автореферат диссертации по химической технологии, 05.17.08, диссертация на тему:Эффективность тарельчатых аппаратов разделения углеводородов на основе гидродинамической аналогии

005051640

На правах рукописи

МЕРЗЛЯКОВ СЕРГЕЙ АЛЕКСАНДРОВИЧ

ЭФФЕКТИВНОСТЬ ТАРЕЛЬЧАТЫХ АППАРАТОВ РАЗДЕЛЕНИЯ УГЛЕВОДОРОДОВ НА ОСНОВЕ ГИДРОДИНАМИЧЕСКОЙ

АНАЛОГИИ

Специальность 05.17.08 - Процессы и аппараты химических технологий

Автореферат

диссертации на соискание ученой степени кандидата технических наук

11 АПР 2013

Казань-2013

005051640

Работа выполнена на кафедре процессов и аппаратов химической технологии федерального государственного бюджетного образовательного учреждения высшего профессионального образования «Казанский национальный исследовательский технологический университет»

Научный руководитель:

Официальные оппоненты:

доктор технических наук, доцент Елизаров Виталий Викторович

Комиссаров Юрий Алексеевич, доктор технических наук, профессор, заведующий кафедрой электротехники и электроники, ФГБОУ ВПО «Российский химико-технологического университет им. Д. И.Менделеева»

Аминова Гузель Абдул-Бариевна, доктор технических наук, профессор, заведующий кафедрой технологии конструкционных материалов, ФГБОУ ВПО «Казанский национальный исследовательский технологический университет»

Ведущая организация:

ОАО «Нижнекамскнефтехим», г. Нижнекамск

Защита состоится 26 апреля 2013 года в 16.00 часов на заседании диссертационного совета Д 212.080.06 при Казанском национальном исследовательском технологическом университете по адресу: 420015, г. Казань, ул. К. Маркса, 68, зал заседаний Ученого совета (А-330).

Отзыв на автореферат в двух экземплярах, заверенный гербовой печатью, просим направлять по адресу: 420015, г. Казань, ул. К. Маркса, 68, Казанский национальный исследовательский технологический университет, ученому секретарю диссертационного совета Д 212.080.06.

С диссертацией можно ознакомиться в фундаментальной библиотеке Казанского национального исследовательского технологического университета.

Автореферат разослан_25 марта_2013 г.

Ученый секретарь диссертационного совета Д 212.080.06, доктор технических наук, профессор

Поникаров ергей Иванович

ОБЩАЯ ХАРАКТЕРИСТИКА РАБОТЫ

Актуальность темы.

Массообменные процессы разделения углеводородов на фракции составляют основу всех нефтеперерабатывающих заводов. Процессы ректификации углеводородов проводят в ректификационных колоннах тарельчатого или насадочного типов. Проектируемыми параметрами тарельчатых ректификационных колонн являются число тарелок, высота и диаметр аппарата, технологические параметры установки.

О разделительной способности ректификационной установки судят по значениям концентраций получаемых продуктов разделения в дистилляте и кубовом остатке. Эффективность разделения определяется конструктивными и технологическими параметрами аппарата и количеством установленных в колонне тарелок. Принято определять эффективность колонны в виде отношения числа теоретических и действительных ступеней разделения. Однако, такое определение не всегда дает достоверные результаты при проектировании, что приводит в процессе эксплуатации установки к существенным отклонениям состава продуктов разделения от требуемых значений, ошибочной высоте колонны и, следовательно, завышенным или заниженным капитальными затратами на ее строительство и монтаж. Использование известных программных пакетов для расчета эффективности в рамках данного определения не решает проблемы.

Существующие зависимости для определения эффективности (КПД) тарелок и колонн, полученные в результате обобщения многочисленных экспериментальных данных, справедливы для конкретных контактных устройств и разделяемых смесей или получены обобщением опыта эксплуатации определенного класса массообменных аппаратов. Разработка надежных методов определения эффективности ректификационных аппаратов в зависимости от конструктивных, гидродинамических, технологических параметров и теплофизических характеристик разделяемой смеси, представляют актуальную задачу проектирования. Работа выполнена в рамках использования гранта Президента РФ для государственной поддержки молодых российских ученых МД-552.211.8 (договор №16.120.11.552-МД от 18.02.2011) и в рамках федеральной целевой программы «Научные и научно-педагогические кадры инновационной России» на 2009-2013 годы (соглашение №14.В37.21.0591).

Цель работы: Разработка метода определения эффективности, количества действительных ступеней разделения тарельчатых ректификационных аппаратов в зависимости от конструктивных, гидродинамических и технологических параметров и теплофизических характеристик разделяемых смесей.

Задачи исследования.

1. На основе гидродинамической аналогии процессов переноса импульса и массы в барботажном слое на тарелках ректификационных аппаратов получить зависимость эффективности контактных устройств от конструктивных, гидродинамических, технологических параметров и теплофизических характеристик разделяемых смесей. Получить зависимость эффективности аппарата от эффективности контактных устройств.

2. Установить влияние структуры потока жидкости на эффективность однопоточных и многопоточных контактных устройств.

3. По заданной концентрации компонентов в питании, дистилляте и кубовом остатке разработать метод определения числа ступеней разделения бинарных и многокомпонентных смесей углеводородов в ректификационных аппаратах.

Методы исследования. Методы математического моделирования на основе законов сохранения импульса и массы, экспериментальные данные действующих ректификационных установок, использование литературных источников.

Научная новизна работы.

1. Разработан метод определения эффективности колонных ректификационных аппаратов на основе гидродинамической аналогии процессов переноса импульса и массы в барботажном слое на тарелках.

2. Эффективность или КПД контактного устройства получена в виде зависимости от кинетических параметров, связанных с конструктивными, технологическими параметрами тарелок и теплофизическими характеристиками разделяемых смесей.

3. Для оценки эффективности многогюточных контактных устройств с длиной пути жидкости до 1 м достаточно использовать аналитическое решение диффузионной модели или модели полного перемешивания.

4. Разработан приближенный метод определения числа действительных ступеней разделения углеводородов в ректификационных аппаратах.

Достоверность результатов работы подтверждается применением законов сохранения импульса и массы, удовлетворительным совпадением полученных результатов с экспериментальными данными действующих промышленных установок.

Практическая ценность. Предложен метод определения эффективности и числа действительных ступеней разделения ректификационных аппаратов разделения углеводородов. Разработанные модели и алгоритмы используются при разработке компьютерных тренажеров в производствах ОАО «Нижнекамскнефтехим».

Апробация работы. Основные результаты работы обсуждались на международных конференциях: "Математические методы в технике и технологиях" ММТТ XXIV, ММТТ XXV (2011, 2012 г. Саратов), Всероссийской научно-практической конференции (2012 г., Нижнекамск), на научной сессии КНИТУ.

Публикации результатов работы. По теме диссертации опубликовано 11 печатных работ. Среди них 6 статей в журналах из перечня ВАК, 3 - в материалах конференций, 2 — свидетельства о регистрации программного продукта.

Структура и объем работы. Работа состоит из введения, четырех глав, заключения, списка литературы и приложений. Основной текст работы изложен на 152 страницах машинописного текста, содержит 38 рисунков, 34 таблицы, приложение содержит 27 страниц. Список использованных источников включает 119 наименований.

СОДЕРЖАНИЕ РАБОТЫ

В первой главе рассмотрены существующие подходы к определению эффективности тарельчатых ректификационных колонн и контактных устройств на основе графоаналитических и эмпирических методов. В практике проектирования эффективность колонны принято определять в виде отношения числа теоретических ступеней к количеству действительных, необходимых для разделения исходной смеси до заданных концентраций.

Ло=Нт/ыд, (1)

где Мт, Ыд - число теоретических и действительных ступеней.

В выражении (1) эффективность определяется по известным эмпирическим зависимостям, например:

По,. =0,492(цжа)-°'245 ,п, =ПаД1 + Д); = 0,17 - 0,616^£х( Рц, Р ;

¡=1

Пз=0,068К?лК°115, К, =со1сЬ„рг/(8С1,ржОж),К2 =а/(о,кРжОж) (2)

где цж - вязкость сырья в сПз, а - коэффициент относительной летучести разделяемых компонентов, д - поправка на длину пути жидкости на тарелке, к - количество компонентов в питании, х1р - мольная концентрация компонента в питании и

соответствующая ей динамическая вязкость Ц; р, Ож - коэффициент молекулярной диффузии, Ьп - высота сливной перегородки. Полученные результаты используются в качестве ориентировочных значений КПД. Формулируется задача исследования.

Во второй главе рассматривается новый метод определения эффективности тарельчатых ректификационных аппаратов. При полном перемешивании жидкости на тарелке эффективность колонны предлагается определять в виде среднего значения эффективности ступеней разделения, установленных в аппарате:

Ло^^/Мд, (3)

ы

где Т1, - эффективность ¡-ой ступени разделения.

Эффективность ступени при полном перемешивании жидкости принимает вид1:

Л|=1-е-К^С, (4)

где Куу] - объемный расход распределяемого вещества из одной фазы в другую на ¡-ой ступени, в - объемный расход парового потока в колонне.

Коэффициент массопередачи К уУ =КуЛд на ступени определяется на основе

гидродинамической аналогии переноса импульса и массы в барботажном слое и записывается в виде:

ип|и;/2 + р 6Ь >„-8^/2], (куАд^=К)"+-К)ж1' (5)

аг^Я^с, + 2а/Я,)

Ьф= 2,45а,

Рг«0

0.35

Е<1,(Рж-Рг)

П,6(о0 /СГ и.г V 2

5 V 2р5 и .Л 2

= , Сл = 0,058 Яе~0'2, и^ = ш0 - и^Я^аг^2,

Ьст = Ь„ + ДЬ, ДЬ = 0.667(я(1 -ф)~'У3 где и,5 - динамическая скорость трения в пограничном слое на границе раздела фаз

(з = г - газовая фаза, я - ж - жидкая фаза); со0, шк - скорость пара в отверстиях и сечении колонны; рг, рж - плотность газа и жидкости; 80, 8К - свободное сечение тарелки и колонны; Ьст - высота столба жидкости на тарелке; - число Рейнольдса для пограничного слоя; Б с,. - число Шмидта; ст - поверхностное натяжение; Яэ -эквивалентный радиус отверстия тарелки, Ьст - высота столба жидкости на тарелке, Ьп - высота перегородки, ДЬ - подпор жидкости над сливной планкой, q = Ь/П -относительны объемный расход жидкости, ср - газосодержание, П - периметр сливной перегородки. В качестве оценки эффективности ступени также вводится в рассмотрение относительная степень извлечения компонента, представляющая собой отношение

1 Кафаров В.В. Основы массопередачи. — М. : "Высшая школа", 1972. — 496 с.

3

между количеством извлеченного на ¡-ой тарелке вещества Ьх, и Оу;, и количеством вещества, поступающего на тарелку Ьхы и Су;_|:

Фх! =(1-х1+1 "Ьх;)/Ьхы , фу; = (ву! -Оу^)/Оум , ! = 1,2...,N , (6)

где х,+1, ум - концентрация низкокипящего (НК) компонента в жидкой и паровой фазах, поступающих на тарелку; X;, у; - соответственно, концентрация НК компонента, покидающего тарелку; в, Ь - расход пара и жидкости и <рХ1, сру! - относительная

величина степени извлечения компонента.

По уравнениям материального баланса на тарелках и колонны, с учетом КПД по выражениям (4), (5), теплофизических параметров разделяемых смесей, гидравлического расчета контактных устройств, постоянных расходов жидкости и газа разработан алгоритм расчета процесса разделения углеводородов по схеме «от тарелки к тарелке». Температура на каждой тарелке находится по сумме концентраций компонентов в паровой фазе. Равновесная концентрация определяется по закону Рауля, где летучесть записывается в форме отношения давлений насыщенных паров компонентов, полученных по корреляции Риделя-Планка-Миллера. Равновесные концентрации на тарелках, полученные в форме закона Рауля, удовлетворительно согласуются с известными корреляциями Вильсон, ИМ'Ь. Максимальная относительная погрешность из всех рассматриваемых далее углеводородов не превышает 9%.

На основании рассмотренного алгоритма, проведен расчет процесса разделения смеси бензол-толуол в колонне с ситчатыми тарелками. Число тарелок 26, состав питания (бензол - 0,542 мол.д.); расход питания 10 т/ч, диаметр колонны 1,8 м. На рис. 1 показано распределение концентрации бензола и толуола по высоте колонны. На рис. 2 показано распределение концентрации ключевых компонентов бутана и изопентана многокомпонентной смеси по высоте колонны с клапанными двухпоточными тарелками в действующей установке ректификации. Число тарелок 71, расход питания 60 т/ч, диаметр колонны 3,8 м. Содержание низкокипящего компонента в питании 0,658 мол.д., в дистилляте 0,9984 мол.д., в кубе 7,5-10'5 мол.д. По результатам потарелочного расчета на рис. 3 и рис. 4 приведены распределения КПД тарелок, полученные по уравнениям (2) - (5). На рис. 5 и 6 показано распределение степени извлечения низкокипящего компонента по высоте колонны. На рис. 7 показано распределение среднего значения КПД секции колонны в зависимости от флегмового числа, состава и расхода питания при разделении смеси бензол-толуол (а) и бутан-изопентан (б).

м 3

g 50.«

IIм

§ 2 ОД

^ V

8 о

» 4 8 12 16 20 24 28 Номер тарелки

Рис. 1. Распределение концентрации бензола и толуола в жидкой и паровой фазах, полученные при разделении смеси на ситчатых тарелках: 1 - концентрация бензола в паре; 2 - концентрация бензола в жидкости; 3 — концентрация толуола в паре; 4 - концентрация толуола в жидкости.

0 20 40 «О

Номер тарель-н

Рис. 2. Распределение концентрации бутана и изопентана в жидкой и паровой фазах, полученные при разделении на клапанных тарелках: 1 — концентрация бутана в паре; 2 — концентрация бутана в жидкости; 3 -концентрация изопентана в паре; 4 -концентрация изопентана в жидкости

0,8

0,5

О 5 10 15 20 25

Номер iKpe.lb'H

Рис. 3. Распределение КПД ситчатых тарелок по высоте колошнл, при разделении смеси бензол-толуол. 1 - расчет по выражениям (4,5), 2 - по уравнению (2) П2; 3 - по уравнению (2) Пз; 4 - по уравнениям (2) П| (отсчет тарелок сверху вниз).

0,79 ; 4

0,69

0,39 1........................-.................. --.............

0 20 40 60

Помер тярелкн

Рис. 4. Распределение КПД клапанных тарелок по высоте колонны при разделении смеси бутан-изопентан. 1 — расчет по выражениям (4, 5), 2 - по уравнению (2) г|г; 3 - по уравнению (2) Пз; 4 - по уравнениям (2) Г|1 (отсчет тарелок сверху вниз).

9 и 17 Номер тарелки

Рис. 5.

0,28

3 5 7

Флегмовое число

а)

График зависимости степени извлечения бензола по высоте колонны в жидкости — кривая 1 и в паре — кривая 2 на ситчатых тарелках (отсчет тарелок сверху вниз)

П

20 40

Номер трелки

Рис. б. График зависимости степени извлечения бутана по высоте колонны в жидкости - кривая 1 и в паре - кривая 2 на клапанных тарелках (отсчет тарелок сверху вниз)

3 4 5 6 7

Флегмовое число

б)

Рис 7. Распределение среднего значения КПД верхней секции ситчатой колонны при разделении смеси бензол-толуол (а), расход питания 10 т/ч: Xf (мол.д.): 1 - 0,542; 2 - 0,5; 3 -0,6; при разделении смеси ключевых компонентов бутан-изопентан в нижней секции клапанной колонны (б): расход питания — 60 т/ч, хг (мол.д.): 1 - 0,7027; 2 - 0,6; 3 - 0,8.

В таблице 1 приведены средние значения эффективности в секциях колонн, полученные по средним значениям теплофизических и гидродинамических параметров разделяемых смесей. Число теоретических тарелок для расчета КПД колонны по уравнению (1) получено при потарелочном расчете с КПД ^¡=1 (i=l,2,..,N).

Таблица 1. Значения эффективности колонны при разделении смеси бензол-толуол

и бутан-изопентан, рассчитанные по выражениям (1-5).

Выражение для определения эффективности Разделяемая смесь бензол-толуол Разделяемая смесь бутан-изопентан

Верхняя секция Нижняя секция КПД колонны Верхняя секция Нижняя секция кпд КОЛОННЫ

Выражение (3) - (5) 0,68 0,63 0,655 0,534 0,453 0,494

Выражение (2) П1 0,5985 0,5985 0,736 0,736

Выражение (2) Пз 0,645 | 0,654 0,6495 0,64 | 0,66 0,65

Выражение (2) Г|2 0,7815 0,7815 0,768 0,768

Выражение (1) 0,577 0,577 0,4 0,4

Увеличение флегмового числа приводит к увеличению расхода пара в колонне О и его значение превышает величину кинетического параметра КуУ в выражении (4), что приводит к снижению эффективности в зависимости от флегмового числа.

В третьей главе рассматривается влияние структуры потока на эффективность контактного устройства. Уравнения переноса импульса и массы в турбулентном потоке жидкости в барботажном слое на контактном устройстве при перемешивании жидкости по высоте слоя примут вид:

32и 1 ЗР ди Эи .

+ = (7)

5и Зи и —+и—

аI 8ц

е2и

--Ут-- + УТ

Э^2

Зп2

5х дк _ Э2х „ Э2х (КхАд)ж / .

I--И)-—П___1.П__1.-2_|„

и—+и— = БТ—г + От—- + -

зе, дц т зе дц2 Уж

(х'-х),

(8)

Коэффициенты турбулентной вязкости ут и диффузии Эт определяются:

« От = 1,1и.4ж/б , е = {р, Ш02/2 + ржЕ0-8кргШ3к/2)/(ржУя) где и.ж - динамическая скорость в пограничном слое жидкой фазы; е - диссипация энергии газового потока в жидкой фазе на тарелке, Уж - объем жидкости на тарелке, ЭР/ос,»ДР/1. Здесь I длина пути жидкости на тарелке. Кинетический параметр

(К,Ад)ж на ступени определяется по уравнению: (кхЛд)^ = (¡РАд)ж' +(ш(рАд)г)"'

Граничные условия для уравнений (7) и (8): и = и°, х = х° при ¡; = 0, ди/дг) = ах/5г| = ди/дц = 0 при л = 0, Эи/ д\ - дх/дс, = 0 при Е, = 1, ди/дц = дк/дц = 0 при г) = 1. Здесь ^, л — координата вдоль и поперек пути жидкости, и и и - продольная и поперечная скорости, х — концентрация жидкости.

Концентрация компонента в жидкой фазе на тарелке находится по ячеечной и диффузионной моделям структуры потока. Параметры ячеечной модели (скорости и и и, размеры ячеек) определяются с помощью вариационной формулировки закона

сохранения импульса путем минимизации локального потенциала:

/ .

гь-

= п

I' Ь'

с1и"

¿4

аи Ил

и||:ап

(9)

где Г, 1" - координаты фаницячеек по оси с ; V, И" - координаты границ ячеек по оси Л; и0, и0 - компоненты скорости жидкости в стационарном состоянии; и, и - варьируемые

6

компоненты скорости.

При разбиении барботажного слоя на ячейки локальный потенциал представляется в конечных разностях. Локальный потенциал для всей тарелки запишется в

виде: Ет = , где М и N - количество ячеек вдоль и поперек потока жидкости.

При отсутствии физического эксперимента значение скоростей в ячейках определяется из условия гтпЕт<ДЕ, где ДЕ - заданная погрешность.

Выражения для определения КПД ячеек и относительной степени извлечения компонента в ячейках примут вид:

Чи = , <р"] = (хйи - х£)/х£и , где 1 = 1,2,...,М,] = 1,2,...,N . (10)

Степень извлечения НК компонента для потока, состоящего из Ы-ячеек (¡=1):

Ф"к =1-Пн('~фГ1)- Степень извлечения компонента на всей тарелке: ФН1! =ХмФ,"к/м .

Эффективность тарелки определяется как среднее значение эффективности отдельных

ячеек: пт =(Ы+ М)-1 ^ы!^ > где "П1 ^ - эффективность ячейки; г)т -эффективность

тарелки; N+N4 - число ячеек.

При моделировании структуры потока жидкости ячеечной моделью без учета движения жидкости в поперечном направлении локальный потенциал примет вид:

= п

I' Ь'

ät,

düdn+ j|-vT^L-|u|i:dri

Количество, размер ячеек, скорость в ячейках определяются исходя из условия минимума локального потенциала для тарелки ЭЕТ/ди1 = 0 , ЗЕТ /дЬ1 = 0 , min Ех < е, где s - заданная погрешность расчета, Ь, - размер ячейки.

В таблице 2 приведены результаты расчетов эффективности и степени извлечения бензола на ситчатой тарелке и бутана на клапанной тарелке в зависимости от количества ячеек.

Таблица 2. Диаметр аппарата, количество ячеек, значение локального потенциала,

Смесь бензол-толуол

Диаметр аппарата, мм Кол- во ячеек Значение локального потенциала Степень извлечения в ячейке Степень извлечения НК комп, на тарелке Эффектов ность ячейки Эффектив ность тарелки

700 2 5,31-Ш"10 Ф1=0,0279 0,0557 тц=0,735 0,733

ф2=0,029 Г|2=0,731

ф1=0,012 ili=0,7317

1000 3 3,04-10'° <(>2=0,027 0,0517 112=0,7307 0,7309

Фз=0,014 Г|3=0,7302

Ф 1=0,029 i)i=0,7273

1200 4 6,75-10"'° Ф2=0,096 0,0557 1)2=0,7265 0,7262

93=0,008 цз=0,7258

ф4=0,0097 1)1=0,725

Ф 1=0,029 Чг=0,682

1800 1,44-КГ8 ф2=0,008 0,0543 ц2=0,6815 0,6811

Фз=0,0083 Пз=0,6812

<р4=0,0097 114=0,68

Смесь ключевых компонентов бутан-изопентан

Диаметр аппарата, мм Кол-во ячеек Значение локального потенциала Степень извлечения в ячейке Степень извлечения НК ко мп, на тарелке Эффектив ность ячейки Эффектив ность тарелки

3000 2 3,05-108 <Pi=O,01187 0,0238 111=0,56 0,56

<р2=0,012 ri2=0,5559

3400 2 2,86-Ю"8 <PI=0,0 178 0,0238 П,=0,54089 0,54086

Фг=0,006 Л2=0,54083

3800 3 2,85-10-' Ч>1=0,0119 0,0238 П|=0,52892 0,529

<р2=0,0006 42=0,52886

Фз=0,0006 Пз=0,5288

Эффективность ячеек уменьшается от ячейки к ячейке, что связано с уменьшением концентрации и увеличением длины пути жидкости. Эффективность ситчатой и клапанной тарелок, рассчитанная с помощью ячеечной модели без поперечного перемешивания жидкости, достаточно близка к значению эффективности по модели полного перемешивания.

При моделировании массопереноса диффузионной моделью уравнение переноса массы НК компонента в безразмерной форме в жидкой фазе с граничными условиями на приемном и сливном порогах примет вид:

d2xM2-Pedx/d^ = (x - х* )(к.хАд)ж L2/(V^Dj )ж , (11)

х = х0 при ^ = 0, dx/d£ = О при \ = 1, где х0 - концентрация НК компонента на входе барботажпого слоя при £ = 0; (КхАд)ж = К xV - коэффициент массопередачи по жидкой фазе; и0 - средняя скорость движения жидкости на тарелке; DT - коэффициент турбулентной диффузии; х* -концентрация НК (низкокипящего) компонента в жидкой фазе, равновесная с паром состава у; £ = 1/L - продольная координата движения жидкости на тарелке; \'ж - объем жидкости на тарелке; L - длина пути жидкости на тарелке, Ре= u0L/Dx - критерий Пекле; 1 - координата длины пути жидкости.

Допуская, что пар в межтарельчатом пространстве полностью перемешан, его

концентрация постоянна у const, х* = const и от £ не зависит. Обозначим (х -х*)=м(£) и перепишем (11): d2M/d^2-PedM/d^ = MKxVL2/(VmDT), с граничными условиями: М0=х0-х* при i; = 0; dM/d^ = 0 при 4 = 1-

Общее решение уравнения имеет вид м(Е;)= C,ek'4 + C2ekzi, где к,, к2 - корни

характеристического уравнения: к12 = 0,5^Ре±^Ре2 + 4КхУЬ2/(УжОт)^ . Константы С,

и С2 определим из граничных условий: С, = М0-С2, С2 = M0k1ekl/(k1ekl-k2ek2). Решение уравнения имеет вид:

xfe)= (х0 - X* - (х0 - х^/'/М' - к2е")>к* + {хв - х''^с" ^-/(к,ек1 ~ к2ек2)+х'(12) На рис. 8 представлено распределение концентрации бензола по длине пути жидкости на тарелке при средних значениях гидродинамических и теплофизических параметров в верхней секции колонны.

Среднюю концентрацию жидкости на тарелке определим по выражению х = Для смеси бензол-толуол концентрация х = 0,7259, для смеси бутан-

изопентан - х = 0,83. Используя средние значения концентраций, получим значение КПД верхней секции при разделении смеси бензол-толуол Пт 0,6823, для смеси буган-изопентан Пт=0,5387.

х, мол.д. Значения эффективности, рассчитанные по

диффузионной модели и модели полного перемешивания, близки друг к другу. Отклонение эффективности при разделении смеси бензол-толуол составляет 0,3%, смеси бутан-изопентан - 0,8%.

Следовательно, с точки зрения простоты и точности расчета эффективности целесообразно использовать диффузионную или модель полного перемешивания.

В четвертой главе приводится приближенный метод расчета числа действительных ступеней и эффективности Рис. 8. Распределение концентрации ректификационных аппаратов разделения бензола по длине пути жидкости на углеводородов.

ситчатои тарелке. Количество действительных тарелок

определяется по заданной на концах колонны концентрации НК и ВК (высококипящий) компонентов в жидкой и паровой (газовой) фазах. Задаются концентрации НК и ВК компонента в дистилляте х№ в кубе Хо, в питании х(, по паровой фазе концентрации НК и ВК компонентов - в дистилляте у№ в кубе у0, в питании уг. На каждой тарелке записывается степень извлечения НК и ВК компонента.

Количество действительных тарелок по заданной концентрации НК компонента в жидкой фазе. Степень извлечения НК компонента на первой снизу тарелке:

Ф,о =(х,-х0)/х, , х,/х0 =(1-<?х0)"'; (13)

на второй (снизу) тарелке: фх, =(х2-х,)/х2 , х2/х, = О — ФХ1) 1, (14)

где х, и х2 - концентрация НК компонента на первой и второй тарелках.

Подстановка значения х, из (13) в (14) дает х2/х0 =(1-фх1)~'(1-фх0)~'. Продолжая преобразования до тарелки питания N=N5 получим

г/х0 = П(1-Фх,)-', ¡=1

(15)

где Ын - число действительных тарелок в нижней части аппарата.

При одинаковой или средней степени извлечения на тарелках в нижней части

_\ ,

колонны фх|=фх уравнение (15) запишется в виде: хг/х0 =

действительных ступеней в нижней части колонны:

_ 1п(хг/х0)

Ц'-Фх)

КГ

. Тогда число

N8

Для верхней части колонны: хн/хг = П(1~Фм) ■ При одинаковой или средней

степени извлечения на тарелках верхней части колонны фх| - фх , имеем число действительных тарелок в верхней части:

(17)

Количество действительных тарелок по заданной концентрации ВК компонента:

Кн=1п(х0/х,)/т(1-^:)"1 , №в = 1п(хг/х„)/ 1п(1 -фГ)"1 -Количество действительных тарелок по заданной концентрации НК компонента в паровой фазе. Степень извлечения НК компонента в паре составляет (отсчет тарелок снизу вверх): на первой тарелке: сру1 = (у, -у0)/у0 , У1 и у0 -

концентрация НК компонента в паровой фазе, покидающей тарелку и приходящей на нее, соответственно. Число действительных тарелок: N = 1п(уы/у0)/1п(1 + сру

Количество действительных тарелок по заданной концентрации ВК компонента в паровой фазе. Степень извлечения ВК компонента на первой (снизу) тарелке: ФУ1 = (уо - У1 )/Уо • Здесь у, и у0 - концентрация ВК компонента в паровой фазе на входе и выходе барботажного слоя тарелки. Число действительных ступеней разделения в данном случае: N = 1п(у0/у м)/ 1п(1 -<ру)~ - При подаче исходной смеси на тарелку питания число действительных ступеней в верхней и нижней секциях колонны равно:

= ЦУг/Уы)/1^-^' ; =1п(у0/уг)/1п(1-^;)~' , где фу — средняя степень извлечения компонента в паровой фазе.

Приближенный метод расчета числа действительных ступеней разделения. Исходная смесь с концентрацией Хр поступает в колонну при температуре Тг и давлении Рг. По заданной концентрации НК компонента наверху колонны и ВК компонента в кубе определяются давление и температура наверху и внизу колонны Рм и Ро, Тм и Т0, их средние значения равны Р^, и Т^. В верхней и нижней частях колонны определяется средняя концентрация НК компонента в жидкой фазе х'ср и х"р. По

уравнениям рабочих линий находится средняя концентрация НК компонента в паровой фазе у^ и у"р. Для тарелки расположенной в верхней части колонны составляем

уравнение материального баланса ь(хср - х)- У(у - уср ) = 0. Здесь х - концентрация НК

компонента в жидкости на тарелке, у - концентрация НК компонента в паре, покидающим тарелку, Ь - расход жидкой фазы, V - расход паровой фазы. Из уравнения материального баланса выразим концентрацию НК компонента в жидкой фазе:

х = хср-(у-уср)У/Ь. (18)

Эффективность тарелки по Мерфри: т] = (у — у ср )/(у *-Уср)- С учетом

эффективности г) уравнение (18) примет вид: х = хср-г^*-уср)у/Ь. (19) Равновесная концентрация у выражается через летучесть НК компонента

у" =ах/[1 + (а-1)х] (20)

или у' - mx , где а = Рд/Рц - летучесть ПК компонента; Р*, Р* - давление насыщенных паров компонентов А и В при средней температуре в верхней и нижней части аппарата, коэффициент распределения ш = ур*/р, у - коэффициент активности, P - давление в системе.

При разделении идеальной смеси концентрацию ПК компонента в жидкости на тарелке найдем, подставив значение у* из выражения (20) в уравнение (19). Получим: х = хср - r|[ax/(l + (а - l)x)]v/L + r|ycp V/L . Раскрывая скобки, получим квадратное

уравнение относительно х, решение которого при р = а -1 имеет вид:

_ j fbkp + ЛУср V/L)-Ла V/L - lj+ 1

2Р [VI1" Рхср + па V/L - пРУср V/L)2 + 4(з(хср + Пуср V/l)| '

Относительная степень извлечения НК компонента в жидкой фазе определяется разностью концентраций НК компонента в жидкости, поступающей на тарелку хср и

покидающей тарелку х: фх =(хср -х)/хср . По уравнению (17) находится число

- 1п(х«/хг)

действительных ступеней в верхней части аппарата: NB =—> N' V . Расход парового

Ч-Фх]

потока в колонне принимается постоянным V=const. Расход жидкости в нижней части аппарата LH = L + F. При заданном V/LH, х"р и у"р, тср , находятся Р*, Р* и

а = PI/Pb > из уравнения (21) вычисляется концентрация жидкости на тарелке в нижней части аппарата и среднее значение степени извлечения грх . По уравнению (16) определяется число действительных тарелок N,, в нижней части аппарата.

Число действительных ступеней разделения смеси бензол-толуол в колонне с ситчатыми тарелками. На основе предложенного метода выполнен расчет действительных ступеней разделения, при значениях эффективности, полученных по выражениям (3) - (5) (таблица 3). Концентрация жидкости, покидающей тарелку, при полном перемешивании жидкости определяются по (21), при диффузионной модели по (12). Расход питания 10 т/ч, содержание бензола 50% масс., Tf=82 °С, Р = Ратм , расход дистиллята 5,11 т/ч, флегмовое число 1,78, х'ср = 0,754 , х^ =0,164, у'ср = 0,829 , у"р = 0,206 , содержание в мол.д.: в дистилляте 0,965, в кубе 0,023, в питании 0,542.

Таблица 3. Концентрация жидкости по полному перемешиванию (ПП) и диффузионной модели (ДМ), степень извлечения, число ступеней разделения._

Модель Эффективность Общее число тарелок (расчет) Число тарелок2 Число тарелок по (1), (2) Пз=0,6495

верхняя секция нижняя секция

ц = 0,68 ц = 0,63

X Фх NB X Фх N„ NP N* N3Mn

ПП 0,716 0,0491 11 0,134 0,185 15 26 26 23

ДМ 0,719 0,0458 12 0,135 0,178 16 28 26 23

2 Павлов К.Ф. Романков П.Г., Носков A.A. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. — Л. : "Химия", 1987. — 576 с. — 10-е изд., перераб. и доп.

11

Используя полученное число тарелок, на основе описанного ранее алгоритма по схеме «от тарелки к тарелке» проведен потарелочный расчет при полном перемешивании жидкости и по диффузионной модели. Погрешность расчета концентрации по дистилляту и кубовому остатку не превышает 2 %. Расчет колонны с помощью программного пакета НуБуя по расчетным данным КПД и действительных тарелок дает значение концентрации бензола в дистилляте 97% мол.д., в кубовом остатке 2,4% мол.д.; толуола в кубе - 97,5% молл. Погрешность расчета по верху составляет 1%, в кубе 0,4%.

Число ступеней разделения действующей установки по разделению многокомпонентной смеси: пропан, изобутан, бутан, изопентан, пентан, гексан. Диаметр колонны - 3,8 м; количество действительных тарелок - 71; тип тарелки: клапанная двухпоточная; относительное свободное сечение тарелки - 0,0646; номер тарелки питания - 36; расход питания, кг/ч - 60000; расход дистиллята, кг/ч - 39043; расход кубового остатка, кг/ч - 20957; флегмовое число - 1.848; давление верха, кПа -587,7; давление кубового остатка, кПа - 638,3; температура верха, °С - 58; температура куба, °С - 106; температура питания, °С - 82. Принимаем исходную смесь как сумму двух ключевых компонентов: бутановая фракция, ключевой компонент - бутан; пентановая фракция, ключевой компонент - изопентан. Содержание НК компонента

х0 =7,5-Ю-5, хг= 0,7027, в жидкости: х'^, = 0,8425 ,

(пропана, изобутана и бутана) в мол.д. составляет: хм = 0,9984; Средняя концентрация НК компонента

х"р = 0,0768

в паре: Уср = 0,8677 , уср

метода выполнен расчет действительных ступеней эффективности полученных по выражениям (3) - (5). Полученные результаты сведены в таблицу 4.

Таблица 4. Концентрация жидкости по полному перемешиванию (ПП) и

= 0,08258

. На основе предложенного разделения, при значениях

Действительные ступени

Модель Эффективность Общее число тарелок (расчет) Число действ, тарелок Число тарелок по 0),(2) р з=0,65

верхняя секция нижняя секция

Л = 0,534 Л = 0,453

X Фх X <Рх КР N * * эксп

ПП 0,828 0,0176 20 0,0628 0,182 46 66 71 43

ДМ 0,824 0,0225 16 0,0626 0,185 45 61 71 43

Теоретические ступени

X <Рх X Фх Расчет НуЭуз

ПП 0,779 0,0452 9 0,0447 0,378 19 28 28

Расчетное число тарелок близко к количеству установленных в действующей колонне. Число тарелок, по эмпирическим зависимостям (1), (2) равно 43, меньше количества тарелок в действующей колонне на 28.

Потарелочный расчет по схеме «от тарелки к тарелке» при полном перемешивании жидкости и по диффузионной модели показал близкие к экспериментальным (с действующей установки) значениям концентрации вверху и внизу колонны. Погрешность расчета не превышает 1 %.

Концентрации компонентов, полученные на 66 тарелках при расчете с помощью программного пакета НуБуя со средними значениями эффективности в секции имеют следующие значения: наверху колонны в % масс.: пропан - 2,13-10"5; НК компонент -

99,87 (изобутан - 32,29, бутан - 67,58); в кубовом остатке, в % масс.: пропан -4,081(Г20 ; НК компонент- 1,083-Ю"7 ; изопентан-43,9; пентан-44,55; гексан- 11,54.

Расчет процесса разделения данной многокомпонентной смеси по методу «теоретической тарелки» с помощью современного программного пакета НуЭуБ дает число теоретических тарелок Мт=28, номер тарелки питания N¡=10.

Эффективность колонны, полученная по уравнению (1) т]0=28/71=0,394 в сравнении с действительным КПД Г10=0,493, ниже на 20 %.

Число ступеней разделения действующей установки по разделению смеси: изобутан, бутан. Диаметр колонны — 3,6 м; количество действительных тарелок - 142; тип тарелки: клапанная двухпоточная; относительное свободное сечение тарелки — 0.083; номер тарелки питания - 64; расход питания, кг/ч — 39043; расход дистиллята, кг/ч -15449,5; расход кубового остатка, кг/ч - 23593,6; флегмовое число - 8,645; давление верха, кПа - 577.6; давление кубового остатка, кПа - 628,2; температура верха, °С - 47; температура в кубе, °С - 60. В мольных долях концентрация изобутана составляет: в питании 0,39436; в кубе 0,02; в дистилляте 0,968. Средняя концентрация: х 'ср = 0,68;

х"р = 0,207 ; у'ср = 0,71 ; у"р = 0,237 . На основе предложенного метода проведен расчет

действительных ступеней разделения, при значениях эффективности полученных по (3) -(5), результаты приведены в таблице 5. Число тарелок, по эмпирическим зависимостям (1), (2) равно 118, меньше количества тарелок в действующей колонне на'24.

Рассчитывая колонну с помощью программного пакета НуБув (КПД в верхней секции Т1=0,53, в нижней т]=0,506, число тарелок 137, номер тарелки питания 44) получим: содержание изобутана в дистилляте 0,9897 мол.д., отклонение от значения на действующей установке составляет 2,2%; содержание н-бутана в кубе 0,9955 мол.д., отклонение от значения на действующей установке составляет 1,6%.

Таблица 5. Концентрация жидкости по полному перемешиванию (ПП) и диффузионной модели (ДМ), степень извлечения, число ступеней разделения. _

Действительные ступеии

Модель | Эффективность Общее число тарелок (расчет) Число действ, тарелок Число тарелок по (0,(2) Пз=0,55

верхняя секция нижняя секция

Л = 0,53 Л = 0,506

X Фх N8 X Фх м„ N эксп N змп

ПП 0,667 0,02 43 0,2 0,0312 94 137 142 118

ДМ 0,666 0,0224 40 0,2004 0,0332 90 130 142 118

Теоретические ступени

X Фх X Фх Расчет НуЗуэ

ПП 0,661 0,0297 30 0,191 0,077 37 67 65

Расчет колонны с помощью программного пакета НуБув дает число теоретических тарелок Ит=65 й КПД колонны по уравнению (1) г[о=65/142=0,458. В действительности КПД колонны равен: Г10~0,518.Сравнение действительных значений КПД колонны т]о со значениями, полученными в виде отношения числа теоретических ступеней к числу действительных г|0=0,458, дает отклонение 13,1 %.

Число ступеней разделения действующей установки по разделению смеси: изопентан, пентан, гексан. Диаметр колонны - 3,8 м; количество действительных тарелок - 71; тип тарелки: клапанная двухпоточная; относительное свободное сечение тарелки — 0,0646; номер тарелки питания - 48; расход питания, кг/ч — 94336; расход дистиллята, кг/ч - 44884; расход кубового остатка, кг/ч — 49452; флегмовое число -

1,863; давление верха, кПа- 202,6; давление кубового остатка, кПа- 253,3; температура верха, °С - 52; температура куба, °С - 105. Принимаем исходную смесь как сумму двух ключевых компонентов: пентановая фракция (изопентан-пентан) - НК компонент, ключевой компонент - пентан; гексановая фракция (гексан) - ВК компонент, ключевой компонент - гексан. Содержание НК компонента в мол.д.: х0 =0,00021 , хг =0,52, xN = 0,9712 .Средняя концентрация: х'ср = 0,734; х*р = 0,062 ; у^ = 0,827 ; у^ = 0,082 .

На основе предложенного метода проведен расчет действительных ступеней разделения, полученные результаты сведены в таблицу 6. Число тарелок, по эмпирическим зависимостям (1), (2) равно 68, меньше количества тарелок в действующей колонне на 3.

При расчете колонны с помощью программного пакета HySys на 68 тарелках содержание пентана в дистилляте 0,9989 мол.д., отклонение от значения на действующей установке составляет 2,8%; содержание гексана в кубе 0,9989 мол.д., отклонение от значения на действующей установке составляет 0,1%. Расчет колонны с помощью программного пакета HySys дает число теоретических тарелок NT=35. Расчетное число теоретических тарелок равно 37, КПД колонны по (1): tj0 = 37/71 = 0,493. В действительности КПД колонны равен ti0=0.392. КПД колонны, выраженное через отношение числа теоретических тарелок к действительным, выше действительного КПД на 20,4 %.

Таблица 6. Концентрация жидкости по полному перемешиванию (ПП) и диффузионной модели (ДМ), степень извлечения, число ступеней разделения._

Действительные ступени

Модель Эффективность Общее число тарелок (расчет) Число действ, тарелок Число тарелок по (1),(2) Пз=0,518

верхняя секция нижняя секция

ц = 0,4475 Т1 = 0,3366

X Фх NB X Фх N„ NP N 14 эксп N3Mn

ПП 0,706 0,038 17 0,053 0,153 51 68 71 68

ДМ 0,691 0,058 11 0,051 0,177 43 54 71 68

Теоретические ступени

X Фх NB X Фх N„ Расчет HySys

ПП 0,687 0,064 10 0,0453 0,27 27 37 35

Число ступеней разделения действующей установки по разделению смеси: этан, пропан, изобутан, бутан, изопентан, пентан, гексан. Диаметр колонны в верхней секции - 2,6 м; в нижней - 3,4; количество действительных тарелок - 75; тип тарелки: клапанная двухпоточная - в верхней секции; клапанная четырёхпоточная - в нижней секции; относительное свободное сечение тарелки в верхней секции — 0,0534; в нижней - 0,052; номер тарелки питания - 30; расход питания, кг/ч - 88000; расход дистиллята, кг/ч - 17688; расход кубового остатка, кг/ч — 70425; флегмовое число - 4,15; давление верха, кПа — 1672; давление кубового остатка, кПа - 1723; температура верха, °С - 47; температура куба, °С - 110; температура питания, °С - 78,5. Принимаем исходную смесь как сумму двух ключевых компонентов: пропановая фракция (этан-пропан) - НК компонент, ключевой компонент - пропан; изобутановая фракция (изобутан-бутан-изопентан-пентан-гексан) - ВК компонент, ключевой - изобутан.

Содержание НК компонента в мол.д.: х0 = 2,6-10~3, х, = 0,249 , хк = 0,9988. Средние

концентрации: х'ср = 0,54; х"р = 0,054 ; у'ср = 0,63 ; у^ = 0,08468 .

Результаты расчетов представлены в таблице 7. Число тарелок, по эмпирическим зависимостям (1), (2) равно 56, меньше количества тарелок в действующей колонне на 19. При потарелочном расчете на 75 тарелках с использованием программного пакета НуБуэ содержание ПК компонента в дистилляте - 0,9984 мол.д. Отклонение расчетных данных от значений концентраций на действующей установке близко к нулю.

Расчет числа ступеней разделения по предложенной методике дает 37 теоретических тарелок. Число теоретических тарелок, рассчитанное с помощью программного пакета НуБув составляет 35, эффективность колонны, рассчитанная по выражению (1) равна п0=3 5/75=0,466. Действительное значение КПД колонны Т10=0,3226, ниже расчетного значения полученного в виде отношения числа теоретических тарелок к действительным на 30,7%.

Таблица 7. Концентрация жидкости по полному перемешиванию (ГТП) и диффузионной модели (ДМ), степень извлечения, число ступеней разделения. _

Действительные ступени

Модель Эффективность Общее число тарелок (расчет) Число действ, тарелок Число тарелок по (1),(2) Пз=0,62

верхняя секция нижняя секция

т| = 0,2486 П = 0,3967

X Фх X Фх N.. N эксп

ПП 0,512 0,0508 27 0,049 0,0909 48 75 75 56

дм 0,481 0,1077 12 0,053 0,0262 52 64 75 56

Теоретические ступени

X Фх М» X Фх N.. Расчет НуЭуБ

ПП 0,471 0,126 10 0,045 0,1552 27 37 35

В приложении к диссертации приведены промежуточные результаты расчета эффективности, концентрации, степени извлечения и числа ступеней разделения, алгоритм потарелочного расчета, графические зависимости.

ОСНОВНЫЕ РЕЗУЛЬТАТЫ РАБОТЫ

1.Для определения эффективности ректификационных аппаратов широко используются эмпирические данные, полученные статистической обработкой экспериментальных результатов с действующих аппаратов, которые в отдельных случаях показывают достоверные результаты. Многочисленные обобщенные зависимости эффективности тарелок различного типа, полученные при разделении конкретных смесей, не учитывают влияние конструктивных параметров контактного устройства, технологических параметров процесса и теплофизических характеристик разделяемой смеси. Проведенные исследования эмпирических значений КПД при разделении широкой фракции углеводородов показывают значительные погрешности (более 70%) при получении заданного состава разделяемых компонентов на концах колонны.

2.Предлагается метод определения эффективности колонных аппаратов в виде среднего значения эффективности тарелок, отношения количества суммарной эффективности ступеней к числу действительных (реальных) ступеней разделения. Определение эффективности тарелок проводится на основе гидродинамической аналогии процессов переноса импульса и массы в барботажном слое.

3.Эффективность контактного устройства представляется в виде зависимости от кинетических параметров массопереноса связанных с конструктивными, технологическими параметрами тарелок любой конструкции и теплофизическими характеристиками разделяемой смеси.

4.Проведено исследование влияния структуры потока жидкости на эффективность ступени с разбиением барботажного слоя на ячейки полного перемешивания, определением локального КПД и КПД тарелки. Распределение скоростей и концентраций в барботажном слое описывается системой одномерных и двумерных дифференциальных уравнений переноса импульса и массы. Решение уравнений переноса импульса проводится вариационным методом с использованием локального потенциала Пригожина - Гленсдорфа. Эффективность ячеек определяется в форме КПД Мерфри в зависимости от кинетических параметров массопереноса в ячейках. Параллельно для оценки эффективное™ тарелок вводится относительная величина степени извлечения компонента. Проведенный анализ структуры потоков при разделении углеводородов на одно- и многопоточных тарелках диаметром до 3,8 м показал незначительное снижение КПД с увеличением диаметра тарелки.

5.Определение числа ступеней по заданным концентрациям разделяемых смесей в питании, дистилляте и кубовом остатке проводится на основе относительной степени извлечения компонентов при средних значениях параметров в верхней и нижней частях колонны. Получены уравнения для определения числа действительных ступеней разделения. Разработан, с учетом КПД ступени, приближенный метод расчета числа действительных и теоретических ступеней разделения.

6.На основе разработанного метода и полученных соотношений проведено обследование действующих ректификационных аппаратов разделения смеси бензол-толуол в колонне с однопоточными ситчатыми тарелками, широкой фракции углеводородов в колоннах с многопоточными клапанными тарелками. В результате обследования установлено:

• расчетные значения количества действительных ступеней разделения, полученные по разработанному методу и заданным значениям концентраций в питании, дистилляте и кубе действующих установок, удовлетворительно согласуются с количеством установленных тарелок в действующих аппаратах;

• расчетные значения концентраций компонентов на концах действующих колонн (дистиллята и куба), полученные с помощью программного пакета НуЯуБ и числа теоретических и действительных ступеней, полученных по разработанному методу, отличаются от концентраций на концах действующих установок не более чем на 3%.

7. Разработанные модели ректификационных аппаратов и методы расчета эффективности используются при разработке компьютерных тренажеров на производствах ОАО «Нижнекамскнефтехим».

Основные результаты диссертационной работы представлены в публикациях.

В изданиях из перечня ВАК:

1. Дьяконов С.Г. Определение эффективности контактных устройств на основе гидродинамической аналогии / С.Г. Дьяконов, В.В. Елизаров, Д.В. Елизаров, С.А. Мерзляков // Вестник Казанского технологического университета. - 2009. - №3. ч. 1. — С. 57-63.

2. Мерзляков С.А. Определение эффективности контактных ступеней процесса разделения компонентов по степени их извлечения / С.А. Мерзляков, В.В. Елизаров, Д.В. Елизаров II Вестник Казанского технологического университета. - 2011. - №9. т. 14. - С. 140-145.

3. Мерзляков С.А. Математическое моделирование и оценка массопереноса в барботажном слое по степени извлечения компонентов / С.А. Мерзляков, Д.В. Елизаров, В.И. Елизаров // Вестник Казанского технологического университета. - 2011. - №19. т. 14.-С. 199-206.

4. Мерзляков С.А. Определение эффективности ректификационной колонны для

разделения смеси бензол-толуол при полном перемешивании жидкости на ситчатых тарелках / С.А. Мерзляков, В.В. Елизаров, Д.В. Елизаров // Вестник Казанского технологического университета. - 2012. - №8. т. 15. - С. 263-267.

5. Елизаров В. И. Определение эффективности колонных массообменных аппаратов на основе аналогии переноса импульса и массы в барботажном слое на тарелках / В.И. Елизаров, Д.В. Елизаров, С.А. Мерзляков, С.Г. Дьяконов // Теоретические основы химической технологии.. — 2012. —Т. 46, 5. — С. 483-490.

6. Елизаров В. И. Определение числа действительных ступеней разделения колонных массообменных аппаратов / В.И. Елизаров, Д.В. Елизаров, С.А. Мерзляков, С.Г. Дьяконов // Теоретические основы химической технологии. — 2012. — Т. 46, 6. — С. 603-611.

Прочие публикации

7. Мерзляков С.А. Оценка эффективности разделения компонентов на контактном устройстве по степени извлечения / С.А. Мерзляков, В.В. Елизаров, Д.В. Елизаров // Математические методы в технике и технологиях - ММТТ-24. Сб. трудов XXIV Международной научной конференции : в 10 т. Т 3; под общ. ред. B.C. Балакирева. -Саратов : Изд-во СГТУ, 2011. - С. 97-99.

8. Елизаров Д.В. Выбор проектируемых параметров барботажных тарелок по заданной степени извлечения компонентов жидкой смеси / Д.В. Елизаров, Т.С. Камалиев, С.А. Мерзляков // Математические методы в технике и технологиях - ММТТ-24. Сб. трудов XXIV Международной научной конференции : в 10 т. Т 7; под общ. ред. B.C. Балакирева. - Саратов : Изд-во СГТУ, 2011. - С. 66-67.

9. Мерзляков С.А. Влияние флегмового числа, расхода и концентрации питания на эффективность ректификационной колонны для разделения смеси бензол-толуол / С.А. Мерзляков, В.В. Елизаров, Д.В. Елизаров // Актуальные инженерные проблемы химических и нефтехимических производств и пути их решения. Сборник трудов Всероссийской научно-практической конференции. - Нижнекамск - 2012. - С. 39-42.

Свидетельства

10. Свидетельство о государственной регистрации программы для ЭВМ. Компьютерный тренажерный комплекс по обучению операторов цеха углеводородного сырья / В.В. Елизаров, С.А. Мерзляков и др., зарегистрировано в реестре программ для ЭВМ 16.10.2012, 20129374.

11. Свидетельство о государственной регистрации программы для ЭВМ. Конструктор для моделирования пуска, останова и аварийных ситуаций на предприятиях химии и нефтехимии / В.В. Елизаров, С.А. Мерзляков и др., зарегистрировано в реестре программ для ЭВМ 16.10.2012, 20129375.

Подписано в печать 14 марта 2013 г. Форм.бум. 60x84 1/16 Печ. л.1. Тираж 100. Заказ №16. Отпечатано в редакционно-издательском отделе НХТИ (филиал) ФГБОУ ВПО «КНИТУ» Республика Татарстан, г. Нижнекамск, 423570, ул. 30 лет Победы, д. 5а.

КАЗАНСКИЙ НАЦИОНАЛЬНЫЙ ИССЛЕДОВАТЕЛЬСКИЙ ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ УНИВЕРСИТЕТ

На правах рукописи

МЕРЗЛЯКОВ СЕРГЕЙ АЛЕКСАНДРОВИЧ

ЭФФЕКТИВНОСТЬ ТАРЕЛЬЧАТЫХ АППАРАТОВ РАЗДЕЛЕНИЯ УГЛЕВОДОРОДОВ НА ОСНОВЕ ГИДРОДИНАМИЧЕСКОЙ

АНАЛОГИИ

05.17.08 - Процессы и аппараты химических технологий

Диссертация на соискание ученой степени кандидата технических наук

Научный руководитель: доктор технических наук доцент Елизаров В.В.

Казань - 2013

СОДЕРЖАНИЕ

ВВЕДЕНИЕ............................................................................................................6

ГЛАВА I. АНАЛИЗ СУЩЕСТВУЮЩИХ ПОДХОДОВ К ОПРЕДЕЛЕНИЮ ЭФФЕКТИВНОСТИ МАССООБМЕННЫХ АППАРАТОВ, ПОСТАНОВКА ЗАДАЧИ И МЕТОДЫ РЕШЕНИЯ..........................................................................10

1.1 Определение эффективности и числа ступеней разделения массообменных аппаратов........................................................................................10

1.2 Оперделение эффективности по эмпирическим зависимостям.........17

1.3 Использование кинетических зависимостей для определения эффективности...........................................................................................................21

1.4 Влияние структуры потока на эффективность ректификационных колонн.........................................................................................................................23

1.5 Определение эффективности на основе сопряженного физического и математического моделирования процессов переноса импульса и массы в барботажном слое......................................................................................................34

1.6 Постановка задачи и метод определения эффективности ректификационных колонн.......................................................................................36

ГЛАВА II. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ЭФФЕКТИВНОСТИ КОЛОННЫХ МАССООБМЕННЫХ АППАРАТОВ ПРИ ПОЛНОМ ПЕРЕМЕШИВАНИИ ЖИДКОСТИ В БАРБОТАЖНОМ СЛОЕ НА ТАРЕЛКАХ..................................39

2.1 Эффективность контактных устройств и колонных аппаратов при полном перемешивании жидкости на тарелках.....................................................39

2.2 Определение кинетических параметров на основе гидродинамической аналогии процессов переноса в барботажном слое............42

2.3 Оценка эффективности разделения компонентов по степени извлечения..................................................................................................................48

2.4 Расчет и сравнение КПД на тарелках различных конструкций и масштаба.....................................................................................................................50

2.4.1 Эффективность колонны с ситчатыми и колпачковыми тарелками при разделении смеси бензол-толуол......................................................................50

2.4.2 Эффективность действующей колонны разделения многокомпонентной смеси (компоненты питания: пропан, изобутан, бутан, изопентан, пентан, гексан)........................................................................................59

2.4.3 Эффективность действующей колонны разделения многокомпонентной смеси (компоненты питания: этан, пропан, изобутан, бутан, изопентан, пентан, гексан)............................................................................66

ГЛАВА III. ВЛИЯНИЕ СТРУКТУРЫ ПОТОКА ЖИДКОСТИ НА ЭФФЕКТИВНОСТЬ МАССООБМЕННЫХ АППАРАТОВ.................................72

3.1 Уравнение переноса импульса и массы в барботажном слое на контактных устройствах массообменных аппаратов.............................................72

3.2. Вариационный метод решения уравнений движения жидкости на контактном устройстве.............................................................................................74

3.2.1 Моделирование структуры потока жидкости ячеечной моделью с учетом движения жидкости в поперечном направлении......................................74

3.2.2 Моделирование структуры потока жидкости ячеечной моделью на ситчатых тарелках при разделении смеси бензол-толуол.....................................84

3.2.3 Моделирование структуры потока жидкости ячеечной моделью при разделении многокомпонентной смеси с учетом движения жидкости в поперечном направлении..........................................................................................86

3.2.4 Моделирование структуры потока жидкости ячеечной моделью без учета движения жидкости в поперечном направлении.........................................89

3.2.5 Моделирование структуры потока жидкости ячеечной моделью на ситчатых тарелках без поперечного перемешивания при разделении смеси бензол-толуол............................................ .................................................................92

3.2.6 Моделирование структуры потока жидкости ячеечной моделью на ситчатых тарелках без поперечного перемешивания при разделении многокомпонентной смеси.......................................................................................96

3.3 Моделирование массопереноса и эффективности с помощью диффузионной модели при средней скорости жидкости на тарелке.................100

ГЛАВА IV. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ЧИСЛА СТУПЕНЕЙ РАЗДЕЛЕНИЯ КОЛОННЫХ МАССООБМЕННЫХ АППАРАТОВ...........................................105

4.1 Определение количества действительных тарелок по заданной концентрации на концах колонны.........................................................................105

4.1.1 Количество действительных тарелок по заданной концентрации НК компонента в паровой фазе....................................................................................106

4.1.2 Количество действительных тарелок по заданной концентрации ВК компонента в паровой фазе....................................................................................107

4.1.3 Количество действительных тарелок по заданной концентрации НК компонента в жидкой фазе.....................................................................................108

4.1.4 Количество действительных тарелок по заданной концентрации ВК компонента в жидкой фазе.....................................................................................110

4.2 Моделирование процессов разделения в ректификационных колоннах при полном перемешивании жидкости на тарелках...........................111

4.3 Определение числа ступеней разделения в процессах ректификации углеводородов..........................................................................................................114

4.3.1 Определение числа ступеней разделения смеси бензол-толуол... 114

4.3.2 Определение числа ступеней действующей установки разделения многокомпонентной смеси (компоненты питания: пропан, изобутан, бутан, изопентан, пентан, гексан)......................................................................................121

4.3.3 Определение числа ступеней действующей установки разделения смеси (компоненты питания: изобутан, бутан)....................................................126

4.3.4 Определение числа ступеней действующей установки разделения многокомпонентной смеси (компоненты питания:изопентан, пентан, гексан) 130

4.3.5 Определение числа ступеней разделения установки разделения многокомпонентной смеси (компоненты питания: этан, пропан, изобутан,

бутан, изопентан, пентан, гексан)..........................................................................133

ЗАКЛЮЧЕНИЕ..................................................................................................138

СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ.................................................................................141

ПРИЛОЖЕНИЕ 1...............................................................................................153

ПРИЛОЖЕНИЕ II..............................................................................................162

ПРИЛОЖЕНИЕ III............................................................................................170

ПРИЛОЖЕНИЕ IV............................................................................................173

ПРИЛОЖЕНИЕ V.............................................................................................175

ВВЕДЕНИЕ

Массообменные процессы разделения углеводородов на фракции составляют основу всех нефтеперерабатывающих производств. Процессы ректификации углеводородов проводят в ректификационных колоннах тарельчатого или насадочного типов. Проектируемыми параметрами тарельчатых ректификационных аппаратов являются число тарелок, высота и диаметр, технологические параметры установки.

О разделительной способности ректификационной установки судят по значениям концентраций получаемых продуктов разделения в дистилляте и кубовом остатке. Эффективность разделения определяется конструктивными и технологическими параметрами аппарата и количеством установленных в колонне тарелок. Принято определять эффективность колонны в виде отношения числа теоретических и действительных ступеней разделения. Однако, такое определение не всегда дает достоверные результаты при проектировании, что приводит в процессе эксплуатации установки к существенным отклонениям состава продуктов разделения от требуемых значений, ошибочной высоте колонны и, следовательно, завышенным или заниженным капитальными затратами на ее строительство и монтаж. Использование известных программных пакетов для расчета эффективности в рамках данного определения не решает проблемы.

Существующие зависимости для определения эффективности тарелок и колонн, полученные в результате обобщения многочисленных экспериментальных данных, справедливы для конкретных контактных устройств и разделяемых смесей или получены обобщением опыта эксплуатации определенного класса массообменных аппаратов.

Разработка надежных методов определения эффективности ректификационных аппаратов в зависимости от конструктивных, гидродинамических, технологических параметров и теплофизических

характеристик разделяемой смеси, представляют актуальную задачу проектирования.

В работе предложен метод определения эффективности ректификационных аппаратов в зависимости от конструктивных, гидродинамических, технологических параметров и теплофизических характеристик разделяемой смеси, который представляет актуальную задачу проектирования. Предлагается определять эффективность тарельчатых ректификационных аппаратов в виде средней эффективности тарелок установленных в колонне. Эффективность каждой отдельной тарелки заданного типа находится на основе гидродинамической аналогии процессов переноса импульса и массы в барботажном слое. Применение гидродинамической аналогии позволяет получить кинетические параметры процессов переноса в зависимости от конструкции тарелок, гидродинамических параметров и теплофизических характеристик разделяемой смеси.

При полном перемешивании жидкости на тарелке и движении пара в режиме вытеснения эффективность колонны принимается в виде отношения суммарной эффективности тарелок и количества действительных ступеней разделения. Для определения действительных ступеней разделения вводится понятие относительной степени извлечения компонента на тарелке. На основе среднего значения степени извлечения компонентов жидкой и паровой фазы определяется число действительных и теоретических ступеней разделения, в зависимости от заданных концентраций компонентов в питании, дистилляте и кубовом остатке.

Представление барботажного слоя в виде ячеечной модели позволяет

определять локальный КПД и средний КПД тарелки на основе

гидродинамической аналогии. Показано влияние структуры потока жидкости

на эффективность тарелки. На основе аналитического решения диффузионной

модели и модели полного перемешивания жидкой фазы получены

согласованные данные по эффективности тарелок. Представлен обширный

материал по расчету и показана достоверность полученных результатов на

7

примерах действующих ректификационных аппаратов разделения легких углеводородов.

Диссертационная работа состоит из введения, четырех глав, заключения, списка литературы и приложений. В первой главе проводится анализ существующих методов определения эффективности тарельчатых ректификационных аппаратов и контактных устройств.

Во второй главе рассматривается аналогия процессов переноса импульса и массы в барботажном слое, на основании которой можно получить выражения для определения кинетических параметров и эффективности при полном перемешивании жидкости на контактном устройстве. Вводится понятие относительной степени извлечения, как критерия оценки эффективности ступеней разделения.

В третьей главе рассматривается влияние структуры потока жидкости на эффективность и степень извлечения компонента на контактном устройстве способы определения концентрации, степени извлечения на контактном устройстве, при использовании различных моделей структуры потока. Показана зависимость эффективности при моделировании контактного устройства ячеечной и диффузионной моделью.

В четвертой главе предлагается способ определения числа действительных и теоретических ступеней разделения на основе степени извлечения и эффективности контактного устройства.

Результаты работы использованы при построении математических моделей процесса ректификации и оценке эффективности контактных устройств в процессе создания компьютерного тренажера для персонала цеха углеводородного сырья ОАО «Нижнекамскнефтехим».

В приложении к диссертации приведены гидродинамические,

теплофизические и промежуточные параметры для определения эффективности

на контактном устройстве, графики зависимости кинетических параметров и

эффективности от флегмового числа при средних параметрах в верхней и

нижней секциях, алгоритм потарелочного расчета ректификационного

8

аппарата, акт о внедрении компьютерного тренажера, в котором были внедрены полученные математические модели, свидетельство о регистрации программного продукта, графики зависимости равновесной концентрации полученной по закону Рауля и по известным корреляцям.

Работа по теме диссертации проводилась на кафедре процессов и аппаратов химической технологии Казанского национального исследовательского технологического университета. Работа выполнена в рамках использования гранта президента РФ для государственной поддержке молодых российских ученых МД-552.2011.8 (договор № 16.120.11.552-МД от 18.02.2011) и в рамках федеральной целевой программы «Научные и научно-педагогические кадры инновационной России» на 2009-2013 годы (соглашение №14.В37.21.0591).

ГЛАВА I. АНАЛИЗ СУЩЕСТВУЮЩИХ ПОДХОДОВ К ОПРЕДЕЛЕНИЮ ЭФФЕКТИВНОСТИ МАССООБМЕННЫХ АППАРАТОВ, ПОСТАНОВКА ЗАДАЧИ И МЕТОДЫ РЕШЕНИЯ

Основным параметром при расчете колонных массообменных аппаратов предназначенных для разделения смесей углеводородов является эффективность или коэффициент полезного действия. Эффективность в литературе предлагается оценивать по числу единиц переноса, по числу теоретических ступеней, по эмпирическим зависимостям, по различным графическим зависимостям, с помощью определения коэффициентов массоотдачи, отнесенных к единице поверхности контакта или же определять эффективность всей колонны в целом по эффективности отдельных тарелок, установленных в аппарате. Важное влияние на эффективность колонны оказывает структура потока жидкости на тарелках и межатрельчатый унос жидкости.

1.1 Определение эффективности и числа ступеней разделения массообменных аппаратов

В реальных условиях массопередачи при контакте парового потока с жидкостью на тарелке межфазное равновесие не достигается и для учета отклонения параметров реального процесса от идеального Мерфри [1] ввел понятие локальной эффективности тарелки и колонны в целом. Локальная эффективность г|0у представляет собой отношение изменения состава газа

(пара) или жидкости в данной точке тарелки к изменению состава при достижении равновесной концентрации:

Лоу - У,~УМ • (1.1)

У ~У*-1

0-2)

xi - X

В выражениях (1.1) и (1.2) X; и - концентрация жидкости и газа, приходящие на тарелку; х - состав жидкости в данной точке; у -концентрация пара, покидающего тарелку из данной точки; у* - состав пара

равновесный с жидкостью, покидающей тарелку; х* - состав жидкости равновесный с уходящим паром; г|0у и г|0х - локальный кпд тарелки

определяемый по газовой и жидкой фазам.

Эффективность тарелки (КПД по Мерфри) - это отношение изменения среднего состава газа (пара) или жидкости на тарелке к изменению состава при достйжении равновесной концентрации [2-11].

лТу =у: ~ • (1.з)

У -У 1-1

Лтх = -Г- С1-4)

XI - х

В выражениях (1.3) и (1.4) XI и - средние концентрации жидкости и газа, приходящие на тарелку; хм и у1 - средние концентрации жидкости и газа, покидающие тарелку; у* - состав пара равновесный с жидкостью,

покидающей тарелку; х* - состав жидкости равновесный с уходящим паром; г|Ту и г|Тх - кпд тарелки определяемый по газовой и жидкой фазам.

Для соотношения локальных эффективностей т|0у и г|0х используется выражение [6, 12]:

Лоу =

1

^ шв

Ь

(1.5)

V 'Лох у

где т- коэффициент распределения; в, Ь - расход пара и жидкости.

При полном перемешивании жидкости на тарелке локальная эффективность и эффективность тарелки совпадают.

Общая эффективность колонны представляет собой отношение числа теоретических ступеней к действительному числу, необходимых для разделения исходной смеси до заданных концентраций.

где NT, ]МД - число теоретических и действительных тарелок.

Авторы [13 - 15] показали, что эффективность тарелки по газовой фазе может принимать значения больше единицы, причина этого явления заключается в наличии градиента уровня жидкости по длине тарелки.

Для определения числа теоретических тарелок в выражении (1.6) существует несколько методик. Число тарелок можно определить с помощью графического построения. Механизм такого построения описан в [2, 16, 17]. Число теоретических ступеней разделения также можно определить итерационным путем. Считая, что на каждой тарелке достигается равновесие, определяют концентрации компонентов в жидкости и паре по уравнениям на каждой тарелке. Критерие�