Отбензинивающая колонна К-1

Размещено на http://www.allbest.ru/

1. ТЕХНОЛОГИЧЕСКАЯ СХЕМА УСТАНОВКИ

Отбензинивающая колонна К-1 входит в состав установки АТ с двукратным испарением нефти (рис.1). Эта схема технологически гибкая и работоспособная при любом фракционном составе нефти. Благодаря удалению в колонне К-1 лёгких бензиновых фракций в змеевиках печи, в теплообменниках не создается большого давления и основная колонна К-2 не перегружается по парам.

2. ИСХОДНЫЕ ДАННЫЕ ДЛЯ РАСЧЕТА

Проведём технологический расчет отбензинивающей колонны мощностью 6 млн т в год по нефти, разгонка (ИТК) которой представлены в табл.1. В качестве дистиллята предусмотрим отбор фракции легкого бензина Н.К.-85оС. Плотность нефти =0,8393.

3. ФИЗИКО-ХИМИЧЕСКИЕ СВОЙСТВА СЫРЬЯ

Нефть и её фракции представляют собой сложную многокомпонентную смесь. Смесь углеводородов одного гомологического ряда, как правило, подчиняется законам идеальных растворов, но в присутствии углеводородов других классов её свойства в той или иной степени отклоняются от свойств идеальных растворов, подчиняющихся законам Рауля и Дальтона. Эти явления из-за их сложности недостаточно изучены, в связи с чем процессы перегонки и ректификации смесей рассчитывают, используя законы идеальных растворов. Для инженерных расчетов точность такого способа допустима.

Другое допущение, принимаемое в расчетах, связано с тем, что в нефти и её фракциях содержится чрезмерно большое число компонентов. При расчете процессов перегонки и ректификации наличие большого числа компонентов в смеси приводит к громоздким вычислениям. Поэтому в технологических расчетах состав и свойства нефти, её фракций представляются более упрощенно. Для этого исходную нефть по кривой ИТК разбивают на фракции, выкипающие в узком интервале температур. Каждую узкую фракцию рассматривают как условный компонент с температурой кипения, равной средней температуре кипения фракции. Чем на большее число узких фракций разбита нефть, тем точнее результаты вычислений, но расчет становится более громоздким и трудоёмким. По рекомендации А.А.Кондратьева, для получения удовлетворительных результатов нефть разбивают не менее чем на шесть узких фракций.

Разобьём нефть на 9 фракций (компонентов): 28-58оС, 58-72оС, 72-85оС 85-102оС, 102-140оС, 140-180оС, 180-240оС, 240-350оС и 350-К.К. Три первые фракции 28-58оС, 58-72оС и 72-85оС отбираем в качестве дистиллята и шесть остальных - в качестве остатка (полуотбензиненной нефти).

Принципиальная схема установки АТ перегонки нефти

Рис. 1

Таблица 1

Разгонка (ИТК) нефти

№ фракции	Температуры кипения фракций при 1 ат, С	Выход на нефть, % масс.		Молекуляр- ный вес (Мi) фракций
		отдельных фракций	суммарный
1	28 - 58	2,09	2,09	0,6510	75
2	58 - 72	2,13	4,22	0,6753	--
3	72 - 88	2,45	6,67	0,6925	--
4	88 - 102	2,28	8,95	0,7049	--
5	102 - 115	2,38	11,33	0,7167	108
6	115 - 128	2,38	13,71	0,7285	--
7	128 - 138	2,41	16,12	0,7372	--
8	138 - 150	2,48	18,60	0,7497	--
9	150 - 162	2,58	21,18	0,7657	134
10	162 - 173	2,44	23,62	0,7748	--
11	173 - 184	2,54	26,16	0,7875	--
12	184 - 192	2,13	28,29	0,7973	--
13	192 - 206	2,55	30,84	0,8085	--
14	206 - 217	2,58	33,42	0,8175	166
15	217 - 228	2,65	36,07	0,8250	--
16	228 - 240	2,62	38,69	0,8325	--
17	240 - 252	2,55	41,24	0,8400	--
18	252 - 264	2,65	43,89	0,8468	--
19	264 - 274	2,69	46,58	0,8523	210
20	274 - 289	2,76	49,34	0,8567	--
21	289 - 302	2,69	52,03	0,8641	--
22	302 - 315	2,69	54,72	0,8705	--
23	315 - 328	2,72	57,44	0,8770	--
24	328 - 342	2,79	60,23	0,8832	270
25	342 - 356	2,86	63,09	0,8891	--
26	356 - 370	3,00	66,09	0,8960	--
27	370 - 386	3,10	69,19	0,9032	--
28	386 - 400	3,27	72,46	0,9108	340
29	400 - 418	3,34	75,80	0,9229	--
30	418 - 434	3,27	79,07	0,9267	--
31	434 - 452	3,27	82,34	0,9368	--
32	452 - 500	3,27	85,61	0,9394	410
33	Остаток	14,39	100,00	--	--

Среднюю температуру кипения компонента tср определяем как среднее арифметическое между начальной и конечной температурой кипения фракции.

Молекулярную массу Мi каждого компонента (фракции) можно определить по данным табл.1 или по формуле Воинова:

где Тср - средняя температура кипения фракции, К.

Относительную плотность компонента определяем через молекулярную массу по формуле Крэга:

или через относительную плотность :

,

где - средняя температурная поправка относительной плотности на 1К, определяем по эмпирической формуле Кусакова:

Относительную плотность компонента определяем по данным табл.1 или по уравнению аддитивности:

,

где хi и - массовая доля и плотность i-ой узкой фракции по данным табл.1.

Таблица 2

Физико-химические свойства сырья

№ компонента	Пределы выкипания фракции	% масс.	tср, C	Мi	% мольн.
1	28-58	2,09	43,0	65,057	5,62427	0,667814
2	58-72	2,13	65,0	72,845	5,12050	0,687682
3	72-85	1,99	78,5	78,103	4,45738	0,702087
4	85-102	2,77	93,5	84,373	5,74712	0,713809
5	102-140	7,77	121,0	97,037	14,03947	0,736061
6	140-180	8,73	160,0	117,590	13,00545	0,777088
7	180-240	13,64	210,0	148,390	16,11139	0,823778
8	240-350	23,55	295,0	212,225	19,44219	0,869474
9	350-К.К.	37,33	-	397,500	16,45224	0,915580
Итого	-	100	-	-	100	-

Пересчет массовых долей в мольные ведём по формуле:

Результаты расчётов физико-химических свойств сырья отбензинивающей колонны приведены в табл.2.

4. МИНИМАЛЬНОЕ ЧИСЛО ТЕОРЕТИЧЕСКИХ ТАРЕЛОК

Проведём расчет методом температурной границы деления смеси.

Для этого определяем мольный отбор дистиллята Е' по отношению к сырью:

,

где D' и F' - мольный расход дистиллята и сырья в колонне, кмоль/ч.

В нашем случае Е' принимаем равным сумме мольных долей первых трёх фракций, которые должны пойти в дистиллят:

Е' = 0,15202

Определяем самую тяжелую фракцию, которая должна пойти в дистиллят - это третья фракция 72-85оС. Задаемся степенью извлечения этой фракции в дистиллят цD3 = 0,85. Это означает, что 85% этой фракции от потенциального её содержания в нефти пойдёт в дистиллят. В общем случае, чем выше степень извлечения фракции, тем больше требуется теоретических тарелок в колонне.

Степень извлечения этой фракции в остаток цW3:

цW3 =1 - цD3 = 0,15

Содержание данной фракции в дистилляте и в остатке рассчитываем по формулам:



= 0,85·4,45738/0,15202= 0,24923

=0,15·4,45738/(1-0,15202)= 0,00788

Рассчитываем коэффициент распределения шi этой фракции:

= 31,60878

Принимаем среднее давление в колонне Pср=4,5 ат = 0,45 МПа.

Определяем температурную границу деления смеси. Температурная граница - это значение температуры ТЕ, находящееся между значениями температур кипения при рабочих условиях двух фракций, лежащих по разные стороны воображаемой линии деления нефти. Эти фракции называются ключевыми. В первом приближении значение ТЕ можно найти как среднее арифметическое между температурами кипения этих ключевых фракций.

В нашем случае ключевыми фракциями являются третья и четвёртая фракции: 72-85оС и 85-102оС. При среднем давлении в колонне Рср находим температуры кипения этих фракций - Т3 и Т4. Для расчётов используем уравнение Ашворта.

Определяем функцию f(То) всех фракций по формуле:

,

где То - средняя температура кипения фракции при атмосферном давлении (табл.2), К

Например, для первой фракции 28-58оС:

7,4281630

Результаты расчетов для всех фракций приведены в табл. 3.

Таблица 3

Значения параметра f(То) фракций

Параметр	Значение параметра
f(T0)1	7,4281630
f(T0)2	6,6299711
f(T0)3	6,2005121
f(T0)4	5,7691102
f(T0)5	5,0837524
f(T0)6	4,2968571
f(T0)7	3,5191702
f(T0)8	2,5855713
f(T0)9	1,5689269

Вычисляем параметр f(Т) для ключевых фракций по формуле:

,

где Рср - среднее давление в колонне, ат

= 4,68922

=4,36297

Температура кипения фракции при данном давлении:

, К

Получаем Т3 = 412,38 К, Т4 = 429,34 К.

Истинная величина ТЕ находится между Т3 и Т4 и определяется методом подбора такого её значения, которое удовлетворяет следующим условиям:

428,216 К

f(TE)= 4,38361

Рассчитываем при температуре TE коэффициенты относительной летучести i всех фракций:

;

где Рi - давление насыщенных паров фракции определяем по уравнению Ашворта при температуре TE, ат:

;

Например, для первой фракции:

1==2,78758

Результаты расчетов представлены в таблице 4.

Таблица 4

Коэффициенты относительной летучести фракций при температуре ТЕ

Обозначение параметра	Значение параметра
1	2,78758
2	1,79813
3	1,35547
4	0,97816
5	0,51985
6	0,19619
7	0,04881
8	0,00304
9	0,00000345

Определяем минимальное число теоретических тарелок в колонне:

= lg(31,60878)/lg(1,35547)=11,35433

5. СОСТАВ ДИСТИЛЛЯТА И ОСТАТКА

Находим коэффициенты распределения всех фракций i :



Например, для первой фракции:

=113568,3604

Рассчитываем составы дистиллята и остатка по формулам:

Например, для первой фракции:

При верном подборе ТЕ выполняются условия:

Результаты расчета составов дистиллята и остатка представлены в табл.5.

Таблица 5

Состав дистиллята и остатка

№	Пределы выкипания фракции	Рi, ат	i	i
1	28-58	12,54411	2,78758	113568,360	0,36995	3,257.10-6
2	58-72	8,09158	1,79813	782,20603	0,33444	0,00043
3	72-85	6,09963	1,35547	31,60878	0,24923	0,00788
4	85-102	4,40172	0,97816	0,77823	0,04629	0,05948
5	102-140	2,33933	0,51985	0,00059	0,00010	0,16555
6	140-180	0,88285	0,19619	0	0	0,15337
7	180-240	0,21963	0,04881	0	0	0,19000
8	240-350	0,01369	0,00304	0	0	0,22928
9	350-к.к.	1,556.10-5	3,45.10-6	0	0	0,19402
	-	-	-	-	1,00000	1,00000

6. МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС КОЛОННЫ

Таблица 6

Материальный баланс колонны

ФРАКЦИЯ	С Ы Р Ь Ё
	% мольн.	кмоль/ч	% масс.	кг/ч	тыс т/г
28-58	5,62427	236,04052	2,08843	15356,08824	125,30568
58-72	5,12050	214,89827	2,12898	15654,26471	127,73880
72-85	4,45738	187,06836	1,98705	14610,64706	119,22288
85-102	5,74712	241,19664	2,76767	20350,54412	166,06044
102-140	14,03947	589,21173	7,77585	57175,33824	466,55076
140-180	13,00545	545,81585	8,72882	64182,48529	523,72908
180-240	16,11139	676,16674	13,64575	100336,38235	818,74488
240-350	19,44219	815,95470	23,55057	173165,98529	1413,03444
350-К.К.	16,45224	690,47140	37,32688	274462,38235	2239,61304
Итого	100	4196,82420	100	735294,11765	6000
ФРАКЦИЯ	Д И С Т И Л Л Я Т
	% мольн.	кмоль/ч	% масс.	кг/ч	тыс т/г
28-58	36,99471	236,02893	33,51556	15355,33404	125,29953
58-72	33,44424	213,37665	33,92609	15543,42239	126,83433
72-85	24,92262	159,00811	27,10663	12419,05000	101,33945
85-102	4,62866	29,53116	5,43842	2491,64030	20,33178
102-140	0,00984	0,06277	0,01329	6,09086	0,04970
140-180	0	0	0	0	0
180-240	0	0	0	0	0
240-350	0	0	0	0	0
350-К.К.	0	0	0	0	0
Итого	100	638,008	100	45815,538	373,855
ФРАКЦИЯ	О С Т А Т О К
	% мольн.	кмоль/ч	% масс.	кг/ч	тыс т/г
28-58	0,00033	0,01159	0,00011	0,75419	0,00615
58-72	0,04276	1,52162	0,01608	110,84232	0,90447
72-85	0,78847	28,06025	0,31786	2191,59706	17,88343
85-102	5,94764	211,66547	2,59020	17858,90382	145,72866
102-140	16,55463	589,14896	8,29166	57169,24738	466,50106
140-180	15,33700	545,81584	9,30884	64182,48519	523,72908
180-240	18,99976	676,16674	14,55250	100336,38235	818,74488
240-350	22,92769	815,95470	25,11550	173165,98529	1413,03444
350-К.К.	19,40171	690,47140	39,80724	274462,38235	2239,61304
Итого	100	3558,817	100	689478,580	5626,145

Средняя молекулярная масса дистиллята:

=71,81

Относительная плотность дистиллята:

=0,6860

Средняя молекулярная масса остатка:

=193,74

Относительная плотность остатка:

=0,8520

7. ТЕМПЕРАТУРНЫЙ РЕЖИМ КОЛОННЫ

Температура верха Тверха колонны рассчитывается как температура конденсации насыщенных паров дистиллята на выходе из колонны.

Таблица 7

Расчёт температуры верха колонны

Pi	ki
6,67563	1,66891	0,22167
3,99122	0,99780	0,33518
2,86495	0,71624	0,34797
1,95387	0,48847	0,09476
0,93070	0,23268	0,00042
0,29669	0,07417	0
0,05800	0,01450	0
0,00223	0,00056	0
Итого	-	1,00000

Расчёт ведётся путём подбора такой температуры, при которой уравнение изотермы паровой фазы превращается в тождество:



где ,

Pi - давление насыщенных паров при Тверха, по уравнению Ашворта,

Рверха - давление вверху колонны, примем равным 4 ат.

Искомая температура Тверха=391,42 К = 118,42ОС.

Температура низа Тниза колонны рассчитывается как температура кипения остатка. Расчёт ведётся путём подбора такой температуры, при которой уравнение изотермы жидкой фазы превращается в тождество:

где ,

Pi - давление насыщенных паров при Тниза ,

Рниза - давление вверху колонны, примем равным 5 ат.

Искомая температура Тниза=526,20 К =253,20ОС.

Таблица 8

Расчёт температуры низа колонны

Pi	Кi
39,71752	7,94350	0,00003
29,43316	5,88663	0,00252
24,26328	4,85266	0,03826
19,4137	3,88274	0,23093
12,60267	2,52053	0,41727
6,474371	1,29487	0,19859
2,501605	0,50032	0,09506
0,375243	0,07505	0,01721
0,003646	0,00073	0,00014
Итого	-	1,00000

Температура ввода сырья в отбензинивающую колонну составляет обычно 200-220оС. Примем

= 493 К = 220ОС

При такой температуре сырьё находится в парожидкостном состоянии, поэтому необходимо определить долю отгона сырья, состав паровой и жидкой фазы его.

Расчет доли отгона производим по методу А.М. Трегубова. Для этого путём последовательного приближения подбираем такое значение мольной доли отгона сырья e`, при котором выполняется тождество:

Таблица 9

Расчёт доли отгона сырья на входе в колонну

Компо- ненты	tcр	Mi	ci,			Pi, кПа		-1		+1
28-58	43	65	0,0209	0,3210	0,0542	2816,9465	6,2599	5,2599	0,5917	1,5917	0,0341	0,2133	13,88
58-72	65	73	0,0213	0,2923	0,0494	2008,3132	4,4629	3,4629	0,3896	1,3896	0,0355	0,1585	11,55
72-85	78,5	78	0,0199	0,2544	0,0430	1614,9319	3,5887	2,5887	0,2912	1,2912	0,0333	0,1195	9,33
85-102	93,5	84	0,0277	0,3280	0,0555	1255,7645	2,7906	1,7906	0,2014	1,2014	0,0462	0,1289	10,88
102-140	121	97	0,0778	0,8013	0,1361	771,6880	1,7149	0,7149	0,0804	1,0804	0,1259	0,2160	20,96
140-180	160	118	0,0873	0,7423	0,1268	365,0801	0,8113	-0,1887	-0,0212	0,9788	0,1296	0,1051	12,36
180-240	210	148	0,1365	0,9196	0,1585	126,6667	0,2815	-0,7185	-0,0808	0,9192	0,1725	0,0486	7,20
240-350	295	212	0,2355	1,1097	0,1941	17,6184	0,0392	-0,9608	-0,1081	0,8919	0,2177	0,0085	1,81
350-К.К.	437	398	0,3733	0,9390	0,1823	3,2873	0,0073	-0,9927	-0,1117	0,8883	0,2052	0,0015	0,60
Итого	-	-	1,0000	5,7077	1,0000	-	-	-	-	-	1,0000	1,0000	88,57

Расчёты сведены в табл. 9, где

e` - мольная доля отгона;

сi - массовая доля отдельных фракций в нефти;

ci`, xi`, yi` - мольные доли отгона отдельных фракций в сырье, в жидкой и паровой фазах сырья;

Мi - молекулярный вес отдельных фракций;

Рвх - абсолютное давление в зоне питания, примем его равным среднему давлению в колонне 4,5 ат или 450 кПа;

Pi - давление насыщенных паров отдельных фракций при температуре ввода сырья, по уравнению Ашворта;

Т - температура при которой определяется давление паров, 493 К;

Тср - средняя температура кипения фракции, К.

Искомая величина е`=0,1125.

Молекулярные веса компонентов Mi вычисляем по формуле Воинова. По данным таблицы 9 средний молекулярный вес нефти:

Молекулярный вес паровой фазы My==89

Массовая доля отгона:

8. МИНИМАЛЬНОЕ ФЛЕГМОВОЕ ЧИСЛО

Минимальное флегмовое число Rmin определяется по уравнениям Андервуда:

где бi - коэффициент относительной летучести по отношению к ключевому компоненту

где Pi - давление насыщенных паров при температуре ввода сырья;

Pk - давление насыщенных паров ключевого компонента (которым задавались в начале расчета);

- корень уравнения Андервуда. Обычно его величина находится между значениями i ключевых компонентов.

В общем случае при увеличении левая часть уравнения возрастает.

q - отношение количества тепла Q, которое надо сообщить сырью, чтобы перевести его в парообразное состояние, к скрытой теплоте испарения сырья Qисп:

или

где JC - энтальпия сырья при температуре ввода;

JП - энтальпия насыщенных паров сырья;

JЖ - энтальпия кипящей жидкости сырья.

При расчёте минимального флегмового числа возможны следующие варианты.

а) Если сырьё вводится при температуре кипения, то e`=0 и q=1.

б) Если сырьё вводится в виде холодной жидкости, не доведенной до температуры кипения, то q>1.

в) Если сырьё вводится в виде насыщенных паров, то e`=1 и q=0.

г) Если сырьё вводится в виде перегретых паров, то q<0.

д) Если сырьё вводится в виде парожидкостной смеси,

то 0<e`<1 и 1-q=e`.

Таблица 10

Расчёт минимального флегмового числа

№ компо- нента		Pi при tF	i
1	0,0562	2,8169	1,7443	0,1154	0,3699	0,7591
2	0,0512	2,0083	1,2436	0,1823	0,3344	1,1905
3	0,0446	1,6149	1,0000	0,4214	0,2492	2,3561
4	0,0575	1,2558	0,7776	-0,3832	0,0463	-0,3086
5	0,1404	0,7717	0,4778	-0,1611	0,0001	-0,0001
6	0,1301	0,3651	0,2261	-0,0440	0	0
7	0,1611	0,1267	0,0784	-0,0155	0	0
8	0,1944	0,0176	0,0109	-0,0024	0	0
9	0,1645	0,0032	0,0020	-0,0004	0	0
Сумма	1,0000	-	-	0,1125	1,0000	3,9970

В нашем случае 1-q=e`=0,1125. Методом подбора находим из первого уравнения Андервуда корень , подставляем его во второе уравнение и определяем Rmin. Результаты расчета приведены в таблице 10.

=0,8943

=3,997-1=2,997

отбензинивающий колонна нефть летучесть

9. ОПТИМАЛЬНОЕ ФЛЕГМОВОЕ ЧИСЛО. ОПТИМАЛЬНОЕ ЧИСЛО ТЕОРЕТИЧЕСКИХ ТАРЕЛОК

Приведём два способа расчёта оптимального флегмового числа.

Графический способ Джиллиленда

а) Задаёмся коэффициентом избытка флегмы i=(1,1…1,8).

б) Рассчитываем флегмовые числа:

Например, 3,2967.

в) Находим параметр Хi :

Например, 0,06975

г) Находим параметр Yi:

Например, =0,58551

д) Находим число теоретических тарелок N из уравнения:

Например, =28,80615

e) Находим величину Ni(Ri+1).

Например, N1(R1+1)= 28,80615·(3,2967+1)=123,7701

Расчёты приведены в таблице 10.

Таблица 10

Расчёт параметров Rопт и Nопт

i	Ri	xi	yi	Ni	Ni(Ri+1)
1,1	3,2967	0,0698	0,5855	28,8061	123,7701
1,2	3,5964	0,1304	0,5236	24,9345	114,6078
1,3	3,8960	0,1836	0,4747	22,5177	110,2480
1,4	4,1957	0,2307	0,4348	20,8571	108,3680
1,5	4,4954	0,2727	0,4015	19,6433	107,9485
1,6	4,7951	0,3103	0,3734	18,7153	108,4577
1,7	5,0948	0,3442	0,3491	17,9813	109,5928
1,8	5,3945	0,3749	0,3280	17,3851	111,1697

ж) Строим график Ni(Ri+1)=f(Ri):

График зависимости параметра Ni(Ri+1) от флегмового числа

Рис.2

Минимум на полученной кривой соответствует искомым параметрам: Rопт=4,45; Nопт=19,65; опт=1,5.

Аналитический вариант расчёта (по приближённым уравнениям):

2,9967+0,35=4,3959

Nопт=1,7

Nопт=1,7·+0,7=20,0024

Таким образом, оба способа дают довольно близкие результаты. Принимаем к дальнейшим расчётам данные более точного графического способа.

10. МЕСТО ВВОДА СЫРЬЯ В КОЛОННУ. РАБОЧЕЕ ЧИСЛО ТАРЕЛОК

Определяем минимальное число теоретических тарелок в концентрационной части колонны ()

,

где б3 и б4 - коэффициенты относительной летучести компонентов при температуре ввода сырья (см. табл. 10).

=7,7028 ~ 8

Оптимальное число теоретических тарелок в верхней части колонны

Отсюда

=13,3308 ~ 14

Рабочее число тарелок в колонне:

где - к.п.д. тарелки, примем равным 0,6.

=32,75 ~ 33

Рабочее число тарелок в верхней части колонны

=22,21~ 23

В нижней, исчерпывающей части колонны, таким образом, будет 33-23=10 тарелок. На практике для ввода сырья предусматривают до 5 точек вблизи сечения, определённого по этим уравнениям.

11. ВНУТРЕННИЕ МАТЕРИАЛЬНЫЕ ПОТОКИ

а) Верхняя часть колонны.

Количество флегмы, стекающей с тарелок верхней части колонны:

=Rопт·D= 4,45·45815,5=203879 кг/ч

Количество паров, поднимающихся с тарелок верхней части колонны:

+D=203879+45815,5=249695 кг/ч

Объём паров:

м3/с = 281997,72 м3/ч

Плотность паров:

= 8,85519 кг/м3

Относительная плотность жидкости:

где - температурная поправка по формуле Кусакова.

Относительная плотность при температуре верха колонны:

Абсолютная плотность жидкости кг/м3

Объёмный расход жидкости:

м3/ч

б) Нижняя часть колонны.

Количество флегмы, стекающей с тарелок нижней части колонны:

203879 + 735294(1 - 0,0572) = 897114 кг/ч

Количество паров, поднимающихся с тарелок нижней части колонны:

= 897114 - 689478,6 = 207635 кг/ч

Объём паров:

 м3/с = 9347 м3/ч

Плотность паров:

=22,2140 кг/м3

Плотность жидкости:

где - температурная поправка по формуле Кусакова.

Относительная плотность жидкости при температуре низа колонны:

Абсолютная плотность жидкости кг/м3

Объёмный расход жидкости:

м3/ч

12. ТЕПЛОВОЙ БАЛАНС КОЛОННЫ

Рассмотрим способ отвода тепла в колонне холодным испаряющимся орошением, как наиболее распространённым в нефтепереработке. Пары дистиллята при этом поступают в конденсатор-холодильник (обычно сначала воздушный, затем водяной), где происходит их конденсация и дальнейшее охлаждение конденсата до температур 30-40оС. Часть холодного конденсата далее подаётся как орошение на верхнюю тарелку, остальное количество отводится как верхний продукт колонны.

Уравнение теплового баланса колонны в этом случае будет иметь вид:

,

где QF - тепло, поступающее в колонну с сырьём, кВт;

QB - тепло, подводимое в низ колонны, кВт;

QD - тепло, отводимое из колонны с дистиллятом, кВт;

QW - тепло, отводимое из колонны с остатком, кВт;

QХОЛ - тепло, отводимое в конденсаторе-холодильнике, кВт;

QПОТ - потери тепла в окружающую среду, кВт.

где F, Fж, Fп - массовый расход сырья, жидкой и паровой фаз сырья, кг/ч;

iFж - энтальпия жидкой фазы сырья, кДж/кг;

IFп - энтальпия паровой фазы сырья, кДж/кг;

е = 0,0572 - массовая доля отгона сырья (см. раздел 7);

,

где D - массовый расход дистиллята, кг/ч;

iхол - энтальпия холодного дистиллята при температуре его отвода после конденсатора-холодильника, кДж/кг;

,

где W - массовый расход остатка, кг/ч;

iW - энтальпия остатка при температуре при температуре его отвода из колонны 253,2ОС, кДж/кг;

,

где Lор - количество холодного орошения, подаваемого в колонну, кг/ч;

ID - энтальпия паров дистиллята при температуре верха колонны 118,42оС.

,

где Rопт = 4,45 - оптимальное флегмовое число;

iконд - энтальпия жидкого дистиллята при температуре его конденсации, кДж/кг;

Qконд - теплота конденсации паров дистиллята. Для светлых нефтепродуктов эту величину можно рассчитать по уравнению Крэга:

, кДж/кг.

где Тср.м. - средняя молекулярная температура кипения дистиллята, К;

В общем случае средняя молекулярная температура кипения смеси рассчитывается по формуле:

,

где Тi - среднеарифметическая температура кипения узкой фракции в смеси, К:

xi` - мольная доля узкой фракции в смеси.

В нашем случае средняя молекулярная температура кипения дистиллята:

Тср.м. = 316 . 0,3699 + 338 . 0,3344 + 351,5 . 0,2492 + 366,5 . 0,0463 +

+ 394 . 0,0001 = 334,5 К.

= 332,45 кДж/кг.

Примем температуру дистиллята после конденсатора-холодильника и, следовательно, температуру подачи орошения tхол = 35°C.

Энтальпии жидких нефтепродуктов при соответствующих температурах рассчитываются по уравнению Крэга:

, кДж/кг.

Энтальпии паров нефтепродуктов рассчитываются по уравнению Уэйра и Итона:

, кДж/кг.

Например, энтальпия жидкой фазы сырья, поступающего в колонну при 220ОС:

кДж/кг.

Результаты расчёта энтальпий потоков:

iF = 496,88 кДж/кг		при tF = 220°C
IF = 814,38 кДж/кг		при tF = 220°C
ID = 593,81 кДж/кг		при tD = 118,42°C
iхол = 74,51 кДж/кг		при tхол = 35 °C
iW = 582,25 кДж/кг		при tW = 253,2°C

Количество холодного орошения:

кг/ч

Рассчитываем тепловые потоки:

QF = 735294,118 . 0,0572 . 814,38 + 735294,118 . (1-0,0572) . 496,88 =

378706604 кДж/ч = 105196,27 кВт

QD = 45815,538 . 74,51 = 3413744,7 кДж/ч = 948,26 кВт

QW = 689478,58 . 582,25 = 401448506 кДж/ч = 111513,58 кВт

QХОЛ = (45815,538 + 130521,12) . (593,81 - 74,51) = 91571622 кДж/ч =

25436,56 кВт

Примем потери тепла в колоне 5%:

Qпот = (948,26 + 111513,58 + 25436,56).5/95 = 7257,81кВт

Тепло, необходимое подвести в низ колонны:

QB = 145156,21 - 9514,41 - 95681,86 = 39959,94 кВт

Таблица 11

Тепловой баланс колоны

Поток	t, °С	Энтальпия, кДж/кг	Расход, кг/ч	Количество тепла, кВт
ПРИХОД:
С сырьём:
паровая фаза	220,0	814,38	42058,8	9514,41
жидкая фаза	220,0	496,88	693235,3	95681,86
В низ колонны				39959,94
Итого				145156,21
РАСХОД:
С дистиллятом	35,0	74,51	45815,54	948,26
С остатком	253,2	582,25	689478,58	111513,58
В конденсаторе				25436,56
Потери				7257,81
Итого				145156,21

13. ДИАМЕТР КОЛОННЫ

Диаметр колонны рассчитывается по наиболее нагруженному сечению по парам. В нашем случае в верхней части колонны расход паровой фазы больше в 7,8327/2,5964 = 3,02 раза, чем в нижней (см. раздел 11).

Примем к установке в верхней части колонны клапанные двухпоточные тарелки, а в нижней, наиболее нагруженной по жидкой фазе, части - клапанные четырёхпоточные тарелки.

Таблица 12

Зависимость диаметра колонны и расстояния между тарелками

Диаметр колонны, м	Расстояние между тарелками, мм
до 1,0	200-300
1,0-1,6	300-450
1,8-2,0	450-500
2,2-2,6	500-600
2,8-5,0	600
5,5-6,4	800
более 6,4	800-900

Расстояние между тарелками принимается в зависимости от диаметра колонны (см. табл.12). На практике указанные рекомендации не всегда выполняются. Для большинства колонн расстояния между тарелками принимаются таким образом, чтобы облегчить чистку, ремонт и инспекцию тарелок: в колоннах диаметром до 2 м - не менее 450 мм, в колоннах большего диаметра - не менее 600 мм, в местах установки люков - не менее 600 мм. Кроме этого, в колоннах с большим числом тарелок для снижения высоты колонны, её металлоёмкости и стоимости расстояние между тарелками уменьшают.

Примем расстояние между тарелками 600 мм, затем проверим соответствие этой величины и рассчитанным диаметром колонны.

Диаметр рассчитывается из уравнения расхода:

, м

где VП - объёмный расход паров, м3/с;

Wmax - максимальная допустимая скорость паров, м/с

, м/с

где Сmax - коэффициент, зависящей от типа тарелки, расстояния между тарелками, нагрузки по жидкости;

ж и п - плотность жидкой и паровой фазы, кг/м3.

Сmax = K1 . K2 . C1 - К3( - 35)

Значение коэффициента С1 определяем по графику в зависимости от принятого расстояния между тарелками (см. приложение). С1 = 1050.

Коэффициент К3 = 5,0 для струйных тарелок, для остальных тарелок К3 = 4,0.

Коэффициент находится по уравнению:

,

где LЖ - массовый расход жидкой фазы в верхней части, кг/ч;

Коэффициент К1 принимается в зависимости от конструкции тарелок:

Колпачковая тарелка 1,0

Тарелка из S-образных элементов 1,0

Клапанная тарелка 1,15

Ситчатая и струйная тарелка 1,2

Струйная тарелка с отбойниками 1,4

Коэффициент К2 зависит от типа колонны:

Атмосферные колонны 1,0

Ваккумные колонны с промывным сепаратором в зоне питания 1,0

Вакуумные колонны без промывного сепаратора 0,9

Вакуумные колонны для перегонки

пенящихся и высоковязких жидкостей 0,6

Абсорберы 1,0

Десорберы 1,13

Сmax = 1,15 . 1,0 . 1050 - 4(132,75 - 35) = 816,5

= 0,562 м/с

Диаметр колонны:

м

Полученный диаметр округляется в большую сторону до ближайшего стандартного значения. Для стальных колонн рекомендованы значения диаметров от 0,4 до 1,0 м через каждые 0,1 м, от 1,2 до 4,0 м через 0,2 м, далее 2,5 м, 4,5 м, 5,0 м, 5,6 м, 6,3 м, от 7,0 до 10 м через 0,5 м, от 11,0 до 14,0 м через 1,0 м, от 16,0 до 20,0 м через 2,0 м.

Итак, примем диаметр колонны DK = 4,5 м.

Проверяем скорость паров при принятом диаметре колонны:

м/с

Она находится в допустимых пределах (0,4-0,7 м/с) [5] для колонн под давлением и расстоянии между тарелками 600 мм.

Проверяем нагрузку тарелки по жидкости:

м3/(м . ч),

где LV - объёмный расход жидкости, м3/ч;

n - число потоков на тарелке;

- относительная длина слива, обычно находится в пределах 0,65-0,75.

Полученное значение расхода жидкости на единицу длины слива меньше максимально допустимого, которое составляет для данного типа тарелок м3/(м . ч).

14. ВЫСОТА КОЛОННЫ

Высота колонны рассчитывается по уравнению:

НК = H1 + Hк + Ни + Нп + Н2 + Нн + Но, м

где Н1 - высота от верхнего днища до верхней тарелки, м;

Нк - высота концентрационной тарельчатой части колонны, м;

Ни - высота исчерпывающей, отгонной тарельчатой части колонны, м;

Нп - высота секции питания, м;

Н2 - высота от уровня жидкости в кубе колонны до нижней тарелки,м;

Нн - высота низа колонны, от уровня жидкости до нижнего днища, м;

Но - высота опоры, м.

Высота Н1 (сепарационное пространство) принимается равной половине диаметра колонны, если днище полукруглое, и четверти диаметра, если днище эллиптическое. Полушаровые днища применяют для колонн диаметром более 4 метров. Поэтому Н1 = 0,5 . 4,5 = 2,25 м.

Высоты Hк и Ни зависят от числа тарелок в соответствующих частях колонны и расстояния между ними:

Нк = (Nконц - 1)h = (23 - 1)0,6 = 13,2 м

Ни = (Nотг - 1)h = (10 - 1)0,6 = 5,4 м

где h = 0,6 м - расстояние между тарелками.

Высота секции питания Нп берётся из расчёта расстояния между тремя-четырьмя тарелками:

Нп = (4 - 1)h = (4 - 1)0,6 =1,8 м

Высота Н2 принимается равной от 1 до 2 м, чтобы разместить глухую тарелку и иметь равномерное распределение по сечению колонны паров, поступающих из печи. Примем Н2 = 1,5 м.

Высота низа (куба) колонны Нн рассчитывается, исходя из 5-10 минутного запаса остатка, необходимого для нормальной работы насоса в случае прекращения подачи сырья в колонну:

м

где ж - абсолютная плотность остатка при температуре низа колонны (см. раздел 11);

Fк = - площадь поперечного сечения колонны, м2.

Штуцер отбора нижнего продукта должен находится на отметке не ниже 4-5 м от земли, для того, чтобы обеспечить нормальную работу горячего насоса. Поэтому высота опоры Но конструируется с учётом обеспечения необходимого подпора жидкости и принимается высотой не менее 4-5 м. Примем Но = 4 м.

Полная высота колонны:

НК = 2,25+13,2+5,4+1,8+1,5+5,25+4 = 33,4 м

15. ДИАМЕТРЫ ШТУЦЕРОВ

Диаметры штуцеров определяют из уравнения расхода по допустимой скорости потока:

, м

где V - объёмный расход потока через штуцер, м3/с;

Величина допустимой скорости Wдоп принимается в зависимости от назначения штуцера и фазового состояния потока (м/с):

Скорость жидкостного потока:

на приёме насоса и в самотечных трубопроводах 0,2-0,6

на выкиде насоса 1-2

Скорость парового потока:

в шлемовых трубах и из кипятильника в колонну 10-30

в трубопроводах из отпарных секций 10-40

в шлемовых трубах вакуумных колонн 20-60

при подаче сырья в колонну 30-50

Скорость парожидкостного потока при подаче сырья в колонну

(условно даётся по однофазному жидкостному потоку) 0,5-1,0

Рассчитанный диаметр штуцера далее округляется в большую сторону до ближайшего стандартного значения:

Таблица 13

Стандартные значения диаметров штуцеров

Dу, мм	Dу, мм	Dу, мм	Dу, мм	Dу, мм	Dу, мм
10	50	200	600	1400	2600
15	65	250	800	1600	2800
20	80	300	900	1800	3000
25	100	350	1000	2000
32	125	400	1100	2200
40	150	500	1200	2400

Приложение

График зависимости коэффициента С1 от расстояния между тарелками Нт

1 - кривая для нормальных нагрузок клапанных, ситчатых, каскадных и аналогичных тарелок и для максимальных нагрузок колпачковых тарелок;

2 - кривая нормальных нагрузок для колпачковых тарелок;

3 - кривая для вакуумных колонн без ввода водяного пара и для стриппинг-секций атмосферных колонн;

4 - кривая для вакуумных колонн с вводом водяного пара и для десорберов;

5 - кривая для абсорберов;

6 - кривая для колонн, разделяющих вязкие жидкости под вакуумом или высококипящие ароматические углеводороды или пенящиеся продукты.

Список рекомендуемой литературы

1. Ахметов С.А. Технология глубокой переработки нефти и газа: Учебное пособие для вузов. - Уфа: Изд-во «Гилем», 2002. - 672 с.

2. Мановян А.К. Технология первичной переработки нефти и природного газа: Учебное пособие для вузов. - М.: Химия, 2001. - 568 с.

3. Танатаров М.А., Ахметшина М.Н., Фасхутдинов Р.А. Технологические расчеты установок переработки нефти. - М.: Химия, 1987. - 352 с.

4. Сарданашвили А.Г., Львова А.И. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и газа. - М.: Химия, 1973. - 272 с.

5. Эмирджанов Р.Т., Лемберанский Р.А. Основы технологических расчетов в нефтепереработке и нефтехимии. - М.: Химия, 1989. - 192 с.

6. Александров И.А. Ректификационные и абсорбционные аппараты. - М.: Химия, 1979. - 280 с.

7. Александров И.А. Перегонка и ректификация в нефтепереработке. - М.: Химия, 1981. 352 с.

8. Багатуров С.А. Основы теории и расчета перегонки и ректификации. - М.: Химия, 1974. - 440 с.

9. Кузнецов А.А., Кагерманов С.М., Судаков Е.Н. Расчеты процессов и аппаратов нефтеперерабатывающей промышленности. - Л.: Химия, 1974. - 344 с.

10. Расчеты основных процессов и аппаратов нефтепереработки: Справочник / Под ред. Е.Н.Судакова. - М.: Химия, 1979. - 569 с.

11. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию / Под ред. Ю.И.Дытнерского. М.: Химия, 1983. - 272 с.

12. Справочник нефтепереработчика: Справочник / Под ред. Г.А. Ластовкина, Е.Д.Радченко и М.Г.Рудина. - Л.: Химия, 1986. - 648 с.

13. Рудин М.Г. Карманный справочник нефтепереработчика. - Л.: Химия, 1989. - 464 с.

14. Скобло А.И., Молоканов Ю.К., Владимиров А.И., Щелкунов В.А. Процессы и аппараты нефтегазопереработки и нефтехимии. - М.: ООО "Недра-Бизнесцентр", 2000. - 677 с.

15. Колонные аппараты. Каталог ВНИИнефтемаш. - М.: Изд. ЦИНТИхимнефтемаш, 1992. - 26 с.

Размещено на Allbest.ru