Проект установки первичной переработки Тенгинской нефти

кДж/кг 

Энтальпия фракции нк-120°С при температуре ввода Т=40°С

=(0,403?40 + 0,000405?40²) = 81,2 кДж/кг

Для определения температуры вывода жидкости ПЦО (Т_ПЦО) найдем градиент температуры между тарелками колонны:

°С

Тогда температура вывода жидкости ПЦО

°С

Температуру ввода ПЦО принимаем на 100°С ниже

°С

=(0,403?273,6 + 0,000405?273,6²) = 649,8 кДж/кг

=(0,403?173,6 + 0,000405?173,6²) = 379,8 кДж/кг

Q_ПЦО = 0,6 Q_ор =0,6 44,4 10⁶ = 26,610⁶ кДж/кг

Для определения диаметра колонны определяем количество паров в наиболее нагруженных сечениях:

Под верхней тарелкой

М_нк-120 = 87 г/моль, М_в = 18 г/моль, Z - содержание водяного пара наверху колонны.

T_e=t_e +273 = 100 + 273 = 373 К

Находим допустимую скорость паров в рассчитываемом сечении колонны

где m₁ и С_max коэффициенты, выбираемые в зависимости от расстояния между тарелками, типа тарелок и технологических условий работы.

m₁ = 1,15 для клапанных тарелок и С_max ⁼ 760 для атмосферных колонн с расстоянием между тарелками 600 мм.

, - плотности жидкости и паров при температуре и давлении в рассматриваемом сечении.

= 723 кг/м³



Рассчитываем диаметр колонны.

м

Принимаем по ОСТу 26-02-1401-76 диаметр равный 2,2 м.

Под тарелкой ввода сырья

М_120-240 = 158,4 г/моль, М_240-300 = 214,75 г/моль, М_300-350 = 255 г/моль, Z₁ - количество водяного пара в зоне ввода сырья.

Т_в = t_в + 273 = 330 + 273 = 603 К

Находим допустимую скорость паров в рассчитываемом сечении колонны

= 651 кг/м³



Рассчитываем диаметр колонны.

м

Принимаем по ОСТу 26-02-1401-76 диаметр равный 2,6 м.

Определяем конструктивную высоту колонны:

Н_к = h_m (п - 2) + h_эв + h_в + h_н + h_пос

где h_m = 0,6 м - расстояние между тарелками, п = 46 - число тарелок, h_эв = 1,2 м - зона ввода сырья в колонну, h_в = 3,0 м - сферическое днище, h_н = 4,0 м - зона обеспечения не менее 10 минутного запаса остатка, h_пос = 2,0 м - высота бетонного постамента.

Нк = 0,6(46-2) + 1,2 + 3,0 + 4,0 + 2,0 = 36,6 м

4.3 Расчет печи

Топливо - топливный газ состава (в об. долях): CH₄ - 85,31%, С₂Н₆ - 5,81%, С₃Н₈ - 5,31% , изо-С₄Н₁₀ - 2,05%, н-С₄Н₁₀ - 1,08%. Плотность газа с = 0,872 кг/м³.

Определяем низшую теплоту сгорания топлива (в кДж/м³) по формуле:

= 360,33 ? CH₄ + 631,8 ? C₂H₆ + 913,8 ? C₃H₈ + 1092,81? изо-C₄H₁₀ +

1195? н-C₄H₁₀

= 360,33 ? 85,31 + 631,8 ? 5,81 + 913,8 ? 5,31 + 1092,81? 2,05 + 1195?

1,08 = 42794 кДж/м³



или массовую:

= = 49058 кДж/кг

Состав топлива в массовых процентах

Компоненты	М	Объемная доля, r	Mr	Массовый %, g
CH4	16	0,8531	13,65	69,84
C2H6	30	0,0581	1,743	8,92
C3H8	44	0,0531	2,336	11,95
изо-С4Н10	58	0,0205	1,189	6,08
н-С4Н10	58	0,0108	0,626	3,21
		1,00	19,54	100,00

Определим элементарный состав топлива в массовых процентах. Содержание углерода в любом компоненте топлива находим по соотношению

С_i =

Содержание углерода:

С = = = ++++

= 76,99%

Содержание водорода:

H = = = ++++= 23.01%



Проверка

С+H = 76,99 + 23,01 = 100%

Определим теоретическое количество воздуха. Необходимое для сжигания 1 кг газа, по формуле:

L_o = ==16.94 кг/кг

Принимаем коэффициент избытка воздуха =1,07. Тогда

L_Д= L_o=1,07?16,94=18,13 кг/кг

Или

==14м³/кг

где с_в=1,293 кг/м³ - плотность воздуха при нормальных условиях.

Определим количество продуктов сгорания, образующихся на 1 кг топлива:

= 0,0,67С=0,0367?76,99=2,83 кг/кг

= 0,09Н=0,09?23,01=2,07 кг/кг

= 0,23 L_o(-1) =0,23?16,94?(1,07-1)=0,27 кг/кг

= 0,77 L_o=0,77?16,94?1,07=13,96 кг/кг

Суммарное количество продуктов сгорания:

= 2,83+2,07+0,27+13,96=19,13 кг/кг

Проверка

= 1+L_o = 1+18,13 = 19,13 кг/кг

Содержанием влаги в воздухе пренебрегаем.

Найдем объемное количество продуктов сгорания на 1 кг топлива (при нормальных условиях):

===1,44 м³/кг

===2,58 м³/кг

===0,19 м³/кг

===11,17 м³/кг

Суммарный объем продуктов сгорания:

= 1,44+2,58+0,19+11,17=15,38 м³/кг

Плотность продуктов сгорания при 0?С и 1 атм.:

с = ==1,244 кг/м³

Определим энтальпию продуктов сгорания на 1 кг топлива при различных температурах по уравнению:

J_T = (Т-273)(mc+ mc+ mc + mc)

Зависимость энтальпии дымовых газов от температуры

Т, К	JT, кДж/кг	Т, К	JT, кДж/кг	Т, К	JT, кДж/кг	Т, К	JT, кДж/кг
273	0,00	700	7850,28	1300	20287,73	1900	34026,16
300	477,51	900	11819,68	1500	24773,42	2100	38755,99
500	4081,83	1100	15962,37	1700	29359,95	2300	43587,99

КПД печи найдем по формуле

где - потери тепла в окружающую среду, в долях от низшей теплоты сгорания топлива;

- потери тепла с уходящими дымовыми газами, в долях от низшей теплоты сгорания топлива.

Примем, что = 0,06 и температура дымовых газов, покидающих конвекционную камеру печи, на 120 К выше температуры Т₁ сырья, поступающего в печь:

Т_ух=Т₁+Т=220+120=340

При Т_ух=360?С найдем по графику J-T потерю тепла с уходящими дымовыми газами

J_ух=6211 кДж/кг

или в долях от низшей теплоты сгорания топлива:

==0,13

КПД печи равен

Полезное тепло печи рассчитываем по формуле:

где ,, - энтальпии нефти при температурах входа в атмосферную колонну (330?С) и выхода из теплообменника (220?С)

=4,187((50,2+0,109?330+0,00014?330²)(4-0,8486)-73,8)=1029,2 кДж/кг

=(0,403?330+0,000405?330²)=804,9 кДж/кг

=(0,403?220+0,000405?220²)=492,1 кДж/кг

171232,9(0,415^.1029,2+(1-0,415)^.804,9-492,1)=69,51^.10⁶ кДж/ч

= 19,46^.10⁶ Вт

Часовой расход топлива:

кг/ч

Или объемный

м³/ч

Поверхность нагрева радиантных труб определяется по формуле:

где _р - количество тепла, переданного сырью в камере радиации, кВт; q_p- теплонапряжение радиантных труб, кВт/м².

Количество тепла, переданного сырью в камере радиации (прямая отдача топки), найдем из уравнения теплового баланса топки:

где - коэффициент эффективности (КПД) топки; - энтальпия дымовых газов на выходе из камеры радиации при температуре Т_п, кДж/кг топлива.

Примем Т_п = 1023 К и определим по графику J-T

=14367 кДж/кг топлива

Ранее было принято, что потери тепла в окружающую среду равны 6%. Пусть 4% в том числе составляют потери тепла в топке. Тогда

Примем теплонапряжение радиантных труб q_p=40,6 кВт /м².

Таким образом, поверхность нагрева радиантных труб будет равна:

Полагая на основе опытных и расчетных данных, что нефть в конвекционных трубах не испаряется, найдем ее энтальпию на входе в радиантные трубы из уравнения:

Следовательно

Тогда температура нефти на входе в радиантные трубы будет

Т_к = 247.

Выбираем трубы диаметром 127 мм с полезной длиной l_тр = 18 м.

Число радиантных труб:

Поверхность нагрева конвективных труб определяется по формуле:

где - количество тепла, передаваемого сырью в конвекционных трубах, Вт;

= 32,6 - коэффициент теплопередачи в конвекционной камере печи, Вт/(м²К)

- средний температурный напор, К.

Количество тепла, передаваемое сырью в конвекционных трубах:

В конвекционной камере теплопередача от дымовых газов к сырью в трубах осуществляется при смешанно-перекрестном токе с индексом противоточности, равным единице. Поэтому средний температурный напор рассчитывается по уравнению Грасгофа:

где



Таким образом, поверхность нагрева конвекционных труб

В камере конвекции устанавливаем трубы с полезной длиной l_тр =18 м, наружным диаметром 102 мм.

Определим число труб в конвекционной камере

Принимаем число труб по горизонтали

Число труб по вертикали

Высота, занимаемая трубами в конвекционной камере, при шаге труб по глубине конвекционного пучка :

На основании полученных данных выбираем 1 печь типа ГС-1 422/18 со следующими характеристиками:

радиантные трубы: поверхность нагрева, м2 рабочая длинна, м	422 18
количество секций	5
теплопроизводительность, МВт	22,9
габаритные размеры, м длинна ширина высота	22,3 9,7 15,6
масса, т материал печи (без змеевика) футеровки	69,0 268

4.4 Расчет теплообменника

Нефть в количестве G₂ =171232,9 (кг/ч) поступает в теплообменник с температурой =50°С, где нагревается за счет тепла фракции 120-240°С, в количестве G₁ = 24315,1 (кг/ч). Начальная температура горячего потока = 170°С, конечная = 80°С. КПД теплообменника принимаем равным = 0,98.

Относительные плотности:

Для нефти: = 0,8486

Для горячего теплоносителя: = 0,7834

Энтальпия фракции 120-240°С при температуре входа =170°С:

=(0,403?170+0,000405?170²) =379,5 кДж/кг

Энтальпия фракции 120-240°С при температуре выхода = 80°С:

=(0,403?80+0,000405?80²) =164,8 кДж/кг



Энтальпия нефти при температуре входа =50°С:

=(0,403?50+0,000405?50²) =96,2 кДж/кг

Запишем уравнение теплового баланса:

Из этого уравнения определим энтальпию нефти на выходе из теплообменника:

кДж/кг

Этой энтальпии соответствует температура = 65°С.

Тепловая нагрузка теплообменника равна:

Определяем среднюю разность температур теплоносителей, имея в виду, что в аппарате осуществляется противоток теплоносителей по схеме:

= 170°С = 80°С

= 65°С =50°С

°С°С

°С



Примем на основании практических данных коэффициент теплопередачи в теплообменнике k = 174 Вт/(м² К). Тогда предполагаемая поверхность теплообмена определится по формуле:

В соответствии с необходимой поверхностью теплообмена выбираем 3 теплообменника с плавающей головкой (ГОСТ 14246-79) с поверхностью теплообмена 62 м² при длине труб 6000 мм, диаметр кожуха 500 мм, диаметр труб 25 мм, число ходов по трубам 2.

4.5 Расчет холодильника

Фракция 120-240°С после теплообменника поступает в холодильник в количестве G₁ = 24315,1 (кг/ч) при температуре = 80°С, и выходит из него при температуре = 50°С. Вода поступает в холодильник при температуре =25°С, а выходит из холодильника при температуре = 40°С. КПД холодильника принимаем равным = 0,98.

Относительная плотность фракции = 0,7834

Энтальпия фракции при температуре входа = 80°С:

=(0,403?80+0,000405?80²) =164,8 кДж/кг

Энтальпия фракции при температуре выхода = 50°С:

=(0,403?50+0,000405?50²) =100,1 кДж/кг

Энтальпия воды на входе и на выходе из холодильника:

= 4,187 ? 25 ? 1 = 104,7 кДж/кг

= 4,187 ? 40 ? 1 = 167,5 кДж/кг

Запишем уравнение теплового баланса:

Из этого уравнения определим массовый поток воды, необходимый для охлаждения керосиновой фракции:

Тепло отдаваемое горячим потоком:

Определяем среднюю разность температур теплоносителей, имея в виду, что в аппарате осуществляется противоток теплоносителей по схеме:

= 80°С = 50°С

= 40°С =25°С

°С°С

Так как < 2, определяем по формуле



°С

Примем на основании практических данных коэффициент теплопередачи в теплообменнике k = 174 Вт/(м² К). Тогда предполагаемая поверхность теплообмена определится по формуле:

В соответствии с необходимой поверхностью теплообмена выбираем 3 холодильника с плавающей головкой (ГОСТ 15118-79) с поверхностью теплообмена 31 м² при длине труб 3000 мм, диаметр кожуха 500 мм, диаметр труб 25 мм, число ходов по трубам 2.



Заключение

В курсовом проекте была проанализирована Тенгинская нефть.

В разделе «Теоретические основы процесса» было рассмотрено:

- технологическая классификация нефтей и варианты переработки нефти;

- физические основы процесса дистилляции, ректификации;

- влияние основных параметров, таких как температура, давление, количество тарелок в колонне, на процесс первичной переработки нефти;

- облагораживание дистиллятов полученных на установке первичной переработки нефти.

На основании данных о физико-химических свойствах нефти и ее отдельных фракций был предложен топливный вариант переработки нефти, с одной атмосферной колонной в атмосферном блоке. Были выбраны основные продукты, получаемые на данной установке.

В разделе «Технологические расчеты процесса и основных аппаратов» было произведено:

- расчет материального баланса установки;

- расчет атмосферной колонны: были приняты клапанные тарелки в количестве 46 штук; температура входа в колонну - 330°С, температура выхода фракции н.к.-120°С-100°С, температура вывода фракции 120-240°С - 176°С, температура вывода фракции 240-300°С - 260°С, температура вывода фракции 300-350°С-328°С температура низа колонны - 310°С; диаметр колонны 2,6 м, высота колонны 36,6 м;

- расчет атмосферной печи: расход топлива - 2006 м³/ч, полезная тепловая нагрузка - 19,46 МВт, количество труб в радиантной секции - 55 штук, количество труб в конвективной секции - 70 штук; была выбрана печь типа ГС-1 422/18;

- расчет теплообменника: общая поверхность теплообмена - 137,2 м² , температура выхода нефти 65°С; было выбрано 3 стандартных кожухотрубчатых теплообменника с площадью поверхности 62 м²;

- расчет холодильника: общая поверхность теплообмена - 77,9 м , расход охлаждающей воды - 24534,2 кг/ч; было выбрано 3 стандартных холодильника с площадью поверхности 31 м².



Литература

1. Мановян А.К. Технология первичной переработки нефти и природного газа. М.: Химия, 2001.568с. ил.

2. Нефти СССР. Справочник. М: Химия. 1971-74.

3. Мановян А.К. Проектирование установки атмосферно-вакуумной перегонки нефти (ЭЛОУ-АВТ) (методическое пособие), АГТУ. 1996. 51с.

4. Танатаров М.А. Технологические расчеты установок переработки нефти. М.: Химия. 1987.352с.

5. Дытнерский Ю.И. Процессы и аппараты химической технологии. М.: Химия. 2000.

6. Сарданашвили А.Г., Львова А.И. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и газа, М.: Химия, 1973. 256 с.

7. Мановян А.К., Тараканов Г.В. Технологический расчет аппаратуры установок дистилляции нефти и ее фракций. Астрахань, АГТУ. 1998.

8. Кагерманов С.М., Кузнецов А.Л., Судаков Е.И. Расчеты процессов и аппаратов нефтеперерабатывающей промышленности. Л.: Химия. 1974. 342 с.

9. Рудин М.Г. Драбкин А.Е. Краткий справочник нефтепереработчика. Л.: Химия, 1980. 328 с.

10. Жирнов Б.С. Технологический расчет нагревательных трубчатых печей. Уфа. 1987. 56 с.

11. Основные процессы и аппараты химической технологии. Пособие по проектированию. Под ред. Ю.И. Дытнерского. М.: Химия, 1991. 496 с.

Размещено на Allbest.ru