Отбензинивающая колонна К-1
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… Читать ещё >
Отбензинивающая колонна К-1 (реферат, курсовая, диплом, контрольная)
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 | |||||
28 — 58 | 2,09 | 2,09 | 0,6510 | |||
58 — 72 | 2,13 | 4,22 | 0,6753 | -; | ||
72 — 88 | 2,45 | 6,67 | 0,6925 | -; | ||
88 — 102 | 2,28 | 8,95 | 0,7049 | -; | ||
102 — 115 | 2,38 | 11,33 | 0,7167 | |||
115 — 128 | 2,38 | 13,71 | 0,7285 | -; | ||
128 — 138 | 2,41 | 16,12 | 0,7372 | -; | ||
138 — 150 | 2,48 | 18,60 | 0,7497 | -; | ||
150 — 162 | 2,58 | 21,18 | 0,7657 | |||
162 — 173 | 2,44 | 23,62 | 0,7748 | -; | ||
173 — 184 | 2,54 | 26,16 | 0,7875 | -; | ||
184 — 192 | 2,13 | 28,29 | 0,7973 | -; | ||
192 — 206 | 2,55 | 30,84 | 0,8085 | -; | ||
206 — 217 | 2,58 | 33,42 | 0,8175 | |||
217 — 228 | 2,65 | 36,07 | 0,8250 | -; | ||
228 — 240 | 2,62 | 38,69 | 0,8325 | -; | ||
240 — 252 | 2,55 | 41,24 | 0,8400 | -; | ||
252 — 264 | 2,65 | 43,89 | 0,8468 | -; | ||
264 — 274 | 2,69 | 46,58 | 0,8523 | |||
274 — 289 | 2,76 | 49,34 | 0,8567 | -; | ||
289 — 302 | 2,69 | 52,03 | 0,8641 | -; | ||
302 — 315 | 2,69 | 54,72 | 0,8705 | -; | ||
315 — 328 | 2,72 | 57,44 | 0,8770 | -; | ||
328 — 342 | 2,79 | 60,23 | 0,8832 | |||
342 — 356 | 2,86 | 63,09 | 0,8891 | -; | ||
356 — 370 | 3,00 | 66,09 | 0,8960 | -; | ||
370 — 386 | 3,10 | 69,19 | 0,9032 | -; | ||
386 — 400 | 3,27 | 72,46 | 0,9108 | |||
400 — 418 | 3,34 | 75,80 | 0,9229 | -; | ||
418 — 434 | 3,27 | 79,07 | 0,9267 | -; | ||
434 — 452 | 3,27 | 82,34 | 0,9368 | -; | ||
452 — 500 | 3,27 | 85,61 | 0,9394 | |||
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. | ||
28−58 | 2,09 | 43,0 | 65,057 | 5,62 427 | 0,667 814 | ||
58−72 | 2,13 | 65,0 | 72,845 | 5,12 050 | 0,687 682 | ||
72−85 | 1,99 | 78,5 | 78,103 | 4,45 738 | 0,702 087 | ||
85−102 | 2,77 | 93,5 | 84,373 | 5,74 712 | 0,713 809 | ||
102−140 | 7,77 | 121,0 | 97,037 | 14,3 947 | 0,736 061 | ||
140−180 | 8,73 | 160,0 | 117,590 | 13,545 | 0,777 088 | ||
180−240 | 13,64 | 210,0 | 148,390 | 16,11 139 | 0,823 778 | ||
240−350 | 23,55 | 295,0 | 212,225 | 19,44 219 | 0,869 474 | ||
350-К.К. | 37,33 | ; | 397,500 | 16,45 224 | 0,915 580 | ||
Итого | ; | ; | ; | ; | |||
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' = 0,15 202
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· 4,45 738/0,15 202= 0,24 923
=0,15· 4,45 738/(1−0,15 202)= 0,788
Рассчитываем коэффициент распределения шi этой фракции:
= 31,60 878
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:
7,4 281 630
Результаты расчетов для всех фракций приведены в табл. 3.
Таблица 3
Значения параметра f (То) фракций
Параметр | Значение параметра | |
f (T0)1 | 7,4 281 630 | |
f (T0)2 | 6,6 299 711 | |
f (T0)3 | 6,2 005 121 | |
f (T0)4 | 5,7 691 102 | |
f (T0)5 | 5,837 524 | |
f (T0)6 | 4,2 968 571 | |
f (T0)7 | 3,5 191 702 | |
f (T0)8 | 2,5 855 713 | |
f (T0)9 | 1,5 689 269 | |
Вычисляем параметр f (Т) для ключевых фракций по формуле:
где Рср — среднее давление в колонне, ат
= 4,68 922
=4,36 297
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)= 4,38 361
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==2,78 758
Результаты расчетов представлены в таблице 4.
Таблица 4
Коэффициенты относительной летучести фракций при температуре ТЕ
Обозначение параметра | Значение параметра | |
2,78 758 | ||
1,79 813 | ||
1,35 547 | ||
0,97 816 | ||
0,51 985 | ||
0,19 619 | ||
0,4 881 | ||
0,304 | ||
0,345 | ||
Определяем минимальное число теоретических тарелок в колонне:
= lg (31,60 878)/lg (1,35 547)=11,35 433
5. СОСТАВ ДИСТИЛЛЯТА И ОСТАТКА
Находим коэффициенты распределения всех фракций i :
Например, для первой фракции:
=113 568,3604
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 | |||
28−58 | 12,54 411 | 2,78 758 | 113 568,360 | 0,36 995 | 3,257.10−6 | ||
58−72 | 8,9 158 | 1,79 813 | 782,20 603 | 0,33 444 | 0,43 | ||
72−85 | 6,9 963 | 1,35 547 | 31,60 878 | 0,24 923 | 0,788 | ||
85−102 | 4,40 172 | 0,97 816 | 0,77 823 | 0,4 629 | 0,5 948 | ||
102−140 | 2,33 933 | 0,51 985 | 0,59 | 0,10 | 0,16 555 | ||
140−180 | 0,88 285 | 0,19 619 | 0,15 337 | ||||
180−240 | 0,21 963 | 0,4 881 | 0,19 000 | ||||
240−350 | 0,1 369 | 0,304 | 0,22 928 | ||||
350-к.к. | 1,556.10−5 | 3,45.10−6 | 0,19 402 | ||||
; | ; | ; | ; | 1,0 | 1,0 | ||
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 | 5,62 427 | 236,4 052 | 2,8 843 | 15 356,08824 | 125,30 568 | |
58−72 | 5,12 050 | 214,89 827 | 2,12 898 | 15 654,26471 | 127,73 880 | |
72−85 | 4,45 738 | 187,6 836 | 1,98 705 | 14 610,64706 | 119,22 288 | |
85−102 | 5,74 712 | 241,19 664 | 2,76 767 | 20 350,54412 | 166,6 044 | |
102−140 | 14,3 947 | 589,21 173 | 7,77 585 | 57 175,33824 | 466,55 076 | |
140−180 | 13,545 | 545,81 585 | 8,72 882 | 64 182,48529 | 523,72 908 | |
180−240 | 16,11 139 | 676,16 674 | 13,64 575 | 100 336,38235 | 818,74 488 | |
240−350 | 19,44 219 | 815,95 470 | 23,55 057 | 173 165,98529 | 1413,3 444 | |
350-К.К. | 16,45 224 | 690,47 140 | 37,32 688 | 274 462,38235 | 2239,61 304 | |
Итого | 4196,82 420 | 735 294,11765 | ||||
ФРАКЦИЯ | Д И С Т И Л Л Я Т | |||||
% мольн. | кмоль/ч | % масс. | кг/ч | тыс т/г | ||
28−58 | 36,99 471 | 236,2 893 | 33,51 556 | 15 355,33404 | 125,29 953 | |
58−72 | 33,44 424 | 213,37 665 | 33,92 609 | 15 543,42239 | 126,83 433 | |
72−85 | 24,92 262 | 159,811 | 27,10 663 | 12 419,05000 | 101,33 945 | |
85−102 | 4,62 866 | 29,53 116 | 5,43 842 | 2491,64 030 | 20,33 178 | |
102−140 | 0,984 | 0,6 277 | 0,1 329 | 6,9 086 | 0,4 970 | |
140−180 | ||||||
180−240 | ||||||
240−350 | ||||||
350-К.К. | ||||||
Итого | 638,008 | 45 815,538 | 373,855 | |||
ФРАКЦИЯ | О С Т, А Т О К | |||||
% мольн. | кмоль/ч | % масс. | кг/ч | тыс т/г | ||
28−58 | 0,33 | 0,1 159 | 0,11 | 0,75 419 | 0,615 | |
58−72 | 0,4 276 | 1,52 162 | 0,1 608 | 110,84 232 | 0,90 447 | |
72−85 | 0,78 847 | 28,6 025 | 0,31 786 | 2191,59 706 | 17,88 343 | |
85−102 | 5,94 764 | 211,66 547 | 2,59 020 | 17 858,90382 | 145,72 866 | |
102−140 | 16,55 463 | 589,14 896 | 8,29 166 | 57 169,24738 | 466,50 106 | |
140−180 | 15,33 700 | 545,81 584 | 9,30 884 | 64 182,48519 | 523,72 908 | |
180−240 | 18,99 976 | 676,16 674 | 14,55 250 | 100 336,38235 | 818,74 488 | |
240−350 | 22,92 769 | 815,95 470 | 25,11 550 | 173 165,98529 | 1413,3 444 | |
350-К.К. | 19,40 171 | 690,47 140 | 39,80 724 | 274 462,38235 | 2239,61 304 | |
Итого | 3558,817 | 689 478,580 | 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 | ||
6,67 563 | 1,66 891 | 0,22 167 | |
3,99 122 | 0,99 780 | 0,33 518 | |
2,86 495 | 0,71 624 | 0,34 797 | |
1,95 387 | 0,48 847 | 0,9 476 | |
0,93 070 | 0,23 268 | 0,42 | |
0,29 669 | 0,7 417 | ||
0,5 800 | 0,1 450 | ||
0,223 | 0,56 | ||
Итого | ; | 1,0 | |
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 | ||
39,71 752 | 7,94 350 | 0,3 | |
29,43 316 | 5,88 663 | 0,252 | |
24,26 328 | 4,85 266 | 0,3 826 | |
19,4137 | 3,88 274 | 0,23 093 | |
12,60 267 | 2,52 053 | 0,41 727 | |
6,474 371 | 1,29 487 | 0,19 859 | |
2,501 605 | 0,50 032 | 0,9 506 | |
0,375 243 | 0,7 505 | 0,1 721 | |
0,3 646 | 0,73 | 0,14 | |
Итого | ; | 1,0 | |
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 | 0,0209 | 0,3210 | 0,0542 | 2816,9465 | 6,2599 | 5,2599 | 0,5917 | 1,5917 | 0,0341 | 0,2133 | 13,88 | |||
58−72 | 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 | 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 | 0,0277 | 0,3280 | 0,0555 | 1255,7645 | 2,7906 | 1,7906 | 0,2014 | 1,2014 | 0,0462 | 0,1289 | 10,88 | ||
102−140 | 0,0778 | 0,8013 | 0,1361 | 771,6880 | 1,7149 | 0,7149 | 0,0804 | 1,0804 | 0,1259 | 0,2160 | 20,96 | |||
140−180 | 0,0873 | 0,7423 | 0,1268 | 365,0801 | 0,8113 | — 0,1887 | — 0,0212 | 0,9788 | 0,1296 | 0,1051 | 12,36 | |||
180−240 | 0,1365 | 0,9196 | 0,1585 | 126,6667 | 0,2815 | — 0,7185 | — 0,0808 | 0,9192 | 0,1725 | 0,0486 | 7,20 | |||
240−350 | 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. | 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<1 и 1-q=e`.
Таблица 10
Расчёт минимального флегмового числа
№ компо; нента | Pi при tF | i | |||||
0,0562 | 2,8169 | 1,7443 | 0,1154 | 0,3699 | 0,7591 | ||
0,0512 | 2,0083 | 1,2436 | 0,1823 | 0,3344 | 1,1905 | ||
0,0446 | 1,6149 | 1,0000 | 0,4214 | 0,2492 | 2,3561 | ||
0,0575 | 1,2558 | 0,7776 | — 0,3832 | 0,0463 | — 0,3086 | ||
0,1404 | 0,7717 | 0,4778 | — 0,1611 | 0,0001 | — 0,0001 | ||
0,1301 | 0,3651 | 0,2261 | — 0,0440 | ||||
0,1611 | 0,1267 | 0,0784 | — 0,0155 | ||||
0,1944 | 0,0176 | 0,0109 | — 0,0024 | ||||
0,1645 | 0,0032 | 0,0020 | — 0,0004 | ||||
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, 0,6 975
г) Находим параметр Yi:
Например, =0,58 551
д) Находим число теоретических тарелок N из уравнения:
Например, =28,80 615
e) Находим величину Ni (Ri+1).
Например, N1(R1+1)= 28,80 615· (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· 45 815,5=203 879 кг/ч Количество паров, поднимающихся с тарелок верхней части колонны:
+D=203 879+45815,5=249 695 кг/ч Объём паров:
м3/с = 281 997,72 м3/ч Плотность паров:
= 8,85 519 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:
203 879 + 73 5294(1 — 0,0572) = 897 114 кг/ч Количество паров, поднимающихся с тарелок нижней части колонны:
= 897 114 — 689 478,6 = 207 635 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 = 735 294,118. 0,0572. 814,38 + 735 294,118. (1−0,0572). 496,88 =
378 706 604 кДж/ч = 105 196,27 кВт
QD = 45 815,538. 74,51 = 3 413 744,7 кДж/ч = 948,26 кВт
QW = 689 478,58. 582,25 = 401 448 506 кДж/ч = 111 513,58 кВт
QХОЛ = (45 815,538 + 130 521,12). (593,81 — 74,51) = 91 571 622 кДж/ч =
25 436,56 кВт Примем потери тепла в колоне 5%:
Qпот = (948,26 + 111 513,58 + 25 436,56).5/95 = 7257,81кВт Тепло, необходимое подвести в низ колонны:
QB = 145 156,21 — 9514,41 — 95 681,86 = 39 959,94 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 | 42 058,8 | 9514,41 | |
жидкая фаза | 220,0 | 496,88 | 693 235,3 | 95 681,86 | |
В низ колонны | 39 959,94 | ||||
Итого | 145 156,21 | ||||
РАСХОД: | |||||
С дистиллятом | 35,0 | 74,51 | 45 815,54 | 948,26 | |
С остатком | 253,2 | 582,25 | 689 478,58 | 111 513,58 | |
В конденсаторе | 25 436,56 | ||||
Потери | 7257,81 | ||||
Итого | 145 156,21 | ||||
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 | ||
5,5−6,4 | ||
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) 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 | |
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.