Реконструкция тепло-массообменной установки в производстве изопрена-мономера Текст научной статьи по специальности «Механика и машиностроение»

УДК 66.021

С. В. Карпеев, А. Г. Лаптев, Д. А. Бурмистров

РЕКОНСТРУКЦИЯ ТЕПЛО-МАССООБМЕННОЙ УСТАНОВКИ В ПРОИЗВОДСТВЕ ИЗОПРЕНА-МОНОМЕРА

Ключевые слова: ректификация, химические реакции, теплообмен, тарельчатая колонна.

Проведено исследование совмещенного реакционно-тепломассообменного процесса в промышленной установке Кт-33 на заводе "Изопрена- мономера" ОАО "Нижнекамскнефтехим". Предложены варианты реконструкции тепло- и массообменных аппаратов для снижения энергозатрат.

Keywords: distillation, chemical reaction, heat transfer, plates column.

Results of exploration of reactive heat and mass transfer process in industrial unit Kt-33 at "Isoprene- Monomer" production of "Nizhnekamskneftechim" enterprise are presented. The variants of heat and mass transfer unit revamp with the aim to decrease power inputs are suggested.

Введение

Современная химическая промышленность является одним из крупнейших потребителей энергии, топлива и электроэнергии [1]. Основными теплоносителями, обеспечивающими тепловой энергией низкотемпературные технологические процессы (373-423 К), являются пар и горячая вода.

Рациональное использование и экономия сырьевых и топливо-энергетических ресурсов является приоритетной задачей химической технологии. Снижение удельных расходов сырья, топлива, теплоты и электрической энергии можно достигнуть путем модернизации действующего оборудования, машин и механизмов и оптимизацией режимов работы энергетических и технологических установок.

Тепломасообменные установки для проведения процессов разделения, совмещенных с химической реакцией, широко применяются в технологии производств различных веществ [2,3]. Достоинством совмещенного реакционно-тепломассообменного процесса в одном аппарате являются компактность технологической схемы разделения и снижение энергозатрат.

Несмотря на широкое применение совмещенных реакционно-тепломассообменных процессов в промышленности, теория комплексного проектирования ректификационной колонны с теплообменным оборудованием разработана недостаточно полно. Поэтому актуальной задачей является составление математической модели процесса с минимальным привлечением экспериментальных данных, позволяющей исследовать влияние конструктивных и режимных параметров на эффективность проведения процесса.

Моделирование процесса разделения

многокомпонентной смеси в колонном

аппарате и реконструкция контактных устройств

Определение разделительной способности колонных аппаратов связано с математическим описанием совмещенных процессов, протекающих на барботажных контактных устройствах.

В результате традиционного потарелочного расчета определяются профили концентраций и темпе-

ратур по высоте колонны с учетом матрицы эффек-тивностей и теплового КПД для многокомпонентного реакционно-тепломассообменного процесса. В качестве теоретической основы математического описания используются соотношения баланса, условия термодинамического равновесия и химической кинетики.

Влияние гидродинамики и интенсивности теп-ломассопереноса в двухфазном потоке учитывается эффективностью контактного устройства.

В работах [4,5] предложен метод определения эффективности тарелки с учетом особенности взаимодействия фаз с минимальным привлечением экспериментальных данных.

Предложенное математическое описание процессов переноса на барботажной колпачковой тарелке позволяет выяснить причины снижения эффективности разделения смеси и выбрать оптимальный вариант работы колонны.

Существенное влияние на распределение пара в барботажном слое оказывает градиент уровня жидкости на тарелке, в результате колпачки у сливной планки работают с большей нагрузкой по пару.

Одним из способов перераспределения потока пара в колонне является увеличение сопротивления колпачков, расположенных у сливной планки. Для этого на ряд колпачков у сливной планки устанавливается металлическое кольцо, закрывающее верхнюю часть прорезей (рис. 1). В результате более равномерного распределения потока пара эффективность разделения повысится.

Перегородки

Рис. 1 - Реконструкция колпачковой тарелки

Для колпачковых тарелок существуют области повышенных скоростей течения у боковых стенок царги [6]. Вторичное течение вызвано формой колонны. Для уменьшения потока байпасирующей жидкости на тарелке следует установить поперечные перегородки, препятствующие движению жидкости у стенок колонны [6] (рис. 1). Это позволяет выравнить профиль скорости жидкости и увеличивает интенсивность массопередачи в двухфазном потоке.

Предложенная реконструкция контактных устройств позволит добиться требуемой степени разделения смеси при нагрузке по питанию до 40 т/ч. Разработанные технические решения по реконструкции тарелок повышают разделительную способность с 0,096 до 0,107, т.е. на 12%. Кроме этого, снизятся расходы греющего пара в кипятильник и флегмы в колонну.

Тепловой расчет кожухотрубного кипятильника

Термосифонный кипятильник относится к испарителям с естественной циркуляцией. Циркуляция в аппаратах подобного типа осуществляется под действием разности плотности жидкости, поступающей в кипятильник из куба колонны и жидкости, с содержащимися в ней пузырьками пара, которая возвращается в колонну.

При разработке модели термосифонного испарителя приняты следующие допущения:

• режим кипения кубового продукта в трубках кипятильника пузырьковый;

• температура в кубе колонны соответствует температуре кипения кубового продукта;

• плотность теплового потока постоянная по высоте трубок кипятильника.

В трубное пространство кипятильника поступает кубовая жидкость из Кт-33, а в межтрубном пространстве конденсируется насыщенный водяной пар.

Определяется средняя разность температур теплоносителей:

ДТср. = Тгр.п. - ТN+1 (1)

где Тгр.п., Т№1 - температура конденсации греющего водяного пара и температура кипения кубового продукта, К.

Коэффициент теплоотдачи от водяного пара, конденсирующегося на наружной поверхности труб высотой Н, находится по формуле [7]:

а1 = и^З/рТТ^ГНд) (2)

где X] - коэффициент теплопроводности пленки воды, стекающей по трубам, Вт/(м X К); Г1 - теплота конденсации водяного пара, Дж/кг; р1 - плотность конденсата водяного пара, кг/м3; g =9,81 м/с2 - ускорение свободного падения; ц - коэффициент динамической вязкости конденсата водяного пара, Па X с; q - плотность теплового потока от конденсирующего пара к формальдегидной фракции, Вт/м2.

Коэффициент теплоотдачи а 2 к кипящей в трубах жидкости при вынужденном или свободном движении двухфазного потока определяется из выражений [8]:

а2 = а,,

( 4а, +ад Л 5а, ;

,1.3 0.5 0.0^0.6 а = 780-Ь_£2_£п_^^_

^ с0.^0.6 0.6^0.3 ,0.3

ои.^и.6 0.66^0.3 0.3

82 2 Рп,0 С2 Н-2

(4)

Nuf -X 2 ;

Nuf = 0.023 - Яе08 - Рг^4 (prf /Рг„)(

Ю.25

(5)

где аq - коэффициент теплоотдачи, вычисляемый по зависимостям для пузырькового кипения; а, -коэффициент теплоотдачи, определяемый по формулам конвективного теплообмена однофазной жидкости; X 2 - коэффициент теплопроводности кубового продукта при температуре куба, Вт/(мхК); р2, рп - плотность кубового продукта и пара при температуре куба, кг/м3; 52 - коэффициент поверхностного натяжения, Н/м; г2 - теплота испарения кубового продукта, Дж/кг; с2 - теплоемкость кубового продукта, Дж/кг; ц2 - коэффициент динамической вязкости кубовой жидкости, Пахс.

Можно выделить три характерные области теплоотдачи:

• а^/а, < 0.5 общий коэффициент теплоотдачи определяется факторами вынужденной конвекции

(а2 = а, );

• а^а, > 2 общий коэффициент теплоотдачи зависит только от интенсивности парообразования

(а 2 = ^);

• 0.5<аq/а, < 2 область, в которой действуют

оба фактора, и теплоотдача выражается зависимостью (3).

Коэффициент теплопередачи для испарителя рассчитывается по формуле:

1

К=

1 ^ 1

—+ 2 гст + — аа

(6)

где 2 гСТ - сумма термических сопротивлений загрязнений на трубах теплообменника и термического сопротивления труб, м2хК/Вт.

Требуемая площадь поверхности теплообменника находится из основного уравнения теплопередачи:

Рк

Б = -

КДХ.Г

(7)

где - тепловая нагрузка испарителя, Вт.

Расчет теплопередачи производится итеративным методом до достижения равенства тепловых потоков со стороны трубного и межтрубного пространства.

Критическая удельная тепловая нагрузка, при которой пузырьковое кипение переходит в пленочное, определяется по формуле:

qкp = 0.14 - г2Л/РП^Р7 (8)

где рп - плотность образующегося при кипении пара, кг/м3.

а, =

а

Гидравлический расчет циркуляционного контура кожухотрубного кипятильника

Расчетная схема подсоединения кипятильника к колонне показана на рис. 2.

Для нормальной работы циркуляционного контура необходимо выполнение условия [9]:

АРдв. = Нж -Рж • ё - Нп.ж.-Рп.ж,- ё >АР (9) где АРдв - перепад давления, за счет которого производится перемещение парожидкостного потока из кипятильника в колонну, Па; АР - потери давления на участке АВСДЕ (рис.2), Па.

Кт-33 Е

нж а -34

„ Л .

'п.ж.

Рис. 2 - Схема подсоединения кипятильника

Потеря давления циркулирующего потока складывается из потери давления на участках АВ, ВС, СД ДЕ:

АР=АРав+ АРвс+АРсд+АРде+АРэ (10) где АРав, АРвс - сопротивление движению однофазной жидкости:

т 2 2 АРЬАВ ЮАВр2 , ^ е ЮАВр2 АРав Ьтр.-;--;-+ М"

(11)

а 2 2

где юАв - скорость жидкости на участке АВ, м/с; а, ЬАВ - диаметр и длина участка АВ; |тр. - коэффициент трения, вычисляется в зависимости от значения критерия Рейнольдса [10]:

аюр2

Яе=-

^2

(12)

- ламинарный поток в круглой трубе Яе<2100;

— >0,0575хЯе

а

^тр.

64 Яе

(13)

- турбулентный поток в круглой трубе при Яе>2100

2 Яе

_= Л Пй _ ,

Д/ Ьтр

ке г—

= 4,06 1ё( — ) - 0,6

2

(14)

- турбулентный поток в круглой трубе при 3х10 < Яе <3х106

|тр= 0,0056 +

0,5

Яе

0.32

(15)

где Е^м - сумма коэффициентов местного сопротивления.

Аналогично находится сопротивление участка трубы ВС:

22 ЛР„„= ? —ВС ЮВСр2 , ^ е юВСр2

Ьтр.----;--м"

а 2 2

где юВС - скорость жидкости на участке ВС, м/с

(16)

Плотность двухфазного потока пар-жидкость определяется по уравнению [9]:

рп.ж=рп (1-Яж) + ржЯж (17)

Объемная доля жидкости Яж находится по аналитической интерпретации графика из [9] в зависимости от параметра:

0.9 ( \0,5 ( А0'1

Х=

I рп \рж

Мж

Ип

(18)

где Ь, в - количество пара и жидкости в парожид-костной смеси, кг/ч.

Для определения сопротивления двухфазного потока на участках СД и ДЕ используется уравнение методики Мартинелли [10]:

АРсде = ЛРсд + АРде = Ф2(ЛР'сд + АР'де) (19)

где АР'сд, АР'де - сопротивление однофазного жидкого потока на тех же участках рассчитываются по зависимостям, приведенным выше; Ф - параметр, определяемый по аналитической интерпретации графика из [10] в зависимости от параметра Х.

Сопротивление, вызванное различной скоростью движения фаз парожидкостной смеси на участке СДЕ определяется по уравнению [9]:_

АР3 =

0

(20)

где Ь' и в' - соответственно количество жидкой и паровой фаз, проходящих через поперечное сечение трубопровода от теплообменника к колонне, кг/(м2с).

Массовая доля пара, образующееся в трубах кипятильника, находится по зависимости [10]:

Х=ХВх +-^1- * Н * п т

г* ~ т

в см-Г2

(21)

где всм - массовый расход жидкости в кипятильник, кг/с; Хвх - входная массовая доля пара, Хвх=0; пт -число труб кипятильника.

По данным И. А. Александрова [9] при нормальной работе термосифонного кипятильника максимальное значение массовой доли пара не превышает 0,25.

Моделирование работы испарителя и его реконструкция

На основе разработанных выше алгоритмов расчета, реализованных на ЭВМ, проведено моделирование режимов работы термосифонного испарителя Т-34. Расчетные и измеренные параметры технологического процесса удовлетворительно согласуются между собой.

На рис. 3 показано влияние уровня куба Кт-33 на работу термосифонных испарителей. Циркуляция парожидкостного потока через кипятильник нарушается при снижении уровня куба Кт-33 до 30%.

Отсутствие циркуляции через Т-34 приводит к снижению средней разности температур теплоаген-тов из-за накопления в кипятильнике тяжелых фракций вследствие выкипания более легких фракций. Это приводит к резкому снижению эффективности теплопередачи и возрастанию требуемой площади поверхности теплообмена.

[

Д P дв., Па

увеличивается удельная тепловая нагрузка и количество испарившейся жидкости из кипятильника. Для сохранения расхода пара из кипятильника на заданном значении необходимо уменьшить расход греющего пара в кипятильник с 4,86 кг/с до 4,73 кг/с.

Выводы

1. На основе алгоритмов расчета, реализованных на ЭВМ, проведено моделирование режимов работы колонны Кт-33 и кипятильника Т-34.

2. В результате расчетов по модели предложены технические решения по модификации конструкции тарелки, позволяющие увеличить эффективность разделения с 0,096 до 0,107, т.е. на 12%. Реконструкция позволит снизить расходы греющего пара в кипятильник и флегмы в колонну.

3. Разработан вариант реконструкции кубовой части колонны Кт-33. Он позволяет обеспечить полную циркуляцию жидкости через кипятильник и улучшить отпарку легких фракций из кубового продукта.

Литература

1. Кутепов, А.М. Общая химическая технология / А.М. Кутепов, Т.И. Бондарева, М.Г. Беренгартен - М.: Высш. Шк., 1990. - 520с.

2. Астарита Дж. Массопередача с химической реакцией. -Л.: Химия, 1971.

3. Серафимов Л. А. Технология основного органического синтеза. Совмещенные процессы / Л.А. Серафимов, В.С. Тимофеев, Ю.А. Писаренко, А.В. Солохин. - М.: Химия, 1993. - 416с.

4. Дьяконов С.Г. Теоретические основы и моделирование процессов разделения веществ / С.Г. Дьяконов, В.И. Елизаров, А.Г. Лаптев. - Изд. Казанск. ун-та, 1993. -436с.

5. Лаптев А.Г. Математическое моделирование массооб-менно-реакционного процесса и реконструкция тарельчатой колонны / А.Г. Лаптев, В.А. Данилов, Н.Г. Мине-ев, С.В. Карпеев // Тематич. сб. науч. тр. Вестника "Теп-ломассообменые процессы и аппараты хим. технологии" КГТУ. - Казань, 1998. - С. 53-59.

6. Розен А.М. Масштабный переход в химической технологии: разработка промышленных аппаратов методом гидродинамического моделирования/ А.М. Розен, Е.И. Мартюшин, В.М. Олевский и др. - М.: Химия, 1980. -320с.

7. Основные процессы и аппараты химической технологии / Пособие по проектированию. Под ред. докт. хим. наук Ю. И. Дытнерского. - М.: Химия, 1991. - 210с.

8. Исаченко В.П. Теплопередача / В.П. Исаченко, В.А. Осипова, А.С. Сукомел. - М.: Энергоиздат, 1981. - 416с.

9. Александров И.А. Перегонка и ректификация в нефте-Рис. 4 - Реконструкция кубовой части колонны переработке. - М.: Химия, 1981. - 352с.

10. Маньковский О.Н. Теплообменная аппаратура хими-Увеличение скорости парожидкостной смеси в ческих производств / О.Н. Маньковский, А.Р. Толчин-

трубках кипятильника с 0,08 м/с до 0,12 м/с приво- ский, М.В. Александров. - Л.: Химия, 1976. - 368с.

дит к увеличению коэффициента теплоотдачи а 2 с 1075 до 1125 Вт/(м2К). На соответствующую величину

© С.В. Карпеев - к.т.н., доцент каф. ПАХТ КНИТУ, k_serega@rambler.ru; А. Г. Лаптев - д.т.н., проф., зав. каф. Технология воды и топлив КГЭУ; Д. А. Бурмистров - инж. ИВЦ Инжехим, d_burm@inbox.ru.

© S. V. Karpeev - Ph.D., assistant professor of Chemical process engineering department KNRTU, k_serega@rambler.ru; A. G. Laptev - D. Sc., professor of Water and fuel technology department KSPEU; D. A. Burmistrov - EPC Ingehim engineer, d_burm@inbox.ru.

20 40 60 80 100

уровень в кубе, %

Рис. 3 - Влияние уровня жидкости в кубе колонны Кт-33 на перепад давления ДРдв

Рассмотрен вариант модернизации куба Кт-33, который позволяет поддерживать достаточный уровень жидкости для стабильной работы циркуляционного контура термосифонного испарителя, при колебании нагрузки по питанию колонны.

Для этого предлагается две нижние тарелки заменить глухой тарелкой 1 с зоной прохода пара и сливным устройством (рис. 4).

В кубовой части колонны устанавливаются две вертикальные перегородки (рис. 4), которые привариваются к корпусу колонны и разделяют кубовую часть на две зоны. Перегородка 4 обеспечивает гидрозатвор, а перегородка 3, высота которой соответствует 70% уровня куба позволяет разделить зону циркуляции и зону отбора кубового продукта. Для обеспечения полной циркуляции кубового продукта через испарители необходимо предусмотреть наклонную перегородку 2.