Сырой газовый конденсат, выносимый газом в виде капельной жидкости из скважины по своему составу более тяжелый и содержит углеводороды от этана (в малых количествах) до додекана и выше. Технология переработки этого конденсата включает процессы: стабилизации, обезвоживания и обессоливания; очистки от серосодержащих примесей; перегонки и выделения фракций моторных топлив (с последующим их облагораживанием).
3. Исходные данные
В данной работе приведен расчет ректификационной колонны для стабилизации нестабильного газового конденсата при следующих исходных данных: нестабильный газовый конденсат имеет следующий состав (масс. доли) (таблица 1):
Таблица 1
|
Компонент |
Состав |
|
|
C2H6 |
0,005 |
|
|
C3H8 |
0,0905 |
|
|
и-С4H10 |
0,059 |
|
|
C4H10 |
0,0886 |
|
|
и-C5H12 |
0,0896 |
|
|
C5H12 |
0,0889 |
|
|
C6H14 и выше |
0,5784 |
|
|
Итого: |
||
Константы Антуана для каждого компонента (таблица 2):
Таблица 2
|
Компонент |
A |
B |
C |
|
|
CH4 |
6,30 181 |
320,303 |
255,84 |
|
|
C2H6 |
6,81 882 |
661,088 |
256,54 |
|
|
C3H8 |
6,83 054 |
813,864 |
248,116 |
|
|
и-С4H10 |
6,82 825 |
916,054 |
243,783 |
|
|
C4H10 |
6,88 032 |
968,098 |
242,555 |
|
|
и-C5H12 |
6,78 967 |
1020,012 |
233,097 |
|
|
C5H12 |
6,83 732 |
1075,816 |
233,359 |
|
|
C6H14 и выше |
6,87 776 |
1171,53 |
224,366 |
|
Нормальный бутан в дистилляте должен содержаться в количестве? D=0,98
масс. доли; содержание всего пентана и более тяжелых углеводородов в стабильном конденсате должно составлять? R=0,99 масс. доли; начальная температура охлаждающей воды tB=20?C; давление в эвопарционную зону колонны? эв=115 480,98 мм рт. ст.; сырье в колонну подается в виде кипящей жидкости; мольная доля отгона e’=0,4; производительность аппарата по сырью Gc=61 274,5 кг/ч (мощность установки — 500 000 т/г).
стабилизационный колонна тепловой
4. Технологический расчет стабилизационной колонны
4.1 Материальный баланс колонны в расчете на 500 000 т сырья
Материальный баланс стабилизационной колонны приведен в таблице 3.
Таблица 3
|
Материальный баланс |
||||
|
Потоки |
Обозначение |
% масс. на конденсат |
На 500 000 сырья |
|
|
Приход |
||||
|
конденсат |
F |
|||
|
Итого: |
||||
|
Расход |
||||
|
Фр. СН4-С4Н10 |
D |
30,28 |
||
|
Стабильный конденсат |
W |
69,72 |
||
|
Итого: |
||||
4.2 Определение давлений, температур и числа тарелок в колонне
Для последующего расчета зададимся следующими данными [1]:
Температура ввода сырья t вв = 51 °C;
Давление в секции питания Р с = 15,396 МПа = 115 481 мм рт ст;
- Перепад между тарелками Р = 5 мм рт ст;
Температура холодного орошения t o = 20 °C;
- Мольная доля отгона е’ = 0,4;
Пересчет температуры ввода сырья в колонну по заданной доле отгона:
При подаче сырья в колонну в паро-жидкостном состоянии температура сырья рассчитывается методом последовательных приближений по уравнению:
(1)
Расчет представлен в таблице 2. В результате получили:
- температура ввода сырья: t F = 51 °C;
- средний молекулярный вес сырья:
M F =74,257; (2)
- молекулярная масса жидкой фазы:
М ж.ф. = 74,054; (3)
- молекулярная масса паровой фазы:
М п.ф = 60,625; (4)
- массовая доля отгона:
- e =0,3275; (5)
Данные расчета приведены в таблице 4.
Таблица 4
|
Давление в секции питания |
||||||||||||
|
tвв= |
?эв= |
15,396 |
Мпа |
115 480,9841 |
мм рт ст |
|||||||
|
Компонент |
Xif |
M |
Xif/M |
X’if |
Pi, па |
Pi, мм рт ст |
Ki |
X*if |
Y*if |
Y*M |
X*M |
|
|
C2H6 |
0,005 |
0,0002 |
0,0124 |
478 710,8996 |
478 710,8996 |
4,1454 |
0,0056 |
0,0233 |
0,6987 |
0,1686 |
||
|
C3H8 |
0,0905 |
0,0021 |
0,1527 |
255 852,3018 |
255 852,3018 |
2,2155 |
0,1527 |
0,3384 |
14,8889 |
6,7202 |
||
|
и-С4H10 |
0,059 |
0,0010 |
0,0755 |
164 007,0402 |
164 007,0402 |
1,4202 |
0,0755 |
0,1073 |
6,2221 |
4,3811 |
||
|
C4H10 |
0,0886 |
0,0015 |
0,1134 |
148 448,2361 |
148 448,2361 |
1,2855 |
0,1134 |
0,1458 |
8,4573 |
6,5791 |
||
|
и-C5H12 |
0,0896 |
0,0012 |
0,0924 |
90 934,4680 |
90 934,4680 |
0,7874 |
0,0924 |
0,0728 |
5,2391 |
6,6534 |
||
|
C5H12 |
0,0889 |
0,0012 |
0,0917 |
80 745,2577 |
80 745,2577 |
0,6992 |
0,0917 |
0,0641 |
4,6158 |
6,6014 |
||
|
C6H14 и выше |
0,5784 |
0,0062 |
0,4618 |
55 126,2436 |
55 126,2436 |
0,4774 |
0,4618 |
0,2205 |
20,5027 |
42,9500 |
||
|
Итого: |
0,0135 |
1,0000 |
1,0000 |
1,0000 |
60,62 461 |
74,5 377 |
||||||
Расчет проводится с использованием метода температурной границы деления смеси (результат приведен в таблице 5).
Минимальное число теоретических тарелок Nmin определяется по уравнению Фенске:
; (6)
где — коэффициент распределения суммарной фракции, состоящей из компонентов, отбираемых преимущественно в дистиллят (компоненты до границы деления);
- коэффициент распределения суммарной фракции, состоящей из компонентов, отбираемых преимущественно в остаток (компоненты после границы деления);
- относительные летучести компонентов, коэффициенты распределения которых равны, соответственно, и .
Коэффициенты и рассчитываются по уравнениям:
; (7)
(8)
Относительная летучесть компонента, имеющего коэффициент распределения 1, лежащего на температурной границе деления смеси, определяется в первом приближении по уравнению:
(9)
Мольная доля отбора дистиллята от сырья:
; (10)
коэффициент распределения i-го компонента между дистиллятом и остатком, который можно рассчитать из уравнения Фенске:
; (11)
Относительные летучести, значения которых будут использованы для расчета минимального числа теоретических тарелок во втором приближении, определяются по уравнениям:
(12)
(13)
Используя приведенные выше уравнения, для каждого последующего
приближения определяются: минимальное число теоретических тарелок, относительная летучесть компонента на границе деления, мольные концентрации каждого компонента в дистилляте и в остатке, коэффициенты распределения, относительные летучести. При расчете найденные значения и на следующем шаге расчета используются в качестве первого приближения, и выполняется такое число приближений, чтобы. В используемой программе задана точность расчета = 0,0001.
Оптимальное число теоретических тарелок в колонне определяется по уравнению:
(14)
Число реальных тарелок определяется с учетом эффективности выбранного типа тарелок:
(15)
где h?- коэффициент полезного действия тарелки: для клапанной тарелки — 0,35.
Пересчет температуры верха колонны:
Температура верха колонны рассчитывается методом последовательных приближений по уравнению изотермы паровой фазы:
(16)
Где k i — константа фазового равновесия i-го компонента при температуре и давлении верха колонны:
k i = Pi / Pверха .
- температура верха: t верха = 39,44 °C;
Таблица 5
|
Компонент |
x’if |
?i |
значения |
?i |
y’iD |
x’iw |
значения |
y’iD*Mi |
yiD |
x’iw*Mi |
xw |
|||
|
?m |
?m |
98,01 |
||||||||||||
|
C2H6 |
0,0124 |
8,6839 |
?k |
0,020 |
35 027 624,7971 |
0,0349 |
0,0000 |
?k |
0,0202 |
1,0467 |
0,0204 |
0,0000 |
0,0000 |
|
|
C3H8 |
0,1527 |
4,6412 |
?m |
2,9252 |
22 236,7510 |
0,4305 |
0,0000 |
?m |
2,9252 |
18,9436 |
0,3694 |
0,0009 |
0,0000 |
|
|
и-С4H10 |
0,0755 |
2,9751 |
?k |
1,4207 |
119,5586 |
0,2098 |
0,0018 |
?k |
1,4207 |
12,1659 |
0,2372 |
0,1018 |
0,0012 |
|
|
C4H10 |
0,1134 |
2,6929 |
Nmin |
11,7513 |
37,0593 |
0,3048 |
0,0082 |
17,6796 |
0,3448 |
0,4771 |
0,0055 |
|||
|
и-C5H12 |
0,0924 |
1,6496 |
?? |
1,9802 |
0,1169 |
0,0157 |
0,1346 |
1,1322 |
0,0221 |
9,6884 |
0,1115 |
|||
|
C5H12 |
0,0917 |
1,4647 |
?’ |
0,3547 |
0,0289 |
0,0040 |
0,1399 |
0,2912 |
0,0057 |
10,0702 |
0,1159 |
|||
|
C6H14 и выше |
0,4618 |
Nопт |
20,6772 |
0,0003 |
0,0002 |
0,7156 |
0,0217 |
0,0004 |
66,5482 |
0,7659 |
||||
|
1,0000 |
Nраб |
59,0777 |
1,0000 |
1,0000 |
51,2808 |
1,0000 |
86,8866 |
1,0000 |
||||||
|
Nк |
28,3060 |
|||||||||||||
|
No |
30,7717 |
|||||||||||||
|
Nk/No |
0,9199 |
|||||||||||||
|
0,2450 |
||||||||||||||
Воспользовавшись расчетными данными таблицы 5 принимаем:
Количество тарелок в концентрационной части N k = 28;
Количество тарелок в отгонной части N 0 = 31.
Пересчет температуры низа колонны:
Температура низа колонны рассчитывается методом последовательных приближений по уравнению изотермы жидкой фазы:
(17)
Где k i — константа фазового равновесия i-го компонента при температуре и давлении низа колонны: ki = Pi / Pниза
Расчет представлен в таблице 3. В результате получили: температура низа: t низа = 97,39 °C;
- Данные расчета приведены в таблице 6 и таблице 7 [https:// , 24].
Таблица 6
|
Компонент |
y’iD |
P |
Ki |
x’Di |
X*M |
|||
|
tB |
39,4403 |
|||||||
|
C2H6 |
0,0349 |
38 482,7150 |
0,3328 |
0,0084 |
0,2516 |
|||
|
C3H8 |
0,4305 |
10 006,0490 |
0,0865 |
0,3482 |
15,3229 |
?B |
115 622,5143 |
|
|
и-С4H10 |
0,2098 |
3925,2000 |
0,0339 |
0,4943 |
28,6691 |
|||
|
C4H10 |
0,3048 |
2800,8559 |
0,0242 |
0,1258 |
7,2983 |
|||
|
и-C5H12 |
0,0157 |
1114,3422 |
0,0096 |
0,0163 |
1,1748 |
|||
|
C5H12 |
0,0040 |
782,8930 |
0,0068 |
0,0060 |
0,4301 |
|||
|
C6H14 и выше |
0,0002 |
273,4560 |
0,0024 |
0,0010 |
0,0917 |
|||
|
Итого: |
1,0000 |
53,2384 |
||||||
Таблица 7
|
Компонент |
x’iw |
Рн |
Ki |
YW |
Y*M |
|||
|
tH |
97,3888 |
|||||||
|
C2H6 |
0,0000 |
89 323,15346 |
0,77 452 |
3,472E-08 |
1,04149E-06 |
?H |
115 327,1257 |
|
|
C3H8 |
0,0000 |
29 851,11181 |
0,258 839 |
2,255E-04 |
0,9 922 757 |
|||
|
и-С4H10 |
0,0018 |
13 906,80335 |
0,120 586 |
9,520E-03 |
0,552 167 027 |
|||
|
C4H10 |
0,0082 |
10 777,10569 |
0,93 448 |
0,345 883 |
2,6 121 953 |
|||
|
и-C5H12 |
0,1346 |
5049,728 433 |
0,43 786 |
0,2 651 373 |
19,8 988 302 |
|||
|
C5H12 |
0,1399 |
3842,75 057 |
0,3 332 |
0,2 097 148 |
15,9 946 513 |
|||
|
C6H14 и выше |
0,7156 |
1724,627 634 |
0,14 954 |
0,4 815 374 |
44,78 298 033 |
|||
|
Итого: |
1,72 |
81,54 054 126 |
||||||
Молекулярная масса: дистиллята MD = 53,2,
остатка MW = 81,5.
4.3 Расчет флегмового и парового чисел
Таблица 8
|
Компонент |
?i |
y’iD |
Rmin |
||
|
C2H6 |
8,6839 |
0,0349 |
4,8196 |
— 0,9216 |
|
|
C3H8 |
4,6412 |
0,4305 |
3,0885 |
0,2869 |
|
|
и-С4H10 |
2,9751 |
0,2098 |
2,7815 |
2,2235 |
|
|
C4H10 |
2,6929 |
0,3048 |
1,7817 |
— 0,0992 |
|
|
и-C5H12 |
1,6496 |
0,0157 |
1,5271 |
— 0,7883 |
|
|
C5H12 |
1,4647 |
0,0040 |
1,2073 |
— 0,9770 |
|
|
C6H14 и выше |
1,0000 |
0,0002 |
— 0,9998 |
||
Оптимальное мольное флегмовое число определяется по уравнению:
(18)
Расчет Rmin приведен в таблице 8.
Rопт = 3,3517.
Таблица 9
|
Компонент |
?i |
x’iw |
Sмин |
||
|
C2H6 |
8,6839 |
4,8196 |
0,0000 |
0,0000 |
|
|
C3H8 |
4,6412 |
3,0885 |
0,0000 |
0,0001 |
|
|
и-С4H10 |
2,9751 |
2,7815 |
0,0018 |
0,0270 |
|
|
C4H10 |
2,6929 |
1,7817 |
0,0082 |
0,0243 |
|
|
и-C5H12 |
1,6496 |
1,5271 |
0,1346 |
1,8118 |
|
|
C5H12 |
1,4647 |
1,2073 |
0,1399 |
0,7959 |
|
|
C6H14 и выше |
1,0000 |
0,7156 |
0,7156 |
||
Минимальное мольное паровое число в отгонной секции колонны определяется по уравнению Андервуда (расчет приведен в таблице 9):
- = -; (19)
; (20)
4.4 Материальный и тепловой балансы колонны стабилизации
Таблица 10
|
Потоки |
Обозн. |
расход кг/ч |
температура ?С |
Молекулярная масса |
Плостность |
Энтальпия |
Кол-во тепла |
Обозн. |
||
|
п |
ж |
|||||||||
|
Приход |
||||||||||
|
Сырье: |
61 274,5000 |
74,2565 |
0,6452 |
|||||||
|
паровая фаза |
GF |
23 431,3688 |
51,0000 |
60,6246 |
0,5952 |
117,2890 |
1 649 084,0362 |
QF |
||
|
жидкая фаза |
gF |
37 843,1312 |
51,0000 |
74,0538 |
0,6445 |
26,9131 |
||||
|
Пары из кип |
GW |
90 709,9291 |
97,3888 |
81,5405 |
0,6675 |
133,2948 |
52,7416 |
7 306 974,8947 |
QB |
|
|
Расход: |
||||||||||
|
Дистиллят |
D |
15 010,1719 |
39,4403 |
51,2808 |
0,5527 |
114,8267 |
1 723 568,1197 |
QD |
||
|
Остаток |
W |
46 264,3281 |
97,3888 |
86,8866 |
0,6822 |
52,1674 |
2 413 488,4967 |
QW |
||
|
Горячее орошение |
gгор |
52 230,0047 |
39,4403 |
53,2384 |
0,5623 |
114,3024 |
22,0374 |
4 819 002,3146 |
Qd1 |
|
|
Холодное орошение |
gхол |
46 319,6249 |
20,0000 |
18,0000 |
1,0000 |
10,2644 |
Qd2 |
|||
|
Пары под верх тарелкой конц. секции |
GN-1 |
67 240,1765 |
||||||||
|
жидкость стек. С ниж тар отг сек |
g1′ |
136 974,2572 |
||||||||
4.5 Определение основных размеров колонны
4.5.1 Диаметр колонны
Наиболее нагруженным по пару сечением колонны будет сечение под ее нижней отгонной тарелкой, оно принимается за расчетное.
Секундный объем паров в расчетном сечении при температуре tR=97,3888 ?C и давлении рR=15,375
Допустимую скорость газа в расчетном сечении находят по формуле:
(23)
Коэффициент С’ определяется по уравнению:
(24)
Где, а С=0,12 определяется по графику, изображенному на рисунке 1 при расстоянии между тарелками
Тогда диаметр колонны равен:
D = 2,7 м.
Рисунок 1 — График С=f (pn), используемый при определении допустимой скорости пара в колонне с клапанными тарелками
Для сравнения определяем диаметр колонны по ее сечению над верхней укрепляющей тарелкой.
Расчет ведется аналогично уже изложенному определению диаметра колонны в наиболее нагруженном поперечном сечении колонны:
Допустимая скорость паров:
Диаметр колонны в ее верхнем поперечном сечении: D = 2,01 м.
ГОСТ 9617–76
4.5.2 Высота колонны
На основе практических данных расстояние между верхним днищем колонны и ее верхней укрепляющей тарелкой принимается следующее: h1=1,2 м; высота секции питания h3=1,3 м; расстояние между нижним днищем и нижней отгонной тарелкой h5=3 м (для обеспечения трех-четырехминутного запаса флегмы внизу колонны).
Высота колонны равна:
Для отгонной части:
(30)
Полная высота колонны:
(31)
4.5.3 Диаметры штуцеров
Таблица 11
|
Потоки |
Ri, кг/ч |
wi, м/с |
pi, кг/м3 |
di, м |
Dy, мм |
|
|
Ввод сырья |
0,5 |
0,259 |
||||
|
Вывод паров ректификата |
15 010,2 |
2,0 |
37,356 |
0,265 |
||
|
Вывод жидкости в кипятильник |
682,23 |
0,267 |
||||
|
Ввод паров из кипятильника |
90 709,9 |
2,0 |
251,97 |
0,251 |
||
|
Ввод холодного орошения |
46 319,6 |
1000,0 |
0,128 |
|||
Список использованных источников
[Электронный ресурс]//URL: https://drprom.ru/kursovoy/stabilizatsiya-kondensata/
1. Кузнецов А. А. , Судаков Е. Н. , «Расчеты основных процессов и аппаратов углеводородных газов», М., Химия, 1983;
