Расчет атмосферной колонны

Принимаем клапанные тарелки. Клапанные тарелки сочетают в себе ряд преимуществ (малая металлоемкость, простота сборки, равномерный барботаж в широком интервале нагрузок по пару и жидкости и др.)

Принимаем количество тарелок в колонне: в верхней укрепляющей части (фракция н.к.-120°С - фракция 120-240°С) n_в= 10; в средней части 1 (фракция 120-240°С - фракция 240-300°С) n_с1 =10; тарелки ПЦО n_ПЦО = 2; в средней части 2 (фракция 240-300°С - фракция 300-350°С) n_с2 =8 в нижней секции (фракция 300-350°С - ввод сырья) n_вс= 10; в отгонной секции n_о = 6.

Принимаем абсолютное давление в рефлюксной емкости - сепараторе Р_с = 100 кПа. Падение давления от колонны до сепаратора Р_п = 15 кПа, перепад давления на тарелке Р_т = 0,6 кПа.

Определяем давление по высоте колонны:

- давление наверху (фр. н.к.-120): Р_в=Р_с+Р_п=100+15 =115 кПа

- в зоне вывода фракции (фр. 120-240): P₁=P_B+P_T×n_B=115+10×0,6=121 кПа

- в зоне вывода фракции (фр. 240-300): P₂=P₁+P_T×n_С1=121+10×0,6=127 кПа

- в зоне вывода ПЦО: P_ПЦО=P₂+ Рт×n_ПЦО = 127+2×0,6=128,2 кПа

- в зоне вывода фракции (фр. 300-350): Р₃= Р_ПЦО+Р_т×n_С2,=128,2+8×0,6=133 кПа

- в зоне ввода сырья: Р_вс= Р₃+Р_т×n_вс=133+10×0,6=139 кПа

- внизу колонны: Р_н= Р_вс+Р_т×n_о=139+6×0,6=142,6 кПа

Принимаем температуру нефти на входе в колонну Т_вс=330°С. При этой температуре находим долю отгона нефти по методу Обрядчикова - Смидович.

Она равна е_н = 41,5 %

Тепловой поток нефти на входе в колонну:

Энтальпии паров находим по формуле Б.П.Воинова:

= 4,187((50,2+ 0,109×Т+ 0,00014×Т²)(4- )-73,8)

Энтальпии жидкостей находим по формуле Крэга:

= 4,187(0,403× Т + 0,000405× Т²) /

Относительную плотность находим по формуле:

= +0,0035/

Относительная плотность нефти = 0,864, тогда

= 0,8445+ =0,8486

=4,187((50,2 + 0,109×330 + 0,00014-330²)(4-0,8486)-73,8) = 1029,2 кДж/кг

= 4,187(0,403× 330 + 0,000405×330²) / = 804,9 кДж/кг

Определяем количество водяного пара, подаваемого в стриппинги и низ колонны:

- в 1 стриппинг G_вп1=G_120-240 0.003=0.003 24315,1=73 кг/ч

- в 2 стриппинг G_вп2=G_240-300 0.003=0.003 16952,05=51 кг/ч

- в 3 стриппинг G_вп3=G_230-350 0.003=0.003 19520,55=59 кг/ч

- в низ колонны G_вп.низ=G_>350 0.015=0.015 105479,5=1582 кг/ч

Тепло, вносимое с водяным паром

Суммарное количество водяного пара

G_вп = 73 + 51 + 59 + 1582 = 1765 кг/ч

Q_вп = G_впJⁿ_вп = 1765 3300 = 5,8 10⁶ кДж / ч

Определяем температурный режим в колонне. Температуры дистиллятов выходящих из колонны соответствуют точкам начала ОИ (для жидких дистиллятов) и конца ОИ (для дистиллята, выходящего в паровой фазе).

Т_нк-120 = 100 °С, T_120-240 = 176 °С, Т_240-300 = 260 °С, Т_300-350 = 328 °С

Определяем температуру низа колоны (Т_н). Согласно литературным данным, разница температур ввода сырья в колонну и низа колонны составит ΔТ=20 °С, отсюда:

Т_>350 = 310°С.

Тепловые потоки, выходящие из колонны

Тепловой поток фракции нк-120 °С

Q_нк-120 = G_нк-120

Плотность фракции нк-120 °С = 0,7434, тогда

=4,187((50,2+0,109·100+0,00014·100²)(4 - 0,7481)-73,8) =542 кДж/кг

Q_нк-120 = 4965,8 542= 2,7 10⁶ кДж/ч

Тепловой поток фракции 120-240 °С

Q_120-240 = G_120-240

Плотность фракции 120-240 °С = 0,7789, тогда

= (0,403·176 + 0,000405·176²) = 394,9 кДж/кг

Q_120-240 = 24315,1 394,9= 9,6 10⁶ кДж/ч

Тепловой поток фракции 120-240 °С

Q_240-300 = G_240-300

Плотность фракции 240-300 °С = 0,8163, тогда

= (0,403·260 + 0,000405·260²) = 610,9 кДж/кг

Q_240-300 = 16952,05 610,9= 10,4 10⁶ кДж/ч

Тепловой поток фракции 300-350 °С

Q_300-350 = G_300-350

Плотность фракции 300-350 °С = 0,8302, тогда

= (0,403·328 + 0,000405·328²) = 805,6 кДж/кг

Q_300-350 = 19520,55 805,6= 15,7 10⁶ кДж/ч

Тепловой поток остатка > 350 °С

Q_>350 = G_>350

Плотность фракции > 350 °С = 0,8832, тогда

= (0,403·310 + 0,000405·310²) = 728,4 кДж/кг

Q_>350 = 105479,5 728,4= 15,7 10⁶ кДж/ч

Составляем тепловой баланс колонны

Q_н+ Q_вп = Q_нк-120 + Q_120-240 + Q_240-300 + Q_300-350 + Q_>350 + Q_ор

Отсюда находим количество орошения

Q_ор = Q_н+ Q_вп – (Q_нк-120 + Q_120-240 + Q_240-300 + Q_300-350 + Q_>350)

Q_ор = 153,8 10⁶ + 5,8 10⁶ – (2,7 10⁶ + 9,6 10⁶ +,4 10⁶ +15,7 10⁶ +15,7 10⁶ ) = 44,4 10⁶ кДж/ч

Q_ор = Q_оо + Q_ПЦО

Q_оо = (0,3 – 0,4) Q_ор тогда Q_оо = 0,4Q_ор = 0,4 44,4 10⁶ =17,75 10⁶ кДж/кг Энтальпия фракции нк-120 °С при температуре ввода Т=40 °С

= (0,403·40 + 0,000405·40²) = 81,2 кДж/кг

Для определения температуры вывода жидкости ПЦО (Т_ПЦО) найдем градиент температуры между тарелками колонны:

°С

Тогда температура вывода жидкости ПЦО

°С

Температуру ввода ПЦО принимаем на 100 °С ниже

°С

= (0,403·273,6 + 0,000405·273,6²) = 649,8 кДж/кг

= (0,403·173,6 + 0,000405·173,6²) = 379,8 кДж/кг

Q_ПЦО = 0,6 Q_ор = 0,6 44,4 10⁶ = 26,6 10⁶ кДж/кг

Для определения диаметра колонны определяем количество паров в наиболее нагруженных сечениях:

Под верхней тарелкой

М_нк-120 = 87 г/моль, М_в = 18 г/моль, Z - содержание водяного пара наверху колонны.

T_e=t_e +273 = 100 + 273 = 373 К

Находим допустимую скорость паров в рассчитываемом сечении колонны

где m₁ и С_max коэффициенты, выбираемые в зависимости от расстояния между тарелками, типа тарелок и технологических условий работы.

m₁ = 1,15 для клапанных тарелок и С_max ⁼ 760 для атмосферных колонн с расстоянием между тарелками 600 мм.

, - плотности жидкости и паров при температуре и давлении в рассматриваемом сечении.

= 723 кг/м³

Рассчитываем диаметр колонны.

м

Принимаем по ОСТу 26-02-1401-76 диаметр равный 2,2 м.

Под тарелкой ввода сырья

М_120-240 = 158,4 г/моль, М_240-300 = 214,75 г/моль, М_300-350 = 255 г/моль, Z₁ – количество водяного пара в зоне ввода сырья.

Т_в = t_в + 273 = 330 + 273 = 603 К

Находим допустимую скорость паров в рассчитываемом сечении колонны

= 651 кг/м³

Рассчитываем диаметр колонны.

м

Принимаем по ОСТу 26-02-1401-76 диаметр равный 2,6 м.

Определяем конструктивную высоту колонны:

Н_к = h_m (п – 2) + h_эв + h_в + h_н + h_пос

где h_m = 0,6 м – расстояние между тарелками, п = 46 – число тарелок, h_эв = 1,2 м – зона ввода сырья в колонну, h_в = 3,0 м – сферическое днище, h_н = 4,0 м – зона обеспечения не менее 10 минутного запаса остатка, h_пос = 2,0 м – высота бетонного постамента.

Нк = 0,6(46-2) + 1,2 + 3,0 + 4,0 + 2,0 = 36,6 м

 

 

Расчет печи

 

Топливо – топливный газ состава (в об. долях): CH₄ – 85,31%, С₂Н₆ – 5,81%, С₃Н₈ – 5,31%, изо-С₄Н₁₀ – 2,05%, н-С₄Н₁₀ – 1,08%. Плотность газа ρ = 0,872 кг/м³.

Определяем низшую теплоту сгорания топлива (в кДж/м³) по формуле:

= 360,33 · CH₄ + 631,8 · C₂H₆ + 913,8 · C₃H₈ + 1092,81· изо -C₄H₁₀ + 1195· н –C₄H₁₀

= 360,33 · 85,31 + 631,8 · 5,81 + 913,8 · 5,31 + 1092,81· 2,05 + 1195· 1,08 = 42794 кДж/м³

или массовую:

= = 49058 кДж/кг

Состав топлива в массовых процентах

Компоненты	М	Объемная доля, r	Mr	Массовый %, g
CH4		0,8531	13,65	69,84
C2H6		0,0581	1,743	8,92
C3H8		0,0531	2,336	11,95
изо-С4Н10		0,0205	1,189	6,08
н-С4Н10		0,0108	0,626	3,21
		1,00	19,54	100,00

 

Определим элементарный состав топлива в массовых процентах. Содержание углерода в любом компоненте топлива находим по соотношению

С _i =

Содержание углерода:

С = = = + + + + = 76,99%

Содержание водорода:

H = = = + + + + = 23.01%

Проверка

С+H = 76,99 + 23,01 = 100%

Определим теоретическое количество воздуха. Необходимое для сжигания 1 кг газа, по формуле:

L_o = = =16.94 кг/кг

Принимаем коэффициент избытка воздуха =1,07. Тогда

L_Д= L_o= 1,07·16,94=18,13 кг/кг

или = =14м³/кг

где ρ_в =1,293 кг/м³ – плотность воздуха при нормальных условиях.

Определим количество продуктов сгорания, образующихся на 1 кг топлива:

= 0,0,67С=0,0367·76,99=2,83 кг/кг

= 0,09Н=0,09·23,01=2,07 кг/кг

= 0,23 L_o( -1) =0,23·16,94·(1,07-1)=0,27 кг/кг

= 0,77 L_o =0,77·16,94·1,07=13,96 кг/кг

Суммарное количество продуктов сгорания:

= 2,83+2,07+0,27+13,96=19,13 кг/кг

Проверка

= 1+ L_o = 1+18,13 = 19,13 кг/кг

Содержанием влаги в воздухе пренебрегаем.

Найдем объемное количество продуктов сгорания на 1 кг топлива (при нормальных условиях):

= = =1,44 м³/кг

= = =2,58 м³/кг

= = =0,19 м³/кг

= = =11,17 м³/кг

Суммарный объем продуктов сгорания:

= 1,44+2,58+0,19+11,17=15,38 м³/кг

Плотность продуктов сгорания при 0˚С и 1 атм.:

ρ = = =1,244 кг/м³

Определим энтальпию продуктов сгорания на 1 кг топлива при различных температурах по уравнению:

J_T = (Т-273)(m c + m c + m c + m c )

Зависимость энтальпии дымовых газов от температуры

Т, К	JT, кДж/кг	Т, К	JT, кДж/кг	Т, К	JT, кДж/кг	Т, К	JT, кДж/кг
	0,00		7850,28		20287,73		34026,16
	477,51		11819,68		24773,42		38755,99
	4081,83		15962,37		29359,95		43587,99

 

 

КПД печи найдем по формуле

где - потери тепла в окружающую среду, в долях от низшей теплоты сгорания топлива; - потери тепла с уходящими дымовыми газами, в долях от низшей теплоты сгорания топлива.

Примем, что = 0,06 и температура дымовых газов, покидающих конвекционную камеру печи, на 120 К выше температуры Т₁ сырья, поступающего в печь:

Т_ух=Т₁+ Т=220+120=340

При Т_ух=360˚С найдем по графику J-T потерю тепла с уходящими дымовыми газами

J_ух=6211 кДж/кг

или в долях от низшей теплоты сгорания топлива:

= =0,13

КПД печи равен

Полезное тепло печи рассчитываем по формуле:

где , , - энтальпии нефти при температурах входа в атмосферную колонну (330˚С) и выхода из теплообменника (220˚С)

=4,187((50,2+0,109·330+0,00014·330²)(4-0,8486)-73,8)=1029,2 кДж/кг

= (0,403·330+0,000405·330²)=804,9 кДж/кг

= (0,403·220+0,000405·220²)=492,1 кДж/кг

171232,9(0,415^.1029,2+(1-0,415)^.804,9-492,1)=69,51^.10⁶ кДж/ч =19,46^.10⁶ Вт

Часовой расход топлива:

кг/ч

Или объемный

м³/ч

Поверхность нагрева радиантных труб определяется по формуле:

где _р - количество тепла, переданного сырью в камере радиации, кВт; q_p- теплонапряжение радиантных труб, кВт/м².

Количество тепла, переданного сырью в камере радиации (прямая отдача топки), найдем из уравнения теплового баланса топки:

где - коэффициент эффективности (КПД) топки; - энтальпия дымовых газов на выходе из камеры радиации при температуре Т_п, кДж/кг топлива.

Примем Т_п = 1023 К и определим по графику J-T

=14367 кДж/кг топлива

Ранее было принято, что потери тепла в окружающую среду равны 6%. Пусть 4% в том числе составляют потери тепла в топке. Тогда

Примем теплонапряжение радиантных труб q_p=40,6 кВт /м².

Таким образом, поверхность нагрева радиантных труб будет равна:

Полагая на основе опытных и расчетных данных, что нефть в конвекционных трубах не испаряется, найдем ее энтальпию на входе в радиантные трубы из уравнения:

Следовательно

Тогда температура нефти на входе в радиантные трубы будет Т_к = 247 .

Выбираем трубы диаметром 127 мм с полезной длиной l_тр = 18 м.

Число радиантных труб:

Поверхность нагрева конвективных труб определяется по формуле:

где - количество тепла, передаваемого сырью в конвекционных трубах, Вт;

= 32,6 – коэффициент теплопередачи в конвекционной камере печи, Вт/(м²К)

- средний температурный напор, К.

Количество тепла, передаваемое сырью в конвекционных трубах:

В конвекционной камере теплопередача от дымовых газов к сырью в трубах осуществляется при смешанно-перекрестном токе с индексом противоточности, равным единице. Поэтому средний температурный напор рассчитывается по уравнению Грасгофа:

где

Таким образом, поверхность нагрева конвекционных труб

В камере конвекции устанавливаем трубы с полезной длиной l_тр =18 м, наружным диаметром 102 мм.

Определим число труб в конвекционной камере

Принимаем число труб по горизонтали

Число труб по вертикали

Высота, занимаемая трубами в конвекционной камере, при шаге труб по глубине конвекционного пучка :

 

На основании полученных данных выбираем 1 печь типа ГС-1 422/18 со следующими характеристиками:

радиантные трубы: поверхность нагрева, м2 рабочая длинна, м
количество секций
теплопроизводительность, МВт	22,9
габаритные размеры, м длинна ширина высота	22,3 9,7 15,6
масса, т материал печи (без змеевика) футеровки	69,0

 

 

Расчет теплообменника

Нефть в количестве G₂ =171232,9 (кг/ч) поступает в теплообменник с температурой =50 °С, где нагревается за счет тепла фракции 120-240 °С, в количестве G₁ = 24315,1 (кг/ч). Начальная температура горячего потока = 170 °С, конечная = 80 °С. КПД теплообменника принимаем равным = 0,98.

Относительные плотности:

Для нефти: = 0,8486

Для горячего теплоносителя: = 0,7834

Энтальпия фракции 120-240 °С при температуре входа =170 °С:

= (0,403·170+0,000405·170²) =379,5 кДж/кг

Энтальпия фракции 120-240 °С при температуре выхода = 80 °С:

= (0,403·80+0,000405·80²) =164,8 кДж/кг

Энтальпия нефти при температуре входа =50 °С:

= (0,403·50+0,000405·50²) =96,2 кДж/кг

Запишем уравнение теплового баланса:

Из этого уравнения определим энтальпию нефти на выходе из теплообменника:

кДж/кг

Этой энтальпии соответствует температура =65 °С.

Тепловая нагрузка теплообменника равна:

Определяем среднюю разность температур теплоносителей, имея в виду, что в аппарате осуществляется противоток теплоносителей по схеме:

= 170 °С = 80 °С

= 65 °С =50 °С

°С °С

°С

Примем на основании практических данных коэффициент теплопередачи в теплообменнике k = 174 Вт/(м² К). Тогда предполагаемая поверхность теплообмена определится по формуле:

В соответствии с необходимой поверхностью теплообмена выбираем 3 теплообменника с плавающей головкой (ГОСТ 14246-79) с поверхностью теплообмена 62 м² при длине труб 6000 мм, диаметр кожуха 500 мм, диаметр труб 25 мм, число ходов по трубам 2.

 

Расчет холодильника

Фракция 120-240 °С после теплообменника поступает в холодильник в количестве G₁ = 24315,1 (кг/ч) при температуре = 80 °С, и выходит из него при температуре = 50 °С. Вода поступает в холодильник при температуре =25 °С, а выходит из холодильника при температуре =40 °С. КПД холодильника принимаем равным = 0,98.

Относительная плотность фракции = 0,7834

Энтальпия фракции при температуре входа = 80 °С:

= (0,403·80+0,000405·80²) =164,8 кДж/кг

Энтальпия фракции при температуре выхода = 50 °С:

= (0,403·50+0,000405·50²) =100,1 кДж/кг

Энтальпия воды на входе и на выходе из холодильника:

= 4,187 · 25 · 1 = 104,7 кДж/кг

= 4,187 · 40 · 1 = 167,5 кДж/кг

Запишем уравнение теплового баланса:

Из этого уравнения определим массовый поток воды, необходимый для охлаждения керосиновой фракции:

Тепло отдаваемое горячим потоком:

Определяем среднюю разность температур теплоносителей, имея в виду, что в аппарате осуществляется противоток теплоносителей по схеме:

= 80 °С = 50 °С

=40 °С =25 °С

°С °С

Так как < 2, определяем по формуле

°С

Примем на основании практических данных коэффициент теплопередачи в теплообменнике k = 174 Вт/(м² К). Тогда предполагаемая поверхность теплообмена определится по формуле:

В соответствии с необходимой поверхностью теплообмена выбираем 3 холодильника с плавающей головкой (ГОСТ 15118-79) с поверхностью теплообмена 31 м² при длине труб 3000 мм, диаметр кожуха 500 мм, диаметр труб 25 мм, число ходов по трубам 2.

 

Заключение

Вкурсовом проекте была проанализирована Тенгинская нефть. В разделе «Теоретические основы процесса» было рассмотрено:

- технологическая классификация нефтей и варианты переработки нефти;

- физические основы процесса дистилляции, ректификации;

- влияние основных параметров, таких как температура, давление, количество тарелок в колонне, на процесс первичной переработки нефти;

- облагораживание дистиллятов полученных на установке первичной переработки нефти.

На основании данных о физико-химических свойствах нефти и ее отдельных фракций был предложен топливный вариант переработки нефти, с одной атмосферной колонной в атмосферном блоке. Были выбраны основные продукты, получаемые на данной установке.

В разделе «Технологические расчеты процесса и основных аппаратов» было произведено:

- расчет материального баланса установки;

- расчет атмосферной колонны: были приняты клапанные тарелки в количестве 46 штук; температура входа в колонну - 330 °С, температура выхода фракции н.к.-120 °С - 100 °С, температура вывода фракции 120-240 °С - 176 °С, температура вывода фракции 240-300 °С - 260 °С, температура вывода фракции 300-350 °С - 328 °С температура низа колонны - 310 °С; диаметр колонны 2,6 м, высота колонны 36,6 м;

- расчет атмосферной печи: расход топлива - 2006 м³/ч, полезная тепловая нагрузка – 19,46 МВт, количество труб в радиантной секции - 55 штук, количество труб в конвективной секции - 70 штук; была выбрана печь типа ГС-1 422/18;

- расчет теплообменника: общая поверхность теплообмена – 137,2 м², температура выхода нефти 65 °С; было выбрано 3 стандартных кожухотрубчатых теплообменника с площадью поверхности 62 м²;

- расчет холодильника: общая поверхность теплообмена - 77,9 м, расход охлаждающей воды – 24534,2 кг/ч; было выбрано 3 стандартных холодильника с площадью поверхности 31 м².

 

Литература

1. Мановян А.К. Технология первичной переработки нефти и природного газа. М.: Химия, 2001.568с. ил.

2. Нефти СССР. Справочник. М: Химия. 1971-74.

3. Мановян А.К. Проектирование установки атмосферно-вакуумной перегонки нефти (ЭЛОУ-АВТ) (методическое пособие), АГТУ. 1996. 51с.

4. Танатаров М.А. Технологические расчеты установок переработки нефти. М.: Химия. 1987.352с.

5. Дытнерский Ю.И. Процессы и аппараты химической технологии. М.: Химия. 2000.

6. Сарданашвили А.Г., Львова А.И. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и газа, М.: Химия, 1973. 256 с.

7. Мановян А.К., Тараканов Г.В. Технологический расчет аппаратуры установок дистилляции нефти и ее фракций. Астрахань, АГТУ. 1998.

8. Кагерманов С.М., Кузнецов А.Л., Судаков Е.И. Расчеты процессов и аппаратов нефтеперерабатывающей промышленности. Л.: Химия. 1974. 342 с.

9. Рудин М.Г. Драбкин А.Е. Краткий справочник нефтепереработчика. Л.: Химия, 1980. 328 с.

10. Жирнов Б.С. Технологический расчет нагревательных трубчатых печей. Уфа. 1987. 56 с.

11. Основные процессы и аппараты химической технологии. Пособие по проектированию. Под ред. Ю.И. Дытнерского. М.: Химия, 1991. 496 с.