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.
А. А. Кондратьева
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.
А. М. Трегубова
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 [https:// , 28].
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.
