Расчет ректификационной колонны узла получения БТК из фракции газов С1-C4
Охлажденная до 50'C ГПС поступает на блок разделения, где в сепараторе (4) разделяется на жидкую и газовую фазы. Далее, газ охлаждается в холодильнике (15) кипящим пропиленом до температуры 5'C. Вновь образовавшаяся жидкая фаза отделяется в сепараторе (14), после чего смешивается с жидкой фазой, полученной в (4). Смесь проходит теплообменник (17), где нагревается до 100'C, и направляется… Читать ещё >
Расчет ректификационной колонны узла получения БТК из фракции газов С1-C4 (реферат, курсовая, диплом, контрольная)
Расчет ректификационной колонны узла получения БТК из фракции газов С1-C4
Введение
Проблема синтеза нефтехимических продуктов из природного и попутного газа нефтеи газодобывающих производств является весьма актуальной. На сегодняшний день Россия обладает обширными ресурсами газообразного углеводородного сырья, переработка которого по традиционным технологиям неэкономична, а простейшая утилизация приводит к серьезным экологическим осложнениям. Большая часть такого вида сырья используется, в лучшем случае, как топливо, или сжигается на факельных установках. Поиск путей переработки малоценного и дешевого сырья в практически важные продукты является одной из первостепенных задач российских нефтяных и газовых компаний. Разрабатываемые для переработки газообразных углеводородов процессы должны обладать несколькими непременными условиями: быть не слишком дорогими и быстро окупаемыми (в пределах 2−3 лет), давать продукты, которые можно использовать на месте (высокооктановый бензин и низкозастывающее дизтопливо), или дорогостоящие продукты, транспортировка которых на большие расстояния будет выгодна. К последним можно отнести ценное нефтехимическое сырье: бензол, толуол, ксилолы, этилбензол и другие ароматические углеводороды. Традиционные технологии переработки попутного газа и широких фракций легких углеводородов (ШФЛУ) базируются на процессах разделения углеводородных смесей, однако получаемые при этом товарные продукты (пропан, бутан или их смеси) не находят широкого применения в районах добычи нефти и газа, в связи с чем возникают достаточно серьезные проблемы с их сбытом. Кроме того, выделяемая на газофракционирующих установках жидкая фаза не является кондиционным продуктом и нуждается в дальнейшей переработке.
Поэтому, одним из перспективных направлений переработки компонентов природного газа и отходящих газов С2-С5 нефтедобычи и нефтепереработки является их превращение в жидкие углеводороды состава С6-С12.
Схема узла Сырье — сжиженные газы, направляется в теплообменники (1, 2), где нагревается за счет тепла газопродуктовой смеси (ГПС), выходящей из испарительного аппарата (12). Далее, поток нагревается в конвекционной и радиантной секциях печи (3) до температуры начала реакции 500−600'C и затем поступает в реактор с аксиальным вводом (5, 9, 10, 11). Одновременно работает один реактор. Второй реактор находится на регенерации. Реакции, протекающие на катализаторе, сильно эндотермичны, поэтому предполагается разбить реактор на 4 секции (полки) и нагревать выходящую из каждой секции ГПС в радиантной части печи (6, 7, 8) до температуры начала реакции.
Продуктовая смесь из последней секции реактора направялется в (12), где отдает часть своего тепла на выработку пара под давлением 31 ата, и далее охлаждается сначала в теплообменниках (1, 2), а затем в аппарате воздушного охлаждения (13).
Охлажденная до 50'C ГПС поступает на блок разделения, где в сепараторе (4) разделяется на жидкую и газовую фазы. Далее, газ охлаждается в холодильнике (15) кипящим пропиленом до температуры 5'C. Вновь образовавшаяся жидкая фаза отделяется в сепараторе (14), после чего смешивается с жидкой фазой, полученной в (4). Смесь проходит теплообменник (17), где нагревается до 100'C, и направляется на окончательное выделение БТК-фракции в колонну (19). Выделенная в колонне БТК-фракция направляется на склад. Газ из конденсатора колонны смешивается в смесителе с газом, выходящим из сепаратора (14), и далее направляется в сеть завода.
Параметры потоков
Поток № | ||||||||||
Темп C | 20,0000 | 66,00 | 100,00 | 600,00 | 553,03 | 600,00 | 552,96 | 600,0000 | 553,1179 | |
Давл kg/cm2 | 17,0000 | 16,50 | 16,00 | 15,50 | 15,00 | 14,50 | 14,00 | 13,5000 | 13,0000 | |
Энтал MJ/h | — 85 601 | — 78 130 | — 70 068 | — 22 099 | — 22 099 | — 16 637 | — 16 637 | — 11 189 | — 11 189 | |
Мол, доля пара | 0,00 | 0,39 | 1,00 | 1,00 | 1,00 | 1,00 | 1,00 | 1,00 | 1,00 | |
Общ, kmol/h | 640,89 | 640,89 | 640,89 | 640,89 | 739,13 | 739,13 | 837,32 | 837,32 | 934,85 | |
Общ, kg/h | ||||||||||
Общ стд жид m3/h | 59,51 | 59,51 | 59,51 | 59,51 | 62,48 | 62,48 | 65,44 | 65,44 | 68,38 | |
Общ стд пар m3/h | ||||||||||
Расходы kg/h | ||||||||||
Hydrogen | 0,00 | 0,00 | 0,00 | 0,00 | 120,17 | 120,17 | 240,24 | 240,24 | 359,55 | |
Methane | 9,60 | 9,60 | 9,60 | 9,60 | 688,94 | 688,94 | 1367,76 | 1367,76 | 2042,24 | |
Ethylene | 0,00 | 0,00 | 0,00 | 0,00 | 200,28 | 200,28 | 400,40 | 400,40 | 599,25 | |
Ethane | 249,60 | 249,60 | 249,60 | 249,60 | 1709,23 | 1709,23 | 3167,73 | 3167,73 | 4616,90 | |
Propylene | 0,00 | 0,00 | 0,00 | 0,00 | 432,60 | 432,60 | 864,87 | 864,87 | 1294,37 | |
Propane | 17 580, | |||||||||
1-Butene | 0,00 | 0,00 | 0,00 | 0,00 | 24,03 | 24,03 | 48,05 | 48,05 | 71,91 | |
I-Butane | 4188,80 | 4188,80 | 4188,80 | 4188,80 | 33 164,00 | 33 164,00 | 2414,22 | 2414,22 | 1532,94 | |
N-Butane | 7315,20 | 7315,20 | 7315,20 | 7315,20 | 5964,52 | 5964,52 | 4616,49 | 4616,49 | 3275,49 | |
I-Pentane | 1280,00 | 1280,00 | 1280,00 | 1280,00 | 959,55 | 959,55 | 639,36 | 639,36 | 321,21 | |
N-Pentane | 736,00 | 736,00 | 736,00 | 736,00 | 551,74 | 551,74 | 367,63 | 367,63 | 184,69 | |
N-Hexane | 640,00 | 640,00 | 640,00 | 640,00 | 479,78 | 479,78 | 319,68 | 319,68 | 160,60 | |
Benzene | 0,00 | 0,00 | 0,00 | 0,00 | 480,67 | 480,67 | 960,96 | 960,96 | 1438,19 | |
Toluene | 0,00 | 0,00 | 0,00 | 0,00 | 961,34 | 961,34 | 1921,93 | 1921,93 | 2876,38 | |
O-Xylene | 0,00 | 0,00 | 0,00 | 0,00 | 480,67 | 480,67 | 960,96 | 960,96 | 1438,19 | |
Поток № | ||||||||||
Темп C | 600,00 | 552,62 | 149,39 | 71,16 | 50,00 | 50,00 | 50,00 | 5,00 | ||
Давл kg/cm2 | 12,50 | 12,00 | 11,5000 | 11,00 | 10,50 | 10,00 | 10,00 | 10,00 | 9,50 | |
Энтал MJ/h | — 5781,4 | — 5781,5 | — 36 060 | — 44 122 | — 51 593 | — 53 702 | — 52 518 | — 1183,90 | — 55 717 | |
Мол, доля пара | 1,00 | 1,00 | 1,00 | 1,00 | 0,94 | 0,91 | 1,00 | 0,00 | 0,96 | |
Общ, kmol/h | 934,85 | 1033,11 | 1033,11 | 1033,11 | 1033,11 | 1033,11 | 942,54 | 90,58 | 942,54 | |
Общ, kg/h | 7337,21 | |||||||||
Общ стд жид m3/h | 68,38 | 71,34 | 71,34 | 71,34 | 71,34 | 71,34 | 62,18 | 9,16 | 62,18 | |
Общ стд пар m3/h | 20 953, | 23 155, | 2030,21 | |||||||
Расходы kg/h | ||||||||||
Hydrogen | 359,55 | 479,74 | 479,74 | 479,74 | 479,74 | 479,74 | 479,52 | 0,22 | 479,52 | |
Methane | 2042,24 | 2721,73 | 2721,73 | 2721,73 | 2721,73 | 2721,73 | 2713,48 | 8,24 | 2713,48 | |
Ethylene | 599,25 | 799,57 | 799,57 | 799,57 | 799,57 | 799,57 | 791,00 | 8,56 | 791,00 | |
Ethane | 4616,90 | 6076,83 | 6076,83 | 6076,83 | 6076,83 | 6076,83 | 5983,80 | 93,03 | 5983,80 | |
Propylene | 1294,37 | 1727,06 | 1727,06 | 1727,06 | 1727,06 | 1727,06 | 1655,77 | 71,29 | 1655,77 | |
Propane | 11 794,48 | 9860,18 | 9860,18 | 9860,18 | 9860,18 | 9860,18 | 9410,68 | 449,50 | 9410,68 | |
1-Butene | 71,91 | 95,95 | 95,95 | 95,95 | 95,95 | 95,95 | 85,03 | 10,92 | 85,03 | |
I-Butane | 1532,94 | 645,12 | 645,12 | 645,12 | 645,12 | 645,12 | 586,65 | 58,47 | 586,65 | |
N-Butane | 3275,49 | 1924,53 | 1924,53 | 1924,53 | 1924,53 | 1924,53 | 1679,18 | 245,35 | 1679,18 | |
I-Pentane | 321,21 | 0,69 | 0,69 | 0,69 | 0,69 | 0,69 | 0,53 | 0,17 | 0,53 | |
N-Pentane | 184,69 | 0,40 | 0,40 | 0,40 | 0,40 | 0,40 | 0,28 | 0,12 | 0,28 | |
N-Hexane | 160,60 | 0,35 | 0,35 | 0,35 | 0,35 | 0,35 | 0,17 | 0,18 | 0,17 | |
Benzene | 1438,19 | 1918,96 | 1918,96 | 1918,96 | 1918,96 | 1918,96 | 635,55 | 1283,41 | 635,55 | |
Toluene | 2876,38 | 3837,92 | 3837,92 | 3837,92 | 3837,92 | 3837,92 | 558,75 | 3279,16 | 558,75 | |
O-Xylene | 1438,19 | 1918,96 | 1918,96 | 1918,96 | 1918,96 | 1918,96 | 90,37 | 1828,59 | 90,37 | |
Поток № | ||||||||||
Темп C | 5,00 | 5,0000 | 37,69 | 100,00 | 34,9128 | 202,00 | 13 201,00 | 6,35 | ||
Давл kg/cm2 | 9,50 | 9,5000 | 9,50 | 9,00 | 8,50 | 9,00 | 8,50 | 8,50 | ||
Энтал MJ/h | — 52 913 | — 2804,50 | — 3988,40 | — 2313,50 | — 4603,90 | 3906,50 | 2231,60 | — 57 517 | ||
Мол, доля пара | 1,00 | 0,00 | 0,00 | 0,23 | 1,00 | 0,00 | 0,00 | 1,00 | ||
Общ, kmol/h | 96 181,00 | 40,92 | 131,50 | 131,50 | 48,72 | 82,78 | 82,78 | 950,34 | ||
Общ, kg/h | 22 261,73 | 2409,04 | 9746,25 | 9746,25 | 2194,90 | 7551,35 | 7551,35 | 24 456,63 | ||
Общ стд жид m3/h | 58,42 | 3,77 | 12,93 | 12,93 | 4,32 | 8,60 | 8,60 | 62,74 | ||
Общ стд пар m3/h | 20 208,55 | 917,10 | 2947,31 | 2947,31 | 1091,94 | 1855,36 | 1855,36 | 21 300,50 | ||
Расходы kg/h | ||||||||||
Hydrogen | 479,40 | 0,12 | 0,34 | 0,34 | 0,34 | 0,00 | 0,00 | 479,74 | ||
Methane | 2707,25 | 6,23 | 14,48 | 14,48 | 14,48 | 0,00 | 0,00 | 2721,73 | ||
Ethylene | 782,66 | 8,34 | 16,91 | 16,91 | 16,91 | 0,00 | 0,00 | 799,57 | ||
Ethane | 5886,38 | 97,43 | 190,46 | 190,46 | 190,46 | 0,00 | 0,00 | 6076,83 | ||
Propylene | 1566,01 | 89,76 | 161,05 | 161,05 | 161,05 | 0,00 | 0,00 | 1727,06 | ||
Propane | 8818,63 | 592,05 | 1041,56 | 1041,56 | 1041,53 | 0,02 | 0,02 | 9860,16 | ||
1-Butene | 69,40 | 15,63 | 26,55 | 26,55 | 26,45 | 0,10 | 0,10 | 95,85 | ||
I-Butane | 500,25 | 86,41 | 144,88 | 144,88 | 144,70 | 0,18 | 0,18 | 644,95 | ||
N-Butane | 1321,09 | 358,09 | 603,44 | 603,44 | 598,43 | 5,01 | 5,01 | 1919,52 | ||
I-Pentane | 0,30 | 0,22 | 0,39 | 0,39 | 0,16 | 0,23 | 0,23 | 0,47 | ||
N-Pentane | 0,14 | 0,14 | 0,26 | 0,26 | 0,04 | 0,22 | 0,22 | 0,18 | ||
N-Hexane | 0,04 | 0,13 | 0,31 | 0,31 | 0,00 | 0,31 | 0,31 | 0,04 | ||
Benzene | 103,00 | 532,55 | 1815,96 | 1815,96 | 0,34 | 1815,62 | 1815,62 | 103,34 | ||
Toluene | 26,24 | 532,51 | 3811,67 | 3811,67 | 0,01 | 3811,66 | 3811,66 | 26,25 | ||
O-Xylene | 0,95 | 89,42 | 1918,01 | 1918,01 | 0,00 | 1918,01 | 1918,01 | 0,95 | ||
Расчет колонны Предварительный расчет с использованием модуля SHOR (Метод Фенске-Ундервуда-Джиллиленда), при заданном давлении и условии полного разделения легкой и тяжелой фракций, позволил определить число тарелок, номер тарелки питания, параметры дистиллята и кубового остатка.
Дельнейший расчет проводился с использованием модуля TOWR (от тарелки к тарелке).
Исходные данные:
Число тарелок: 10
Тарелка питания: 4
Давление наверху колонны: 8.5 кг/см2
Перепад давления в колонне: 0.5 кг/см2
Тип конденсатора: парциальный Мольная доля бензола в дистилляте: 0.9 (менее 0.01%)
Температура кубового остатка: 202 `C
Результаты расчета колонны:
Мольный расход флегмы: 98.9983 кмоль/ч Массовый расход флегмы: 5088.54 кг/ч Флегмовое число: 2.3 207
Тип колонны: тарельчатая Материал: углеродистая сталь Диаметр колонны: 0.762 м Толщина (верх): 0.47 625 м Толщина (низ): 0.0127 м Тип тарелок: клапанные Материал: углеродистая сталь Расстояние между тарелками: 0.6096 м Общая стоимость закупки: 35 352.1 $
Общая стоимость с учетом монтажных работ: 106 056 $
Масса обечайки: 921.777 кг
Профиль температур в колонне:
Профиль концентраций легких компонентов:
Профиль концентраций тяжелых компонентов:
Зависимость состава куба от тарелки питания:
Из графиков видно, что использование тарелки номер 4 в качестве тарелки питания позволяет получить максимальное разделение тяжелых и легких компонентов смеси.
Расчет конденсатора Исходные данные:
Температура охлаждающей воды: 25 'C -> 35 `С Результаты расчета:
Тепловая нагрузка: -1894.42 МДж/ч Расход воды: 45 248 кг/ч Требуемая поверхность теплообмена (Area Required): 109.20 м2
Параметры выбранного теплообменника:
Диаметр (Shell I.D.): 0.74 м Число труб (Number of Tubes): 482
Длина труб (Tube Length): 6.1 м Диаметр труб (Tube O.D./I.D.): 0.0200/0.0160 м Расположение труб (Tube Pattern): по вершинам треугольника (TRI60)
Шаг труб (Tube Pitch): 0.03 м Число ходов по трубам (Number of Tube Passes): 4
Эффективная поверхность теплообмена (Effective Transfer Area): 178.22 м2
Средняя разность температур (COR LMTD): 9.42 `C
Коэффициент теплопередачи (Transfer Rate): 511.5 Вт/м2-K
Запас (Excess): 63.21%
Гидравлическое сопротивление (Press Drop Calc Shell/Tube Side): 0.206/0.078 кг/см2
Скорости потоков (Velocity Shell/Tube Side) 1.91/0.52 м/с Тепловые кривые:
Тепловой поток и средняя разность температур:
Температурный профиль и площадь теплопередачи:
Расчет кипятильника Исходные данные:
Параметры греющего пара: Т = 210 'C, P = 20 кг/см2
Результаты расчета:
Тепловая нагрузка: 3510.73 МДж/ч Расход пара: 1856 кг/ч Требуемая поверхность теплообмена (Area Required): 89.18 м2
Параметры выбранного теплообменника:
Диаметр (Shell I.D.): 0.54 м Число труб (Number of Tubes): 400
Длина труб (Tube Length): 6.1 м Диаметр труб (Tube O.D./I.D.): 0.0191/0.0157 м Расположение труб (Tube Pattern): по вершинам треугольника (TRI60)
Шаг труб (Tube Pitch): 0.02 м Число ходов по трубам (Number of Tube Passes): 1
Эффективная поверхность теплообмена (Effective Transfer Area): 144.11 м2
Средняя разность температур (COR LMTD): 11.93 `C
Коэффициент теплопередачи (Transfer Rate): 916.73 Вт/м2-K
Запас (Excess): 61.60%
Гидравлическое сопротивление (Press Drop Calc Shell Side): 0.15 кг/см2
Скорости потоков (Velocity Shell/Tube Side) 2.96/0.34 м/с
Тепловые кривые Тепловой поток и средняя разность температур:
Температурный профиль и площадь теплопередачи:
Выводы
1. Разделение продуктов получения БТК из фракции легких углеводородных газов осуществимо в тарельчатой колонне высотой 6 м (10 тарелок) и диаметром 0.76 м.
2. Оценочная стоимость такой колонны составляет 35 352 $.
3. Рассчитаны параметры конденсатора и кипятильника колонны.
4. Температура потока на входе в колонну: 100 `C, давление: 9 кг/см2, расход: 9746 кг/ч.
5. Анализ параметрической чувствительности показал низкую чувствительность состава кубового остатка к изменению температуры и давления входного потока.
Список использованной литературы ректификационная колонна нефтепереработка расчет
1. Основные процессы и аппараты химической технологии: пособие по проектированию, под ред. Ю. И. Дытнерского, М. «Химия» 1991, 496 с.
2. А. Г. Касаткин, Основные процессы и аппараты химической технологии, Москва «ГХИ» 1961, 832 с.
3. К. Ф. Павлов, П. Г. Романков, А. А. Носков, Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии, Ленинград «Химия» 1987, 576 с.