5.
Отстойники для разделения эмульсий
обычно работают непрерывно. На рис. 8 а
представлен отстойник для разделения воды
и нефтепродукта. Смесь поступает в отстойник
вблизи уровня раздела фаз. Уровень воды мо-
жет поддерживаться автоматически регулятором
уровня либо при помощи сифона или «утки».
Высота водоотводящеп трубы h опреде-
Рис. 6. Отстойник
полунепрерывного
действия.
ляется по уравнению
(Л — х) QDg =•-- (Н — х) Qng,
(22)
Рис. 7. Отстойник не-
прерывного действия.
1 — цилиндрический резер-
вуар; 2 — кольцевой желоб;
3 — мешалка; 4 — труба
для подачи суспензии; 5 —
диафрагмовый насос.
27
откуда
h - х 4 - (Я — х)
Для чистой воды Он = 1 г/см3. Тогда
h = х + (// — х) Qn.
Здесь Qu — плотность продукта в г/см3;
qb — плотность воды или другой тяжелой жидкости в г/см\
Рис. 8а. Горизонтальный водоотделитель.
1 — разделяемая смесь; 2— нефтепродукты; 3 — вода.
в. Расчет отстойников
Пусть имеется горизонтальный отстойник непрерывного действия
высотой Н и длиной L. Обозначим скорость движения жидкости
через скорость осаждения ipOc. Соответственно время прохожде-
ния смеси через отстойник тж и время осаждения частиц тос.
Продолжительность пребывания жидкости в отстойнике равна
длине пути, деленной па скорость:
L
Тж — ---
Время осаждения
Н
Тос — ~~—
аос
Для того чтобы частица осела, время осаждения ее должно быть
равно ил if меньше временя пребывания жидкости в отстойнике:
Tqg Т>к
или
II L
t^oc ^ЯС
В пределе допускаемая скорость движения жидкости
L
28
Объем жидкости, проходящей через отстойник, равен произве-
дению скорости потока на его поперечное сечение:
V = 3600 м3/ч
или
м/сек-
Подставляем значение
V ______ L
3600 5 ~w°c и ‘
Производительность отстойника
V = 3600 W,>c М3/ч. (23)
Для прямоугольного отстойника S НЬ, откуда
V = 3(500 Hb ~ u)ti. = 3600 bLwuv 3600FwOc м3/ч. (23а)
Из уравнения (23а) следует, что производи-
тельность отстойника определяется только его
площадью в плане F и не зависит от высоты или
объема.
Пример И. Определить производительность отстой-
пика непрерывного действия для обезвоживания нефти,
имеющей температуру 100° С и давление 15 кГ/см1 =
= 14,7 бар. Плотность нефти при 100° С Q = 800 кг/ле3,
кинематическая вязкость v = 2,9 • 10—6 м2)сек, диаметр
наименьших капель воды d — 0,09 мм = 90 • 10~6 м.
Размеры отстойника: диаметр D =4,2 ле; длина
I = 15 м.
Рис. 8б. К при-
меру 11.
Так как диаметр осаждаемых капель воды меньше 0,1 леле, ведом расчет по
закону Стокса, а затем проверяем значение критерия Рейнольдса.
Скорость осаждения капель воды по уравнению (21а)
х _ОЛ00429 Л/е„
18 V £>ж 18 2,9 • 10-(’ 800
Критерий Рейнольдса
u-ocrf 0,000429-90-IO-6
Пе= —~—=----------, „ е------=0,0133.
2,9 • 10~6
Следовательно, режим ламинарный и использование уравнения (21а) пра-
вил НПО.
Пусть поверхность раздела фаз нефти и воды находится на высоте 1 ле от
дна отстойника.
Ширину поверхности раздела найдем как длину хорды:
I = 2 /Л (D-Л) = 2 /1 (4,2-1,0) = 3,57.к.
29
Поверхность раздела фаз
F = IL = 3,57 • 15 = 53,6 лЛ
Производительность отстойника.
V = WocF • 3600 = 0,000429 • 53,6 - 3600 = 82,5 л3/ч.
Проверяем производительность по уравнению (23).
Сечение отстойника за вычетом сечения, занимаемого водой (рис. 86)»
Н = D—h = 4,2-1 = 3,2
и
с 3,14 Z)2 Я2 / ла . \ 3,14-4,22 2,12
4 а 180 ) 4 2
(Q 1А . Ч \
- 0,851 = 13,9-0,36 = 13,54 м*.
loU /
Г А Е
V = 3600 S —?=- Шос = 3600 • 13,54 -777- 0,000429 = 98 м*/ч.
п 3,2
§ 2. ФИЛЬТРАЦИЯ
Фильтрация применяется для разделения суспензий при помощи
пористых перегородок, задерживающих твердые частицы и пропу-
скающих жидкость. Твердые частицы образуют на перегородке оса-
док, а очищенная жидкость — фильтрат — проходит через пере-
городку.
Пористую перегородку и образующийся на пей осадок можно
рассматривать как состоящие из большого количества мелких кана-
лов или капиллярных трубок. В соответствии с этим скорость филь-
трации определяется перепадом давления через перегородку и оса-
док. Перепад давления через фильтрующую среду и является дви-
жущей силой процесса фильтрации.
Перепад давления может возникнуть в результате повышения
давления перед фильтрующей перегородкой либо путем создания
вакуума за перегородкой.
Процесс фильтрации можно осуществлять периодически или не-
прерывно. В качестве фильтрующих перегородок могут использо-
ваться мелкозернистые материалы (песок, гравий), пористые тела
(пористая керамика, пористые металлические пластины), волокни-
стые материалы (стеклянная вата, асбестовое волокно), ткани и
металлические сетки.
Осадки, образующиеся на поверхности фильтрующей перегородки»
делятся на сжимаемые и несжимаемые. Частицы сжимаемых осадков
деформируются и размер пор уменьшается с повышением давления,
а размер и форма частиц несжимаемых осадков не меняются с изме-
нением давления.
Основными факторами, решающими успех фильтрации и опре-
деляющими производительность фильтра, являются характер и тол-
щина осадка. Главную роль в процессе фильтрации обычно играет
не сопротивление фильтровальной ткани или другой перегородки,
которая представляет только основу фильтрующего слоя, а сопро-
тивление самого осадка, который является основным фильтрующим
30
материалом. Так как поры осадка, как правило, меньше пор филь-
трующей ткани, то задерживающая способность фильтра опре-
деляется в основном характером накопившегося осадка.
В начале процесса фильтрующая перегородка обладает низкой
задерживающей способностью и первые порции фильтрата могут
получаться мутными, так как с фильтратом проходят взвешенные
частицы. В дальнейшем по мере накопления осадка задерживающая
способность возрастает и фильтрат получается качественным.
Иногда до начала фильтрации на поверхности фильтра искус-
ственно создают слой инертного осадка пропуском небольшого коли-
чества инертного суспендированного материала (силикаты, кизель-
гур, диатомит и др.).
В процессе фильтрации толщина осадка возрастает, а поры филь-
трующей перегородки и образующегося осадка постепенно заби-
ваются, сопротивление возрастает и либо возрастает давление филь-
трации, либо сокращается ее скорость. Процесс фильтрации прекра-
щается, когда сопротивление возрастает настолько, что дальнейшее
ведение процесса становится нецелесообразным.
Для полного удаления фильтрата из осадка его промывают не-
посредственно на фильтре.
а. Устройство фильтров
Фильтры под давлением
Фильтрпрессы, получившие широкое распространение, характери-
зуются большой поверхностью фильтрации при малых габаритах.
Основные типы фильтрпрессов — рамные и камерные.
Рис. 9. Рамный фильтрпресс.
1 — рама*, 2 — плита; 3 — фильтрующая ткань; 4 — станина;
5 — упорная плита; 6 — подвижная концевая плита; 7 — гори-
зонтальная направляющая; 8 — зажимной винт; 9 — сборный
желоб для фильтрата или промывочной жидкости.
Рамный фильтрпресс (рис. 9) состоит из чередующихся пустоте-
лых рам 1 и сплошных рифленых плит 2 с зажатой между ними филь-
трующей тканью. Плиты и рамы (рис. 10) имеют каналы 3 и 4, обра-
31
Рис. 10. Рама и плита рамного фильтрпресса.
/ — рама; 2 — плита; 3 — каналы для анода суспензии; 4 — каналы
дли ввода промывочной жидкости; 5 —дренажные каналы; в — сбор-
ные каналы; 7 — отводный капал для фильтрата и промывочной жид-
кости.
зующие при сборке один сплошной канал. На поверхности плит
имеются дренажные каналы
Рис. 11. Схема работы рампого
фильтрпресса.
а — фильтрация; б — промывка осад-
ка; 1 — рама; 2 — плита; 3 — капал
для суспензии; 4 — канал для про-
мывочной жидкости.
5 и сборные каналы 6‘, которые сооб-
щаются с отводным каналом 7.
В процессе? фильтрования (рис. 11)
суспензия подается под давлением
в канал 5, откуда опа поступает
в полость рам. Фильтрат проходит
через ткань и стекает по дренаж-
ным капавкам, имеющимся па поверх-
ности плит, вниз и удаляется через
отводные каналы.
Для промывки осадка закрывают
краны на отводных каналах плит че-
рез один. Промывную жидкость вво-
дят через каналы 4, а канал 3 закры-
вает. Промывка идет ио схеме, пока-
занной стрелками. Для разгрузки
осадка раздвигают плиты и рамы, по-
сле чего осадок выгружают вручную.
Дисковый фпльтр (рис. 12) пред-
ставляет собой горизонтальный
цилиндрический корпус, состоящий
из двух полуцилиндрических по-
ловинок. К верхней половине
фильтра подвешены круглые пла-
стины (диски), являющиеся само-
стоятельными фильтрующими эле-
ментами. Каждый диск 1 состоит
из профильного каркаса с грубой
проволочной сеткой, поверх кото-
рой с обеих сторон натянута более
мелкая сетка и фильтрующая ткань,
а также имеет патрубок для отвода
32
фильтрата 2 и 3. Суспензию подают по трубе 8, причем филь-
трат проходит через ткань внутрь диска и отводится через отводные
трубы и смотровые стекла в общий коллектор. После достижения
осадком предельной толщины фильтрацию прекращают и осадок
Рис. 12. Дисковый фильтр.
а — продольный разрез; 6 — поперечный разрез; 1 — диски; 2, з — трубки; 4 — коллектор;
5 — верхняя часть корпуса; 6 — нижняя часть корпуса; 7—откидные болты; 8—труба
для подачи суспензии; 9 — рукоятка; 10 — труба для подачи воздуха; 11 — отверстие для
вывода смытого осадка.
промывают. После промывки оставшуюся жидкость выдавливают
сжатым воздухом и просушивают осадок воздухом. Затем нижнюю
половину корпуса отводят в сторону и осадок счищают вручную.
Стандартный фильтр этой конструкции имеет 36 пластин диаме-
тром 900 мм и поверхность фильтрации 44 м*.
Фильтрпрессы и дисковые фильтры работают периодически.
Вакуум-фильтры
Периодически работающий нутч-фпльтр (рис. 13) является про-
стейшим вакуум-фильтром. Подобный фильтр представляет собой
открытый сверху цилиндрический сосуд с плоской фильтрующей
перфорированной перегородкой, расположенной несколько выше
днища. На фильтровальной перегородке помещают сетку и ткань.
Пространство между днищем и перегородкой соединяют с источником
вакуума. Фильтрат пз пижпеп части фильтра собирается в сборник,
также находящийся под вакуумом. После фильтрации осадок можно
промыть. Осадок выгружается вручную. Фильтр работает перио-
дически.
Непрерывно действующий барабанный вакуум-фильтр (рис. 14)
представляет собой непрерывно вращающийся барабан 7, устано-
вленный при помощи цапф в подшипниках над корытом 2 с суспен-
зией, причем часть барабана погружена в корыто. Сверху барабан
может быть накрыт герметичным кожухом. Боковая поверхность
барабана перфорирована и покрыта подкладочной сеткой и фильтро-
3 Заказ 1174. 33
вальной тканью 3, закрепленными на барабане проволокой. Барабан
приводится во вращение от электродвигателя.
Внутренняя полость барабана разделена на ряд секций. Каждая
внутренняя секция соединена с распределительными головками,
которые автоматически соединяют секцию с вакуум-насосом или ком-
прессором. При вращении барабана каждая секция последовательно
проходит все фазы непрерывного процесса: 1) фильтрацию — вса-
сывание раствора из корыта; 2) промывку осадка; 3) сушку осадка;
4) съем осадка; 5) продувку фильтра. Первая и вторая фазы осу-
Рпс. 13- Путч-фильтр.
I — фильтрующая перегородка; 2 — сбор-
ник фильтрата; 3 — саку ум-линия; 4 —
линия сжатого воздуха; 5 — маиовакуум-
метр.
Рис. 14. Схема барабанного вакуум-
фильтра.
1 — перфорированный барабан; 2 — корыто;
з — фильтровальная ткань; 4 — пож; 5 — ка-
чающаяся мешалка; 6 — камеры; 7 —трубы;
в — устройство для разбрызгивания промы-
ьвочпой жидкости.
На рис. 15 представлена схема устройства распределительной
головки. В головке имеются прикрепленный к барабану подвижной
диск 1 и неподвижный диск 2. Отверстия в подвижном диске сооб-
щаются с камерами барабана, а отверстия в неподвижном диске —
с соответствующими трубопроводами, по которым отводятся филь-
трат и промывочная жидкость и подводится сжатый воздух для от-
дувки осадка и очистки фильтрующей ткани. Каждое отверстие под-
вижного диска при вращении последовательно сообщается с отвер-
стиями неподвижного диска.
В процессе фильтрации под фильтрующей поверхностью создается
разрежение и в результате через фильтрующую ткань жидкость про-
ходит во внутреннюю полость барабана, а осадок остается на наруж-
ной поверхности ее. Во время восходящего движения осадок про-
мывается, а затем продувается п срезается ножом 4 (см. рис. 14).
Для предотвращения осаждения твердых частиц в корыте оно снаб-
жено качающейся мешалкой 5.
34
Для непрерывной фильтрации применяется также ленточный
вакуум-фильтр (рис. 16), фильтрующая поверхность которого обра-
зуется бесконечной резиновой лентой с натянутой на пей фильтро-
вальной тканью.
Пи б г
и / ---- ^ильтоит
Рис. 15. Схема устройства распределительной головки.
1 — подвижной диск; 2 — неподвижный диск; Г — зона фильтрации; II — зона просушки
осадка; III — зона промывки и просушки осадка: IV — зона отдувки осадка; V — зона очист-
ки ткани.
IU
Рис. 16. Ленточный вакуум-фильтр.
1 — стол с вакуум-камерами; 2 — коллектор для фильтрата; 3 — коллектор для промывоч-
ной жидкости; 4 — приводной барабан; 5 — натяжной барабан; 6 — бесконечная резиновая
лента; 7 — фильтровальная ткань; 8 — натяжные ролики; э — лоток для подачи суспензии;
10 — форсунки; 11 — валик для съема осадка; 12 — бункер для осадка.
б. Расчет фильтрации
На основании экспериментальных данных установлено, что ско-
рость фильтрации прямо пропорциональна движущей сило про-
цесса — перепаду давления ДР — и обратно пропорциональна со-
противлению фильтрации R:
л р
С = —д м*/м? • мин, (24)
3*
35
где С — скорость фильтрации (объем фильтрата dV, полученный
dV \
за время d т с единицы поверхности фильтрации F\ С = 1 .
Сопротивление фильтрации 7? складывается из сопротивления
фильтрующей перегородки и сопротивления осадка:
/? = 1{ф -j- 7?0С.
Сои роти влоние фильтрующей перегородки является величиной
постоянной для каждого конкретного случая, а сопротивление осадка
меняется в процессе фильтрации. Сопротивление осадка пропор-
ционально его толщине:
Roc = qS, (25)
где р — удельное сопротивление осадка, характеризующее его свой-
ства.
Толщина осадка при фильтрации непрерывно увеличивается, так
что к моменту, когда уже получено V м3 фильтрата, толщина осадка
составит
ь Vx
о =
ь
где х — объем осадка на фильтре, приходящийся иа 1 м3 фильтрата,
в м3/м3\
F — поверхность фильтра в м~.
ГЗ связи с изменением сопротивления осадка непрерывно меняется
либо скорость фильтрации, либо давление 7J, либо то и другое. На
практике обычно процесс ведут при постоянном давлении или при
постоянной скорости; в первом случае скорость фильтрации с тече-
нием времени уменьшается, во втором случае давление непрерывно
растет. Удельное сопротивление сжимаемого осадка повышается при
увеличении давления в связи с уплотнением осадка. Для техниче-
ских расчетов с достаточной точностью удельное сопротивление
сжимаемого осадка q можно определять из следующего уравнения:
Qt,P\
где 1>о — удельное сопротивление осадка при давлении 1 н/м? в
п • мин/м\
Р — давление фильтрации в
s — показатель сжимаемости осадка — величина, определяе-
мая экспериментально и лежащая в пределах от 0 до 1;
для несжимаемого осадка я = 0.
Удельное сопротивление осадков определяется только экспери-
ментально.
Опуская вывод, приведем окончательные уравнения фильтрации,
полученные при условии, если сопротивлением фильтрующей ткани
можно пренебречь, что допустимо во многих практических случаях.
36
Расчетные уравнения фильтрации при постоянном давлении:
Г = I/ 2ДРт
F ““ Г q*
2хДР ’
(26)
(27)
При постоянной скорости
V । / д Р т
Т ~~ V qx •
(28)
Перепад давления
ДР = () <гС2т н/м2. (29)
Здесь V — общее количество фильтрата в
F — поверхность фильтра в .и2;
ДР — перепад давления на фильтре в н/м2\
т — время фильтрации в минутах;
х — объем осадка в л3/ли3;
q — удельное сопротивление осадка в мин/м*\
С — скорость фильтрации в м'л/м2 • мин.
При промывке толщина осадка не меняется, поэтому скорость
промывки остается постоянной и равной той скорости, которая была
в самый последний момент фильтрации.
При режиме с постоянным давлением конечная скорость фильтра-
ции равна
К --
ЬР 3 2
—7— ЛГ/ЛИ2 • мин.
q6 '
(30)
Скорость промывки осадка жидкостью, отличной от фильтрата,
будет обратно пропорциональна отношению вязкостей фильтрата Цф
П ПРОМЫВОЧНОЙ ЖИДКОСТИ Цпр-
С"Р = ск . (31)
Время промывки
^==7^- <32>
Необходимый объем промывочной жидкости УПр определяется
опытным путем.
Если фильтрация ведется при режиме с постоянной скоростью,
то скорость промывки Сир = С = const и время промывки также
определяется ио уравнению (32).
Перепад давления ДРпр определяется в зависимости от перепада
давления в конце фильтрации Д Рк-
АРир = ДРк-!^
37
Пример 12» Рассчитать рамный фильтрпресс (рис. 10 и 11) для фильтрации
180 мусутки суспензии с содержанием осадка х = 0,04 м3/м3. Фильтрация
ведется при постоянном давлении Рабс = 3 ат. На промывку расходуется та
же жидкость в количество д = 2 м3/м3 осадка. Сопротивлением фильтрующей
ткани можно пренебречь.
На основании экспериментальных данных удельное сопротивление осадка
при АР = 3 • 104 • 9,81 = 0,294 • 10е н/м2
Q = 1,32 - 1010 н • мин/м*.
При толщине рам фильтра 40 мм толщина осадка составит
6 = 4Я-=20 лм« = 0,02 м.
А
Продолжительность фильтрации из уравнения (27)
1,32 • 10’° • 0,02»
Тф ~ 2х ДР “ 2 • 0,04 • 0,294 • 10« 224 MUH'
Объем фильтрата Vi полученный за операцию с 1 м2 поверхности фильтра,
т. 16 0,02 ...
Vl=— =мГ=0'5м/м-
Конечная скорость фильтрации по уравнению (30)
„ ДР 0,294-10е .. .
Ск = -^Г= 1,32-~1010-0,02 = 0’001112
Скорость промывки с учетом двойной толщины промываемого слоя осадка
(см. рис. 11)
Опр = = °’°°у-112-=0,000556 м3/м2 мин.
Объем промывочной жидкости на 1 м2 поверхности осадка
упр = д б = 2 • 0,02 = 0,04 м3/м\
Время промывки по уравнению (31)
_ Гпр _ 0,04
Тпр ^Спр 1-0,000556 ~ 71
Принимаем продолжительность вспомогательных операций по сборко й раз-
грузке фильтра т0 = 60 мин.
Полная продолжительность одной операции на фильтре
Т = Тф 4“ Тпр 4“ffl =224+ 71 + 60=355 мин
или
т^б ч.
Число операций в сутки
Производительность 1 м2 фильтра в сутки
7* = Viz = 0,5 • 4 2 м3/м2 сутки.
38
Общая поверхность фильтрации
F = ZcnL = J8O=9o мг
и 2
сут
Устанавливаем два рамных фильтрпресса, состоящих из 62 плит и рам раз
мером 850 X 850 мм и с толщиной рам 40 мм.
Поверхность фильтров
F =0,85 • 0,85 42-2 =89,6 .и«.
$ 3. ЦЕНТРИФУГИРОВАНИЕ
Процессом центрифугирования называется разделение суспен-
зий или эмульсий под действием центробежной силы, развиваемой
при вращении барабана со сплошными или дырчатыми (перфориро-
ванными) стенками, в который загружается разделяемая смесь.
Различают отстойные центрифуги, применяемые для центро-
бежного осаждения или отстаивания, и фильтрующие центрифуги,
применяемые для центробежного фильтрования.
Рис. 17» Схемы центрифуг.
а'—^перфорированным (фильтрующим) барабаном; б — со сплошным (сепарирующим) ба-
рабаном; 1 — барабан; 2 — кожух; з —труба для подачи суспензии.
Центрифуги делятся по принципу действия на периодически
действующие и непрерывно действующие, а по расположению вала —
на вертикальные, горизонтальные и наклонные.
Отстойное центрифугирование представляет собой процесс раз-
деления суспензий или эмульсий в центрифугах, оборудованных
барабанами со сплошными стенками (см. рис. 17, б). Суспензия вво-
дится в нижнюю часть барабана и под действием центробежной силы
отбрасывается к стенкам. На стенках образуется слой осадка, а жид-
кость образует внутренний слой.
Слой жидкости поднимается вверх и переливается через закраину
барабана.
3d
Эмульсии разделяются вследствие разности удельных весов, при-
чем тяжелая жидкость отбрасывается к периферии и образует внеш-
ний слой, а легкая жидкость — внутренний слой. Каждая жидкость
выв о дитс я отдельно.
Преимущество центрифугирования перед отстаиванием заклю-
чается в использовании центробежной силы, значительно превы-
шающей силу тяжести.
Центробежная фильтрация осуществляется в центрифугах с дыр-
чатым барабаном, на внутренней поверхности которого помещают
фильтровальную ткань (см. рис. 17, а). Под действием центробежной
силы суспензия отбрасывается к стенкам барабана, причем осадок
остается па поверхности барабана, а жидкость проходит сквозь слой
осадка, ткань и отверстия в барабане.
Эффективность работы центрифуг зависит от фактора разделе-
ния или центробежного фактора, представляющего собой отноше-
ние центробежного ускорения к ускорению силы тяжести:
__ со2 г _ "" Dn2
g 16-jU ’
(33)
где 0) — угловая скорость вращения в рад/сек]
г — радиус вращения в ж;
п — число оборотов барабана в минуту;
D — диаметр барабана в м;
g — ускорение силы тяжести в м,!сек*\
С увеличением фактора разделения возрастает разделяющая спо-
собность центрифуги. Как видно пз уравнения (33), разделяющая
способность центрифуги должна возрастать пропорционально
радиусу барабана и квадрату числа оборотов. Пределы увеличения
числа оборотов и особенно диаметра барабана ограничиваются ме-
ханической прочностью стенок барабана.
а. Устройство центрифуг
Центрифуги одного и того же типа могут применяться в качестве
отстойных и фильтрующих. На рис. 18 представлена трехколонная
фильтрующая центрифуга с верхней ручной выгрузкой. Цилиндри-
ческий барабан 1 имеет дырчатую обечайку, покрытую изнутри сет-
кой и фильтровальной тканью. К верхней части барабана крепится
бортовое кольцо, днище барабана сплошное. Барабан закрыт кожу-
хом, через крышку которого проходит труба для ввода суспензии.
Барабан 1 и станина 5, внутри которой он вращается, подвешены
при помощи тяг 4 на трех колонках 5. Вибрация барабана воспри-
нимается пружинами 6.
Суспензия может загружаться в процессе центрифугирования,
а осадок может подвергаться промывке. Осадок выгружается вруч-
ную.
Имеются также трехколонные центрифуги отстойного типа.
40
Типовые центрифуги имеют диаметр барабана от 600 до 1500 мм
и число оборотов 1450—730 в минуту.
Выпускаются также подвесные фильтрующие центрифуги перио-
дического действия.
Саморазгружающиеся центрифуги отличаются тем, что из них
осадок удаляется под действием силы тяжести. Нижняя часть бара-
бана имеет коническую форму с большим углом наклона, чем угол
естественного откоса материала, и осадок сам сползает со стенок.
Рис. 18- Трехколонпая цсптрифуга с верхней выгрузкой.
— барабан; 2 — вал; 3 — станина; 4 — тяги; 5 — колонка; 6 — пружина.
Описанные выше центрифуги периодического действия работаю'!’
циклично, т. е. требуют периодической остановки для разгрузки
осадка либо снижения числа оборотов.
Автоматические центрифуги отличаются тем, что загрузка и раз-
грузка происходят в них автоматически, без остановки или сниже-
ния скорости вращения барабана.
На рис. 19 изображена горизонтальная автоматическая центри-
фуга, состоящая из барабана 7, посаженного па вал 2, лежащего на
подшипниках. Барабан закрыт кожухом. Суспензия подается по
трубе 3 через клапан 4. Работой клапана 4 управляет гидравличе-
ский масляный цилиндр 5. Этот же цилиндр приводит в действие
нож 6 для снятия осадка. Осадок выгружается по крутому наклон-
ному желобу 7, встряхиваемому пневматическим молотком 8.
Подача суспензии, фугование и съем осадка осуществляются по-
следовательно, причем смена и длительность отдельных операций
регулируются специальным автоматическим устройством.
41
Средняя продолжительность операций автоматических центрифуг
следующая: наполнения 0,5—2,5 мин, центрифугирования 0,4—
0,5 мин и выгрузки 0,7—5 мин.
В особенно трудных случаях разделения, когда необходимо уве-
личить фактор разделения, применяются сверхцентрифуги, работаю-
щие с очень большим числом оборотов (до 45 000 об/мин) и имеющие
Рис. 19. Горизонтальная автоматическая центрифуга.
1—барабан; 2 — горизонтальный вал; 3—труба для подачи
суспензии; 4 — клапан; 5 — масляный цилиндр; 6 — нож; 7 —
желоб; 8 — пневматический молоток.
небольшой диаметр барабана. Увеличением числа оборотов при одно-
временном уменьшении диаметра барабана удается значительно уве-
личить центробежную силу (С == К dn2) без изменения напряжения
стенок.
На рис. 20 изображена трубчатая сверхцентрифуга. Жидкость
поступает в трубчатый барабан 1 через трубку 2. Внутри барабана
установлена крестовина 4, препятствующая отставанию жидкости
от вращающегося барабана. По мере движения вверх жидкость раз-
деляется на два слоя по плотности. Тяжелая и легкая жидкости
42
отводятся соответственно через патрубки 8 и 9. В связи с большой
скоростью вращения барабан подвешивают вертикально на гиб*
ю
Рис. 20. Трубчатая сверхцентрифуга.
Г— барабан; 2 — трубка для подвода суспен-
вии; 3 — отражатель; 4 — крестовина; 3 —
головка барабана; в — гибкий вал; 7 — ста-
нина; 8 — патрубок для отвода тяжелой жад-
ности; 9 — патрубок для отвода легкой жид-
кости; 10 — привод.
ком валу 6.
Для разделения эмульсий
применяются тарельчатые
центрифуги или сепараторы
(рис. 21). Внутри барабана по-
мещается пакет из большого
числа конических тарелок 4.
Разделяемая жидкость непре-
рывно поступает через трубу 1,
опускается вниз, поступает
в полость 2 у дна барабана и
в трубы 5.
Затем жидкость распреде-
ляется между тарелками и под-
нимается вверх.
Рис. 21. Тарельчатый сепаратор.
1 — центральная труба; 2 — внутренняя
полость; з — распределительное отвер-
стие; 4 — коническая тарелка; 5 — отвер-
стие для выхода тяжелой жидкости; 6 —
отверстие для выхода легкой жидкости.
Эмульсия разделяется центробежной силой в тонких слоях между
тарелками, что ускоряет разделение. Тяжелые слои скользят вниз
по тарелкам и собираются у периферии, легкие поднимаются к центру
и вытекают через кольцевой канал 6 у оси. Тяжелая жидкость от-
водится через кольцевое отверстие 5.
б. Расчет центрифуг
Пропускная способность фильтрующих центрифуг
Для расчета центрифуг непрерывного действия можно использо-
вать теорию фильтрации. Если осадок удаляется непрерывно, тол-
щина его 6 является постоянной. Сопротивление фильтрации R =
= Иф + рй и перепад давления ДР также будут постоянны.
43
Перепад давления АР определяется как давление слоя осадка
на стенку центрифуги под действием центробежной силы:
АР = 0,5 qcv (R* — Л2) н/м ,
где Qc — плотность суспензии в кг/м3;
со — угловая скорость вращения в рад/сек;
R, Ro — радиусы барабана и пространства, свободного от осадка
(рис. 22), в м.
При постоянном давлении АР скорость фильтрации будет по-
стоянной:
С = -=----;--Л€3/Л€2- MUH.
Лф + Qd
Производительность центрифуги опре-
делится по уравнению
V = 60CF м3/ч, (34)
Рис. 22. Схема фильтрую-
щей центрифуги.
где l'=nDH (поверхность цилиндриче-
ского барабана).
Расчет фильтрующих центрифуг периодического действия слож-
нее, так как режим их работы является переменным. Поэтому в дан-
ном случае расчет основывается на использовании эксперименталь-
ных данных.
Объем загрузки определяется как объем кольцевого пространства
барабана, имеющего размеры D, DQ и Н (см. рис. 22):
Ур = ^-(Л2-Р0’)Я м3.
(35)
Масса загрузки
Gp - Qcn f (D1 - D*) Н кг,
(35а)
где Qcn — плотность суспензии в кг/м3.
Для определения продолжительности одной операции на центри-
фуге периодического действия необходимо знать продолжительность
отдельных этапов работы н просуммировать их. К ним относятся
загрузка, разгон, фугование, промывка осадка, дополнительное фу-
гование, торможение и выгрузка. Продолжительность отдельных
этапов определяется на основании практических данных.
Обозначим сумму продолжительностей всех этапов 2Т- Тогда
число операций центрифуги в час составит
а ее часовая производительность
У
(37)
44
или
60
(37а)
Число центрифуг, подлежащих установке,
т =
Сем
сГ 5
где Gc — количество разделяемой суспензии в кг/час.
Уравнение (37) может быть решено относительно Кр:
Р'ч V т
60
(38)
(39)
Расчет автоматических фильтрующих центрифуг лгало отличается
от расчета центрифуг периодического действия. Разница заклю-
чается в том, что к концу наполнения рабочий объем барабана в ав-
томатической центрифуге заполняется не суспензией, а отжатым
осадком, так как отжим жидкости происходит уже во время питания
центрифуги суспензией. Поэтому объем одной загрузки [уравнение
(35)1 или производительность за цикл получается по конечному
продукту.
Производительность за цикл по суспензии составляет
Ga = Росад —----------- кг> (40)
где росад — плотность осадка в барабане в кг/м3]
а — начальное содержание твердого вещества в суспензии
в % мае.;
b — влажность продукта после центрифугирования в % мае.
Пропускная способность
сепарирующих центрифуг
Рассмотрим простой проточный сепаратор с одним ходом жидкости
через барабан (рис. 23). Если жидкость в кольцевом пространстве
движется вверх со скоростью w\, то твер-
дые частицы одновременно движутся
в радиальном направлении под действием
центробежной силы С со скоростью дец.
Поскольку величина центробежной силы
увеличивается по мере удаления от оси
вращения, скорость является величи-
ной переменной и зависит от положения
частицы в кольцевом пространстве бара-
бана. Каждая частица должна успеть до-
Рис. 23. Схема сепарирую-
щей центрифуги.
45
стигнуть стенки барабана прежде, чем она может быть вынесена из
барабана потоком жидкости. Следовательно, скорость протекания
жидкости через барабан wx должна быть такой, чтобы самые мелкие
частицы успели пройти всю толщу жидкости R—RQ.
Рассмотрим движение мелкой частицы, диаметр которой лежит
в пределах применимости закона Стокса. Такая частица тонет в
жидкости под действием силы тяжести со скоростью
w ‘ м/сек.
0 18 V ()ж
(41)
Из теоретической механики известно, что центробежная сила
равна произведению массы на квадрат угловой скорости и на радиус
вращения:
С = /п ш2 г.
Из этого уравнения видно, что центробежная сила больше силы
тяжести в раз. Следовательно, во столько же раз больше
будет скорость передвижения частицы под действием центробежной
силы:
= . (42)
18v g ' '
Подставляя вместо скорости первую производную от пути по
времени, разделяя переменные и интегрируя в пределах от 7?0 до
Я, получаем следующее выражение для времени осаждения частицы
на стенку барабана:
т “ 2’3 ’8 сек-
Ц?т — QjkJ о
Время осаждения частицы па стенку барабана должно быть
меньше времени прохождения жидкости через барабан или в пределе
равно ему:
Н
т =----сек.
Отсюда находим максимально допустимую скорость прохожде-
ния жидкости через барабан:
wx -- м/сек. (44)
Пропускная способность сепаратора
V = л (Я2 - R*) • 3600 М3/ч. (45)
Уравнения (43) и (45) являются приближенными, так как не учи-
тывают уменьшения сечения барабана и увеличения скорости жидко-
сти вследствие отложения осадка, а также неполного обмена жидко-
сти в барабане, в результате чего жидкость проходит путь, меньший
расчетного.
46
Пример 13В сепарирующей центрифуге с числом оборотов 1200 в минуту
осветляется масло, вязкость которого ц = 50 спа, плотность Q» = 800 кг/ла.
Диаметр наименьших взвешенных частиц d — 20 мк, кажущаяся плотность
их QT = 1800 кг/м3. Диаметр барабана центрифуги D — 1 ju, высота барабана
Н = 0,5 л, ширина закраины (т. е. толщина слоя жидкости) 10 см. Требуется
определить часовую производительность центрифуги.
Ведем расчет по уравнениям (43), (44) и (45).
Угловая скорость вращения
2л п 2-3,14-1200 л.
<о = ---Нтн-----=125,6 Ра°1сек>
6U ьи
Я = 0,5 м, Z?0 = 0,5 — 0,1 =0,4 м.
_ 50
И 100-10
= 0,05 Н‘сек!м\
v = = 62’5 •10-6 м2/сек-
Qjk 800
Минимальное время пребывания масла в центрифуге по уравнению (43)
_ 18-62,5-10“® -800 . 0,5
Т (1800 — 800)0,000021 2 • 125,62 44 8 0,4 6iceK-
Максимально допустимая скорость движения жидкости в барабане
0?! = — = =0,0156 м/сек.
Т
Производительность центрифуги
V = л (Я3 — Я3) Wi 3600 = 3,14 (0,5® - 0,4®) 0,0156 • 3600 = 15,8 м*/ ч.
1 Павлов, Романнов и Малков. Примеры и задачи по курсу
процессов и аппаратов химической технологии. Госхимиздат, 1947.
Глава III
ПЕРЕМЕШИВАНИЕ
Перемешивание применяется с целью создания тесного контакта
между двумя жидкостями, а также для приготовления эмульсий
к суспензий.
Различают следующие методы перемешивания.
1. Механический при помощи лопастей различного типа, вра-
щающихся в жидкости.
2. Пневматический, осуществляемый барботажем газа через жид-
кость.
3. Гидравлический, осуществляемый при помощи диафрагмовых
н инжекторных смесителей, дросселированием жидкости, циркуля-
цией.
§ 1. МЕХАНИЧЕСКОЕ ПЕРЕМЕШИВАНИЕ
По устройству лопастей механические смесители разделяются
па лопастные (с плоскими лопастями), пропеллерные и винтовые,
Рис. 24« Мешалка с пло-
скими лопастями.
I — корпус аппарата; 2 — вал;
з — лопасти; 4 — иубчатал пе-
редача .
турбинные.
В лопастной мешалке па валу укреп-
лены лопасти, представляющие собой вер-
тикальные пластины (рис. 24). В зависи-
мости от требуемой интенсивности пере-
мешивания н свойств жидкости может
меняться число лопастей и они могут
размещаться на нескольких уровнях.
Плоские лопасти создают главным об-
разом круговое перемешивание в гори-
зонтальной плоскости; в вертикальном
направлении перемешивание недостаточ-
ное. Для улучшения перемешивания в вер-
тика льном направлении применяют на-
клонные лопасти, причем угол наклона
лопает» к горизонтали обычно равен
45—60°.
48
Для перемешивания всего объема жидкости в смесителе при-
меняют рамные мешалки, состоящие из нескольких горизонтальных,
вертикальных и наклонных плоскостей (рис. 25). Рамные мешалки
пригодны для перемешивания вяз-
ких жидкостей.
Пропеллерные мешалки имеют
в качестве перемешивающего ус-
тройства двух-, трех- пли четы-
рехлопастпой пропеллер. Лопасти
пропеллера изогнуты но профплю
Рис. 26. Пропеллерная мешалка.
судового винта; они имеют переменный угол наклона и перемен-
ную ширину (рис. 2G).
Пропеллером создастся интенсивное винтовое движение жидкости,
направленное вдоль оси вращения. Для улучшения перемешивания
пропеллер устанавливают внутри на-
правляющей трубы (диффузора). Тогда
жидкость в аппарате движется двумя
потоками — в трубе сверху вниз и
в корпусе снизу вверх (рис. 27).
Пропеллерные мешалки обеспечи-
вают более интенсивное перемешива-
ние жидкости, чем лопастные.
Турбинные мешалки имеют турбин-
ное колесо открытого или закрытого
типа (рис. 28), близкое к рабочему
колесу центробежного насоса. Откры-
тые турбинные мешалки мало отли-
чаются от лопастных и представляют
собой более совершенную конструкцию
последних. Закрытые турбины пред-
ставляют собой неподвижное кольцо
Рис. 27. Пропеллерная ме-
шалка с диффузором.
1 — корпус аппарата; 2 — вал;
я — пропеллер; 4 —диффузор.
с изогнутыми лопатками, которое
иногда помещают внутри направляю-
щего аппарата. При вращении тур-
бины жидкость засасывается в центре и
выбрасывается к перифе-
рии аппарата, вследствие чего создается интенсивное перемешива-
ние (рис. 29).
4 Заказ 1174.
49
Рис. 29. Перемешивание тур-
бинной мешалкой.
Рис. 28. Турбинные мешалки.
а —открытая; б—закрытая сталь-
ная с направляющим аппаратом.
§ 2. ПНЕВМАТИЧЕСКОЕ ПЕРЕМЕШИВАНИЕ
Пневматическое перемешивание осуществляется в аппарате, на
дне которого уложен барботер, т. е. труба или несколько труб с мел-
кими отверстиями (рис. 30). В качестве
перемешивающего агента могут приме-
няться водяной пар, сжатый воздух
или инертный газ. Водяной пар при-
меняется лишь в том случае, если до-
пустимы обводнение перемешиваемой
жидкости и ее нагрев. Перемешива-
ние воздухом возможно, если переме-
шиваемые жидкости не окисляются при
температуре перемешивания. Пузырьки
газа, выходящие из отверстий, бар-
ботируют через жидкость, перемешивая
ее. Барботеры могут иметь форму
Рис. 30. Воздушный барботер.
1 — аппарат; 2 — воздушный барботер.
50
кольца, крестовины, змеевика и т. д. Форму барботера обычно
•выбирают такой, чтобы обеспечивалось возможно более равномер-
ное распределение газа по сечению аппарата.
Расход перемешивающего газа обычно применяется от 0,4 до
1,0 м21м2 . мин. Необходимое время перемешивания определяется
•опытным путем.
§ 3. ГИДРАВЛИЧЕСКИЙ СПОСОБ ПЕРЕМЕШИВАНИЯ
Простейшим смесителем, обеспечивающим кратковременное пере-
мешивание, является дроссельный клапан, устанавливаемый на тру-
Ряс. 31. Диафрагмовый сме-
ситель.
бопроводе, через который пропуска-
ются смешиваемые жидкости. При до-
статочно большом перепаде давления
на клапане (4—5 ат) обеспечивается
о
Рис. 32. Инжекторный смеситель.
А — турбулентно-инжекторный; Б — центрифу-
гально-инжекторный.
Bfiod реагента
Рис. 33. Инжекторный смеситель трубчатого типа.
51
интенсивное перемешивание. Этот метод применяется, в частности,
для образования эмульсий.
Диафрагмовые смесители (рис. 31) состоят из корпуса (трубы
большого диаметра), в котором на штоке укреплен ряд диафрагм
иди дисков, имеющих отверстия небольшого диаметра. Смешиваемые
жидкости последовательно проходят через отверстия диафрагм, при-
чем вследствие изменения скорости при входе и выходе из отверстий
происходят турбулизация потока п перемешивание жидкостей. Пере-
пад давления в диафрагмовом смесителе может достигать нескольких
атмосфер.
В инжекторном смесителе (рис. 32) одна из жидкостей поступает
под давлением через сопло; за счет энергии выходящей из сопла
струн подсасывается через штуцер вторая жидкость и жидкости
перемешиваются. Перемешивание в инжекторных смесителях ин-
тенсивнее, чем в диафрагмовых.
Разновидностью инжекторного смесителя является трубчатый
смеситель (рис. 33), хорошо зарекомендовавший себя в работе.
Циркуляционное перемешивание осуществляется центробежным
насосом, который забирает жидкость из нижней части аппарата п
подает ее наверх. Этот метод применяется главным образом для
процесса компаундирования.
Глава IV
ОЧИСТКА ГАЗОВ (ПЫЛЕУЛАВЛИВАНИЕ)
Очистка газовых взвесей широко применяется в нефтеперера-
ботке и нефтехимии для улавливания катализатора п адсорбентов
в процессах с кипящим слоем, а также
для удаления примесей пз газа.
Простейшим методом очистки газа от
пыли является отстаивание газа в пыле-
вых камерах. Однако этот метод в настоя-
щее время практически не применяется,
так как он требует громоздкой аппара-
туры и является малоэффективным.
Наиболее распространенным методом
очистки газа от взвешенных твердых ча-
стиц является центробежное пылеулав-
ливание в циклонах. Циклоп предста-
вляет собой вертикальный цилиндрический
аппарат с конусным дном (рис. 34).
Запыленный газ вводится тангенциально
к внутренней поверхности аппарата
с большой скоростью (15—25 м/сек), при-
чем поступательное движение его пре-
вращается во вращательное. Развиваю-
щаяся при этом центробежная сила от-
брасывает более тяжелые твердые частицы
к периферии цилиндра, и они скользят
вдоль стенок цплиндра вниз, опускаются
в конус и выводятся через пижний па-
трубок 3. Газ совершает несколько обо-
Очищ г.нный
газ
Рис. 34. Циклоп.
I — корпус; 2 — в холи ой пат-
рубок; з — тшлеотводпщий пат-
рубок; 4 — выхлопной штуцер.
ротов, опускаясь в низ цилиндра, а затем
но центральной трубе выводится вверх через штуцер 4. При’этом
может захватываться некоторое количество газа, не полностью
освобожденного от пыли.
Степень очистки газа в циклопах зависит от соотношения раз-
меров циклонов и тщательности их изготовления. С ростом линейном
53
•скорости газа на входе в циклон степень очистки сначала возрастает,
затем этот рост становится незначительным. Обычно линейные ско-
рости на входе в циклон не превышают 25 м/сек, так как при более
высокой скорости резко возрастает перепад давления в циклоне
(пропорционально квадрату скорости) и усиливается эрозия вход-
ного патрубка и корпуса циклона.
На степень очистки газа значительно влияет фракционный со-
став пыли. Степень улавливания частиц размером меньше 20 мк
очень мала, для частиц размером 20 мк она не превышает 90%, бо-
лее крупные частицы улавливаются почти на 100%. Степень очистки
Рис. 36. Циклоны для монтажа
внутри аппарата.
1 — раструб входного патрубка; 2 —
[выхлопной штуцер; 5— бункер.
может колебаться от 65 до 95—98%. В случае необходимости более
высокой степени очистки, напрпмер 99,8—99,9%, применяют двух-
или трехступенчатые циклоны.
Институтом НИИОГаз разработана нормаль на циклоны несколь-
ких типов отличающихся соотношением размеров. Один из циклонов
НИИОГаза представлен на рис. 35. Вследствие того, что с увеличе-
нием диаметра циклона уменьшается степень очистки газа, НИИО-
Газ не рекомендует устанавливать циклоны диаметром более 800 мм.
Для крупнотоннажных производств нефте- и газопереработки
(каталитического крекинга, дегидрирования бутана) применяются
циклоны диаметром до 1500 мм, отличающиеся от циклонов НИИО-
Газа соотношением размеров и некоторыми конструктивными осо-
бенностями (рис. 36). Эти циклоны имеют более короткую цилин-
дрическую часть и небольшой бункер, что связано с монтажем их
непосредственно внутри аппарата. Поскольку пыль разгружается
в кипящий слой, спускные стояки циклонов должны обеспечивать
54
надежный гидравлический затвор, не допускающий прорыва газов
через спускной стояк. С этой точки зрения имеет большое значение
перепад давления в циклоне; чем больше перепад давления, тем
длиннее должен быть спускной стояк циклона.
Диаметр и количество циклонов подбираются по условной ско-
рости газа в свободном сечении циклона
10усл — -м/сек,
где КСен — объем газового потока в м3/сек\
С л гт Л
о — сечение циклона в м, равное о = —;
D — внутренний диаметр циклона в м.
Перепад давления в циклоне условно определяется как местное
сопротивление:
2 а
Д Р = I Yr = I Qr н/м2, (46}
где | — общий коэффициент сопротивления;
уг — удельный вес газа в н/м3 (уг = рг g);
Qr — плотность газа в кг/м3;
g — ускорение силы тяжести в м/сек2.
Можно также задаться перепадом давления и найти допускае-
мую условную скорость в циклоне:
М’усл = И Т "^7 ^Сек'
(47)
после чего можно найти сечение и диаметр циклона:
Л D*
4
усен и2
~ Mf
и^усл
(48)
Рекомендуемые НИИОГазом значения перепада давления в цикло-
нах составляют
= 55 - 75 м.
Уг
Для очистки газа от пыли применяются рукавные фильтры —
рукава или мешки из ткани, подвешенные внутри корпуса (рис. 37).
Газовый поток вводится по патрубку 1 и распределяется по филь-
трующим элементам — рукавам 2. Пыль осаждается на внутренней
поверхности и в порах ткани, а газ проходит наружу и выводится
через выводной штуцер 3. С увеличением толщины слоя пыли сопро-
тивление ткани возрастает. Пыль при периодическом встряхива
нии фильтрующих элементов специальным приспособлением 4 со-
55
бирается в нижнем бункере и удаляется снизу. Очистка фильтров
может производиться также обратной продувкой.
Для очистки от пыли могут применяться твердые пористые филь-
тровальные элементы.
Мокрая очистка газов осуществляется чаще всего в барботажных
аппаратах — скрубберах различной конструкции, орошаемых жид-
костью. Недостатком этого метода являются увлажнение газа и
Рис. 37. Рукавный фильтр.
-7 — газоходы; 2 — рукава; 4 — встряхи-
вающее устройство; 5 — laiujK.
трудность извлечения уловлен-
ной ныли из поглощающей
жидкости, если эта пыль
является ценным материа-
лом.
Для улавливания очень мел-
кой пыли применяются элек-
трофильтры. Газовый поток
пропускают между электро-
дами высокого напряжения,
при этом молекулы газа иони-
зируются. Отрицательные ионы
заряжают твердые частицы,
вследствие чего последние
вместе с ними движутся к про-
тивоположному осадительному
электроду и, отдавая свой за-
ряд, оседают.
Пример 14. Рассчитать циклон
для очистки от пыли объема газа,
равного И = 30 000 м3/ч при рабо-
чих условиях. Плотность газа Qr =
= 3 к.;>/см\ Но условиям работы
сопротивление циклона может быть
допущено Др = 100 кГ/.и2=981 н}м-.
Коэффициент сопротивления цик-
лопа Ц11-15 по данным НИИОГаза
равен g 105.
Условная скорость в свободном сечении циклона но уравнению (47)
1/ 2 Л/> _ 1/2-981 .
Шусл=И V м/'ек-
Необходимое сечение циклонов
С = Усек = 30000 2
шусл 3600 • 3,74 ’ ' '
циклона D = 0,8 м.
Принимаем диаметр
Сечение циклопа
314 • 0 82
5Ц = = ot5O2 .и2.
4
Число циклонов
5 2,23
5Ц 0,502 ’
-56
Устанавливаем 5 циклопов D = 0,8 м.
Сечение S = 0,502 -5 = 2,51
Условная скорость
_ 30000
“’усл 3600 • 2,51
= 3,32 м/сек.
Перепад давления в циклоне
2
ц? «1 цр2
Д/> = | - *гл Ог = 105 -4^—3 = 1730 н/м\
Для циклона НИ ИОГаза диаметром 0,8 л сечение входного патрубка со-
гласно нормам НИИОГаза составляет 5ВХ — 0,528*0,16 = 0,0846 л2.
Линейная скорость газа на входе в циклон
V 30000 t
w =---------=-----------------= 19.7 м! сек.
3600 5BXz 3600-0,0846-5 ’
Полученное значение вполне допустимо.
Глава V
ГИДРАВЛИКА СЫПУЧИХ ТЕЛ
За последние годы в процессах нефтепереработки и нефтехимии
получили широкое применение различные зернистые материалы,
начиная с таблеток и шариков диаметром до 5—6 мм и кончая по-
рошками.
Зернистые материалы применяются в качестве катализаторов,
адсорбентов и теплоносителей. Все эти материалы обладают некото-
рыми общими свойствами, знание которых позволяет выявить за-
кономерности их поведения в аппаратах различного назначения и
конструктивного оформления, работающих при разных гидравличе-
ских режимах.
§ 1. ДВИЖЕНИЕ ЖИДКОСТЕЙ И ГАЗОВ В СЛОЕ
СЫПУЧЕГО МАТЕРИАЛА
а. Структура неподвижного слоя сыпучего материала
Сыпучий материал представляет собой в общем случае механи-
ческую смесь твердых частиц различной формы и крупности. Форма
частиц может быть правильной (в виде сфер или цилиндров) и не-
правильной. Чаще всего частицы сыпучего материала имеют различ-
ную крупность.
Гранулометрический состав
Количественное распределение составляющих сыпучий материал
частиц по их крупности называется гранулометрическим составом.
Гранулометрический состав сыпучего материала определяется пу-
тем просеивания его через ряд сит с различным размером отверстий.
Такое определение гранулометрического состава принято называть
ситовым анализом. Ситовой анализ сводится к определению весовой
доли сыпучего материала, оставшегося па каждом сите. Грануло-
метрический состав выражается в массовых процентах (% мае.) от-
дельных фракций. Размер фракций выражается в мм либо в мк.
58
б. Подвижность частиц сыпучего материала
Важным свойством сыпучего материала является подвижность его
частиц. Относительная взаимная подвижность частиц сыпучего ма-
териала зависит от наличия сил сцепления между отдельными ча-
стицами и от величины сил трения, возникающих при перемещении
частиц относительно друг друга. Она характеризуется углом вну-
треннего трения, углом естественного откоса, углом обруши-
вания, углом скольжения.
Угол внутреннего трения <р характеризует внутреннее динамиче-
ское равновесие между массой сыпучего материала и отдельными
частицами, движущимися в контакте с этой массой вдоль поверх-
ности раздела.
Угол естественного откоса а об-
разуется плоскостью естественного
откоса штабеля зернистого мате-
риала с горизонтальной плоскостью
(рис. 38). Он характеризует стати-
ческое равновесие между массой
твердого материала п окружающей
его средой.
Угол естественного откоса зави-
сит от подвижности частиц. Его
величина тем меньше, чем больше
Рис. 38. Угол обрушивания.
1 — ящик; 2 — яадпижка; 3 — пло-
скость.
подвижность частиц.
Угол обрушивания р представляет собой угол между горизон-
тальной плоскостью и массой сыпучего материала (а не отдельными
зернами), скользящего под действием собственного веса по непо-
движному сыпучему материалу (см. рис. 38). Угол обрушивания для
многих материалов равен углу внутреннего трения, по может ока-
заться и меньше последнего.
Угол скольжения 6 характеризует силы треппя между зернами
сыпучего материала и наклонной твердой поверхностью. Он обычно
определяется как угол по отношению к горизонтали, под которым
нужно наклонить стальную пластину с насыпанным на нее материа-
лом для того, чтобы последний начал ссыпаться под действием силы
тяжести.
Из перечисленных углов наиболее крутым обычно является угол
внутреннего трения, несколько меньшим — угол обрушивания и
наиболее пологим — угол естественного откоса.
Величина угла скольжения зависит от характера поверхности^
по которой ссыпается зернистый материал.
в. Пористость слоя
Частицы сыпучего материала, заполняющего сосуд, образуют
пустоты вследствие неплотного прилегания частиц друг к другу.
Объем этих пустот зависит от формы, размера частиц, а также от
плотности укладки.
Пусть сыпучий материал занимает сосуд объемом V, а объем
всех частиц, заключенных в этом сосуде, равен Уч.
Тогда объем пустот между частицами будет равен
Vn = V - Уч. (49)
Пористостью сыпучего материала называется отношение объема
пустот между частицами к общему объему, занимаемому материалом
<5°)
Значения пористости меняются в пределах 0 < X < 1.
Пористость сыпучего материала является очепь важной харак-
теристикой, в значительной мере определяющей гидравлическое со-
противление материалов.
Рис. 39. Плотность укладки.
а — !.6 = 90°; б - 0 = 60°.
Пористость слоя шарообразных частиц вычислена теоретически.
Показано, что пористость слоя шарообразных частиц одинакового
размера не зависит от их диаметра, а зависит только от плотности
их укладки. Теоретически пористость такого слоя меняется в зави-
симости от способа укладки от 0,259 до 0,476 (рис. 39).
Пористость слоя частиц широкого гранулометрического состава
неправильной формы зависит также от формы и размера частиц. Так,
с уменьшением среднего диаметра частиц катализатора крекинга
пористость слоя возрастает до диаметра ~ 800 мк, затем до диаметра
500 мк пористость снижается. С дальнейшим уменьшением диаметра
частиц пористость вновь возрастает.
Пористость движущегося слоя сыпучего материала увеличивается
по сравнению с пористостью неподвижного слоя.
Пористость слоя частиц любого состава может быть определена
экспериментально, если известна плотность сыпучего материала.
Различают истинную, кажущуюся и насыпную плотность сыпу-
чих материалов1. Истинной плотностью называется масса частиц,
1 Рапее называлось истинным, кажущимся и насыпным удельным весом.
60
деленная на их объем, за вычетом объема внутренних пор. Кажу-
щейся плотностью называется отношение массы частиц к их объему,
включая объем внутренних пор. Иасыппой плотностью сыпучего
материала называется отношение массы частиц к занимаемому ими
объему, включая объем пустот между частицами.
Наибольшее численное значение имеет истинная плотность и
наименьшее — насыпная плотность. С увеличением пористости слоя
насыпная плотность уменьшается.
Для определения пористости сыпучего материала необходимо
знать кажущуюся и насыпную плотность, а также необходимо вы-
числить объем частиц. Насыпная плотность
Qn = р- кг/мК (51)
Объем частиц равен частному от деления массы материала на
кажущуюся плотность:
V., = -- м3.
О
С другой стороны, объем слоя из (51)
V = — м3.
Он
Объем пустот
=. V - У., = ------------- м3.
Си е
Пористость слоя
G
V и _ Он Q _л _______ Он
И G 1 Q *
Qu
(52)
(53)
г. Эквивалентный диаметр частиц
Выше было показано, что применяемые в технике сыпучие ма-
териалы, как правило, имеют более или менее широкий грануло-
метрический состав и чаще всего неправильную форму. Для техни-
ческих расчетов слой частпц различного размера н формы обычно
приравнивают слою однородных шарообразных частиц. Диаметр
таких сферических частиц принято называть средним или эквива-
лентным диаметром частиц.
Существует ряд способов определения эквивалентного диаметра.
Прежде всего данные ситового анализа сыпучего материала на-
носятся на график, для чего последовательно содержание отдельных
фракций суммируется и откладывается иа оси абсцисс, а диаметр
каждой фракции — на оси ординат.
61
Пример 15. Построить график ситового состава катализатора крекинга,
следующего гранулометрического состава.
Размер частиц, мк Содержание фрак
ции, % мае.
20 3,5
20—40 ............................ 14,5
40—50 ............................ 22,0
50—70 ............................ 25,0
70—80 ............................ 15,0
80—100 ........................... 10,0
100—150 ........................... 10,0
На оси абсцисс откладываем содержание фракции 20 мк, равное 3,5%, а на
оси ординат — диаметр 20 мк. Затем на оси абсцисс откладываем содержание
фракции 20 мк плюс 20—40 мк, а на оси ординат—диаметр 40 мк и т. д. (рис. 40).
Содерманиа фракции, % нас.
Рис. 40. Ситовой состав микросфсриче
ского катализатора крекинга.
По графику можно опре-
делить гранулометрический
состав промежуточных фрак-
ций. За средний эквива-
лентный диаметр какой-либо
фракции принимается сред-
нее арифметическое крайних
диаметров этой фракции.
Для мелких порошков экви-
валентный диаметр иногда
определяют как 50 % -ну ю
точку кривой ситового со-
става.
Эквивалентный диаметр
частиц может определяться
ио одной из следующих
формул.
1. Эквивалентный массовый диаметр
d?t — xidi + xzdz -j- xzds + ...,
(54>
где xt, Х2,... — массовое содержание отдельных фракций;
di, ds,... — эквивалентный диаметр отдельных фракций в мм
или мк.
2. Эквивалентный диаметр, основанный на равенстве суммар-
ной поверхности частиц слоя и сферических частиц диаметром da,
Х1 . Х2
di dz
Эквивалентный диаметр, рассчитанный но формуле (55), имеет
более низкие значения, чем диаметр, рассчитанный по формуле (54).
Рекомендуется пользоваться формулой (55), как более точной.
Пример 16. Определить эквивалентный диаметр катализатора крекинга,
приведенного в примере 15.
62
Эквивалентный диаметр по формуле (54)
Л = xirfi + x2J2 + ... = 0,035 - 10 + 0,145 • 30 + 0,22 • 45 + 0,25 • 60 +
+ 0,15 • 75 + 0,1 - 90 + 0,1 • 125 = 62,3 мк.
По формуле (50)
0,035 0,145 0,22 0,25 . 0,15 0,1 . 0,10
10 + 30 + 45 + 60 . 75 “Г 90 “Г 125
50%-пая точка на кривой рис. 46 равна 55.
д. Потеря напора в слое сыпучего материала
Слой сыпучего материала можно рассматривать к£к тело, про-
низанное системой поровых каналов. Поток газа (или жидкости)
перемещается через эти поровые каналы, имеющие переменное по-
перечное сечение.
Гидравлический режим слоя определяется режимом в поровом
канале, причем движение в этих каналах может быть как ламинар-
ным, так и турбулентным. К движению в поровом канале могут быть
применены законы движения жидкости по трубам.
Различают скорость движения в поровом канале и скорость
фильтрации w.
Под скоростью движения в поровом канале понимают истинную
скорость движения жидкости через сечение всех пор слоя.
Для технических расчетов введено понятие скорости фильтрации,
представляющей собой скорость движения газа (жидкости), отнесен-
ную к полной площади поперечного сечения слоя.
Связь между скоростью фильтрации и средней скоростью в поро-
вом канале выражается следующим уравнением:
w = X w0, (56)
где w — скорость фильтрации в м/сек;
wQ — скорость в поровом канале в м/сек;
к — пористость.
Поскольку пористость всегда меньше единицы, то скорость филь-
трации всегда будет меньше скорости в поровом канале.
На основании опытов с различными гранулированными мате-
риалами И. М. Разумовым предложено следующее преобразован-
ное расчетное уравнение потери напора в слое зериистЛю материала:
_Др_ _ 255(1-»1)35 / у \°’35 . . ,5П
Л ~ хо.29 da daU) J н/м м' '0/'
&Р о
где —£---потеря напора на метр высоты слоя в н/м2 • м;
1 — пористость слоя;
68
w — скорость фильтрации в м/сек}
v — кинематическая вязкость в м2/еек\
da — эквивалентный диаметр частиц в м.
Для облегчения пользования формулой (57) имеются графики
.35
(рис. 41) зависимости отношения
графике видно, что пористость
терю напора в слое сыпучего
от пористости X. На
большое влияние па по-
прячем с увеличением
№
оказывает
материала,
от пористости
Рас. 42. Зависимость отношения
X0,176
(1 _ Х)о.817
от пористости X.
пористости при прочих равных условиях потеря напора умень-
шается. С увеличением эквивалентного диаметра частиц потеря на-
пора в слое также уменьшается.
Иногда при заданной потере напора требуется определить ско-
рость газового потока и его расход. В этом случае уравнение (57)
пр пни мает с л од у ющ ни в ид:
X0’176 / Ар da АбОб/^х 0.212
10 = -------—г2--------— ( —
28,6(1 —X)0’817 \ h Q ) \ v ) 1
(58)
Значения
отношения
X0,176
(1-Х)0*817
нанесены на кривую рис. 42.
Уравнения (57) и (58) применимы при условии, что отношение-
диаметра аппарата или трубы к диаметру частиц не меньше 20:
£
d
20.
64
При более низких значениях этого отношения на гидравлический
режим могут влиять стенки аппарата: пористость слоя у стенки
больше, чем в массе сыпучего материала, вследствие меныпей плот-
ности упаковки.
При значениях -^->20 влиянием стенок молено пренебречь.
CIf
Уравнение (57) выведено применительно к неподвижному слою
катализатора. При определении потери напора в движущемся слое
уравнение (57) применимо при условии, что под скоростью движе-
ния потока следует понимать относительную скорость. В случае
противоточного или прямоточного движения газового потока и ка-
тализатора
w = wv ± и?и м/сек, (59)
гдз wx— линейная скорость газового потока в м/сек\
— линейная скорость катализатора в м/сек.
Пример 17. Рассчитать потерю напора в противоточной секции регенерд*
тора с движущимся шариковым катализатором.
Гранулометрический состав катализатора следующий.
Размер частиц, мм Содержание фрак- ции, % мае.
>6,5 ........................................ 0,35
6,5-6....................................... 12,8
6-5......................................... 73.5
5—4......................................... 10,3
4—3.......................................... 2,34
3-1.......................................... 0,71
У с л о нпя и р о ц с с с а
Высота слоя катализатора, м............ 2,5
Температура регенерации, С............. 600
Линейная скорость газов регенерации,
м/сек................................... 0,5
Линейная скорость катализатора, м/сек 0,003
Кинематическая вязкость газов регенера-
ции, м2/сек .............................98,1 10“^
Плотность газов, ке/м^ ................. 0,4
Пористость слоя......................... 0,49
Средний диаметр частиц по уравнению (55)
Ч I ,
77?+ v' •
100
0,35 u 12,8 73,5 , 10,3 2,34 , 0,71
’7,0 " 6,25 ф 5,5 r '4,5 + 3,5 r 2
5 Заказ 1174.
65
Потеря напора на метр высоты (линейной скоростью катализатора прене-
брегаем) по формуле (57)
Др _ $55(1-ЦЧ5 / V \0,35 =
h ^0.29 d9 \dau>)
= 57,7 (1 — 0,49)°’35 0,5« • 0,4 ( 9Я,1 • 1(Г6 \0,85_ *
0,49° ’29 0,0053 \ 0,0053 0,5 У 751 Н,М 'м'
Потеря напора в слое высотой 2,5 м.
Др=751 -2,5 = 1880 н/лЛ
е. Расчет каталкзаторопроводов и бункеров
Бункеры для сыпучего материала должны удовлетворять требо-
ваниям максимального использования их объема и равномерного
распределения сыпучего материала по сечению. Как правило, бун-
кер должен быть достаточно компактным.
/
Рис. 43. Явление сепарации при наполнении и опорожнении
бункера.
1 — сепарация во время наполнения; 2 — высыпание мелких частиц; з —
высыпание крупных частиц.
Обычно бункер представляет собой пустотелый цилиндрический
аппарат с коническим днищем.
В некоторых условиях частицы широкого гранулометрического
состава могут высыпаться из бункера весьма неравномерно. Это
происходит вследствие того, что мелкие частицы задерживаются
непосредственно над точкой высыпания, тогда как более крупные
частицы скатываются вниз по наклонной плоскости и скапливаются
у периферии (рис. 43, 1). Такая сепарация имеет место при напол-
нении аппарата.
При выгрузке (рис. 43, 2) в первую очередь будут высыпаться
Солее мелкие частицы, затем — смесь крупных и мелких частиц в раз-
личных соотношениях и в конце выгрузки из бункера будет высы-
паться материал, состоящий почти из одних крупных частиц
(рис. 43, 5).
66
Одним из способов борьбы с сепарацией частиц является увели-
чение отношения высоты бункера к его диаметру. Равномерное дви-
жение обеспечивается, если соблюдается условие
7Г> tg<p,
где L — высота бункера в м;
D — его диаметр в м;
ф — угол внутреннего трения.
Однако соблюдение этого условия может оказаться неэкономич-
ным. Равномерное движение материала из бункера при его разгрузке
также обеспечивается крутым конусом истечения. Угол наклона
конического днища к горизонту должен быть
а > 45 + .
Однако для сокращения высоты бункера чаще принимается а =
= 45°.
Расчет катализ аторопроводов
Скорость истечения сыпучих материалов из отверстий и трубо-
проводов является функцией диаметра отверстия й не’ зависит от
высоты слоя сыпучего материала над отверстием. На скорость исте-
чения также оказывает влияние подвижность частиц сыпучего ма-
териала, выраженная углом естественного откоса.
Для свободного течения гранулированного материала по трубам
соотношение диаметров трубы и наиболее крупных частиц должно
быть не меньше 6.
Для расчета истечения сыпучего материала-из отверстий и трубо-
проводов с достаточной для практических целей точностью можно
пользоваться формулой Лукьянова
V - 0,344 Уя (R2 — 1,9 dR + 1,66 d2) -и3/ч, (60)
где V — расход сыпучего материала в м3/ч;
R — радиус отверстия или трубы в см;
d — диаметр частицы в см;
0,344 — эмпирический коэффициент.
В контактных аппаратах (реакторах) нередко приходится на-
правлять по трубам катализатор из аппарата с меньшим давлением
в аппарат с более высоким давлением. В этом случае вес столба
сыпучего материала должен преодолеть разность давлений между
аппаратами. В противном случае сыпучий материал не будет высы-
паться из трубы и зависнет в ней. Следовательно, при наличии раз-
ности давлений между верхним и нижним концами деатализаторопро-
вода длина его зависит от перепада давления и от насыпной плот-
ности материала. ,.4v
5* ( 67
Обозначим перепад давлений между аппаратами через Ар'
Др = р2 — pt н/м2.
Вес столба сыпучего материала равен произведению насыпной
плотности qh на длину трубы Н и на ускорение силы тяжести.
Для нормального движения материала но трубе должно соблю-
даться неравенство
Н$нв>&р*- (61)
При движении сыпучего материала по трубам его пористость,
а следовательно, и насыпной вес могут значительно меняться. На
движение материала влияет фильтрация газа через трубу, заполнен-
ную сыпучим материалом. Вследствие влияния указанных факторов
Минимально необходимая длина трубы практически оказывается
больше, чем это следует из равенства Hqh g Ар, что учитывается
соответствующим эмпирическим коэффициентом:
= Др Н/М-, (62)
/1
откуда
н = k -Ail . (оз)
Здесь Н — длина трубы в м\
Ар— перепад давления в н/мг\
qh — насыпная плотность в ке/мл\
к — эмпирический коэффициент (обычно к > 1).
Для гранулированных материалов рекомендуется значение
к = 1,3. Для истечения порошкообразных и мелкозернистых мате-
риалов в кипящий слой или дозоры пневмотранспорта к = 1,9 4- 2,0.
Для спускных стояков циклонов к = 3,0 4* 5,0.
Пример 18. Рассчитать пропускную способность каталнзаторопровода
диаметром О = 200 мм для алюмосиликатных катализаторов с частицами сред-
ним диаметром di 3,5 мм и = 0,3 леи; насыпная плотность их 0|(1=750 нг/м*
и 0н., — 800 кг/м'л соответственно.
lj -0,344 Р В 1,66</2) -0,344 k W
X (102 -1,9-0,35 • 10 | 1,66 - 0,352) = 101,5 лг»/ч,
V., = 0,344 | 16 (102- 1,9 • 0,03 -10 | 1,66 • 0,032) = 108,5 .и‘л/ч,
6’1 =- Vi Q,ri = 101,5 • 750—-76000 лг/ч,
6’2 = И2 ен„ = 108,5 • 800 = 870(H) л;*/ч.
Определить длину катализаторопровода, если давление в бункере pi -
= 1 ат абс. = 98100 н/м2 и в реакторе рч = 1,7 ат абс. = 166500 н/м-.
II ^к
Ар 166500--98100
Qng “ 750*9,81 ~
.и.
* Трением материала о стенки пренебрегаем, как очень малой_величпной.
68
$ 2. ПСЕВДООЖИЖЕННЫЕ СИСТЕМЫ
В различных областях химической технологии за последние двад-
цать лет для контактирования газов или жидкостей с твердыми ма-
териалами широко применяется псевдоожиженный или кипящий слой.
Сущность процесса псевдоожижения заключается в том, что зерни-
стый материал взвешен в восходящем потоке газа пли жидкости.
Скорость газового потока должна быть достаточной для того, чтобы
частицы находились во взвешенном состоянии, и для придания им
вихревого турбулентного движения, напоминающего движение ки-
пящей жидкости.
а. Основные понятия
Различают три качественно различных состояния* слоя зернистого
материала, через которые проходит восходящий поток газа или
жидкости.
1. При небольших значениях скорости потока последний филь-
труется через слой, причем все частицы слоя находятся в соприкосно-
вении друг с другом и в гидравлическом отношении представляют
собой пористую среду (рис. 44, а). В результате движения жидкого
или газового потока через коры между зернами имеет место некото-
рая потеря напора.
а
Ь 4 J4 1
Рис. 44. Три состояния слоя зернистого материала.
а — неподвижный слой; б — псевдоожиженный слой; д —
состояние пневмотранспорта (унос твердых частиц газом).
2. Но мере увеличения скорости потока достигается такое значе-
ние ее, когда подъемная сила жидкого или газового потока, обуслов-
ленная силами трения и инерционными силами, действующими на
частицы, становится равной весу слоя частиц и последний оказы-
вается взвешенным в восходящем потоке, а частицы уже не соприкаса-
ются друг с другом. При дальнейшем увеличении скорости потока
слой начинает расширяться, а частицы приобретают вихревое дви-
жение (рис. 44, б).
3. При достаточно больших скоростях весь слой увлекается вос-
ходящим потоком и начинает двигаться вверх, т. е. начинается пнев-
мотранспорт зернистого материала (рис. 44, б).
69
Состояние псевдоожижения является промежуточным между не-
подвижным состоянием слоя и пневмотранспортом.
Так же как для неподвижного слоя, под линейной скоростью по-
тока в псевдоожиженном слое понимают скорость в свободном сече-
нии аппарата (или скорость фильтрации). Истинная линейная ско-
рость в пустотах между частицами будет больше.
Подъемная сила, с которой поток действует на частицы, опреде-
ляется скоростью потока в живом сечении аппарата, т. е. в пустотах
между частицами. Поэтому при заданной линейной скорости потока
(отнесенной к полному сечению аппарата) подъемная сила будет
тем больше, чем меньше начальная пористость слоя.
При увеличении линейной скорости потока подъемная сила,
действующая на каждую частицу, станет больше, чем масса частицы,
и слой начнет расширяться. По мере расширения слоя увеличивается
его пористость и уменьшается скорость в поровых каналах между
частицами, вследствие чего подъемная сила потока будет уменьшать-
ся, и в тот момент, когда она опять станет равной массе частицы,
дальнейшее расширение прекратится.
Таким образом, при увеличении линейной скорости потока по-
ристость слоя возрастает и соответственно увеличивается высота
слоя.
б. Структура псевдоожиженного слоя
Структура псевдоожиженного слоя зависит от соотношения плот-
ностей частиц и псевдоожижающей среды, формы и гранулометри-
ческого состава зернистого материала, линейной скорости псевдо-
и высоты слоя. При малых соотношениях плот-
ностей зернистого материала и псевдоожижаю-
щей среды, соответствующей, например, псе-
вдоожижению жидкостью, псевдоожиженный
слой представляет собой однородно распреде-
ленный слой жидкости и зернистого материала
(см. рис. 44, б). По мере увеличения линейной
скорости такой слой непрерывно расширяется
и расстояние между частицами непрерывно
увеличивается до тех пор, пока слой не пере-
станет существовать.
При псевдоожижении материала широкого
гранулометрического состава газом обычно
наблюдается иная структура кипящего слоя.
По мере увеличения линейной скорости газа
часть его фильтруется через слой зернистого
материала, образуя одну непрерывную фазу
псевдожидкости. Другая часть газа барботирует через слой в виде
газовых пузырей подобно тому, как пузырьки пара барботируют через
слой кипящей жидкости (рис. 45). Эти пузыри состоят не из чистого
газа, а содержат некоторое количество взвешенного твердого мате-
ожижающеи среды
Рис. 45. Барботаж
газовых пузырей.
70
Рис. 46.
Поршне-
вой про-
скок.
риала. В этом случае кипящий слой состоит из двух фаз: непрерыв-
ной фазы твердых частиц с фильтрующимся между ними газом и пре-
рывистой фазы газовых пузырей.
По мере движения вверх через слой газовые пузыри
сливаются между собой и увеличиваются в размере.
В пределе пх диаметр может достигнуть диаметра аппа-
рата. Последнее явление обычно наблюдается в аппара-
тах небольшого диаметра при большом соотношении
высоты и диаметра слоя. Газовый пузырь увеличивается
в размере до тех пор, пока образовавшийся над ним уплот-
ненный слой твердого материала не обрушится внутрь
пузыря. Это явление называется поршневым проскоком
(рис. 46). Оно крайне нежелательно, так как ухудшает
контакт между газом и зернистым материалом.
При неблагоприятном гранулометрическом составе
зернистого материала могут образовываться более уплот-
ненные зоны, оказывающие значительное сопротивление
прохождению газа, вследствие чего в слое возникают
каналы, через которые газ проходит избирательно. Это
явление называется канальным проскоком или канали-
рованием и характерно для очень тонких порошков.
При движении через кипящий слой газ обычно увле-
кает с собой некоторое количество частиц, вследствие
чего газовое пространство над слоем содержит взвешенные
частицы. В соответствии с этим в сосуде, содержащем
псевдоожиженный слой, различают две фазы: плотную
фазу или псевдожидкость, имеющую четкую границу раз-
дела, и редкую фазу, находящуюся над поверхностью
слоя. Псевдожидкость обладает текучестью и может исте-
кать из аппарата по напорному стояку наподобие жид-
кости.
Из сказанного выше видна аналогия между кипя-
щим слоем и жидкостью. Подобно жидкости кипящий слой обла-
дает подвижностью; через него барботируют газовые пузыри; над
ним находится разреженная фаза псевдоожижаемого материала
подобно пару над поверхностью жидкости, и он может перете-
кать из одного сосуда в другой.
в. Перепад давления в псевдоожиженном слое
и критическая скорость псевдоожижения
Перепад давления
На рис. 47 приведена кривая потери напора в неподвижном
и псевдоожиженном слое. В интервале от нуля до некоторого зна-
чения скорости потеря напора непрерывно возрастает с повышением
линейной скорости газа (участок кривой левее точки В), а слой оста-
ется неподвижным. В точке В слой переходит в псевдоожиженное
71
состояние. Линейная скорость газа, соответствующая точке перехода,
называется критической скоростью псевдоожижения. Небольшое
понижение давления на участке ВВ\ объясняется возникновением
каналов между частицами непосредственно вслед за переходом слоя
в псевдоожиженное состояние. Вправо от точки Bi кривая идет
параллельно оси абсцисс; это указывает на то, что в псевдоожижен-
ном слое перепад давления по зависит от скорости.
Перепад давления в псевдоожиженном слое равен весу слоя,
приходящемуся на единицу площади, и определяется из равенства
Рис 47. Кривая псевдоожижения.
J — неподвижный слой; 2 — переход от
неподвижного слоя и кипящему; 3 — ко-
пящий слой.
\pS = V4 (Q — Qr) g Wj (64)
где Др — потеря напора в н/м2;
S — сечение аппарата в лс2;
— суммарный объем всех
частиц в м3;
q — кажущаяся плотность
частиц в кг/м3;
— плотность газа в кг/м3.
Объем частиц
Ич V (1 - Z) - SL (1 - X) л3,
где V — общий объем слоя в м3;
X — пористость слоя;
L — высота слоя в м.
Подставляем значение Ич в уравнение (64):
Др -= (q — ()г) (1-Х) Lg н/м1. (65)
При выводе уравнения (65) предполагается, что силами трения
газового потока и частиц о стенки аппарата можно пренебречь.
Это допущение справедливо, если отношение диаметров сосуда и ча-
D - ол
стиц — 20.
К р и т и ч е скан с к о р о с т ь п с е в д о о ж и ж е и и я
Неподвижный слой сыпучего материала переходит в псевдоожи-
женное состояние, когда перепад давления в слое достигает значе-
ния, определяемого из уравнения (65). Вместе с тем, как показано
выше, перепад давления в неподвижном слое сыпучего материала
является функцией линейной скорости, пористости, диаметра зерен
и вязкости газа. В критической точке начала псевдоожижения пере-
пады давления в неподвижном и псевдоожиженном слое равны.
Приравнивая перепад давления в неподвижном слое зернистого ма-
териала правой части уравнения (65), можно определить критиче-
скую скорость начала псевдоожижения.
Поскольку потеря напора в неподвижном слое определяется раз-
личной зависимостью для ламинарного и турбулентного режима.
то соответственно скорость начала псевдоожижения также опреде-
ляется различными уравнениями.
Псевдоожижение порошков обычно протекает в условиях лами-
нарного режима. Поэтому наибольшее практическое значение имеет
формула Лева для определения скорости псевдоожижения при лами-
нарном режиме:
И',;р = 0,005 ~*/сек, (66)
гдсЛ—диаметр частиц в м\
о — кажущаяся плотность твердого материала в кг/м3;
0| — плотность газа в кг/мл;
X — начальная пористость слоя;
V — кинематическая вязкость в м2/сек;
g — ускорение силы тяжести в м1сек2.
Это уравнение можно выразить в критериальной форме:
Re = 0,005 -Дг- Аг, (67)
1 л
где Аг — критерий Архимеда:
* g& e-gr
_ v2 Qr •
Критерий Архимеда определяет подъемную силу.
Уравнения (66) и (67) показывают, что критическая скорость
псевдоожижения возрастает с увеличением диаметра частиц, ка-
жущейся плотности псевдоожижаемого материала и первоначаль-
ной пористости слоя, а также с уменьшением вязкости и плотности
газа.
По данным различных авторов поток остается ламинарным до
значения критерия Рейнольдса Re 40 4- 50.
Для определения скорости начала псевдоожижения при турбу-
лентном режиме Броунштейн и Тодес предлагают следующее урав-
нение:
Re118 = 0,081 —^Нгт'Аг. (68)
(1-Х)0’2/
Критическая скорость начала псевдоожижения является важней-
шей характеристикой процесса. Ряд особенностей процесса и свойств
псевдоожиженного слоя зависит от того, во сколько раз линейная
скорость газа больше критической скорости начала псевдоожиже-
ния. Отношение фактической линейной скорости газа к критической
скорости псевдоожижения называется числом псевдоожижения:
w
U = --- .
wnp
Число псевдоожижения — безразмерная величина. От числа
псевдоожижения зависят концентрация твердого материала в псев-
доожиженном слое, унос частиц из слоя и т. д.
73
Пример 19. Рассчитать скорость начала псевдоожижения микросфериче-
ского катализатора, имеющего средний диаметр частиц d = 60 мк. Кажущаяся
плотность твердого материала Q = 1100 кг/лс3, насыпная плотность без уплот-
нения Qh = 650 кг/м2.
Псевдоожижение осуществляется воздухом при температуре 600° С и да-
влении 2 ат. Кинематическая вязкость воздуха в этих условиях v = 50,6 X
Х10“6 м2/сек, плотность рг = 0,810 кг!м*.
Определяем начальную пористость твердого материала по уравнению (53):
Х = 1--2Л- = 1-^-=0,41.
Q 1100
Поскольку порошок тонкий, полагаем, что режим ламинарный, и опре-
деляем скорость начала псевдоожижения по формуле (66):
ш ^(Q-Qr)V _
шкр-0,005 V6r(1_x)
9,81 (60 (1100-0,810) 0,41» = 5 .
50,6 • 10~6 • 0,810 (1 —0,41)
Проверяем значение критерия Рейнольдса:
_o.M54S.6Q.io-» _
V — ~----с
=0,005
50,6 • 10-6
Режим ламинарный, и расчет по формуле (66) произведен правильно.
г. Основные свойства псевдоожиженного слоя
Кипящий (псевдоожиженный)* слой обычно находится в состоя-
нии турбулизации. Наблюдается интенсивное перемешивание твер-
дых частиц и газа. Для псевдоожиженных систем характерно вырав-
нивание температур в различных точках слоя. Однако в аппаратах
большого диаметра свойства кипящего слоя могут существенно от-
личаться от описанного идеального случая вследствие неравномер-
ного распределения газа в слое, образования крупных пузырей
и застойных зоп.
Равномерность распределения газа в псевдоожиженном слое за-
висит от конструкции газораспределительной решетки, от грануло-
метрического состава псевдоожижаемого материала и от линейной
скорости газа.
Первоначальное распределение газа значительно влияет на рав-
номерность перемешивания в кипящем слое. Чем равномернее рас-
пределен газ на входе в слой, тем лучше перемешивание в слое,
меньше диаметр пузырей и меньше возможность образования за-
стойных зон.
На структуру кипящего слоя сильно влияет гранулометрический
состав твердого материала. Материал сравнительно широкого фрак-
ционного состава дает более равномерный кипящий слой, чем ма-
териал узкого фракционного состава. Для ряда процессов (в част-
ности, для каталитического крекинга) используется материал с час-
тицами основным размером 40—80 мк, содержащий не более 10—
74
20% фракций мельче 40 мк и крупнее 80 мк. Частицы мельче 30—
40 мк склонны к агрегации и слипанию, вследствие чего их содержа-
ние ограничивается. Укрупнение частиц псевдоожижаемого мате-
риала приводит к неудовлетворительному контакту газа и твердого
материала, образованию крупных пузырей, застойных зон, а также
характеризуется значительными всплесками и колебаниями высоты
слоя. Указанные явления снижают эффективность процессов, про-
водимых в кипящем слое. Поэтому выбор гранулометрического со-
става твердого материала является одним из решающих вопросов
в технике псевдоожижения.
Важным свойством кипя-
щего слоя является его плот-
ность или концентрация. По-
скольку с увеличением линей-
ной скорости газа кипящей
слой расширяется и пористость
eroji возрастает, то соответ-
ственно уменьшается масса
твердых частиц, приходящихся
на единицу объема слоя. Эту
величину и принято называть
концентрацией твердого мате-
риала в кипящем слое. Раз-
мерность ее такая же, как
плотности: кг/м3.
Концентрация твердого ма-
териала в кипящем слое зави-
сит от линейной скорости
газа, его плотности,
Рис. 48. Влияние линейной скорости
газа и размера частиц на концентра-
цию катализатора крекинга.
состава и кажущейся
гранулометрического
плотности частиц.
Концентрация твердого материала в кипящем слое уменьшается
с увеличением линейной скорости газа, однако барботаж все боль-
шей доли газа через слой в виде пузырей задерживает это снижение
концентрации, особенно для крупных порошков (рис. 48). С увели-
чением размера частиц и их плотности концентрация твердого ма-
териала в кипящем слое возрастает. С увеличением плотности псевдо-
ожижающего газа концентрация твердого материала в кипящем слое
уменьшается. Для алюмосиликатных катализаторов концентрация
твердого материала в кипящем слое обычно лежит в пределах 300—
000 кг/м3.
Для расчета концентрации твердого материала в кипящем слое
необходимо знать пористость слоя X. Пористость кипящего слоя мо-
жет быть вычислена по формуле Тодеса
18Re+Q,36 Re2 \0,21
Аг )
(69)
Для улучшения структуры кипящего слоя и уменьшения диа-
метра аппаратов целесообразно увеличивать линейную скорость
75
Рис. 49. Влияние линейной ско-
рости газа и давления ла унос
из кипящего слоя частиц разме-
ром 78—85 мк.
1 — атмосферное давление; избыточ-
ное давление: 2 — 2—3,5 a?n; J —
14 ат] 4 — 70 ат. Скорость витании:
(1,28 м/сек при атмосферном давлении;
0,18 м/сек при 14<im ипб.; 0,11 м/сек
ври 70 ш изб.
газа в кипящем слое. Однако повышение линейной скорости псевдо-
ожижающей среды лимитируется выносом частиц из кипящего слоя.
Вынос частиц из кипящего слоя происходит при любой скорости га-
зового потока. Но при низких скоростях газового потока из слоя
выносится лишь небольшое количество наиболее мелких частиц.
С увеличением скорости количество выносимого материала может
увеличиваться очень быстро. При этом концентрация твердого ма-
териала в слое уменьшается, а в газовом пространстве над слоем
увел ичи кается.
Прц дальнейшем увеличении скорости концентрация твердых
дет выравниваться. Это наблюдается
до тех пор, пока не будет достиг-
нута некоторая скорость, при ко-
торой слой перестанет существовать.
Вынос твердого материала из
слоя зависит также от давления
(т. е. плотности) псевдоожижающей
среды (рис. 49). Увеличение плот-
ности газа способствует значитель-
ному увеличению выноса твердого
материала. Вынос твердого мате-
риала принято выражать в виде
запыленности газового потока в грам-
мах твердого материала на кубиче-
ский метр газа (г/лг3 газа). Запы-
ленность газового потока также
зависит от гранулометрического
состава твердого материала; с умень-
шением среднего размера «зерен
она возрастает.
Наряду с этим на вынос твер-
дого материала оказывает большое
влияние структура кипящего слоя.
При неудовлетворительной струк-
туре кипящего слоя, характеризующейся проскоком крупных пу-
зырей и фонтанов, увеличивается запыленность газового потока
вследствие выброса значительных количеств твердого материала
в пространство над кипящим слоем.
Поскольку в поровых каналах между частицами линейная ско-
рость газа больше, чем над слоем, из слоя выносится некоторое ко-
личество более крупных частиц, скорости свободного падения ко-
торых больше, чем средняя скорость газового потока над слоем.
При транспорте газовым потоком к пылеулавливающим устройствам
эти частицы, достигнув известной высоты, необходимой для сниже-
ния их скорости до скорости меньшей, чем скорость их свобод-
ного падения, падают обратно в слой, вследствие чего запылен-
ность потока снижается. Для осаждения этих крупных частиц
обычно в аппаратах с кипящим слоем предусматриваются до-
70
статочно высокие отстойные зоны, достигающие высоты от 3
до 10 м.
Из сказанного выше следует, что добиваться хорошей структуры
кипящего слоя необходимо не только для улучшения контакта между
реагирующими веществами, но также для уменьшения выноса твер-
дого материала из слоя.
д. Гидравлический расчет аппаратов с псевдоожиженным слоем
Основной задачей гидравлического расчета аппаратов с псевдо-
ожиженным слоем являются определение скорости начала псевдо-
ожижения и расчет потери напора в аппарате. Потеря напора в ап-
парате с кипящим слоем складывается из перепада давления в слое
и сопротивления газораспределительной решетки. Выше было по-
казано, что перепад давления в кипящем слое определяется по урав-
нению (65). Для технических расчетов это уравнение можно упро-
стить. Плотность газа значительно меньше плотности твердого
материала, и ею можно пренебречь. Тогда
Др q (1 ~ *) LgHlM*. (70)
С другой стороны, из уравнения (53) следует
1 — х = -®л-
е
или
е (1 — 1) - q„,
где — насыпная плотность материала в кг/м\
Подставляя значение о (1 — А.) н уравнение (70), получим
Ар g q„ L и/м2. (71)
Таким образом, с достаточной для практических целей точностью
перепад давления в псевдоожиженном слое определяется как про-
изведение насыпной плотности материала на высоту слоя. Для усло-
вий начала псевдоожижения насыпная плотность материала QH
равна насыпной плотности, определенной без уплотнения материала.
В промышленной практике уравнением (71) пользуются также
для определения концентрации твердого материала в кипящем слое.
Метод заключается в измерении перепада давления между двумя
точками по высоте кипящего слоя, расстояние между которыми
известно. Следовательно, известны L и Ар в формуле (71), откуда
можно определить концентрацию
е.< = чг/м9. (72)
Зная концентрацию и общий перепад давления в кипящем слое,
можно определить его высоту, пользуясь тем же уравнением (71).
L м. (73)
•т Л.. '
7.7
Газораспределительные решетки аппаратов с кипящим слоем
представляют собой плоские или выпуклые перфорированные та-
релки. На плоских тарелках обычно дается равномерная перфо-
рация, а на выпуклых перфорация располагается так, чтобы обеспе-
чить равномерное газораспределение. Применяются также маточ-
ники.
Равномерное газораспределение достигается при достаточно
больших значениях гидравлического сопротивления решетки. Газо-
распределительные решетки промышленных аппаратов с кипящим
слоем характеризуются перепадом давления на решетке 0,07—0,15 ат
что соответствует степени перфорации или доле живого сечения ре-
шетки от 0,35 до 1%.
Рис. 50. Коэффициент сопротивления решетки.
7—данные Г. Хыомарка и X.О’Коннел и; 2— данные
Д. И. Орочко с сотрудниками.
Диаметр отверстий решеток колеблется от 8—10 до 50 леи.
Перепад давления в решетке можно определить по уравнению
0,503 ш*вг(1-р«)
---------сз------
н!м\
(74)
где Wo — линейная скорость в отверстиях решетки в м/сек^ равная
W
wo = T;
Qr — плотность газа в кг/м3;
0 — степень перфорации решетки в долях единицы;
С — коэффициент, зависящий от соотношения ;
do — диаметр отверстия решетки в м;
6 — толщина решетки в м.
Значение коэффициента С можно определить из графика (рис. 50).
Линейные скорости в отверстиях решетки обычно колеблются
в пределах 30—150 м/сек.
78
Диаметр аппарата определяется, исходя из допустимой линейной
скорости газового потока. В большинстве процессов нефтеперера-
ботки и нефтехимии, в которых применяются аппараты с кипящим
слоем, линейная скорость в этих аппаратах может меняться от
0,3 до 1,2 м/сек.
Пример 20. Произвести гидравлический расчет регенератора каталитиче-
ского крекинга в кипящем слое. Объем кипящего слоя Ук. с = 100 м9. Расход
воздуха при нормальных условиях VB — 31500 м9/час. Катализатор алюмо*
силикатный, микросферический. Свойства катализатора взять из примера 19.
На основании опытных данных линейная скорость газа принимается w »
= 0,6 м/сек.
Для газораспределения установлена решетка, имеющая долю свободного
сечения 0,5%. Толщина решетки б = 20 мм, диаметр отверстий dQ = 25 мм.
Абсолютное давление в аппарате 2 ат — 1,96 бар, температура 600° С.
Определяем объем газов над кипящим слоем:
_ VBT л0 _ 31500 • 873 ’ 0,981
273л 273-1,96
= 50500 м9/ч.
Плотность газов
0г —
Qo - 273л 1,293 • 273 -1,96
Гл 873 • 0,981
= 0,81 кг/м9,
где 1,293 — плотность воздуха при нормальных условиях.
Секундный объем газов
т/ 50500 . а/
Усек=_зббо-=14 м ,сек-
Сечение аппарата
S = Z“JL= -И-=23,3
W 0,6
Диаметр аппарата
л 1/^ 1/4^3 г/-
D=V 1лг=5’45 м-
Бысота кипящего слоя
V _ 100
5 23,3
м.
Перепад давления в кипящем слое по уравнению (71)
A Pc=g Qh £ = 9,81 • 450 • 4,3 = 18900 н/м*.
Расчет решетки
Линейная скорость в отверстиях решетки
w 0,6 . ,
“’0=1“= оЖ=12Ол£/сек-
Соотношение диаметра и толщины решетки
т
25
20
= 1,25.
79
По графику (рис. 50) находим С =0,795.
Перепад давления на решетке [ио уравнению (74)1
. 0,503 -120*. 0,81 (1 — 0,005*)
Лрр =
= 9260 Н/.-И2.
0,7952
Общин перепад давления
Др = Дрс + Дрр = 18900 + 9260 = 28160 н/м2 = 0,2816 бар.
Давление воздуха иа входе в аппарат
pi = р + Др = 1,96 + 0,2816 = 2,2436 бар.
Пример 21. В аппарате с кипящим слоем перепад давления между двумя
точками, расположенными па расстоянии 3 м друг от друга, составляет 88,3 мм
рт. ст. Определить концентрацию катализатора в кипящем слое.
Др = 88,3 • 133,3 -= 11760 н/м2.
Концентрация катализатора
Др 11760 . 3
«^7Г‘=адГз^400 А"/и-
Определить высоту кипящего слоя, если общин перепад равен 125 л.и рт. ст.
Ьр = 125 • 133,3 = 16700 н/м2.
Высота слоя
Др _ 16700
g q 9,81 • 400
= 4,26 м.
§ 3. ПНЕВМАТИЧЕСКИЙ ТРАНСПОРТ
Пневматический транспорт сыпучих материалов нашел широкое
Применение в процессах нефтепереработки п нефтехимии, в которых
применяются движущиеся катализаторы и теплоносители. В от-
личие от механического транспорта пневматический транспорт по-
зволяет транспортировать сыпучие материалы различного грануло-
метрического состава при достаточно высоких температурах (до
600° С и более).
Этот вид транспорта основан иа перемощении по трубопроводу
материала во взвешенном состоянии в потоке воздуха, водяного
пара или любого другого газа или паров. Пневмотранспорт может
осуществляться в горизонтальных иля вертикальных трубопрово-
дах. В нефтехимических процессах используется главным образом
вертикальный пневмотранс порт.
Для осуществления пневматического транспорта необходимо со-
здать такие скорости транспортирующего агента, при которых твер-
дый материал увлекался бы им.
Надежный транспорт материала по трубам возможен в том случае,
если скорость транспортирующего газа больше скорости Виталия наи-
более крупных частиц. Скоростью витания называется скорость тран-
спортирующего газа, при которой изолированная частица переходит
во взвешенное состояние. Скорость витания находится из условия
80
равенства подъемной силы, действующей на изолированную части-
цу, весу этой частицы, так же, как для случая осаждения твердых
частиц в жидкой среде [см. уравнение (19)]:
С Re = 4- Аг.
О
Для случая ламинарного обтекания, которое имеет место до
значений Re < 0,2, коэффициент лобового сопротивления
24
Не
/7,7 1 2 5 10 102 103 1ОЧ 10* Udfyf
Рис. 51. Коэффициент лобового сопротивления.
и подъемная сила, действующая на частицу, может быть найдена
из закона Стокса:
Ие = 4тАг <75>
ИЛИ
w = м/сек- <76>
13 переходной области для значений Re от 0,2 до «500 коэффициент
лобового сопротивления
с 18,5
“ Re0’6 *
Значение коэффициента С может быть найдено из графика рис. 51.
Скорость витания
» = “/с№- СП)
6 Зрказ Ц74.
81
Для турбулентного режима, когда Re > 500, коэффициент ло-
бового сопротивления становится величиной постоянной (С = 0,44),
а скорость витания
w = Д/ 3,03 —— м/сек.
Г Qr
(78>
Уравнения (76), (77) и (78) справедливы для частиц сферической
формы. Если форма частицы отличается от сферической, то скорость
витания такой частицы меньше, чем эквивалентной сферической
частицы, так как коэффициент лобового сопротивления больше.
Поэтому определение скорости витания частиц неправильной формы
по указанным выше формулам для сферических частиц дает неко-
торый запас.
Пример 22. Определить скорость витания шарикового катализатора, имею-
щего наибольший размер частиц 5 мм и кажущуюся плотность 1100 кг/м*. Транс-
портирующий газ (воздух) имеет плотность 0,45 кг/м* и кинематическую вязкость
80,4 • 10—^мР/сек.
Поскольку частицы крупные, полагаем, что режим турбулентный, и ведем
расчет по уравнению (78):
._ 1/3,03 ,«*<>-*> _т/зда «.и-дда тм-о.») _,9
г Qr F 0,45
В._-
v 80,4-10“6
Следовательно, режим турбулентный.
Выше уже было сказано, что для обеспечения надежного пневмо-
транспорта линейные скорости в транспортных трубах должны зна-
чительно превышать скорость витания. Так, для обеспечения устой-
чивого пневмотранспорта шарикового катализатора в потоке низ-
кой концентрации скорость в транспортных трубах должна быть
на 80—100% выше скорости витания. Практически она составляет
25—27 м/сек; для мелких и крупных порошков она находится в пре-
делах от 2 до 15 м/сек.
При движении по транспортной трубе скорость движения частиц
твердого материала отстает от скорости движения газа. Разность
между скоростью газа и скоростью частиц называется скоростью
скольжения, а отношение скорости газа к скорости частиц — коэф-
фициентом скольжения. Обычно коэффициент скольжения меняется
в пределах от 1,3 до 3.
Отношение массового расхода твердого материала к массовому
или объемному расходу транспортирующего агента называется коэф-
фициентом взвеси:
SG = -%- = кг/м3‘
82
В результате скольжения частиц в пневмостволе, т. е. отстава-
ния скорости их движения от скорости транспортирующего агента,
концентрация твердого материала в пневмостволе всегда больше
коэффициента взвеси и равна коэффициенту взвеси, умноженному
на коэффициент скольжения:
^ВВВ ^V^c’ (79)
Значение коэффициента скольжения определяется эксперимен-
тально. Оно зависит от концентрации твердого материала (с увели-
чением концентрации значение коэффициента скольжения умень-
шается).
Потеря напора в транспортном трубопроводе складывается из
потери напора на трение транспортирующего агента о стенки пневмо-
ствола, потери напора на преодоление силы тяжести взвеси, или ста-
тического напора, потери напора на трение транспортируемых
частиц о стенки пиевмоствола и потери напора на разгон транспор-
тируемого материала:
Др = X ——£— Qr + бвзв gl +
+ хтв 2- евав + -1^. м/л2) (80)
где X — коэффициент гидравлического сопротивления газового по-
тока, равный:
а __ / 0,55 V .
4кв — эквивалентная длина трубопровода с учетом местных со-
противлений в м‘>
I — высота подъема катализатора в м;
D — диаметр трубопровода в м]
w — линейная скорость транспортирующего газа в м/сек\
g — ускорение силы тяжести в м!сек1\
Qr — плотность транспортирующего газа в кг/м2\
QB3e — концентрация твердого материала в кг/м3.
ХТв — коэффициент трения твердого материала о стенки пневмо-
ствола, определяемый опытным путем; с достаточной для
практических целей точностью можно принимать Х1В =
= 0,05;
wTB — скорость движения транспортируемых частиц в м/сек, равная:
_____ W
и>тв — -г- ;
ас
<гтв — массовый расход твердого материала в кг1сек.
6*
83
Из уравнения (80) видно, что чем больше коэффициент взвеси
и концентрация твердого материала в пневмостволе, тем большее
давление требуется для пневмотранспорта. Однако повышение коэф-
фициента взвеси имеет свои преимущества, так как при этом снижает-
ся расход транспортирующего агента, сокращается диаметр трубо-
провода и снижается линейная скорость газового потока. Кроме
того, значительно уменьшается эрозия пневмоствола вследствие
упорядочения движения частиц и снижения их линейной скорости.
Снижение скорости транспортирующего агента при повышении
концентрации твердых частиц в пневмостволе возможно вследствие
снижения скорости их витания. Иначе говоря, скорость витания
частиц пневмовзвесп меньше скорости витания одиночной частицы,
причем эта разница тем больше, чем больше концентрация твер-
дых частиц, что видно из формулы Тодеса (68). Поэтому расчет
пневмотранспорта по скорости витания одиночной частицы допустим
только при низких концентрациях твердых частиц.
За последнее время получил широкое распространение транс-
порт катализатора в потоке высокой концентрации, применяемый
для порошкообразного и микросфорнчсского материала. Он харак-
теризуется коэффициентами взвеси от 100 до 300 кг/кг и более и ли-
нейными скоростями газового потока 2—4 м/сек. Для транспорта
в потоке низкой концентрации характерны значения коэффициента
взвеси от 5 до 70 кг/кг и более высокие линейные скорости.
Для транспортирования круппых гранул и шариков за последние
10 лет получил применение пневмотранспорт сплошным слоем. Этот
метод транспорта заключается в том, что катализатор из аппарата
поступает в переключающиеся шлюзовые питатели, находящиеся
под давлением, откуда он как бы выдавливается воздухом в пневмо-
ствол, причем частицы движутся сплошным слоем. Давление транс-
портирующего агента в зависимости от высоты транспортной трубы
может достигать даже 5—6 ат. Этот вид транспорта позволяет умень-
шить износ катализатора по сравнению с обычными системами и сни-
зить расход транспортирующего агента. Недостатком системы транс-
порта сплошным слоем является относительная сложность управле-
ния процессом. Здесь требуется четко работающая автоматика для
управления переключающимися затворами.
Типичные схемы пневмотранспорта и узлов захвата в потоке
низкой и высокой концентрации приведены на рис. 52 и 53. На
рис. 53А — 53В видно, что устройство узлов захвата может быть
различным.
Эффективность работы пневмотранспорта характеризуется также
удельной нагрузкой транспортной трубы, которая составляет в по-
токе низкой концентрации до 2000 т/м2 -ч, в потоке высокой концен-
трации до 8000 т/м2-ч, в сплошном слое до 10000 т/м2-ч.
Пример 23. Рассчитать транспортную трубу для транспортирования микро-
сферического алюмосиликатного катализатора в количестве СТв = Ю00 т/ч,
если по экспериментальным данным удельная нагрузка пневмоствола равна
1600 т/м2 ч. коэффициент взвеси 80 кг/кг, коэффициент скольжения 1,5.
84
Температура катализатора 600е' С, транспортирующий агент — воздух. Избыточ-
ное давление в конце ппевмоствола 0,7 ат -- 68600 м/л2. Катализатор предста-
вляет собой фракцию с частицами размером до 0,35 мм и средним диаметром
частиц 0,2 мм. Высота пневмоствола 35 м.
Расход транспортирующего агента
«ТВ. «H250(UM.
g,- 80
Объем воздуха при нормальных условиях
12500 ,.„гП ...
Рис. 52. Схемы пневмотранспорта.
а — пневмотранспорт и потоке низкой концентрации; б — пненмотранснорт в потоке высокой
концентрации: 1 — реактор, 2 — регенератор, з — дымовая труба, 4 — задвижка па к а та-
ли зато ро up о поде;
«— пневмотранспорт сплошным слоем: 1 - аппарат, 2 -бункер, з •• пневмоствол, 4 —
разгрузитель.
Линия: I - транспортирующий агент.
Концентрация катализатора в пневмостволе
Quan “
Vr
Ac
^93,^.
Определяем предварительно потерю напора без учета трения, принимая
на основании опытных данных потерю напора в клапане узла захвата ~ 0,1 ат =-.
— 9810 н/м~:
Ьр' = QnaBg/ -I- Аркл = 93 • 9,81 • 35 -Н 9810 -= 41600 н/м\
Отсюда абсолютное давление в нижней части ппевмоствола
168600 4- 41600 -= 210200 к/.н2 2,1 бар.
85
Рис. 53 А. Довер для
шарикового катализа-
тора.
1 — первичный воздух; 2 —
вторичный воздух; з — кор-
пус; 4 — пневмоствол; 5 —
конус; в — ввод катализа-
тора.
Рис. 53 Б. Узел смешения порошко-
образного катализатора с воздухом.
1 — козырек.
Линии: I — воздух; II — катализатор;
III — взвесь катализатора в регенератор.
Рис. 53 В. Захватное устройство для
внутреннего пневмоствола:
I — напорный стояк; 2 — пневмоствол;
з — корпус захватного устройства; 4 —
клапан.
Линия: I — ввод пара в полый шток.
акысс I
36
Объем воздуха в нижней части пневмоствола
v 9650 • 873 • 0,981 ,//пл
V —----——---------= 14400 м*/ <.
273 • 2,1
Сечение пневмоствола
Не®-0-625
Диаметр
^^-0.89
3,14
Линейная скорость транспортирующего газа
ш =
V _ 14400
5-3600 0,625-3600 °’ ,С
Определяем критерий Рейнольдса:
Re=-^- = 6,4'°-89 =58 Soo.
V
98,1-10“ 6
Плотность транспортирующего
газа
Gr 12500 поо , ,
Qr---у- “74400 =0,89 кг/м •
Коэффициент гидравлического сопротивления трубопровода
Х^/0.55 ? / 0.55 V Q022
* , Re I. 58500
Vg Т / Vg “8“ /
Линейная скорость твердых частиц
w 6 4
^tb=-j— = “г^=4,27 mJ сек.
ас 1,5
Поскольку, ствол прямолинейный 1Экв = 4
35 R 42
? Ар = 0,022 0,89 + 93 • 9,81 -35 +
35 4,27* пп 4-1000^00-4,27
0.89 2 3600-3,14-0.89s *
+ 31900+1670+1910 = 35 494 н/л«».
+0,05
С учетом сопротивления клапана
Ар = 35 494+9810 = 45 304 0,453 бар.
Из приведенного примера видно, что потерей напора на трение
транспортирующего агента о стенки пневмоствола можно прене-
бречь. Потеря напора на трение транспортируемых частиц и на
разгон транспортируемого материала также составляет небольшую
величину при умеренных концентрациях твердого материала. По-
этому приближенно можно считать
Ар = 2взв
(80а)
ТЕПЛОВЫЕ ПРОЦЕССЫ
Глава VI
ТРУБЧАТЫЕ ПЕЧИ
$ 1. НАЗНАЧЕНИЕ И ТИПЫ ТРУБЧАТЫХ ПЕЧЕЙ
В настоящее время трубчатая печь применяется в нефтеперера-
ботке и нефтехимии в качестве универсального нагревателя. В не-
которых процессах трубчатая печь играет роль также и реакторного
устройства.
Современная трубчатая печь, как правило, состоит из двух ка-
мер: камеры сгорания пли радиации, в которой сжигается топливо
и размещаются радиантные трубы, и камеры конвекции, в которую
поступают дымовые газы из камеры сгорания и в которой разме-
щаются конвекционные трубы.
Нагреваемое сырье обычно проходит последовательно конвек-
ционные трубы, а затем направляется в радиантные. Назначение
конвекционных труб — использовать тепло дымовых газов, отходя-
щих из камеры сгорания и имеющих сравнительно высокую темпе-
ратуру (600—900° С). Если тепло этих газов может быть использо-
вано для других целен, например для подогрева воздуха или гене-
рации водяного пара, то необходимость в конвекционных трубах
может отпасть.
а. Классификация трубчатых печей
В зависимости от технологического назначения трубчатые печи
делятся на нагревательные и реакционно-нагревательные. К нагре-
вательным печам относятся печи установок перегонки нефти и мазута,
стабилизации нефти, каталитического крекинга, риформинга, кок-
сования, каталитического дегидрирования и полимеризации (при
выносных реакционных камерах) и другие; здесь единственным назна-
чением печи являются нагрев и испарение сырья или других потоков.
К реакционно-нагревательным относятся печи установок термиче-
ского крекинга, пиролиза, трубчатые реакторы дегидрирования.
В зависимости от способа передачи тепла нефтепродукту печи
можно разделить па три основные группы: конвекционные, радиант-
но-конвекционные и радиантные.
<88
IV конвекционным печам относятся такие печи, в которых тепло
передается нефтепродукту главным образом конвекцией, а передача
тепла радиацией ничтожно мала. Печи этого типа не имеют ра-
диантных труб. Применение их весьма ограничено. Примером может
служить печь установок деструктивной гидрогенизации высокого
давления (рис. 54).
о о о о о с
Рис. 55. Печь радиантно-конвек-
ционного типа для термического
крекинга.
о OOOOI
О О оо оо
О О ОООО
Рис. 54. Конвекционная печь вы-
сокого давления.
В радиантно-конвекционных печах теплопередача радиацией
имеет вспомогательное или подчиненное значение, а передача тепла
конвекцией имеет значительный удельный вес. Примером печи та-
кого типа, еще встречающейся на ваших заводах, является печь
термического крекинга с реакционным змеевиком в камере конвек-
ции (рис. 55).
1? радиантным печам относятся такие ночи, в которых основное
значение имеет передача тепла радиацией, а камера конвекции
играет вспомогательную роль либо может вообще отсутствовать.
Этот тип печей наиболее распространен в настоящее время.
Рис. 56. Печи корсбчатоге
ТИПРа
а]—<печь со скошенным сводом;
б —> двухкаменная печь.
Рис. 57. Цилиндрическая печь
Рис. 58. Двухкамерная печь с наклонным сводом.
1 — форсунки; 2 — потолочные экраны; 3 — подовые экраны; 4 — конвекционная секция; 5 — площадка для обслу-
живания форсунок; 6 — пароперегреватель; 1 — гляделка; £—предохранительное окно; 9 — канал для выхода дымо-
вых газов»
2
Основным конструктивным признаком является конфигурация
пета. В зависимости от конфигурации различают печи коробчатого
типа (рис. 56), цилиндрические (рис. 57), печи с наклонным сводом
(рис. 58) и вертикальные (рис. 59).
В зависимости от к
иыми (рис. 55 и 56), с
ства камер печи могут оыть однокамер-
мерными (рис. 58 и 59) и многокамер-
ными (рис. 60).
Экраны печей бывают потолочные
(см, рис. 56 и 60), боковые (см. рис. 59
и 60), подовые (см. рис. 56) и двусто-
роннего облучения (рис. 61). Экраны
двустороннего облучения получили
широкое распространение за послед-
ние годы. Ряд других классификаци-
онных признаков здесь не приводится.
| | вход
Рис. 59. Двухкамерная верти-
кальная ночь с настенным бо-
ковым экраном.
б. Наиболее распространенные тины
трубчатых печей
Появлению трубчатых печей пред-
шествовало применение в качестве
основного нагревателя огневых цилинд-
рических кубов, отличавшихся низкими
коэффициентами теплопередачи, гро-
моздкостью и рядом чисто технологи-
ческих недостатков. Первые трубчатые
печи были весьма примитивными и
представляли собой змеевик, установ-
ленный непосредственно в камере сго-
рания над топкой. Затем змеевик стали
отделять от камеры сгорания стенкой
и появились печи конвекционного типа. Для всех первых типов
печей были характерны прогар труб и сравнительно низкие коэффи-
циенты теплопередачи.
Указанные недостатки удалось устранить только при переходе
к печам радиантного типа. Первые печи этого типа представляли
собой камеру сгорания, па потолке которой были расположены ра-
диантные трубы, воспринимающие тепло радиации от продуктов
сгорания (рис. 56, а). В конвекционную камеру печи, отделенную
перевальной стенкой, поступают частично охлажденные газы. В ре-
зультате радиантные и конвекционные трубы работают в достаточно
благоприятных условиях, нормально не вызывающих прогаров
труб. Использование радиантного тепла позволило значительно
интенсифицировать работу поверхности нагрева (как известно из
курса теплопередачи, при одной и той же разности температур ко-
личество тепла, которое может быть передано радиацией при вы-
соких температурах источника излучения, значительно больше ко-
личества тепла, передаваемого конвекцией, так как в первом слу-
92
z" Ода
Устройство свода
Рис. 60. Четырохкамерпая реакционно-нагревательная печь.
J — реакционная секция; 2 — пагренательная секция; з —свод; 4 —
воздухоподогреватель.
Рис. 61. Вертикальные печи с экраном двустороннего облучения.
93
чае оно пропорционально разности четвертых степеней температур,
а во втором случае — разности температур в первой степени).
В дальнейшем печи радиантного типа вытеснили печи конвекцион-
ного типа (за исключением некоторых специфических случаев),
и дальнейшее развитие трубчатых печей шло по пути совершенство-
вания конструкции печей радиантного типа.
Старые печи коробчатого типа уже давно не сооружаются’ на
современных установках. За последнее десятилетие на наших заво-
дах получила наибольшее распространение печь с наклонным сводом
и потолочным и подовым экранами (см. рис. 58), принятая в каче-
стве типовой печи. Назначение наклонного свода — выравнивание-
тепловых нагрузок потолочного экрана.
Обычно при горизонтальном своде тепловая нагрузка потолоч-
ных труб больше в центре печи и меньше на концах, т. е. ближе
к углам. Наклонный свод должен устранить эту неравномерность.
Процесс горения в этих печах может проводиться в выносных кар-
борундовых муфелях либо непосредственно в камере радиации.
Эксплуатация печей с наклонным сводом и обследование их работы
показали, что применение наклонного свода не дает желаемого эф-
фекта в части выравнивания температур. Нагреватель этого типа
удовлетворяет требованиям нагревательной печи, однако он не
достаточно подходит в качестве реакционно-нагревательной печи,
например для термического крекинга. В условиях термического
крекинга часто наблюдается прогар труб потолочного экрана. За
последние годы печи с наклонным сводом с целью увеличения тепло-
вой мощности стали модернизировать путем установки дополнитель-
ных стенных экранов и панельных горелок беспламенного горения.
Помимо печи указанного типа, за рубежом и у пас получили
распространение также печи, изображенные на рис. 60.
Цилиндрическая печь (рис. 57) отличается вертикальным рас-
положением труб по периферии. В этой печи тепловая нагрузка
экрана распределена равномерно в радиальном направлении, но
по длине труб она меняется, уменьшаясь снизу вверх при нижнем-
расположении форсунок. Для усиления теплоотдачи к верхней части
труб на выходе из камеры радиации расположен радиирующий конус.
Камера конвекции в этих печах обычно отсутствует и заменяется
воздухоподогревателем, так как температура газов, покидающих
камеру радиации, в этих печах обычно низкая.
Двухкамерная вертикальная печь с настенным боковым экраном,
изображенная на рис. 59, характерна расположением форсунок в по-
де печи. Форсунки установлены под углом к перегородке, в резуль-
тате чего факел бьет в перегородку и как бы прилипает к ней. Это
явление принято называть настиланием пламени. Настильное пламя
получает почти плоскую конфигурацию, вследствие чего эти печи
компактны, так как позволяют максимально приблизить пламя
к экрану. Тепловые напряженности поверхности нагрева в этих
печах распределены достаточно равномерно и мало меняются как
по длине, так и по высоте печей.
94
В настоящее время наиболее распространены разновидности
мечей с экранами двустороннего
экранами, облученными с од-
ной стороны, освещенная
сторона трубы воспринимает
значительно больше тепла,
чем неосвещенная. При дву-
стороннем облучении этот
недостаток устраняется. Рав-
номерное распределение те-
пла по окружности трубы
позволяет значительно эф-
фективнее использовать по-
верхность нагрева.
В вертикальной печи,
изображенной на рис. 61, а,
применение экрана двусто-
роннего облучения сочетается
облучения. В печах с обычными
•с использованием принципа
пастильного пламени. Печи
этого типа могут быть одно-
камерными либо многока-
мерными. Форсунки обычно
располагаются под сводом
печи, а камера конвекции
вынесена вниз.
Разновидностью печи с
экраном двустороннего об-
лучения является вертикаль-
ная печь с газовыми горел-
ками беспламенного горения,
изготовленными из специаль-
ных сортов керамики, ка-
тализирующих процесс го-
рения. Печь представляет
собой узкую камеру с экра-
ном двустороннего облуче-
ния, в боковых стенах ко-
торой установлено большое
количество форсунок из кера-
мики (см. рис. 61, б). Такая
конструкция печи делает ее
гибкой, так как позволяет
Рис. 62. Многокамерная печь с верти-
кальными трубами.
а — план печи: 1 — вход продукта, 2 — выход
продукта, 3 — дымовая труба;
б—вертикальный разрез печи: 1—нходводы,
2— выход водяного пара, 3— вход продукта,
4 — выход продукта.
регулировать в широких
пределах тепловые нагрузки как по высоте, так п по длине экранов.
Третьей разновидностью печи с экраном двустороннего об-
лучения является многокамерная печь с вертикальными трубами
{рис. 62). В этой печи форсунки располагаются на различных уров-
95
Уис. 63а. 41опе-
речный разрез вер-
ти с 1льной трубча-
той печи с излу-
чающими стенами.
а
<и»
7 Заказ 1174-
Рис. 63б* Продольный разрез вертикальной трубчатой печи с излучающими стенами
нях по обе стороны от каждого вертикального экрана. Это позво-
ляет обеспечить равномерный нагрев труб по высоте печи и по окруж-
ности труб. Конвекционная камера расположена в центре печи над
камерой радиации. Конвекционные трубы можно использовать как
для нагрева продукта, так и для генерации пара высокого давления.
Неудобством печей этого типа является необходимость иметь
высотное сооружение для ремонта и смены труб.
Гипронефтемашем разработаны печи с излучающими стенами
из беспламенных панельных горелок (рис. 63а и рис. 636). Стены
топки целиком составлены из беспламенных панельных горелок,
вследствие чего горение топлива удается вести почти с теоретическим
количеством воздуха и значительно интенсифицируется теплопере-
дача. Кроме того, такие печи компактны, так как экран можно
располагать на расстоянии 0,6—1 м от излучающих стен. Ряд таких
печей эксплуатируется на наших заводах.
Указанные типы печей с экранами двустороннего облучения
разработаны как типовые. Эти печи особенно подходят для таких
процессов, как термический крекинг, пиролиз, коксование, дегидри-
рование, где высокие температуры пагрева должны сочетаться со
сравнительно небольшим временем пребывания продукта в трубах
печи, т. е. с коротким змеевиком. Кроме того, эти печи значительно
дешевле печей старых типов, поскольку для передачи того же ко-
личества тепла требуется меньший вес металла труб, каркаса и т. д.
§ 2. ДЕТАЛИ КОНСТРУКЦИЙ ТРУБЧАТЫХ ПЕЧЕЙ
а. Змеевик трубчатых печей
Змеевик состоит из бесшовных цельнотянутых труб диаметром
от 60 до 152 мм со стенками толщиной от 6 до 15 мм. Длина труб
современных печей составляет от 12 до 18 м. Печные трубы соеди-
няются в змеевик при помощи двойников либо приварных калачей.
На рис. 64 изображен двойник высокого давления (соединитель-
ный коллектор), отличающийся тем, что капал прямоугольной
формы, соединяющий трубы, находится в корпусе, в котором вваль-
цованы трубы. Корпус снабжен ушками, которые служат упором
для траверсы с нажимным болтом. На рис. 65 изображен двойник
современного типа (соединительный двойник). Он имеет разборный
корпус, состоящий из двух частей, содержащих траверсы и болты
для сопряжения соединительного канала с трубами. Двойники таких
конструкций позволяют легко удалять трубы и отличаются мень-
шим гидравлическим сопротивлением.
Соединение приварными двойниками применяется в тех про-
цессах, где осуществляется паровоздушный способ очистки печных
труб от кокса, например в печах пиролиза.
б. Гарнитура печей
Трубные решетки служат для поддержания труб радиантной и
конвекционной секций (рис. 66). Они изготовляются обычно из
чугуна (иногда из листовой стали). Трубные подвески служат для
98
Рис. 66. Решетки для радиантных труб.
99
поддержания радиантных труб в пролете между трубными решет-
ками во избежание их провисания. Трубные подвески бывают цель-
Рис. G/. Глухся подвеска для потолочного
экрана.
политые или не разборные (рис. 67) и составные или разборные.
Подвески работают при высоких температурах, вследствие чего их
изготовляют пз жароупорной стали.
Рис. 68. блочная обмуровка пз подвесного
кп pi I и ч а.
в. Каркас и обмуровка печей
Назначение каркаса — нести нагрузку от труб, крыши, подвесного
свода, лестниц, площадок и т. д. Обмуровка печи несет нагрузку только
от собственного веса. Каркас печи изготовляется из стальных балок.
Он не должен подвергаться
воздействию высоких тем-
ператур и тщательно за-
щищается от последних
обмуровкой с соответ-
ствующей теплоизоляцией.
В современных печах
применяется блочная об-
муровка из фасонного
кирпича, изготовляемого
чаще всего из легковес-
ных огнеупорно-изоляци-
онных материалов. Блоки
собираются па балках или
стержнях, которые кре-
пятся к каркасу печи
(рис. 68). Толщина стен
кладки современных печей
обычно не превышает
250 мм. Снаружи такой
кладки дается слой изоляционного кирпича толщиной около 25 мм.
Обмуровка обычно заключается в металлический кожух.
В настоящее время имеются также печи с монолитной обмуровкой
из огнеупорного изоляционного бетона.
100
Свод трубчатых печей выполняется из фасонного огнеупорного
кирпича (рис. 69), поддерживаемого специальными подвесками
(рис. 70). Подвески крепятся к полкам швеллеров, опирающихся
на потолочные балки. На одну подвеску нанизывается до 20 штук
кирпичей.
Рис. 69. Фасонный огнеупорный кирпич для подвес-
ного свода.
г. Приборы для сжигания топлива
Сжигание топлива в трубчатых печах осуществляется в фор-
сунках (жидкое топливо) или в горелках (газообразное топливо).
Форсунки могут быть с паровым, воздушным либо механическим
распиливанием.
101
Топливо
Рис. 71. Форсунка с паро-
вым распылив а ни ем.
Ф120
Рис, 72, Форсунка с воздушным распиливанием.
102
В нефтезаводской практике наиболее распространены фор-
сунки с паровым распиливанием (рис. 71) вследствие их простоты.
Однако они требуют большого расхода пара (от 0,3 до 0,6 кг/кг
топлива). В форсунках с воздушным распиливанием (рис. 72) рас-
пиливающим агентом является сжатый воздух. Они требуют мень-
шего расхода энергии, чем форсунки с паровым распиливанием,
и благодаря хорошему смешению топлива с воздухом дают корот-
кий факел.
В течение многих лет
применялись газовые го-
релки инжекционного типа,
не обеспечивающие надле-
жащего смешения топлива
с воздухом.
Новейшим типом горел-
ки, разработанной Гипро-
нефтемагпем и применяемой
в настоящее время, является
беспламенная панельпая го-
релка (рис. 73). Эта горелка
представляет собой часть
излучающей стены топки.
Каждая горелка снабжена
инжектором 4, который слу-
жит для инжектирования
воздуха топливным газом
и смешения их. Газовоздуш-
ная смесь поступает в распре-
делительную камеру го-
Рис. 73. Беспламенная панельная го-
релка.
1 — корпус горелки; 2 — керамическая призма
с туннелями; 3 — трубка; 4 — иня!ектор; 5 —
сопло для топливного газа; 6—дроссель для
воздуха.
релки и далее в мелкие керамические туннели, равномерно
расположенные по всей излучающей поверхности горелки. В тун-
неле на участке длиной 65—70 мм заканчивается полное сгорание
газовоздушной смеси.
Размеры поверхности горелки составляют 500 х 500 или 605 х
X 605 мм. На квадратном метре излучающей поверхности может
располагаться от 450 до 1260 туннелей диаметром 20 мм каждый.
Производительность горелок регулируется изменением давления
газа перед соплом инжектора.
§ 3. ОСНОВНЫЕ ПОКАЗАТЕЛИ РАБОТЫ ПЕЧЕЙ
Основными теплотехническими показателями работы трубчатой
печи являются следующие.
1. Тепловая мощность, или количество тепла, передаваемого
продукту на нагрев, испарение и реакцию, в вт или ккал/ч. Тепло-
вая мощность современных печей составляет от 6—8 до 40—
50 млн. ккал/ч (от 7—8 до 45—60 Мет). Значительное увеличение
тепловой мощности печей возможно за счет применения более длин-
103
ных*труб (до 18 ле), печей таких типов, которые позволяют работать
с высокими тепловыми напряженностями поверхности нагрева, и
использования многокамерных печей,
2. Коэффициент, полезного действия печи (к. п. д.), представля-
ющий собой отношение количества тепла, полезно использованного
в печи, к общему количеству тепла, внесенного топливом. Коэф-
фициент полезного действия печи зависит главным образом от коэф-
фициента избытка воздуха и температуры уходящих дымовых га-
зов. Обычно к. п. д. трубчатых печей колеблется в пределах 0,60—
0,80,
3. Тепловая напряженность топочного пространства, или коли-
чество тепла, выделяемого при горении топлива на 1 м3 топочного
объема в час (вт/м3 или ккал/м3ч). В современных трубчатых печах
тепловая напряженность топочного пространства составляет от
35 000 до 70 000 ккал/м3ч (40—80 квт/м3). Между тем в современ
пых котельных топках тепловая напряженность топочного простран-
ства равна от 500 000 до 2 000 000 ккал/м3ч (580—2300 квт/м3). Это
объясняется тем, что в котельной практике объем топочного про-
странства лимитируется лишь возможностью завершения горения,
что требует небольших объемов. В трубчатых же печах объем то-
почного пространства предопределяется конструктивными сообра-
жениями и допускаемыми тепловыми нагрузками поверхности на-
грева.
4. Температура дымовых газов на перевале, т. е. температура
дымовых газов, поступающих в конвекционную камеру. Обычно
эта температура находится в пределах 700—900° С, хотя она может
быть и ниже. Температуру газов на перевале не рекомендуется чрез-
мерно повышать, так как это может вызвать коксование и прогар
радиантных труб.
5. Тепловая напряженность поверхности нагрева радиантных
труб, или количество тепла, передаваемого одному квадратному
метру поверхности нагрева в час (ккал/мРч или квт/м2). Тепловая
напряженность поверхности нагрева является важнейшим показа-
телем работы трубчатых печей, так как она определяет эффектив-
ность работы радиантных труб. Допустимые значения тепловой
напряженности поверхности нагрева радиантных труб ограничи-
ваются коксованием и прогаром труб и зависят от конструкции
печи, характера нагреваемого продукта, температуры его нагрева
и скорости продукта в трубах печи.
Чем равномернее распределяются тепловые напряженности по
длине п окружности трубы, тем может быть выше средняя тепловая
напряженность труб. Для тяжелых продуктов, склонных к коксо-
ванию, допускается более низкая тепловая напряженность поверх-
ности нагрева. Чем выше температура нагрева продукта, тем меньше
допускаемая тепловая напряженность. Повышение скорости про-
дукта на входе в печь позволяет увеличивать допускаемую тепловую
напряженность. Ниже приведены значения допустимых тепловых
напряженностей поверхности нагрева радиантных труб.
164
Нагревательные печи кет}**
Нагрев без испарения .......................46—58
Нагрев и испарение нефти (до 340° С) .......31—47
То ясе (до 425° С)..........................27—35
Вакуумная перегонка мазута..................24—31
Замедленное коксование .....................23—35
Каталитический крекинг......................29—47
Каталитическое дегидрирование бутана........29—35
Отгон фильтрата установок депарафинизации . . . 20—23
Нагрев раствора остаточных масел............17—20
Реакционп о-н а г р е в а т е л ь н ы е печи
Глубокий крекинг дистиллятного сырья........29—47
Легкий крекинг тяжелого и остаточного сырья . . 24—41
Легкое разложение мазута....................29—47
Пиролиз газообразных углеводородов .........23—47
ккал/м* • ч
40000-50000
27000-40000
24000-30000
21000—27000
20000—30000
25000-40000
25000-30000
17000—20000
15000-17000
25000—40000
21000 -35000
25000—40000
20000-40000
6. Коэффициент прямой отдачи, или отношение количества тепла
переданного радиантным трубам, к общему полезному теплу, выде-
ленному топливом. Обычно значение коэффициента прямой отдачи
в трубчатых печах лежит в пределах 0,4—0,6.
Температура газов на перевале, тепловая напряженность поверх-
ности нагрева радиантных труб и коэффициент прямой отдачи топки
взаимно связаны между собой. Чем больше коэффициент прямой
отдачи, тем при прочих равных условиях меньше температура дымо-
вых газов на перевале и тем меньше тепловая напряженность поверх-
ности нагрева радиантных труб и наоборот.
С увеличением расхода топлива в печь с определенной поверх-
ностью нагрева коэффициент прямой отдачи уменьшается, а тем-
пература газов на перевале и тепловая напряженность поверхности
нагрева возрастают. Если же при данном расходе топлива увеличи-
вать число труб в камере сгорания, то коэффициент прямой отдачи
увеличится, а температура газов на перевале и тепловая напряжен-
ность радиантных труб понизятся.
Увеличение расхода воздуха при прочих равных условиях пони-
жает коэффициент прямой отдачи, а также температуру газов на
перевале и тепловую напряженность радиантных труб.
7. Коэффициент теплопередачи (вт/м2 °C или ккал/м2ч °C)
тепловая напряженность конвекционных труб (вт/м2 или ккал/м2ч).
Коэффициент теплопередачи зависит главным образом от скорости
движения дымовых газов в камере конвекции: чем выше эта ско-
рость, тем больше коэффициент теплопередачи. При естественной
тяге с увеличением скорости возрастает необходимая высота дымо-
вой трубы и в этом случае не рекомендуется иметь эту скорость
выше 6 м/сек. В случае создания принудительной тяги эта скорость
может быть увеличена. Однако практически ввиду конструктивных
трудностей компактного расположения конвекционных труб ско-
рость дымовых газов в камере конвекции ниже указанной цифры.
Для увеличения коэффициента теплопередачи и тепловой на-
пряженности конвекционных труб рекомендуется по возможности
105
применять меньший диаметр труб и уменьшать расстояние между
трубами и число труб в ряду.
8. Температура отходящих дымовых газов. Если тепло отходя-
щих дымовых газов не используется для подогрева воздуха, то
желательно, чтобы их температура была возможно низкой. Однако
чрезмерное понижение этой температуры увеличивает поверхность
нагрева конвекционных труб. Температуру отходящих газов реко-
мендуется принимать на 100—150е С выше температуры поступаю-
щего в печь продукта.
§ 4. РАСЧЕТ ПРОЦЕССА ГОРЕНИЯ’ ТОПЛИВА
Горение есть процесс окисления органической массы топлива.
Как и всякая химическая реакция, горение зависит от температуры:
с повышением температуры горения уменьшается время, необходи-
мое для сжигания топлива.
На процесс горения влияет вид топлива. В нефтезаводских печах
обычно сжигают жидкое или газообразное топливо. При сжигании
топлива важно обеспечить смешение воздуха с топливом в форсунке
до наступления процесса горения.
За последние годы получило широкое распространение поверх-
ностное или беспламенное горение топлива. Этот способ основан
на способности некоторых огнеупорных материалов катализировать
горение. На поверхности таких материалов горение протекает быстро
с теоретическим количеством воздуха и без образования пламени.
При этом поверхность керамики раскаляется до высоких темпера-
тур.
Для поддержания нормального процесса горения температура
в зоне горения не должна быть ниже 850° С. Скорость горения зави-
сит от количественного соотношения горючего и воздуха. Она воз-
растает до достижения избытка воздуха порядка 50%, после чего
начинает понижаться.
Топлива, сжигаемые в промышленных печах, содержат углерод,
водород, серу, кислород, азот, влагу и неорганическую часть (зола).
При сгорании топлива выделяется тепло; количество его зависит
от элементарного состава топлива.
Горючие составные части топлива соединяются с кислородом
воздуха по следующим химическим реакциям.
Углерод при полном сгорании образует углекислый газ
С + О2 = СО 2
и при неполном сгорании — окись углерода
20 + 02 = 2СО.
Водород сгорает с образованием водяного пара
2Нг + О2 = 2Н2О.
106
Сера сгорает с образованием сернистого газа
S 4- О2 = SO2.
Кислород, имеющийся в топливе, расходуется на горение, умень-
шая потребный расход кислорода из воздуха.
а. Теплота сгорания топлива
Теплотой сгорания топлива называется количество тепла, кото-
рое выделяется при сжигании единицы количества топлива (кдэл/кг,
кдэа/м3 или ккал/кг, ккал/м3). Высшей теплотой сгорания топлива
называется количество тепла, выделяющееся при полном сгорании
топлива при условии конденсации водяных паров, образующихся
при горении. Низшей или рабочей теплотой сгорания топлива назы-
вается количество тепла, которое выделяется при полном сгорании
топлива, но при условии, что водяные пары, образующиеся при
горении, не конденсируются. Следовательно, низшая теплота сгора-
ния меньше высшей на величину теплоты конденсации водяных
паров.
Дымовые газы обычно не охлаждаются до температуры конден-
сации водяных паров, поэтому для практических расчетов пользу-
ются низшей теплотой сгорания.
Низшая теплота сгорания любого топлива в зависимости от эле-
ментарного состава определяется по формуле Менделеева
Q* = 339 Ср + 1030 Нр - 109 (Ор - Sp) - 25WP кдж/кг (81)
или
фр == 81 Ср + 246 Нр — 26 (Ор — Sp) — 6WP ккал/кг^ (81а)
где Ср — содержание углерода в % мае.;
Нр — содержание водорода в % мае.;
Ор — содержание кислорода в % мае.;
Sp — содержание серы в % мае.;
Wp — содержание влаги в % мае.
При отсутствии данных по элементарному составу жидкого топ-
лива содержание водорода в нем может быть приближенно вычислено
по графику (рис. 74) в зависимости от средней температуры кипения
и характеризующего фактора. Содержание углерода определяется
по разности (100% минус содержание водорода и серы; содержание
серы определяется экспериментально).
Теплота сгорания вычисляется далее по формуле Менделеева (81),
как обычно.
Низшая теплота сгорания 1 м3 газообразного топлива при нор-
мальных физических условиях может быть вычислена по его составу
и известным теплотам сгорания:
107
«?р)оо = 30,18 СО + 25,79 Н2 4- 85,55 СН4 + 141,07 С2Н4 +
4- 152,26 С2Н4 + 205,41 С8Нв + 217,95 С3Нв +
+ 283,38 п — С4Н10 + 271,11 С4Н8 4- 348,90 СвН12 4-
+ 55,85 H2S ккал/л?,
(82)
где состав газов выражен в % объемы.
15
/4
*
538" А*
482 %
455^
427^
399^
344 £
3/6 А
204 S*
38 &
8
Рис. 74. Содержание водорода в нефтяных фракциях.
Низшая теплота сгорания 1 кг газообразного топлива
(пн) -
* кдж/кг или ккал!кг(82а)
где Q — плотность газа в кг/м\
Пример 24. Определить теплоту сгорания тяжелого газойля каталити-
ческого крекинга, имеющего среднюю молекулярную температуру кипения
400° С и относительную плотность 0,9635. Содержание серы в нем S = 1,65%.
Характеризующий фактор
„ 1,216 у'Т 1,216 3/673 ... ‘
К =---------= 0,9635 " "11Л
По номограмме (см. рис. 74) определяем, что (в % мае.) Н = 10,75%.
Содержание углерода
С = 100 - (Н + 8) = 100 - (10,75 + 1,65) = 87.6%.
108
Теплота сгорания
= 339 • 87,6 + 1030 • 10,75 + 109 • 1,65 = 40960 кдж/кг = 40,96 Мдж/кг
(9780 ккал/кг) л
Пример 25. Определить теплоту сгорания сухого нефтезаводского газа
следующего состава (в % объемн.): Нг я 26,3; СН< = 36,3; С2Н4 = 15,0; СгНв =
= 17,5; СаНв = 2,5; С3Нв = 2,4.
Плотность газа при нормальных условиях q = 0,8 »г/.и8.
Низшая теплота сгорания 1 нм3 газа по формуле (82)
(>р = 25,79 • 26,3 + 85,55 • 36,3 + 141,07 • 15 + 152,26 • 17,5 + 205,41 х
X 2,5 + 217,95 • 2,4 = 9629 ккал/м3 (40,4 Мдж/м3).
Теплота сгорания 1 кг газа
<2р = == 12 000 ккал/кг (50,2 М дж/кг).
б. Расход воздуха на горение
Количество воздуха, необходимое для горения топлива, опреде-
ляется на основе уравнений реакций горения. В нефтезаводских
печах при сжигании жидкого и газообразного топлива обычно
имеет место практически полное горение.
Теоретический расход воздуха, необходимый для сжигания 1 кг
жидкого или газообразного топлива,
L. = 2^C-W'-° <83)
где С, Н, S и О - содержание в топливе углерода, водорода, серы
и кислорода в % мае.
Теоретически необходимый объем воздуха
V = £о = 2,67 C+8H-FS —О
0 1,293 23,2-1,293 ’ '
где 1.293— плотность воздуха при нормальных условиях в кг/м\
Для обеспечения полноты сгорания топлива требуется вести
процесс горения в присутствии некоторого избытка кислорода. Коэф-
фициентом избытка воздуха называется отношение действительного
расхода воздуха к теоретическому;
п т у . (85)
Коэффициент избытка воздуха зависит от рода топлива и от
метода его сжигания. Для газообразного топлива а = 1,05 4-1,2
при сжигании в объеме и 1,02 1,05 в случае поверхностного (бес-
пламенного) горения. Для жидкого топлива а = 1,2 4-1,5.
При прохождении камеры конвекции и борова происходит под-
сос воздуха, вследствие чего коэффициент избытка воздуха несколько
возрастает. В современных печах подсос воздуха в камере конвекции
не превышает 5—10% от теоретического расхода воздуха. В печах
более старой конструкции он может достигать 20%.
109
Действительный расход воздуха
или
L — a Lo
V = aV0.
(86)
(86а)
горения могут также присутствовать
водород и элементарный углерод —
в. Состав продуктов горения
Продукты полного горения топлива состоят из углекислого газа,
сернистого газа, паров воды, избыточного кислорода и азота. При
неполном горении в продуктах
окись углерода, углеводороды,
сажа.
Состав продуктов горения
молярных единицах.
Горение углерода.
Из 1 кг топлива, содержащего С% углерода, образуется углекис-
лоты
удобно выражать в массовых или
12 Й5 КМ0Ль/кг-
Горение серы.
Из 1 кг топлива, содержащего S% серы, образуется сернистого
газа
кмоль/кг
Сумма углекислоты и сернистого газа определяется по формуле
•^roi = ^co2+so2 = iuo-12 + 100 • 32 кмоль^кг- (87)
Горение водорода.
Из 1 кг топлива, содержащего Н % водорода, образуется водяного
пара
4-^ кмоль/кг.
2 100
Кроме того, в продуктах горения содержатся водяной пар,
подаваемый на распиливание, Оф и влага топлива И7, поэтому общее
количество водяного пара равно на 1 кг топлива
^н2о ~ ~2~ “100 “18“ 100 •18 кмолъ^кг- (88)
Количество азота в дымовых газах при сжигании с теоретическим
количеством воздуха равно теоретически необходимому объему
воздуха Fo, умноженному на объемное содержание азота в воздухе
(0,79) и деленному на 22,4:
Уо-0,79 ,
—— кмоль/кг.
22 А
НО
Количество избыточного воздуха, выраженное в кмоль,
~2^Т^ кмолъ/кг*
Общее содержание азота и избыточного кислорода в продуктах
горения
у _ Рр >0.79 Р0(а0-1) s Гр (а—0,21) ,
Лк2 + О2 к22,4 * 22,4 т кмоль/кг. (89)
22,4
Если умножить правые части уравнений (87), (88) и (89) па соот-
ветствующие молекулярные веса, то можно выразить состав продук-
тов^горения в массовых единицах (кг/кг):
р zt __3,67 С . 2S ZQ7a\
°КО2 “ ^СОг+ЗОо ~ 1L0 100 ’
Gh2o = “too- + "100 + G*' (88a)
Gn2+o2 4(“- 0’232). (89a)
Общее количество продуктов горения в кмоль/кг
2 АГ = ALO . so + N„ о + АС . п . (90)
Общий объем продуктов горения
Vn. Г = 22,4 (2 А') Л£3/кг. (91)
Количество продуктов горения 1 кг топлива равно количеству
воздуха плюс количество топлива и форсуночного пара (если счи-
тать, что золы при горении не образуется):
G a Lc + 1 + бф кг/кг. (92)
г. Энтальпия продуктов горения
Энтальпией продуктов горения называется количество тепла,
необходимое для нагрева их от 0° до данной температуры. Ее при-
нято выражать в кдж/кг или в ккал/кг топлива. При заданной тем-
пературе величина энтальпии тем больше, чем больше коэффициент
избытка воздуха, так как тем больше при этом количество продук-
тов горения. Энтальпия продуктов горения топлива определяется
как сумма энтальпий отдельных его компонентов.
Энтальпия отдельных компонентов продуктов горения равна
произведению средней молярной или массовой теплоемкости на
количество данного компонента и иа температуру:
Л<О2 = ^RO2 ^RO2 * = ^RO2 CRO2
Л12О == ^н2о ^н2о * = ^Н2О СН2О
111
Л\2+О2 — ^N2+O2^N2+O2^ Gn2+O2CN2+O2*’
h ~ = Лю2 ^H20 “b ^N2+O2 ККаЛ1кг,
где It — энтальпия продуктов горения 1 кг топлива при темпера-
туре t в ккал!кг\
С — средняя молярная теплоемкость продуктов горения
в ккал!кмоль • °C;
с — средняя массовая теплоемкость продуктов горения
в ккал/кг • °C.
Темпера тура. °C Температура. °C
Рис. 75. Молярная теплоем-
кость продуктов горения.
горения.
Рис. 76. Массовая теплоемкость продуктов
Теплоемкость одного килограмма продуктов горения при тем-
пературе t
Срт= ккал/кг * °C. (93)
На рис. 75 и 76 приведены молярные и массовые теплоемкости
отдельных компонентов продуктов горения топлива.
д. Максимальная температура горения
Максимальной температурой горения fmax называется темпера-
тура, которую имели бы продукты горения, если бы все тепло, выде-
лившееся при горении топлива, было использовано на их нагрев.
Фактически не все тепло, выделившееся при горении топлива, может
быть использовано для нагрева продуктов горения, так как часть
его теряется в окружающую среду вследствие излучения стенок
кладки. Тепло, теряемое в окружающую среду, учитывается коэф-
112
фициептом полезного действия топки цт. Необходимо также учесть
тепло, внесенное в топку воздухом, газами рециркуляции и форсу-
ночным паром.
В общем виде максимальную температуру горения можно пред-
ставить следующим образом:
^тах = Т' (94)
где /0 — приведенная температура исходной системы в °C;
Ор — низшая теплота сгорания топлива в ккал/кг\
G — масса топочных газов, включая массу продуктов горения,
форсуночного пара и газов рециркуляции, в кг/кг\
еРт — средняя теплоемкость продуктов горения в ккал/кг • °C.
Приведенная температура исходной системы
Zo —
Д Qd
п + Д Qr. р A Qtoiut
__ tt 4~ Сфгф^ф £г. ргг. р^г. р~Мтопл ор
GcPm
(95)
где А 0в —тепло, вносимое воздухом в топку, в ккал!кг\
А (?Ф. п — тепло, вносимое форсуночным паром, в ккал!кг\
A Qr. р — тепло, вносимое газами рециркуляции, в ккал/кг\
А (?топл — явное тепло, вносимое топливом, в ккал/кг\
сн — средняя теплоемкость воздуха в ккал/кг
£в—температура поступающего воздуха в °C;
б?Ф — расход форсуночного пара на распыливание 1 кг топли-
ва в кг/кг\
Сф — массовая теплоемкость водяного пара в ккал/кг • СС;
/ф — температура водяного пара в °C;
Gr, р — вес газов рециркуляции в кг/кг;
СГ. р — теплоемкость газов рециркуляции в ккал/кг -°C;
tr, р — температура газов рециркуляции в °C;
*топл — явная энтальпия 1 кг топлива в ккал/кг.
В технических расчетах можно пренебречь энтальпией топлива
и форсуночного пара.
В случае работы без рециркуляции газов можно принимать
приведенную температуру исходной системы, равной температуре
поступающего воздуха:
(95а)
и
=f I
шах в "Г Ccpm •
Фактически температура в топке всегда ниже максимальной
температуры горения вследствие передачи части тепла радиантным
8 Заказ 1174.
ИЗ
трубам. Однако, как будет показано ниже, максимальной темпера-
турой горения приходится пользоваться при расчете радиантной
камеры; она является важной характеристикой топочного процесса.
Уравнение (94) показывает, что максимальная температура
горения повышается с увеличением теплоты сгорания топлива,
с повышением температуры воздуха, поступающего в топку, и
с уменьшением коэффициента избытка воздуха и потерь в окру-
жающую среду. Увеличение коэффициента избытка воздуха и рецир-
куляция газов снижают максимальную температуру горения.
Пример 26. Вычислить количество и состав продуктов горения топлива,
содержащего С = 85,5%, Н = 11,5%, S = 3%, если известно, что иа распили-
вание его подается водяной пар в количестве Сф = 0,3 кг/кг топлива, а коэф-
фициент избытка воздуха а = 1,3. Теоретически необходимый объем и количество
воздуха VQ = 10,76 м^/кг, LQ = 13,9 кг/кг.
v _ С S _ 85’5 3 -
1 r°2 100 12 + 100-32 100 «12 100-32
= 0,0713 + 0,00094=0,07224 кмоль/кг,
= Н ГР Сф _ 11«5 , _0,3 _
Лн2о ЮО-2 + 100 18 100-2 “Г 18
=0,05754-0,0167 = 0,0742 кмоль/кг,
кт V0(<x—0.21) 10.76(1.3—0.21) .
ATN2+Oi = -° 22Л -=-------ггд------=0,524 кмолъ/кг.
Общее количество продуктов горения
V Д' 0,07224 + 0,0742 + 0,524 0,6704 кмоль/кг.
Объем продуктов горения
Гп. г = 22,4 N) = 22,4 0,6704:=44,33 м3/кг.
Вес продуктов’горения
G = a Lq 4- 1 4- Сф = 1,3 • 13,9 4- 1 4“'0,3 = 19.35 кг/кг.
§ 5. тепловой баланс; ПЕЧИ
В общем виде тепловой баланс печи формулируется следующим
образом:
(?р Н- (?2 @з Н- (?4 И- Q& ккал/кг,
(96)
где фр — низшая теплота сгорания топлива в ккал/кг;
Ql — полезно использованное тепло в ккал/кг]
Q2 — тепло, теряемое с отходящими газами, в ккал/кг% виража»
емое (?2 = GcPmj (*2 — Zo);
t2 — температура отходящих газов в °C;
сРт2 средняя теплоемкость в интервале температур tQ —
в ккал!кг- °C;
114
tQ— температура окружающего воздуха в °C;
Q3 — тепло, теряемое от химической неполноты горения, в
ккал/кг\
Qi— тепло, теряемое от механической неполноты горения, в
ккал/кг\
Q3— тепло, теряемое излучением, в ккал!кг.
Уравнение (96) может быть также выражено в процентах:
100 = 01 + 02 + 0з + 04 + 04 % • (96а)
Потеря тепла с отходящими газами зависит от их температуры
и количества. Она может достигать 15—25%, а при больших избыт-
ках воздуха и высоких температурах газов даже 40%. Температура
отходящих газов обычно принимается на 100—150° С выше темпе-
ратуры продукта, поступающего в печь. Эта температура является
определяющей для коэффициента полезного действия печи, поэтому
правильный выбор ее имеет большое значение. Обычно при высоких
температурах поступающего продукта рекомендуется ставить воз-
духоподогреватели для увеличения коэффициента полезного дей-
ствия печи. Вопрос о целесообразности установки воздухоподогре-
вателя должен рассматриваться подробно для каждого конкретного
случая.
В современных печах потери тепла излучением составляют 2—5%,
в печах старого типа они достигали 7—12%. Около 75% и более
от общей величины потерь тепла излучением теряется в камере
радиации и до 25% в камере конвекции.
Потерю тепла от химической неполноты горения в нефтезавод-
ских печах можно принимать qz = 0. Практически величина этих
потерь иногда достигает 0,5—1%.
Потерями тепла от механической неполноты горения для жидкого
и газообразного топлива практически можно пренебречь и принять
qi & 0.
Коэффициент полезного действия топки характеризует долю
тепла, которое можно полезно использовать в топке. Потери тепла
в топке складываются из потерь излучением кладки да, от химиче-
ской неполноты горения дз и от механической неполноты горения qi
____100-^+^+?;)
100 1
Принимая во внимание, что д3*=«0 и
= 100-<
Для нефтезаводских печей коэффициент полезного действия
топки обычно равен 0,95—0,985.
8* 115
Коэффициентом полезного действия печи называется доля тепла,
полезно использованного в печи:
Qi = Qg-(Q2+Q3+Q4+Q6) 100-(?2-На+?4+?5)
он он 100
Выше уже указывалось, что коэффициент полезного действия
печи обычно колеблется в пределах 0,60—0,80, а в отдельных слу-
чаях может даже достигать 0,85.
Расход топлива определяется по уравнению
в = кг/ч, (99)
где (?пол — полезно использованное тепло.
В общем случае полезно использованное тепло, или полезная
тепловая нагрузка печи, складывается из количества тепла, кото-
рое надлежит передать продукту в печи для его нагрева, испарения
и перегрева паров, тепла, затрачиваемого на реакцию и на перегрев
сухого водяного пара:
<?ггол — G [е[2 + (1 — е) z2 — hl + GxQ? + GB. Bcz (tn — ZH) ккал/ч, (100)
где G — производительность по сырью в кг!ч\
е — массовая доля отгона продукта на выходе из печи;
/2 — энтальпия паров на выходе из печи в ккал/кг\
is — энтальпия жидкости на выходе из печи в ккал/кг\
h — энтальпия сырья на входе в печь в ккал/кг;
х — глубина превращения;
Qv — тепловой эффект реакции в ккал/кг\
GB.n — количество водяного пара, подлежащего перегреву,
в кг/ч\
с2 — теплоемкость водяного пара в ккал!кг . °C;
ta — температура перегрева водяного пара в СС;
tH — начальная температура водяного пара в °C.
§ 6. ТЕПЛОВОЙ РАСЧЕТ КАМЕРЫ РАДИАЦИИ
В современных трубчатых печах основную роль играет передача
тепла излучением или радиацией. Поэтому важнейшей частью печи
является камера радиации, одновременно выполняющая роль топоч-
ной камеры. Процесс теплоотдачи в радиантной камере трубчатой
печи складывается из теплоотдачи радиацией и свободной конвек-
цией. Однако осповпую роль играет теплоотдача радиацией, а удель-
ный вес теплоотдачи конвекцией сравнительно невелик.
При сжигании топлива образуется факел, температура, размеры
и конфигурация которого существенно влияют на теплоотдачу.
Факел представляет собой струю газов со взвешенными в ней рас-
116
каленными частицами аморфного углерода, образующимися в про-
цессе горения. Факел и продукты горения, которые мы в дальней-
шем будем обозначать термином «поглощающая среда», являются
первичным источником тепла в радиантной камере.
Поглощающая среда отдает часть своего тепла лучеиспусканием
экранным трубам и кладке печи. Кладка в свою очередь излучает
тепло, полученное от поглощающей среды, на экранные трубы.
Но так как все пространство камеры радиации заполнено поглощаю-
щей средой, то часть энергии, излучаемой кладкой, поглощается
поглощающей средой, а часть проходит сквозь нее и достигает
экрана. Таким образом, экран получает не все тепло, излучаемое
кладкой. Кладка имеет некоторую равновесную температуру выше
температуры экрана и ниже температуры поглощающей среды.
Теплоотдача в камере радиации в большой степени зависит от
температуры поглощающей среды. Наиболее высоких температур
поглощающая среда может достигать в неэкранированной топке,
т. е. в том случае, когда все тепло, выделенное топливом, идет только
на нагрев продуктов горения (максимальная температура горения).
В экранированных топках температура поглощающей среды всегда
ниже этой предельной температуры и достигает некоторого равновес-
ного значения, находящегося в интервале между максимальной
температурой горения и температурой газов на выходе из топки.
Эта равновесная температура, названная средней эффективной тем-
пературой среды, тем ниже, чем больше степень экранирования
топки и чем ниже коэффициент избытка воздуха.
Температура поглощающей среды непрерывно меняется как в на-
правлении движения газов, так и от факела к ограничивающим
поверхностям, причем это изменение подчиняется сложному закону.
а. Расчет коэффициента прямой отдачи
Расчет суммарной теплоотдачи в топочной камере сводится к оп-
ределению коэффициента прямой отдачи ц, представляющего собой,
как отмечалось ранее, отношение общего количества тепла, передан-
ного радиантным трубам (слагающегося из теплоотдачи радиацией
л свободной конвекцией), к общему полезному теплу, внесенному
топливом:
(101)
где — суммарное тепло, переданное радиантным трубам, в ккал!ч\
В — расход топлива в кг/ч\
— коэффициент полезного действия топки.
На протяжении последних 70 лет вопросу расчета коэффициента
прямой отдачи были посвящены многочисленные работы советских
и зарубежных ученых. Имеющиеся в настоящее время методы рас-
чета можно разделить на эмпирические и аналитические. Первые
117
методы расчета, появившиеся, когда уровень знаний был еще недо-
статочно высок для решения аналитической задачи, были эмпири-
ческими. Эмпирические методы базируются на опытных данных,
полученных путем обследования топочных устройств. Полученные
данные обрабатываются, и подбирается такая формула, которая
удовлетворяла бы наилучшим образом этим данным. Основным
недостатком эмпирических формул является ограниченность области
их применения, так как они дают правильные результаты только
в пределах тех условий, для которых имелись опытные данные;
кроме того, они пе могут учитывать всех факторов, влияющих на
процесс.
Аналитические методы расчета базируются на фундаментальных
физических законах. Они выводятся теоретически.
Сопоставление ряда методов расчета прямой отдачи с опытными
данными показало, что лучшие результаты дает аналитический метод
проф. Н. И. Белоконя, который и рекомендуется для расчета труб-
чатых печей. Метод Н. И. Белоконя базируется на совместном реше-
нии уравнений теплового баланса и теплопередачи.
СоставИхМ уравнение теплового баланса топки. Часть тепла, вне-
сенного в топку топливом (считая от температуры исходной системы),
передается радиантным трубам радиацией и свободной конвекцией
(фр), а остальная часть уносится продуктами горения за пределы
топочной камеры [BGcPm (7Р — Го)1:
BQI = BGcPm (Тр - Т0) + 0р1 (102)
где — абсолютная температура газов на перевале в еК;
Tq — приведенная абсолютная температура исходной системы
в °К;
фр — тепло, переданное радиантным трубам, в ккал/ч; осталь-
ные обозначения прежние.
Уравнение теплопередачи должно учитывать теплоотдачу экрану
радиацией и конвекцией. Передача тепла радиацией определяется
уравнением Стефана-Больцмана, для решения которого необходимо
знать температуры излучающего и поглощающего источников.
Температура последнего, т. е. радиантных труб, обычно известна,
но неизвестна средняя эффективная температура продуктов горения
(поглощающей среды). Выше было отмечено, что изменение темпера-
тур в топке подчиняется сложному закону. Предполагается, что
в больших топочных пространствах процесс теплоотдачи опреде-
ляется периферийными температурами, в данном случае температу-
рой газов па перевале. Это не означает, однако, что температура
газов на перевале равна средней эффективной температуре погло-
щающей среды; последняя всегда выше. В связи с этим Н. И. Бело-
конь вводит понятие эквивалентной абсолютно черной поверхности,
излучение которой при температуре газов на выходе из топки (на
перевале) равно всему прямому и отраженному излучению. Другими
словами, общее количество тепла, передаваемого эквивалентной
118
абсолютно черной поверхности при температуре газов на перевале
Гр, равно теплу, которое поглощает действительная поверхность
экрана прп фактических условиях в топке, т. е. при средней эффек-
тивной температуре поглощающей среды в топке Ту. Ниже будет
показано, как эта поверхность вычисляется.
Уравнение теплопередачи
ккал/ч*
фр. к — сх^Яр, к (Гр 0) ккал/ч^
фр — Фр. л + Фр. к
+ ак Яр. к (Гр — 0) кпал!ч.
(ЮЗ)
(104)
(105)
Здесь фр. л — тепло, переданное экрану радиацией, в ккал/ч\
фр. к — тепло, переданное экрану свободной конвекцией,
в ккал!ч\
0 — средняя абсолютная температура экрана в °К;
С3 — постоянная излучения абсолютно черного тела
(Св = 5,66 дж!м2 . °К4 = 4,88 ккал/м2 .ч -°К4);
Н3 — эквивалентная абсолютно черная поверхность в
ак — коэффициент теплоперехода свободной конвек-
цией в ккал!#? • ч . °C;
Яр. к — поверхность теплопередачи конвекцией (поверх-
ность радиантных труб) в jw2:
Яр. ц — л d Z/x,
где d — наружный диаметр труб в м\
I — полезная длина труб в м;
п — число труб.
Подставляя значение фр из уравнения (105) в уравнение тепло-
вого баланса (102), получим
BQl Лт(Т, - То) + с,и. - (-^у ] +
+ акЯр. К(ГР— 0). (106}
Напишем уравнение теплового баланса для вполне закрытой
неэкранированной топки:
^Фр Лт — (^max Т0).
(107)
Левые части уравнений (106) и (107) равны между собой, следо-
вательно, равны и правые части:
SGcPm (Tmax - Г о) = BGcPm (Гр - Го) + С.Н,
“Ь Яр. к (Гр 0).
119
Рис. 77. Кривая зависимости характеристики излучения от аргумента излучения.
После ряда преобразований получаем
акЯр.к^тах-0)-^Л941°~8
^^сРтп 4“ ак ^р. к
(108)
где ДО — температурная поправка теплопередачи в топке, харак-
теризующая превышение предельной теплопередачи кон-
векцией над обратным излучением экрана (Д0>О или,
наоборот, ДО < 0), в градусах.
Вводя понятие характеристики излучения 0а и аргумента излу-
чения х, имеем
в = Тр
Ps Лпах-Д" ’
____iOCsHs___f-^так \3
fiGcPm+°n#p. к \ 1000 /
После ряда преобразований получим
(109)
(110)
(111)
хр,4+ ₽, = !.
Расчетное уравнение, связывающее характеристику излучения
с аргументом излучения, будет иметь следующий вид:
₽.»------77 - 1 • (Н2)
0,25 + V 0,1875 + У 0,141+х
График зависимости характеристики излучения ра от аргумента
излучения х приведен на рис. 77.
Абсолютная температура газов на перевале (выходе из топки)
Л) = МЛпах - де). (113)
Коэффициент прямой отдачи
Qp______~^niax
^rnax“^o
(114)
При пользовании методом Н. И. Белоконя максимальная темпе-
ратура горения определяется по средней теплоемкости продуктов
горения при температуре газов на перевале в пределах — /0.
б. Определение эффективной лучевоспринимающей
поверхности
Прежде чем перейти к рассмотрению метода определения экви-
валентной абсолютно черной поверхности На, необходимо заменить
фактическую поверхность труб экрана эквивалентной плоской
121
поверхностью, воспринимающей столько же тепла, сколько и фак-
тическая поверхность экрана. Такую поверхность принято называть
эффективной лучевоспринимающей поверхностью.
Исследования ряда авторов показали, что эффективная луче-
воспринимающая поверхность равна плоской поверхности, заме-
няющей трубы, умноженной на фактор формы или угловой коэф-
фициент:
Ял = b(п-1) + d\l л* -(115)
где к — фактор формы или угловой коэффициент;
s — расстояние между осями труб в м;
п — число труб;
I — длина трубы в м\
d — диаметр трубы в м.
- — * ..*
Угловой коэффициент к показывает, какая доля тепла погло-
щается трубами от того тепла, которое в тех же условиях поглотила
бы плоская заэкранированная поверхность. Численное значение
углового коэффициента зависит от отношения шага труб к их диа-
метру и от числа рядов труб в экране и может определяться по гра-
фику (рис. 78). Рассматривая рис. 78, можно видеть, что тепло-
отдача к экранным трубам складывается из прямой радиации и отра-
женного излучения кладки, на которой размещены трубы.
Теплоотдача к однорядному экрану непрерывно уменьшается
с увеличением отношения шага труб к их диаметру. Общее количе-
ство тепла, передаваемое двухрядному экрану, почти не меняется
до достижения значения шага труб, равного двум диаметрам; при
дальнейшем увеличении шага труб теплоотдача начинает снижаться.
Для наиболее распространенного в нефтезаводских печах рас-
стояния между трубами, равного двум диаметрам, получаем сле-
дующие значения коэффициента формы к\ для однорядного экрана
к — 0,88 и для двухрядного 0,98, в том числе для первого ряда 0,68
и для второго ряда 0,30. Следовательно, тепловая напряженность
первого ряда больше средней тепловой напряженности обоих
рядов в ° л al2 ^1,4 раза, а тепловая напряженность первого
О, У о
ряда больше тепловой напряженности второго ряда в д—«=*2,27 раза.
Следовательно, в двухрядном экране распределение тепловых
напряженностей неравномерно и второй ряд экрана работает неэф-
фективно. Для того чтобы достигнуть одинаковых значений средних
тепловых напряженностей однорядного и двухрядного экранов,
0 88 • 2
для последнего потребуется расход металла больший в =
0,Уо
= 1,8 раза.
Значительно выгоднее ставить однорядные экраны.
Если в печи имеется однорядный экран и для увеличения ее
тепловой мощности установлен второй ряд труб, то тепловая мощ-
122
ность увеличивается всего в => 1Д1 раза, т. е. на 11%, что
безусловно невыгодно. При желании увеличить тепловую мощность
существующих печей следует идти по пути дополнительного экра-
нирования, но тоже до определенного предела, так как чем больше
степень экранирования, тем менее эффективно дальнейшее экра-
нирование.
Рис. 78. Зависимость фактора формы к от расстояния
между трубами.
1 — прямая радиация второму ряду труб; 2 — прямая радиация пер-
вому рилу труб; Л—общее количество тепла, прямого и отраженного,
передаваемого второму ряду: 4 — общее количество тепла, прямого
и отражении го, передаваемого первому ряду.
Рассмотрим теплоотдачу к экранам двустороннего облучения.
Каждый ряд двухрядного .экрана двустороннего облучения вос-
принимает столько тепла, сколько воспринимали бы прямым излу-
чением первый и второй ряды экрана (соответственно 0,65 п 0,21).
Следовательно,
к = 2(0,65 + 0,21) = 1,72.
123
Таким образом, двухрядный экран двустороннего облучения
работает так же эффективно, как и однорядный экран одностороннего
облучения.
Для однорядного экрана двустороннего облучения
Л = 2-0,65’= 1,3.
Следовательно, наиболее напряженно работает поверхность на-
грева однорядного экрана двустороннего облучения*
в. Определение величины, эквивалентной абсолютно черной
поверхности
Теплообмен излучением между экраном Нл и неэкранированной
поверхностью кладки F определяется мощностью оптического пучка
взаимного излучения этих поверхностей:
П рНл = 6р, м2,
где F и qf н — угловые коэффициенты взаимного излучения по-
верхностей экрана и кладки, характеризующие
долю и интенсивность взаимно направленного
пучка (П = IIFH = IIHF) от полного излучения
поверхностей;
Нп — эффективная лучевоспринимающая поверхность
экрана в м2;
F — неэкранированная поверхность кладки в Л£2.
Угловые коэффициенты взаимного излучения (взаимной види-
мости) экрана и кладки Q могут определяться приближенно в зави-
симости от соотношения поверхности кладки и экрана F/Hn:
О < - ^2* о = — *
Ял ’ 2 F+Hn 9
нои поверхности:
Я,
где
6--------
Величина эквивалентной абсолютно черной поверхности опре-
деляется из теплового баланса экрана. Н. И. Белоконь вывел сле-
дующее уравнение для определения эквивалентной абсолютно чер-
= ^(енЯл + Ре^)^ (116)
1_____t.
14- g' -' - F 1 + Cv 1
+ l-ev’ eHll
124
Функция гр (Г) зависит от распределения температур в топке
и в среднем равна:
гр (Т) ^0,85.
Степени черноты экрана ея и кладки ву могут быть приняты
ед — 8у — 0,9.
Приведенная степень чер-
ноты среды еу (трехатомпые
газы плюс взвешенные ча-
стицы аморфного углерода)
может быть определена
в зависимости от коэффици-
ента избытка воздуха по
приближенному уравнению
0.96
8у — 1 — е °
где а — коэффициент избытка
воздуха.
На рис. 79 представлен
график для определения
отношения Нв/Нл в зависи-
мости от коэффициента из-
бытка воздуха а и степени
экранирования:
Задавшись значениями
Нл и можно вычислить
величину эквивалентной аб-
солютно черной поверхности
Нв. Можно решить и об-
Рис. 79. Зависимость Н3/Нл от степени
экранирования ЧТ и коэффициента из-
бытка воздуха а.
ратную задачу, т. е., зпая
необходимое значение Hs и задавшись степенью экранирования,
определить Нп и F, а затем определить конструктивные размеры
камеры радиации.
Графики (рис. 80, 81) служат для предварительной приближенной
оценки величины эквивалентной абсолютно черной поверхности пс
заданной допустимой температуре газов па перевале, максимальной
температуре горения, температуре экрана и общему количеству
тепла, введенного в топку. График на рис. 80 построен для темпера-
туры поверхности экрана 200° С. График па рпс. 81 служит для
внесения поправки на температуру экрана, отличную от 200° С.
125
Рис. 80. Зависимость температуры
газов на перевале ^р от максималь-
ной температуры горения zmaxf па-
Q
раметра = j-— при температуре
экрана 6 в 200° С.
Рис 81. Поправка па температуру
экрана.
126
На рис. 80 по оси абсцисс отложены значения qa— * при*
чем Q — это общее количество тепла, введенного в топку:
Q = В(?р ПТ + 9В + <?Ф. п + 9г. р ККал/ч-
Зная ^max И 0, ННХОДИМ ^я^оо*
Затем, зная /р и 0, по графику (рис. 81) находим поправку
^в200
и, умножив найденное ранее значение gS200 на да^а2ооэ ыахо
дим значение qat. Поскольку из-
вестно Q, находим значение
После этого, пользуясь гра-
фиком (рис. 79) 1, находим зна-
чение HjHn и далее Нл и Ft
предварительно задавшись сте-
пенью экранирования ф.
Коэффициент теплоотдачи
свободной конвекцией можно
вычислить по уравнению
ак = Afy&t ккал/м2-ч«°С, (118)
где — разность температур
газов и экрана в °C:
tp^'C
Рис. 82. Коэффициент теплоотдачи сво-
бодной конвекцией.
A/ = fp —0;
А — константа, зависящая от
диаметра труб.
Для труб диаметром от 50 до 125 мм можно принять в среднем
А — 1,8. Тогда
«к = 2,09 j/aF вт/м2- °C = 1,8 УAJ ккал/м?-ч-°C. (119)
На рис. 82 представлен график для определения ак в зависимости
от А Z.
$ 7. ТЕПЛОВОЙ РАСЧЕТ КАМЕРЫ КОНВЕКЦИИ
Процесс теплопередачи в камере конвекции складывается из
передачи тепла от газового потока к конвекционным трубам конвек-
цией и радиацией. Основное значение в конвекционной камере имеет
конвекционный теплообмен. Однако излучение газов и кладки также
заметно влияет на процесс теплоотдачи.
Коэффициент теплоотдачи в камере конвекции можно рассматри-
вать как сумму двух коэффициентов: ак — коэффициента тепло-
1 Пример пользования графиками будет дан в конце главы.
127
отдачи конвекцией (ккал/м2 • час • °C) и ар — коэффициента тепло-
отдачи радиацией (ккал/м2 . час . °C).
Трубы в конвекционной камере могут располагаться в коридор-
ном либо в шахматном порядке. Обычно принято располагать их
в шахматном порядке, так как коэффициент теплоотдачи в этом слу-
чае при прочих равных условиях всегда выше. Коэффициент тепло-
отдачи конвекцией также возрастает с уменьшением числа труб
в ряду и с сокращением расстояния между осями труб, так как это
способствует увеличению скорости движения газов в камере конвек-
ции.
Расстояние между осями труб
для нормализованных двойников
обычно лежит в пределах 1,70—2,0
диаметров. Рекомендуется применять
двойники с уменьшенным расстоя-
нием между осями.
Численные значения коэффици-
ента теплоотдачи конвекцией колеб-
лются от 12 до 30 вт!м2 • °C или от 10
до 25 ккал/м2 . ч . °C. Коэффициент
теплоотдачи конвекцией для шахмат-
ных пучков рекомендуется вычи-
слять по формуле
0 200 +00 600 дОО 1000 . 0,б
С °с t ак = 0,35 Е вт/м2 • °С=
ь. ^0,4
Рис. 83. Коэффициент^/? уравне-
пия (120)> =о,З.Е-^- ккал/мг-ч-°С, (120)
где Е — коэффициент, зависящий от физических свойств топочных
газов (может определяться по графику в зависимости от
средней температуры газов; рис. 83);
и — массовая скорость в кг!м2 . сек, равная и = w q;
d — диаметр труб в м.
Коэффициент теплоотдачи радиацией газов зависит от средней
температуры газового потока и стенки труб, от концентрации трех-
атомных газов, являющейся функцией коэффициента избытка воз-
духа, от эффективной толщины газового слоя. Значения коэффи-
циента теплоотдачи радиацией газов составляют от 7 до 21 вт/м2 х
X °C или от 6 до 18 ккал/м2 . ч . °C.
Для шахматных пучков коэффициент теплоотдачи радиацией га-
зов может определяться по приближенной эмпирической формуле,
предложенной автором:
а _.__________0,016051________ вт/м2-°C (I21)
а₽ а (1,23 — 0,00115 ек) (0,5 а-И0,4) ь
ИЛИ
ар = а (1,23 —0,001'15 0к) (0,5а + 0,4) ккал№ • Ч • С, (121a)
128
где t — средняя температура газов в камере конвекции в °C;
0 — средняя температура стенки труб в °C;
а — коэффициент избытка воздуха;
а — коэффициент, зависящий от толщины газового слоя и от
типа топлива (жидкое или газ);
/ =
2,3 )g
где tp — температура газов, поступающих в камеру конвекции;
/2 — температура отходящих
газов.
Значение коэффициента а опре-
деляется по графику (рис. 84) в за-
висимости от эффективной тол-
щины газового слоя. Эффектив-
ная толщина газового слоя для
шахматных пучков может вычи-
сляться по уравнению
5 = 3,49 s— 4,1 d м, (122)
где .9 — расстояние между осями
труб в м;
d — диаметр труб в м.
Формула (121) применима для
температуры газов t = 400 4-
4- 800° С, температуры стенки 0 »
-= 200 4- 400° С и коэффициента избытка воздуха а = 1,2 4- 1,6.
Полученное значение коэффициента теплоотдачи радиацией не
учитывает радиации кладки. За счет излучения радиацией кладки
коэффициент теплоотдачи в камере конвекции увеличивается при-
мерно иа 10%. Тогда суммарный коэффициент теплоотдачи в камере
конвекции составит
Эффективная толщина
газового слоя S, м
Рис. 84. Коэффициент а уравнения
(121).
1 — жидкое топливо; 2 — нефтсааподский
газ.
а1 = 1,1(4+ар). (123)
Суммарный коэффициент теплоотдачи от газов к стенке в
камере конвекции ai обычно колеблется в пределах от 20 до
45 ккал/м*-ч • °C (23—52 влпЛи2-°С).
Коэффициент теплоотдачи к продукту а-2 в конвекционных тру-
бах нефтезаводских печей обычно во много раз больше коэффициента
теплоотдачи ai от газов к стейке. Поэтому можно для практических
целей приравнять коэффициент теплопередачи коэффициенту тепло-
1 1
отдачи ai, так как — значительно меньше, чем — .
Следовательно,
к = СЦ = 1,1 (ак 4- ар). (124)
9 Заказ 1174. 129
В печах пиролиза газообразных углеводородов, па установках
дегидрирования бутана и других, где коэффициент теплоотдачи к про-
дукту может быть низким, коэффициент теплопередачи в камере
конвекции определяется, как обычно:
к = -Г-----~ -т-Ч (125)
-L __ J_
«1 Л а2
где б — толщина стенки трубы в «м;1
X — коэффициент теплопроводности материала стенки
в ккал/м • ч * °C.
После подсчета коэффициента теплопередачи конвекцией легко
определить поверхность нагрева конвекционных труб. Температура
сырья, поступающего в печь (xt), обычно дается при расчете. Темпе-
ратурой отходящих дымовых газов (/2) задаются. Температура газов,
поступающих в камеру конвекции (Zp), определяется при расчете
камеры радиации. Температуру сырья (т2) па выходе из конвекцион-
ной секции определяют, исходя из количества тепла, сообщаемого
в конвекционной секции.
Поверхность нагрева конвекционных труб определяется, как
обычно:
н = М\ (126)
где — тепло, сообщаемое сырью в конвекционных трубах;
к — коэффициент теплопередачи в ккал/м2, . ч - °C;
От — средняя разность температур в °C.
В камере конвекции могут размещаться пароперегреватели. При
достаточно высоких температурах отходящих дымовых газов после
камеры конвекции для увеличения к. п. д. печи могут также уста-
навливаться воздухоподогреватели.
Методика их расчета принципиально не отличается от методики
расчета конвекционного змеевпка. Однако, поскольку коэффициенты
теплоотдачи аг к пару в трубах пароперегревателя и к воздуху в воз-
духоподогревателе соизмеримы с коэффициентом теплоотдачи от га-
зов к стенке, при этих расчетах необходимо учитывать коэффициенты
теплоотдачи к среде в трубах аг.
§ 8/ ГИДРАВЛИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ ЗМЕЕВИКА ПЕЧИ
Потеря напора в змеевике печи непосредственно связана со ско-
ростью движения продукта в печи. Скорость продукта в трубах печи
должна иметь определенное минимальное значение, так как низкая
скорость может привести к закоксовыванию и прогару труб. Чрез-
мерное же повышение скорости продукта приводит к увеличению
потери напора в змеевике печи и, следовательно, увеличивает не-
130
обходимое давление па выкнде насоса, загружающего сырье в цечь,
и расход энергии па перекачку.
Рекомендуемые значения скорости сырья на входе в печь (счи-
тая на жидкое сырье) составляют от 1 до 3 м/сек. Фактические ско-
рости продукта в трубах вследствие увеличения объема за счет на-
грева и испарения значительно больше.
Продукт в трубах нагревательных печен может подвергаться
нагреву и испарению. На участке нагрева, когда продукт находится
в жидкой фазе, расчет потери напора проводится по формуле Дарси-
Вейсбаха
Др = X н/м*, (127)
где К — коэффициент гидравлического сопротивления;
/эки — эквивалентная длина одного потока в м;
(1 — внутренний диаметр труб в м;
и — массовая скорость продукта в трубах в кг/мт • сек;
q — плотность жидкости при средней температуре в кг'м'л;
_ Gw____
3600S ’
где 6’ч — массовой расход продукта в кг/ч;
S — площадь сечения трубы в №.
Коэффициент гидравлического сопротивления л определяется в за-
висимости от среднего диаметра труб с учетом степени шерохова-
тости внутренней поверхности труб:
rf, At С>3 76 89 101 I 127 | 132
X 0,033 0,03-4 0,033 0,032 I 0,031 j 0,030 t
Эквивалентная длина змеевика вычисляется как сумма длил труб
и эквивалентной длины двойников. Эквивалентную длину двойников
принято выражать как произведение некоторого коэффициента на
внутренний диаметр трубы. Таким образом, гидравлическое сопро-
тивление двойника приравнивается потере напора па треппе в прямо-
линейном участке трубы:
/энп = и/тр + (п — 1) (30 " 100 d) м, (128)
где п — число труб;
ZTp — полная длина трубы в м;
d — диаметр трубы в м.
Гидравлический расчет змеевика нагревательных печей, в кото-
рых происходит испарение продукта, рекомендуется проводить по
формуле Б. Д. Бакланова
P« = V Рк+А1кРи +ml W (129)
9*
131
где рн, Рк — начальное и конечное абсолютное давление в н/м2\
/и — длина участка испарения в м;
А и В — коэффициенты:
л _ 0,815 1G2 .
~ (?ж d'a ’
В = 9,81 А 4^- •
’ hi Qu
Здесь X — коэффициент гидравлического сопротивления, равный
для атмосферных печен 0,02—0,024, для вакуумных
печей 0,018—0,020;
G — секундный расход жидкости для одного потока в кг/сек;
d — внутренний диаметр трубы в м;
е — массовая доля сырья, испаряющегося в конце участка;
— плотность жидкости при средней температуре участка
в кг/м3;
0п — средняя плотность паров при давлении 9,81 н/м2
(1 кГ/м2), в кг/м3:
1
€>п
= 424 (
* * I Мо
Т„ \
где То и 2"к — абсолютная температура кипения испаряющихся
фракций в начале и конце участка в °К;
Л/о и Мц — соответственно их молекулярные веса.
По данным Я. Г. Соркина можно приближенно принять для
1 1
нефти и полумазута — = 3500, для мазута — = 2000.
Qn Qn
Длина участка испарения определяется в предположении, что
распределение тепловых напряженностей по длине радиантного змее-
вика печи равномерное:
/и — ix
= ~т ^ЭКВ /экв. т>
J К-
где 7Н — конечная энтальпия продукта (на выходе из печи) в ккал/кг;
ix — энтальпия продукта при температуре начала испарения
в ккал/кг;
iQ — энтальпия продукта в начале рассматриваемой секции
(в данном случае на входе в камеру радиации) в ккал/кг;
19кв — эквивалентная длина змеевика лечи в м;
Iqkb. т — эквивалентная длида трубопровода между печью и колон*
ной в м.
Метод Бакланова неприменим, если в змеевике печи происходит
разложение продукта или другие реакции.
Пользование формулой Бакланова иллюстрируется ниже на кон-
кретном примере.
132
Рис. 85. Схема движения газа и
। жидкости через порог.
газов в печи складывается из
§ 9. РАСЧЕТ ГАЗОВОГО СОПРОТИВЛЕНИЯ И ТЯГИ
Теория движения газов в печах разработана В. Е. Грум-Гржи-
майло. Согласно его учению движение газового потока в печах можно
рассматривать как движение легкой жидкости в тяжелой, поскольку
нагретые газы значительно легче окружающего холодного воздуха.
Другими словами, движение газового потока в печах можно рассмат-
ривать как движение жидкости в зеркальном отображении.
Поясним это примером. На рис. 85 изображено движение жидко-
сти и газа через порог. Жидкость стремится вниз, а газ — вверх.
В результате движение газа является как бы зеркальным отобра-
жением движения жидкости.
Если в печи пустить газовый
поток вверх, он не заполнит всего
сечения камеры и возле стенок обра-
зуются газовые мешки. Поэтому
в конвекционных камерах с восхо-
дящим газовым потоком коэффи-
циент использования поверхности
нагрева обычно меньше, чем при
нисходящем потоке.
Необходимо, однако, отметить,
что при больших значениях гидра-
влического сопротивления движе-
нию газового потока восходящий
газовый поток распределяется до-
статочно равномерно по сечению
камеры конвекции.
Сопротивление на пути движения
следующих величин: 1) разрежения в камере радиации; 2) сопроти-
вление камеры конвекции; 3) сопротивления газоходов; 4) сопроти-
вления воздухоподогревателя; 5) сопротивления дымовой трубы.
В камере радиации необходимо создать некоторое разрежение.
Большим недостатком в работе ряда печей является наличие повы-
шенного давления иод сводом печи, что приводит к утечке топоч-
ных газов через неплотности свода в атмосферу и снижению к. п. д.
печи. Так, утечка топочных газов через неплотности свода печи
вследствие избыточного давления может снижать к. н. д. печи на
4—6%. Рекомендуется поддерживать разрежение в камере радиации
20—40 н/м? (от 2 до 4 мм вод. ст.).
Потеря напора в камере конвекции с учетом статического на-
пора обычно составляет от 40 до 80 н/м2 (4—8 мм вод. ст.), а при
верхнем расположении камеры конвекции всего 20—40 «/ж2 (2—
4 мм вод. ст.). Потеря напора па прямолинейном участке борова
обычно не превышает 5—10 н/м? (0,5—1 мм вод. ст.). Один шибер
может создать сопротивление до 70—80 н/м2 (7—8 мм вод. ст.), по-
ворот 5—10 н/м2 (0,5—1 мм вод. ст.), изменение сечения до 20 н/м2
(2 мм вод. ст.). Сопротивление воздухоподогревателя может дости-
<33
гать* 100—200 н/м2 (10—20 мм вод. ст.). Наконец, сопротивление ды-
мовой трубы может быть 20—30 к/лг (2—3 мм вод. ст.).
Номограммы для подробного расчета потери напора в камере
конвекции и данные для расчета потерь напора в дымоходах при-
ведены в книге автора [1].
Сопротивление конвекционного пучка зависит от скорости га
зов, температуры п компоновки пучка. Сопротивление газоходов
зависит почти исключительно от линейной скорости газа. Скорость
газа в газоходе рекомендуется принимать до 5—6 м/сек, а для пе-
чей большой производительности — не выше 10 м/сек.
Преодолеть сопротивление на пути движения газов от камеры
радиации до дымовой трубы можно за счет естественной или искус-
ственной тяги. Естественная тяга осуществляется дымовой трубой,
искусственная — дымососами, отсасывающими дымовые газы из кон-
векционной камеры и подающими их через боров и дымовую трубу.
Высота дымовой трубы рассчитывается по формуле
(130)
где Др — потеря напора по газовому тракту в н/м2;
ов — плотность окружающего воздуха в кг/м3;
ог — плотность газов в дымовой трубе в кг/м3;
Тв — абсолютная температура окружающего воздуха в ®К;
Тг — абсолютная средняя температура газов в дымовой трубе
в °К;
g — ускорение силы тяжести в м/сек2.
Формула (130) показывает, что чем ниже температура газов
в трубе и чем выше температура окружающего воздуха, тем больше
требуемая высота дымовой трубы. В связи с этим в зимнее время,
когда температура воздуха ниже, тяга улучшается. Расчет дымовой
трубы следует вести по«наименее благоприятным условиям работы
в летнее время.
Высота дымовой трубы па нефтеперерабатывающих установках
обычно пе превышает 40—45 м. Если сопротивление настолько
велико, что требуется труба большей высоты, обычно применяется
искусственная тяга. Скорость газов в дымовой трубе допускается
до 7—8 м/сек, но не должна быть меньше 4 м/сек во избежание за-
дувания воздуха в нее.
Пример 27. Рассчитать трубчатую печь для нагрева 250,000 кг/ч нефти.
Начальная н коночная температуры нефти Ti = 160° С и = 350° С. Доля
отгона нефти на входе в колонну е = 0,55. Относительная плотность нефти
е90 = 0,9.
Топливо — нефтезаводские газ следующего состава: 26,3% объемн. Нг;
36,3% объемы. СН<; 15,0% объемн. СзШ; 17,5% объемн. С?Нв; 2,5% объемк.
СзНв; 2,4% объемн. CsHa.
134
Плотность газа при нормальных* условиях дг = 0,8 кг/м3. Абсолютное,
давление в эвапорациопном пространстве колонны 1,7 ат. Длина трубопровода,
соединяющего печь с колонной, I = 35 м. На трубопроводе имеются три пово-
рота и одна задвижка.
Полезная тепловая нагрузка печи
Фпол = с [eh + (1 ~ е) h ~~ ill == 250000 X (0,45 • 201 0,55 • 252,7 —
—78,9) = 37800000 ккал/ч (44 Мет).
Расчет процесса горения *
Теплота сгорания топлива определена ранее (см. пример 25);
фр = 12000 ккал/кг (50,2 Мдж/кг).
Теоретически необходимый расход воздуха для сжигания 1 кг газообразного
топлива
=Г0 5 и * 0 . с0 + у / п \ CmHn +1)5 H.,S _ о] =
Q — \ / ] *
= 1-^ГТ'1- (0,5 • 26,3 + 2 • 36,3 + 3 • 15 + 3,5 • 17,5+4,5 - 2,5 + 5 -2,4) = 16,6 кг/кг.
Теоретически необходимый объем воздуха
r‘=W=iSI=12’9 м3/кг-
Количество продуктов горении 1 кг топлива
,VC02= (COs+CO + CH*+HtS + ^«iCmHn) =
= °’(^446 ((36,3 + 2 (15 + 17,5)+3 (2,5 + 2,4)1=0,065 кмоль/кг,
U,o ___
jVh2O = 9-°94-(h2 + 2 |CmHn + H2s + 0,124 JMb) =
= °’°^46 (26,3+2 • 36,3+2 • 15+3 • 17,5 + 3 • 2,5 + 4 • 2,4) = 0,111 кмолъ/кг.
0,o
Принимаем коэффициент избытка воздуха в Лике щ = 1,1, в борове а2 »
— 1,2. Тогда имеем над перевалом
_'/0 («1-0,21) _12,9 (1,1 — 0,21) _
Na+°2 22,4 22,4
к моль/К г;
н борове
_ Vo (<4-0,21) _ 12,9 (1,2-0,21)
N-2 + о2 — ^“7 — О»О7 КМ0Ли/he.
22,4
Определение коэффициента полезного действия печи и расхода топлива
Принимаем температуру отходящих газов на 140° С выше температуры
поступающей нефти:
ia = т 1 + 140 = 160 + 140 = 300° С.
135
Потери тепла с отходящими газами*
Зг —(^cO^COj+^HzO^o + ^Na+Oa^Na+O^ * —
= 0.065 • 9,97+0,111 • 8,25 + 0,57 • 7) • (300-20) =
= 1663 ккал/кг (6960 кдж/кг)^
()2 ,ЛА 1663-100
= ^100=-WOO"
VP
= 13,9%.
Принимаем потери тепла излучением q5 — 3%, в том числе потери тепла
камерой радиации = 2,5%. Потерями тепла от химической и механической
неполноты горения пренебрегаем (73 = 0 и qi = 0).
Коэффициент полезного действия тонки по формуле (97)
Ю0-(?3 + <74 + ?) юо-2,5 nQ„
*1т = —--~Тод—=0,975.
100
Коэффициент полезного действия печи по формуле (98)
100-(<72 + ^ + д4 + ^б) 100— (13,9 + 3)
4 ~ ioo ----------------------------0,831
100
Расход топлива по уравнению (99)
в_ <?пол _ 37800000
Q» т) 12000 • 0,831
= 3790 кг/ч.
Определение максимальной температуры горения ,
Предварительно задаемся температурой газов на перевале 850° С. Темпера-
тура воздуха ta = 20° С.
Теплоемкость продуктов горения 1 кг топлива при температуре газов на
перевале
(?сР7п = 0,065 • 11,53 + 0,111 • 9,02 + 0,512 • 7,35 = 5,518 ккал/кг. ° С (23,1 кдж/кг .°C).
Приведенная температура исходной системы
" ~20° С.
Максимальная температура горения по уравнению (95а)
+ _ 20 + - 2,30- С.
<jCpm а,01о
Определение температуры дярана-
Принимаем допускаемую тепловую напряженность радиантных труб для
печи с двухрядным экраном двустороннего облучения 36 000 ккал/м2 • ч.
136
Количество тепла, переданное нефти через радиантную поверхность,
<?Р = В (QJJ т]т - GcPmtp) = 3790 (12000 • 0,975 — 5,51ft-- 850) =
= 26900000 ккал/ч (31,3 Мет).
Тепло, переданное через конвекционную поверхность,
<?к = <2пол —<?Р = 37800000 — 26900000=10900000 ккал}ч (12,7 Мет).
Энтальпия нефти на входе в радиантные трубы
. . Си -on . 10900000 ,опг .
lht = li + Q- = 78’9 + -250000“ = 122,5 ккал>кг-
По таблице зависимости энтальпии от температуры находим, что получен-
ному значению энтальпии отвечает температура т2Л в 234° С.
Средняя температура нефти в радиантных трубах
2344-350
тср —----5----
= 292° С.
По практическим данным в печах прямой перегонки средняя температура
поверхности радиантных труб будет выше полученной температуры на 30—
60° С. Учитывая сравнительно высокую тепловую напряженность труб, прини-
маем температуру поверхности радиантных труб 0 = 340° С.
Определение скорости сырья на входе в печь
Принимаем диаметр труб d = 152 X 6 (максимальный диаметр применяемых
печных труб).
Сечепие труб
__ 3,14 • 0,142
6 - --- -
Секундный объем нефти
= 0,0154
г с
сек Q•3600
250000
«00 • 3600
= 0,077 мЧсек.
На основании предварительных расчетов установлено, что при двух потоках
потеря напора в змеевике печи чрезмерно велика. Поэтому разбиваем змеевик
на четыре потока.
Скорость продукта на входе в печь при четырех параллельных потоках
^сек 0,07/ л пк /
ш~ S 4-0,0154 -1-25-и/сек-
Полученное значение скорости допустимо.
Определение размеров экрана и камер & радиации
Общее количество полезного тепла, введенного в топку,
Q=<?т+Q в=В (<?? Пт+<* Lo св‘в)=3790 (12000 • 0,975 -|-
4-1,1 • 16,6 • 0,24 • 20) =^4460Цр00 ккал/ч (52 Мет).
По графику (рис. 80) находим при tmax = 2130° С и tp = 850° С значение
о = 150000 ккал/м2 • ч,
’«200
По графику (рис. 81) находим при 0 = 340° С и «р = 850° С поправочный
коэффициент
-— = 0,908.
^200
137
Следовательно.
^вз40=----- • 150000=136200 ккал}л1- • ч (0,1587 Мвт/м*}.
Эквивалентная абсолютно черпая поверхность
<?_ 44600000 _„я .
136200 - 328ж-
Для печи с двухрядным экраном двустороннего облучения предварительно
задаемся степенью экранирования ф = 0,36.
По графику (рпс. 79) находим [при ф’=
= 0,36 и а = 1,1 отношение
Рис. 86. Печь 'двустороннего
облучения (к примеру 27).
-„--=0,835. У
“л
Эффективная лучсвоспринимающая по
верхгюсть
Нл = —Л
ж=393’,!
.> WfOcJO *
Для двухрядного экрана двустороннего
облучения при расстоянии между центрами
труб 2d фактор формы к = 1,72.
Плоская поверхность, заменяющая трубы»
к 1,/2
Принимаем длину труб 1_8 .«,(полезную
длину 17,5 «и. Высота экрана
228
= 13 м.
Высота экрана одной камеры 6,5 л.
Конструируем двухкамерную ночь
(рис. 86)«
Ввело труб в ряду каждой камеры
<^-0152
0,152-2 + 11
Принимаем число труб 23 в одном ряду и 22 в другом, всего 45 труб.
Поверхность нагрев^градпадтных труб одной каморы
Afl и = rtdln = 3,14 • 0,152 « 17.5 • 45 = 375 .и2, всей печи
PW п
ЯР. К =ЯР. К ' 2 = 375 * < -= 750 м*
Высота экрана 6,7 м и камеры радиации 7,2 л. Ширина камеры 2.5 м (д:
основании практических, данных).
• Паьсусчный расчет камеры радиации
Эффективная лучевоспрпнпмающая поверхность одной камеры'
6,7 -17.5 • 1.72 = 201 лА
138
Поверхность кладки и экранов
17,5 • 2 + 2,5 • 7,2
489 л/-.
Степень экранирования
-ь^
489 ’
Степень экранирования несколько выше принятой первоначально.
Неэкранированная поверхность кладки
I F — Ял = 489 — 201 = 288 лЛ
Угловой коэффициент взаимной видимости экрана и кладки при
_F__ 288 , ,,
Ял ~ 201 ~1,43
• ЯЛ _ 201 -0/11
6 Яд-4-F 489 0,411#
Приведенная степень черноты среды по уравнению (117)
1+2,15а = 1+2,15-1,1 = 0’',9/|‘
Принимаем
= (3,2025
ея = if = 0,90,
1
0,594
1 + 1—0,594 0,9-0,411
1
1
1
1 + <—
l“eV ен0
Эквивалентная абсолютно черная поверхность по уравнению (116)
ьг 8у / Г.т I а ЕЧ °’594- .
Н*~ ф(7) + о,85 А
X (0,9 • 201 + 0,2025 • 0,9 • 288) = 163
Коэффициент теплоотдачи свободной конвекции”пУ^формуле (119)
аЛ = 1,8^ *р—0 =1,8 850—340 =8,56 ккал/м- • ч • °C.
Температурная поправка теплопередачи в топке по формуле (108)
АО аЛ ^р. к (^тах О) ‘10 8
I Д6=-------:--:----;----------FIT-- 1 =
рт "И Нр. к .»
8,56 • 375 (2403 — 613)—4,88 -163 - 6134 10 ~ 8 ’ ?
~ ’ 1895 • 5,518 -Ь 8,56 • 375 ’ °
Аргумент излучения по формуле (102)
________Ю _ /7"тах— ДО \8__________
+ак ^р. к * Ю00 /
10 • 4,88 • 163 / 2403 - 346 »
* 1895 • 5,518 + 8,56 • 375 Г" 1000 ) ~ ’ J
139
По графику (рис. 77) находим, что значению аргумента излучения х = 5,15
отвечает значение характеристики излучения — 0,5435.
Температура газов на перевале
Тр = Р8 (7’тах — ДО) = 0,5435 (2403—346) = 1117° К,
/р = 1117 —273 = 844° С.
Полученная температура мало отличается от принятой, поэтому пересчетов
не производим.
Коэффициент прямой отдачи по уравнению (114)
fmax— ___2130 — 844
^тах — 2130 — 20
= 0,014.
Тепло, переданное радиантным трубам в обеих камерах,
Qp = BQ* ЛтН = 3790 • 12000 • 0,975 • 0,614 = 27е200000ккал/ч (31,65 Мет).
Тепловая напряженность радиантных труб
Qp 27200000 . 2 //оп . 2.
Цп = 77 = ^777— =36300 ккал/м* • ч (42,2 квт/м*).
р. к оО
Полученное значение вполне допустимо.
Объем топочного пространства
V = 7,2- 17,5-2,5-2 = 629^.
Тепловая напряженность топочного пространства
Л ЯфрПт 3790-12000-0,975 . ,Q„ . ,4
Q v = —~-----------------------= 70500 ккал/м2 • ч (82 кет! лся).
V о2У
Расчет камеры, конвекции
Тепловая нагрузка камеры конвекции
Qk == <?нол — <2р =«37800000 — 27.200,000 « 10600,000 ккал/ч (12,3 Мет).
Энтальпия сырья на выходе из камеры конвекции
_QOI 10600000 4О. о .
9И1=78>9Ч—250000 =121,3 ккал/кг.
По таблицам энтальпии находим температуру сырья на выходе из камеры
конвекции: тК2 = 230° С.
Средняя температура газов в камере конвекции
/j —_ 844 —300
Я=526°С.
2 3 1<т
g 300
/
п = 6, расстояние между центрами s =
^ср —
2,31g •?-
Принимаем число труб впряду
= 1,75 d = 1,75 • 0,152 = О,2©6 м.
Ширина камеры конвекции
M=s(n' — !) + </+0,05 == 0,2^6 (6 -1) + 0,152 + 0,05 1,48 м.
где 0,05 м — ширина зазора между трубой и стенкой.
140
Живое сечение камеры конвекции
S = (Л/ — nd) 1пОл = (1,48 - 6 • 0,152) 17,5 = 9,9 .и2.
Секундный расход газов в одной камере
(а £„+1) Д _ (1,15 • 16,6+1) 1895_
GceK 3600 3600 10,6 ' *
Массовая скорость
Ссек 10,6 -
и = —= 1 »0/ кг/м* • сек.
AJ up)
По графику (рис. 83) для tcv == 526° С находим Е — 21,70.
Коэффициент теплоотдачи конвекцией от газов к трубам
j/D»6 л лтО.б
ак = 0,3 Е —— =0,3 • 21,7 —- = 14,4 ккал/м* ч • °C (16,75 вт)м* . СС).
d0’4 0,1j2°’4
Эффективная толщина газового слоя
S = 3,49 s — 4,1 d = 3,49 • 0,256 - 4,1 • 0,152 = 0,272 м.
По графику (рис. 84) находим, что при S = 0,272 для газообразного топлива
= 0,802.
Средняя температура наружной поверхности конвекционных труб
6К «=> -^4^-2+20 = 4- 20 215° С.
Коэффициент теплоотдачи излучением по формуле (121)
_ 0,01381 ер * _
р 4,(1,23 — 0,00115 Ак) (0,5 а+0,4)
w^gw-iwr" ‘Г'м';' "с (1,да "с>-
Коэффициент теплопередачи
к а, = 1,1 (ак + ар) =
= 1,1 (14,4+9,5) = 26,2 ккал/л2 • ч • ° С (30,5 «m/л2-°C)
Средняя логарифмическая разность температур
844----- 300 614 —140
< rn 0т=-^—7^ =-• 320° С.
230 160 9 4 1а —
614 140 “140
Потребная поверхность нагрева двух камер.
„ _ кдафоо _
Як-2^3^’126'0 М
Число труб
126,5 .гп
п = — — = 152 шт.
3,14 • 0,152 • 17,5
141
Ставим в каждой камере ко 78 труб, так как число труб должно быть
кратно шесты.
Число рядов
, 78 1Q
п =—— = 13.
6
Гидравлический расчет змеевика печи
Для двойника с резким поворотом потока принимается
цлгша, равная 50 d.
Эквивалентная длина одного потока радиантных труб
эквивалентная
^ЭИВ ~
Рис. 87. Зависимость темпера-
туры начала однократного испа-
рения сырья от давления.
In + 50 d (п - 1) = 18 • 23 +
+ 50 • 0,14 (23 - 1) = 568 м.
Эквивалентная длина трубопровода,
соединяющего змеевик печи с колонной,
L /экв. т = 35 + 40 • 0,14 • 3 +
+ 60 • 0,14 60 м.
Здесь принято, что один поворот эк-
вивалентен 40 диаметрам трубы, а за-
движка — 60 диаметрам (по справочным
данным).
Имеется кривая зависимости темпе-
ратуры начала однократного испарения
нефти от давления (рис. 87). Способ по-
строения такой кривой рассмотрен в гла-
ве VIII.
Предварительно задаемся давлением q)
в начале участка испарения
= 10,2 ат = 10 бар. По кривой рис. 10у (
находим, что этому давлению отвечает тевь -
пература закипания нефти 276° С.
? Длина участка испарения
Обратная величина плотности
, _ 229,9 — 149,8 .
11 229,9-121,3 5G8+
+ 60=420 + 60=480 м.
Принимаем коэффициент гидравличе-
ского сопротивления X = 0,024. Плот-
ность нефти при средней температуре
ее на участке испарения 313° С равна
р)К = 720 кг/м\
паров по Я. Г Соркину
— =3500,
0п
Секундный расход жидкости (в расчете на один поток)
„ 2500?)0 .
сф^зооо= 17,35 кг1сек-
Определяем расчетные параметры Ан В:
А 0,815 X 6’2 0,815-0,024- 17,352
” ""- 720 ----=152'
о_„да,.
Qn 480 . 4
480
¥42
Давление в начале участка испарения по формуле (129)
Рк + л/и/’к + й/и =
__ г . — — . । i ‘
= V 1665002 +152 • 480 • 166500-1-4310000 • 4би2 =1^10000 н/м- =
= 10,1 бар = 10,3 кГ/см?.
Полученное значение достаточно близко к принятому, поэтому пересчетов
не производим.
Потеря капора па участке испарения
Л Р„ = 10,1-1,665 =8,435 бар.
Для упрощения расчета мы условно приняли, что нефть поступает пз печи
в колопну также по четырем трубопроводам диаметром 0,14 м. Фактически
диаметр трансферной линии будет больше и число потоков меньше. При большем
диаметре трансферной линии потеря напора в ней будет несколько меньше
рассчитанной, что дает небольшой запас.
Эквивалентная длина участка нагрева радиантной секции
/„ = 559 -420=139 м.
Средняя температура нефти
Тср==230±276 =253вс.
Плотность нефти = 750 кг/м9.
Массовая скорость
250000 ,.ОЛ . ч
к=-ЗбооГад15ГТ=‘130 «А'1- —
Принимаем коэффициент гидравлического сопротивления 1 -•= 0,03.
Потеря напора на участке нагрева радиантных труб по формуле (128)
[Дрн = 4- -£г~ = 0)03 то- тог = 24600 н/м‘ = °’246 бар
Эквивалентная длина копвекциошюго змеевика при четырех
потоках
/экп = 39 18 + 50- 0,14(39 1) = 968 м.
Плотность псфт>. при средней температуре сырья 195~ (’
С = 790 к<?/лА
Потеря напора в конвекционных трубах
Арк = 0.03 7—^77 = 168000 - 1,68 бар.
0,14 2 • rJu
Общая потеря напора на участке нагрева
0,2464-1,68= 1.926 б-.
Статический напор столба’ жидкости
Дрст=ле?. Ю—5 = 10,5-750-9^81 • 1О“5 = С,77 бар.
<43
Давление продукта на входе в печь
Pi = Д Рк + Д Рн 4“ Д Ри + Д Рст 4" Якол —
= 1,68 + 0,246 + 10,1 + 0,77 + 1,6^14,4 бар (^14.7 кГ/см2).
Расчет газоходов
Объем продуктов горения, поступающих в боров одной камеры,
В^Л'-22,4Тл0 1895-0,746-22,4-5734 ...
лак ““ — *=— 1 я Fj . ц. /сек,
•" >~ 273 • 1 • 3600
273 л•3600
Принимаем линейную скорость газов ш = 8 м/сек.
Сечение газоходов | | |
V 18 5
-- = = 2,31 .И*.
W о
Принимаем размеры борова 1,3 X 1,8 .и, тогда S = 2,34 м2.
Расчет дымовой трубы
По ориентировочным данным, приведенным на стр. 133, принимаем, что
разрежение в камере радиации 3 мм вод. ст. 30 н/м2\ потеря напора в камере
конвекции 7 мм вод. см. — 70 и/м2.
Принимаем следующие потеря напора в борове:
на прямолинейном участке ..............1 мм вод. ^т. ^10 н/м2
в шибере ..............................7 мм вод. ст. ^70 н/м2
на повороте...........................0,5 мм вод. ст. ^5 н/м2
при соединении боровов двух камер (из-
менение сечения) .....................1 мм вод. ст. ^10 н/м2
Принимаем сопротивление дымовой трубы с учетом местных сопротивлений
2 мм вод. ст. =20 н/м2.
Общая потеря напора по газовому тракту
Д р = 304-70 4-Ю + 70 + 5 + Ю = 105 *М2.
Принимаем максимальную температуру окружающего воздуха 35° С.
Учитывая потери в окружающую среду,., считаем, что температура газов
на выходе из трубы составляет 280° С, а средняя температура 290° С.
Высота дымовой трубы по формуле (130)
Др = 19,5
273 273 \ / 273 273 \
Ти 7’г ) 308' 563 )
Глава VII
ТЕПЛООБМЕННЫЕ АППАРАТЫ, ХОЛОДИЛЬНИКИ
И КОНДЕНСАТОРЫ
$ 1. ТЕПЛООБМЕННИКИ И НАГРЕВАТЕЛИ
В процессах нефтепереработки и нефтехимии широко исполь-
зуется регенерация тепла отходящих продуктов, что позволяет сни-
зить расход топлива па нагрев сырья в трубчатой печи и расход
воды на охлаждение самих продуктов.
Вопрос о том, тепло каких потоков выгодно регенерировать,
должен решаться в каждом конкретном случае в зависимости от
температуры и количества того или иного потока. Важно также пра-
вильно выбрать степень регенерации тепла на установке. Обычно
«существует некоторая оптимальная степень регенерации тепла, яв-
ляющаяся наиболее экономичной. С углублением регенерации тепла
увеличивается поверхность теплообменных аппаратов, возрастает
температура отходящих дымовых газов в печи и снижается коэф-
фициент полезного действия печи, вследствие чего может увеличи-
ться расход топлива.В конечном счете экономия от снижения рас-
хода воды на охлаждение и расход металла на холодильники может
оказаться меньше, чем дополнительные затраты на топливо и по-
верхность теплообмена.
а. Устройство теплообменных аппаратов
Дл я регенерации тепла применяются кожухотрубчатые тепло-
обмена ики и теплообменники «труба в трубе».
Кожухотрубчатый теплообменник (рис. 88) состоит из пучка труб,
ввальцо ванных в трубные решетки, корпуса и крышек. Разбивка
трубок может осуществляться ио квадрату либо по треугольнику.
Для компенсации тепловых расширений одна из трубных решеток
снабжена внутренней крышкой и может свободно двигаться внутри
корпуса при удлинении трубок. Такая подвижная решетка назы-
вается плавающей головкой.
10 Заказ 1174*
145
—7740(10740)
П
D25.0
Рис. 88. Кожухотрубчатып теплообменник.
а — схема теплообменника: б — профиль поверх-
ности накатанных трубок.
Наружный диаметр трубок обычно составляет от 19 до 25 мм,
диаметр корпуса от 450 до 1400 мм, длина трубок от 6 до 9 м. Со-
временные кожухотрубчатые
нагрева от 50 до 2000 м~.
Для увеличения скоро-
сти w и коэффициента тепло-
передачи в трубах поток
в них разбивается соответ-
ствующими перегородками
на 2, 4 и 8 потоков. В меж-
трубном пространстве с той
же целью устанавливают по-
перечные перегородки. Кроме
того, для интенсификации
теплообменники имеют поверхность
теплопередачи применяются
трубки С накатанными реб- 89. трубка стальная накатанная,
рами (рис. 89).
В случае теплообмена чистых сред, практически на загрязняю-
щих поверхности теплообмена, можно применять кожухотрубча-
тый теплообменник с U-образными трубками (рис. 90). Расход ме-
талла на такие аппараты па 10—15% ниже, чем на аппараты с пла-
вающей головкой.
Рис. 90. Теплообменник с U-образиыми трубками.
Рис. 91. Теплообменник типа «труба в трубе».
К достоинствам кожухотрубчатых теплообменников относятся
их компактность и небольшой удельный расход металла (от 15 до
50 кг!м?, в зависимости от размеров поверхности).
10*
147
Теплообменники «труба в трубе» обычно применяют для тепло-
обмена между сильно загрязненными или вязкими средами, так как
их легче чистить и они обеспечивают более высокие коэффициенты
теплопередачи. Эти теплообменники представляют собой пучок кон-
центрических труб. Оба конца наружных труб ввальцованы в труб-
ные решетки. Один конец внутренних труб также ввальцован в ре-
шетку, а другой конец соединен калачами (рис. 91). Внутренние
трубки могут быть гладкие и оребренные.
Теплообменники «труба в трубе» выпускаются с поверхностью
одного пучка от 15 до 50 м2, в случае гладких труб и от 65 до 220 м?
в случае оребренных. Они характеризуются более высоким удель-
ным расходом металла, который составляет от 140 до 170 кг/м2
для гладких труб.
б. Подогреватели
В тех случаях, когда пе требуется нагрев сырья до высоких тем-
ператур, например на газофракционирующих установках, вместо
огневого нагрева в трубчатой печи применяется паровой подогрев.
Нагрев ведут насыщенным водяным паром, так как нагрев перегре-
тым паром невыгоден вследствие низкого коэффициента теплоиере-
Рис. 92. Подогреватель с паровым пространством (кипятильник).
дачи и повышенного расхода пара. Для парового подогрева могут
применяться обычные теплообменные аппараты. Если же иодогрек
сопровождается испарением нагреваемой среды, как это имеет место
в кипятильниках, могут применяться специальные нагреватели
с паровым пространством (рис. 92). Эти аппараты выпускаются с по-
верхностью от 50 до 540 «и2.
Конденсат, выходящий из парового подогревателя, направляется
через конденсационный горшок, который не пропускает водяного
пара.
148
в. Тепловом расчет теплообменного аппарата
Целью теплового расчета является определение необходимой по-
верхности нагрева и подбор типового теплообменного аппарата. При
расчете подогревателей определяется также расход нагревающего
агента.
Прежде чем начать расчет, необходимо выбрать по нормалям
типовой теплообменный аппарат. При выборе его следует стремиться
к тому, чтобы скорости были максимальными, так как это обеспечи-
вает более высокие значения коэффициентов теплопередачи. Однако
скорость следует повышать в первую очередь со стороны того по-
тока, коэффициент теплоотдачи которого меньше. Если коэффициент
теплоотдачи другого потока намного больше, то повышение скорости
его почти не скажется на коэффициенте теплопередачи.
Скорости в кожухотрубчатых теплообменных аппаратах обычно
колеблются в пределах 0,1—0,7 м/сек, причем они ниже со стороны
межтрубного пространства. В теплообменниках «труба в трубе» ли-
нейные скорости могут достигать 1—1,5 л/дек.
Более загрязненный поток следует направлять по трубам кожу-
хотрубчатого теплообменника, поскольку их легче чистить. Более
вязкий поток также часто направляется по трубам, так как там
скорости будут больше и увеличиться коэффициент теплоотдачи.
После выбора типового аппарата определяют сечение трубного
и межтрубпого пространства и приступают к тепловому расчету.
Расчет коэффициента теплопередачи
Конвекция жидкости (газа) может быть вынужденной либо сво-
бодной. В теплообменных аппаратах наблюдается вынужденная кон-
векция жидкости. Режим движения жидкости в них может быть
ламинарным, переходным либо турбулентным.
Ламинарный режим характеризуется значениями критерия Re <
<2300.
Коэффициент теплоотдачи может определяться по следующим
приближенным формулам.
Трубное пространство
/ d \ 3
Nu = 1,61 (Ре-7-1
\ * /
или
л 3 <
[а = 1,61 |/ Ре -у- ккал!мг • ч • °C,
(131)
(131а)
где Nu — критерии Нуссельта;
Ре — критерий Пекле;
а — коэффициент теплоотдачи в ккал/м* • ч .°C;
л — коэффициент теплопроводности жидкости в ккал/м • ч, • *С;
</ — внутренний диаметр трубы в м;
Nu'== ; Ре = .
* Л Леек
Здесь ш — линейная скорость потока в м/сек;
ср — истинная теплоемкость жидкости в ккал/кг . °C;
Q — плотность жидкости в кг/м3;
Леек — теплопроводность в ккал/м . сек . °C.
Межтрубпое пространство
Nu = 1,5 ( ° (132)
ил и
а = 1,5 -4^- l/Ре-^2- ккал/л2• ч .°C, (132а)
Л'экв г *
аде /)ань — эквивалентный диаметр межтрубного пространства;
__ WC-vQ ^ЭЬ’Ь
D1 — nd1
Эквивалентный диаметр равен учетверенному поперечному се-
чению, деленному па смоченный периметр. Для межтрубного про-
странства с учетом только поверхности теплопередачи
л D2 Я
------п—Т~
= “W м'
где D — внутренний диаметр корпуса в м;
clu — наружный диаметр труб в м;
п — число труб.
Переходный режим наблюдается до наступления устойчивой тур-
булентности и характеризуется областью 2300 << Re<« 10000.
Nu = 0,008 Re°’ePr°‘43 (134)
или
а = 0,008 ~ Ке°’вРг°'43 ккал/м* • ч. °C, (134а)
где Рг — критерий Прандтля;
Re — критерий Рейнольдса;
v — кинематическая вязкость в мр/сек;
Pr = 2Y£p.; Res*.
^сек V
150
Для кольцевого сечения (теплообменники «труба в трубе») под
ставляется значение эквивалентного диаметра
Пэкв = . (135)
CL
Устойчивый турбулентный режим наступает при Re > 10000.
При этом режиме теплопередача значительно интенсифицируется,
поэтому следует стремиться по возможности создавать турбулент-
ный режим движения.
Трубное пространство
Nu = 0,023 Re°'8Pr0,4 <136)
или
а <0,023 4- Re0>8Pr°14 ккал/м2 • ч • °C. Г(136а)
Рис. 93. Определение ссченпй потока для урапне
пня (139).
Для кольцевого сечения в формулу (136а) подставляют эквива-
лентный диаметр, вычисленный из уравнения (135), и отношение
диаметров
а = 0,023 -4-(4-')0’4' Re°’8Prn'4 . (137)
^ЯНВ V “н /
Межтрубное пространство без перегородок
или Nu = 1.16 (D3I(BRe)0,6Pr0,3a (138)
а = 1,16 4 (0э„вВс)0,6 Рг0-33 ккал/м2-ч °C. (138а)
Межтрубное пространство с сегментными перегородками
Nu = 1,72РэнвВе)и’6 Pr’Md -М (139)
или ХИст/
а = 1,72 4 (OaKBRe)0’6 Рг0133 ккал/м2 ч-аС. (139а)
14 н
В формулах (138) и (139) эквивалентный диаметр определяется
по всему смоченному периметру:
^ЭНЕ =
z / л D2 11 I
'* I 4 ~п ~4 / _ m—nd*
it(D^nd) ~~ D-^-nd
(140)
151
В формуле (139) линейная скорость определяется как средняя
геометрическая из скоростей при движении жидкости поперек по-
тока и при движении ее через отверстие в перегородке (рис. 93).
В формулах (134), (136), (138) и (139) физические свойства жидко-
сти берутся при средней температуре ядра потока.
Конденсация паров и кипение жидкости
Коэффициент теплоотдачи при конденсации водяного пара со-
ставляет в среднем от 5000 до 15000 ккал/м2 . ч .° С (5800 до 17500
вт/м2 • ° С), органических паров 500—2000 ккал/м2 • ч . ° С (580—
2300 вт/м1 .°C). Коэффициент теплоотдачи к кипящим нефтепро-
дуктам и органическим жидкостям колеблется в пределах 200—
500 ккал/м2 . ч .° С (230—580 вт/м2 .°C).
Коэффициент теплопередачи через цилиндрическую стенку мо-
жет определяться по уравнению для плоской стенки, если в урав-
нение теплопередачи подставить величину среднего расчетного диа-
метра (при небольшой толщине стенки)
-L+-L
<*СР = —Г1—V' ’ <141)
а1^1 П а2 ^2
где и d2 — соответственно внешний и внутренний диаметры
трубы в лг,
ах л а2 — коэффициенты теплоотдачи в ккал/м*-Ч'°С.
Средний расчетный диаметр ближе к той поверхности трубы,
где коэффициент теплоотдачи меньше. Если один из коэффициентов
значительно больше другого, уравнение (141) упрощается.
11
Так, если > аа, то величинами — и — d можно прене-
бречь и расчетный диаметр dcp = d2; наоборот, если а2 » то
^ср = ^1*
Если dj и а2 близки между собой, то
Л d^-^d^
~ --------------------------- •
Для толстостенных труб определяется
теплопередачи отнесенный к одному метру
условный коэффициент
длины трубы
ккал/м-ч-°C (142)
L 1 I У 1 In + < . 1
otj dy d^ а, d*
и __ kHm
L ’
где k — коэффициент теплопередачи в ккал/л? .ч .°C;
Нт — средняя расчетная поверхность теплопередачи в ле2;
152
L — длина труб в л:
Q
А От
I — номер слоя.
Обычно в процессе работы теплообменного аппарата па тепло-
передающей поверхности накапливаются различные отложения: соли
грязь, кокс, смолы, катализатор, парафин. Эти отложения обладают
малой теплопроводностью, вследствие чего значительно снижают
коэффициент теплопередачи.
Уравнение коэффициента теплопередачи через стенку с учетом
загрязнения впспнтой и внутренней поверхностей трубок имеет сле-
дующий вид:
АЛУЫ/л/.2
(143)
. °C.
где (Л1 — коэффициент теплоотдачи от нагревающего потока в ккал/м2, X
X ч . ° С;
Qi — сопротивление загрязнения со стороны наз ревающего по-
тока в м2 . ч . ° С/ккал\
д — толщина стенки трубы в ж;
X — теплопроводность материала трубы в ккал/м . ч .°C;
р2 — сопротивление загрязнения со стороны нагреваемого по-
тока в м2 . ч . ° С/ккал-,
на — коэффициент теплоотдачи к нагреваемому потоку в ккал/м2
X ч . ° С.
Ниже приведены рекомендуемые данные по абсолютным значе-
ниям сопротивления загрязнения
at2 • °C/tf/n
Чистый водяной пар’...................
Мятый пар, содержащий масло...........
Пары органических жидкостей...........
Вода очищенная........................
Вода мягкая ..........................
Вода жесткая ..........................
Органические жидкости, рассолы, жидкие
хладагенты.............................
Нефтяные пары ........................
Нефтепродукт светлы и.................
Нефть и мазут.........................
Гудрон, крекинг-остаток, шлам.........
Слой парафина пли кокса ...............
0,00006
0,000086
0,000086
0,000172
0,00026—0,00043
0,00043—0,00086
0,000172
0,00043—0,000515
0,000515—0,0006
0,00086—0,0013
0,0086-0,0172
0,0086 и более
! .ч2 • ч • 0 С/ккал
I 0,00007
0,0001
0,0001
0,0002
0,0003-0,0005
0,0005—0,001
0,0002
0,0005—0,0000
0.0006—0,0007
0,001-0,0015
до 0,01—0,02
0,01 и более
Средняя разность температур
Средняя разность температур в теплообменных аппаратах опре-
деляется в зависимости от схемы теплопередачи. Если температуры
нагревающего и нагреваемого потоков постоянны, как, например^
153
хеми
Схемы теплопередачи
Таблица 1
Схема теплопередачи Индекс про- тивоточно- сти р
(прямоток) 2 0
(противоток) 1.0
/
2
1
~2
(U-образпын элемент или два хода в
2 трубах, один ход в корпусе)
0,5
4 Г^-- ]-<, I г * (четыре хода в труоах, два хода» кор- 1 ~ 1г * пусе) 1 т2 0,88
5 ' *” ч 1 i (четыре хода в трубах, один ход в " I корпусе) со0,45
б t,~* t< 2 (перекрестный ток) г, 0,56
7 —!— t, Л | I ’ (сложный перекрестным ток) ^2 0,88
8 ьг^' 1 1 |—ii (тоже) 0,95
154
П р о д о л ж с’и ис таил. Г
в кипятильниках, обогреваемых водяным паром, поскольку кипение
жидкости и конденсация паров происходит при постоянной темпера-
туре, то средняя разность температур равна
0m = t — т°С,
где / — температура нагревающего потока в с С;
т — температура нагреваемого потока в ° С.
В общем же случае температура обеих сред в аппарате меняется.
При простейших схемах теплопередачи — прямотоке и противо-
токе (табл. 1, схемы 1 и 2) — средняя разность температур опре-
деляется по общеизвестному уравнению Грасгофа как средняя лога-
рифмическая,
л Oj—02 01 — о*»
— д — д
,пт 2-3Ч
Для прямотока
01 = 1Л т1?
02 = ”“,^2*
Для противотока
0j = Zi т2,
= ^2 ^1*
(144)
Наиболее совершенной схемой теплопередачи является противо-
ток, при котором средняя разность температур имеет наивысшее
значение из всех возможных схем теплопередачи при прочих равных
условиях. При теплопередаче в противотоке нагреваемый ноток мо-
жет быть нагрет до более высокой температуры, чем конечная темпе-
ратура нагревающего потока. Наименьшее значение при прочих
равных условиях имеет средняя разность температур при прямотоке .
На практике не всегда удается придерживаться схемы противо-
тока главным образом вследствие стремления максимально повы-
сить коэффициент теплопередачи путем увеличения скорости про-
дукта. Поэтому практически приходится часто встречаться со
155
схемами смешанного потока, занимающими промежуточное положение
между противотоком и прямотоком, но иногда приближающимися
к противотоку.
Обобщенное уравнение средней разности температур при сме-
шанном потоке вывел проф. Н. И. Белоконь. Оно имеет такой же
вид, как уравнение Грасгофа:
А . -- ^2
= ' Й •
2,з Ig -Jl
□2
где 01 — большая разность температур;
0а — меньшая разность температур;
01 = Одтп + “2" A Т t
02 = 0ат---— А 7’.
Здесь 0ат — средняя арифметическая разность температур на-
гревающего и нагреваемого потоков, равная:
\Т — характеристическая разность температур:
А Т = У (Дс + Ат)2 — 4р Az Ат;
A t = Zj — z2; Ат = т2 — Ti-
Здесь р— индекс прогивоточности, зависящий от схемы тепло-
передачи и определяющий долю противоточной части
аппарата.
Для схемы 3, табл. 1 (один ход в корпусе, два хода в трубах)
р = 0,5. Схема 4 соответствует аппарату с одним ходом в корпусе
и четырьмя ходами в трубах, для нее р = 0,45. Схемы G, 7 и 8 от-
вечают теплообменному аппарату с одним ходом в трубах и попереч-
ными сегментными перегородками в корпусе, а также змеевику с по-
перечным движением одного потока. При числе ходов или витков
5 и более такая схема равноценна противотоку. Схема 9 отвечает
двухходовому теплообменному аппарату с поперечными перегород-
ками.
§ 2. ХОЛОДИЛЬНИКИ И КОНДЕНСАТОРЫ |
а. Конструкция холодильников и конденсаторов
Охлаждение жидких продуктов и конденсация паров водой мо-
жет осуществляться в холодильниках и конденсаторах погруженного
либо кожухотрубчатого типа. За последнее время предпочтительно
применяются кожухотрубчатые аппараты. Доказано, что примене-
156
ние их позволяет резко снизить расход металла по сравнению с по-
груженными. Холодильники применяются и погруженные.
Погруженный холодильник представляет непрерывный или кол-
лекторный (рис. 94) змеевик, погруженный в ящик. Трубы змеевика
’Соединяются между собой съемными калачами. Через змеевик про-
пускается продукт, а через ящик вода. К преимуществам погружен-
ных холодильников и конденсаторов относится следующее.
1. Значительный запас воды в аппарате, обеспечивающий без-
аварийную работу установки при временном прекращении подачи
воды.
Рис. 94. Холодильник погруженного типа.
1 — и ход продукта: 2 — выход воды; 3 — подача
воды; 4 — выход продукта.
2. Сравнительная простота конструкции и легкость смены труб,
а также чистки поверхности.
3. Возможность применения чугунных труб.
Однако большие габариты и повышенный расход металла делают
применение погруженных аппаратов недостаточно экономичным.
В качестве кожухотрубчатых холодильников и конденсаторов
могут применяться обычные типовые кожухотрубчатые теплообмен-
ники (см. рис. 88). Вместе с тем разработана специальная конструк-
ция конденсаторов для пропана и бензина поверхностью охлаждения
500 и 600 ле2 3.
За последние годы на отечественных и зарубежных заводах на-
чали применять конденсаторы воздушного охлаждения. Применение
их позволяет сэкономить большие количества охлаждающей воды,
уменьшить количество сточных вод и их загрязненность; кроме того,
отпадает необходимость строи гол ьства градирен для охлаждения
воды. Снижаются затраты труда на чистк>г аппарата, так как от-
сутствуют отложения накипи и солей снаружи труб.
157
Конденсатор воздушного охлаждения изображен на рис. 95. Труб-
ные секции конденсатора расположены в виде шатра, в основании
которого находится вентилятор 2, приводимый во вращение электро-
двигателем 7. Для направления воздуха в межтрубное пространства
Рис. 95. Конденсатор воздушного охлаждения.
1 — электродвигатель; 2 — рабочее колесо вентилятора; з —
трубчатые секции; 4 —направляющий кожух.
секций под ними установлен направляющий кожух 4. Трубные сек-
ции собраны из оребренных труб. Воздух нагнетается через труб-
ные секции с большой скоростью, благодаря чему удается достигнуть
сравнительно высоких коэффициентов теплопередачи.
б. Тепловой расчет холодильников и конденсаторов
Тепловой расчет кожухотрубчатых холодильников не отличается
от расчета теплообменных аппаратов и сводится к определению ко-
эффициента теплопередачи и средней разности температур.
Погруженные холодильники отличаются тем, что теплоотдача
от стенки трубы к охлаждающей воде осуществляется в основном
158
свободной конвекцией, так как скорость воды здесь обычно столь
мала, что теплоотдачей за счет вынужденной конвекции можно пре-
небречь. Расчет коэффициента теплопередачи в погруженных холо-
темлератцра осаждаемого продукта , °C
в
Рис. 96. График для определения коэффициента теплоотдачи свободной кон-
векцией от стенки трубы к воде в погруженных холодильниках при диаметре
труб d = 100 м.ч.
Средняя температура охлаждающей воды: а — 50° С: б — Зй° С; в — 25° С'
Цифры на линиях — коэффициент теплоотдачи от охлаждаемого продукта в пкал/м* • ч * иС.
дильниках сводится к определению коэффициента теплоотдачи вы-
нужденной конвекцией от охлаждаемого продукта к стенке трубы
по уравнениям (132а), (134а) или (136а) и коэффициента теплоотдачи
свободной конвекцией к воде. Определение последнего сопряжено
159
с рядом повторных пересчетов методом подбора, что значительно
осложняет расчет. Автором составлен вспомогательный график для
приближенного определения коэффициента теплоотдачи свободной
конвекцией к воде (рис. 96). По этому графику коэффициент тепло-
отдачи определяется в зависимости от средней температуры воды
и охлаждаемого продукта и коэффициента теплоотдачи от охлаждае-
мого продукта к степке трубы. Для пользования графиком вычи-
Рис. 97. Поправка к коэффициенту тепло-
отдачи свободной конвекцией от стопки
трубы к воде при различных значениях
диаметра трубы (см. рис. 96).
сляются все приведенные по-
казатели. График составлен
для случая, когда внешний
диаметр труб равен 100 мм.
При других значениях диа-
метра труб значение коэф-
фициента теплоотдачи, най-
денное по рис. 96, умножается
на поправочный коэффици-
ент, определяемый по рис. 97-
Для расчета теплоотдачи
при конденсации паров име -
ются соответствующие ура-
внения. Однако расчет коэф-
фициента теплоотдачи обычно осложняется наличием в конденси-
руемом потоке пекоидеисируемых газов. В последнем случае по-
верхность нагрева разбивается па ряд мелких участков, причем
расчет ведется методом постепенного приближения ио уравнениям;
массопередачи.
Для приближенных расчетов коэффициенты теплоотдачи при кон-
денсации принимаются на основе соответствующих практических
данных. Ниже приводятся наиболее часто применяемые практиче-
ские значения коэффициентов теплопередачи.
Назначение н тип аппарата
Коэффициент
вт/м2 • с С
теплопередачи,
ккал/м2 ч • ° С
Жидкостные теплообменники трубчатого типа
(легкие жидкости).......................... 175—290
То же (вязкие жидкости) ................... 60—175
Жидкостные теплообменники «труба в трубе»
(вязкие жидкости)............................116—290
Холодильники погруженного типа для жидких
нефтепродуктов..............................116—230
Конденсаторы трубчатого типа паров бензина в
присутствии газа ...........................116—230
Конденсаторы трубчатого типа углеводородных
газов ..................................... 230—350
Паровые нагреватели трубчатого типа жидких
нефтепродуктов............................. 175—350
Кипятильники с паровым обогревом........... 230—700
Кипятильники, обогреваемые нефтепродуктами 175—350
150—250»
50—150
100-250
100—200
100—200
200-300
150-300
200—600
150-300
Пример 28. Рассчитать теплообменный аппарат для регенерации тепла
циркулирующего тяжелого газойля каталитического крекинга.
160
Количество вакуумного газойля G% = 190000 кг/ч; количество тяжелого
газойля G\ = 86000 кг/ч; начальная температура вакуумного газойля (после
регенерации тепла легкого газойля) Ti = 80° С; начальная температура тяже-
лого газойля 350° С; конечная температура тяжелого газойля 200° С; относи-
тельная плотность вакуумного газойля q*° = 0,90; относительная плотность
тяжелого газойля = 0,95.
Определяем количество тепла, отдаваемого тяжелым газойлем:
Q = Gt (i'~*') = 86000 (201 -102) = 8 500000 ккал/ч.
Часть этого тепла теряется в окружающую сроду вследствие передачи
тепла излучением и свободной конвекцией. Обычно эго учитывается коэффициен-
том полезного использования тепла
П =
0,93 0,95.
Принимаем тр — 0,97.
Тепло, переданное вакуумному газойлю,
<?пол = Q т] = 8 500 000 • 0,97 = 8 250 000 ккал/ч.
Начальная энтальпия вакуумного газойля
2 = 35,7 ккал/кг.
Конечная энтальпия вакуумного газойля
•* _ •• ( 9пол _пг 7 f 8 250 000
«' С» d ,/‘+‘ 190000
79,1 ккал/ кг.
Полученное значение энтальпии отвечает температуре т? = 160° С.
Для предварительной оценки размеров поверхности пагрева выбираем,
исходя из практических данных, коэффициент теплопередачи К = 110 ккал/м*X
ч • °C. Определяем ориентировочно значение средней разности температур
при полном противотоке
350 - 200 0t 1901G; 02 = 110° С:
1G0 - 80 „ _ 190 — 140
190 140 т .. ... 190 “1Ь‘ и
2’iIg
Находим предполагаемую величину поверхности нагрева:
тт Онол 8 250 000 .г.„ „
Л О,П ПО -164
Выбираем стандартный теплообменный аппарат с поминальной поверхно-
стью 450 м2. Основные размеры аппарата: диаметр корпуса D = 1,2 л; диаметр
труб dDK = 20 лл; dHap = 25 мм; длина труб 2 = 6 .и; число труб п = 996.
Расчет теплопередачи в тру биом пространстве
Так как тяжелый газойль может оказаться более загрязненным, напра-
вляем его по трубам.
Сечение одного хода в трубах для четырехходового теплообменника
3,14.0.02-
4*4 4*4
И Заказ 1174.
161
*ср —
Средняя расчетная температура нагревающего потока
i-'j----------------------------=263° с.
г, 1 *2 <1 <1 I 3^0
3 ,g Т 2-3 lg 200
При этой температуре определяются следующие физические константы
продукта.
Плотность (по специальному* графику) q = 730 кг/м3.
Кинематическая вязкость v = 0,603 • 10“ti .ч31сек.
Истинная теплоемкость но формуле (12)
Ср = -|= (0,40.3 + 0,00081 () = (0,40.3 + 0,00081 • 268) =
И « Г 0,Vo
= 0,635 ккал/кг • °C.
Теплопроводность но формуле (14)
0,1308 (1 —0,000.54 I) = —(1—0,00054 • 268) =
.— 0,0900 ккал/м. • ч • °C.
Секундная тепл о про вод (гость
л 0,0906 1М А
1сек = —Л77ГГ” •= 0,00092 )2 ккал/м • сек.
obU<J
Секундный объем жидкости
17 _ £|
FceK"?»
86000 п пооо «.
730^i00- =0<0328
Линейна» скорость продукта
Vc.
гр = —-•
0,0328 п/„ ,
«)Л78ГГ=0Л2 м,сек-
Крнтерпй Рейнольдса
ivd
Re -----
0,42 • 0,02
——= 13900.
v 0,603-10“°
Режим устойчиво турбулентный, так как Re 10000.
Iкритерий Прандтля
„ VQ ер 0,60.3 • 10-в • 7.30 • 0.635
Хсек 0,0000252 ’
Коэффициент теплоотдачи от нагреваемого потока к стенке по уравнению
(130 а)
а, =0,023 Re0,3 Рг0,4 =0,023 ЛитГ" 139OO0,8 X
а 0,02
Х11,1о,4 = 577 ккал/м3 • ч • °C,
162
Расчет теплопередачи в меж трубном пространстве
В межтрубном пространстве устанавливаются перегородки на расстоянии
Л = 0,5 ж, общее число перегородок 11.
Сечение при движении жидкости поперек пучка труб определяется как произ-
ведение диаметра корпуса па расстояние между перегородками за вычетом пло-
щади, занимаемой трубами.
Число труб по диаметру z = 36 шт.
5попер = Ь (П-«?н) =0,5 (1,2-36 • 0,025) =0,15 .и2,
Высота открытой части сегмента перегородки принята Л = 0,3 м.
Длина хорды
а = 2 V 2hr — h* = 2 [' 2 • 0,3 • 0,б“~- = 1,04 .и.
Длина дуги
2 । Ю
П 2 ---—
1,044-^
Сечение сегмента
Sc=4-[z'~
£
2
1,04 (0,6- 0,3)1 = 0,219 -1'®.
Сечение корпуса
, л Л2 3,-14 • 1
Л iЛ.
Сечение труб в сегменте примерно пропорпвональпо проценту его площади
от общей площади круга:
с .3.14- 0,252
г>тр №----------
996
- = 0,094 .U-.
Живое сечеппс сегмента
^прод — *Sc«Ь’тр = 0,219 — 0,094 —0,12;, л*2.
(’роднее сечение
2,3 1g
S4—у ^поперЗпрод —V 0,15*0,125 —0,1365 м-.
('родияя расчетная температура нагреваемого потока
«-80 (лс.
1 100
•3,*80
Физические константы продукта при средней температуре следующее
Плотность Q = 825 кг/м\
Кинематическая вязкость v = 2,19 • 10“в м^сек.
Истинная теплоемкость
Ср = —1— (0,403 + 0,00081= (0,403 + 0,00081 • 116) =0,525 ккал!кг «С.
ГО У 0,90
Теплой роводпость
1 = — °-8 (1 -0,000540-
Q
0,1008
0,90
(1 - 0,00054 • 11G) - 0,102 ккал/м . ч • °C.
11*
163
Секундная теплопроводность
О 105
Хеев = 7^7^77 = 0,0000292 kkl л/м • сек • °C.
ablKJ
Секундный объем продукта
V Ъ 190000 _ппг/л 3/
сеп Q • 3600 825 • 3600 0,0610 1
Скорость продукта в межтрубпом пространстве
^сск 0,0640 п /рп t
и> = -s - = (Ti5U,7 = 0,469 Mice к
Эквивалентный диаметр ио уравнению (134)
D2-nd* 102 — 996.0.025*
^ЭКП —
1,2 + 996 -0.025 0,0314
Критерии Рейнольдса
_ W(li\
Re = —'1
v
0,469-0,025 гогл
---------- = 535Q.
2,19- 10-ь
Следовательно, режим переходный.
Критерий Прандтля
Рг = VQCP 2,19 • 10~6 • 825 • 0,525 _,2 5
Хсек Aftniirvww
0,0000292
Для упрощения расчета коэффициента теплоотдачи от стенки трубы к на-
г - ( и У’1'1
греваеьн му потоку пренебрегаем отношением вязкостей I I как вели-
\ Нет /
чиной, очень мало отличающейся от единицы.
а2 = 1,72-у— (Z)aItD Re)0-6 Рг0-33 =
“И
= 1,72 (0,0314 • 535O)0-6 3250-33 =472 ккал/м* • ч • °C.
UjVwO
Принимаем термическое сопротивление загрязнения со стороны тяжелого
каталитического газойля (который содержит некоторое количество катализатора)
21 = 0,001 м2 • ч • °C/ккал, со стороны вакуумного газойля Q2 = 0,007 м1 у
X ч • °C/ккал.
Коэффициент теплопередачи
1
а2
1
1
577
-----------—=178 ккал/м2 • ч - °C.
50 <-«'Юга+«2-
0,0025
Далее определяем среднюю разность температур.
164
Для принятой схемы теплообмена индекс противоточности р == 0,i5.
A t=—/2 = 350 - 200 = 150° С;
At = t2-ti = 1G0-80 = 80°C.
Средняя арифметическая разность температур
п /1+/2 П+т2 3504-200 1604-80
°ат = —2------2— -------2---------2---— 1 -
Характеристическая разность температур
А Г = /(А J4-At)2 — 4p А/ Ат = (150 + 80)а — 4 • 0,45 -150 • 80 =* 177° С.
Бдльшая и меньшая разность температур
01 = 0от+-1 Д7’ = 155+ф = 244°С,
1 177
1)2 = 0ат~— Д7’ = 155—^ = 66°С.
Средняя разность температур
01 — 62
,, ,, 244 — 66
‘’31g-— oaig^
"g -,d g 66
Необходимая поверхность нагрева
гт Off о л 8250000
178-136
= 340 ле*.
Расчетный диаметр труб
f+ = 0,0224 х
* I * 1 I 1
(Xi dt + a2 d* 577 • 0,02 472 • 0,025
Расчетная поверхность нагрева
H = л dcp In = 3,14 • 0,0224 • 6•996 = 420 м*.
Следовательно, теплообменный аппарат выбран с некоторым запасом.
Можно поставить теплообменник с номинальной поверхностью 400 л2,
что составит 360 м1 при среднем диаметре труб 0,0224 м.
Пример 29. Рассчитать погруженный холодильник для охлаждения
66500 кг/ч стабильного бензина, имеющего относительную плотность 0,775;
начальная температура бензина = 120° С, конечная температура = 40° С.
Температура воды Ti = 25° С, Та = 45° С.
Отводимое тепло
Q = G (i2—ij) = 66500 (258 — 79,4) = 11 850 000 кдж/ч = 3.3 Мет (2840000 ккал/ ч)
Расход воды па охлаждение
Q _ 3,3-10е-3600
G“ св (т8—<1) 1000 4,1868 • 10» (45 — 25) 1000
165
Принимаем диаметр труб ^яар = 127 лиг, <7вн = 1О2«и«м.
Сечение трубы
а()Ж6^.
4
Средняя температура бензина
120 - 40 _
1>0 zd
Плотность бензина q = 730 .«/л*3.
Истинная теплоемкость
с„ = / - — (1687 + 3,39 • 73) = 2,2 кдж/кг °C /0,525 ккал/кг °C).
/0775
Кинематическая вязкость^ «0,411 • 10“6 лА/сек.
Те пл он ровод ность
О 4 1 79
л -У (I — 0,00054 • 73) = 0,145 ет/м • °C (0,125ккал/-и • ч . °C)
0,77 о
Секундный объем продукта
Т7 G 66500 плог/ а/
Гсек 3600 е 3600-730 °*025-* “/С€К-
Линейная скорость продукта при четырех потоках
0,0254 л „о ,
" = Ж81б^Г = 0178л‘/СгЖ-
If р н терн и Рой 11 о л ьдс а
n wd 0,78’0,102
Re —-----------------------= —----------— = 193э00
v 0,411-10“ b
Режим устойчивый
Критерий Прандтля
турбулентный.
1>г=-^₽
0.411 • 10“6 • 730 - 2,2.103
----------0Д45---------- “ 4’04-
Коэффициент теплоотдачи от мазута к стенке трубы по уравнению^ (136а)
аг = 0,023 4- Вс°-8Рг0’4 = 0,023 19.3 5OO0*8 X 4,54°•* =
« 0,0102
= 990 вт/м- • °C (850 ккал/мг • ч • °C).
Средняя температура охлаждающей поды
Тер
35° С
По графику (рис. 96) находим при тср = 35° С, /Ср = 73°[С’ и щ =
850 ккал/м1 • ч • СС (кривая 400—800) путем экстраполяции
ао - 430 ккал/м* • ч • °C = 500 т/л2«°С.
16G
По графику (рис. 97) находим при внешнем диаметре трубы 127 мм попра-
вочный коэффициент, ранный 0,94. Окончательно коэффициент теплоотдачи
от стенки трубы к воде равен
а2 = 0,94 • 500 = 470 мп/м2 • °C (405 ккал/м2 • ч • °C,U
Принимаем термическое сопротивление загрязненности со стороны продукта
= 0,000516 м2 • °С/<?гп (0,0006 м2 • ч • °С/кк<1л) со стороны воды Qa =
« 0,00086 м2 • аС/ккал = 0,001 м2 • ч • °C/ккал.
Коэффициент теплопередачи
1 Л 1 1 0 0125 1
-^ + е1 + Т + ег+£ + 0,000516+ -^ + 0,00086 +
= 208 ет (179 ккал/.и2 • ч • °C).
Средняя разность температур рассчитывается как для чистого противотока
i'схема 9):
4» —> 2S 2,3 lg ~
-ZZ- -тг 1о
/а 15
Необходимая поверхность охлаждения
Q 3,3 • 10е
k tlm 208 • 37
— 429 л/2.
Принимаем длину трубы 6 м,
Расчетиый^средний диаметр
dcp в
—+—
а2
Од di а2 d2
1
1 ,
990 г 470
1
= 0,118.
990*0,102 1 470-0,127
Расчетная поверхность одной трубы
Ятр =.':3,14 *0,118 *6 - 2,22 м2.
Число труб
429
П = Т-; =193 ШТ.
2,2^
Поскольку число потоков равно четырем, принимаем л = 196 шт.
Число труб в одном потоке
196
—7— = 49 шт.
4
Эквивалентная длина одного потока (считаем, что один двойник эквивален-
тен 50 диаметрам)
/экв = 49-6 + 48-0,102*50 = 294 + 244 = 538 м.
Коэффициент гидравлического сопротивления по формуле Фплоненко
, , 0,55 \2
х=/—пН
\lg— /
0.55
. 193 500
lg—г~
= 0,0157
167
Потеря напора по урашгелпю Дарси-Вейсбаха
Z fl 702
Др = 1 _ —- о =х 0,0157 ~ X 730 - 18 G00 н/м* = 0,186 6«р.
U U) 1м^ £л
Полученное значение потери напора может быть допущено.
§ 3. ОХЛАЖДЕНИЕ ДО НИЗКИХ ТЕМПЕ РАТУР
Многие технологические процессы, например фракционирование
газов пиролиза, депарафинизация масел, разделение ксилолов .ис-
тодом кристаллизации, требуют для своего осуществления охла-
ждения до низких температур, которые не могут быть достигнуты
при охлаждении водой или воздухом. 13 этих случаях применяется
искусственное охлаждение при помощи холодильных установок.
Принцип работы холодильных установок сводится к осуществлению
известного в термодинамике процесса переноса тепла от менее на-
гретого тела к более нагретому путолг затраты энергии извне.
Для охлаждения тел до низких температур применяют так назы-
ваемые холодильные агенты, в качестве которых могут применяться
жидкий аммиак, пропан, этап н другие. Температуру холодиль-
ного агента можно понизить различными способами. Наиболее рас-
пространено испарение жидкого холодильного агента при понижен-
ном давлении.
Другим способом является расширение газообразного холодиль-
ного агента в расширительной машине—детандере с одновремен-
ным производством внешней работы. Наконец, используется также
дроссельный эффект, заключающийся в понижении (при известных
условиях) температуры газов при их дросселировании.
Охлаждение до низких температур при помощи холодильной
машины основано па осуществлении холодильного цикла. Эффек-
тивность холодильного цикла характеризуется так называемым хо-
лодильным коэффициентом, представляющим собой отношение холо-
допроизводительности (т. с. количества тепла, воспринятого холо-
дильным агентом) к затраченной работе:
8 = , (145)
Qq — количество тепла, воспринимаемое холодильным агентом
где
от охлаждаемого тела при низкой температуре, пли холо-
допроизводительность, в ккал/ч (вт)\
— тепловой эквивалент работы, равный кпал/кГм
4» (
(1 дж/дж);
L — механическая работа, затрачиваемая извне на повышение
температуры холодильного агента, в дж.
Холодильный коэффициент 8 обычно бывает больше единицы
(в отличие от к. п. д,, который меньше единицы).
168
Мощность двигателя, приводящего в действие холодильную ма-
шину,
N = я&Г квт- (14fi)
Схема компрессионной холодильной машины представлена па
рис. 98. Пары холодильного агента засасываются компрессором 1
и сжимаются до давления, обеспечи-
вающего сжижение их при помощи
водяного охлаждения. Пары конденси-
руются в конденсаторе 2 и доохлажда-
ются в холодильнике 3. Жидкий хлад-
агент дросселируется в редукцион-
ном вентиле 4 до давления испарения
и направляется в испаритель. В испа-
рителе хладагент испаряется при низ-
кой температуре, отнимая необходимое
Рис. 98. Схема компрессион-
ной холодильной машины.
1 — компрессор; 2 — конденсатор;
«? —доохладитель; 4 —редукцион-
ный вентиль; 5 — испаритель.
Липин 1,11 — вход и выход воды;
III, IV — вход и выход охлаждае-
мой жидкости.
для испарения тепло от охлаждаемой
среды. Пары хладагента вновь засасы-
ваются компрессором 1, сжимаются и
цикл повторяется.
Рабочая температура охлаждения
определяется давлением в испарителе.
Чем ниже давление, тем ниже тем-
пература испарения хладагента п рабочая температура охлажде-
ния. Так, температура испарения аммиака при давлении абсолют-
ном 0,4119 ат составляет —50° С, а при давлении 0,732 ат соот-
ветственно —40° С. Для достижения более низких температур мо-
жет применяться пропановое охлаждение (температура испаре-
ния —40° С достигается при давлении 1,137 ат абс.), этановое
(температура испарения —100° С достигается при 0,5354 ат абс.) и др.
МАССООБМЕННЫЕ ПРОЦЕССЫ
Глава VII /
ОСНОВЫ МАССОПЕРЕДАЧИ
§ 1. ОСНОВНЫЕ ПОНЯТИЯ
Массиобмепными процессами принято называть такие процессы,
в которых вещество переходит из одной фазы в другую вследствие
отсутствия равновесия между фазами. Переход вещества из одной
фазы в другую осуществляется посредством диффузия, а скорость
переноса определяется скоростью диффузии.
К массообменным процессам относятся рассматриваемые ппжс
процессы ректификации, абсорбции, экстракции и адсорбции, а также
процесс сушки. Все эти процессы применяются для разделения раз-
личных смесей.
В массообмениых процессах всегда участвуют две фазы: жид-
кая — газовая, жидкая — жидкая, твердая — жидкая и твердая —
газовая. Эти процессы обратимы. В зависимости от условий равно-
весия и концентрации участвующих веществ тот или иной компонент
может переходить из первой фазы во вторую и наоборот.
Процесс массообмепа может происходить лишь при отсутствии
равновесия между фазами, т. е. при наличии разности фаз. Скорость
процесса определяется степенью отклонения от состояния равнове-
сия; процесс переноса вещества из одной фазы в другую прекра-
щается после достижения состояния равновесия.
Условия равновесия между двумя фазами выражаются математи-
ческим у равней нем за висим ости между равновесными концентра-
циями
У = /(х). (147)
Графически эта зависимость может выражаться кривой равно-
весия фаз, представляющей собой кривую или прямую линию.
§ 2. СПОСОБЫ ВЫРАЖЕНИЯ СОСТАВА ФАЗ
Рассмотрим смесь, состоящую из п компонентов, имеющих массу
Ц £2, [fa.
Сумма всех масс компонентов равна массе смеси:
£ = Si + + ёз + • • • + £*• (148)
1 70
Массовой концентрацией компонента в смесн называется отноше-
ние массы данного компонента смеси к общей ее массе:
Л = тг х2 = хп = . (149)
Ст U
Сумма массовых концентраций всех компонентов смеси равна
единице:
У х = г, + х2 + .. И- *» = + • • • + £ = 1- (150)
дм Q Сг Ст
Значения массовых концентраций компонентов системы пол-
ностью характеризует ее состав.
Состав системы может быть также выражен через молярные кон-
центрации отдельных ее компонентов. Если известны масса каж-
дого компонента и его молекулярный вес, то можно определить
число киломолей или молей отдельных компонентов:
<«0
Общее число молей системы равно сумме молей отдельных ком-
понентов:
N = Л\ + Л\, + N3 + • • - 4- Л4. (152)
Молярной концентрацией компонента в смеси называется отно-
шение числа молей данного компонента смеси к общему числу мо-
лей смеси:
== —=—
* N '
-У2 - _
Д 1 • ‘ --
п
N *
(153)
^2
Сумма молярных концентраций всех компонентов смеси равна
единице:
J /«ij + «'4 ... + 4 - у4-у 4 • • • + 1. (154)
Если при смешении компоненты не меняют своего объема, то
можно выразить объемный состав смеси так же, как массовый и мо-
лярный. Объемной концентрацией компонента в смеси называется
отношение объема отдельных компонентов к объему смеси:
Vj Vn
'4 = тг» . ..,i>n=-y. (155)
Сумма объемных концентрации всех компонентов смеси равна
единице:
V == 4- V2 4- va . 4-1?„ s= 1. (156)
Найдем связь между массовой и молярной концентрацией:
J __ __ Si , G ____ McpXj /4Ц7\
Xi N Ml' Л/Ср Ml • 'W''
171
Отсюда
Afcp^i = М&\. (157а)
Уравнение (157а) позволяет пересчитывать массовые концентра-
ции в молярные и наоборот.
Из равенства (150) и (157а) можно получить выражение для сред-
него молекулярного веса смеси:
4~ МсрТо 4" • • • _1‘ Мс^п ~ М 4~ Ai+ • • • F Мпхп
пли
•Мер (Х1 + + ... |- Хп) =• Мгт\ + м^т2 4- . . . 4- Mnx'v ,
но
.г, • 4 4- • • • 4- тп = 1,
следовательно,
Мер = М-|- Л/2х*2 4- ... 4- = <j Al(158)
'i
Молекулярный вес смеси равен сумме произведений молекуляр-
ных весов отдельных компонентов на их молекулярные концентрации.
Точно так же из равенства (157а) можно выразить средний моле-
кулярный вес через массовые концентрации:
Подставляя значение Л/ср в уравнение (157), получим
4.L
• (юо)
X1 __г_
Л/г
(Среднюю плотность смеси легко определить па основании анало-
гичных равенств, если известны ее массовый состав и плотность
отдельных компонентов:
У <р = -х—!-----------— = ~гГ— • (101)
Qi Qe On У ---
-4 Qi
1
Для бинарной системы приведенные выше соотношения упро-
щаются.
Поскольку смесь состоит всего из двух компонентов, а сумма
концентраций равна единице, то концентрация второго компонента
172
может быть выражена через концентрацию первого х2 — 1—Сле-
довательно, при любой заданной концентрации одного компонента
концентрация второго будет иметь определенное соответствующее
ей значение. Поэтому можно отбросить индекс и обозначить кон-
центрацию первого компонента через х, а второго через 1—х.
Уравнение для пересчета массовых концентраций в молекуляр-
ные и наоборот
г
х' = ----, (162)
х 1 — X ' '
Средний молекулярный вес бинарной системы
М М^х' + М2 (1 — т') (164)
или
• (165)
л?7 + ~м.
Пример 30. Система состоит из четырех компонентов.
1. gi = 1500 кг; Mi = 100.
2. gz = 5000 кг; М2 = 200.
3. g3 = 3500 кг; Мз = 250.
4. gi = 7000 кг; М4 = 350.
Найти молярные и массовые концентрации отдельных компонентов и молеку-
лярный вес смеси.
Находим массовые концентрации:
1 500
г в =________________1 500_________= 1500 =
л G 1 500-Ь 5 000+ 3 500+ 7 000 17000 ‘ '
2’;| =-
.500°
17 000
= 0,294,
3 500
17 000
= 0,206.
7 000
17 000
= 0,412.
Проверяем сумму концентраций:
U « = 0,088+ 0.294 -г-0,206 + 0,412 = 1,000.
Число молей компонентов ла 1 лг смесп:
«1 0 088
Mi 100 '
0,0008
«2 __ 0,294
М^ ~ ~200~
= 0.00147,
173
44 Mt
t-3 0.20G
"250
= 0,000 825,
*4
Л/4
0,412
350
= 0.00118,
0,00088 +- 0,00147 + 0.090325 + 0,00118 = 0,004505.
Молекулярный нес смеси но формуле (159)
Л/ср = V» = 0,00-1505 = 230 ’
Молярные коицсчп'рацпи но формуле (157)
/ = = 0,00088 • 230 = 0,202,
х' = 0,00147-230 = 0,330,
2
х' = 0,000825 • 230 = 0,189,
3
/ = 0,00118-230 = 0,273,
4
У г' = 0,202 + 0,336 + 0,189 -|- 0.273 = 1,000.
Приведенные расчеты удобно представлять в виде таблицы.
§ 3. ОСНОВНЫЕ ЗАКОНЫ МАССООБМЕННЫХ ПРОЦЕССОВ
Перенос вещества из одной фазы в другую может осуществляться
посредством молекулярной или конвективной диффузии. Молекуляр-
ной диффузией называется перенос моле-
Рис. 99. Схема процесса
массообмепа между двумя
фазами.
кул вещества через неподвижный или
ламинарный движущийся слой в напра-
влении, перпендикулярном к направле-
нию движения. Конвективной диффузией
называется перенос вещества за счет кон-
вективных токов, возникающих вслед-
ствие турбулентного движения среды.
Рассмотрим две фазы (рис. 99) G и L.
По обе стороны от поверхности раздела
фаз расположены ламинарные погранич-
ные слои, через которые вещество G и L
перемещается посредством молекулярной
диффузии. От турбулентного ядра потока
к ламинарному слою и от ламинарного слоя к ядру потока веще-
ство перемещается посредством конвективной диффузии.
174
а. Молекулярная диффузия
При молекулярной диффузии ио закону Фика
Л/= Z)F ——кг/ч,
О
(166)
т. е. количество диффундирующего вещества М пропорционально
поверхности слоя F, разности концентрации по толщине слоя СС1 —
СС2 и обратно пропорционально толщине слоя д.
Коэффициент пропорциональности Г) называется коэффициентом
диффузии»
Размерность коэффициента диффузии:
Уравнение (166) молекулярной диффузии аналогично уравнению
теплопроводности, причем коэффицисиау теплопроводности соответ-
ствует коэффициент диффузии, а разности температур — разность
концентрации, являющаяся движущей силой процесса. Коэффи-
циент диффузии зависит от температуры, давления и природы ве-
ществ.
б. Конвективная диффузия
Уравнение конвективной диффузии аналогично уравнению тепло-
передачи конвекцией и формулируется следующим образом:
М = р F (Сф - Ср) кг/ч, (167)
т. е. количество диффундирующего вещества М пропорционально
поверхности F и разности концентраций б’ф—6’р диффундирующего
вещества в ядро потока и у поверхности раздела фаз. Коэффициент
пропорциональности 0 называется коэффициентом массоотдачи и
является аналогом коэффициента теплоотдачи. Его размерность .м/ч.
Разность концентраций Сф—<’р является движущей силой про-
цесса подобно разности температур в процессе теплопередачи кон-
векцией. Так же как и для процесса теплопередачи конвекцией,
цока не представляется возможным дать аналитическое ретен не
для процессов массоотдачи. Поэтому для описания процессов массо-
отдачи пользуются теорией подобия, т. о. эмпирическими зависи-
мостями между переменными процесса.
Безразмерными критериями подобия процесса массоотдачи яв-
ляются критерий гидродинамического подобия Re и диффузионные
критерии и Ргд:
Nu;l = 4£> (108)
Pr,t . (169)
О 1.) ' '
175
’Здесь Р — коэффициент массоотдачи в м/ч;
I — характерный линейный размер в м;
D — коэффициент диффузии в л?/ч;
р — динамическая вязкость в н*сек!м?\
q — плотность в кг/м2.
Диффузионный критерий Нуссельта характеризует процесс мас-
сообмена на границе раздела фаз, а диффузионный критерий
Прандтля — физические свойства потока.
Так же как для процесса теплопередачи, связь между диффу-
зионными критериями подобия устанавливается зависимостью
NuA = «RewPrJ. (170)
Численное значение коэффициента а и показателей степени т
и п определяется экспериментально. Значение коэффициента массо-
отдачи можно определить, если известно значение критерия Nun:
₽ = •
§ 4. УРАВНЕНИЕ МАССОПЕРЕДАЧИ
Процессом массопередачи принято называть процесс перехода
вещества из одной фазы в другую.
Скорость процесса массопередачи пропорциональна движущей
силе процесса, представляющей собой разность концентраций ве-
щества в одной из фаз и концентрации, которую имела бы данная
фаза в состоянии равновесия с другой фазой.
Уравнение массопередачи формулируется следующим образом:
М KUF Ьу™ кг/ч, (171)
или количество вещества М, переданного из одной фазы в другую
в единицу времени, пропорционально поверхности раздела фаз F
и средней разности концентраций Л ут.
Коэффициент пропорциональности Ку называется коэффициен-
том массопередачи. Размерность его:
& М кг
у А А уп1 э/2ч (единица концентраций)
Если концентрацию выразить в кг!м\ то размерность коэффи-
циента массопередачи будет л/ч.
Уравнение (171) аналогично уравнению теплопередачи, а коэф-
фициент массопередачи Ку — коэффициенту теплопередачи.
Так же как коэффициент теплопередачи можно выразить через
коэффициенты теплоотдачи, коэффициент массопередачи выражается
через соответствующие коэффициенты массоотдачи.
Разность концентраций t\y,n является движущей силой процесса:
Л Ут
?/Ф
М
(172)
176
Напишем уравнения массообмена для фаз G и L (см. рис. 99):
М == Pj — ?/р), (173)
.И = Р2^(хр-хф). (174)
Коли равновесная кривая представляет собой прямую у = тц,
то Тф = 1 а ия границе раздела хр = . Подставляем значения
Хф и Хр в уравнение (174); тогда
M = ^F(yp-y) (175)
/ft»
Из уравнений (173) и (175)
М
Уф - Ур - •
Мт
Складываем эти уравнения:
Л/ I 1 I т /л^п\
Уф—У - 7.- р^- + р-) • (176)
Сравнивая уравнение (176) с уравнением (171), получим выра-
жение для коэффициента массопередачи:
. (177)
И 1 I IH. I. \ f
РГ '
Если равновесная кривая отклоняется от прямолинейного вида,
го ее разбивают на несколько участков и ведут расчет по участкам,
принимая каждый из них за прямолинейный.
Если одни из коэффициентов массоотдачп значительно больше
другого, то можно принять коэффициент массопередачи равным
.меньшему коэффициенту массоотдачп.
$ 5. СРЕДНЯЯ ДВИЖУЩАЯ СИЛА ПРОЦЕССА МАССОПЕРЕДАЧИ
Обычно движущая спла процесса массопередачи не остается по-
стоянной по длине аппарата. Поэтому, так же как в процессе тепло-
передачи, принято пользоваться средней движущей силой процесса.
13 простейшем случае, когда равновесная линия представляет собой
прямую, средняя движущая сила процесса определяется как сред-
пел ога р ифмичсс кая:
<178>
2,3 1g -г-
Д’/к
где Д«/н и Дг/к — значения движущей силы на входе в аппарат и
на выходе из него.
12 Заказ 1174-
§ 6. МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС МАССООБМЕННЫХ ПРОЦЕССОВ
Рассмотрим противоточный аппарат, в котором происходит массо-
обменный процесс между фазами G и L (рис. 100), причем распре-
деляемый компонент переходит пз фазы G в фазу L. Обозначим отно-
сительные массовые концентрации распределяемого компонента в фа-
зах G п Л, выраженные в кг /кг, через У и X.
Количество инертных носителей G и L не изменяется по длине
аппарата, а концентрация распределяемого компонента в фазе G
меняется от г/0 до а в фазе L от до Х^.
Тогда уравнение материального баланса будет формулироваться
следующим образом:
(179)
М — G{YX— Уп) = Л (X, - Х„) кг/ч.
Рис. 100. Схема протмвоточ- Рис. 101. Равновесная и оперативная кри-
вого массообменвого аппарата. вые.
Относительный расход фаз
/I = 4 “ кг/кг- (180)
Уравнение материального баланса для части аппарата, располо-
женного выше сечения аа:
С(У — Уо) = £(Х —Хо)
или
У -Yo + А(Х-Хи) = У0 + Л(Х-Х0). (181)
С/
Уравнение прямой (181) может быть представлено графически
в координатах X — У. Полученная прямая выражает зависимость
между составом фаз, не находящихся в равновесии, и называется
линией концентраций, оперативной или рабочей линией.
Для расчета массообменных процессов необходимо также рас-
полагать равновесной кривой. Обе кривые наносят на общий график
178
(рис. 101), причем равновесная кривая может располагаться ниже
или выше оперативной линии. В зависимости от этого распределяе-
мое вещество будет переходить из фазы G в фазу L или наоборот.
§ 7. РАСЧЕТ ПРОЦЕССОВ МАССОПЕРЕДАЧИ
Чаще всего равновесная кривая отличается от прямой и рас-
чет процесса массопередачи не может вестись по уравнению (178).
Тогда расчет массообменных процессов ведут по числу единиц
переноса либо но числу теоретических тарелок.
а. Число единиц переноса
Выразим поверхность контакта фаз в аппарате через произведение
его объема SH иа удельную поверхность / (лг/ле3), т. е. F = fSH\
подставим значение F в уравнение массопередачи (171):
М = KyF A Ym = KyfSH \ Ym.
Заменим М через G(y\ — Уо) из уравнения (179);
KyfSH bYr^GtY'-Y^
Решаем полученное уравнение относительно рабочей высоты ап-
парата:
jj =1 У о
Ky/S А Ут~ •
Изменение рабочих концентрация на единицу движущей силы
Л — G
—х vr— - называется числом единиц переноса, а множитель :тг
A Y щ KyJA
представляет высоту, эквивалентную одной единице переноса и пазы»
кается высотой единицы переноса :
(182)
^экп = • (183)
Рабочая высота аппарата
Н — nhai(B. (184)
Для пользования уравнением (184) необходимо знать величину
/*экв, которая определяется па основании опытных данных. Число
единиц переноса п определяется графически, если имеются кривая
равновесия фаз и оперативная линия.
б. Число теоретических тарелок
Для расчета барботажных аппаратов чаще всего пользуются по-
нятием теоретической тарелки. Теоретической тарелкой называется
такая ступень контактирования, на которой достигается равновесие
179
между коптактпрующимися фазами. Для этого требуются большая
поверхность контакта и достаточная его продолжительность. На
практике в барботажных аппаратах редко удается обеспечить идеаль-
ный контакт между фазами, вследствие чего массообменивающиеся
потоки не достигают состояния равновесия. Отклонение от равнове-
сия учитывается при помощи коэффициента полезного действия кон-
тактирующего устройства (тарелки), определяемого опытным путем.
Число теоретических тарелок определяется графически в виде
ступенчатой линии, располагающейся между кривой равновесия фаз
и оперативной линией.
Глава JX
ПЕРЕГОНКА И РЕКТИФИКАЦИЯ
§ 1. ОСНОВНЫЕ ЗАКОНЫ
Перегонка и ректификация — наиболее распространенные про-
цессы разделения жидких смесей на компоненты или группы компо-
нентов. Они основаны па различной летучести жидкостей и переходе
при испарении смеси в парообразное состояние преимущественно
наиболее летучих компонентов. Процессы перегонки и ректификации
основаны на теории термодинамического равновесия. Ниже рас-
сматриваются основные законы и определения этой теории.
а. Правило фаз
Системой называется одно тело или группа тел, между которыми
может происходить взаимодействие. Если свойства системы во всех
ее частях одинаковы или меняются непрерывно от одной точки к дру-
гой, то такая система называется гомогенной. Другим признаком
гомогенности системы является отсутствие в ней поверхности раз-
дела фаз. Система, состоящая пз нескольких гомогенных сред, раз-
деленных поверхностями раздела, называется гетерогенной.
Всякая система состоит пз компонентов и фаз.
Фазой называется такая однородная часть системы (ограничен-
ная поверхностью раздела), которую можно механически отделить
от других частей (фаз) системы.
Фаза может быть, твердая, жидкая пли газообразная. Жидкие
и твердые растворы, а также смесь газоп представляют одну фазу.
Примерами двухфазных и многофазных систем являются две ие-
смешивающиеся жидкости — вода и нефтепродукт, вода и плавающий
в ней лед (две фазы); вода, лед и пар над ними (три фазы) и т. д.
Компонентами системы называются независимые вещества, число
которых является наименьшим и достаточным для определения со-
става каждой фазы.
Примерами компонентов системы являются углеводороды нефти
или газа, вода и спирт при ректификации спирта и т. д.
181
Если система может существовать любой отрезок времени без
видимых качественных и количественных изменений, т. е. без из-
менения состава и количества фаз, то она находится в состоянии
равновесия. Равновесие обычно бывает динамическим, т. е. между
фазами может наблюдаться взаимное перемещение молекул, однако
число фаз и их состав должны оставаться неизменными.
Необходимым и обязательным условием равновесия является
равенство температур п давлений во всех фазах системы. При нали-
чии разности температур возникнет процесс перехода тепла от бо-
лее нагретой части системы к менее нагретой и равновесие наступит
лишь тогда, когда температуры выравняются. Точно так же, если
давление насыщения паров жидкой фазы будет отличаться от да-
вления паровой фазы, то между фазами возникнет процесс пере-
распределения вещества, который будет длиться до тех пор, пока
давления не выравняются п не наступит равновесие.
Процесс обмена между фазами возможен только при нарушении
равновесия фаз, т. е. при наличии разности фаз.
Равновесие фаз не нарушится, если изменяются только веса от-
дельных фаз. Па равновесие фаз влияет состав фаз системы. Равно-
весная система полностью характеризуется температурой, давлением
и составом фаз.
Состояние равновесия между фазами системы определяется пра-
вилом фаз Гиббса, которое устанавливает связь между числом сте-
пеней свободы системы и числом ее фаз п компонентов. Степенью
свободы системы называется число параметров (давление, темпера-
тура, концентрация), которые могут быть выбраны произвольно
и однозначно определяют состояние системы.
Согласно правилу фаз
L = п J- 2 - N, (185)
где L — число степеней свободы;
п — число компонентов;
/V — число фаз.
Рассмотрим одпокомпоиептную систему (вода).
а) Вода + насыщенный пар.
Число компонентов п ~ 1; число фаз N = 2. Тогда\исло степе-
нен свободы L = п + 2 — N = 1 + 2 — 2 = 1.
Система одновариаитпа, т. е. состояние системы полностью опре-
деляется одной переменной — температурой либо давлением.
б) Лед + вода + насыщенный пар.
Число фаз N = 3; число степеней свободы L = 1 + 2 — 3 = 0.
Система не имеет степеней свободы, и любое изменение одного
из параметров (температуры либо давления) повлечет за собой ис-
чезновение одной фазы, т. е. нарушится равновесие данной заданной
системы.
Рассмотрим двухкомпонентную систему, состоящую из двух
взаимно растворимых жидкостей и их паров.
182
Число компонентой h ~ 2; число фаз N = 2; число степеней
свободы L =.- 2 + 2 — 2 — 24
Система имеет две степени свободы, т. е. можно произвольно
выбрать температуру и давление и при этом однозначно определится
состав паровой и жидкой фаз. Либо можно выбрать произвольно
состав обеих фаз, а давление и температура определятся однозначно.
Для трехкомпонентпой системы число компонентов п . 3, числе
фаз Л' - 2 и число степеней свободы L ~ 3 2—2 — 3. Молоке
следовательно, произвольно выбрать температуру, давление и кон-
центрацию одного из компонентов.
б. Законы идеальных газов
Известно, что идеальным газом принято называть газ, молекулы
которого настолько удалены друг от друга, что силы взаимодействия
между ними не проявляются. Реальные газы строго подчиняются
законам идеальных газов лишь при больших разрежениях. Как
правило, для них наблюдается та или иная степень отклонения от
идеальных газовых законов.
Ниже будут рассмотрены только те газовые законы, которые необ-
ходимы дли расчета равновесных систем.
Уравнение с о с т о я п и я ид сального газа
Произведение давления газа на занимаемый нм объем, деленное
па абсолютную температуру, для данной массы газа есть величина
постоянная:
~ - /?, (186)
где л — абсолютное давление газа в w/ж2;
V—молярный объем газа в м3/кмоль;
Т — абсолютная температура в °К;
R — универсальная газовая постоянная в дж/кмоль, °C: II —
— 8314,4 дж/кмоль, °C.
Это уравнение можно написать в следующем виде:
nF - RT. (187)
Закоп Дальтона. Давление смеси ппдпферептпых газов равно
сумме1 парциальных давлений отдельных компонентов, т. е. давлений,
которые» имел бы каждый компонент, если бы огг один занимал объем
всей смеси:
Л - Ру + р2 + . • • + Рп. (188)
Следствием пз закона Дальтона является следующее положение.
Парциальное давление газа в газовой смеси р равно произведению
Заказ 1174.
183
общего давления смеси на молекулярную концентрацию газа г. газо-
вой фазе:
7>1 — Я у\, /< л //',..., рп л //,, (189)
flaSsew:? паров, pm. cm
где л — общее давление системы;
, уп — молярные концентрации
отдельных компонентов
в газовой фазе.
Закон Рауля. Парциальное давление
любого компонента идеального жидкого
раствора равно произведению давления
(‘го паров при температуре смеси па его
молярную концентрацию в жидкой фазе:
/)| - РрТр Л,
/’.Л», • • • I Рп /'Л, (1.М)
Рис. 102. Кривые изменения давления паров раз-
личных углеводородов в зависимости от темпе-
ратуры.
'jUl;
*00 .
о
300-
100
184
где Рц Р2,.. Рп — давления паров чистых компонентов;
^2,..хп— молярные концентрации компонентов в жид-
кой фазе.
Закон Рауля справедлив для идеальных растворов, не подвер-
женных диссоциации пли ассоциации. Многие растворы следуют
закону Рауля с достаточной для практических целен точностью.
Для углеводородных смесей он точен при малых давлениях.
Давлением паров жидкости принято называть давление, развп-
ваемое парами даппоп жидкости, находящимися в пен в равновесии,
т. е. имеющими одинаковую с жидкостью температуру. Давление
паров всех жидкостей возрастает с повышением температуры п яв-
ляется мерой летучести жидкости.
Типичные кривые давления паров некоторых углеводородов при-
веден ы на рис. 102. В координатах логарифм давления паров -
обратная величина абсолютной температуры кривые давления паров
жидкостей имеют вид прямых, причем кривые давления паров угле-
водородов пересекаются в одной точке. Утим свойством пользуются
при выводе различных эмпирических формул для зге ресчета давления
паров с одной температуры иа другую.
Для нефтяных фракций наилучшое совпадение с опытными дан-
ными дает пересчет давления паров с одной температуры на другую
irpn пользовании номограммой Вила п Докси (рнс. 103). Утой номо-
граммой рекомендуется пользоваться для расчетов.
в. Реальн ые газы
При высоких давлениях, когда в поведении веществ наблюдается
значительное отклонение от законов идеальных газов, мерой лету
чести или рассеивания вещества является фугаспость жидкости и
паров — термодинамическая функция, введение которой в любые
уравнения идеальных газов делает их применимыми для реальных
газов. Фугаспость идеального газа равна давлению его паров. Чем
выше давление паров или фугаспость, тем более летучим является
данное вещество и тем легче опо испаряется.
Для реальных газов и паров фугаспость тем более отличается
от давления, чем состояние газа или пара сильнее отличается от
идеального, т. е., в частности, чем выше давление в системе. Фу-
гасиость, как и давление паров, измеряется в единицах давления.
Для численного определения фугасности паров и жидкости со-
ставлены графики зависимости отношения фугасности к давлению
(//р) от приведенных температур и давлений системы (рис. 104).
Для пользования графиком вычисляют приведенные температуру
и давление паров или жидкости и определяют коэффициент актив-
ности v = , как показано на графике. Затем, умножая коэффи-
циент активности иа давление паров или жидкости, получают зна-
чение фугасности:
/ = VP =
185
Коэффициент активности
Рис 104. График для определения фугасности газов и паров.
3,0
2
N
У
b,
f?
и
£
* 0,2
0,2 0,250,3 0,0 0,6 0,8 10 2 3 0 6 7 8 9Ю 20 25 30
ПоибеЗенное ёадлрна? Р»
I t
0,1
Рис. 105. Коэффициенты сжимаемости газов п паров.
Уравнение состояния идеального газа при повышенных давле-
ниях но применимо к реальному газу, так как с увеличением давле-
ния между молекулами начинают действовать силы притяжения
н объем реального газа становится меньше, чем идеального, а затем
при очень высоких давлениях начинают действовать силы отталки-
вания между молекулами и объем реального газа становится больше,
чем идеального. Эти отклонения можно учесть поправочным коэф-
фициентом
лУ = zRTy (191)
где z — коэффициент сжимаемости.
Численные значения коэффициента сжимаемости можно опре-
делить по графику (рис. 105) в зависимости от приведенных темпера-
туры и общего давления системы.
При высоких давлениях закон Рауля-Дальтона применим к реаль-
ным газам и жидкостям, если давление паров жидкости и давление
системы заменить соответственно фугасностью жидкости и фугас-
ностыо паров.
§ 2. РАВНОВЕСНЫЕ СИСТЕМЫ
а. Закон Рауля -Дальтона
Рассмотрим условия равновесия паров и жидкости двухфазных
систем, паровая фаза которых подчиняется законам идеальных га-
зов, а жидкая фаза — законам идеальных растворов. В состоянии
равновесия парциальное давление компонента в газовой фазе равно
парциальному давлению пара над жидкостью, т. е.
Р=л/, (192)
Р = (193)
Если объединить уравнения (192) и (193), получим
л у' = Рх (194)
или
Я У1 = -^1*^1» У 2 == -^2’^2»“ • Л» У и 35 РпУп»
Уравнение (194) представляет собой математическое выражение
закона Рауля-Дальтона.
Закон Рауля-Дальтона устанавливает зависимость между пара-
метрами, определяющими состояние данной системы, т. е. между
температурой, давлением и составом фаз в состоянии равновесия.
Рассмотрим уравнение (194)
л у" = Рх‘
188
и решим его относительно у' и ж':
у' = ~х' = Кх', (195)
х> = У' = - (196)
J Л
/>
Постоянная К — — называется константой фазового равно-
л
весия.
Уравнения (195) и (196) устанавливают связь между составом
паровой и жидкой фаз. Константа равновесия К показывает, во сколь-
ко раз содержание данного компонента в паровой фазе больше (или
меньше), чем в жидкой фазе.
Рассмотрим бипарную смесь.
Парциальное давление низкокипящего компонента
ра = Рх'\
высококипящего компонента
Pw = (1 — rrZ).
Здесь Р и Q — давление паров низкокипящего и высококипя-
щего компонентов.
Ио
Ра 4“ Pw = Paw = Я 1
где paw — давление паров смеси.
Следовательно,
Ле' + £(1 —л, (197)
откуда
. (198)
Значение у9 определяется по уравнению (195):
При помощи уравнений (198) и (195) можно определить составы
равновесных фаз и построить кривую равновесия фаз для заданного
давления.
Для реальных газов и растворов давление паров и системы в урав-
нениях Рауля-Дальтона заменяется фугасдостью жидкости и паров:
(199)
х' = -^у' = ^. (200)
I р Л
У' = X' = Кх',
>п
189
Здесь
К
Уравнения (198) и (195) преобразуем следующим образом:
л_______________________________Q
х' =—& =-• (201 *
2^—1 \f Д.д Ai£
Л Я
где Ка—константа равновесия низкокипящего компонента, равная:
/jra
Kw—константа равновесия высокоеыпящсго компонента, рав-
ная:
К - —°
41 W j *
Jnw
Для низкомолекулярных углеводородов имеются графики для
определения констант равновесна в зависимости от давления и тем-
пературы*
б. Графические зависимости
Связь между температурой, да
быть представлена графически. На
Рис. 106. Давление паров*бипарной
при t = const.
влением и составом фаз может
рис. 10G представлена зависи-
мость давления насыщенных
паров бинарной смеси полно-
стью взаимно растворимых
жидкостей от состава жид-
кой смеси при некоторой
постоянной температуре. На
оси абсцисс отложены мо-
лекулярные концентрации
компонентов А и w в смеси.
Крайняя левая ордината
представляет давление паров
чистого высококипящего ком-
понента w, а крайняя пра-
вая ордината — давление
паров чистого низкокипя-
щего компонента А.
Поскольку смесь подчиняется закону Рауля, то кривая давления
паров смеси при постоянной температуре плп изотерма выражается
прямой линией АВ, так как
Ра» ~ Рх' 4- Q (1 — х').
190
Каждая точка на линии АВ характеризует некоторый состав
смеси, которому отвечает определенное давление ее паров.
Поскольку парциальные давления компонентов А и w вы-
ражаются уравнениями
то линии парциальных давлений будут изображаться прямыми ОВ
и С А. Так, отрезок LK представляет парциальное давление компо-
нента W, отрезок KF— парциальное давление компонента Л, сумма
отрезков или отрезок LF — давление па-
ров смеси.
При .г' - 0 (крайняя левая ордината)
7>а =0 и pw^Q\
при я' = 1 (крайняя правая ордината)
Да=Р И pw — 0.
Прямая EF G отвечает давлению си-
стемы, при котором кипит смесь данного
состава.
Связь между составом паровой и жид-
кой фаз в состоянии равновесия для би-
нарной смеси может быть представлена
графически в виде кривой зависимости
молярной или массовой концентрации
Рис. 107. Кривая равнове-
сия фаз бинарной системы
при л = const.
низкокипящего компонента в паровой фазе (ось ординат) от молеку-
лярного или массового содержания низкокипящего компонента в жид-
кой фазе (ось абсцисс). Такая кривая называется кривой равновесия
фаз (рис. 107). Она строится для определенного давления системы
л = const. Для построения кривой равновесия фаз пользуются урав-
нениями (198) и (195).
Так как содержание низкокипящего компонента в парах больше,
чем в жидкости, то кривая равновесия фаз представляет собой вы-
пуклую линию. Чем больше разница между давлением паров низко-
кипящего и высококипящего компонентов, тем более выпуклой бу-
дет кривая равновесия фаз и наоборот. Для двух заданных компо-
нентов с повышением давления кривая равновесия фаз становится
менее выпуклой. При критическом давлении, когда составы жидкости
и паров становятся одинаковыми, кривая равновесия фаз превра-
щается в прямую — диагональ квадрата.
Кривые зависимости состава паровой и жидкой фаз в состоянии
равновесия от температуры при постоянном давлении называются
изобарами (рис. 108). По оси ординат отложены температуры, а по
оси абсцисс — молекулярные (или массовые) концентрации низко-
кипящего компонента в паровой и жидкой фазах. Нижняя кривая
представляет собой состав жидкости или кривую кипения, а верхняя
кривая — состав паров или кривую конденсации. Верхняя левая
191
точка на оси ординат, в которой пересекаются обе кривые, отвечает
температуре кипения чистого высококипящего компонента, а ниж-
няя крайняя правая точка па оси ординат отвечает температуре
Рис. 108. Изобарные кривые
бинарной системы.
випенпя чистого низкокипящего компонента.
Промежуточные точки на кривых отвечают смесям различного
состава при различных температурах. Для того чтобы найти состав
жидкой и паровой фаз при некоторой
температуре Zi, проводят из точки Zj
прямую, параллельную оси абсцисс.
Точки А и В пересечения этой прямой
с кривыми жидкости и паров опреде-
ляют молекулярную концентрацию
низкокипящего компонента в жидко-
сти х' и в парах
Кривые изобар могут быть по-
строены при помощи уравнений (198)
и (195).
Пример 31. Определить содержа мне
бензола в парах внизу колонии, сели
молекулярное содержание его в отходящем
из колонны остатке равно х' = 0,01, тем-
пература низа колонны 110° С и давление
н колонне я = 760 лс.-w рт. ст. Давление паров бензола при температуре 110° С
Р = 1748 мм рт. ст.
Константа равновесия
К = — = Д^- = 2,3.
я /ЬО
Содержание бензола в парах по уравнению (195)
у' = Кх' = 2,3 • 0,01 =0,023.
Пример. 32. Найти содержание н-иентана в жидкости на верхней тарелке
колонны, если содержание его в парах у' = 0,02, давление в колонне 4 ата =
= 3,92 бар, температура верха колонны 42,5° С. Константа равновесия пентана
в этих условиях К = 0,33.
х' = — —-------
К 0,33
У __ °*02 =0,0606.
в. Аналитическая зависимость
Зависимость между составом паровой и жидкой фаз в состояшш
равновесия может быть выражена аналитически.
Напишем уравнение Рауля-Дальтона для низкокипящего и вы-
сококипящего компонентов:
л у' = Рх',
n(l-i/')=Q(l-s').
Делим левые и правые части уравнений:
у' Р
1 — у' Q 1—х1 ‘
192
Обозначим
тогда
Р
Q а’
у' ____~ х'
(202)
Полученное уравнение является уравнением равновесия фаз би-
нарной системы. Оно устанавливает зависимость между молекуляр-
ным составом паровой и жидкой фаз в состоянии равновесия.
Р
Коэффициент а = назван коэффициентом обогащения или
относительной летучестью. Он представляет собой отношение давле-
ния паров низкокипящего компонента Р и высокойнпящего компо-
нента Q.
Уравнение (176) можно решить относительно у’ и х'\
1 + (а—1)х' ’
/_______У’
а—(а —1)1/'в
(203)
(204)
При помощи последних двух уравнений можно приближенно
строить кривые равновесия фаз, определив предварительно значе-
ние коэффициента обогащения. Из этих уравнений следует, что
если один компонент содержится в жидкой фазе, он обязательно
будет присутствовать и в паровой фазе и наоборот.
Коэффициент обогащения всегда больше единицы. Это доказы-
вает, что концентрация низкокипящего компонента в паровой фазе
всегда больше, чем в жидкой фазе. Он не является величиной по-
стоянной и обычно возрастает с понижением температуры системы.
Для практических расчетов принимается некоторое среднее значе-
ние а, равное среднему геометрическому из крайних его зна-
чений.
Каждая точка на кривой равновесия фаз представляет равно-
весную систему с одинаковой температурой жидкой и паровой фаз.
Возьмем точку С, находящуюся вне кривой равновесия фаз (см.
рис. 107), абсцисса которой равна абсциссе точки В, а ордината — ор-
динате точки D, Но точка В отвечает системе с температурой, более низ-
кой, чем точка D. Следовательно, в точке С температура паров выше,
чем жидкости, т. е. в этой точке имеется разность фаз и будет про-
исходить конденсация паров или испарение жидкости. Этот процесс
прекратится лишь после установления равновесия, когда темпера-
туры жидкости и паров выравняются. Тогда образуется равновес-
ная система с некоторой новой температурой, которая будет предста-
влена точкой на кривой равновесия фаз.
13 Закаэ 1174. 193
г. Неидеальные системы
Изучая идеальные системы, мы видели, что кривая давления
паров бинарной смеси в идеальном случае представляет собой пря-
мую линию, соединяющую точки на осях ординат, отвечающие да-
влению паров чистых компонентов. Реальные растворы всегда имеют
ту или иную степень отклонения от прямолинейной зависимости,
и давление паров системы выражается кривой, которая лишь при-
ближается к прямой линии. Для систем с нормальной зависимостью
давления паров от состава давление паров по-прежнему будет по-
степенно повышаться от давления паров высококипящего компонента
Q до давления паров низкокипящего конденсата Р и в любой точке
будет иметь значение, промежуточное между этими двумя крайними
точками.
а
Рис. 109. Изотермы (а) и изобары (б) азеотропов
с максимумом да влепил паров (смесь CS2 и СзЩО).
Изобарные кривые такой системы, как указывалось выше, изо-
бражаются двумя кривыми (кривые жидкости и пара), на которых
ордината любой точки больше температуры кипения низкокипящего
компонента и меньше температуры кипения высококипящего ком-
понента. Иначе говоря, температура кипения такой смеси любого
состава всегда выше температуры кипения низкокипящего компо-
нента и ниже температуры кипения высококипящего компо-
нента.
Наряду с этим встречаются системы со значительными отклоне-
ниями от нормальной зависимости давления паров от их состава.
Такие системы могут обладать либо максимумом давления паров
(рис. 109), либо минимумом давления паров (рис. 110).
Для смесей с максимумом давления паров характерно наличие
минимума температуры кипения на изобарной кривой, причем эта
температура шике температуры кипения чистого низкокипящего
компонента. Кривые испарения и конденсации такой системы схо-
дятся в точке минимума температуры кипения либо максимума да-
вления паров, отвечающей определенному составу смеси. В этой
точке состав паровой и жидкой фаз совпадет, т. е. образуется по-
стоянно кипящая смесь. Такая смесь называется азеотропной.
194
Для таких систем с увеличением содержания низкокипящего
компонента в смеси пары сначала оказываются богаче низкокипя-
щим компонентом, чем жидкость. В точке минимума температуры
кипения состав паров и жидкости совпадает. С дальнейшим увели-
чением содержания низкокипящего компонента в смеси пары ока-
зываются беднее низкокипящим компонентом, чем жидкость. При-
мерами систем с максимумом давления паров являются смеси вода —
этиловый спирт с минимумом температуры кипения 78,15° С, эти-
ловый спирт — бензол и другие.
Системы с минимумом давления паров имеют максимум темпера-
туры кипения на изобарной кривой, причем эта температура выше
температуры кипения высококипящего компонента, а кривые испаре-
ния и конденсации сходятся в этой точке. Такие системы также
образуют азеотропную смесь. В таких системах до точки максимума
Рис. НО. Изотермы {а} и изобары (б) азеотропов с минимумом давления паров
(смесь СНС1з и СзНбО).
температуры кипения пары оказываются беднее низкокипящим ком-
понентом, чем жидкость, а после этой точки — богаче низкокипя-
щим компонентом. Примером системы с минимумом давления паров
является смесь хлороформ — ацетон.
На практике чаще всего встречаются азеотропные смеси с мак-
симумом давления паров п с минимумом температуры кипения.
При перегонке азеотропные смеси выделяют пары, одинаковые
по составу с исходной смесью, вследствие чего они не могут быть
разделены перегонкой на чистьте компоненты. Смесь образующая
азеотроп, может быть разделена только на азеотропную смесь и
компонент, содержащийся в избытке в исходной смеси. Рассмотрим
в качестве примера спиртоводную смесь с минимумом температуры
кипения, отвечающему спирту с концентрацией 95, 57%. Если под-
вергнуть перегонке спиртоводпую смесь меньшей концентрации,
то будет перегоняться смесь, содержащая 95,57% спирта и 4,43%-
воды, а в остатке останется вода.
13*
195
g 3. ИСПАРЕНИЕ И КОНДЕНСАЦИЯ БИНАРНЫХ
И МНОГОКОМПОНЕНТНЫХ СМЕСЕЙ
Различают однократное, многократное и постепенное испарение.
При однократном испарении в процессе нагрева пары находятся
в соприкосновении с жидкостью п паровая фаза отделяется от жид-
кой лишь после нагрева до конечной температуры перегонки. Прак-
тически процесс однократного испарения осуществляется следующим
образом. Сырье подогревается в трубчатом змеевике до необходи-
мой температуры, а затем поступает в сепаратор, в котором проис-
ходит отделение образовавшихся паров от жидкости.
Многократное испарение заключается в повторении процесса
однократного испарения с удалением из системы паров, образую-
щихся после каждого процесса однократного испарения. При по-
степенном испарении по мере нагрева жидкости паровая фаза не-
прерывно удаляется из зоны перегонки (например, перегонка из
колбы или куба).
При испарении однокомпопентиых систем независимо от способа
испарения — постепенного или однократного — температура си-
стемы остается постоянной до полного испарения системы. То же
постоянство температуры имеет место при конденсации, причем тем-
пературы испарения и конденсации равны.
При перегонке бинарных и многокомпонентных смесей темпера-
тура перегонки непрерывно повышается; конечная температура испа-
рения зависит от способа испарения: при однократном испарении
необходимая температура нагрева значительно ниже, чем при по-
степенном испарении.
а. Однократное испарение бинарных смесей
Рассмотрим процесс однократного испарения бинарной смеси
с помощью изобарных кривых (рис. 111). Допустим, что имеется
жидкость с концентрацией низкокипящего компонента при тем-
пературе /0. Это состояние характеризуется точкой Ао.
При пагреве этой жидкости до достижения температуры 6 состав
жидкости будет оставаться неизменным, что на рис. 111 изо-
бражается прямой Л0Ль По достижении температуры h жидкость
начнет кипеть. Пар, равновесный с этой жидкостью, будет иметь
ту же температуру начала закипания ti, и, следовательно, его состав
найдется пересечением горизонтали AvB\. с кривой состава паров
в точке Z?i. Этот состав соответствует первому пузырьку паров, выде-
лившихся при однократном испарении. Мы видим, что пары значи-
тельно богаче пизкокипящим компонентом, чем жидкость.
При однократном испарении, как отмечалось выше, исходное
сырье нагревается до конечной температуры, а затем в один прием
(однократно) образовавшиеся пары отделяются от жидкости. Допу-
стим в нашем случае конечная температура нагрева жидкости t /i,
что отвечает точке С; очевидно, при этой температуре состав обра-
196
зовавшихся паров и оставшейся жидкости найдется проведением
горизонтали А В через точку С. Абсцисса точки В даст состав образо-
вившихся при однократном испарении паров у, а абсцисса точки А —
состав оставшейся жидкости х. Нетрудно видеть, что х < х0 и у < j/i.
Следовательно, с повышением температуры содержание низкокипя-
щего компонента в парах уменьшается.
При нагреве исходного сырья в условиях однократного испарения
до температуры 1г происходит полное испарение сырья, так как состав
паров совпадает с составом исходной смеси х$. Абсцисса точки А 2,
равная Х2. соответствует содержанию низкокипящего компонента
в последней капле жидкой фазы.
Точка Въ при температу-
ре /з соответствует перегретому
пару.
На рис. 111 нетрудно видеть,
что любая точка, характеризую-
щая состояние системы и распо-
ложенная на площади 7, ограни-
ченной координатными осями и
нижней кривой, характеризует
наличие только жидкой фазы; со-
ответственно точки, расположен-
ные на площади II, ограниченной
обеими кривыми, наличие жидкой
и паровой фаз и, наконец, пло-
щадь III наличие только одной
паровой фазы.
С помощью изобарных кривых
могут быть определены не только
составы фаз, образовавшихся при
Рис. 111. Однократное и многократ-
ное испарение бинарной смеси.
однократном испарении, но и относительные количества этих фаз.
Составим материальный баланс однократного испарения.
Пусть количество исходного сырья g0, вес образовавшихся при
однократном испарении паров G; очевидно, количество оставшейся
жидкости в этом случае g0 — G. Обозначим массовое содержание
низкокипящего компонента в исходном сырье х0, содержание его
в парах у и в жидкости х.
В исходной смеси низкокипящего компонента было g0#0. После
однократного испарения низкокипящий компонент перешел в паро-
вую фазу в количестве Gy, в жидкой фазе осталось (g0 — G) х.
Так как количество низкокипящего компонента, содержащегося
в исходной смеси после однократного испарения, распределилось
между паровой и жидкой фазами, то, следовательно, можно написать
goxe = Gy + (go -- G)x-
Введем обозначение
G
oO
197
где е—относительное количество паровой фазы или доля отгона.
или
х0 = еу + (1 —е)х,
откуда доля отгона
р- х*~х
у—х
(205)
На рис. 111 х0 — х = АС и у — х = ABt следовательно,
Таким образом, из графика изобар доля отгона при однократном
испарении бинарной смеси легко находится как отношение отрезков
АС и АВ. Отношение отрезков ВС и АВ соответственно дает относи-
тельное количество оставшейся после однократного испарения
жидкой фазы:
1 — е = 1 — • (206)
у—х у — х АВ '
Процесс однократной конденсации протекает аналогично про-
цессу однократного испарения. Если охлаждать перегретые пары,
отвечающие точке 5з, то в точке В2 при температуре /г выделится
первая капля конденсата, имеющая состав хг, а состав паров опреде-
лится абсциссой уа. При дальнейшем охлаждении паров до темпера-
туры t часть их сконденсируется, причем выделившаяся жидкость
будет иметь состав х, а пары будут иметь состав у. При температуре
пары полностью сконденсируются и состав конденсата совпадает
с составом исходных паров уъ = х0, а последний пузырек паров будет
иметь состав yi.
Расчет однократной конденсации ведется по тем же уравнениям
(205) и (206), причем 1 — е будет доля сконденсировавшейся жид-
кости, а е — доля нескондепсировавшихся паров.
При помощи уравнений (205) и (206) может быть построена кривая
однократного испарения бинарной смеси.
Пример 33. Вычислить долю отгона смеси, состоящей из 60% к-бутана
и 40% н-пентана при температуре 60° С и давлении 4 ат.
В этих условиях х' = 0,503 и у' = 0,734.
Пересчитаем молярные концентрации в массовые по уравнению (163):
Мгх’ __ 58-0,503
+ (!—«')“ 58 • 0.5034~72 • 0,497
_ Мщ1 58-0.734
у М^' + МгИ—у')^ 68-0,734 + 72-0,266
Согласно условию = 0,60.
Доля отгона по уравнению (180)
= 0,450,
=0,689.
—« 0,60—0,45 _
V-r 0,689-0,45 ’
198
б. Многократное испарение бинарных смесей
Процесс многократного испарения представляет собой ряд про-
цессов однократного испарения. Вернемся к изобарным кривым
рис. 111. Если подвергнуть однократному испарению смесь того же
исходного состава х0 при температуре Z, то мы получим паровую
фазу состава у и жидкую фазу в количестве g состава х, Количество
этой жидкой фазы будет
СВ
8 АВ
Удалим пары, а жидкую фазу вновь подвергнем однократному
испарению при температуре tz. При этом вновь выделятся пары со-
става у2 и останется второй жидкий остаток состава хъ. Количество
этого остатка будет
св
А2В2 8 ~ ~АВ А2В2 &>’
Второй жидкий остаток опять может быть подвергнут однократ-
ному испарению при более высокой температуре с образованием тре-
тьего жидкого остатка с более низким содержанием низкокипящего
компонента, чем у второго остатка, и т. д.
Таким образом, при многократном испарении процент отгона
меньше, чем в случае однократного испарения, при одной и тон же
конечной температуре. Но выделение низкокипящего компонента из
остатка является более полным, и в пределе последняя капля жидко-
сти будет состоять из одного высококипящего компонента. Поскольку
один и тот же отгон наступает в случае однократного испарения при
более низкой температуре, выкипание низкокипящего компонента
будет менее полным, чем в случае многократного испарения.
в. Однократное испарение сложных смесей
На практике чаще всего приходится подвергать перегонке много-
компонентные или сложные смеси.
Рассмотрим процесс однократного испарения такой смеси.
Обозначим число молей исходной смеси N, молекулярную долю
отгона е .
Напишем уравнение материального баланса однократного испаре-
ния любого компонента, входящего в состав смеси. Поскольку
после однократного испарения любой компонент частью перейдет
в паровую фазу, а частью останется в жидкой фазе, уравнение будет
формулироваться следующим образом:
W А то = Neb у + ЛГ(1 — е) А х
или
А то = е'Д у' 4- (1 - е') А х'. (207)
199
Согласно закону Рауля-Дальтона
Р А х = лД у’
или
Подставим значение Д? в уравнение (207):
Д4 = е'Д/ + (1-е')-^Д/.
(208)
где К =
константа фазового равновесия.
Так как уравнение (208) составлено для произвольно выбранного
компонента, то оно, очевидно, справедливо для любого компонента,
входящего в состав смеси.
Сумма концентраций всех компонентов в паровой фазе должна
равняться единице, т. е.
&У1 4- Дг/2+-- •+ Дуп = 1
(209)
ИЛИ
= 1.
Последнее равенство является контрольным и позволяет путем
подбора определять долю отгона е' многокомпонентных смесей при
заданных температуре и давлении. Зная состав исходной смеси,
температуру и давление, определяют давление паров или константы
равновесия отдельных компонентов и затем, задаваясь различными
значениями доли отгона е', определяют соответствующие концентрации
компонентов в паровой фазе и суммируют их. Искомой доле отгона
отвечает то значение е', при котором = 1.
Соответствующие концентрации в жидкой фазе определяются по
уравнению
Уравнение (207) может быть решено также относительно А х':
Д х' кх’
о_______ __ о
?5_
(210)
причем также 2 А
290
Пересчет молярной^ доли отгона в массовую производится
по формуле
еМ0 = е'Му (211)
или
е = ^.< (212)
где Мд — молекулярный вес исходной смеси;
Му—молекулярный вес паров.
Уравнения (208) и (210) позволяют построить кривую однократ-
ного испарения сложной смеси, для чего необходимо задаться рядом
температур и найти соответствующие значения доли отгона.
Температура начала однократного испарения находится из сле-
дующего условия. Доля отгона е' = 0. Сумма концентраций всех
компонентов в паровой фазе равна единице:
При температуре начала закипания доля отгона е' = 0, а концен-
трация любого компонента в жидкой фазе Ах равна концентрации
его в исходной смеси Ад:0. Подставляем е' = 0; Ал:0 = Ая:
v д®' 2Р^Х' 4
----= —-------= 1.
“р-
Отсюда
2 РД я' = л (213)
или
5яд*' = 1. (213а)
Искомая температура начала однократного испарения сложной
смеси должна иметь такое значение, которое удовлетворяло бы
равенству (213) или (213а).
Найдем условия конца однократного испарения или температуры
точки росы:
2Дх' = 1г-7~р -\ = 1’ е' = 1-
1 + е----1
\ Л /
Подставляем значение е' и заменяем A x'Q через А г/', поскольку
состав паров идентичен с составом исходной смеси:
201
Отсюда
или
у Д ?/' = 1а
к
(214)
(214а)
Искомая температура конца однократного испарения или точки
росы сложной смеси должна иметь такое значение, которое удовле-
творяло бы равенству (214) или (214а).
Пример 34. Рассчитать долю отгона вакуумного газойля на входе в реактор
каталитического крекинга при температуре t = 450° С и давлении л = 2 ат
абс. Состав вакуумного газойля, молекулярные веса и средние температуры
кипения фракций приведены в табл. 2. Состав вакуумного газойля дав в массо-
вых долях. Для расчета массовые концентрации необходимо пересчитать в моляр-
ные, так как весь расчет должен вестись в молярных концентрациях.
Пересчет массовых концентраций в молярные производим по формуле
(160):
Д х
44 М
Давление паров отдельных фракций находим по номограмме рис. 103.
Результаты пересчетов приведены в табл. 2.
После ряда пробных расчетов принимаем долю отгона е* = 0,515.
Находим значение Д у*.
Для фракции 200—300° С.
Д у\ =
0,69
0,515 +
= 0,159.
Данные расчета состава и количества паровой и жидкой фаз при однократном
Пределы кипения, фракции, ®С Д *<] *ср. м М . 1Q2 м Дж0 г, мм рт. ст.
Фракция 200—300 0,06 265 200 0,0300 0,090 14 000
» 300—350 0,11 323 243 0,0453 0,136 6000
» 350—400 0,16 370 269 0.0595 0,178 3 000
» 400—450 0,28 420 289 0,0908 0,290 1 200
» 450—500 0,25 469 343 0,0728 0,218 560
» 500—600 0,14 531 478 0,0293 0,088 175
Всего 1,00 — — 0,3337 1,000 —
1 2 ат абс. = 1,96 бар.
202
Для фракции 300—350° С
Л > Д %
Д V =------——-
*2 , 1— е
0,136
0,515 + -^
2 О,иЭ
=0,213
и т. д. (см. результаты расчета, представленные в табл. 2).
Проверяем контрольное равенство:
V Ьу‘ = 0,159 + 0,213 + 0,234 + 0,256 + 0,119 + 0,019 = 1,000.
Полученное значение 2 Ду* равно единице. Следовательно, доля отгона
<*' = 0,515 выбрана правильно.
Определяем состав жидкой фазы по уравнению
. , Ду'
А X = —— .
к
Для фракции 200—300° С
. ' ДУ, 0159 пп.7
Дх=т- =—=°,°17.
Для фракции 300—350° С
Дг2=
£^ = 0^11 = 0 054
К2 3,95 ’
Результаты всех расчетов сведены в табл. 2.
Для пересчета молярной доли отгона в массовую находим молекулярный
вес исходной смеси и паров.
Молекулярный вес исходной смеси по формуле (159)
Л/о=----д--- .
• у» Д х„
Л4 М
Из табл. 2 известно, что
2 -^г-104 =0.3337.
Таблица 2
испарении вакуумного газойля (£ = 450° С; л = 2 ат абс. е* =0,515)
Я = — л Д у' Дх' = *А к М д у=м^У' М &х’ А М Д х' Дж“ м,
У Му
9,20 0,159 0,017 31,8 0,117 3,4 0,010
3,95 0,213 0,054 51,8 0,191 13,1 0,040
1,97 0,234 0,119 63,0 0,233 32,0 0,096
0,79 0,256 0,323 74,0 0,274 93.4 0,282
0,368 0,119 0,323 40,9 0,151 110,3 0,334
0,115 0,019 0,165 9.1 0,034 78,9 0,238
1,000 1,001 Му- = 270,6 1,000 Л/х = = 331,6 1,000
203
Следовательно,
м - 100_ - ЧЛП
Л/° 0,3337 300,
Молекулярный вес паров по формуле (158)
му = 2 = 31 »8 +51»8 + 63’° + 74»° +40’9 +9jl = 270,6-
Массовая доля отгона по формуле (212)
Му , 270,6
е= л7?е--збо-о-515=о’465'
Пересчет молярных концентрации в паровой фазе в массовые производим
по формуле (157а):
Д у'М Д у'М
Для фракции 200—300° С
а 31.8
Лг/1=”27ад =0Л17-
Для фракции 300—350° С
EU О
4 ’« - 27®Г
и т. д. (см. табл. 2).
Пересчет молярных концентраций в массовые в жидкой фазе производится
аналогичным образом по формуле (157а):
Д х'М
Д х'М *
г. Приближенные методы построения кривых однократного
испарения
Кривую однократного испарения многокомпонентных смесей,
нефтяных фракций и нефти можно построить указанным выше спосо-
бом с помощью уравнения материального баланса однократного
испарения (207). Иногда кривые однократного испарения строятся на
основании экспериментальных данных, полученных на лабораторной
установке однократного испарения.
Для приближенных расчетов рядом авторов предложены зависи-
мости между кривой однократного испарения и кривой истинных
точек кипения либо кривой разгонки по ГОСТ. Все эти методы при-
ближенно определяют кривую ОИ как прямую линию.
Нельсон и Харви предложили график для построения кривых
однократного испарения нефтяных фракций при атмосферном давле-
нии в зависимости от кривой разгонки по ИТК или ГОСТ, который
дает среднее отклонение от экспериментальных данных до 15° С,
если вести построение по кривой ИТК, и до 9е С, если исходить из
кривой разгонки по ГОСТ. Метод Нельсона и Харви предусматривает
следующую последовательность построения кривой ОИ.
204
Определяется наклон кривой ИТК или разгонки по ГОСТ:
24 = z-iiZ±«oC/%,
оО
где £7о — температура отгона 70% по ИТК или ГОСТ в °C;
— температура отгона 10% по ИТК или ГОСТ в °C.
По кривой 1 и 2 (рис. 112) определяется наклон кривой ОИ.
По кривой 3 (рис. 112) определяется Af — разность между
50 %-пой точкой кривой ИТК или ГОСТ и 50 %-ной точкой кривой О И.
Вычисляется 50%-ная точка кривой ОИ как 50 %-пая точка кривой
ИТК или ГОСТ минус разность AL
Я, °C/Q/o отгона
Рис. 112. График для построения кривых ОИ нефтяных фракций.
А — наклон кривой ИТК или разгонки по ГОСТ; At — разность между 50 %-ными точкам»
кривых ИТК (или ГОСТ) и 50 %-пой точкой кривой ОИ; 1 — определение наклона кривой ОИ.
при помощи разгонки по ГОСТ; 2 — то же при помощи кривой ИТК; 3— 50 %-ная точка.
Вычисляется температура начала однократного испарения:
= *°оИ - 50 л.
Вычисляется температура конца однократного испарения:
*10И0 = + 50 л.
Через полученные точки начала ОЙ или конца ОИ и 50% от-
гона проводится прямая.
При давлениях, отличных от атмосферного, наклон кривой ОИ
меняется. При давлениях ниже атмосферного наклон кривой ОИ
205
увеличивается и кривая становится круче. При повышенных давле-
ниях паклон кривой ОИ уменьшается и она становится все более
пологой; в пределе в критической области ее наклон становится
равным нулю и кривая ОИ превращается в прямую, параллельную
оси абсцисс.
Существует ряд эмпирических методов пересчета кривой ОИ
<• одного давления па другое. Однако все эти методы недостаточно
точны.
д. Кривые равновесия фаз нефтяных фракций
Многокомпонентная смесь, состоящая из двух фаз и п компонен-
тов, имеет число степеней свободы
L = п + 2 — N = л + 2 — 2 = п,
т. е. равное числу компонентов. Это означает, что можно задаться
концентрацией п — 1 компонентов и температурой системы; тогда
Рис. 113. Кривые равно-
весия фаз сложной системы.
давление системы определится однозначно.
Нефть и нефтепродукты являются
типичными многокомпонентными смесями.
Кривая равновесия фаз такой смеси от-
вечает одной заданной температуре си-
стемы, и каждая точка на ней также от-
носится только к этой температуре. При
этом каждая точка кривой характеризует
содержание определенного компонента
или группы компонентов.
Для построения кривой равновесия фаз
нефтяных фракций можно воспользоваться
уравнением (208) однократного испарения,
позволяющим, помимо доли отгона, опре-
делить состав паровой и жидкой фаз.
Положение кривой равновесия фаз зависит от температуры си-
стемы и меняется в пределах значений 0 < е < 1 (рис. 113). Однако
изменение положения кривой невелико, вследствие чего можно
строить кривую равновесия фаз для некоторой промежуточной
температуры, например для температуры входа сырья в колонну.
е. Перегонка с водяным паром
При перегонке двух смешивающихся жидкостей давление паров
смеси равно сумме парциальных давлений паров отдельных жидко-
стей, а парциальное давление паров каждой жидкости определяется
по закону Рауля:
Я = Pi + Рг = р1х1 + ,
206
При перегонке двух несмешивающихся жидкостей, например
углеводорода и воды, согласно закону Дальтона давление паров
смеси равно сумме давлений паров двух жидкостей:
я = Р, + Л (215)
Давление паров такой системы не зависит от содержания в ней
каждого компонента, так как давления паров компонентов сумми-
руются.
Температура кипения системы, состоящей из несмешивающихся
жидкостей, ниже температуры кипения не только высококипящего,
но и низкокипящего компонента, поскольку давление паров смеси л
больше давления паров отдельных компонентов Pz и Р.
ж. Перегонка с перегретым водяным паром
Для понижения температурного уровня перегонки часто практи-
куется перегонка с перегретым водяным паром. Рассмотрим трех-
компонентную систему, состоящую из двух углеводородных компо-
нентов и перегретого водяного пара. Такая система состоит из трех
компонентов и двух фаз. Согласно правилу фаз L = п + 2 — ЛГ =
= 3 + 2 — 2 = 3, т. е. такая система обладает тремя степенями
свободы. Это означает, что для определения состояния системы необ-
ходимо задаться пе только температурой и давлением, но и концен-
трацией одного компонента или давлением и концентрацией двух
компонентов п т. д.
Согласно закону Дальтона общее давление такой системы равно
л — Pz + Ра 4- Рк , (216)
где pz — парциальное давление
ра — парциальное давление
pw — парциальное давление
водяных паров;
низкокипящего компонента;
высококипящего компонента.
Это уравнение можно написать в следующем виде:
Л — Pz + pau'i
где paw — парциальное давление смеси низкокипящего и высоко-
кипящего компонентов,
С другой стороны,
Pz = Л t/т , Раи ==: Л Уаю
Pz _ Vz р__ А г _ аи /217^
Paw Vaw^ М
где уг, уаи — молярные концентрации водяных и углеводородных
паров;
N2, Naw — число молей водяных и углеводородных паров;
Gz, Gaw — количество паров;
М2, Маш— их молекулярные веса.
207
(218)
(219)
Обозначим расход водяного пара, отнесенный к количеству угле-
водородных паров, через
z =
Gaw
и решим уравнение (217) относительно ——:
Gaw
„ _ Gz ___ PzMz
Gaw Pawpaw
Так как M2 = 18 и рг = л — раш,
z _ Я — Paw 18
Paw М aw
Уравнение (219) позволяет определить необходимый расход водя-
ного пара, если известно парциальное давление углеводородных
паров. Если задан расход водяного пара, можно определить пар-
циальное давление углеводородных паров по уравнению
Paw = П 18 Д/aw • (220>
Кривые равновесия фаз при перегонке
с водяным паром
Согласно закону Рауля-Дальтона суммарное давление паров
низкокипящего и высококипящего компонентов
Paw = Ра + Pw = p:t + Q (1 — Х'),
а общее давление системы в случае перегонки с водяным паром
л = pz + Рх' + Q (1 — х'),
откуда
t Paw — Q
Х = K-ZQ”
пли
/ — л — Q
~ P—Q 4
Вид уравнений и кривой равновесия фаз в этом случае не меняется,
а меняется лишь температурный уровень, которому отвечают отдель-
ные точки на кривой равновесия фаз.
О д по к ратное испарение в присутствии
перегретого водяного пара
Все сказанное выше относится также к процессу однократного
испарения. В уравнении однократного испарения общее давление
системы заменяется парциальным давлением нефтяпых паров;
= =-------------------
’• + -^ «' + <!-«)
(223)
2b8
Для определения paw необходимо знать расход водяного пара
и молекулярный вес углеводородных паров Му = Маи-
Расходом водяного пара обычно задаются; молекулярный вес
углеводородных паров зависит от доли отгона.
Однако, как показал Б. И. Бондаренко, молекулярный вес угле-
водородных паров Му может быть исключен из уравнения (223), что
позволяет определить парциальное давление paw.
Согласно уравнению (220)
___18
Раш '"iS + zA/y 1
Из уравнения (186) следует
Умножим правую и левую части уравнения на z:
Обозначим ze = z0, тогда
zMv = .
При расчете на 1 кг исходной углеводородной смеси окончательно
получим выражение для парциального давления нефтяных паров:
Paw = , (224)
1 I
18е'
где zQ — расход водяного пара на 1 кг исходной смеси:
Константа равновесия
Р ____ | -^о2о \
Paw Л ‘ 18 е' \
(225)
Расчет доли отгона в присутствии перегретого водяного пара
выполняется в той же последовательности, что и без водяного пара.
Разница заключается лишь в том, что для определения константы
равновесия необходимо задаться долей отгона. Затем расчет ведется,
как указывалось выше. С изменением доли отгона будет также
меняться значение константы равновесия, так как меняется пар-
циальное давление нефтяных паров.
14 Заказ 1174.
209
§ 4. ОСНОВЫ РЕКТИФИКАЦИИ
а. Сущность процесса ректификации
Процессы однократного испарения или конденсации приводят
к образованию паровой фазы, более богатой летучими компонентами,
и жидкой фазы, менее богатой летучими компонентами, чем исходная
смесь. Но и в том и другом случаях разделить жидкость или пары
на чистые компоненты не удается.
Процессы многократного испарения п конденсации дают возмож-
ность выделить в пределе чистые высококипящий и низкокипящий
компоненты. Эту особенность процессов многократного испарения
и конденсации попользуют для разделения бинарных и многокомпо-
нентных смесей па индивидуальные компоненты.
Такое разделение осуществляется обычно путем многократного
контакта между парами и жидкостью. При контакте происходит
массообмен и теплообмен между неравновесными парами и жидкостью,
в результате чего жидкость обогащается высококипящим компонен-
том, а пары — низкокипящим компонентом. Такой процесс получил
название процесса ректификации.
Для осуществления процесса ректификации необходимы наличие
двух встречных потоков — паров и жидкости и их тесный контакт
при помощи тех или иных устройств. Наиболее распространено кон-
тактирование в аппаратах, разделенных на секции горизонтальными
перегородками или тарелками. В таких аппаратах навстречу стекаю-
щей жидкости поднимается поток паров, а контактирование происхо-
дит на каждой тарелке.
Массообмен и теплообмен между парами и жидкостью на каждой
ступени контактирования могут происходить лишь при наличии так
называемой разности фаз, т. е. при отсутствии равновесия между
парами и жидкостью, поступающими на каждую ступень. Следова-
тельно, температура паров, поступающих на данную ступень, должна
быть выше, чем температура жидкости. После контакта паровой
жидкости на каждой ступени в пределе должно наступать равновесие,
т. е. выравнивание температур паровой и жидкой фаз.
Обычно ректификационная колонна снабжается большим числом
тарелок, на каждой из которых происходит процесс массообмена,
сопровождающийся однократным испарением и конденсацией. Для
создания нисходящего потока жидкости пары с верха колонны про-
пускают через конденсатор; образующийся конденсат вводится в ко-
лонну в качестве орошения. Для создания потока поднимающихся
паров в нижнюю часть колонны подводится тепло. В непрерывно дей-
ствующей колонне сырье загружают в среднюю часть колонны, назы-
ваемой испарительной (эвапорационной) частью.
Часть колонны ниже ввода сырья называется отгонной или отпа-
ривающей (также исчерпывающей); она служит для отпаривания
легких фракций из отходящего снизу остатка. Часть колонны выше
ввода сырья называется концентрационной или укрепляющей и слу-
210
зкит для концентрации целевого продукта в парах, отходящих с верха
колонны.
В теории ректификации применяется понятие о теоретической
тарелке. Под теоретической тарелкой подразумевается такая тарелка
или ступень контактирования, на которой пары и жидкость достигают
состояния равновесия. Практически пары и жидкость на тарелке
не достигают состояния равновесия. Однако понятием теоретической
тарелки удобно пользоваться при расчетах.
б. Материальный баланс колонны
Рассмотрим колонну для ректификации бинарной смеси. В такую
колонну сырье можно подавать в виде жидкости, паров или смеси
жидкости и паров.
На рис. 114 изображена ко-
лонна с парциальным конден-
сатором и кипятильником с ука-
занием всех потоков.
Введем следующие обозна-
чения:
Л, а, т — количество сырья,
массовая концент-
рация ннзкокипя-
щего компонента
в нем и его тем-
пература;
<?(), —количество паро-
образной части
сырья и концент-
рация в нем низ-
кокипящего ком-
понента;
go, £о —то же жидкой
части сырья;
G, т], Т — количество, кон-
центрация и тем-
пература паров
в каком-либо сече-
нии концентраци-
онной части ко-
лонны (например,
в сечении ab)\
Рис. 114. К материальному балансу
колонны.
g, g, t — то же для жидкости;
D, gD—количество и концентрация ректификата;
/?, — количество и концентрация остатка;
glt ~ количество, концентрация и температура орошения,
стекающего на верхнюю тарелку;
14*
211
Gti т)15 7\— количество, концентрация и температура паров, под-
нимающихся с верхней тарелки;
g2, 1г» ^2 — количество, концентрация и температура флегмы, сте-
кающей с нижней тарелки концентрационной части
колонны;
G2> Th, ^2 — количество, концентрация и температура паров, под-
нимающихся с верхней тарелки отгонной части ко-
лонны;
h — количество, концентрация и температура жидкости,
стекающей с нижней тарелки отгонной части колонны;
т)3, Тл—количество, концентрация и температура паров, под-
нимающихся из кипятильника на нижнюю тарелку
отгонной части колонны;
G', т]' — количество и концентрация паров в каком-либо сече-
нии отгонной части колонны (например, сечение а'Ь')\
g\ — то же для жидкости;
tR — температуры ректификата и остатка.
Примечание. Под концентрацией подразумевается массовая кон-
центрация низкокипящего компонента.
Напишем материальный баланс колонны. Все сырье, поступающее
в колонну, должно при установившемся режиме распределяться
между ректификатом и остатком:
D + R = L. (226)
Напишем уравнение (226) относительно низкокипящего компо-
нента:
DId+ RlR=^La. (227)
Подставим из уравнения (226) R = L — D, тогда
DBD + (L-Z))^ = La. (228)
При расчете колонн обычно известны £ и а, а содержанием низко-
кипящего компонента в ректификате и остатке £д, т. е. четкостью
ректификации, задаются. Следовательно, уравнение материального
баланса (228) дает возможность определить количество ректификата
D и остатка R:
D _
ь ~ Id-Ir
или
(229)
Из (226)
(229а)
212
Материальный баланс концентрационной
части колонны
Точно так же может быть составлен материальный баланс верхней
части колонны.
Составим материальный баланс верхней части колонны выше
сечения ab. Количество паров G, поступающих в рассматриваемое
сечение, равно весу флегмы g и ректификата D:
G^g+D, Gn^gl + D^D (230)
или
(g+P)t] = ^ + ^D. (231)
Для всей концентрационной части колонны можно написать
^0 + ^2“ ?2 + Ло + Лг = §2 £2 + D . (232)
Обозначим среднюю концентрацию паров, поднимающихся в кон-
центрационную часть колонны, через r]m:
Сд Чо 4~ Gq Ч2
Т),Пв Со+^а *
Тогда уравнение (232) примет вид:
(<?о + ^2)Лт = ?2 12 + £>1р. (233)
Подставляя в (233) Go + G2 = g2 + D, получим
(?2 + ^)Лт = 52ё2+^ёп- (234)
Уравнение (230) показывает, что в любом сечении концентра-
ционной части колонны количество паров G равно сумме количеств
ректификата D и обратно стекающей флегмы g, т. е. что пары как бы
состоят из паров ректификата и паров сопровождающих, которые
на каждой тарелке конденсируются и стекают с нее в виде флегмы
на нижележащую тарелку, где они опять испаряются и поднимаются
на вышележащую тарелку.
Уравнение (231) устанавливает связь между составом паров,
поднимающихся на какую-либо тарелку, и флегмы, стекающей с этой
тарелки. Оно носит название уравнения концентраций. Уравнение
равновесия фаз устанавливает связь между составом паров, подни-
мающихся с тарелки, и жидкости, стекающей с этой же тарелки,
поскольку эти потоки находятся в состоянии равновесия. В отличие
от уравнения равновесия фаз уравнение концентраций устанавливает
связь между составами встречных потоков жидкости и паров, не нахо-
дящихся в состоянии равновесия. Между парами, поднимающимися
на данную тарелку, и жидкостью, стекающей с нее, имеется разность
фаз, что является необходимым условием осуществления процесса
ректификации. Разность фаз является движущей силой процесса
ректификации.
213
Рассмотрим уравнение концентраций (231):
(g + D)n - +
Решаем уравнение (231) относительно g и делим его на /9:
S
D П-5
«откуда
(235)
(236)
Уравнение концентраций можно изобразить графически. Найдем
точки, при помощи которых можно построить линию концентраций,
Тис. 115. Построение линий, орошения.
называемую также линией оро-
шения.
Первая точка
Полученная точка лежит
на диагонали (точка Л, рис. 115).
Вторая точка
5 = о, л =----
1 4- --
D
Вторая точка находится на
оси ординат (точка В); положе-
ние ее зависит от количества
орошения g. Чем больше коли-
чество орошения g, тем ниже
располагается точка В и тем дальше от кривой равновесия
фаз отходит линия орошения АВ. В пределе, когда количество ороше-
ния бесконечно велико (g = оо), линия орошения сливается с диаго-
налью.
Если бы количество паров и орошения оставалось постоянным
по высоте колонны, линия орошения была бы прямой. В действитель-
ности количество паров и флегмы по высоте колонны меняется вслед-
ствие изменения энтальпии (обычно количество паров и флегмы воз-
растает снизу вверх). Поэтому линия орошения представляет собой
кривую, чаще всего обращенную своей выпуклостью к оси абсцисс.
Вследствие небольшого отклонения кривой орошения от прямолиней-
ного вида в практических расчетах нередко пренебрегают измене-
нием количества орошения по высоте колонны и принимают линию
орошения за прямую. Последнее допущение дает возможность строить
линию орошения по двум точкам.
314
Как указывалось выше, в каждом сечении колонны необходимо
наличие разности фаз между встречными потоками паров и жидкости,,
т. е. жидкость должна быть богаче низкокипящим компонентом, чем
этого требуют условия равновесия. Следовательно, в эвапорационной
части колонны обычно соблюдается неравенство
I2 >
В пределе, при минимальном количестве орошения, состав ороше-
ния приближается к составу, равновесному с парами, т. е. £2 = |0.
Следовательно, минимальное количество орошения равно
= ^г-г- • (237)
\ и ' mln 4o“-to
Минимальное количество орошения соответствует бесконечному
числу тарелок, так как разность фаз вблизи эвапорационной части
колонны становится бесконечно малой и для осуществления процесса
ректификации требуется бесконечно большое число контактов между
жидкостью и парами.
При минимальном количестве орошения линия орошения прохо-
дит через точку С на кривой равновесия фаз с координатами £0 и
(см. рис. 115).
Материальный баланс отгонной части
колонны
Рассмотрим материальный баланс отгонной части колонны.
Для части колонны ниже сечения а'Ь' (см. рис. 114) количество
флегмы g' равно сумме количеств остатка R и паров G':
g' = G' 4- R (238>
или
£4' = G'rf + ^B- (239)
Уравнение (238) показывает, что количество флегмы g' больше
количества паров G' па постоянную величину, равную количеству
остатка (g' — G' = R), т. е. что флегма как бы состоит из двух
частей — остатка и сопровождающей жидкости, идентичной по коли-
честву и составу парам G'. Эта жидкость на тарелке испаряется,
попадает на вышележащую тарелку, конденсируется и вновь стекает
на нижележащую тарелку вместе с остатком.
Подставим в уравнение (239) g' = G' + R:
(G' + R) = G’ П' + R Вя. (240)
Уравнение (240) устанавливает связь между встречными потоками
жидкости, стекающей с какой-либо тарелки, и паров, поднимаю-
щихся на эту тарелку, не находящихся в состоянии равновесия..
215-
Jto — уравнение концентраций нижней части колонны. Линия,
выражаемая уравнением (240), проходит через точку D на диагонали
(см. рис. 115):
Л = £ = ^22-
Вторая точка лежит на верхней горизонтали:
G'
R
Положение второй точки (Е) зависит от количества паров G'.
С увеличением его точка Е перемещается вправо, и в пределе, когда
G' = оо, линия концентраций сливается с диагональю.
Количество паров и флегмы в отгонной части колонны меняется
по высоте колонны, как правило, уменьшаясь снизу вверх, поэтому
линия орошения представляет собой кривую, обращенную выпукло-
стью к оси абсцисс. Так как отклонение линии орошения от прямо-
линейного вида часто невелико, для практических целей ее можно
принимать за прямую.
Из уравнения (240) определяется количество паров:
(241)
В пределе, при минимальном количестве паров, когда число таре-
лок бесконечно велико, концентрации и rf достигают равновес-
ного состояния, т. е. = £0 и т]2 = т]0. Отсюда
Я • (242)
’mln Но «о
Для всей отгонной части колонны материальный баланс выразится
уравнением
?2+£о = <?2 + Я (243)
или относительно низкокипящего компонента
(244)
Обозначим
Si Ba4~go So
6'2 4-go ’
+ <245>
Уравнения (243) и (245) показывают, что количество орошения
может быть выбрано произвольно лишь для одной части колонны,
а для другой оно должно быть определено из уравнения (243).
216
в. Тепловой баланс колонны
Тепловой баланс колонны составляется в предположении, что
потерями тепла в окружающую среду можно пренебречь и все тепло»,
внесенное в колонну сырьем и парами из кипятильника, уносится
из колонны ректификатом, остатком и орошением:
L (1 - е) ix Lefx + QR == DI1d + 7?^ + (?D, (246)-
где e — доля отгона;
ix — энтальпия жидкости при температуре сырья на входе и,
колонну в ккал/кг]
1Х— энтальпия паров при той же температуре в ккал/кг]
Qr—тепло, вносимое парами из кипятильника:
(2^
hD — энтальпия паров при температуре ректификата в ккал/кг]
itR— энтальпия жидкости при температуре остатка в ккал/кг]
Qd — тепло, отводимое орошением:
<?D = Si (JiD - >iu) = gi r; (248)
r — скрытая теплота испарения или конденсации в ккал/кг.
Обычно количеством орошения задаются, а тепло, подлежащее
подводу через кипятильник, определяют из уравнения теплового
баланса.
Составим уравнение теплового баланса для верхней части колонны:
+ GJTi = g2 il2 + DItD + Qd (249).
или, заменяя
^2 = ^2 4”
получим
LeTx + (g2 + D) JT, = z\2 + DTtD + QD,
откуда
S2 (Jtz 42) = ftz)' (250)
Из уравнения (250) можно определить количество орошения
стекающего с нижней тарелки концентрационной части колонны,
задавшись количеством орошения gi и определив по изобарам темпе',
ратуры tz и 72.
Точно так же составляем уравнение теплового баланса нижней
части колонны:
L(1 -е) 1Х 4-g2 iti + QR = Ga /Та + RitR. (251)
21?
Подставим g2 = G2 4- R; тогда
L (1 - e) i 4- (G + R) i + Qr = « + Rit . (252)
Gt • • Л —
откуда
£ (1 _ e) ix - G (JT„ - i ) + Q = R (i - ij. (253)
“ “ * к -
Из уравнения (253) можно определить количество паров С2 под-
нимающихся с верхней тарелки отгонной части колонны.
г. Определение числа теоретических тарелок в колонне
Выше мы рассмотрели уравнения концентраций и способ построе-
ния линий орошения в верхней и нижней частях колонны. Имея кри-
вую равновесия фаз и линии орошения, легко определить число
тарелок, необходимое для проведения процесса ректификации с дан-
ной четкостью разделения. Определение числа теоретических тарелок
может осуществляться графически, хотя существуют также и анали-
тические методы.
Кон цы грации низкои/опнщего компонента в жидкость
Рис. 116. Графический метод расчета числа тео-
ретических тарелок.
На диагональ графика с кривой равновесия фаз и линиями ороше-
ния (рис. 116) наносится точка А, соответствующая составу ректифи-
•ката I = П = SD-
Пары ректификата, покидающие колонну, имеют состав
и находятся в равновесии с орошением, стекающим из парциального
218
конденсатора. Следовательно, для определения состава орошения £1
необходимо пз точки А провести горизонталь до пересечения с кривой
равновесия фаз в точке Ьц абсцисса точки Ь\ определяет искомый
состав орошения. Пары, поднимающиеся с верхней тарелки, не нахо-
дятся в равновесии с орошением, стекающим на эту тарелку, и их
состав можно найти, проведя вертикаль из точки bi до пересечения
с линией орошения в точке ai. Ордината точки ai выражает состав
паров, поднимающихся с верхней тарелки; последнее вытекает иа
того положения, что линия орошения устанавливает зависимость
между составом паров, поднимающихся с любой тарелки, и составом
жидкости, стекающей на эту тарелку. Очевидно, состав жидкости,
стекающей с первой тарелки, определится горизонталью aifca,
а состав паров, поднимающихся со второй тарелки, вертикалью
aata и т. д. Ординаты точек alf а2 и т. д. отвечают составу паров,
менее богатых низкокипящим компонентом, чем это требуется усло-
виями равновесия (точки 61, 62 п т. д.), и, следовательно, имеющих
более высокую температуру, чем стекающая навстречу им жид-
кость.
Таким образом строится ступенчатая ломаная линия до точки т)т,
характеризующей состав паров, поступающих в концентрационную^
часть колонны. Число теоретических тарелок определяется как
число вертикальных отрезков ломаной линии аЬ или как число сту-
пеней (иа рис. 116 заштриховано 6 тарелок).
При минимальном количестве орошения, когда линия орошения
изображается линией А В (см. рис. 115), число тарелок бесконечно-
велико, так как в нижнем углу между кривой равновесия фаз и ли-
нией орошения можно провести бесконечное множество ступеней.
При небольшом увеличении количества орошения по сравнению с ми-
нимальным линия орошения перемещается вправо от кривой равнове-
сия фаз и число тарелок становится конечным. Наконец, при беско-
нечно большом количестве орошения, когда линия орошения
сливается с диагональю, число тарелок становится минималь-
ным.
Подобно концентрационной части строится ломаная ступенчатая
линия для отгонной части колонны от точки D до состава жидкости»
стекающей на верхнюю отгонную тарелку, причем число теоретиче-
ских тарелок соответствует числу горизонтальных отрезков ломаной
или числу ступеней (заштриховано также 6 тарелок).
Как уже отмечалось, число тарелок зависит от количества ороше-
ния. Обычно не рекомендуется увеличивать количество орошения
по сравнению с минимальным более, чем на 10—20%, так как даль-
нейшее увеличение количества орошения не дает большого эффекта
в части снижения числа тарелок и, следовательпо, не компенсирует
возрастающие эксплуатационные расходы па охлаждение и испарение
орошения.
При определении числа тарелок необходимо учитывать, что пар-
циальный конденсатор и кипятильник эквивалентны каждый одной
теоретической тарелке.
д. Методы образования орошения и парового потока
Выше было показано, что для образования орошения, стекающего
по тарелкам концентрационной части колонны и обеспечивающего
в результате контакта с парами процесс ректификации, необходимо
па верху колонны отнять тепло в количестве QD.
Для процесса ректификации в принципе безразлично, каким
образом будет отнято на верху колонны это тепло. Это может быть
осуществлено при помощи установленного па верху колонны пар-
циального конденсатора, в котором частично конденсируются пары.
Горячая флегма из него возвращается в колонну. В случае работы
с горячим орошением расчет ведется по формуле (248):
На верхнюю тарелку колонны можно также подавать так назы-
ваемое холодное или острое орошение, которое образуется путем
конденсации паров ректификата в конденсаторе-холодильнике. Кон-
денсат собирается в аккумуляторе и пз пего частично отводится
с установки, а частично насосом подается на верх колонны.
Количество холодного орошения определяется по формуле
где й — энтальпия жидкого холодного орошения в ккал/кг.
Съем тепла на верху колонны можно также осуществить при
помощи циркуляционного орошения. Циркуляционное орошение
обычно отбирается в жидком виде со второй или третьей тарелки
колонны, охлаждается в холодильнике и насосом подается на верх-
нюю тарелку.
Количество циркуляционного орошения
£цирк Г. ___ ». ^11/ __ Ь ’ (255)
р r/D г*нирк 1 1*цирк
где геЦ1трк—энтальпия поступающего орошения в ккал/кг,
itD — энтальпия отбираемого орошения в ккал/кг.
Поток паров в нпжнеп части колонны чаще всего создается в вы-
носном кипятильнике с паровым пространством, обогреваемом водя-
ным паром пли любым другим теплоносителем (например, горячим
нефтепродуктом). Остаток из колонны направляется в кипятильник,
где он частично испаряется. Пары из кипятильника возвращаются
в колонну под нижнюю тарелку, а отпаренный остаток выводится
из кипятильника.
В этом случае расчет ведется по приведенному выше уравнению
220
Для процесса ректификации безразлично, каким путем подводится
тепло в низ колонны.
Если температурный уровень перегонки таков, что остаток не
удается нагреть до нужной температуры теплоносителем, либо
если поверхность кипятильника и количество теплоносителя полу-
чаются чрезмерно большими, тепло в низ колонны подводится при
помощи так называемой «горячей струи». Часть остатка с низа ко-
лонны забирается насосом и прокачивается через змеевик трубчатой
печи, где нагревается до более высокой температуры и частично может
испаряться, а затем возвращается под нижнюю тарелку колонны.
Количество «горячей струи» определяется по формуле
г» = __________г> JtR ~~
г- с + зе/,г-Н1-*)Чг~Чя ’ k }
где Itr, itr — энтальпия паров и жидкости при температуре «горя-
чей струи» на входе в колонну в ккал/кг;
е — доля отгона.
Часто по ряду причин не представляется возможным подводить
тепло в отгонную часть колонны, например при перегонке высоко-
кипящих жидкостей, склонных к разложению. Тогда в низ колонны
вводят водяной пар, снижающий парциальное давление углеводород-
ных паров и способствующий испарению, а скрытая теплота испаре-
ния отнимается от самой жидкости, вследствие чего в отгонной части
колонны устанавливается отрицательный температурный градиент,
т. е. температура уменьшается сверху вниз. В этом случае ректифи-
кация в отгонной части колонны протекает с градиентом парциаль-
ного давления, которое возрастает снизу вверх, поскольку поток
паров, поднимающихся по отгонной части колонны, обогащается
углеводородными парами.
Количество углеводородных паров, отгоняющихся с водяным
паром, определяется по уравнению (193). При этом в отгонной части
колонны будет отгоняться тем больше паров, чем больше содержание
низкокипящего компонента в жидкости и чем выше ее температура.
Количество нефтяных паров в отгонной части колонны убывает
сверху вниз, поскольку снижается температура. Вследствие этого
эффект ректификации снижается от тарелки к тарелке (вниз) и увели-
чивать число тарелок в отгонной части сверх некоторого максимума
мало целесообразно.
Количество водяных паров, которое целесообразно вводить в низ
колонны, ограничено, так как расход пара быстро достигает некото-
рого оптимального значения, после чего увеличение количества пара
уже не компенсирует снижения температуры жидкости и практически
не увеличивает количества отгоняемых паров.
Ввод в колонну водяного пара широко практикуется при атмо-
сферной и вакуумной перегонке нефти и мазута, при отгоне раство-
рителей и т. д.
221
В случае перегонки с паром тепловой баланс колонны формули-
руется следующим образом:
£ (1 - е) + Lex + GJt,a = + GJ^ + + Q„ (257>
где G2 — расход водяного пара в кг\
Izt — начальная энтальпия водяного napti в ккал/кг\
T2tD — энтальпия водяного пара при температуре ректификата
в ккал/кг.
Тепло водяного пара играет незначительную роль в тепловом
балансе колонны.
е. Варианты устройства колонн. Простые и сложные
колонны
Рассмотренная выше простая колонна позволяет разделить смесь
на два продукта — ректификат или дистиллят, получаемый с верха
колонны, и остаток, получаемый с низа колонны.
Многокомпонентные смеси чаще всего приходится разделять на
несколько фракций или компонентов, что требует установки несколь-
ких колонн.
На рис. 117 приведены варианты разделения смеси из четырех
компонентов а + б + * + г=:£-
Во всех случаях число простых колонн на единицу меньше числа
компонентов.
Согласно схеме I в первой колонне отбираются три компонента
(а, б и в), а наиболее высококипящий компонент выделяется в виде
остатка. Орошением колонны служит смесь компонентов а, б и в.
Следующий высококипящий компонент отбирается в виде остатка
второй колонны, а два остальных отгоняются в виде ректификата
и служат орошением второй колонны. Наконец, в третьей колонне
разделяются компоненты а и б, имеющие наиболее низкие темпера-
туры кипения.
Схема II предусматривает последовательный отгон наиболее
низкокипящих компонентов в каждой колонне. В последней колонне
разделяются два последних, наиболее высококипящих.
Схема III является промежуточной, причем первая колонна
работает по схеме /, а вторая по схеме II.
Существует точка зрения, что схема II более экономична, чем
схемы I и III. Однако это положение далеко не всегда верно. Так,
исследования автора по фракционировке газов каталитического кре-
кинга показали, что когда содержание наиболее тяжелого компо-
нента — бензина — в смеси намного больше, чем подлежащих выде-
лению компонентов, а температура кипения его много выше, наиболее
экономичной является не схема II последовательного выделения
легких компонентов, а схемы I л III предварительного выделения
наиболее легких компонентов с последующей их фракционировкой.
222
Схема I также находит широкое применение при перегонке
нефти.
Все колонны схемы I можно совместить в общем корпусе, причем
отгонные части колонн монтируются отдельно. Тогда в верхнюю
часть колонны должно подаваться орошение в количестве, достаточ-
вариатп JU
Рис. 117. Варианты разделения смеси пз четы-
рех компонентов.
ном для орошения всех трех колонн. Кипятильник устанавливается
отдельно для каждой колонны либо в каждую отгонную (отпарную)
колонну подается водяной пар. Такая колонна называется сложной
колонной.
В сложной колонне количество ректификата убывает снизу вверх,
а количество орошения увеличивается и достигает максимума
наверху. Убывание количества ректификата по ходу паров является
223
следствием отвода боковых погонов, а увеличение количества ороше-
ния связано с тем, что в верхнюю колонну необходимо подавать
количество орошения, достаточное для всех нижележащих колонн.
Иногда для разгрузки верхней части колонны от чрезмерного
количества паров, а также для сокращения расхода водыва охлажде-
ние съем части тепла осуществляется при помощи бокового циркуля-
ционного орошения. Поскольку температура отбираемого бокового
орошения выше, чем верхнего, появляется возможность использовать
часть тепла орошения путем теплообмена с сырьем.
Количество бокового циркуляционного орошения также рассчи-
тывается по формуле (255).
Каждая секция сложной колонны рассчитывается как простая
колонна. Боковые погоны из сложной колонны вводятся на верхние
тарелки отпарных колонн, а пары из отпарных колонн должны пода-
ваться под ту тарелку, с которой выводится жидкость.
Тепловой баланс сложной колонны
L (1 — с) \ + LeIx + Qr + £ <7Н ==
-- + RitR + S % + (258)
где Qr — тепло, вводимое в кипятильники отпарных колонн;
2 — вес жидких остатков, отбираемых из отпарных колонн;
itRG — их энтальпия в ккал!кг\ остальные обозначения преж-
ние.
Сложные колонны чаще всего применяются в тех случаях, когда
не требуется очень высокая четкость иогоноразделепия, т. е. когда
надо отобрать сравнительно широкие фракции. Если требуется
выделить узкие фракции либо индивидуальные углеводороды, напри-
мер при выделении сырья для ароматизации, при ректификации
газов, при выделении продуктов нефтехимических производств
и т. д., применяется система простых колонн. В этих случаях каждая
колонна снабжается самостоятельным конденсатором и кипятиль-
ником.
ж. Определение температурного режима колонны
При ректификации бинарной смеси без подачи в колонну водя-
ного пара температуру в любом сечении колопны находят с помощью
кривых изобар по известному составу паров или жидкости. В случае
подачи в колонну водяного пара температуру в колонне находят
тем же способом, но с поправкой на парциальное давление водяных
паров.
При разделении сложной смеси температура паров или жидкости
в колонне при известном их составе определяется методом последо-
вательного приближения. Температуру паров, уходящих из колонны,
определяют как температуру конца однократного испарения или
224
точку росы ректификата. Для этого необходимо подобрать темпера-
туру, которая удовлетворяла бы равенствам (214), (214а):
-----—— = л или
<1 А У'
2^ р
Температура остатка и боковых потопов должна отвечать темпе-
ратуре начала однократного испарения этих продуктов. Это означает,
что необходимо подобрать температуру, которая удовлетворяет
равенствам (213), (213а):
У^РАх' =л или ^\К&х'=1.
При подаче в колонну водяного пара
в приведенных выше уравнениях давле-
ние л заменяется парциальным давле-
нием нефтяных паров.
Чрезвычайно важен также правильный
выбор температуры поступающего сырья.
В колонну с кипятильником часто
оказывается экономически целесообраз-
ным подавать сырье при температуре,
соответствующей доле отгона е — 0, так
как с повышением температуры и, следо-
вательно, доли отгона увеличивается об-
щин расход тепла и возрастают размеры
конденсатора. Однако нередко экономиче-
ски целесообразнее нагревать сырье до
более высокого значения доли отгона.
Рис. 118. Схема циркуля-
ции остатка.
1 — колонна; 2 — насос; з —
теплообменник.
Линик: I — пары сырья; II —
остаток.
В этом случае более полно регенерируется тепло отходящих про-
дуктов перегонки и общий расход тепла снижается, а также раз-
гружается от паров и флегмы отгонная часть колонны.
В колоннах без кипятильника, работающих с водяным паром,
целесообразно вводить сырье с достаточно высокой температурой,
поскольку с повышением температуры сырья улучшается четкость
ректификации и возрастает глубина извлечения низкокипящего
компонента.
Иногда по условиям процесса в колонну приходится вводить
сырье в виде насыщенных или даже перегретых паров, например
продукты крекинга, коксования и т. д. В этом случае в пижпей части
колонны приходится отнимать избыточное тепло, причем колонна
по имеет обычной отгонной части. В таких случаях избыточное тепло
принято отнимать путем циркуляции части остатка, охлаждения его
в теплообменных аппаратах и возврата его на 4—6 тарелок выше
ввода сырья (см. рис. 118). Такая схема циркуляции остатка в извест-
ной мере равноценна схеме с кипятильником, поскольку из циркули-
рующего остатка отпариваются легкие фракции поднимающимися
15 Заказ 1174-
225
навстречу ему парами, имеющими иолее высокую температуру.
Те»мпоратура остатка в низу колонны регулируется количеством
циркулирующего остатка.
з. Выбор давления
Выбор давления в колонне прежде всего предопределяется темпе-
ратурным уровнем перегонки. Так, ректификация высококипящих
или склонных к разложению нефтепродуктов, углеводородов и дру-
гих соединении обычно проводится в вакууме. Вещества, которые
можно сконденсировать, используя водяное охлаждение, при обыч-
ных условиях принято разделять при атмосферном давлении. Если
ясе вещество нельзя сконденсировать при помощи водяного охлажде-
ния при атмосферном давлении, ректификация осуществляется при
повышенных давлениях. Например, ректификация газов проводится
при давлениях от 6 до 40 ат. Однако и при этих давлениях в некото-
рых случаях приходится применять искусственное охлаждение,
например при выделении этилена из газов пиролиза.
Вместе с тем, повышение давления чаще всего ухудшает условия
ректификации, так как кривая равновесия фаз становится более поло-
гой и возрастают необходимое число тарелок и кратность орошения.
В пределе, при давлении, близком к критическому, разделение
становится невозможным. Поэтому возможность повышения давле-
ния ограничивается условиями ректификации, а возможность пони-
жения давления температурой конденсации верхнего продукта.
Искусственное охлаждение приводит к повышению эксплуата-
ционных расходов и капитальных затрат. Его следует применять
только в тех случаях, когда это неизбежно, как, например, при выде-
лении очень легких газов.
Применение вакуума обычно благоприятно сказывается на пока-
зателях процесса ректификации, поскольку снижение давления
позволяет понизить температурный уровень перегонки и уменьшить
необходимое количество орошения в колонне, а также число тарелок.
Перегонка мазута на масла обычно ведется под вакуумом в присут-
ствии водяного пара. Углубление вакуума позволяет снизить или
полностью исключить расход водяного пара, что улучшает техиико-
э коно ми чес кие по казател и процес га.
и. Классификация и устройство ректификационных колони
В настоящее время применяются колонны следующих типов.
1. С перегородками или каскадными тарелками (сегменты пли
зонты). Эти колонны применяются при небольшой четкости ректифи-
кации, так как не могут обеспечить большой эффективности контакта.
2. Насадочные колонны, применяемые при небольшой произво-
дительности и чаще всего для периодической ректификации. Обычно
они содержат несколько слоев насадки, насыпанной на перфорирован-
ные решетки. Наиболее распространенным типом насадки являются
.226
кольца Рашига. Чаще всего применяются керамические кольца раз-
мером от 25 х 25 до 50 х 50 мм. Эффективность насадки характе-
ризуется высотой, эквивалентной одной теоретической тарелке.
Для колец Рашига эта высота составляет от 0.5 до 1,0 м.
3. Наиболее распространенным типом ректификационных колонн
являются в настоящее время тарельчатые колпачковые колонны.
Колонны с колпачковыми тарелками состоят из цилиндрического
корпуса, верхнего и нижнего днищ и тарелок, которые крепятся
на уголках по периметру колонны. Тарелки установлены горизон-
Лп Я-Б
Рис. 119. Тарелки с желобчатыми колпачками.
тальпо, и каждая тарелка имеет вырезы, в которые вставлены па-
трубки, прикрытые колпачками; в колпачках сделаны прорези.
Патрубки и прорези колпачков служат для прохода паров, которые
барботируют через жидкость и контактируются с ней. Каждая
тарелка имеет сливное приспособление для перетока жидкости на
нижележащую тарелку.
Уровень жидкости па тарелке несколько понижается по мере
перетекания жидкости по тарелке — от места поступления с выше-
лежащей тарелки до места слива на нижележащую. Однако для равно-
мерной работы тарелки, т. е. для того, чтобы пары равномерно про-
15*
227
Рис. 120. Тарелка из S-образных элементов.
228
ходили все патрубки, необходимо одинаковое сопротивление слоя
жидкости на тарелке, т. е. высота слоя должна быть одинаковой,
С этой целью колпачки пногда устанавливают на разной высоте,
В нефтепереработке получили широкое распространение тарелки
с колпачками желобчатого типа (рис. 119). Ряд исследователей пока-
зал, что для тарелки желобчатого типа характерны крайняя неравно-
мерность работы и низкая допустимая нагрузка по парам, составляю-
щая 70% от нагрузки тарелки с круглыми колпачками, вследствие
чего в ближайшее время тарелки этого типа будут заменяться более
эффективными. В частности, для некоксующпхся и не сильно загряз-
ненных сред может приме-
пяться тарелка из S-образных
элементов (рис. 120). Тарелки
этого типа обладают повышен-
ным сопротивлением и не могут
быть рекомендованы для ваку-
умных колони.
4. За последнее время по-
лучили широкое распростра-
нение колонны с ситчатыми
тарелками. Последние обычно
имеют круглые (рис. 121) или
щелевые отверстия, причем слой
жидкости па тарелке удержи-
вается встречным потоком па-
ров. Слив жидкости может
осуществляться либо через те
же отверстия в тарелке (про-
вальные тарелки), либо по
специальным сливным трубам (непровальиые тарелки). Ситчатые
тарелки не могут работать при пониженной производительности,
так как жидкость проваливается и тарелка оголяется. При отно-
сительно стабильных нагрузках и незагрязненной жидкости ситча-
тые тарелки работают удовлетворительно, причем допускают более
высокие скорости паров при меньшем расстоянии между тарелками,
чем колпачковые.
5. Новым типом тарелки, также получившим распространение
за последние годы, являются тарелки каскадного типа Коха или
Вентури (см. рис. 122). Тарелки этого типа отличаются тем, что они
обеспечивают тесный контакт жидкости и паров при высоких скоро-
стях и их разделение иод действием центробежной сплы, тогда как
иа колпачковых и ситчатых тарелках разделение осуществляется
лишь под действием разности удельных весов.
Каскадная тарелка типа Бонтурн работает следующим образом.
Проход для паров образован зазорами между изогнутыми пластина-
ми 1. Благодаря кривизне этих пластин пары двигаются через жид-
кость, находящуюся на тарелке, почти горизонтально. Над уровнем
жидкости установлен набор наклонных перфорированных пластин 2.
229
Поток паров подходит к пластинам под прямым углом и благодаря
перфорации разбивается на мелкие струйки и пузырьки, что создает
большую поверхность контакта между парами и жидкостью. Отвер-
стия в перфорированных пластинах 2 имеют диаметр от 9 до 12 мм.
и размещены по треугольнику.
Потеря напора па таких тарелках примерно в два раза меньше,
чем на колпачковых, а допустимая скорость паров в 1,5—2 раза
больше.
Рис. 122. Тарелка каскадного типа.
1 — основные барботажные пластины; 2 — перфори-
рованные распылительные пластины.
Диаметр колонн большей частью принимается одинаковым по
высоте колонны. Если же между объемом паров или жидкости в кон-
центрационной и отгонной частях колонны имеется большая разница,
то диаметр отгонной части делается меньше (например, вакуумные
колонны) или больше (колонны газофракционирующих установок
и другие).
к. Расчет основных размеров ректификационной колонны
Нормальная работа ректификационной колонны в значительной
мере определяется гидравлическим режимом ее работы. Это означает,
что при проектировании колонны необходимо правильно выбрать ее
диаметр, расстояние между тарелками и сечение сливных устройств.
230
От правильного выбора сечения колонны зависят скорость паров
и работа тарелок. Однако практика эксплуатации ректификационных
колонн показала, что особое внимание следует уделять работе слив-
ных устройств, так как чаще всего работу колони лимитирует пере-
грузка жидкостью.
Диаметр колонны
Диаметр колонны определяется производительностью и допусти-
мой лилейной скоростью паров в свободном сечении колонны. Послед-
няя же связана с работой тарелки.
При малых линейных скоростях паров в колонне эффективность
контакта паров и жидкости па тарелках снижается вследствие пони-
жения уровня жидкости па тарелках в результате провала части
жидкости через отверстия. С увеличением линейной скорости паров
увеличивается эффективность контактирования и улучшается про-
цесс массообмепа на тарелке. Однако при больших линейных скоро-
стях паров унос капель жидкости паровым потоком возрастает
и может превысить допустимое значение, что снижает эффективность
работы тарелки. Поэтому линейная скорость паров должна иметь
некоторое оптимальное значение, при котором унос капель жидкости
наровым потоком также имел бы оптимальное значение. При до-
статочно больших расстояниях между тарелками и разности плот-
ностей жидкости и паров капельки жидкости будут освящаться
из парового потока до достижения им вышележащей тарелки.
Таким образом, допустимая скорость паров в колонне зависит
от расстояния между тарелками и разности удельных весов жидкости
и газа. Кроме того, размер капель зависит от поверхностного натя-
жения жидкости. Следовательно, и допустимая скорость паров также
зависит от поверхностного натяжения.
Допустимая скорость паров в колпачковых колоннах рассчиты-
вается по уравнению
G = 0,305 С VQU (q,k — Qu) кг/лс2 • ч, (259)
где (т — весовая скорость паров в свободном сечепии колонны
в кг /м2 . ч;
Qn — плотность паров в кг/м2\
Q>K — плотность жидкости в кг/м3\
С — коэффициент, зависящий от расстояния между тарелками
и поверхностного натяжения жидкости.
Коэффициент С определяется по графику рпс. 123 в зависимости
от расстояния между тарелками и поверхностного натяжения
жидкости.
Расстояние между тарелками обычно составляет от 0,25 до 0,7 м.
Поверх постное натяжение определяется при условиях па верхней
тарелке колонны, так как чаще всего объем паров в колонне дости-
гает максимального значения на верхней тарелке.
231
Максимальное количество паров в концентрационной части
колонны (на верхней тарелке) равно в общем случае
D 4- gL + 2 кг на 100 кг сырья
или
0,01 Gc (D 4- g± 4- z) кг/ч,
Рис. 123. Коэффициент С уравне-
ния (259).
>шенпя в кг.
Объем паров определяется по
уравнению
где
1'=(%7 +
+4)тУ^-*’Л’ <26о>
GH. п — количество нефтяных
паров:
Gil п — Сс-7бо’1'
Gz — количество водяных паров:
Gz = Gc кг/ч-
Му — молекулярный вес нефтя-
ных паров;
Т — абсолютная температуре!
паров в °К;
я — абсолютное давление в ко-
лонне в барах (в кГ/смг).
Плотность паров определяется как отношение массы паров к их
объему:
е„ = кг/мЬ' (261)
Сечение колонны можно определить, исходя из массовой либо
линейной скорости
или
Q Gil. П 4" Gz _.Q
6 =-------ъ-----м-
(262)
(263)
где iv— линейная скорость в м/сек:
w = —-— .
3600 о и
232
Пример 35. Определить допустимую спорость паров в этиленовой колонне
при следующих условиях: абсолютное давление в колонне л = 23 ат = 22,6 бар;
температура верха —20° С; расстояние между тарелками 0,3 м; плотность жидко-
сти 415 кг/м2.
По справочным таблицам находим поверхностное натяжение 3,5 дин/см.
Пары состоят на 98% из этилена, поэтому принимаем их за чистый этилен.
Поскольку давление в системе 23 ат, при определении объема паров необходимо
учесть отклонение от законов идеальных газов.
Критические константы
^кр = 3,7° С; Ркр = 50,9 ат.
Приведенные температура и давление
r' °'894'
По графику рис. 105 находим коэффициент сжимаемости z =0,71.
Объем 100 кг паров
г/__ Он. п * 22,4 -/ Лр _л 74 ЮО * 22,4 * 253 * 1 _9 9Q
V — z Л7-273я — U,/l 28-273-23 — м »
Плотность паров
е„ = = 43,6 кг/м3.
По графику рис. 123 паходим при расстоянии между тарелками 0,3 м и
поверхностном натяжении 3,5 дин/см С 200
Qn (<?>к - еп) = 43,6 (415 - 43,6) = 16200.
По уравнению (259) находим
G = 0,305 • 200 /16200"= 7750 кг/м* • ч
или
w = „~ I- = 0,0493 м/сек.
ЗЬОО Qn ЗЬОО • 43,b
Если увеличить расстояние между тарелками до 0,45 м, то С = 430,
G == 16700 кг/м1 • ч п w = 0,106 м/сек.
Увеличение расстояния между тарелками в 1,5 раза позволяет уменьшить
сечение колонны в 2,15 раза.
Г идравлический расчет т а р е л к и
Наиболее важным элементом гидравлического расчета тарелки
является правильный выбор сечения сливных труб.
Особенность работы сливных труб заключается в том, что они
работают неполным сечением, а слив жидкости происходит только
по периметру трубы. В соответствии с этим периметр сливных труб
рассчитывается по формуле водослива.
Обычно над сливной перегородкой наблюдается подпор слива,
т. е. уровень жидкости стоит выше сливной перегородки (рис. 124).
Высота подпора возрастает с уменьшением периметра слива и с унели-
233
чением количества перетекающей жидкости. Для обеспечения нор-
мальной работы колонны, при которой не происходило бы захлебыва-
ние, подпор жидкости не должен быть больше 5 см. Желательно иметь
его в пределах 1,5—4 см.
Величина подпора определяется по формуле
(265)
где V — объем жидкости в м3/ч;
b — периметр слива в м.
Ряс. 124. К расчету потери напора на тарелке.
Пропускная способность сливных труб
Р = 6,4М3/2.
(266)
При прохождении через патрубки, отверстия колпачков и слой
жидкости па тарелке парам приходится преодолевать местные сопро-
тивления собственно тарелки и гидравлическое сопротивление слоя
жидкости.
Потеря напора па тарелке
Др == Api + Дрг + Дрз н/м\ (267)
где Apt — сопротивление сухой тарелки;
Др2 — сопротивление столба жидкости на тарелке;
Др3 — сопротивление, обусловленное силами поверхностного
натяжения.
Сопротивление сухой колпачковой тарелки
2
О- U’ „
(268>
&
где g — коэффициент сопротивления, равный 4—7,5 для колпач-
ковых тарелок;
Qr — плотность газа в кг/м3;
— линейная скорость газа в прорезях колпачка в м!сек.
Сопротивление сухой ситчатой тарелки можно определить по
уравнению (74):
Др, = д/^,
234
Сопротивление столба жидкости на тарелке
Др2 = kg е» Лб «Ли2, (269)
где к — коэффициент, равный 1 для колпачковых тарелок и 0,53
для ситчатых тарелок;
— плотность жидкости в кг/м3\
ho — глубина барботажа в м\
g — ускорение силы тяжести в м/сек1.
Для колпачковых тарелок
Лб = Л2 + •».
Для ситчатых тарелок глубипа барботажа равна высоте слоя
жид кости па тарелке.
Высота подпора h определяется по формуле (265) или по справоч-
ным таблицам.
Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения,
Др3 = н/м?’ (270)
С*
где и — поверхностное натяжение в н/м',
d — диаметр отверстия в ситчатой тарелке или эквивалентный
диаметр прорези в колпачковой тарелке в м.
В колпачковых тарелках можно пренебречь сопротивлением
сил поверхностного натяжения. Тогда для колпачковых тарелок
Др = 1?ФЕ + £е),(л8+ -f). (271)
На основании практических данных средние значения потери
напора на одну тарелку составляют: в атмосферных колоннах с кру-
глыми колпачками 3—6 мм рт. ст. (400—800 н/м2), то же с желоб-
чатыми 10—12 мм рт. ст. (1300—1600 н/м2)*, в вакуумных колоннах
с круглыми и прямоугольными колпачками~ 1,5 ммрт. ст. (200 н/м2),
с желобчатыми —3 мм рт. ст. (400 н/м2).
Определение потери напора особенно важно для вакуумных
колонн, в которых имеет большое значение даже потеря напора
па 10—15 мм рт. ст.
Коэффициент полезного действия тарелки
Выше мы рассмотрели метод расчета числа теоретических тарелок.
Теоретической тарелкой принято называть такую тарелку, на кото-
рой встречные потоки паров и жидкости приходят в состояние равно-
весия.
На практической тарелке вследствие недостаточно тесного контакта
между парами и жидкостью, большей или меньшей неравномерности
235
движения паров и жидкости через тарелку и т. д. пары и жидкость
не достигают состояния равновесия. Поэтому число ступеней контакта,
необходимых для достижения той же степени разделения, прихо-
дится увеличивать по сравнению с расчетным.
Связь между расчетным числом теоретических тарелок и необхо-
димым числом действительных тарелок устанавливается при помощи
коэффициента полезного действия тарелки.
Коэффициентом полезного действия тарелки в общем виде назы-
вается отношение теоретически необходимого числа тарелок к дей-
ствительному числу тарелок, при котором наблюдается та же сте-
пень разделения:
Е = £теор е (272)
япракт
Отсюда число практических тарелок
Л'практ = . (273)
В настоящее время отсутствует надежный метод расчета коэффи-
циента полезного действия тарелок. Поэтому приходится пользо-
ваться практическими данными, полученными при обследовании
работы ректификационных колонн.
Коэффициент полезного действия тарелок колеблется от 0,25
до 0,8. Он зависит от конструкции тарелки и природы разделяемых
жидкостей.
Пример 36. Рассчитать колонну для разделения смеси бензола и толуола
с получением ректификата, содержащего низкокипящий компонент (бензол)
= 0,98, и остатка, содержащего низкокипящий компонент = 0,03.
Температура поступающего сырья т = 95° С, содержание бензола в исход-
ном сырье а = 0,45, давление атмосферное.
При атмосферном давлении предельные температуры системы будут 80,5
и 100,4° С в соответствии с температурой кипения чистого бензола и толуола
при атмосферном давлении.
Строим кривые равиовеспя фаз по уравнениям (195) и (198).
В табл. 3 приведены давления паров и результаты расчета.
Молярные концентрации пересчитываются в массовые по уравнению (163):
_________Мах1________ _________Мау'_____
A/ax' + iWw(l-x') ’ У МаУ' + Mwd-y')'
Кривая равновесия фаз изображена на рис. 125.
Зная температуры системы и массовые концентрации бензола в жидкости
и парах, строим изобарные кривые, откладывая при каждой температуре
соответствующие значения х и у и соединяя их затем плавными кривыми
(рис. 126).
Для удобства дальнейший расчет ведем на 100 кг исходного сырья.
По заданной четкости ректификации определяем количество ректификата:
n т а —&R ллп 0,45—0,03 ,, о _
D L Id - Sr ' 100 0,98-0,03 ‘ ***
236
Таблица 3
Молярные и массовые концентрации бензола в емееи бензол — толуол
в состоянии равновесия
Давление паров, мм pin. ст. Молярная концентрация бензола Пересчет молярных концентраций в массовые
Температура, °C 1 бензол Р ♦ толуол Q в жидкой фазе P-Q в паровой фазе у' = Кх' н -V w (1 — Д'') *4, h 1 я _|_ г в Л/w (1 —у') I н
80,3 760 — - 1,0 1,0 — — 1,0 1,0
80,9 777,6 300 0,96 0,98 74.9 3,7 78,6 76,5 1,8 78,3 0,953 0,976
86,5 898,1 350 0,86 0,95 67,1 12,9 80,0 74,1 4,6 78,7 0,839 0,940
90,0 1016 408,4 0,58 0,78 45,2 38,6 83,8 60,8 20,2 81,0 0,540 0,750
93,2 1121 450 0,46 0,68 35,9 49,6 85,5 53,1 29,4 82,5 0,420 0,644
99,4 1324 550 0,27 0,47 21,0 67,2 88,2 36,7 48,7 85,4 0,238 0,429
100,0 1344 560,2 0,26 0,45 20,3 68,0 88,3 35,1 50,6 85,7 0,230 0,409
105,3 1558 650 0,12 0 24 9,4 81,0 90,4 18,7 70,0 88,7 0,116 0,211
110,0 1748 751,4 0,01 0,023 0,8 91,0 91,8 1,8 90,0 91,8 0,009 0,020
110,4 —— 760 0,00 0,00 — — — — 0,00 0,00
Содержание низкокипящего компонента(бензола)
в жидкости
Рис. 125. Расчет числа теоретических тарелок (к при-
меру 36).
237
Вес остатка находим по разности
R = L — D = 100 — 44,3 = 55,7 кг.
По изобарной кривой (рис. 126) находим содержание низкокипящего
компонента в паровой и жидкой фазах иа входе в колонну ири температуре
•сырья т = 95° С, т]0 = 0,595, g() = 0,37.
Вычисляем долю отгона по уравнению материального баланса однократного
д» он а рения:
а — г,о _ 0,45 — 0,37
'По — 5л 0,595 - 0,37
= 0,354.
Codepafcririue кэмпснента
Рис. 126. Изобарные кривые для смеси бен-
зол — толуол при л = 760 м.и рт. ст.
Отсюда находим количе-
ство паров и жидкости, по-
ступающих в колонну;
^eL = 0,354* 100 =
3ci, 4 кг у
gH = L-—G0 =
— Ю0 — 35,4 = 64,6 кг.
\Т и 11 илга л ь ное кол ичество
орошения
J2_ \ _ " Пр _
0,98—0,595 = , 7,
"0,595 — 0,37 ~ 1,Zlf
min == 1,1 44,3 = 76
При минимальном количестве орошения число теоретических тарелок равно
бесконечности. Ири конечном числе тарелок количество орошения должно быть
больше минимального, причем, как указывалось выше, нецелесообразно работать
с большим избытком орошения.
Принимаем количество орошения ga = 85 кг.
Построим прямую орошения для концентрационной части колонны (считаем,
что количество орошения по высоте колонны остается постоянным). Она пройдет
через точки:
1) | =•= qD = 0,98, n — gn = 0,98 (точка Л);
2) < = 0, т) = ——— = = 0,335 (точка В).
4 , <2 1 + -^-
Ну Г 44,3
Наносим полученные точки на график (рис. 125) и проводим прямую
орошения АВ. Количество флегмы, поступающей н отгонную часть колонны,
равно
#2 + go ~ 85 + 64,6 = 149,6 кг.
Количество парового орошения
<?2 = g2 4- g0 — R — 149,6 — 55,7 = 93,9 кг.
238
Уравнение прямой орошения отгонной части колонны
(G' + R) Г = G' n' + R £я-
Прямая орошения пройдет через точки:
1)п' =••= = 0,03, g' = gR = 0,03 (точка /'));
93,9
R
G
Н
93,9
5577
0,64 (точка /<).
Строим прямую орошения DE отгонной части колонны при допущении посто-
янства количества орошения.
Графически находим число теоретических тарелок: в концентрационной
части 9 тарелок, в отгонной части 10 тарелок.
Составим тепловой баланс колонны.
Теплоемкости бензола и толуола близки между собой и могут быть приняты
одинаковыми: 0,47 ккал {кг • °C. Скрытая теплота испарения бензола га =
= 94 ккал! кг и толуола rw = 84 ккал!кг.
Приход тепла:
1) с сырьем
G0/a + So'2 ~ 35,4 • 134,8 -| 64,6 44,7 = 7670 ккал;
2) сообщается через кипятильник
Qr = G г = G3 (0,03 • 94 + 0,97 • 84) = 84,3 G, ккал.
Итоги 7670 + 84,3 G3 ккал.
По изобаре (рис. 126) находим, что температура ректификата = 81° С
и температура остатка tR = 109° С.
Расход тепла:
1) тепло, отнимаемое орошением,
(?D = 85 (0,98 • 94 + 0,02 84) 7960 ккал;
2) уходит с ректификатом
D!T1 = 44,3 (0,47 -81-}- 0,98 • 94 + 0,02 • 84) = 5830 ккал;
3) уходит с остатком
= 55,7 • 0,47 • 109 ••= 2840 ккал.
Итого 7960 + 5830 +2840 = 16 450 ккал.
Из равенства прихода н расхода находим массу парового орошения в нижней
части колонны (подводимого из кипятильника):
7670+84,ЗС3- 16 450,
16 450 — 7 670
84,3
= 104 кг.
239
Переходим к расчету размеров колонны.
Пусть колонна служит для разделения 20 000 кг/ч смеси бензола и толуола.
Максимальный объем паров будет в верхнем сечении колонны, так как их
молекулярный вес наименьший, а разница между количеством паров в верхнем
сечении колонны и в эванорационном пространстве незначительна.
Количество паров в верхнем сечении колонны
~ "1 + О = 85 + 44,3 = 129,3 кг на 100 кг сырья
11.1 и
129,3 = 25860 кг/ч.
Объем паров в верхнем сечении колонны
v С-22АТЯ„ 25860• 22,4• 353.5 • 1 ? с„ 3/
Ксеп Л/-273Л-3600 78 • 273 • 1 • 3600 М 7 *
Принимаем расстояние между тарелками 0,6 м и скорость паров в колонне
0,7 м/сек.
Сечение колонны
5 = = 3,75 ж2,
и? 0,7
Диаметр ^колонны
d = = 2,18 м.
v Л г 3,14
По конструктивным соображениям принимаем d = 2,2 м.
Коэффициент полезного действия тарелки Е = 0,6.
Практическое число тарелок
ДГ ______ -ЛГтеор
/V действ — —£— •
В отгонной части колонны
* - -а- ~
В концентрационной части колонны
= 7Г?Г = 151
U,о
Следовательно, общее число практических тарелок ^дейСТВ = 32.
Пусть расстояние между нижним днищем и нижней тарелкой колонны
равно 1,5 м, а расстояние между тарелками в эванорационном пространстве
п между верхним днищем и верхней тарелкой по 1,2 м. Тогда общая высота
колонны
Н = 1,5 + {No — 1) 0,6 4- 1,2 4- (ЛГ„ — 1) 0,6 + 1,2 =
= 1,5 4- (17 — 1) 0,6 4- 1,2 4- (15 — 1) 0,6 4-1,2 = 21,9 м.
Глава X
АБСОРБЦИЯ И ДЕСОРБЦИЯ
13 системе, состоящей из газа и соприкасающейся с ним жидкости,
молекулы газа, ударяющиеся о поверхность жидкости, растворяются
в пей. Эти растворенные молекулы, продолжая двигаться, частично
возвращаются в газовую фазу, а частично остаются в жидкой фазе.
Растворение газовых молекул в жидкости будет продолжаться до
достижения состояния равновесия. Концентрация газа, растворен-
ного в жидкой фазе, зависит от парциального давления газа над
поверхностью жидкости.
§ 1. ЗАКОН ГЕНРИ
Система, состоящая из жидкости и растворенного в пей газа,
согласно правилу фаз имеет две степени свободы, поскольку число
компонентов п = 2 и число фаз N = 2:
L = п 4- 2 — N = 2 + 2 — 2 = 2.
Следовательно, состояние системы определяется температурой
к давлением. При постоянной температуре растворимость газа зави-
сит от давления системы.
По закону Гепри растворимость газа в жидкости прямо пропор-
циональна его парциальному давлению:
X = (274)
где х — концентрация газа, растворенного в жидкости, в м3/м3‘,
р — парциальное давление газа над жидкостью в барах (а/п);
ф — коэффициент, зависящий от свойств газа и жидкости,
в м3/м3 • бар (м3/м3 • ат).
Уравнение (274) можно также выразить через молекулярную
концентрацию:
х' = ар. (274а)
16 Заказ 1174. 241
С учетом закона Дальтона получаем
у' = Кх. (275)
С повышением температуры константа А’, как правило, увеличи-
вается , следовательно, растворимость газа снижается.
Константа равновесия может определяться но упругости паров,
исходя из з а копа Р аул я-Дал ьтоиа:
к = = 4е- •
л /л
Растворимость большинства газов возрастает с понижением темпе-
ратуры. Однако растворимость некоторых газов, в частности водорода
и азота, в углеводородах, наоборот, возрастает с повышением темпе-
ратуры.
Закон Генри применим при малых концентрациях растворенного
газа и при небольших давлениях. С повышением давления коэффи-
циент растворимости перестает быть величиной постоянной и зависит
от давления системы.
§ 2. ОСНОВЫ ПРОЦЕССА
Механизм процесса абсорбции состоит в следующем. На поверх-
ности раздела фаз имеются два пограничных слоя — жидкий и газо-
образный. Молекула газа прежде, чем проникнуть в толщу жидкости,
должна пройти через эти два слоя. Поскольку в жидкой п газовой
пленке отсутствуют конвекционные точки, имеющиеся в массе жидко-
сти и газа, молекулы могут перемещаться в них очень медленно.
Перемещение молекул через газовую и жидкую пленку может про-
исходить только путем диффузии, скорость диффузии зависит от
разности парциальных давлений газа в общей массе и в пленке. Эта
разность является движущей силой процесса абсорбции.
Абсорбция является процессом избирательным. Каждый абсор-
бент обладает способностью в заметных количествах поглощать одни
компоненты, тогда как другие компоненты поглощаются незначи-
тельно или вовсе не поглощаются. Большое влияние па процесс
абсорбции оказывают также температура и давление. Так, компо-
ненты, которые почти не абсорбируются при низких давлениях
или высоких температурах, могут хорошо поглощаться при повышен-
ных давлениях п низких температурах.
Абсорбция обычно применяется для разделения смеси из двух
и более газовых компонентов. После абсорбции необходимо выделить,
или десорбировать, растворенный газ. Десорбция может осуще-
ствляться повышением температуры или понижением давления либо
комбинацией этих двух методов.
Абсорбция и десорбция, так же как ректификация, обычно осуще-
ствляются в тарельчатых колоннах.
В процессе абсорбции газов жидкостью выделяется тепло, называе-
мое теплотой абсорбции. При отсутствии химического взаимодеп-
242
ствия между абсорбентом и абсорбируемым газом теплота абсорбции
численно равна скрытой теплоте конденсации. В случае химического
взаимодействия необходимо также учитывать теплоту реакции.
Теплоту абсорбции необходимо отводить, так как повышение
температуры абсорбента резко ухудшает процесс абсорбции и может
даже привести к его прекращению.
Для отвода теплоты абсорбции абсорберы часто оборудуются
в ыиосными холод ил ьн и к а мп.
§ 3. ПРОЦЕСС АБСОРБЦИИ
Рассмотрим систему, состоящую из жидкости, инертного газа
и третьего компонента, которым обмениваются жидкая и газовая
фазы. В условиях равновесия третий компонент должен распреде-
литься между газовой и жидкой фазами в соответствии со свойствами
системы и заданными условиями. Если же в системе отсутствует
равновесие, то третий компонент может переходить из газовой фазы
в жидкую (абсорбция), пли, наоборот, из жидкой в газовую (десорб-
ция).
Обозначим через L и G число киломолей, проходящих через
колонну встречных потоков тощего абсорбента и не растворимого
в нем сухого газа. L и G постоянны во всей высоте колонны.
Через хг и у' обозначим молярные концентрации абсорбируемого
компонента в жидкости и парах.
Введем новые значения концентраций:
X -- и У = . (276)
Величины X и Y характеризуют число киломолей абсорбируемого
компонента, ирпходящееся на один киломоль жидкости и газа L и G.
Значения X и Y меняются от 0 до оэ при изменении х‘ и у' от О
до 1.
Согласно закону Генри можем написать (275)
у'=Кх'.
При постоянной температуре уравнение (275) изображается пря-
мой, проходящей через начало координат.
Найдем значения х' и у' из уравнения (276)
z = ТТТ • У' -= (277)
и подставим их в уравнение (275):
откуда
Уравнение (278) является уравнением равновесия фаз.
(278)
16*
243
а. Материальный баланс абсорбера
Пусть А'о, Уо — концентрации абсорбируемого компонента в по-
ступающем тощем абсорбенте и в отходящем тощем газе на верху
колонны, a Xi и Yi — в отходящем насыщенном абсорбенте и в посту-
пающем жирном газе в низу колонны (см. рис. 127).
Материальный баланс верхней части абсорбера
Рис. 127. Схема абсор-
бера.
(279)
Рис. 128. Диаграмма абсорбция.
Материальный баланс абсорбера
£(Х1--Х0) = С(У1-У0). (279а)
Уравнение (279) есть уравнение концентрации и устанавливает
зависимость между составами двух встречных потоков. Линия концен-
траций, или оперативная линия, определяемая этим уравнением,
представляет собой прямую, поскольку значения G и L остаются
постоянными по высоте КОЛОППЫ.
Процесс абсорбции может происходить лишь при условии, что
концентрация абсорбируемого компонента X в жидком потоке меньше,
чем по условиям равновесия с паровым потоком. Следовательно,
оперативная линия должна лежать левее равновесной кривой
(рис. 128). Наклон ее определяется отношением
Ст
Следовательно, чем меньше расход абсорбента, тем меньше наклон
оперативной линии и тем большее число тарелок потребуется для
достижения той же степени извлечения. Минимальный расход абсор-
бента определяется положением рабочей линии АВ, когда она ста-
новится касательной к равновесной кривой CD в точке Уо.
244
Расход абсорбента уменьшается с уменьшением значения кон-
станты равновесия К = -- или с понижением температуры
и повышением давления.
Число теоретических тарелок определяется построением, показан-
ным па рис. 128, причем число теоретических тарелок равно числу
горизонтальных отрезков.
Необходимо учитывать, что, поскольку процесс абсорбции идет
с выделением тепла, константа равновесия К фактически не является
величиной постоянной. Поскольку, однако, перепад температур
в абсорбере обычно невелик (5—10° С), можно принимать усредненное
значение К с достаточной для практических целей точностью.
Рис. 129. График для определения абсорбционного
фактора.
Как указывалось выше, одним из факторов, определяющих про-
цесс абсорбции, является соотношение числа киломолей абсорбента
и газа . При одном и том же массовом расходе абсорбента это отно-
шение будет возрастать с уменьшением молекулярного веса абсор-
бента. Следовательно, выгоднее вести процесс абсорбции легкими
абсорбентами (например, пропана бензином или пентаном, этилена —
бутаном), чем тяжелыми типа газойлей.
Если па абсорбцию поступает газ, содержащий несколько компо-
нентов, подлежавших извлечению, то расчет следует вести по наиболее
легкому компоненту, так как в условиях, обеспечивающих извлече-
ние более легкого компонента, будут извлечены также и тяжелые
компоненты. Однако при этом распределение отдельных компонентов
между газом и абсорбентом становится неопределенным.
Для расчета абсорбции многокомпонентных смесей можно приме-
нять уравнение Крейсера и Броуна
уп+1—У1 -Л
»п+1— у о An+l-i
(280)
245
где <р — степень извлечения;
п — число теоретических тарелок;
уп+1—молярная концентрация извлекаемого компонента в посту-
пающем жирном газе;
— то же в уходящем сухом газе;
— то же в газе, равновесном с поступающим абсорбентом (в
пределе при = 0 = 0);
Л — абсорбционный фактор:
L
Л ” KG “ GP ’
где G — число киломолей исходного газа; остальные обозна-
чения те же, что приняты выше.
График для определения абсорбционного фактора в зависимости
от степени извлечения и числа теоретических тарелок приведен
на рис. 129.
б. Тепловой баланс абсорбера
Составляем тепловой баланс абсорбера при допущении, что поте-
рями тепла в окружающую среду можно пренебречь. Тепло, внесен-
ное в абсорбер жирным газом и отпаренным абсорбентом и выделенное
в процессе абсорбции, уносится из абсорбера сухим газом, насыщен-
ным абсорбентом, и отводится в холодильник циркулирующим абсор-
бентом. Введем обозначения:
Л/абг, Мг — молекулярный вес абсорбента и газа;
g—количество извлекаемого компонента в кг/ч;
itn — энтальпия жидкого абсорбента при температуре ввода
его в абсорбер в ккал/кг;
—то же при температуре выходящего насыщенного аб-
сорбента в ккал/кг;
/гТ1> /гТо— энтальпия газа при температуре на входе и выходе
из абсорбера в ккал/кг;
— энтальпия паров извлекаемого компонента при темпе-
ратуре на входе в абсорбер в ккал/кг;
— энтальпия жидкого извлекаемого компонента на выхо-
де из абсорбера в ккал/кг.
Из равенства прихода и расхода тепла находим количество
тепла Q подлежащего отводу в холодильнике:
<?4 = ^або(^-^) + <?А/г(^1-Л-То)<+^(^Т1 -ч;- (282)
§ 4. ПРОЦЕСС ДЕСОРБЦИИ ИЛИ ОТПАРИВАНИЯ
Процесс десорбции или отпаривания легкого компонента из
жидкости при помощи газа или пара можно рассматривать как
явление, обратное абсорбции.
246
Чтобы десорбируемый компонент переходил из жидкости”в’паро-
вую фазу, концентрация его в жидкости должна быть выше равно-
весной, следовательно, оперативная линия должна располагаться
правее кривой равновесия (см. рис. 130). Наклон кривой равновесия
увеличивается с повышением температуры и уменьшением давления,
так как в этом случае константа равновесия К возрастает. При этом
уменьшается расход газа па отпаривание.
В процессе десорбции значение константы равновесия также
меняется, так как процесс идет с поглощением тепла.
В случае десорбциц, нескольких компонентов расчет
по наиболее тяжелому из них.
ведется
вестись
(283)
Рис. 130. Диаграмма отпаривания.
Расчет десорбера или отпарной колонны может также
по уравнению Крейсера и Брауна для десорбции
х'~хп _ Sn+'-S
с n-4-i х
где хеу хп—молярная концентрация компонента в насыщенном
абсорбенте, поступающем в десорбер, и в отпаренном
абсорбенте, уходящем из десорбера;
Яп+1 —то же в абсорбенте, равновесном с поступающим де-
сорбирующим газом (в пределе при Уд =0 XQ = 0);
—фактор отпаривания:
* = 4-=-г- ’ (284>
где G — число киломолей газа или водяного пара, поступающего в
колонну.
24Т
Если обозначить расход водяного пара в кг!кг абсорбента через
Z, то
r ZLM v 18G
G — j8 или Z — f M .
Следовательно,
7 _ 185
z КМ
(285)
Десорбер, как и абсорбер, обычно представляет собой тарельча-
тую колонну. Теплота десорбции может подводиться с помощью
кипятильника либо «горячей струи».
Основные размеры абсорбера и десорбера определяются так же,
как для ректификационных колонн.
Тепло, внесенное в абсорбер насыщенным абсорбентом п водяным
паром и подводимое через кипятильник, отводится отпаренным абсор-
бентом и газом. Из теплового баланса десорбера находим количество
тепла, подлежащее подводу через кипятильник:
где L, М — число молей и молекулярный вес абсорбента;
g — количество десорбируемых компонентов в кг/ч\
Z — расход водяного пара в кг/кг\
it, — энтальпия абсорбента и абсорбированных компонентов
на входе в десорбер в ккал/кг;
it*, In Г1 — то же на выходе из десорбера в ккал/кг\
1Тл, /т — энтальпия водяного пара на входе и выходе из десор-
бера в ккал/кг;
Qr — тепло, подведенное через кипятильник, в ккал/ч.
Пример 37. Из газа, содержащего 4,0% объемы, пропана, требуется извлечь
90% пропана от общего его количества. Абсолютное давление в абсорбере равно
12 ат (11,8 бар), средняя температура 35° С. Абсорбент — газойль с молеку-
лярным весом 200 содержит 0,1% мае. пропана. Часовой расход газа при нор-
мальных условиях 4000 л£3/ч. Расход абсор-
бента принимается 6 кг/jn3 газа или
24 000 кг/ч. Предполагается, что применим
закон Рауля-Дальтона.
Таблица 4
Равновесные значения X и У
в абсорбере при г = 35° С и
л = 12 ат 1
X У'
0 0
0,01 0,00516
0,02 0,0103
0,03 0,0154
0,04 0,0204
0,05 0,02534
0,06 0 03035
1 12 ат — 11 »3 бар.
Построение кривой равновесия фаз
Константа равновесия пропана при 35и С
п 12 ат равна К = 0,52. Кривую равновесии
фаз строим по уравнению (278):
КХ = 0.52Т
1-(А —1)Т 1+0,48Х“
Задаемся различными значениями X и
определяем У. Результаты расчета сведены
в табл. 4.
По данным табл. 4 строим кривую рав-
новесия фаз (рис. 128).
248
Построение оперативной линии
Состав входящего газа:
метан
. 4000*0,96 471О ,
G =----—-----=171,3 кмоль / ч;
22.4
пропан
4000*0,04 ,
g——5^— = /.15 кмолъ/ч;
По условию извлекается 90%, или 0,9 частей, пропана, остается в сухою
газе 1—0,9.
Состав выходящего газа:
и ропап
7,15(1—0,9) = 0.715 кмоль/ч;
0,00416.
Состав входящего абсорбента:
газойль
24 000-0.999
----—------ 120 кмолъ/ч;
пропан
24 000*0.001 п_г . .
-----—-----—0,0-45 кмоль/ч^
4ч
'•-Ж- "'“ии'
Состав уходящей жидкости:
пропан
7,15—0,715 0,545 = 6,98 ододь/ч;
По полученным значениям строим оперативную линию (см. рис. 128).
Путем построения находим число теоретических тарелок, равное числу
горизонтальных отрезков:
ЛГТ = 8.
На основании опытных данных принимаем к. п. д. тарелки Е = 0,3.
Число действительных' тарелок
ЛГ 8 0-7
N = "оУ" XI шт*
Пример 38. На абсорбцию направляется газ состава, приведенного в табл. 5.
В качестве абсорбента используется бутан. Целевым продуктом является этилен.
Степень извлечения его 95%, т. с. <р = 0,95. Абсолютное давление в абсорбере
249м
Таблица 5
Расчет абсорбера (к примеру 38)
Компонент .. ... . - : Состав газа, % объемы, (или % мол.) 1 Константа равно- весия К Абсорбционный I л L фактор Л = АТ Коэффициент извлечения ср । Поглотилось, .и3/,и3 газа Осталось нено- глощепным, л»3/.!»3 газа Состав газа, % объемн. (или % мол.)
1 погло- щенного остаточ- ного^ г
СН4 СоН4 СЛ1В С3 20,7 32,2 25,7 । 9,7 i 11,7 со 3,4 0,58 } 0,14 0 0,205 1,2 4,98 0 0,2 0,95 1,0 6,4 24,4 9,2 11,7 20,7 25,8 1,3 0,5 12,4 47,L 17,8 22,7 42,9 5:1,4 2,7 1°
Итого . . . 100,0 — 51,7 48,3 ' 100,0 100,0
л = 34 ат, температура t = —20° С. На основании практических данных
число теоретических тарелок принято равным 8.
Требуется определить расход абсорбента и состав растворенного и остаточ-
ного газов.
Поскольку константы равновесия этилена и этапа близки в этих условиях,
принимаем их одинаковыми.
Значения констант равновесия приведены в табл. 5.
По графику рис. 129 находим значение абсорбционного фактора при <р =
= 0,95 и числе тарелок 8:
А = 1,2.
Расход абсорбента в киломолях на 1 кмоль газа подсчитываем по уравнению
(281):
L = А КС = 1,2 • 0,58 • 1 = 0,696.
Расход абсорбента в кг на 1 м* газа равен
LM 0.696-58 JO ;
----------=------------ = 1.8 кг .чЛ.
1-22,4 1-22,4 ’ 7
Вычисляем значение абсорбционного фактора для остальных компонентов.
Для водорода К —► оо, следовательно •
Для остальных компонентов вычисленные значения А приведены в табл. 5.
По графику рис. 129 находим значения степени извлечения, зная А и число
тарелок. Результаты сведены в табл. 5. По полученным значениям степени извле-
чения вычислен состав растворенного и остаточного газа.
Пример 39. Рассчитать десорбер для отпаривания смеси пропана и этана
эг газойля при температуре t = 140° С и абсолютном давлении л = 5 ат. Мо-
лярное содержание в поступающем абсорбенте пропана 1,26%, этапа 0,5%.
Содержание пропана выходящем абсорбенте 0,1%. Молекулярный вес абсор-
бента 200. Число теоретических тарелок 6.
250
Степень извлечения пропана
1,26-0.1
ф = —йй~
= 0,922.
По рис. 1.30 находим, что при <р = 0,922 и 6 тарелках фактор отпаривания
S = 1,2. Константа равновесия пропана К = 6,8.
Расход острого пара по уравнению (285)
185 18'1,2
КМ 6,8-200
= 0,01585 кг[кг абсорбента
или
G = 0,01585 • 24 000 = 380 кг/ч.
Фактор отпариванияэтана
с ZKM 0,01585 • 95 -2' О л гп
4 = ПГ=---------------------=1,67.
18
Коэффициент извлечения этана по графику рис. 129 ф = 0,985.
Глава XI
ЭКСТРАКЦИЯ
§ 1. ОСНОВЫ ПРОЦЕССА
Экстракция представляет собой процесс извлечения одного ком-
понента или группы компонентов из твердой или жидкой смеси при
помощи растворителя, избирательно растворяющего извлекаемые
компоненты и пе растворяющего или ограниченно растворяющего
остальные компоненты.
В процессе экстракции получаются раствор, содержащий извле-
ченное вещество (экстракт), и смесь оставшихся компонентов (рафи-
нат) .
В нефтепереработке и некоторых химических производствах
получили широкое применение процессы экстракции в системах
жидкость — жидкость, в частности для селективной очистки масел.
Ограничимся рассмотрели е^м этих систе^м.
В процессе экстракции экстрагируемое вещество в соответствии
с условиями распределяется между исходной смесью и растворителем
в равновесных соотношениях, определяемых законом распределения
= к’ (287)
где — концентрация вещества, растворенного в одной жидкой
фазе;
< 2 — концентрация вещества, растворенного в другой жидкой
фазе;
К — коэффициент распределения.
Коэффициент распределения зависит от температуры, от природы
исходной смеси и растворителя, от концентрации извлекаемого ком-
понента п пе является величиной постоянной. Поэтому необходимы
опытные данные для условий равновесия в различных системах.
Различают растворяющую способность растворителя и его селек-
тивность, или избирательность. Растворяющая способность раство-
252
рителя определяет полноту удаления экстрагируемого вещества:
чем больше растворяющая способность, тем меньше расход раствори-
теля.
Избирательность определяет четкость разделения, т. е. относи-
тельное содержание экстрагируемого вещества в растворах экстракта
и рафината. Чем выше избирательность растворителя, тем больше
значение коэффициента распределения К.
Обычно с повышением температуры увеличивается растворяющая
способность растворителя и снижается его избирательность. При
достаточно высокой температуре, называемой критической темпера-
турой растворения, растворитель и исходная смесь образуют одно-
фазную систему. Для осуществления же процесса экстракции необхо-
димо наличие двухфазной системы, т. е. температура экстракции
должна быть ниже критической температуры растворения.
Критическая температура растворения, растворяющая способ-
ность растворителя и его избирательность могут регулироваться
в известных пределах добавлением компонента, хорошо растворимого
в растворителе н ограниченно растворимого или не растворимого
в исходной смеси либо хорошо растворимого в растворителе и исход-
ной смеси. В первом случае взаимная растворимость компонентов
снижается, во втором повышается. Так, при селективной очистке
масел фенолом добавляют воду для снижения взаимной раствори-
мости, а при очистке жидким сернистым ангидридом добавляют бен-
зол для повышения взаимной растворимости.
§ 2. МЕТОДЫ ЭКСТРАГИРОВАНИЯ
Процесс экстрагирования состоит из трех стадий:
1) контактирования растворителя с разделяемой смесью с целью
приведения их к состоянию, близкому к равновесному;
2) разделения образующихся экстрактной и рафинатной фаз;
3) регенерации растворителя.
Экстрагирование может проводиться следующими методами.
1. Однократное экстрагирование, когда разделяемая смесь обра-
батывается всем количеством растворителя однократно с последую-
щим разделением образовавшихся жидких фаз (рис. 131, а).
2. Многократно-ступенчатое экстрагирование, заключающееся
в разделении растворителя па ряд порций п последовательной обра-
ботке каждой порцией растворителя исходного сырья и рафинатов
от каждой предыдущей ступени экстрагирования (рис. 131, б).
3. Противоточное экстрагирование — многократное контактиро-
вание двигающихся противотоком рафината и экстракта. Противоточ-
ная экстракция может проводиться ступенчато в системе смесителей
и отстойников либо в колонных аппаратах насадочного пли тарель-
чатого типа (рис. 131, в).
Наименее эффективным методом является однократное экстраги-
рование, а наиболее эффективным противоточная экстракция, приме-
няющаяся повсеместно в промышленности. Противоточный метод
253
обеспечивает наиболее четкое разделение при наименьшем расходе
растворителя.
Наиболее широкое применение для процесса экстрагирования по-
лучили экстракционные колонны тарельчатого типа. На процесс
оказывают большое влияние степень и равномерность диспергирова-
ния фаз. Для обеспечения равномерного диспергирования приме-
няются колонны с перфорированными распределительными перего-
родками. Применяются также тарелки с перфорированными вер-
тикальными стенками или патрубками. Высокую эффективность
экстракции обеспечивают каскадные тарелки с многократным контак-
том на каждой тарелке.
Рис. 131. Методы экстрагирования.
<1 — однократное экстрагирование; б — многократное экстрагирование; в......
противоточное экстрагирование; 1 — смеситель; 2 — отстойник; А — исход-
ная смесь; Б — растворитель; В — рафинат; Г — экстракт.
Применяются также колонны с насадкой из колец Рашига, при-
чем между слоями насадки устанавливают распределительные та-
релки с перфорацией для прохождения диспергируемой фазы и подъ-
емными или спускными стаканами для сплошной фазы.
В ряде процессов экстракции смазочных масел и в химических
производствах получили распространение роторные дисковые кон-
такторы, обеспечивающие эфффективное контактирование. Дисковый
контактор представляет собой колонну с неподвижно закрепленными
на стенках кольцами статора и ротором с дисками, который вра-
щается при помощи привода, установленного под колонной.
В качестве растворителей при экстракции могут применяться
вода, бензол, бензин, фенол, фурфурол, жидкий сернистый ангидрид
и другие.
§ 3. ПРИНЦИПЫ РАСЧЕТА ЭКСТРАКТОРОВ
Целью расчета противоточного экстрактора является определение
расхода растворителя, необходимого числа ступеней контакта и раз-
мера аппарата.
Число ступеней экстракции может быть определено графически
тем же методом, которым определяется число тарелок абсорбера,
254
если допустить, что растворитель и вторая жидкая фаза взаимно
нерастворимы.
Обозначим через G количество обрабатываемой сырьевой смеси
в кг, L — количество растворителя в кг, X — количество компонента,
подлежащего извлечению, в кг-кг сырья и У — количество извлекае-
мого компонента в кг/кг растворителя (см. рис. 131, л). Тогда мате-
риальный баланс экстракции формируется следующим образом:
G (Хо - Х}) = L(Y0 - У\),
откуда расход растворителя
L Xa-Xt
G Ya - У1 ’
(288)
(288а)
В рассматриваемом случае
ния
справедливо уравнение распределе-
к
1
Но
и С
откуда
Окончательно
Х + (К-1)Х •
По уравнению (288а) строится оперативная линия, а по уравнению
(289) кривая равновесия фаз. Число ступеней контакта определяется
графически.
Практически уравнения (288а) и (289) имеют ограниченное приме-
нение вследствие значительного отклонения реальных систем от
принятых упрощающих допущений. Уравнением (288а) можпо поль-
зоваться при наличии экспериментальной кривом равновесия фаз.
Сечение колонных экстракторов определяют по допустимой ли-
нейной скорости сплошной фазы, которая зависит от многих факторов,
в том числе и от конструкции экстрактора (насадочный, тарельчатый
и т. д.). По практическим данным объемная скорость подачи сырья
при селективной очистке масел составляет для тарельчатых экстрак-
торов с перфорированными и каскадными тарелками от 10 до
30 мУм2 • ч и для насадочных экстракторов 22—30 м3/м2 • ч.
Сечение экстракционной колонны рассчитывается но уравнению
€ V
М ’
где V — сумма объемов сырья п растворителя в м*/ч;
Ид — допустимая объемная скорость в ле:7лг • ч.
Глава XII
АДСОРБЦИЯ
§ 1. ОСНОВНЫЕ ПОНЯТИЯ
Адсорбцией называется процесс поглощения газов, паров или
жидкостей поверхностью твердых тел, называемых адсорбен-
тами.
Адсорбенты представляют собой пористые тела с сильно развитой
поверхностью. Наиболее распространенными адсорбентами являются
активированный уголь, силикагель, алюмогель, отбеливающие
земли и алюмосиликаты. Наконец, сравнительно недавно появился
новый вид высокоэффективных адсорбентов — цеолиты или так
называемые молекулярные сита, представляющие собой алюмосили-
каты натрия или кальция с регулируемым размером пор.
Адсорбенты характеризуются в первую очередь удельной поверх-
ностью и средним радиусом пор. Удельная поверхность колеблется
о
в пределах от 200 до 1000 а средний радиус пор от 2—3 до 100 А.
Они могут применяться как в виде шариков или гранул размером от
2 до 6 мм, так п в виде порошков с размером частиц 20—500 мк.
Весьма важной характеристикой адсорбентов является их актив-
ность, характеризующая поглотительную способность адсорбента
по отношению к различным веществам.
Адсорбция протекает под воздействием сил притяжения между
молекулами адсорбента и адсорбируемого вещества. Различают
физическую адсорбцию, когда молекулы адсорбируемого вещества
нс вступают в химическое взаимодействие с молекулами адсорбента,
и хемосорбцию, сопровождающуюся химическим взаимодействием
молекул.
Процесс адсорбции идет с выделением тепла, причем для газов
теплота адсорбции численно того же порядка, что и теплота конденса-
ции.
Адсорбционное равновесие характеризуется определенной зави-
симостью между концентрацией или парциальным давлением веще-
236
ства в растворе и на поверхности адсорбента и описывается уравне-
ниями Фрейндлиха
1
х — ку п (290)
и Ленгмюра
«7/
1 -t-л?/
х = к -
(291)
где х — количество адсорбированного вещества на единицу
веса адсорбента в кг!кг\
у — равновесная концентрация адсорбированного вещества
в растворе в кг/кг\
к, п, а — коэффициенты, зависящие
от природы адсорбента,
адсорбируемого вещества
и температуры.
Кривая, выражающая зависимость
между равновесной концентрацией веще-
ства в объеме и количеством его на по-
верхности адсорбента при постоянной тем-
пературе, называется изотермой адсорб-
ции. Уравнение (290) является уравнением
изотермы адсорбции. Типичные изотермы
адсорбции приведены на рис. 132.
Степень адсорбируемости различных
веществ на том или ином адсорбенте
различна. Если вести процесс адсорбции
смеси различных веществ, то преимуще-
ственно будут адсорбироваться вещества
с более высокой адсорбируемостью.
Рис. 132. Изотермы абсорб-
ции.
Так, например, адсорбируемость углеводородов зависит от их
молекулярного веса и структуры молекул, а также природы адсор-
бента. На поверхности силикагеля преимущественно адсорбируются
ароматические углеводороды, меньше — парафиновые и нафтеновые,
а адсорбируемость ароматических углеводородов в свою очередь
возрастает с увеличением числа колец в молекуле.
Свойство различных адсорбентов преимущественно адсорбировать
некоторые компоненты называется избирательностью или селектив-
ностью адсорбента и позволяет разделять на поверхности адсорбента
различные газообразные и жидкие смеси.
Процесс адсорбционного разделения состоит из двух стадий:
адсорбции подлежащего выделению газообразного или жидкого
компонента и последующего его вытеснения или десорбции.
Если в слой адсорбента постепенно вводить разделяемую смесь,
то вначале будут поглощаться все компоненты смеси до полного насы-
щения адсорбента. Ввод дополнительного количества смеси приведет
к вытеснению с поверхности адсорбента молекул с меньшей степенью
адсорбируемости молекулами с большей степенью адсорбируемости.
17 Заказ 1174-
257
Когда такой процесс разделения ведется в колонке, заполненной ад-
сорбентом, в один конец которой непрерывно вводится разделяемая
смесь, процесс адсорбции идет послойно, т. е. по ходу движения смеси
будут располагаться компоненты с все более низкой адсорбируе-
мостью. Из колонки будет выходить поток, содержащий только менее
адсорбируемые компоненты, до тех пор, пока вся поверхность адсор-
бента не заполнится компонентом, имеющим более высокую степень
адсорбируемости. Если после этого продолжить пропускание разде-
ляемой смеси, произойдет проскок адсорбируемого компонента, т. е.
он появится в потоке, выходящем из колонки.
Количество адсорбируемого вещества определяется условиями
равновесия и зависит от природы адсорбируемых веществ и адсор-
бента, от температуры адсорбции, для газов от давления и от концен-
трации адсорбируемого вещества.
Процессу адсорбции благоприятствуют низкие температуры и для
газов высокое давление, а процессу десорбции — повышенные темпе-
ратуры и для газов пониженное давление.
§ 2. МЕТОДЫ ПРОВЕДЕНИЯ ПРОЦЕССА АДСОРБЦИИ
Процесс адсорбции может проводиться в следующих условиях;
1) на неподвижном слое адсорбента;
2) на движущемся слое адсорбента;
3) в псевдоожиженном слое адсорбента.
Адсорберы с неподвижным слоем адсорбента представляют собой
вертикальные либо горизонтальные пустотелые аппараты, заполнен-
ные слоем зернистого адсорбента.
Жидкая или газовая смесь пропускается через слой адсорбента,
обычно сверху вниз. Цикл адсорбции заканчивается после почти
полного использования поглотительной способности адсорбента,
на что указывает проскок адсорбируемого вещества. Затем через
адсорбент пропускают вытесняющий агент (растворитель, водяной
пар и т. д.), который вытесняет адсорбированное вещество с поверх-
ности адсорбента. Иногда этого бывает недостаточно. Например, при
адсорбционной очистке масел, парафина часть смолистых веществ
остается па поверхности адсорбента после вытеснения. Тогда адсор-
бент требует дополнительной регенерации путем выжига смолистых
отложений, для чего его необходимо выгружать и регенерировать
в отдельном аппарате.
Адсорберы с движущимся слоем адсорбента также применяются
для адсорбционного разделения газов и жидкостей. В отличие от
адсорберов со стационарным слоем адсорбента здесь процесс адсорб-
ции и десорбции ведется непрерывно, а аппарат состоит из двух
частей — адсорбера и десорбера, причем эти аппараты нередко
совмещаются в общем корпусе.
На рис. 133 приведена схема адсорбера для разделения углеводо-
родных газов, в частности для выделения этилена. В качестве адсор-
бента применяется гранулированный активированный уголь. Подъем
258
адсорбента осуществляется несколькими потоками по многостволь-
ному пневмоподъемнику пли сплошным слоем. Слой угля из разгру-
зителя пневмотранспорта проходит холодильник 1 для охлаждения
и поступает в адсорбционную секцию 2. Сырье подается в среднюю
часть адсорбционной секции 2
через распределительную та-
релку и поднимается вверх
в противотоке с движущимся
вниз адсорбентом. Неадсорби-
рованный газ выводится через
верхний коллектор. Движу-
щийся вниз уголь нагревается
за счет теплоты адсорбции.
В секцию отпарки (десор-
бер) 5 через штуцер 6 подается
водяной пар для вытеснения
поглощенных компонентов с по-
верхности угля. Десорбер обо-
гревается каким-либо теплоно-
сителем. Десорбированные ком-
поненты вместе с парами воды
выводятся через коллектор из
верхней части десорбера. В ниж-
ней части колонны имеется
устройство для регулирования
скорости циркуляции слоя
угля. Уголь с низа колонны
поступает на пневмотранспорт.
На том же принципе осно-
вано устройство адсорберов для
разделения жидких смесей.
Адсорберы с псевдоожижен-
ным слоем адсорбента осно-
ваны на применении мелкозер-
нистого или порошкообразного
адсорбента. Эти адсорберы мо-
гут быть с общим кипя-
щим слоем (одноступенчатые)
илп ступенчато-противоточные
(рис. 134).
Адсорбер с общим кипящим с
аппарат с распределительной тарелкой или решеткой 7, установлен-
ной в нижней части. Через штуцер 2 подается га?, котррыц,црету-
пает через отверстия газораспределительной тарелки в слой. Адсор-
бент вводится в кипящий слой через стояк 3. (Газ после адсорбццр
Рис. 133. Адсорбер с движущимся
слоем адсорбента.
1 — холодильник; 2 — адсорбциониая секция;
3 — фракцйптирующая секция4, i -- секцйя
пропаривания'; 5 ^- секция отпарки.; <; — ввод
водяного пара; 7— питатель; 8 — воздухо-
дувка гпгеймотранспорта.
Липпи: 1 — сырье; II— отходящий гае;
III — боковой поток; IV— продукт. •
Юм представляет собой пустотелый
проходит через циклон для отделения пыли и выводится,через щту-
цер 4, а адсорбент выводится через напорный стояк 5 и направляется
на десорбцию. ,
17*
259
В псевдоожиженном слое процесс адсорбции значительно интен-
сифицируется благодаря улучшению процесса массопередачи адсор-
бируемого вещества из объема к поверхности адсорбента, а также
благодаря уменыпрпию размера зерен адсорбента. Однако в общем
кипящем слое
Рис. 134. Адсорберы с псевдоожижен-
ным слоем адсорбента.
л — одноступенчатый; б — ступенчато-проти-
воточный; 1 — тарелка; 2 — вводной шту-
цер; 3 и 5 — напорные стояки; 4 — выводной
штуцер; б — переточиая труба.
Линии: I — вход газа; II — вход мелкозер-
нистого твердого материала; III — выход
газа; IV — выход адсорбента.
вследствие интенсивного перемешивания выравни-
ваются концентрации адсорби-
руемого вещества в слое и
уменьшается движущая сила
процесса.
Для интенсификации про-
цесса адсорбции в псевдоожи-
женном слое применяются
адсорберы ступенчато-противо-
точного типа (рис. 134, б)
в которых осуществляется
противоток адсорбента и раз-
деляемой смеси. Ступенчато-
противоточный адсорбер разде-
лен перфорированными решет-
ками 1 на ряд секций, причем
на каждой решетке создается
кипящий слой. Газ подается
снизу через штуцер 2, а адсор-
бент сверху через стояк 3. Газ
поднимается через газораспре-
делительные отверстия реше-
ток, создавая на них кипящие
слои. Псевдоожиженный адсор-
бент перетекает с тарелки на
тарелку по переточным тру-
бам 6. Применяемая конструк-
ция переточных труб обеспе-
чивает постоянство уровня
адсорбента на тарелках.
§ 3. ОСНОВЫ РАСЧЕТА
АДСОРБЕРА
Скорость процесса адсорбции
определяется не скоростью соб-
ственно адсорбции, которая
протекает очень быстро, а ско-
ростью подвода молекул из объема к поверхности зерен адсорбента
и скоростью транспорта молекул с поверхности зерна к центру его
по многочисленным порам. Эти процессы определяются скоростью
диффузии молекул.
Таким образом, кинетика процесса адсорбции описывается урав-
нениями диффузии и массопередачи. Однако эти уравнения гро-
260
моздки и сложны и не учитывают всех факторов, влияющих на про-
цесс.
На практике для надежного расчета адсорберов чаще всего поль-
зуются экспериментальными данными, полученными на опытных уста-
новках в тех же условиях.
Этими данными являются:
а) активность адсорбента;
б) расход адсорбента В в кг]кг\
в) время адсорбции т в минутах;
г) допускаемая линейная скорость движения газа или жид ости
и) в м]сек или м/ч.
Рассмотрим расчет адсорбера с неподвижным слоем адсорбента
на конкретном примере.
Пример 40. Рассчитать адсорбер для осушки 33000 кг/ч или 800 мР/ч
(при рабочих условиях) газа пиролиза синтетическим цеолитом.
Характеристика газа: содержание влаги zi = 0,025% мае.; абсолютное
язвление л = 42 ат = 41,2 бар\ температура t = 7° С.
Характеристика цеолита: насыпная плотность qh = 720 кг/м^\ пористость
слоя гранул X = 0,38; влагоемкость а = 4%.
Требуется довести содержание влаги до zz 0,0005% мае.
На основании практических данных необходимое время контакта т =
= 0,5 мин, допустимая линейная скорость газа в свободном сечении адсорбера
w = 0,08 м/сек.
Необходимое сечение адсорбера
5 = - ~ = 2 78 и2
3600 W 3600-0,08 ’ '
Диаметр
„I/-,,,.
Принимаем D = 2,0 ж, сечение S = 3,14 лг.2.
Необходимый объем слоя адсорбента
TZ VT 800 - 0,5 ч
ад Л-60 0,38-60
Высота слоя адсорбента
тт Гад 1/,о r z»
н—s------------------------злГ='’-6 м'
Масса адсорбента
Сад = Гад Yh = 17,5-720^12 600 кг/ч.
Полученное количество адсорбента может поглотить влаги
Садл 12 600-4 сл.
2а«=“100"=Тб—=504 кг-
Необходимо поглотить влаги в час
г = СЧб? = 33 000 °’025"в’0005 = 8.25 к>/ч.
Время работы осушителя
2аД
:00
504
z 8,25 61
Следовательно, через 61 ч работы адсорбер необходимо остановить на реге-
нерацию адсорбента. Поэтому устанавливаются два адсорбера.
261
ХИМИЧЕСКИЕ ПРОЦЕССЫ________
Глава XIII
РЕАКТОРНЫЕ УСТРОЙСТВА
§ 1. ОСНОВНЫЕ ПОНЯТИЯ
Основным аппаратом, в котором осуществляются различные ка-
талитические и некаталитические химические процессы, является
реактор.
Примерами каталитических процессов, применяемых в нефтепере-
работке и нефтехимических производствах, являются каталитиче-
ский крекинг и риформинг различных видов сырья, гидрогенизация,
дегидрирование, полимеризация, гидратация, алкилирование и дру-
гие. К некаталитическим процессам относятся термический крекинг
и пиролиз, протекающие под воздействием высоких температур.
Основное требование к реакторным устройствам заключается
в обеспечении времени пребывания реагирующих веществ в зоне
реакции и режима температур и давлений, необходимых для полу-
чения заданного выхода и качества целевых продуктов.
Согласно классификации, предложенной Д. И. Орочко, которая
приводится здесь только частично, химические реакции по своему
механизму могут быть обратимыми, необратимыми, сложными и ав-
токаталитическими, или цепными.
Реакции могут быть гомогенные (однофазные) и гетерогенные
(многофазные). Примером гомогенной реакции является пиролиз
газообразных углеводородов. Все парофазные реакции на твердых
катализаторах являются гетерогенными реакциями.
По тепловым характеристикам химические процессы, протекаю-
щие в реакторах, могут быть экзотермические, протекающие с вы-
делением тепла, и эндотермические, протекающие с поглощением
тепла.
Примерами экзотермических реакций являются гидрогенизация,
алкилирование, синтез полиэтилена и другие процессы полимериза-
ции, гидратация непредельных углеводородов и другие. К эндотер-
мическим реакциям относятся каталитический и термический кре-
кинг, пиролиз, каталитический риформинг, дегидрирование и др.
262
В случае экзотермических реакций необходимо обеспечить отвод
тепла в реакторном устройстве, а в случае эндотермических — под-
вод тепла. Таким образом, тепловой эффект реакции в значительной
степени предопределяет условия ведения процессов и конструктив-
ное оформление реакторов.
С точки зрения условий ведения процессов различают процессы
трех типов, отличающиеся методами отвода или подвода тепла.
1. Изотермический процесс, когда скорость отвода или подвода
тепла пропорциональна его выделению или поглощению в процессе
реакции. Реакции, протекакпцие изотермически, характеризуются
постоянством температуры по всему реакционному объему.
К изотермическим системам принадлежат реакторы установок для
получения изооктана (полимеризация и гидрирование), к ним при-
ближаются реакторы алкилирующих установок, реакторы с псевдо-
ожиженным слоем катализатора и некоторые другие.
2. Адиабатический процесс, протекающий без отвода или подвода
тепла. В адиабатических системах температура в реакторе непре-
рывно меняется от входа к выходу, возрастая для экзотермических
процессов и убывая для эндотермических.
Изменение температуры определяется видом кинетической кри-
вой, т. е. кривой зависимости скорости реакции от времени, поскольку
выделение или поглощение тепла примерно пропорционально
количеству прореагировавшего продукта.
Примером адиабатических систем являются реакционные ка-
меры процессов термического крекинга деструктивной гидрогениза-
ции, каталитического крекинга с движущимся катализатором, пря-
мой гидратации этилена, дегидрирования бутиленов и др.
3. Политропический процесс, протекающий с отводом или под-
водом тепла, когда скорость отвода или подвода тепла не пропор-
циональна количеству выделенного или поглощенного тепла. В рас-
сматриваемом случае температура в реакторе также меняется от
входа к выходу, но характер температурной кривой зависит в боль-
шей степени от работы поверхности теплообмена, чем от вида кине-
тической кривой. К политропическим системам могут быть отнесены
реакционные секции змеевиков печей термического крекинга и пиро-
лиза, реакторы каталитического крекинга с неподвижным катализа-
тором в процессе регенерации, змеевиковые реакторы полиэтилена
высокого давления и др.
Реакторные устройства, применяющиеся в промышленности, мо-
гут быть периодического и непрерывного действия.
К реакторам периодического действия относятся автоклавы и
мешалки с периодической загрузкой и выгрузкой. При этом система
в целом может работать периодически (если установлен один аппарат)
или непрерывно (если установлено несколько аппаратов). Примером
реактора периодического действия являются реакторы для производ-
ства полиэтилена и полипропилена низкого давления, представляю-
щие собой мешалки с периодической выгрузкой, реакторы дегидри-
рования бутилена регенеративного типа и др.
263
Реакторными устройствами непрерывного действия являются ко-
лонные и многоколонные аппараты, мешалки с непрерывным вво-
дом и выводом реагентов и др. Реакторы этого типа наиболее рас-
пространены и, как правило, наиболее совершенны.
Реакторы, в которых процессы проводятся непрерывно, делятся
по А. Н. Плаиовскому на аппараты идеального вытеснения и ап-
параты идеального смешения.
Аппаратами идеального вытеснения называются такие, в которых
время пребывания любой частицы одинаково и равно расчетному
времени пребывания всей реакционной смеси в аппарате, т. е. пол-
ностью отсутствует внутренняя циркуляция и движение всех частиц
является поступательным. К таким аппаратам можно отнести колон-
ные и змеевиковые реакторы.
Аппаратом идеального смешения называется такой аппарат, в ко-
тором время пребывания различных частиц неодинаково и отличается
от расчетного времени пребывания всей реакционной смеси, а по-
ступающее сырье полностью перемешивается с продуктами реакции,
находящимися в аппарате, т. е. имеется интенсивная внутриреактор-
ная циркуляция. К таким аппаратам можно отнести мешалки не-
прерывного действия и реакторы с кипящим слоем катализатора.
На практике чаще всего встречаются аппараты промежуточного
типа.
§ 2. ОСНОВНЫЕ КИНЕТИЧЕСКИЕ ЗАВИСИМОСТИ
а. Кинетические уравнения и графики
Как указывалось выше, основным назначением промышленных
химических процессов является получение максимального выхода
определенных целевых продуктов. В связи с этим в технических рас-
четах реакторных устройств под скоростью реакции обычно пони-
мают скорость выхода целевого продукта в единицу времени или
количество исходного сырья, превращенного в единицу времени.
Для кинетического расчета реакторных устройств необходимо
знать закон изменения скорости реакции или концентрации реаги-
рующих веществ во времени. С увеличением скорости реакции со-
кращается время реагирования, необходимое для достижения за-
данного выхода продуктов реакции.
Изменение концентрации реагирующих веществ во времени для
простейших реакций первого и второго порядков определяется клас-
сическими уравнениями кинетики. Например, для реакции первого
порядка
т - ттжЬ,- <292>
где т — время реагирования в секундах;
к — константа скорости реакции в i/cex;
у — глубина превращения в %.
Глубиной превращения называется относительное количество ис-
ходного сырья, вступившего в реакцию. Глубина превращения вы-
ражается в процентах или долях единицы.
Однако простейшие реакции встречаются сравнительно редко
в промышленных условиях. Поэтому, как правило, зависимость
между выходом продуктов реакции и временем реагирования, най-
денная опытным путем, может быть выражена либо в виде эмпири-
ческих уравнений, либо в виде кинетических кривых.
Основной задачей расчета проточного реактора является опреде-
ление потребного реакционного объема. В основу расчета может
быть взято время реагирования или пребывания реагирующих ве-
ществ в зоне реакции т в тех случаях, когда оно поддается опреде-
лению,
3600 Гр X
т =-----— сек,
где Vp — общий объем реакционной зоны в м3;
V — средний объем реагирующих веществ при условиях реакции
в м3/ч;
X — пористость слоя катализатора или доля свободного объема
(в отсутствие катализатора X = 1).
Отсюда объем реакционной зоны
i<294>
Для многих реакций оказалось более удобным пользоваться не
временем пребывания продукта в зоне реакции, которое во многих
случаях невозможно точно определить, а производительностью еди-
ницы реакционного объема. Производительностью единицы реак-
ционного объема называют количество сырья, выраженное в массо-
вых или объемных единицах, которое может быть пропущено через
единицу реакционного объема в час при условии достижения задан-
ной глубины превращения. Производительность единицы реакцион-
ного объема принято называть объемной или массовой (весовой)
скоростью.
Для жидких продуктов объемную скорость выражают как коли-
чество м3 холодного сырья Vc, пропускаемого через 1 м3 реакцион-
ного объема в час (м3/м3 • ч или ч~{):
v = м3/м3 • ч. (295)
v р
Для газообразного сырья объемную скорость выражают как ко-
личество м3 газовой смеси Уо, отнесенное к 0° С и 760 мм рт. ст.,
пропускаемой через 1 м3 реакционного объема в час (м3!м3 • ч или
ч-1):
г — м3/ма • ч. (295а)
265
Массовой скоростью называется количество кг или т сырья,
пропускаемого через 1 кг или 1 т катализатора в 1 ч (кг/кг ч или
G /
~— кг/кг •ч,
Ор
(29(5)
где G — масса сырья в кг/ч\
Gp — масса катализатора в реакционном объеме в кг.
Между массовой и объемной скоростью существует следующая
зависимость:
0,1 0,2 0,3 0,0 0,5 0,6
Фиктивное время крекинга.
Рис. 135. Кинетические кривые
ступенчато-противоточного ката-
литического крекинга вакуум-
ного газойля при 475° С.
J — бензин; 2 — легкий газойль; з —
газ; 4 — кокс; 5 — глубина превраще-
ния.
(297)
g = V 1
Он “
ГДв Оо — плотность исходного сырья
в кг/м3;
— насыпная плотность катали-
затора (для псевдоожи-
женных систем концентра-
ция катализатора) в кг/м3.
Массовая или объемная скорость
для различных процессов опреде-
ляется экспериментально на лабора-
торных и опытных установках.
Принимаемые для проектирова-
ния значения объемной или массо-
вой скорости должны быть получены
в условиях, соответствующих проек-
тируемым, т. е. для идентичного
сырья и катализатора, при тех же
давлениях и температурах.
Объемная или массовая скорость
пропорциональна средней скорости
реакции, а обратная величина объ-
емной или массовой скорости — вре-
мени реагирования. Для кинетиче-
ских уравнений и графиков удобно пользоваться не объемной или
массовой скоростью, а их обратной величиной, которая может
быть названа фиктивным временем реагирования и имеет размер-
ность времени
1
ш0 = — ч
" v
(298)
или
1
о>в = — ч.
ё
Объем зоны реакции может быть вычислен по уравнению
Vp =-£-= Vc<»0*3
(298а)
(299)
266
или
Vp = — *= -^2- М3. (300)
На рис. 135 и 136 приведены кинетические кривые процессов
каталитического крекинга вакуумного газойля и дегидрирования
О 0,02 0,04 0,060080,1 0,12 0,14 0,160,180,2 0,22 0,240,260,28
Фиктивное время реагирования си 100, ч
Рис. 136, Кинетические кривые дегидрирования бутана.
н-бутана. На рис. 135 выход всех продуктов реакции представлен
в функции фиктивного времени реагирования. Такой кинетический
график удобен для расчетных целей.
б« Влияние температуры на скорость химических реакций
Скорость реакции, а следовательно, время реагирования и вели-
чина реакционного объема, как известно, зависят от температуры.
Для простейших реакций зависимость констант скоростей реак-
ции от температуры описывается уравнением Аррениуса
In
_ А
— R
(301)
где й2, ki — константы скоростей реакции при температурах Тг
и
А — кажущаяся энергия активации в ккал/кмолъ;
R — универсальная газовая постоянная, равная 1,9869
ккал/кмоль • °C (8314Л дж/кмолъ*°С);
Ти Т2 — абсолютные температуры в °К.
Энергия активации или кажущаяся энергия активации — это
избыточная энергия реагирующих молекул над средним энергети-
ческим уровнем всех молекул системы.
Уравнение (301) выведено при допущении, что кажущаяся энер-
гия активации А не зависит от температуры и от глубины превра-
267
щения. На практике, однако, кажущаяся энергия активации зависит
от температуры, а иногда и от глубины превращения.
С повышением температуры скорость реакции возрастает, причем
согласно правилу Вант-Гоффа повышение температуры на 10° С
вызывает увеличение скорости реакции в два раза. Фактически уве-
личение скорости реакции, вызываемое повышением температуры,
зависит от абсолютного значения температуры и, как правило,
с повышением температуры влияние ее на скорость реакции умень-
шается.
Так, скорость реакции термического крекинга при температуре
ниже 375° С примерно удваивается при повышении температуры
на 10°; при более высоких температурах для удвоения скорости
реакции требуется следующее повышение температуры: при 400° С
па — 12°, при 500° С на ~ 16° С и т. д.
Влияние температуры на скорость реакции часто выражают как
число градусов, необходимое для удвоения скорости реакции; од-
нако удобнее выражать влияние температуры в виде температурного
коэффициента скорости реакции.
Температурный коэффициент скорости реакции Kt показывает,
во сколько раз изменится константа скорости реакции при измене-
нии температуры на 10° С.
Температурный коэффициент скорости реакции является пере-
менной величиной и понижается с повышением температуры. Обычно
температурный коэффициент скорости реакции Ki определяется
для некоторых интервалов температур, наиболее характерных для
данной реакции, и является средней величиной для рассматривае-
мого интервала температур.
Влияние температуры на скорость реакции иллюстрируется дан-
ными табл. 6, где приводятся температурные коэффициенты скорости
реакции и значения кажущейся энергии активации для процесса
выжига кокса с поверхности шарикового алюмосиликатного ката-
Таблица 6 Влияние температуры на скорость выжига кокса на шариковом алюмосиликатном катализаторе лизатора крекинга. С повышением темпера- туры регенерации кажуща- яся энергия активации п температурный коэффициент
Температур- скорости реакции заметно
Интервалы температур, °C Кажущаяся снижаются.
ные коэффи- циенты ск о- энергия актива- Поскольку с повышением
рости выжига ции Л, температуры скорость реак-
Kt ккал/ кмолъ ции возрастает, время, необ- ходимое для проведения
реакции, соответственно со-
450—500 1,3 29100 кращается. Следовательно,
500—550 1,15 17 800 если при двух температу-
550—ООО 600—650 1,11 1,086 14 900 13250 pax ti и 12 константы ско-
650-700 1,055 9 870 рости реакции соответствен- но равны Ki и TG, то время
268
реагирования Ti и Т2 при этих же температурах обратно пропорцио-
нально константам скорости реакции:
Зависимость между константами скорости реакции при двух
температурах может быть выражена через температурный коэффи-
циент скорости реакции:
кг = k,K°t •*(l'-(1) = kjfr1 4(303)
где к2 — константы скорости реакции при температурах и t2\
Kt — среднее значение температурного коэффициента скоро-
сти реакции в интервале температур и i2.
Аналогичную зависимость можно написать для времени реаги-
рования:
тх = т2 К?-1 (,2-h> = т2Я?3 4 ‘ (304)
или
Т2 = тх АГ0Д = Тх КГ01 4(304а)
где Ti — время реагирования при температуре h в секундах;
Т2 — время реагирования при температуре fe, необходимое для
достижения той же глубины превращения, в секундах.
Отсюда
Уравнение (304) распространяется и на фиктивное время реаги1-
рования:
<ох = Я?1 4 <О2 = ©хКГ°Л 4 '• (306)
Оно может быть выражено также через массовую либо объемную
скорость:
gz = g^ 4v2 = V1K^ 4 (307)
Между температурным коэффициентом скорости реакции и пере-
падом температуры, необходимым для удвоения скорости реакции,
существует следующая зависимость:
ю
Kt = 2 д , (308)
где A t2 — перепад температуры, необходимый для удвоения скоро-
сти реакции, в °C.
269
Из уравнений (302)—(307) следует, что если по уравнениям
(294), (299) или (300) рассчитан объем реактора при температуре
/1, то необходимый объем реактора при температуре /2 равен
Гр2 = ГР1^Г0’1Л‘. (309)
Уравнения (302)—(309) справедливы при изотермическом течении
процесса.
При адиабатическом и политропическом течении процесса расчет
реакторных устройств может вестись по тем же уравнениям, но под
температурами ti и t2 подразумеваются температуры, эквивалентные
средней скорости процесса.
Температура, эквивалентная средней скорости неизотермического
процесса, это та температура, при которой может быть достигнута
та же скорость процесса в изотермических условиях.
Математическое выражение для определения температуры, экви-
валентной средней скорости неизотермических процессов, выведено
в предположении, что изменение температуры процесса является
прямолинейным. При небольших перепадах температур такое допу-
щение не дает заметных погрешностей. В случае же больших пере-
падов температур зону реакции разбивают на ряд участков, на каж-
дом из которых принимают прямолинейное изменение температуры.
Температура, эквивалентная средней скорости адиабатического
процесса,
t — t 4- —— In (зю)
или
I _______I I 10 ]ff 0,23 (^2 /QI Ля)
*a* c. c. a. - h + 1g f 0,l (f2 _ fl) • (310a)
£
Температура, эквивалентная средней скорости политропического
процесса,
.q . *1)_1
(э. с. с. п. = tL + g 0,23 О2—’ (311)
При обработке опытных данных или результатов обследования
реакторов, состоящих из ряда секций, нескольких аппаратов либо
разбитых на ряд участков, возникает необходимость определения
эквивалентной изотермической температуры всего процесса в целом,
т. е. температуры, отвечающей изотермическому течению процесса
в тех же условиях.
Эквивалентная изотермическая температура определяется по
следуюхцему уравнению:
<э И. = t« + 1g [3 ”‘н) |° с, (312)
где tn — температура на входе в реактор или группу реакторов
в °C;
— объемы отдельных секций или участков в долях единицы;
ti — температура на выходе из каждой секции или участка в 0 С.
270
в. Тепловые эффекты реакции
Для выбора схемы реакторного устройства и кинетического рас-
чета необходимо располагать данными о тепловых эффектах хими-
ческих реакций. Тепловые эффекты реакции можно определять экс-
периментально. Их можно также вычислять по закону Гесса как
разность теплот образования продуктов реакции и исходного сырья
либо как разность теплот сгорания исходного сырья и продуктов
реакции.
В табл. 7 приведены данные о тепловых эффектах наиболее важ-
ных реакций.
Таблица 7
Средние значения тепловых эффектов некоторых реакций
Процесс Тепловой эффект реакции, ккал/кг
исходного сырья п ревращепного сырья
Каталитический крекинг тяжелого сырья (вакуумного газойля) при Z—475—500 °C То же при z=550°G Легкий термический крекинг мазута .... Глубокий термический крекинг газойля . . . Регенерация катализатора крекинга .... Дегидрирование бутана до бутиленов .... Дегидрирование бутиленов до бутадиена . . Дегидрирование изоамил снов в изопрен . . Пиролиз бензина Пиролиз пропана Полимеризация этилена в полиэтилен . . . Алкилирование изобутана бутиленом .... Алкилирование сбепзола тетрамером пропи- лена Гидратация этилена в этиловый спирт . . . Гидрирование пзооктплена Деструктивная гидрогенизация средних ма- сел —40-—45 —100 — 250-:—300 — 7 Он—250 +7000-Н-80001 — 520 — 485 — 440 — 350н—500 — ЗООн—350 + 800 4- +1000 + 250 + 80 + 430 + 245 + 400
1 На 1 кг кокса.
В случае очень больших тепловыделений, как, например, в про-
цессе полимеризации этилена в полиэтилен, вопрос отвода тепла
может оказаться определяющим фактором в конструктивном оформ-
лении и расчете реактора. Так, общая длина змеевикового реактора
для производства полиэтилена высокого давления (в. д.) опреде-
ляется необходимой поверхностью теплоотвода.
Некоторые процессы, представляющие собой сочетание ряда
реакций с различным знаком теплового эффекта, могут иметь пере-
271
менный тепловой эффект в зависимости от глубины процесса. К таким
РисЛ 137. Зависимость теплового эф-
фекта реакции каталитического кре-
кинга легкого сырья от глубины пре-
вращения.
каталитический крекинг.
На рис. 137 приведены дан-
ные о тепловом эффекте реак-
ции каталитического крекинга
легкого сырья (дизельной фрак-
ции), вычисленные на основе
экспериментально определен-
ных теплот сгорания сырья и
продуктов реакции по закону
Гесса. Сплошная линия полу-
чена обработкой эксперимен-
тальных данных, а пунктир-
ная — экстраполяцией.
Кривая рис. 137 показывает,
что с увеличением глубины
превращения теплота реакции
возрастает, достигает макси-
мума (—65 ккал/кг сырья) при
глубине превращения 55%,
после чего с дальнейшим уве-
личением глубины превраще-
ния значение теплового эф-
фекта реакции уменьшается,
проходя через нуль при боль-
шой глубине превращения.
Указанный характер кривой
объясняется измененивхМ относи-
тельного значения реакций различных типов (крекинга, полимери-
зации, изомеризации, ароматизации, коксообразования, переноса
водорода и г. д.), происходящих при каталитическом крекинге,
с изменением глубины превращения.
г. Режимы гетерогенных химических реакций
Во многих случаях скорости гетерогенных химических реакций
на пористых катализаторах определяются не кинетикой химического
превращения, а скоростью перемещения молекул реагирующих
веществ из объема к поверхности гранулы катализатора и через поры
катализатора к золе реакции. В зависимости от того, какая стадия
является наиболее медленной и, следовательно, определяющей,
различают три основных режима.
1. Кинетическая область. Скорость суммарного процесса опре-
деляется скоростью собственно реакции (как наиболее медленной
стадии).
2. Внутренняя диффузионная область. Скорость суммарного
процесса определяется скоростью диффузии реагирующих веществ
через поры катализатора (скорость реакции значительно больше
скорости диффузии через поры).
272
3. Внешняя диффузионная область. Скорость суммарного про-
цесса определяется скоростью диффузии реагирующих веществ из
объема к поверхности гранул.
Когда скорости реакции и диффузии соизмеримы, реакция про-
текает в переходной области.
Характерной особенностью указанных режимов является раз-
личная зависимость скорости реакции от температуры.
Для реакций, протекающих в кинетической области, скорость
реакции быстро возрастает с температурой, тогда как для диффу-
зионной области характерно медленное изменение скорости реак-
ции в зависимости от температуры, поскольку коэффициент диффузии
мало зависит от температуры.
По этой же причине реакции обычно переходят в диффузионную
область при достаточно высоких температурах (например, процесс
регенерации шарикового алюмосиликатного катализатора крекинга
переходит во внутреннюю диффузионную область при 600е С).
Процессы, лимитирующиеся диффузией, протекают значительно
медленнее, чем это следует согласно кинетике собственно реакции.
3. ОСОБЕННОСТИ НЕПРЕРЫВНЫХ ПРОЦЕССОВ
В тех случаях, когда скорости гетерогенных химических реакций,
проводимых на твердых катализаторах, лимитируются диффузией
реагирующих веществ к зоне реакции, часто оказывается целесооб-
разным применять тонко измельченные катализаторы для ускорения
внутренней диффузии и создавать интенсивное перемешивание в зоне
реакции с целью увеличения скорости внешней диффузии. Для си-
стем жидкость — жидкость скорость реакции может лимитироваться
диффузией молекул из объема к поверхности раздела фаз и через
пограничный слой. Для интенсификации процесса в системах жид-
кость — жидкость увеличивают поверхность фазового контакта
реагирующих веществ путем увеличения их степени дисперсности
и интенсивного перемешивания.
В качестве примера можно привести такие парофазные и газовые
реакции на твердых катализаторах, как каталитический крекинг,
каталитическое дегидрирование, окисление этилена и нафталина
и другие. Эти процессы, проводившиеся на гранулированных ката-
лизаторах, в настоящее время осуществляются преимущественно
на порошкообразных катализаторах в кипящем слое.
В кипящем слое реакция протекает в изотермических условиях
благодаря мгновенному выравниванию температуры, интенсифици-
руются процессы массопередачи и теплопередачи и упрощается аппа-
ратурное оформление процесса.
Таким образом, аппараты идеального смешения, к которым,
в частности, можно отнести реакторы с кипящим слоем порошко-
образного материала, имеют ряд преимуществ по сравнению с аппа-
ратами идеального вытеснения.
Вместе с тем, как показал А. Н. Плаиовский, эти аппараты
обладают также существенными недостатками.
18 Заказ И74.
273
Вследствие интенсивной внутренней циркуляции время пре-
бывания отдельных частиц в реакторе неодинаково, в результате
чего часть продуктов реакции задерживается в зоне реакции очень
долго, а часть сырья уходит из зоны реакции, не успев прореаги-
ровать. Так, время пребывания частиц в аппарате с полным внут-
ренним перемешиванием составляет 0,632 от времени пребывания
этих частиц в аппарате идеального вытеснения.
Другим отрицательным результатом внутриреакторной цирку-
ляции являются разбавление исходного сырья продуктами реакции
и снижение средней концентрации реагирующих веществ, вслед-
ствие чего снижается средняя скорость процесса. Кроме того, в ре-
зультате повторного реагирования продуктов реакции увеличивается
выход побочных продуктов.
Влияние впутриреакторного перемешивания выражается через
концентрационный коэффициент полезного действия.
Концентрационный коэффициент полезного действия равен част-
ному от деления времени пребывания в аппарате идеального вытес-
нения тк на время пребывания в аппарате идеального смешения
тн, необходимых для достижения одинаковой глубины превращения:
(313)
Для реакций нулевого порядка концентрационный к. п. д. т|к = 1,
т. е. внутриреакторное перемешивание не снижает скорости реакций
нулевого порядка. Наименьшие значения имеет концентрацион-
ный к. п. д. для реакций второго порядка, а реакции первого порядка
занимают промежуточное положение.
Концентрационный к. п. д. зависит также от глубины превра-
щения. Для малых глубин превращения он близок к единице и резко
снижается при больших глубинах превращения.
Таким образом, снижение скорости процесса, вызванное внутри-
реакторной циркуляцией, может оказаться большим, чем интенси-
фикация от увеличения степени дисперсности и улучшения массо-
передачи.
А. Н. Плановский показал, что отмеченные выше недостатки
аппаратов с внутренним перемешиванием могут быть устранены
путем разобщения зоны реакции на ряд секций. Тогда внутриреак-
торное перемешивание ограничивается лишь пределами каждой
секции, концентрационный к. п. д. увеличивается, а преимущества
аппаратов идеального смешения сохраняются. Им также показано,
что оптимальный эффект интенсификации работы реактора дости-
гается при условии равенства объемов всех секций.
Чем выше концентрационный к. п. д. цк, тем меньше реактор по
эффективности работы отличается от аппарата идеального вытес-
нения.
В практическом осуществлении секционирование может быть
параллельным (рис. 138, а) и последовательным (рис. 138, б).
274
Параллельное секционирование основано на ограничении внут-
ренней циркуляции при больших отношениях высоты аппарата к его
диаметру. Это, в частности, достигается разделением зоны реакции
на ряд вертикальных секций.
Рис. 138. Схемы секционирования реакторов.
а — параллельное; б — последовательное; л — последовательное со ступенчатым подводом
одного реагента; г—ступенчатый противоток; 1—вход газа; 2 — выход газа; 3— вход
твердого материала; 4 — выход твердого материала; 5 — вход первой жидкости; 6 — выход
реакционной смеси; 7 — вход второй жидкости.
Рис. 139. Влияние числа ступеней секционирования на концентрационный
к. п. д. и выход целевого продукта
а — мопомолекулнрные реакции; б — бимолекулярные реакции.
Возможны также различные разновидности этих двух способов
секционирования. Так, последовательное секционирование может
успешно сочетаться со ступенчатым подводом наиболее реакционно-
способного реагента (рис. 138, в). Особенно эффективным является
сочетанно секционирования с противотоком реагентов — ступенча-
тый противоток (см. рис. 138, г и 134, б), применимый для различных
процессов в кипящем слое.
18* 275
На рис. 139 показано влияние секционирования на концентра-
ционный к. п. д. для реакций мономолекулярных (первого порядка)
и бимолекулярных (второго порядка).
Графики рис. 139 показывают, что секционировать аппарат целе-
сообразно при глубине превращения не ниже 60—70%, так как при
более низких глубинах превращения эффект от секционирования
не оправдывает усложнения конструкции реактора. Число секций,
как правило, целесообразно увеличивать только до 5—6, так как
дальнейшее увеличение числа секций дает незначительный эффект.
Если известны истинное или фиктивное время реагирования
в аппарате идеального вытеснения или лабораторном аппарате перио-
дического действия, то необходимый объем реального аппарата,
в котором имеется внутренняя циркуляция, определяется по урав-
нению
v'" = -зйЬг « <314>
или
г'р = -5- = . (315)
1 "Лк Лк ' ’
§ 4. КОНСТРУКТИВНОЕ ОФОРМЛЕНИЕ РЕАКТОРНЫХ
УСТРОЙСТВ ДЛЯ РАЗЛИЧНЫХ ХИМИЧЕСКИХ ПРОЦЕССОВ
Теплообмен в промышленных реакторах может быть непрерывным
или ступенчатым. Он может осуществляться через поверхность те-
плообмена и с применением теплоагентов смешения.
Реакторы с поверхностью теплообмена выполняются в виде труб-
чатых теплообменных аппаратов с насыпанным в трубки или меж-
трубное пространство катализатором, а также в виде непрерывных
змеевиков с внешним обогревом или охлаждением. Применяются
также пластинчатые реакторы. Реже применяются цилиндрические
аппараты с наружной охлаждающей или нагревающей рубашкой.
Реакторы, в которых отсутствует передача тепла через поверх-
ность теплообмена, обычно представляют собой цилиндрические
аппараты колонного типа, заполненные катализатором.
Если проводимая реакция экзотермична и необходим отвод тепла
или, наоборот, эндотермична и требуется подвод тепла, то последний
осуществляется рециркуляцией нопревращениого сырья или же
промежуточным охлаждением или нагревом. Подвод или отвод
тепла может также осуществляться путем смешения с катализато-
рами и теплоносителями или теплоотводящими агентами, а иногда
путем испарения в зоне реакции части сырья или других агентов.
По конструкции реакторы могут быть колонного типа, трубчатые,
змеевиковые и реакторы с перемешивающим устройством. Рассмот-
рим их на конкретных примерах.
Типичным примером кожухотрубчатого реактора с внутренним
теплообменом, работающего при условиях, близких к изотермиче-
ским, является реактор для селективной полимеризации олефинов
(рис. 140).
276
В трубках находится катализатор, а по межтрубному простран-
ству циркулирует теплоноситель — испаряющаяся вода, предна-
значенная для съема тепла экзотермиче-
ской реакции. Регулирование темпера-
туры процесса осуществляется путем
поддержания соответствующего давле-
ния в межтрубном пространстве.
Недостатками реакторов этого типа яв-
ляются сложность загрузки и выгрузки
катализатора и повышенный расход
металла.
Примером змеевикового реактора
с развитой теплообменной поверхно-
стью является реактор для производ-
ства полиэтилена в. д. (рис. 141). Реак-
тор представляет собой теплообменник
типа «труба в трубе», элементы кото-
рого соединены двойниками.
Вдоль всей поверхности теплооб-
мена обеспечивается интенсивный съем
тепла при помощи горячего парового
конденсата, циркулирующего через
охлаждающие рубашки змеевика. Про-
ведение процесса в змеевике, соста-
вленном из труб небольшого диаметра,
обеспечивает большую удельную по-
верхность охлаждения. Для полиме-
ризации этилена это особенно важно,
поскольку тепловой эффект реакции
может достигать 1000 ккал!кг п свое-
временный и быстрый отвод тепла
является решающим фактором для
данного процесса. Часть избыточного
тепла отводится также рециркулирую-
щим этиленом.
Реактор для сернокислотного алки-
лирования с перемешивающим устрой-
ством имеет внутренний трубный пу-
чок 3 для отвода теплоты реакции, по
которому циркулирует охлаждающая
жидкость (рис. 142). В нижней части
реактора расположен пропеллерный
насос 4, создающий интенсивное пере-
мешивание поступающего снизу сырья
Рис. 140. Кожухотрубчатыи
реактор для селективной по-
лимеризации олефинов.
1 — вход паров; 2 — выход про-
дуктов реакции; 3— вход охла-
ждающей воды; 4 — выход парен*
воды.
и поступающей сверху кислоты.
Змеевики трубчатых печей для термического крекинга и пиролиза
являются типичным примером змеевиковых реакторов с теплооб-
менной поверхностью для эндотермических реакций. Конвекционный
277
змеевик и часть радиантного змеевика представляют собой зону
нагрева, остальная часть радиантного змеевика зону реакции, где
одновременно осуществляется дальнейший нагрев реакционной смеси
до конечной температуры реакции.
На рис. 143 представлен реактор колонного типа для парофазной
гидрогенизации. Он представляет собой аппарат, заполненный не-
сколькими слоями таблетированного катализатора. Катализатор
загружается на перфорированные решетки или в специальные кор-
Рис. 141. Змеевиковый реактор для полимеризации эти-
лена иод высоким давлением.
зины с перфорированным дном. Процесс идет с большим выделением
тепла. Во избежание перегрева паров выше допустимой температуры
в нескольких точках по высоте реактора осуществляется поддув
холодного циркуляционного водорода, представляющего собой часть
водорода, циркулирующего в системе для поддержания требуемого
•соотношения водорода и продукта.
В таком реакторе распределение температур носит ступенчатый
характер, повышаясь в каждой секции и понижаясь в сечениях ввода
водорода. Режим каждой секции такого реактора является адиаба-
тическим, а реактора в целом — политропическим.
Процесс ароматизации бензинов под давлением в присутствии
водорода, являющийся эндотермическим, может оформляться в виде
двух- пли трехколонных реакторов, заполненных катализатором.
Реакционная смесь нагревается в печи и поступает в первый реактор,
278
Рис. 143. Реактор колон-
ного типа для парофазпои
гидрогенизации.
1 — корпус; 2 — фланцы; 3 —
крышки; 4 — катализатор.
I — вход паров сырьевой смеси;.
II — выход продуктов реакции;.
III — ввод охлаждающего газа.
Рис. 142. Реактор алкили-
рования.
1 — корпус; 2 — цилиндриче-
ский кожух; 3 — трубчатый
пучок; 4 — пропеллерный на-
сос.
Линии: I — вход хладагента
II — выход хладагента; III —
ввод сырья; IV — вход кислоты;
V — выход продуктов реакции.
279
Рис. 144. Реактор
с перемешиваю-
щим устройством
.для полимериза-
ции этилена иод
высоким давле-
нием.
1 — вход теплоноси-
теля; 2 — корпус;
3 — рубашка; 4 —
иодача этилена; 5 —
экранированный
электропривод ме-
шалки; 6 — выход
теплоносителя; 7 —
винтовая мешалка;
8 — выход продук-
тов реакции.
в котором температура вследствие эпдотермичности реатщии сни-
жается. Из первого реактора реакционная смесь направляется в про-
межуточную печь, в которой она вновь нагревается до требуемой
температуры, и поступает во второй реактор
и т. д.
Каждый реактор представляет собой аппарат
адиабатического типа.
Реактор с перемешивающим устройством для
производства полиэтилена в. д. (рис. 144) обору-
дован винтовой мешалкой. Часть тепла реакции
снимается через охлаждающую рубашку*?. Однако
вследствие большой толщины стенок и малой
удельной поверхности отвод тепла через стенку
невелик. Здесь регулирование температуры реак-
ции может осуществляться вводом охлажденного
этилена (при температуре порядка —20° С) или
вводом жидкости, не влияющей на процесс поли-
меризации, например воды.
Полиэтилен и полипропилен низкого давле-
ния (н. д.) получают в реакторах с перемеши-
ванием без внешнего теплоотвода. Тепло реак-
ции отводится путем испарения части раствори-
теля или исходного сырья, последующей его
конденсации и возврата в реактор.
На принципе частичного испарения сырья
(изобутана) также основан отвод тепла реакции
в показанном на рис. 145 реакторе для: алкили-
рования изобутана бутиленом. Этот реактор
представляет собой последовательно секциони-
рованный аппарат со ступенчатым подводом
сырья. Циркулирующий изобутаи и серная ки-
слота подаются в первую секцию и проходят
последовательно вторую и третью секции, а ис-
ходное сырье разбивается на три потока, каж-
дый из которых подается в одну из секций.
В каждой секции установлен пропеллерный сме-
ситель. Температура регулируется испарением
части изобутана.
Благодаря секционированию уменьшается
необходимый объем реактора и может быть сокра-
щено количество циркулирующего изобутана.
Реакторы адиабатического типа применя-
ются в тех случаях, когда под влиянием тепло-
вого эффекта реакции перепад температуры
сравнительно невелик и обеспечивается допустимое значение темпе-
ратуры на выходе из реактора. Использование адиабатического
принципа допускается при небольших значениях тепловых эффектов
реакции, при циркуляция значительных количеств исходного не-
280
превращенного сырья, играющих роль теплоносителя, либо при
разделении реакторного устройства на ряд адиабатических зон (или
реакторов), в конце которых продукты реакции охлаждаются или
нагреваются путем теплообмена либо путем ввода теплоносителя
смешения.
Примером колонного реактора адиабатического типа с непо-
движным слоем катализатора является реактор для синтеза этилового
спирта прямой гидратацией этилена. Вследствие положительного
теплового эффекта реакции температура газового потока повышается
при прохождении через реактор, однако она не превышает допусги-
Рис. 145. Трехступенчатый реактор алкилирования.
I — пропеллерный смеситель; 2 — насос для кислоты; з — компрессор для испаряющегося
иаобутака; 4 — конденсатор паров иаобутана.
Линии: I — сырье; II — циркулирующий изобутан; III — свежая кислота; IV — отработан-
ная кислота; V — пары пзобутапа; VI — продукты реакции.
мых пределов. Это объясняется малой глубиной превращения за
однократный пропуск, в результате чего в системе циркулирует
большое количество избыточного этилена.
Пустотелая реакционная камера установок термического кре-
кинга, в которую направляется реакционная смесь пз змеевиков
печей, также представляет собой реактор адиабатического типа.
Реакции термического крекинга эндотермичпы, в результате чего
температура реакционной смеси несколько снижается при прохо-
ждении через реактор. Однако она остается достаточно высокой для
завершения реакций крекинга.
§ 5. СМЕННО-ЦИКЛИЧЕСКИЕ ПРОЦЕССЫ
Протекание некоторых гетерогенных химических реакций сопро-
вождается отложением кокса на катализаторе, в результате чего
активность катализатора снижается и требуется его периодическая
регенерация путем выжига коксовых отложений. Степень потери
активности и частота регенерации зависят от количества коксовых
28Г
отложений. Такие процессы обычно состоят из двух чередующихся
•стадий — собственно реакции и окислительной регенерации ката-
лизатора, вследствие чего они получили название сменно-цикличе-
скнх процессов.
К смеппо-цнклнческим процессам относятся каталитический
крекинг, дегидрирование бутана и бутилена, каталитическая арома-
тизация бензинов и другие.
Сменно-циклические процессы могут проводиться в переключаю-
щихся реакторах с неподвижным слоем катализатора, в которых
реакция крекинга или дегидрирования чередуется с процессом реге-
нерации катализатора, или в реакторных системах с циркулирующим
катализатором. В последнем случае каждая стадия процесса про-
водится в самостоятельном аппарате — реакторе и регенераторе,
между которыми циркулирует катализатор, причем в реакторе про-
цесс идет с поглощением тепла горячего катализатора, а в регенера-
торе с выделением тепла и пагревом катализатора, который одно-
временно является теплоносителем.
Первые реакторы сменно-циклических процессов — реактор ката-
.литического крекинга Гудри — представляли собой три переклю-
чающихся трубчатых реактора, каждый из которых попеременно
включался на крекинг, отпарку катализатора и регенерацию, причем
длительность циклов крекинга и регенерации составляла 10 мин.
Тепло, необходимое для проведения реакции крекинга, подводилось
при помощи теплоносителя — расплавленных солей, циркулировав-
ших по трубам, а тепло от выжига кокса отводилось теми же рас-
плавленными солями. Такая система была очень сложна, и ее вытес-
нили системы каталитического крекинга с циркулирующим катали-
затором.
В дальнейшем для сменно-циклических процессов стали приме-
нять реакторы регенеративного типа, в которых сам катализатор
аккумулирует тепло от выжига кокса и отдает его реакционной
смеси во время цикла реакции, т. е. используется в качестве тепло-
носителя. Реакторы такого типа находят применение для более
длинных циклов, например в процессе дегидрирования бутиленов.
Для современных крупнотоннажных производств со сменно-цик-
лическими процессами получили распространение системы с цирку-
лирующим катализатором: реакторы с движущимся слоем шарико-
вого катализатора и особенно с кипящим слоем порошкообразного
или микросферического катализатора. Рассмотрим эти системы па
примере установок каталитического крекинга.
Па установках каталитического крекинга с движущимся слоем
катализатора используется шариковый алюмосиликатный катали-
затор с размером частиц от 2 до 5 мм. Реактор этих установок
(рис. 146) представляет собой аппарат шахтного типа, в котором осуще-
ствляется прямоток сырья и катализатора, т. е. сырье и катализатор
поступают сверху и движутся вниз. Благодаря прямотоку сырья
и катализатора достигается наиболее полное использование тепла
регенерированного катализатора, а сырье может подаваться в ре-
282
актор в виде паров или смеси паров и жидкости.
В последнем случае доиспарение сырья происхо-
дит после контактирования с горячим катали-
затором.
В нижней части реактора имеется сепари-
рующее устройство 2 для отделения паров от
катализатора и вывода их из реактора. Оно со-
стоит из сборных труб с отверстиями, прикры-
тыми колпачками. В нижнюю часть реактора по-
дается водяной пар для отпарки с поверхности
катализатора увлеченных тяжелых углеводоро-
дов. Эти пары также поднимаются вверх и вы-
водятся вместе с продуктами реакции. Закоксо-
ванный катализатор опускается через переточные
трубы и движется навстречу водяному пару.
В нижней части реактора расположено нижнее
распределительное устройство 3 для выравнива-
ния движения катализатора по сечению аппарата.
Конструкция его ясна из чертежа. Катализатор
поступает в реактор через верхнее распредели-
тельное устройство 1. Парожидкостное сырье
вводится в реактор через специальное распыли*
вающео устройство, не показанное па чертеже.
В процессе крекинга па катализаторе откла-
дывается кокс. Закоксованный катализатор транс-
портируется из реактора в регенератор для вы-
жига кокса.
Регенераторы состоят из 7—10 зон (рпс. 147),
разделенных охлаждающими змеевиками. Каждая
зона имеет самостоятельный ввод воздуха и
вывод газов регенерации при помощи системы
коробов и желобов. Катализатор вводится в ре-
генератор через верхнее распределительное устрой-
ство — «паук». Нижнее распределительное устрой-
ство для катализатора имеет такую же кон-
струкцию, как в реакторе.
По мере движения катализатора сверху вниз
происходит выжиг кокса. В первых секциях по
ходу катализатора выжиг кокса протекает очень
интенсивно, вследствие чего почти весь кислород
воздуха расходуется па окисление. В последую-
щих секциях скорость процесса уменьшается и
для успешного проведения процесса регенерации
необходим все возрастающий избыток воздуха.
Выжиг последних порций кокса протекает наи-
более трудно. Регенерированным катализатор
транспортируется в реактор при помощи пневмо-
транспорта.
Рве. 146. Прямо-
точный реактор
каталитического
крекинга.
1 — верхнее распре-
делительное устрой-
ство; 2 — cenapnpyio-
щес устройство; з —
нижнее распредели-
тся ы юе устройство;
4, 5 — штуцеры; б —
зона отпарки; 1 —
бункер; 3 — вход ре-
генерированного ка-
тализатора; 9 — ава-
рий п ан емкость ката-
лизатора, 10 — вход
инертного газа; 11 —
ввод водяного вара;
12 — коллектор;
13 — выход отрабо-
танного катализа-
тора.
283
6ЙЙЙЙ6Й ^ЙИЙЙЙ
к».
ф ф ф ф- ф ф ф ф^ф ф ф ф
Выход.
2030в~
Вход _
воздуха
Выход,
газов“
выход
газов
Вход _(
воздуха ‘
воздуха'
Г~ф ф ф ф ф ~ ~ф | ф ф ф ф ф ф
шшшшш
Выходу
зозов
выход О
газов"*-1
и
d
х<
U4
£
»й$
ПЕПНЩШШ
1*=т-?----
Вход__ II ""™АДААААйДДА&А&
возд^а г ааВВВае ВаоВВав
газо1Г~ |г~^ й 6 й 6 & Ц
а
Температурный режим регенератора регулируется иодачей поды
в змеевики водяного охлаждения. Каждая секция регенератора
работает как адиабатическая.
Температуру в реакторе можно регулировать изменением трех
переменных: скорости циркуляции катализатора, температуры реге-
нерированного катализатора и температуры поступающего сырья.
Вход катализатора
на регенерацию
Паро-водяная
Водяной пар смесь
Выход газов
регенерации
I зона
сжигания
-nnnnn
П зона
сжигания
вода
Вода для
питания
нотла -
утилизатора
ЧПППНПА
воздух
Выход регенерированного
\ катализатора
Рис. 148. Схема регенератора установок каталитическою
крекинга с двумя зонами охлаждения.
1 —желоба для распределения воздуха; 2 —охлаждающие змеевики;
з — нижнее распределительное устройство; 4 — котел-утилизатор.
Необходимость в большом количестве зон в упомянутых выше
регенераторах объясняется сравнительно низкой кратностью цирку-
ляции катализатора, составляющей около 2—3 : 1 (массовое соот-
ношение катализатора и сырья). На современных установках, рабо-
тающих с высокой кратностью циркуляции (5—6 : 1), применяются
преимущественно двух- или трехсекционные регенераторы с 1—2
зонами охлаждения (рис. 148). В этом регенераторе изменена
Рис. 147. Схема многозонального регенератора установок каталитического
крекинга с движущимся шариковым катализатором.
285
конструкция газораспределительных устройств и нижнего распре-
делительного устройства для катализатора.
Наиболее широкое применение получили в настоящее время
установки каталитического крекинга с кипящим слоем катализатора..
На этих установках применяется порошкообразный или микросфе-
рический катализатор с размером частиц 20—120 мк. Существует
ряд промышленных систем каталитического крекинга в кипящем
слое, отличающихся взаимным расположением реактора и регепе-
Рис. 149. Схема реакторного
блока с параллельным располо-
жением реактора и регенератора.
1 — реактор; 2 — регенератор; 3 —
циклопы; 4 — отпарная зона; 5 —
распределительная решетка.
тирующим агентом наряду с
в ппевмоствол. Вместе с тем
ратора, системой пневмотранспорта
и деталями внутренних устройств.
Реактор и регенератор установки
каталитического крекинга в псевдо-
ожиженном слое представляют собой
цилиндрические аппараты. В ниж-
ней части размещается газораспре-
делительная решетка или «паук» для
равномерного распределения газо-
вого потока и катализатора. Вывод
газов и паров из аппарата осуще-
ствляется через систему циклонных
сепараторов.
На рис. 149 представлена схема
реакторного блока с параллельным
расположением реактора и регенера-
тора и транспортом катализатора
в потоке высокой концентрации.
Регенерированный катализатор из
регенератора 2 по напорному стояку
поступает в пневмоствол, имеющий
форму петли или лиры. В верти-
кальный участок пневмосгвола по-
дается горячее жидкое сырье. Кон-
тактируясь с горячим катализатором,
оно испаряется и служит транспор-
водяпым паром, также подаваемым
реакция крекинга начинается непо-
средственно в ппевмостволе.
Смесь паров сырья, водяного пара и катализатора поступает иод
распределительную решетку 5 реактора 7, проходит сквозь отвер-
стия решетки и поступает в кипящпй слой, где происходит интен-
сивное перемешивание и протекает реакция крекинга. Линейные
скорости паров в свободном сечении реактора достигают 0,6—0,1м/сек.
Закоксованный катализатор стекает в отпарную зону 4, располо-
женную ниже распределительной решетки. В нижнюю часть отпар-
ной зоны вводится водяной пар. Стадия отпарки катализатора яв-
ляется весьма ответственной, так как от степени отпарки тяжелых
углеводородов в значительной мере зависит содержание кокса на
закоксованном катализаторе.
28G
Закоксованный катализатор транспортируется воздухом в сред-
нюю часть кипящего слоя регенератора 2, а под газораспределитель-
ную решетку 5 регенератора подает-
ся остальное количество воздуха;
линейные скорости газов в свобод-
ном сечении регенератора дости-
гают 1—1,2 м/сек.
Газы регенерации выводятся че-
рез систему циклонов 3. Регенери-
рованный катализатор поступает из
верхней части кипящего слоя через
напорный стояк в пневмоствол.
Реакторный блок установок ката-
литического крекинга с соосным рас-
положением реактора и регенера-
тора изображен на рис. 150. Эта
система отличается внутренним рас-
положением пневмоствола и напор-
ного стояка. Циркуляция катали-
затора регулируется при помощи
клапанов, расположенных ниже об-
реза пневмоствола и напорного
стояка. В центральной части реге-
нератора расположено захватное
устройство 7, в которое опущен пнев-
моствол. В остальном работа и
устройство реактора и регенератора
близки к рассмотренным выше.
На установках каталитического
крекинга в псевдоожиженном слое
имеется возможность максимально
использовать избыточное тепло ре-
генерации катализатора для нагрева
сырья, вследствие чего иногда сырье
нагревают только в теплообменных
аппаратах. При небольших выходах
кокса все избыточное тепло затра-
чивается на нагрев сырья. При
больших выходах кокса часть тепла
регенерации используется для про-
Рис. 150. Схема реакторного бло-
ка с соосным расположением реак-
тора и регенератора.
изводства водяного пара путем уста-
новки в регенераторе змеевиков.
Выше отмечались препмугцества
и недостатки реакторов с псевдо-
ожиженным слоем, приближающихся
1 — реактор; 2 — регенератор; з —
циклоны; 4 — отпарная секция; 5 —
нподпой патрубок циклопа; 6 — рас-
пределительная решетка: 7 — захпат-
нос устройство пневмотранспорта.
к аппарату идеального сме-
шения.
В связи с недостатками псевдоожиженного слоя, оказывающими
особое влияние на стадию регенерации катализатора, в настоящее
287
время разрабатывается несколько систем каталитического крекинга
с секционированными реактором и регенератором, направленных
на ограничение внутриреакторного перемешивания. Больпюго вни-
мания заслуживает система ступенчато-проти-
воточного каталитического крекинга, пред-
ложенная Д. И. Орочко с сотрудниками. Эта
система предусматривает ступенчатый противо-
ток реагентов в реакторе, отпарной секции
и регенераторе (рис. 151). Реакторный блок
представляет соосно расположенные реактор 7,
совмещенный с отпарной зоной 5, и регене-
ратор 2. Последний располагается под реакто-
ром. В реакторе имеются четыре ступени,
в отпарной секции — три, в регенераторе —
четыре ступени для процесса регенерации
и нижняя охлаждающая ступень.
Регенерированный катализатор поступает
на верхнюю тарелку реактора и стекает по
переточным трубам с тарелки на тарелку.
Сырье подается на нижнюю тарелку и, под-
нимаясь через газораспределительные отвер-
стия вышележащих тарелок, создает на них
кипящий слой. По такой же схеме работают
отпарная секция и регенератор.
На основании экспериментальных данных
процесс регенерации катализатора в ступен-
чато-противоточном аппарате ускоряется в 10—
12 раз по сравнению с общим кипящим слоем,
а процесс крекинга в 2—4 раза.
Как указывалось выше, установки с дви-
жущимся и псевдоожиженным слоем катали-
затора применяются также для процессов
дегидрирования бутана и изопентана, причем
конструкция реакторных блоков этих устано-
вок аналогична конструкции реакторных бло-
ков установок каталитического крекинга.
В настоящее время для дегидрирования бу-
тана также разрабатываются секционирован-
ные аппараты с кипящим слоем.
Для аппаратурного оформления реакто-
ров высокопроизводительных установок пи-
ролиза и коксования также используется прин-
Рис. 151. Реакторный блок ступенчато-противоточ-
ного каталитического крекинга.
I — реактор; 2 — регенератор; 3 — отпарная зона; 4 —та-
релка реактора; 5 — сдвоенный циклон реактора; б — бункер-
сепаратор; 7—тарелка регенератора; 8 — змеевики водяного
ох л а я дсигл; ь — захватное устройство.
да
ции :1Ц1рку.’1нрующего движущегося п особенно кипящего слоя
теплоносителя (кокса или инертного материала).
S 6. ПРИМЕРЫ РАСЧЕТА РЕАКТОРНЫХ УСТРОЙСТВ
Пример 41. Рассчитать реактор установки каталитп’геского крекинга
на шариковом алюмосиликатном катализаторе производительностью G5 ООО к./*/
вакуумного газойля, Jia основашгн эксзищ и ментальных данных выход продуктов
крекинга составляет (в '•« мае., без учета потерь):
газ <‘i........... .......................12.4
стабильный бензин ..........32.0
легкий газойль .... 30,0
тяжелый газойль . . 20,б
кокс. ..................................... .5,0
Условия крекинга:
температура, °C .......................475—480
объемная скорость, ч 1 1.0
кратность циркуляции катализатора и сырья 4,5:1
Расход водяного пара на отпарку катализатора 3%, тепловой аффект ре
акции //р - 40 ккал,; кг сырья.
X а р а к т е р и с т и к а с ы р к я
и и р о д у к т о в р о а к' ц и и
(Ггпоситель-
н а я плот Мол. вес
пость
Сырье . . . 0.800 3(Ц)
Газ................................... - 42.3
I >он зп 11 .... 0,770 I 12
•1егкнй газойль 0.890 210
Тяжелый газойль 0,920 320
X а р а к т о р и с т и к* а к а т а л в з а т о р а
Насыпная плотность, ..................750
Средний диаметр частиц, .я.я ..................:’»,5
Теплоемкость, ккал!кг- С................. .... 0,23
Ра iHioiieciibni индекс активности катализа тора ранен 32; температура посту-
пающего сырья /г. - 160 С; абсолютное давление сырья на входе в реактор
2 ат (1,96 бар); абсолютное давление па выходе пл зоны реакции 1,4 <//а(!,37 бар).
Расход водяного пара в печи составляет 2% ла сырье; доля отгона сырья в :>тпх
условиях, г 0.90. Расход водяного пара равен
65000 0.02 : = 1300 й’г/ч.
М а т е р ца л к п ы н б а л а не р е а к т о р а
Входит иг/чае % мае.
1. Сырье ................ 65 000 100,0
В ы х о д и т
I. Газ С, -С,............................. 8 100 12,1
2. Стабильный бензин....................20<800 32,0
Легкий газойль .........................19 500 30.<’•
4. Тяжелый газойль....................... 13 350 20.6
5. Кокс................................. 3 250 5.0
Всего....... 65 000 100,0
19 Заказ 1174-
289
Кратность циркуляции катализатора п сырья задала, температуру посту-
пающего катализатора определяем из i сил о во го баланса реактора. Для этого
ьадаемся температурой катализатора на выходе из реакционной зоны (низ ре-
актора) /н = 4G0° С.
Количество циркулирующего катализатора
= Яц£с = 4,5 • 65000 = 292000 кг/ч.
Для составления теплового баланса необходимо определить температуру
насыщения водяного пара в смеси с сырьем после полного испарения последнего
и на выходе из реактора. Для этого рассчитывают парциальное давление водя-
ного пара, пользуясь законом Дальтона, а затем по справочной таблице находят
температуру насыщенного пара, отвечающую этому давлению.
Тепловой баланс реактора
Входит
1. С катализатором
= 292000 • 0,23 /н = 67100 tf(.
2. С сырьем
Gc [е/с + (1 -е) 1С] =65000 (0,9 329 + 0,1 • 278) =65000 • 323,8 = 21300000 ккал/ч.
3. С водяным паром
Z [/н + с (tn-tu)] =» 1300X [637.8 + 0,48 (460—96)] = 1300 • 812,3 = 1060000 ккал/ч.
Всего 22360000+67100/к.
Выходит
1. С катализатором п коксом
(б?к+ Д g) cKtu — 295250 * 0,23 •460 = 31200000 ккал/ч.
2- С углеводородным газом
Сг/г = 8100 • 391 = 3170000 ккал/ч.
3. С бензином
Сб /б = 20800 • 345,3 = 7200000 ккал/ ч.
4. С легким газойлем
Сл.гЛьг^ 19500 • 330,7 = 6460000 ккал/ч.
5. С тяжелым газойлем
Gt. р/т. г = 13350 • 325,4 = 4420000 ккал/ч.
6. С водяным паром
1300 [630.3 + 0,48 (460~78)] = 1050000 ккал/ч.
7. Тепловой эффект реакции
Сс7р = 65 000 • 40 = 2600000 ккал/ ч.
8. Потери тепла в окружающую среду 300 0Ь0 ккал/ч.
Всего 56400000 ккал/ч.
290
Из равенства прихода и расхода тепла находим температуру входящего
катализатора:
22360000 -i- 67 !00fк -= 56400000 ккал' ч,
fi; =<-5Л7°С.
Температура верха реактора определяется при допущении, что при контак-
тировании сырья с катализатором происходит мгновенное выравнивание их
температуры и лишь после этого начинается реакция крекинга.
Температуру верха реактора находим из уравнения теплового баланса
верхней части реактора:
7 с -|- z/j 4' — /сд 4“ 2^ и +
где 70, /Св — энтальпия сырья на входе в реактор и в верхней части реак-
тора в ккал/кг\
z — расход водяного пара па 1 кг сырья;
/1в JB—энтальпия водяного пара на входе в реактор и в верхней частя
реактора в ккал!кг]
Л'ц — кратность циркуляции катализатора и сырьявже/жа;
— теплоемкость катализатора в ккал/кг • °C;
— температура катализатора на входе в реактор в °C;
/н — температура верха реактора в °C.
В рассматриваемом конкретном случае это уравнение может быть решено
только относительно левой части. Для решения его относительно правой части
необходимо задаться рядом температур в пределах между температурой сырья
и катализатора н построить кривую зависимости энтальпии потока в верхней
чачи реактора от температуры. Температура верха определяется как темпера-
тура па кривой, отвечающая сумме энтальпии сырья и катализатора на входе
в реактор:
/с 4-2/Я-А\ск*к--= 323,8 i-0,02 • 812.3-|-4,5 • 0,23 • 507 =.= 8654 ккал/кг.
Определяем значение 7Св I ири разных температурах. Резуль-
таты сводим в та<5л. 8.
Таблица 8
Расчет температуры верха реактора
Л? в 2 7 ц 7СцСн/ и Сумма, ккал/кг
470 337,0 16.3 485.5 838,8
480 344,5 16,4 495,8 856,7
490 352,2 16.5 506,0 874.7
500 359,9 16,6 516,5 893,0
По данным табл. 8 строим вспомогательную кривую (рис. 152).
Энтальпия 865,1 ккал/кг отвечает температуре верха реактора tn ^485* С.
Зная температуру верха и низа реактора, находим температуру, эквива-
лентную средней скорости адиабатического процесса.
Температурный коэффициент скорости реакции Л\ =1,1.
, , 10 1л 0,1 — М In Kf
с), с. с. а I—i 77— ---------- --------J—г- =
ln/G 1__________o,iU2 —h)
=-4854
10
1g 1,1
0,1 (460—485) • 2,3 lg 1.1
|_|Д-О,1 (460 — 485)
=472’ С.
19*
291
i»( h м.м и .и I и II к ( »nV< >0011 о я iioduii 'luodoM.) i<i>itn<)iiii| *
, (.1'1-(КИИ
• /Г I ПИ11) -----
r>s::
н 1111 амi rrrV
udoj.'i.iijd j'liini: iioi.oiiod h.i.o.hm<|
o.i.jodом.> i{и11iia11111 >
on i io на;)
• (win и nV o.roiiKittVinxi..)
Adoivnud AWDiiiiii’Miiii.(j он) /r i/i, udo.i.MHod diaivviiV uiiniiodiAnii коодипткЦ।
’h’ 9] 4Z =: (/ (1,1,01VH11 V
(>(><>>/ 7
udoj.Muod aniiai»,),) ,)oivhVoxooo | |
(МИР/7-
i. _JILJ— jJ?<_ .....si \
001'01 ’ 00S07 JOIS 1)01:1 )
•udox.'iiJod iixdon
Hd.VLi’doiiwox luoiuud i<i.V миф
-bi1.1 iiiMiri 1лш?.1О1мон;><[ TVI-
J'lliot non
-hohIimua<T rn oVoxhii tin irodiiii ivo‘lo()
•jf.w/n1 иное iioiriroirOMHod f:n oVoxi'iu uh
iiudi’ii ‘ii.mdoji,) oiXnnoiiiir ivomnnml 11
000707
•’,1
7O'^7 ихидц vdfiujvdauHHL
udo.UJHi i. i?j u?i o.i.Oiioi.ul ni A.’id iiii iv.><i.o( )
*f:n \’L •
i!ii.i..)iii‘d.!,.)od и o.ioи noiОimim(I коч.оо и ri h iil'ox oo.) 11
’^/i:/r WL
064
OOO‘?J
H'idi‘1.) o.ioin.'oi.nx KO’i,o()
• i.’doiM i.\)d hijiii i’d л* j, hi I.) и ivoj, или .)i'i ho JI oiuiinvodiionVo ivo.i.c iid|| 'iidoi
-Bi:Hiri’.Li??i o.hdiKHiuiA'j.ooir i<rdAiBdoiimo.l hiiiiohii'Hioh ojodoioMon ivaxA'ii «пп.нчнон
тонок он irMooiiiiiMHil |{ ’moihihVbb m в mi: i urn ndoiMvad i?dA‘.n?d.)ii iva.i. uiniVarf;)
Время пребывания катал пая тора и зоне реакции
£р
Г к
73j>o
зяо
11.3 JH//Z.
Пористость слоя катализатора при кажупцчк я плотности он
И 50 л-7.и’
Объем парой сырья в верхней части реактора
/Z 6(' 'j 22>'<7’л« I 1300 65000 ) ‘-2о ‘ 758'
" \ 1« 1 .!/«/ "273 я ' Л 18~'' ' 300 "273 0,7
Средний объем паров
.. 10570-:-24600 .
1 •--------.......— I /л8.) зг‘. ч.
Условное время пребывания паров в реакционной зоне
3600 Гр Z 3600’73*0,35 _ ,
01570 .н3/ч.
Пример 42. Рассчитать реактор и регенератор установки каталитического
крекинга вакуумного газойля в кипящем слое. Производительность установки
190 000 кг/ч. Катализатор синтетический микросферический, насыпная плот-
ность катализатора qu - 800 кг/м3, средний размер частиц 65 мк.
Условии процесса: температура 500° С; массовая скорость подачи сырья
1.5 массовая кратность циркуляции катализатора н сырья не менее 6 : Г,
абсолютное давление в реакторе 1,6 ат (1,57 бар).
Материальный баланс и характеристика сырья
и продуктов
i I : I
Статьи баланса ; % j мае. i । кг/ч «г 1/
1 i 1 ।
В ХОДИТ ! 1 1
Сырье 100,0 1 J 90000 1 одно 320
В ы. х о д и т 1 i
Газ СА -С., ' 18,0 31200 л/
( /габпльнын бенз ни 33,0 «2700 0,780 no
Легкий газойль . . 24Л 45600 j 0,940 210
Тяжелый газойль . . 1 18,0 34200 . 0.950 300
Вонг ; 7,0 !ззо(| ; —
1 » <‘ е г О . . ; 100,0 ВИИМ.М1 :
Племеитариый состав кокса: С — 92%; Н -• 8%; отношение СО : С0-> в про-
дуктах горения равно 0,7 ; I.
По экспериментальным данным интенсивность выжпга кокса в реакторе
при температуре 600° С, абсолютном давлении 2 ат и концентрации кислорода
в газах регенерации 1% составляет А-м = (И кг/т • ч.
Допускаемые линейные скорости паров в реакторе. 0,5 м/сек, газов в реге-
нераторе 0,7 м/сел (на основании опытных данных, полученных па полупромыш-
ленной установке).
На установке имеется печь для подогрева сырья до 380° С.
Расход водяного пара на отпарку катализатора составляет 3% па сырье,
или 5700 кг/ч\ р tic ход пара на транспорт катализатора 0,005 кг/кг.
Расчет реактора
Для определения количества циркулирующего катализатора составляем
тепловой баланс реактора вместе с отпарной секцией.
В ходит
I. С катализатором
== б'|; 0,23 600 = 138
2. С сырьем (/ --- 380J С)
Gcic •-= 190000 • 221,9 --- '<2100000 ккал/ч.
?•. (.’ водяным паром, поступающим па отпарку (л = 5 am; t ==• 450° С),
6'в, л[7 г cp(/(i - /л) | 57ОО[656,4 • 0,18(450— 151) 1 — 4830000 ккал/ч.
'i. С. водяным паром, поступающим вместе г катализатором (I 600' С).
0.005 (;ц |6'i6,i ; 0,5(6(10 120)] ; 1,43 (\.
Всего
ИИВО0О0 : 142,13 Gi;.
Выходит (t - 500 G)
1. Г катализатором и коксом
0.23 500 (GVt -г 13300) — 1530000 -4- 115 Gu ккал/ч
2. С газом
34200 426 = 14550000 ккал/ч.
3. С бензином
62700 • 375.2 23450000 ккал/ч,
4. С легким газойлем
45600 • 352.8 — 16100000 к кал ч.
5. ('. тяжелым газойлем
34206 351,4 - 12000000 ккал/ч.
К. С водяным паром
(5700 г 0,005 6’и) [629,5 0,48(500-75)] =-- 4750000 -г 4,16G(i.
7. Тепловой эффект реакции (по данным табл . 7)
190000 • 45 ~ 8560000 ккал/ч.
8, Потери тепла в окружающую среду 500 000 ккал/ч.
Всего
81440000 + 119,16 Gv
Из равенства прихода и расхода определяем количество циркулирующего
катализатора:
46930000 + 142,43 = 81440000 + 119,16GK,
GK = 1500000 кг/ч.
Кратность циркуляции катализатора и сырья
_ 1500000
ц ' ”:190000'"=
Количество водяною пара, поступающего с катализатором,
1500000 > 0,005 = 7500 кг)ч.
Количество катализатора в реакционном объеме реактора
„ Gc 190000 ,__ЛЛ а л0й7
6п =----=——— = 126/00 кг = 126,7 т,
g 1*5
На основании экспериментальных данных принимаем концентрацию ката-
лизатора в кипящем слое qh. с — 450 кг/м*.
Объем реакционного пространства
292 ,..
Он. с 4а0
Объем паров в свободном сечении реактора
„I 13200 34200 , 62700 45600 , 34200 j 22,4-773-0,981
Д 18 + 37 ’ 11и + 210 ‘Г 300 I 273-1.57
= 102000 .«’/«
Необходимое сечение реактора
„ V _ 102000
' 3600а? ’ 3600-0,5 ’
Диаметр £) = 8,5 *и.
Высота кипящего слоя
Перепад давления в кипящем слое
Др = h Qk. eg ~ 5.14 • 450 • 9,81 = 22 700 н/м2.
Давление в нижней части реактора
лн 1,57 + 0,227 1,800 бар.
Принимаем высоту отстойной зоны 8
Расчет регенератора
Принимаем содержание остаточного кокса па катализаторе зост — 0,3%,
Содержание кокса па закоксованном катализаторе
„ „ ^,+ _ о.з+
Лц / ,у
295
Глубина выжига i.niaa
пЖ)
1.185
<1.716-
Теоретически необходимый расход кислорода на горение кокса при ело-
дующем составе газов регенерации:
содержание С(> 41 и содержание СО., I - 0.11 - - (1.59
I, I
г (2.07-0,59 1.335- 0.41)92 '•8-8 „ _<м1 ,
/ ------------------ ... > кг
г| 100
где 1.335 расход кислорода на горение углерода до СО;
2,67..расход кислорода на горение углерода до СО».
Пли
Л02 2,5951
оО1 1/(:Г
1.82 л/3//..1,
где p(Jt плотность кислорода при нормальных условиях в /лг1.
Стехиометрический коэффициент расходовании кислорода на вы я;и г I кг
кокса
<* 1~о’. 7; L82 :
Теплота сгорания кокса
9р г " («1 ‘ 0,59 25 0.11)92 • 216 - 8 730г л
где 25 - теплота сгорания 0,01 кг углерода до СО.
Расход воздуха на ныжнг 1 кг кокса при копенной концентрации кислорода
0,01
г ... ___А£_ ...
Р((’о-С’к) '
где A# • количество выжигаемого кокса в л<. v;
6’(> •— начальная концентрация кислорода*.
С’к -••• конечная концентрация кислорода:
р - стехиометрический коэффициент.
11 ~ о?7Г)'(6.'зТ~о7)1)’ **’ * ’’А<’’
/,; -= 0,1 • 1,293 = 11,75
Общий расход воздуха
Г 2 9J . [Здор 121000
L 11,75 • 13300 - 156500 Krhi.
Количество тепла, подлежащее отводу пл регенератора, определяем пл урав-
нении теплового баланса регенератора:
(?0ХЛ Д/У^Р ^Kj) ^ll) Л АГ(^В^2 4“ (Аки!)
ГД<‘ *‘к — масса и теплоемкость катализатора;
Л, си — расход воздуха и его теплоемкость:
296
*кп — начальная температура катализатора и воздуха;
<2 — температура в регенераторе;
Qnot —потери тепла в окружающую среду.
Сохл 33 13300 • 7300 — [1500000 • 0,23(600-500) + 156500 . 0,25(600-20) +
+ 13300(0,25 • 600-0,23 • 500) + 500000] = 38935000 ккал/ч.
Это тепло необходимо отвести через охлаждающие змеевики.
Для отвода тепла устанавливаются змеевики с прямоточным питанием.
В змеевики подается вода при температуре 100° С, и в них образуется пар
с абсолютным давлением 36 ат при температуре насыщения, равной 243° С.
Количество водяного пара
с _<?охл_ 38935000 _ 68500)(г,ч,
Св. п - — - - 68j00 кг/1.,
Объем газов в верхнем сечении регенератора
.. 121000-873 ______
Гг-Р= 273-2,0 = 193000
Сечение регенератора
Уг.р 193000
ЗбООш 3600-0,7 Ь,‘ ‘
Диаметр регенератора D 10 м.
Необходимая масса катализатора в реакционном пространстве
„ FA g _ 13300
G₽=^T-------60“=222 т
Объем реакционного пространства при концентрации катализатора в ки-
пящем слое Qu. с = 400 кг/м*
„ 222000' с„ .
---400“=555 М -
Высота кипящего слоя
. VP 555
Л = ^=7ад"7Л М‘
Принимаем высоту отстойной эоны регенератора 10 м.
Объем циркулирующего катализатора в регенераторе
Ук=- 15^°° =3750 мР/ч.
Время пребывания катализатора в регенераторе
Ур „„ 555-60 оп
Т=Т760 = ^75б-=8,9 мин.
Расчет змеевиков водяного охлаждения
На основании практических данных принимаем коэффициент теплопередачи
от кипящего слоя к воде к = 300 ккал/м2 • ч • °C.
Средняя разность температур
600-> 600
243 4- 100
357 500
500—357 424<э с
2,3031g
ОЭI
От —
297
Поверхность змеевиков
тт 9охл 38935000 2
H = ----ЗЙГ424-----306 М -
Перепад давления в кипящем слое
ДР = 7,1 • 400 • 9,81 = 27800 н/м2.
Давление в нижней части регенератора
pi =* 1,96 + 0,273 = 2,274 бар.
Пример 43. Рассчитать реактор для алкилирования бензола тетрамером
пропилена в присутствии хлористого алюминия при следующих условиях:
температура 50° С; давление атмосферное; продолжительность реаю.ни в реак-
торе периодического действия 1 ч; молекулярное соотношение бензол : тетрамер
пропилена 7,5 : 1; тепловой эффект реакции 80 ккал/кг алкилбензола; произво-
дительность установки 1500 кг/ч тетрамера пропилена. Выход целевой фракции
додецилбензола составляет 98% от взятого полимера, а общий выход алкилбен-
золов 130%, считая на полимер. Выход додецилбензола, считая на алкилбен-
золы, составляет, следовательно,
98-100
"Чзо-----75%-
Хлористый алюминий в количестве 6% на сырье вводится в виде комплекса
с алкилбепзоламн. Количество комплекса составляет 250% на хлористый алю-
миний, или 15% на сырье. Температура поступающего сырья 40° С, температура
комплекса 60° С.
Характеристика сырья, катализатора
и продуктов
Тетрамер пропилена .
Бензол .............
Комплекс ...........
Алкилбензолы . . . .
Относитель-
ная плот- Мол. вес
ность
0,770 162
0,878 78
1,07 —
0,87 243
Число молей тетрамера пропилена
Nm= • = 9,25 кмоль/ ч.
1Ь2
Число молей бензола
= 9,25 • 7,5 = 69,3 кмоль/ч.
Количество бензола
Сб = =* 69,3 • 78 = 5400 кг/ч.
Количество циркулирующего комплекса
GK = (1500 + 5400) 0,15 = 1030 кг/ч.
Общее количество образующегося алкилбензола
1500 • 130
100
=1950 кг/ч.
298
Материальный баланс реактора
% мае.
Статьи баланса кг/ч иа за-
грузку
Входит
1. Тетрамер пропилена 1500 18.9
2. Бензол 5400 68,1
3. Циркулирующий комплекс . . 1030 13,0
Всего: . . . . 7930 100,0
Выходит
1. Бензол 4950 62,4
2. Ал кил бензол 1950 24,6
3. Комплекс 1030 13,0
В с е г о . . . . 7930 100,0
Реактор для алкилирования представляет собой мешалку с пропеллерным
насосом, т. е. аппарат с большой кратностью внутриреакторного перемешивания.
Согласно графику рис. 139, б при выходе моноалкилбензола, равном 0,75, кон-
центрационный к. п, д. аппарата идеального смешения равен — 0,25, т. е. объем
такого реактора значительно больше, чем реактора периодического дей-
ствия.
Для интенсификации работы реакторного устройства и снижения выхода
побочных продуктов устанавливаем четырехсекционный реактор со ступенчатым
подводом наиболее реакционноспособного реагента — тетрамера пропилена.
При этом концентрационный к. п, д. реактора возрастет до 0,70 (см. рис. 139, 6).
Дальнейшее увеличение числа секций недостаточно эффективно, поэтому огра-
ничиваемся четырьмя секциями.
Объем всех секций принимается одинаковым.
Время реагирования в четырехсекционном реакторе
т = 1пер.= 1 = ч
Пн 0,/0
Выход алкилбензолов по секциям при наличии четырех секций на основании
опытных данных следующий
Секция Выход алкилбензолов
% иа тет- рамер кг/ч по секциям кг/ч суммарный
I 50,6 785 785
II 91,2 581 1366
III 112,2 324 1690
IV 130,0 260 1950
299
Ведем расчет реактора по секциям.
Для определения количества тепла, подлежащего отводу, составляем те-
пловой баланс каждой секции. Количество подаваемого тетрамера пропилена
принимаем пропорциональным выходу алкилбензола (в кг/ч):
I секция ...............604
II » 447
III » 249
IV » 200
Всего . . . 1500
При составлении тепловых балансов потерями тепла в окружающую среду
пренебрегаем как величиной незначительной.
Тепловой баланс I секции
Входит
1. С тетрамером пропилена (t = 40° С)
604 • 19 = 11450 ккал/ч.
2. С бензолом (t = 40° С)
5400 - 16,9 = 91400 ккал/ч.
3. С комплексом (t = 60° С)
1030 • 22,9 = 23600 ккал/ч.
4. Тепловой эффект реакции
785 • 80 = 62700 ккал/ч»
Всего 177700 ккал/ч.
Выходит (I = 50° С)
1. С ал кил бензолами
785 • 20 = 15700 ккал/ч.
2. С бензолом
5219 * 21,4 = 111500 ккал/ч.
3. С комплексом
1030 • 18,7 = 19250 ккал/ч.
Всего 146 450 ккал/ч.
По разности прихода и расхода находим количество тепла, подлежащее
отводу через поверхность охлаждения:
A(?i = 177770-146450 =« 31250 ккал/ч.
Тепловой баланс II секции
Входит
1. С тетрамером пропилена (t = 40° С)
447 • 19 = 8500 ккал/ч.
2. С продуктами реакции из I секции 146 450 ккал/ч.
3. Тепловой эффект реакции
581 • 80 = 46500 ккал/ч.
Всего 201 450 ккал/ч.
300
Выходит
1- С алкилбенэолами
1366 • 20 = 27300 ккал/ч.
2. С бензолом
5085 • 21Л = 108700 ккал/ч.
3. С комплексом 19 250 ккал/ч.
Всего 155*250 ккал/ч.
Количество тепла, подлежащее отводу,
Д^2 = 201450—155250 = 46200 ккал/ч.
Тепловой баланс III сек ци г»
В х о д'хи т
1. С тетрамером пропилена (f = 40° С)
249 * 19 = 4720 ккал/ч.
2. С продуктами реакции из II секции 155 250 ккал/ч-
3. Тепловой эффект реакции
324 • 80 = 25700 ккал/ч.
Всего 185 570 ккал/ч.
Выходит
1. С алкилбензоламп
1690 • 20 = 33800 ккал/ч.
2. С бензолом
^010 • 21,4 == 107000 ккал/ч.
3. С комплексом 19 250 ккал/ч.
Всего 160 050 ккал/ч.
Количество тепла, подлежащее отводу,
Д (?3 = 185570—160050 = 25520 ккал/ч.
Тепловой баланс IV секции
В х о д и т
1. С тетрамером пропилена
200 • 19 = 3800 ккал/ч.
2. С продуктами реакции из III секции’160^050 ккал/ч.
3. Тепловой эффект реакции
260 • 80 « 20800 ккал/ч.
Всего 184 650 ккал/ч.
Выходит
1. С алкилбенэолами
1950 • 20 = 39000 ккал/ч.
2. С бензолом
4950 • 21,4 = 106000 ккал/ч.
3. С комплексом 19 250 ккал/ч.
Всего 164 250 ккал/ч.
Количество отводимого тепла
Д Qa = 184650—164250 = 20400 ккал/ч.
301
Общее количество отводимого тепла
Л(? = Д(21 + Д<?2 + Л <?з + Д<?4 = 31250 + 46200 +
+ 25520 + 20400 = 123370 ккал/ч.
Поскольку* разница между количеством тепла, отводимого в каждой секции,
получилась небольшой, будем вести расчет поверхности охлаждения по II сек-
ции, т. е. по максимальному теплоотводу.
Расчет объема реактора
Объем исходного сырья в I секции
и V G 604 . 5400 .
К, = 2о = 770 +’878“+
1030
1070
= 7;89 ле3/ч.
Объем реакционной смеси в последней секции
1950
875
4950
878
1030
1070
= 7.85
т. е. объем их практически одинаковый.
Объем четырех секций
Vp = И 1 = 7,89-1,43 = 11,28 м*.
Объем одной секции
= ИД. = 2,82
р 4
Принимаем диаметр каждой секции реактора 0,8 м.
Сечение «9=0 502 .и2.
2 89
Длина Л = ^-^- = 5,« м.
Внутри реакторов установка алкилирования помещаются пропеллерные
насосы и змеевики для охлаждения.
Расчет поверхности охлаждения
Принимаем начальную температуру воды 25° С, конечную температуру
35° С.
Средняя разность температур
50—>50
35_<- 25
15 25
25__15
0т=- =19,5° С.
2’25 * * * * * 3I*f
На основании практических данных принимаем коэффициент теплопере-
дачи
К = 200 ккал/м2 • ч • °C.
Поверхность охлаждения одного реактора
И_ &Q _ 46200
к 07П 200 • 19,5
= 11,9 л/2.
302
Расход воды на охлаждение (общий)
п _ 123370 3/
(35—25)1000 12,3 М /Ч"
Пример 44. Рассчитать реактор непрерывного действия для полимеризации
этилена под низким давлением.
Материальный баланс реактора
Статьи баланса кг/ч % мае.
Этилен 1650 100,0
Бензин 10 500 636,0
Бензиновый 1%-ный раствор ди-
этнлалюминпйхлорнда .... 600 36,4
Бензиновый 1%-ный раствор че-
тыреххлористого титана . . . 900 54,6
Всего. . . . 13 650 827,0
Выходит
1. Полиэтилен 1530 92,8
2. Отдуваемый этилен .... 110 6,7
3. Бензин 12 000 726,9
4. Катализатор 10 0.6
Всего 13 650 827.0
Условия процесса: температура 75° С; абсолютное давление 2,5 ат (2,45 бар).
Время пребывания (считая на бензин) 3,5 ч. Бензиновая фракция, используемая
в качестве растворителя, имеет плотность 0,70, среднюю молекулярную темпе-
ратуру кипения 90° С и молекулярный вес 95.
Тепловой эффект реакции = 1000 ккал/кг образовавшегося полиэтилена;
теплоемкость полиэтилена сп = 0,6 ккал/кг. Температура бензина, подаваемого
в реактор, 40° С, раствора катализаторпого комплекса 30° С, этилена 40° С.
Отвод избыточного тепла реакции осуществляется путем отдува из реактора
части этилена, насыщенного парами бензина, охлаждения отдуваемого потока,
конденсации паров бензина и возврата конденсата и песконденсировавшегося
этилена в реактор.
Отдуваемый поток охлаждается водой до 40° С.
Определяем содержание паров бензина в этилене, выходящем из реактора
и охлажденном, пользуясь уравнением (192). Абсолютное давление паров бен-
зина при 75 и 40° С по номограмме (рис. 103) равно Р7б — 0,69 ат (0,676 бар)}
= 0,224 ат (0,22 бар).
*б,р (л — Р)МЪ (2,45 - 0,22)28 1,29 кг1кг'
0,22 • 95 п ,
<Г0-охл= (2,45 - 0,22)28 = 0>274
303
Количество этилена, подлежащего отдуву и циркуляции, находим из
теплового баланса реактора:
_ —£е.дСв*р — (*б. р-^к)— £б Об. р/~Еб) +(?р—спМ __
СЭ Ор—*охл)+£б. р (/б. Р — Еб. охл)—£б. ОХЛ (/б. ОХЛ— Еб. охл)
1650 • 0,367 • 40—410 • 0,383 • 75—1500 (38,9—14,9) —10500,(38,9 — 20) +г!
0,375 (75 —40)+1,29 (118,3—20)— 0,247 (107 — 20)
____________+1530 (1000 - 0,6 «75)__________
0,375(75-40) + 1,29(118,3 - 20) — 0,247(107 — 20) *
Плотность бензина при 75° С q = 650 кг/м2.
Объем бензина
р 10500 - л з.
Г = “65О~ = 16’2 М /Ч'
Объем реакционного пространства
Vp = Vx = 16,2 • 3,5 =;56,6 м\
Устанавливаем три реактора полезным объемом 20 л/1 каждый.
ЛИТЕРАТУРА К ГЛАВЕ I
1. Рабинович Г, Г. Расчет нефтеперегонной аппаратуры. Гостоп*
техиздат, 1941.
2. Рабинович Г. Г. и Адельсон С. В. Процессы и аппараты,
в нефтеперерабатывающей промышленности. Гостоптехиздат, 1949.
ЛИТЕРАТУРА К ГЛАВАМ II— V
1. Касаткин А. Г. Основные процессы и аппараты химической техно-
логии. Госхимиздат, 1955.
2. Плановский А. Н., Р а м м В. М., Каган С. 3.
Процессы и аппараты химической технологии. Госхимиздат, 1955.
3. С к о б л о А. И , Трегубова И. А., Егоров Н. Н. Процессы,
и аппараты нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности.
Гостоптехиздат, 1962.
4. Лейбензоп Л. С. Движение природных жидкостей и газов в пори-
стой среде. Гостоптехиздат, 1947.
5. Зенков Р. Л. Механика насыпных грузов. Машгиз, 1952.
6. 3 е н ц Ф. А. Катализаторы крекинга в кипящем слое. Сб. переводов.
ГОСИНТИ, 1958.
7. О т м е р Д. Ф. Процессы в кипящем слое. Гостоптехиздат, 1958.
8. Гурвич В. Л., Смидович Е. В. Каталитический крекинг
флюид за рубежом. ГОСИНТИ, 1960.
9. Лева М. Псевдоожижение. Гостоптехиздат, 1961.
ЛИТЕРАТУРА К ГЛАВАМ VI—VII
1. Адельсон С. В. Технологический расчет и конструктивное офор-
мление нефтезаводских печей. Гостоптехиздат, 1952.
2. Б а х ш и я н Ц. А. Трубчатые печи с излучающими стенами топки.
ГОСИНТИ, 1960.
3. М и х е е в М. А. Основы теплопередачи. Госэнергоиздат, 1956.
4. Касаткин А. Г. Основные процессы и аппараты химической техно-
логии. Госхимиздат, 1960.
5. Плановский А. Н., Ра мм В. М., Каган С. 3. Процессы
о аппараты химической технологии. Госхимиздат, 1955.
6. Кутателадзе С. С., Борихпанскпй В. М. Справочник по
теплопередаче. Госэнергоиздат, 1959.
ЛИТЕРАТУРА К ГЛАВАМ VIII—IX
1. Т’р е г у б о в А. М. Теория перегонки и ректификации. Гостоптех-
издат, 1946.
2. Багатурсв С. А. Теория и расчет перегонки и ректификации.
Гостоптехиздат, 1961.
20 Заказ 1174-
305
3. С к о б л о А. И. Основные элементы технологического расчета нефте-
перегонных установок. АзГОНТИ, 1939.
4. Плановский А. Н., Ра мм В. М., Каган 3. С. Процессы
и аппараты химической технологии. Госхимиздат, 1955.
5. Касаткин А. Г. Основные процессы и аппараты химической техно-
логии. Госхимиздат, 1960.
6. Основы технологии нефтехимического синтеза. Под ред. А. И. Динцеса
и Л. А. Потоловского. Гостоптехиздат, 1960.
7. Б о п д а р о п к о Б. И. Установки каталитического крекинга. Гос-
топтехиздат, 1958.
8. П л а н о в с к и й А. Н. и Николаев II. И. Процессы и аппа-
раты химической и нефтехимической технологии. Гостоптехиздат, 1960.
ЛИТЕРАТУРА К ГЛАВЕ XII
1. Ороч к о Д. И. Кинетические расчеты проточных реакционных
устройств для процессов синтеза жидких топлив. Гостоптехиздат, 1947.
2. О р о ч к о Д. И. Теоретические основы ведения синтеза жидких то-
плив. Гостоптехиздат, 1951.
3. П л а н о в с к и й А. II. Хим. пром., № 5, 6, 1944.
4. Основы технологии нефтехимического синтеза. Под ред. А. И. Динцеса
и Л. А. Потоловского. Гостоптехиздат, 1960.
5. Л е в и п А. М., А р б и т м а н С. М. Полиэтилен и полипропилен.
ГОСИНТИ, 1961.
6. Адельсон С. В., Заитова А. Я. Сернистые нефти и продукты
их переработки. Труды БашНИИ, вып. III. Гостоптехиздат, 1960, стр. 171 — 180.
7. О р о я к о Д. И., Мели к- Ах Назаров Т. X., П о л у боя-
рин о в Г. Н. Химия и технология топлив и масел, № 12, 1957.
8. О р о ч к о Д. И., Адельсон С. В., Мелик-Ахназа-
р о в Т. X., Мухин И. И., Ч е п у р о в Н. А. Химия и технология то-
плив и масел, № 4, 1959.
ОГЛАВЛЕНИЕ Стр.
Предисловие 3
Введение.......................................................... 4
Глава I. Основные положения ...................................... 6
§ 1. Единицы измерения механических и тепловых величин .... 6
§ 2. Составление материальных балансов................... 8
§ 3. Основные физико-химические константы нефтепродуктов ... 9
а. Плотность........................................... 9
б. Средняя температура кипения........................ 10
в. Характеризующий фактор............................. 12
г. Молекулярный вес ....................................... 12
д. Вязкость ............................................... 14
е. Критические константы ................................ 15
ж. Приведенные константы.............................. 16
з. Теплоемкость, энтальпия и скрытая теплота испарения .... 17
и. Теплопроводность нефтепродуктов ........................ 22
§ 4. Общие принципы составления тепловых балансов... 22
ГИДРОМЕХАНИЧЕСКИЕ ПРОЦЕССЫ
Глава //• Разделение жидких неоднородных систем ........ 24
§ 1. Отстаивание ............................................. 24
а. Осаждение твердых частиц................................. 24
б. Устройство отстойников .................................. 26
в. Расчет отстойников ...................................... 28
§ 2. Фильтрация .............................................. 30
а. Устройство фильтров ..................................... 31
б. Расчет фильтрации ....................................... 35
§ 3. Центрифугирование ....................................... 39
а. Устройство центрифуг..................................... 40
б. Расчет центрифуг......................................... 43
Глава III. Перемешивание ......................................... 48
§ 1. Механическое перемешивание .............................. 48
§ 2. Пневматическое перемешивание ............................ 50
$ 3. Гидравлический способ перемешивания...................... 51
Глава /V. Очистка газов (пылеулавливание)......................... 53
Глава V. Гидравлика сыпучих тел................................... 58
$ 1. Движение жидкостей и газов в слое сыпучего материала ... 58
а» Структура неподвижного слоя сыпучего материала......... 58
20*
307
Стр.
б. Подвижность частиц сыпучего материала.................... 59
в. Пористость слоя ......................................... 59
г. Эквивалентный диаметр частиц............................. 61
д. Потеря напора в слое сыпучего материала.................. 63
е. Расчет катализаторопроводов и бункеров................... 66
§ 2. Псевдоожиженные системы ................................ 69
а. Основные понятия ........................................ 69
б. Структура псевдоожиженного слоя ....................... 70
в. Перепад давления в псевдоожиженном слое и критическая ско-
рость псевдоожижения........................................ 71
г. Основные свойства псевдоожиженного слоя.................. 74
д. Гидравлический расчет аппаратов с псевдоожиженным слоем . . 77
§ 3. Пневматический транспорт ............................... 80
ТЕПЛОВЫЕ ПРОЦЕССЫ
Глава VI. Трубчатые печи......................................... 88
§ 1. Назначение и типы трубчатых печей......................... 88
а. Классификация трубчатых печей ............................. 88
б. Наиболее распространенные типы трубчатых печей............. 92
§ 2. Детали конструкций трубчатых печей........................ 98
а. Змеевик труочатых печей.................................... 98
б. Гарнитура печей ........................................... 98
в. Каркас и обмуровка печей.................................. 100
г. Приборы для сжигания топлива.............................. 101
§ 3. Основные показатели работы печей......................... 103
§ 4. Расчет процесса горения топлива.................. .... 106
а. Теплота сгорания топлива.......................... .... 107
б. Расход воздуха на горение......................... .... 109
в. Состав продуктов горения.................................. 110
г. Энтальпия продуктов горения.............................. .111
д. Максимальная температура горения . . .... 112
§ 5. Тепловой баланс печи.............................. ... 114
§ 6. Тепловой расчет камеры радиации.................. .... 116
а. Расчет коэффициента прямой отдачи......................... 117
б. Определение эффективной л учевоспринп.мающей поверхности 121
в. Определение величины эквивалентной абсолютно черной
поверхности.................................................. 124
§ 7. Тепловой расчет камеры конвекции......................... 127
§ 8. Гидравлический расчет змеевика печи...................... 130
§ 9. Расчет газового сопротивления и тяги..................... 133
Глава VII. Теплообменные аппараты, холодильники и конденсаторы . . 145
§ 1. Теплообменники и нагреватели............................. 145
а. Устройство теплообмеипых аппаратов........................ 145
б. Подогреватели ............................................ 148
в. Тепловой расчет теплообменного аппарата........... . . . 149
§ 2. Холодильники и конденсаторы............................ 156
а. Конструкция холодильников и конденсаторов................. 156
б. Тепловой расчет холодильников и конденсаторов............. 158
§ 3. Охлаждение^ до низких температур . . . .................. 168
МАССООБМЕННЫЕ ПРОЦЕССЫ
Глава VIII. Основы массопередачи.................................. 170
§ 1. Основные понятия ........................................ 170
$ 2. Способы выражения состава фаз............................ 170
308
Стр,
§ 3. Основные законы массообменных процессов................. 174
а. Молекулярная диффузия ................................... 175
б. Конвективная диффузия.................................... 175
§ 4. Уравнение массопередачи................................. 176
§ 5. Средняя движущая сила процесса массопередачи............ 177
§ 6. Материальный баланс массообменных процессов............. 178
§ 7. Расчет процессов массопередачи.......................... 179
а. Число единиц переноса.................................... 179
б. Число теоретических тарелок ............................ 179
Глава IX. Перегонка и ректификация .............................. 181
§ 1. Основные законы ........................................ 181
а. Правило фаз ............................................. 181
б. Законы идеальных газов................................... 183
в. Реальные газы............................................ 185
§ 2. Равновесные системы .................................... 188
а. Закон Рауля-Дальтона..................................... 188
б. Графические зависимости ................................. 190
в. Аналитическая зависимость ............................... 192
г. Неидеальные системы ..................................... 194
§3. Испарение и конденсациябинарпых и многокомпонентных смесей 196
а. Однократное испарение бинарных смесей................... 196
б. Многократное испарение бинарных смесей .................. 199
в. Однократное испарение сложных смесей..................... 199
г. Приближенные методы построения кривых однократного испа-
рения ..................................................... 204
д. Кривые равновесия фаз нефтяных фракций................ 206
е. Перегонка с водяным паром............................. 206
ж. Перегонка с перегретым водяным паром................. 207
§ 4. Основы ректификации.................................. 210
а. Сущность процесса ректификации .......................... 210
б. Материальный баланс колонны........................... 211
в. Тепловой баланс колонны............................... 217
г. Определение числа теоретических тарелок в колонне..... 218
д. Методы образования орошения и парового потока......... 220
е. Варианты устройства колонн. Простые и сложные колонны . . 222
ж. Определение температурного режима колонны............ 224
з. Выбор давления........................................ 226
и. Классификация и устройство ректификационных колонн .... 226
к. Расчет основных размеров ректификационной колонны .... 230
Глава Хл Абсорбция и десорбция................................ 241
§ 1. Закон Генри ............................................ 241
§ 2. Основы процесса ........................................ 212
§ 3. Процесс абсорбции ...................................... 243
а. Материальный баланс абсорбера............................ 244
б. Тепловой баланс абсорбера................................ 246
§ 4. Процесс десорбции или отпаривания....................... 246
Глава XI. Экстракция ............................................ 252
§ 1. Основы процесса ........................................ 252
§ 2. Методы экстрагирования.................................. 253
§ 3. Принципы расчета экстракторов........................... 254
Глава XII. Адсорбция ............................................ 256
§ 1. Основные понятия ....................................... 256
§ 2. Методы проведения процесса адсорбции.................... 258
§ 3. Основы расчета адсорбера ............................... 260
309
Стр.
ХИМИЧЕСКИЕ ПРОЦЕССЫ
Глава XIII. Реакторные устройства ............................... 262
§ 1. Основные понятия ....................................... 262
§ 2. Основные кинетические зависимости ...................... 264
а. Кинетические уравнения и графики........................ 264
б. Влияние температуры на скорость химических реакции .... 267
в. Тепловые эффекты реакции................................ 271
г. Режимы гетерогенных химических реакций.................. 272
§ 3. Особенности непрерывных процессов....................... 273
§ 4. Конструктивное оформление реакторных устройств для различ-
ных химических процессов.................................... 276
§ 5. Сменно-циклические процессы............................. 281
§ 6. Примеры расчета реакторных устройств.................... 289
Литература ...................................................... 305
ЗАМЕЧЕННЫЕ ОПЕЧАТКИ
Стр. Строка Напечатано Должно быть
8 19 сверху 1 ккал/кг = 1,163 вт\ 1 мл и. ккал/кг= 1,163 Мат 1 ккал/ч = 1,163 ет
1 млн. ккал/ч= 1,163 Маш
18 ф-ла (12а) r = -i-(1687 + ... 1 в = /1НЯ7Д-
"Г . . .
и (126) О v15 1 / 15 Р «15
24 12 сверху дисперсной дисперсионной
45 ф-ла (37а) „ 60 G 60
2*
108 ф-ла (82) 4-283,38 n — C4Hle 4- 283,38 И-С4НЮ
150 1 снизу Рг==^- Г>- VQ^P Асек
Леек
161 14 снизу 160 80 160 <-80
164 8 снизу (Ь--0,007 м* у Qs=0,0007 .»<« X
165 18 снизу п А1 гол Г/ _ <?ЯОл _
" *в,п /с
167 15 сверху 45 -> 25 45 <- 25
169 ф-ла (146) /V itarri Л 8tt»e - KW
Л~ 820е
184 13 сверху Р2~ Pl = PlXV ^2 =
203 Табл. 2 Лл - . Ал- =
столбец 3 к Л
204 слева Лу'М Ьу'М
11 сверху М = Му
208 19 снизу Paw ~ Ра 4- Pw=Р*' + Q (। — *'') Paw = Ра 4 Pw = ==Рх'4-<>(1-х')
222 ф-ла (257) 1 — +2^t4-
232 ф-ла (263) о V е Г ,
3600м? ЗбООи’
233 14 сверху яг Яг
281 10 снизу Реакции термического реакция термического
крекинга эндотермичяы крекинга эндотермична
294 1 сверху в реакторе в регенераторе