Отбензинивающая колонна К-1

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.


. 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.


. 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

№ фракцииТемпературы кипения фракций при 1 ат, °СВыход на нефть, % масс.Молекуляр-

ный вес (Мi)

фракцийотдельных фракцийсуммарный128 - 582,092,090,651075258 - 722,134,220,6753-372 - 882,456,670,6925-488 - 1022,288,950,7049-5102 - 1152,3811,330,71671086115 - 1282,3813,710,7285-7128 - 1382,4116,120,7372-8138 - 1502,4818,600,7497-9150 - 1622,5821,180,765713410162 - 1732,4423,620,7748-11173 - 1842,5426,160,7875-12184 - 1922,1328,290,7973-13192 - 2062,5530,840,8085-14206 - 2172,5833,420,817516615217 - 2282,6536,070,8250-16228 - 2402,6238,690,8325-17240 - 2522,5541,240,8400-18252 - 2642,6543,890,8468-19264 - 2742,6946,580,852321020274 - 2892,7649,340,8567-21289 - 3022,6952,030,8641-22302 - 3152,6954,720,8705-23315 - 3282,7257,440,8770-24328 - 3422,7960,230,883227025342 - 3562,8663,090,8891-26356 - 3703,0066,090,8960-27370 - 3863,1069,190,9032-28386 - 4003,2772,460,910834029400 - 4183,3475,800,9229-30418 - 4343,2779,070,9267-31434 - 4523,2782,340,9368-32452 - 5003,2785,610,939441033Остаток14,39100,00--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 a - 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

№ компонентаПределы выкипания фракции% масс.tср, CМi% мольн.128-582,0943,065,0575,624270,667814258-722,1365,072,8455,120500,687682372-851,9978,578,1034,457380,702087485-1022,7793,584,3735,747120,7138095102-1407,77121,097,03714,039470,7360616140-1808,73160,0117,59013,005450,7770887180-24013,64210,0148,39016,111390,8237788240-35023,55295,0212,22519,442190,8694749350-К.К.37,33-397,50016,452240,915580Итого-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 ?D3 = 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 ?W3:


?W3 =1 - ?D3 = 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 ?i 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

ПараметрЗначение параметраf(T0)17,4281630f(T0)26,6299711f(T0)36,2005121f(T0)45,7691102f(T0)55,0837524f(T0)64,2968571f(T0)73,5191702f(T0)82,5855713f(T0)91,5689269

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(TE)= 4,38361

Рассчитываем при температуре TE коэффициенты относительной летучести ai 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 параметраЗначение параметра12,7875821,7981331,3554740,9781650,5198560,1961970,0488180,0030490,00000345

Определяем минимальное число теоретических тарелок в колонне:


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


. 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 фракцииРi, атaiYi128-5812,544112,78758113568,3600,369953,257.10-6258-728,091581,79813782,206030,334440,00043372-856,099631,3554731,608780,249230,00788485-1024,401720,978160,778230,046290,059485102-1402,339330,519850,000590,000100,165556140-1800,882850,19619000,153377180-2400,219630,04881000,190008240-3500,013690,00304000,229289350-к.к.1,556.10-53,45.10-6000,19402S----1,000001,00000

. МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС КОЛОННЫ


Таблица 6

Материальный баланс колонны

ФРАКЦИЯС Ы Р Ь Ё% мольн.кмоль/ч% масс.кг/чтыс т/г28-585,62427236,040522,0884315356,08824125,3056858-725,12050214,898272,1289815654,26471127,7388072-854,45738187,068361,9870514610,64706119,2228885-1025,74712241,196642,7676720350,54412166,06044102-14014,03947589,211737,7758557175,33824466,55076140-18013,00545545,815858,7288264182,48529523,72908180-24016,11139676,1667413,64575100336,38235818,74488240-35019,44219815,9547023,55057173165,985291413,03444350-К.К.16,45224690,4714037,32688274462,382352239,61304Итого1004196,82420100735294,117656000ФРАКЦИЯД И С Т И Л Л Я Т% мольн.кмоль/ч% масс.кг/чтыс т/г28-5836,99471236,0289333,5155615355,33404125,2995358-7233,44424213,3766533,9260915543,42239126,8343372-8524,92262159,0081127,1066312419,05000101,3394585-1024,6286629,531165,438422491,6403020,33178102-1400,009840,062770,013296,090860,04970140-18000000180-24000000240-35000000350-К.К.00000Итого100638,00810045815,538373,855ФРАКЦИЯО С Т А Т О К% мольн.кмоль/ч% масс.кг/чтыс т/г28-580,000330,011590,000110,754190,0061558-720,042761,521620,01608110,842320,9044772-850,7884728,060250,317862191,5970617,8834385-1025,94764211,665472,5902017858,90382145,72866102-14016,55463589,148968,2916657169,24738466,50106140-18015,33700545,815849,3088464182,48519523,72908180-24018,99976676,1667414,55250100336,38235818,74488240-35022,92769815,9547025,11550173165,985291413,03444350-К.К.19,40171690,4714039,80724274462,382352239,61304Итого1003558,817100689478,5805626,145

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

Piki6,675631,668910,221673,991220,997800,335182,864950,716240,347971,953870,488470,094760,930700,232680,000420,296690,0741700,058000,0145000,002230,000560Итого-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

PiКi39,717527,943500,0000329,433165,886630,0025224,263284,852660,0382619,41373,882740,2309312,602672,520530,417276,4743711,294870,198592,5016050,500320,095060,3752430,075050,017210,0036460,000730,00014Итого-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- нентыtcрMici,Pi, кПа-1+128-5843650,02090,32100,05422816,94656,25995,25990,59171,59170,03410,213313,8858-7265730,02130,29230,04942008,31324,46293,46290,38961,38960,03550,158511,5572-8578,5780,01990,25440,04301614,93193,58872,58870,29121,29120,03330,11959,3385-10293,5840,02770,32800,05551255,76452,79061,79060,20141,20140,04620,128910,88102-140121970,07780,80130,1361771,68801,71490,71490,08041,08040,12590,216020,96140-1801601180,08730,74230,1268365,08010,8113-0,1887-0,02120,97880,12960,105112,36180-2402101480,13650,91960,1585126,66670,2815-0,7185-0,08080,91920,17250,04867,20240-3502952120,23551,10970,194117,61840,0392-0,9608-0,10810,89190,21770,00851,81350-К.К.4373980,37330,93900,18233,28730,0073-0,9927-0,11170,88830,20520,00150,60Итого--1,00005,70771,0000-----1,00001,000088,57


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:



. МИНИМАЛЬНОЕ ФЛЕГМОВОЕ ЧИСЛО


Минимальное флегмовое число Rmin определяется по уравнениям Андервуда:



где ?i - 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 ai 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- нентаPi при tFai10,05622,81691,74430,11540,36990,759120,05122,00831,24360,18230,33441,190530,04461,61491,00000,42140,24922,356140,05751,25580,7776-0,38320,0463-0,308650,14040,77170,4778-0,16110,0001-0,000160,13010,36510,2261-0,04400070,16110,12670,0784-0,01550080,19440,01760,0109-0,00240090,16450,00320,0020-0,000400Сумма1,0000--0,11251,00003,9970

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

iRixiyiNiNi(Ri+1)1,13,29670,06980,585528,8061123,77011,23,59640,13040,523624,9345114,60781,33,89600,18360,474722,5177110,24801,44,19570,23070,434820,8571108,36801,54,49540,27270,401519,6433107,94851,64,79510,31030,373418,7153108,45771,75,09480,34420,349117,9813109,59281,85,39450,37490,328017,3851111,1697

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

опт=1,7

опт=1,7·+0,7=20,0024

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


. МЕСТО ВВОДА СЫРЬЯ В КОЛОННУ. РАБОЧЕЕ ЧИСЛО ТАРЕЛОК


Определяем минимальное число теоретических тарелок в концентрационной части колонны ()


,


где ?3 и ?4 - 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.


. 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


. 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/кгпри tF = 220°CIF = 814,38 кДж/кгпри tF = 220°CID = 593,81 кДж/кгпри tD = 118,42°Ciхол = 74,51 кДж/кгпри tхол = 35 °CiW = 582,25 кДж/кгпри 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 =

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 =

,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

Потокt, °СЭнтальпия, кДж/кгРасход, кг/чКоличество тепла, кВтПРИХОД:С сырьём:паровая фаза220,0814,3842058,89514,41жидкая фаза220,0496,88693235,395681,86В низ колонны39959,94Итого145156,21РАСХОД:С дистиллятом35,074,5145815,54948,26С остатком253,2582,25689478,58111513,58В конденсаторе25436,56Потери7257,81Итого145156,21

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, мРасстояние между тарелками, ммдо 1,0200-3001,0-1,6300-4501,8-2,0450-5002,2-2,6500-6002,8-5,06005,5-6,4800более 6,4800-900

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;

rж и rп - плотность жидкой и паровой фазы, кг/м3.


Сmax = K1 . K2 . C1 - К3(l - 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 l находится по уравнению:


,


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

Коэффициент К1 принимается в зависимости от конструкции тарелок:

Колпачковая тарелка1,0

Тарелка из S-образных элементов1,0

Клапанная тарелка1,15

Ситчатая и струйная тарелка1,2

Струйная тарелка с отбойниками1,4

Коэффициент К2 зависит от типа колонны:

Атмосферные колонны1,0

Ваккумные колонны с промывным сепаратором в зоне питания1,0

Вакуумные колонны без промывного сепаратора0,9

Вакуумные колонны для перегонки

пенящихся и высоковязких жидкостей0,6

Абсорберы1,0

Десорберы1,13


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;

W - 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).


. 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 rж - 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


. 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 трубопроводах0,2-0,6

на выкиде насоса1-2

Скорость парового потока:

в шлемовых трубах и из кипятильника в колонну10-30

в трубопроводах из отпарных секций10-40

в шлемовых трубах вакуумных колонн20-60

при подаче сырья в колонну30-50

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, ммDу, ммDу, ммDу, ммDу, ммDу, мм105020060014002600156525080016002800208030090018003000251003501000200032125400110022004015050012002400

Приложение


График зависимости коэффициента С1 от расстояния между тарелками Нт

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

- кривая нормальных нагрузок для колпачковых тарелок;

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

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

- кривая для абсорберов;

- 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.

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

. 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.

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


Теги: Отбензинивающая колонна К-1  Курсовая работа (теория)  Другое