Технология первичной переработки нефти и природного газа

1226012

150247

фракция 180-270°C

15,27

916213

112281

фракция 270-360°C

15,54

932278

114249

Вакуумный газойль (фр. 270-360°C)

2,08

124761

15289

VD-1(фр. 360-420°C)

9,49

569162

69750

VD-2(фр. 420-480°C)

10,31

618567

75805

VD-3(фр. 480-550°C)

8,77

526244

64491

гудрон ( > 550°C)

10,90

654000

80147

Итого

100

6000000

735294



6. Расчет доли отгона на входе в атмосферную колонну К-2

Расчет был выполнен с применением ЭВМ по программе “Оil”.

Исходные данные для расчета взяты на основании потенциального содержания компонентов в нефти (таблица 6.1).

Таблица 6.1 - Состав смеси на входе в основную атмосферную колонну К-2

Номер компонента по табл. 1.2	Компоненты, фракции	Массовая доля компонента в смеси, хi	Масс. доля компо-нента в отбензи-ненной нефти
10	85-105°С*	0,02043	0,0237
11	105-140°С*	0,04010	0,0464
12	140-180°С	0,07922	0,0917
13	180-210°С	0,05385	0,0624
14	210-310°С	0,17776	0,2058
15	310-360°С	0,09733	0,1127
16	360-400°С	0,06124	0,0709
17	400-450°С	0,07879	0,0912
18	450-500°С	0,07397	0,0856
19	500-550°C	0,08260	0,0956
20	>550°C	0,09850	0,1140
	Итого:	0,8637	1,0000

* - взято 60%масс. от потенциального содержания фракции 85-140оС.

Расчет доли отгона на входе необходим для того, чтобы определить количество паров в точке ввода сырья в колонну.

Доля отгона паров сырья на входе в колонну считается удовлетворительной, если выполняется требование:

е ? ? хi ,

где е - массовая доля отгона сырья;

хi - массовая доля i-фракции (кроме остатка), выводимой из данной колоны; 

? хi=0,162+0,177+0,18=0,519 масс. доля.

Для проведения расчета необходимы следующие данные:

- расход сырья атмосферной колонны К-2- 635073кг/ч(см. табл.5.2);

- расход водяного пара подаваемого в низ атмосферной колонны прини-мается 2 % (1,2-3,5 %)на отбензиненную нефть: 0,02*635073=12701 кг/ч.

- плотность остатка - 973,6кг/м3;

- давление на входе в колонну- 170кПа;

- температура на входе в колонну- 360єС.

Расчёт доли отгона на входе необходим для того, чтобы определить количество паров в точке ввода сырья в колонну.

Состав смеси и её количество, представленные в таблице 6.1, служат исходными данными для определения состава паровой и жидкой фаз на входе в колонну с применением программы “Oil”, результаты которой представлены в таблицах 6.2-6.4.

Расчет доли отгона сырья на входе в атмосферную колонну К-2:

Иcxoдныe дaнныe:

Pacxoд нeфти или фpaкции G= 635073 Kг/чac

Pacxoд вoдянoгo пapa Z= 12701 Kг/чac

Плoтнocть ocтaткa P19= 973.5999755859375 Kг/M^3

Дaвлeниe пpи oднoкpaктнoм иcпapeнии P= 170 KПa

Teмпepaтуpa oднoкpaтнoгo иcпapeния T= 380 ^C

Peзультaты pacчeтa:

Maccoвaя дoля oтгoнa пapoв e1= .6930170059204102

Moльнaя дoля oтгoнa пapoв e= .8623100519180298

Moлeкуляpнaя мacca иcxoднoй cмecи Mi= 237.475830078125

Moлeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml= 529.4500122070312

Moлeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 190.8533935546875



7. Технологический расчет атмосферной колонны К-2

7.1 Общая характеристика работы атмосферной колонны К-2

Рисунок 7.1 - Принципиальная технологическая схема колонны К-2

Исходные данные:

- производительность 635073 кг/ч (5182200 т/г);

- состав сырья колонны К-2 приведен в таблице 6.1;

- получаемые фракции: 85-180єС, 180-270єС, 270-360єС и мазут;

- общее число тарелок - 38: 6 - в отгонной части, по 10 - от места ввода сырья до места отбора первого бокового погона и между боковыми погонами, 12 - от места вывода верхнего бокового погона до верхней тарелки. Расстояние между тарелками принимается равное 0,5 м;

- тип тарелок - клапанные;

- перепад давления на одной тарелки принимается равным - 0,5 кПа;

- количество водяного пара:

1. подаваемого в низ колонны К-2, принимается 2 % от количества отбензиненной нефти, Gв.п.(К-2) = 12701 кг/ч;

2. подаваемого в отпарную колонну К-3/1, принимается 1% от количества фр.



180-270°C Gв.п.(К-3/1) = 0,01112281 = 1122,81 кг/ч;

3. подаваемого в отпарную колонну К-3/2, принимается 1 % от количества фр.

270-360°C Gв.п.(К-3/2) = 0,01114249 = 1142,49 кг/ч;

Общее количество водяного пара:

Gв.п = 12701+1122,81+1142,49 = 14966,3кг/ч.

- давление на тарелке вывода фракции (Рфр.) определяется по уравнению:

Рфр = Р - n · а,

где Р - давление в точке ввода сырья, кПа;

n - число тарелок, находящихся выше точки ввода;

а - перепад давления на одной тарелке,

давление на 10 тарелке (тарелка вывода фракции 270-360°C):

Р270-360 єС = 170-10·0,5= 165кПа,

на 20 тарелке (тарелка вывода фракции 180-270°C):

Р180-270 єС = 165-10·0,5 = 160кПа,

давление верха колонны будет: Рверха = 160-12·0,5 = 154кПа,



7.2 Материальный баланс атмосферной колонны К-2

Материальный баланс колонны К-2 приведен в табл. 5.2.

7.3 Расчёт доли отгона сырья на входе в колонну К-2

Расчет доли отгона сырья на входе в К-2 был проведен на ЭВМ с помощью программы «Oil» . Результаты расчета приведены в табл. 6.2- 6.5 .

Доля отгона сырья на входе в колонну К-2 составляет е =0,693.

7.4 Температура верха колонны

Сверху колонны выходят пары фракции 85-180єС и весь водяной пар, который подают в колонну и стриппинги. Вследствие подачи водяного пара парциальное давление данной фракции понижается.

Молярный расход паров фракции:

=,

где G - массовый расход паров, кг/ч;

М - средняя молярная масса фракции 85-1800С

,

где tср.мол - среднемолярная температура кипения фракции, єС;

tср.мол = 132,5°С, соответственно, М = 117,31 кг/кмоль.

Принимаем кратность орошения равную 2.

Тогда: бензиновый фракция нефть колонна



Молярный расход водяного пара:

=635073·0,02 + 112281·0,01 + 114249·0,01 = 14966,76кг/ч,

Мольная доля фракции в парах:

Парциальное давление фракции в парах:

Р = 154·0,76 = 117,04кПа

Температура вверху колонны определяется по изотерме паровой фазы:

yi'/ki=1

где ki - константа фазового равновесия i-компонента;

yi' - мольная доля i-компонента в смеси углеводородов.

Константы фазового равновесия в присутствии водяного пара находится по уравнению:



ki = pнi/Р,

где pнi - давление насыщенных паров i-компонента углеводородной смеси при температуре вверху колонны, кПа;

Р = 154кПа - общее давление вверху колонны, кПа;

Давления насыщенных паров компонентов находим по формуле Ашворта:

где Т - температура вверху колонны, К;

Т0 - температура кипения фракции при атмосферном давлении, К;

f(T) - функция температуры Т, выражаемая уравнением:

f(T)=(1250/(Т2-108000 -307,6))-1.

Функцию f(T0) определяют аналогично.

Молярную массу находим по формуле Воинова:

,

где t - средняя молекулярная температура кипения фракции, °C.

При помощи MS Excel проводится расчёт температуры вверху колонны. Результат в таблице 7.1.

По результатам расчетов принимается температура вверху колонны равная 423К или 150С.



Таблица 7.1 - Расчет температуры вверху атмосферной колонны К-2

7.5 Расчет температуры низа колонны

Температуру низа колонны, согласно практических данных, принимаем на 20°C ниже температуры ввода сырья: tниз= 360°C.

7.6 Расчет температуры вывода боковых дистиллятов

Принимается, что массовое соотношение между жидкостью, отбираемой с тарелки, и жидкостью, стекающей с тарелки, равно 1:1, т.е. кратность внутреннего орошения равна 1. Поэтому можно принимать, что расход паров в этом сечении будет вдвое больше потенциального содержания в нефти данной фракции.

Определяем температуры вывода боковых продуктов по уравнению изотермы жидкой фазы[13]:

где ki - константа фазового равновесия i-го компонента;

xi' - мольная доля i-компонента в смеси.

Температура вывода фракции 180-270°С

Через сечение колонны в зоне вывода фракции 180-270°С проходят пары фракции 85-180°С, пары фракции 180-270°С и водяной пар(кроме пара, подаваемого в стриппинги К-3/1 и К-3/2).

Молярный расход паров фракции 180-270°С:

Молярный расход водяного пара:

Мольная доля фракции в парах:

Парциальное давление фракции в парах:

Р = 160·0,42 = 67,2кПа.

Принимается температура вывода фракции 180-270°С Т=200°С и по формуле Ашворта находится давление насыщенных паров каждой фракции при этой температуре:

При помощи MS Excel проводится расчёт температуры вывода

фр. 180-270°С. Результат в таблице 7.2.



Таблица 7.2 - Расчет температуры вывода фр. 180-270°С

Температура вывода фракции 270-360°С

Через сечение колонны в зоне вывода фракции 270-360°С проходят пары фракции 85-180°С (=853,85 кмоль/ч - потенциальное содержание), пары фракции 180-270°С (=636,31 кмоль/ч - потенциальное содержание), пары фракции 270-360°С и водяной пар, подаваемый вниз колонны.

Молярный расход паров фракции 270-360°С:

Молярный расход водяного пара:

Мольная доля фракции в парах:



Парциальное давление фракции в парах:

Р = 165·0,29 = 47,85 кПа

Принимается температура вывода фракции 270-360°С Т=275°С и по формуле Ашворта находится давление насыщенных паров каждой фракции при этой температуре:

При помощи MS Excel проводится расчёт температуры вывода фр.270-360°С. Результат в таблице 7.3.

Таким образом, температура вывода боковых дистиллятов составляет:

- фр. 180-270 °С - t = 200 єС;

- фр. 270-360 °С - t = 275 єС.

Таблица 7.3 - Расчет температуры вывода фр. 270-360°С

7.7 Температуры выводов и вводов циркуляционных орошений

Принимается, что циркуляционные орошения выводятся на три тарелки ниже тарелки отбора боковых фракций. На этих тарелках градиент температур максимальный. Принимается температура вывода циркуляционных орошений на 20°С выше температур вывода дистиллятных фракций. Циркуляционные орошения охлаждается на 90-100°С.

1. ВЦО К-2 (острое орошение)

- вывод : 150°С,

- ввод : 40°С.

2. СЦО К-2

- вывод: 200°С + 20°С = 220°С,

- ввод: 120°С

3. НЦО К-2

- вывод: 275°С + 20°С =295°С,

- ввод: 195°С

7.8 Тепловой баланс колонны К-2

На основе материального баланса рассчитывается тепловой баланс атмосферной колонны К-2, а расчёты сводятся в таблицы 7.5-7.7. Тепловой баланс учитывает количество тепла вносимого в колонну и выносимого из неё. Согласно закону сохранения энергии, тогда можно написать (без учёта потерь тепла в окружающую среду):

,

где и - тепловой поток, соответственно входящий и выходящий из колонны, Вт.

.

Колонна разбивается условно на три контура (А,Б,В) и для каждого контура составляется тепловой баланс [7]. Схема контуров представлена на рисунке 7.2.

Рисунок 7.2 - Схема контуров колонны К-2

При определении температур вывода боковых погонов, а также верхнего и нижнего продукта определяются их молярные массы. Полученные данные заносятся в таблицу 7.4.

Относительная плотность в таблице 7.4 рассчитана по формуле Крэга исходя из молярной массы продукта:

В таблице плотность мазута взята при пересчете с [1] на с для остатка выше 360°С Салаирской нефти:

с= с+5б; с= 0,9267+0,00303=0,930

Таблица 7.4 - Молярные массы и относительные плотности продуктов

Продукт	Мoлярная масса Мi, кг/кмоль	Относительная плотность,
Сырье: - паровая фаза - жидкая фаза	190,85(см.п.6) 529,45(см.п.6)	0,836 0,950
85-180°С	120,34(см.табл.7.1)	0,753
180-270°С	176,46(см.табл.7.2)	0,823
270-360°С	252,37(см.табл.7.3)	0,876
Мазут(>360°С)	-	0,930

Энтальпии продуктов рассчитываются:

- для жидких продуктов по формуле Крэга:

где - энтальпия жидкого нефтепродукта в зависимости от температуры, кДж/кг,

где Т - среднемолярная температура кипения фракции, К.

- для паров по формуле Уира и Иттона:

,

где

- энтальпия паров нефтепродукта в зави-симости от температуры, кДж/кг.

Расчёт теплового баланса проводится по контурам. Схема контуров колонны К-2 представлена на рисунке 7.2.

I. Контур «А».

1. Приход тепла с сырьем при t =380єС:

а) приход тепла с паровой фазой (кДж/ч)

где Gп - массовый расход паровой фазы сырья (табл 6.3), кг/ч;

Нп - энтальпии пара при tс=380єС, кДж/кг.

Коэффициент b составляет:

.

(см.табл.7.4).

б) приход тепла с жидкой фазой (кДж/ч)

где Gж - массовый расход жидкой фазы сырья (табл.6.2), кг/ч;

Нж - энтальпии жидкости при tс=380єС, кДж/кг.

Коэффициент а составляет:

(см.табл.7.4).

2. Приход тепла с водяным паром:

где Hвп=3266,9 кДж/кг - энтальпия перегретого водяного пара при t=400єС и Р=10*105Па (прилож.29 [7]).



3. Расход тепла с жидким остатком (мазут) при t=360єС:

(см.табл.7.4).

4. Расход тепла с паровой фазой при t=275єС:

а) фракция 85-180єС

(см.табл.7.4).

б) фракция 180-270єС

(см.табл.7.4).



в) фракция 270-360єС

(см.табл.7.4).

5.Расход тепла с водяным паром при t=275єС :

где Hвп=2698 кДж/кг - энтальпия насыщенного водяного пара (P=165кПа) (прилож.29 [7]).

Полученные результаты сводятся в таблицу 7.5.

Таблица 7.5 - Тепловой баланс контура «А»

Продукт	t,С	G, кг/ч	Ht, кДж/кг	Q, кДж/ч
Приход
Паровая фаза:
Отбензиненная нефть	380	440116,41	1173,85	516,63·106
Водяной пар К-2	400	12701,46	3266,9	41,49·106
Жидкая фаза:
Отбензиненная нефть	380	194956,59	911,3	117,66·106
Итого:	-	-	-	675,78·106
Расход
Паровая фаза:
85-180єС	275	102755	925,49	95,10·106
180-270єС	275	112281	898,87	100,93·106
270-360єС	275	114249	878,72	100,39·106
Водяной пар К-2	275	12701,46	2698	34,27·106
Жидкая фаза:
Мазут(>360єС)	360	305788	859,91	262,95·106
Итого:	-	-	-	593,64·106

Разность между теплом входящим в контур «А» и выходящим из него, составляет:

ДQА = 675,78·106- 593,64·106= 82,14·106 кДж/ч.

Расход циркуляционного орошения (НЦО К-2) определяется из уравнения:

где - количество теплоты, снимаемой циркуляционным орошением, кВт;

- энтальпия циркуляционного орошения на выходе из колонны и на входе в колонну, соответственно, кДж/кг.

Кратность орошения:

R =

II. Контур «Б»

1.Приход тепла с паровой фазой в контур «Б» из контура «А» при t=275єС включает в себя фр. 85-180°С, фр. 180-270°С, фр. 270-360°С и водяной пар, подаваемый в куб колонны К-2 (см.табл.7.5).

2. Приход тепла с водяным паром, подаваемый в колонну К-3?2:

где Hвп=3266,9 кДж/кг - энтальпия перегретого водяного пара при t=400єС и Р=10*105Па (прилож.29 [7]).

3. Расход тепла с жидкой фазой (фр. 270-360єС) при t=275єС:

где Gж - массовый расход жидкой фазы сырья (табл.5.2), кг/ч;

Нж - энтальпии жидкости при t=275єС, кДж/кг.

(см.табл.7.4).

4. Расход тепла с паровой фазой при t=200єС:

где Gп - массовый расход паровой фазы сырья (табл 7.2), кг/ч;

Нп - энтальпии пара при t=200єС, кДж/кг.

Коэффициент b составляет:

.

а) Фракция 85-180єС

(см.табл.7.4).

б) Фракция 180-270єС

(см.табл.7.4).

5. Расход тепла с водяным паром ( К-2 + К-3/2) при t=200єС:

где Hвп=2697 кДж/кг - энтальпия насыщенного водяного пара (P=160кПа) (прилож.29 [7]).

Полученные результаты сводятся в таблицу 7.6.



Таблица 7.6 - Тепловой баланс контура «Б»

Продукт	t,С	G, кг/ч	H, кДж/кг	Q, кДж/ч
Приход
Паровая фаза:
85-180єС	275	102755	925,49	95,10·106
180-270єС	275	112281	898,87	100,93·106
270-360єС	275	114249	878,72	100,39·106
Водяной пар К-2	275	12701,46	2698	34,27·106
Водяной пар К-3/2	400	1142,49	3266,9	3,73·106
Итого:	-	-	-	334,42·106

Разность между теплом входящим в контур «Б» и выходящим из него, составляет: ДQБ = 334,42·106- 267,67·106=66,75·106 кДж/ч.

Расход циркуляционного орошения (СЦО К-2) определяется из уравнения:

где - количество теплоты, снимаемой циркуляционным орошением, кВт;

- энтальпия циркуляционного орошения на выходе из колонны и на входе в колонну, соответственно, кДж/кг.

Кратность орошения:

R =

III. Контур «В»

1. Приход тепла с паровой фазой в контур «В» из контура «Б» при t=200єС включает в себя фр. 85-180°С, фр. 180-270°С и водяной пар

колонны К-2, К-3?2 (см.табл.7.6).

2. Приход тепла с водяным паром, подаваемый в колонну К-3?1:

где Hвп=3266,9 кДж/кг - энтальпия перегретого водяного пара при t=400єС и Р=10*105Па (прилож.29 [7]).

3. Расход тепла с жидкой фазой (фр. 180-270єС) при t=200єС:

где Gж - массовый расход жидкой фазы сырья (табл.5.2), кг/ч;

Нж - энтальпии жидкости при t=200єС, кДж/кг.

(см.табл.7.4).

4.Расход тепла с паровой фазой при t=150єС:



где Gп - массовый расход паровой фазы сырья (табл 7.1), кг/ч;

Нп - энтальпии пара при t=150єС, кДж/кг.

Коэффициент b составляет:

.

а) Фракция 85-180єС

(см.табл.7.4).

5. Расход тепла с водяным паром ( К-2+К-3/2+К-3?1) при t=150єС:

где Hвп=2695кДж/кг - энтальпия насыщенного водяного пара (P=154кПа) (прилож.29 [7]).

Полученные результаты сводятся в таблицу 7.7.

Таблица 7.7 - Тепловой баланс контура «В»

Продукт	t,С	G, кг/ч	H, кДж/кг	Q, кДж/ч
Приход
Паровая фаза:
85-180єС	200	102755	746,16	76,67·106
180-270єС	200	112281	723,41	81,22·106
Водяной пар ( К-2+К-3/2)	200	13843,95	2697	37,33·106
Водяной пар К-3/1	400	1122,81	3266,9	3,67·106
Итого:	-	-	-	198,89·106
Расход
Паровая фаза:
85-180єС	150	102755	638,58	65,62·106
Водяной пар ( К-2+К-3/1+К-3/2)	150	14966,76	2695	40,34·106
Жидкая фаза:
180-270єС	200	112281	448,11	50,31·106
Итого:	-	-	-	156,27·106

Разность между теплом входящим в контур «В» и выходящим из него, составляет:

ДQВ = 198,89·106- 156,27·106= 42,62·106 кДж/ч.

Расход острого орошения определяется из уравнения:

где - количество теплоты, снимаемой циркуляционным орошением, кВт;

- энтальпия циркуляционного орошения на выходе из колонны и на входе в колонну, соответственно, кДж/кг.

Кратность орошения:

R = 

7.9 Расчет диаметра колонны

Диаметр колонны зависит от объема паров и их допустимой скорости в свободном сечении колонны[9]. Диаметр колонны можно определить по уравнению:

где - объемный расход паров, м3/с;

- скорость паров в свободном сечении колонны, м/с.

Объемный расход паров:

,

где Т - температура системы, К;

Р - давление в системе, кПа;

Gi - расход компонента, кг/с;

Мi - молекулярная масса компонента, кг/кмоль.

Диаметр колонны рассчитывается для сечения, в котором расход паров максимальный.

Определяется наиболее нагруженное сечение колонны по парам:

1. Объемный расход паров в точке ввода сырья.

,

где - расход паров отбензиненной нефти на входе в колонну, кг/ч;

- средняя молярная масса паров, кг/кмоль (на основе данных, полученных при расчёте доли отгона сырья на входе в колонну п.6):

- расход водяного пара, подаваемого в колонну, кг/ч.

Исходные данные:

- температура в точке ввода сырья 380°С;

- давление в точке ввода сырья 170 кПа;

- расход паров отбензиненной нефти (см. табл. 6.3);

- расход водяного пара, подаваемого в колонну (см. п. 6);

- молекулярная масса паровой фазы сырья на входе в колонну (см. п. 6).

Объёмный расход паров составляет:

2. Объемный расход паров в точке вывода паров дистиллята.

,

где и - расход и молярная масса верхней дистиллятной фракции;

R - кратность острого орошения

- суммарный расход водяного пара, подаваемого в колонну и стриппинги, кг/ч.

Исходные данные:

- температура в точке вывода паров дистиллята 150°С;

- давление в точке вывода паров дистиллята 154кПа;

- суммарный расход водяного пара :=14966,76кг/ч;

- R=1,63;

- расход дистиллята

- молярная масса дистиллята

Тогда, объёмный расход паров составляет:

мі/с.

Как видно из расчетов наиболее нагруженная часть колонны - это точка ввода сырья, поэтому дальнейший расчет диаметра колонны К-2 производится на основании данного расхода.

Допустимая линейная скорость в свободном сечении колонны рас-считывается по формуле Саундерса и Брауна:

,

где - коэффициент, зависящий от расстояния между тарелками и условий ректификации колонны с клапанными тарелкам [9, рисунок 3.6];

- плотность жидкой и паровой фазы, кг/м3.

Плотность паров в зоне ввода сырья составляет:

где Gп - массовый расход паров дистиллята (таблица 6.3) и водяного пара,кг/ч.



Плотность жидкости находится по формуле Крэга:

где - средняя молярная масса жидкости (см.п.6), кг/кмоль.

Плотность жидкой фазы при 200С, отнесенная к плотности воды при 40С, составляет:

По формуле Менделеева находится плотность при 3800С:

Таким образом, ж =737,84 кг/м3

Следовательно, скорость паров составит:

Диаметр колонны составляет:

м

На основании ГОСТа 21944-76 принимается стандартный диаметр колонны, равный 6м.

7.10 Расчет высоты колонны

Высота колонны рассчитывается в зависимости от числа, типа тарелок и расстояния между ними.

Высота колонны рассчитывается по формуле [7]:

(см.рис.7.2),

где высота h1 принимается равной 0,5D;

h2 - высота тарельчатой части верха колонны и она равна числу промежутков между тарелками умноженное на расстояние между ними;

h3 - высота эвапорационного пространства принимается равной 3 расстояниям между тарелками;

h4 - высота тарельчатой части низа колонны и определяется аналогично высоте h2;

h5 - высота свободного пространства между уровнем жидкости внизу колонны и нижней тарелкой необходимое для равномерного распределения паров;

Высота слоя жидкости в нижней части колонны рассчитывается по ее 10-минутному запасу, необходимому для обеспечения нормальной работы насоса. Принимая запас на 600 с, объем мазута составит:

где - плотность кубового остатка при температуре внизу колонны, кг/м3.



.

Принимается высота юбки:

Тогда высота колонны составит:

.



8. Расчет полезной тепловой нагрузки печи атмосферного блока

Теплопроизводительность трубчатой печи (, МВт) определяется по уравнению[4]:

где Qпол - полезно затраченная теплота, МВт;

= 0,85 - КПД печи.

Тепловая мощность печи или её полезная тепловая нагрузка равна суммарному количеству теплоты, необходимой для нагрева до заданной температуры сырья колонны К-2 (), горячей струи колонны К-1 и перегрева водяного пара (Qв.п.).

1. Количество теплоты , затрачиваемой на нагрев и частичное испарение «горячей струи» определяется по формуле:

Qг.с.=Gc•(е•Нt2п+(1-е)•Нt2ж-Нt1ж),

где Gс - расход сырья, кг/с;

е - массовая доля отгона «горячей струи» на выходе из печи (рассчитывается с помощью программы «Oil» при температуре на выходе из печи 330°С и давлении 470кПа):

Peзультaты pacчeтa:

Maccoвaя дoля oтгoнa пapoв e1= .2691476941108704

Moльнaя дoля oтгoнa пapoв e= .4400700628757477

Moлeкуляpнaя мacca иcxoднoй cмecи Mi= 237.475830078125

Moлeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml= 309.96484375

Moлeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 145.2406768798828

Нt1ж, Нt2ж, Нt2п - энтальпии жидкой и паровой фаз отбензиненной нефти при температурах на входе (t1=270°С) и выходе (t2=330°С) из печи, кДж/кг.

Энтальпия паровой фазы отбензиненной нефти на выходе из печи при температуре 330°С рассчитывается по формуле:

, где

где - молярная масса паровой фазы.

Энтальпия жидкой фазы отбензиненной нефти на выходе из печи при температуре 330°С:

где

где - молярная масса жидкой фазы.

Энтальпия жидкой фазы отбензиненной нефти на входе в печь при температуре 270°С (температура куба колонны К-1):

где

где - молярная масса жидкой фазы.

Принимается расход «горячей струи» 30% на нефть:

735294·0,3 = 220588,2кг/ч или 61,27кг/с.

Тогда: Qг.с.=61,27•(0,27•1055,40+(1-0,27)•783,15-623,36)=14294,14кВт.

2. Количество теплоты Qс(К-2) (кВт), затрачиваемой на нагрев и частичное испарение отбензиненной нефти, подаваемой в колонну К-2 определяется по формуле [4]:

Qс(К-2).=Gон•(е•Нt2п+(1-е)•Нt2ж-Нt1ж),

где Gон - расход отбензиненной нефти, подаваемой в колонну К-2, кг/с;

е=0,69 - массовая доля отгона отбензиненной нефти на выходе из печи (рассчитывается с помощью программы «Oil» при температуре на выходе из печи 380°С и давлении 170 кПа (см. п.6));

Нt1ж, Нt2ж, Нt2п - энтальпии жидкой и паровой фаз отбензиненной нефти при температурах на входе (t1=270°С) и выходе (t2=380°С) из печи, кДж/кг. Энтальпия паровой фазы отбензиненной нефти на выходе из печи при температуре 380°С:



, где

где - молярная масса паровой фазы.

Энтальпия жидкой фазы отбензиненной нефти на выходе из печи:

где

где - молярная масса жидкой фазы.

Энтальпия жидкой фазы отбензиненной нефти на входе в печь при температуре 270°С (температура куба колонны К-1):

Тогда:

Qс(К-2).=176,41•(0,69•1173,85+(1-0,69)•911,30-623,36)=82753,84кВт.

3. Количество теплоты Qв.п.(кВт), затрачиваемой на перегрев водяного пара:

Qв.п.=Gпар·(Нt2пер.пар - Нt1нас.пар), где

Нt2пер.пар - энтальпия перегретого водяного пара(400С; 10ат), кДж/кг

Нt1нас.пар - энтальпия насыщенного водяного пара(10ат), кДж/кг

Qпол.=4,16·(3266,9- 2779,0) = 2029,66 кВт.

Суммарное количество теплоты, затрачиваемое на работу печи:

Теплопроизводительность трубчатой печи составляет:



9. Расчет коэффициента теплопередачи в теплообменнике «нефть - СЦО К-2»

Расчёт коэффициента теплопередачи производится для теплообменника Т-206 с помощью программы “Ktepper”.

Схема теплообмена: Теплообменник-206

220оС 120оС

133оС 105оС

Нефть направляется в трубы, как более грязный теплоноситель, а фракция 180-270єС в межтрубное пространство.

Необходимые данные для расчета коэффициента теплопередачи:

Расход теплоносителей:

Gн=735294·0,5=367647кг/ч - расход нефти через теплообменник (50% на нефть);

Gт=735294·0,1817=133603кг/ч - расход теплоносителя через теплооб-менник (18,17% на нефть).

Средние температуры теплоносителей:

С;

°С.

Физические свойства теплоносителей:

- относительная плотность нефти:



- относительная плотность фракции 180-270єС:

рассчитывается по преобразованной формуле Крэга:

,

где -молярная масса фракции 180-270єС (см.табл.7.2).

Кинематические вязкости:

- для нефти: мм2/с и мм2/с (см. табл.1).

Тогда можно составить систему уравнений из формулы: и определить A и B.

А =3,55; В = 1,25.

Отсюда мм2/с.

- для фракции 180-270єС:мм2/с и мм2/с.

А = 1,88; В = 0,6. 

Отсюда, мм2/с.

К расчету принимается кожухотрубчатый теплообменник с плавающей головкой четырехходовой с диаметром 1400мм в соответствии с ГОСТ 14246-79 [5].

Необходимые данные для расчета заносятся в таблицу 9.1.

Таблица 9.1 - исходные данные для расчета коэффициента теплопередачи

Наименование параметра	размерность	значение
средняя температура нефти в трубном пространстве	К	392
плотность потока нефти в трубном пространстве при 288К	кг/м3	826,1
плотность потока нефти в трубном пространстве при 392К	кг/м3	749,3
вязкость потока нефти в трубном пространстве при 392К	м2/с	0,00000109
средняя температура СЦО в межтрубном пространстве	К	443
плотность потока СЦО в межтрубном пространстве при 288К	кг/м3	823,3
плотность потока СЦО в межтрубном пространстве при 443К	кг/м3	782,0
вязкость потока СЦО в межтрубном пространстве при 443К	м2/с	0,00000088
внутренний диаметр труб	м	0,021
Наружный диаметр труб	м	0,025
толщина стенки труб	м	0,002
количество труб на поток	шт.	318
площадь проходного сечения в вырезе перегородки	м2	0,0153
площадь проходного сечения между перегородками	м2	0,021
коэффициент теплопроводности материала труб	вт/м•к	17,5
расход нефти в трубном пространстве	кг/ч	367647
расход СЦО в межтрубном пространстве	кг/ч	133603

Результаты расчёта теплообменника по программе “Ktepper” представле-ны в таблице 9.2.



Таблица 9.2 - Результаты расчёта теплообменника

Наименование параметра	размерность	значение
Скорость потока в трубном пространстве	м/с	1,24
Скорость потока в межтрубном пространстве	м/с	2,06
Коэффициент теплоотдачи в трубном пространстве	Вт/м2•К	1320,88
Коэффициент теплоотдачи в межтрубном пространстве	Вт/м2•К	168,87
Коэффициент теплопередачи	Вт/м2•К	122,05

Коэффициент теплопередачи для трубчатых жидкостных теплообменников находится в пределах 70-290Вт/ м2·К. Следовательно, расчет произведен правильно.



10. Расчет площади поверхности нагрева теплообменника «нефть - СЦО К-2»

Площадь поверхности теплообмена рассчитывается по основному уравнению теплопередачи[7]:

где Qn -тепловая нагрузка теплообменника, кВт;

К - коэффициент теплопередачи, Вт/м2К;

?tср- средний температурный напор, °C.

тепловая нагрузка теплообменного аппарата определяется по формуле[5]:

где Gн=735294·0,5=367647кг/ч - расход нефти;

- энтальпия нефти на входе в теплообменник, кДж/кг;

- энтальпия нефти на выходе из теплообменника, кДж/кг.

Плотность для нефти:

Энтальпия нефти на входе в теплообменник:

.



Энтальпия нефти на выходе из теплообменника.

.

Тогда,

Средний температурный напор определяется по формуле[7]:

Определяется поправка е=0,9 [5] для перекрёстного тока, тогда Дt=0,9·39,78=35,8?С.

Из таблицы 9.2 коэффициент теплопередачи К равен 122,05Вт/м2•К.

Площадь поверхности теплообмена составляет:

Выбранный теплообменник при длине труб L= 9 м имеет поверхность теплообмена F=963 м2.

Таким образом, требуемую поверхность теплообмена смогут обеспечить два теплообменника диаметром .



11. Охрана окружающей среды на установке

Переработка нефти на любом нефтеперерабатывающем заводе, которая начинается на установках АВТ, связана с потреблением целого ряда побочных веществ и реагентов, выполняющих определенные функции. К таким веществам относятся:

- вода, используемая для различных целей;

- водяной пар, используемый как технологический компонент и как теплоноситель;

- деэмульгаторы для обезвоживания нефти.

Все они могут служить источниками вредных отходов производства, загрязняющих окружающую среду.

Экологические проблемы на земном шаре приобрели такие масштабы, что для сохранения среды обитания в промышленно развитых странах и регионах затраты на защиту или очистку окружающей среды становятся соизмеримыми с капиталовложениями в новые технологии или больше их.

Законодательством практически всех стран предусматриваются меры защиты природы. Применительно к АВТ установкам относятся следующие меры [3]:

- уменьшение количества засоленных стоков с блока ЭЛОУ за счет подбора оптимального режима обессоливания (температура, расход деэмульгатора, напряженность поля и др.) и выбора рациональной схемы подачи промывной воды на каждую ступень и по ступени;

- использование биологически разлагаемых деэмульгаторов частично остающихся в растворенном состоянии в водном стоке ЭЛОУ;

- герметизация тех аппаратов и оборудования, в которых возможны утечки легких углеводородов. В первую очередь речь идет о герметизации нефтяных резервуаров и емкостей, куда поступают готовые легкие нефтепродукты с установки.

Для крупных нефтяных резервуаров существует два наиболее радикальных способа снижения потерь от испарения и "дыхания" - устройство открытых плавающих крыш резервуаров и плавающих понтонов на поверхности нефти в резервуарах со стационарными крышами. Использование этих устройств, исключающих паровые пространства над уровнем нефти, позволяет сократить потери легких углеводородов из резервуаров на 80-85% по сравнению с резервуарами с паровым пространством. Резервуары с понтонами, защищенные также от атмосферных осадков и пыли, считаются более перспективными.

Другой проблемой, возникающей при герметизации аппаратуры, является улавливание выбросов из предохранительных клапанов, устанавливаемых на аппаратах с избыточным давлением (ректификационных колоннах, сепараторах, испарителях, дегидраторах и др.). Выбросы рабочей среды из этих клапанов случаются при отклонении давлений в аппаратах от регламентного максимума. Для того чтобы эти выбросы не попадали в атмосферу, проектируются закрытые системы их сбора. Такая система включает коллектор сбора выбросов от группы предохранительных клапанов какого либо аппарата, трубопровод отвода их в сборную емкость-сепаратор и систему использования собираемых в этой емкости потоков. Газовая фаза из этой емкости через систему каплеуловителей обычно сбрасывается в факельную сеть завода, а жидкая фаза насосом откачивается в поток сырья установки;

- очистка нефти и получаемых на АВТ дистиллятов от серы и азота, с тем чтобы существенно снизить загрязнение атмосферы сероводородом и оксидами серы и азота (при использовании моторных топлив). Для обычных сернистых нефтей эта задача сводится как правило к гидроочистке светлых дистиллятов и вакуумного газойля.

- сокращение количества сбрасываемой в естественные водоемы воды, использованной в технологии в качестве хладагента.

Этот вопрос решается тремя путями. Первый - это переход от прямоточного охлаждения ("водоем-холодильник" или "конденсатор нефтепродукта-водоем") на замкнутую систему оборотного охлаждения ("градирня-холодильник" или "конденсатор-градирня"), с подпиткой этой системы свежей водой из водоема для компенсации потерь воды от испарения в градирне. Переход на оборотное водоснабжение систем охлаждения в нефтепереработке происходил в 1950-60-е гг. и в настоящее время оно используется на всех НПЗ. Это позволило резко сократить расход свежей воды из рек и озер на технологические нужды, однако усложнило систему охлаждения за счет строительства и эксплуатации сложных, громоздких и дорогостоящих градирен. Кроме того, в градирнях вода охлаждается за счет испарения ее части, а испаряющаяся вода уносит с собой в атмосферу и следы легких нефтепродуктов, которые попадают в оборотную воду через неплотности аппаратуры. Таким образом, в экологическом отношении системы оборотного водоснабжения также небезупречны.

Второй путь - это перевод систем водяного охлаждений и конденсации нефтепродуктов на воздушное, позволяющий исключить использование воды как хладагента. Такой перевод потребовал в 1960-70-е гг. создания большой серии специальных аппаратов воздушного охлаждения и их серийного выпуска, и к настоящему времени основная часть конденсационно-охладительной аппаратуры являяется воздухоохлаж-даемой. Это почти на порядок позволило сократить расход воды и практически исключило загрязнение водоемов охлаждающей водой.

Третий путь касается систем конденсации паров в вакуумсоздающих системах АВТ. Барометрические конденсаторы смешения с прямым контактом воды и нефтяных паров были заменены на системы закрытого охлаждения водой в поверхностных конденсаторах, а сейчас разработаны схемы конденсационно-абсорбционные, где вода как хладагент полностью исключена и соответственно исключен один из наиболее загрязненных потоков технологической воды.

Отработанную воду эффективнее всего очищать с помощью многоступенчатой системы очистки сточных вод, в которой следует выделить 4 основные группы очистки, различающихся своими принципами.

Первая группа - это механическая очистка (отстаивание) для отделения от воды крупных предметов и песка - механических частичек размерами более 0,2 мм. Одновременно на этих ступенях отстаиваются и отделяются всплывающая нефть и нефтепродукты. В воде после нефтеловушек остаточное содержание нефтепродукта должно быть не более 70 мг/л, а механических примесей - не более 50 мг/л.

Вторая группа - это физико-химическая очистка сточной воды флота-ционным методом, заключающимся в извлечении из воды нерастворимых в ней примесей с помощью тонко диспергированного в воде воздуха. Нерастворимые в воде гидрофобные частицы присоединяются ("прилипают") к поверхности пузырьков воздуха, причем, чем большей гидрофобностью обладает поверхность частицы, тем больше вероятность такого присоединения. Таким образом, флотационная очистка является по сути, интенсифицированной (за счет газлифтного подъема частиц) механической очисткой и позволяет довести содержание нефтепродукта в воде до 10-20 мг/л.

Третья ступень очистки - биохимическая, сущность которой заключа-ется в окислении органических веществ микроорганизмами. Такое окисление проводится в биологических фильтрах и аэротенках. В биофильтрах пленочный поток очищаемой воды на насадке из щебня или шлака контактирует со встречным потоком воздуха, и содержащиеся в воде примеси окисляются. В аэротенках, в отличие от биофильтров, активным веществом является ил из природных водоемов, а окислителем - воздух.

Наконец, четвертая ступень - это доочистка воды путем ее фильтро-вания или адсорбционной очистки (активным углем) от оставшихся следов загрязнений.

Очищенная вода затем поступает в пруд-накопитель и оттуда спускается в водоемы. До сброса в водоем иногда вода проходит стадию хлорирования [3].

Углеводородные газы, выделяемые из нефти, попадать в выбросы могут только через предохранительные клапаны и неплотности аппаратуры.

Не конденсируемый в эжекторах вакуумной колонны газ, содержащий углеводороды и сероводород, с целью его обезвреживания направляется в топку трубчатой печи для дожига. Однако такое обезвреживание носит нерадикальный характер, так как исключает лишь прямое попадание углеводородов и сероводорода в атмосферу, а образующиеся при их сжигании оксиды углерода и серы все равно попадают с дымовыми газами в атмосферу.

Дымовые газы несут в своем составе много веществ (в основном оксидов), загрязняющих атмосферу, однако из-за отсутствия относительно простых и надежных методов очистки газов вредные примеси из них обычно не удаляются и попадают в атмосферу.

Единственный путь радикального уменьшения загрязнения атмосферы дымовыми газами - это предупредительный, т. е. переход на сжигание в топках печей природного газа.



Заключение

При расчете данного курсового проекта спроектирована установка ЭЛОУ-АВТ мощностью 6 млн. тонн в год Салаирской нефти. Получены продукты: сухой газ, рефлюкс, бензиновые фракции (н.к.-70°С, 70-180°С), фракция дизельного топлива 180-360°С, узкие масляные фракции (360-420°С, 420-490°С, 490-550°С), гудрон (> 550°С). Приведен расчет основной атмосферной колонны, печи атмосферного блока, коэффициента теплопередачи и площади поверхности нагрева теплообменника «нефть-СЦО К-2». По итогам расчета Салаирскую нефть наиболее выгодно перерабатывать по топливно-масляному варианту с получением топлив, масел.



Список использованной литературы

1. Хорошко С.И. Нефти северных регионов. Справочник. - Новополоцк: ПГУ, 2014. - 126с.

2. Ахметов С.А. Технология глубокой переработки нефти и газа. - Уфа: Ги-лем,2002. - 672 с.

3. Мановян А.К. Технология первичной переработки нефти и природного газа : Учебное пособие для вузов. 2-е изд. - М.: Химия, 2001. - 568с.: ил.

4. Корж А.Ф., Хорошко С.И. Установка первичной переработки нефти / Методические указания/. - Новополоцк: ПГУ, 2000. - 32с.

5. Танатаров М.А., Ахметшина М.Н. и др. Технологические расчеты установок переработки нефти. - М.: Химия, 1987. - 352с.

6. Бондаренко Б.И. (под ред.) Альбом технологических схем процессов переработки нефти и газа. - М.: Химия, 1983. - 128с., ил.

7. Сарданашвили А.Г., Львова А.И. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и газа. - М.: Химия, 1980. - 256с.

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

9. Хорошко С.И., Хорошко А.Н. Сборник задач по химии и технологии нефти и газа. - Минск : Высш. школа, 1989. - 122с.

10. Справочный материал по курсу “Технология переработки нефти и газа”. - Новополоцк: ПГУ, 2005. - 20с.

11. Рудяк К.Б., Мусиенко Г.Г. и др. Реконструкция вакуумных блоков устано-вок АВТ. - «Химия и технология топлив и масел», № 5, 2000.

12. Ратовский Ю.Ю., Лебедев Ю.Н. и др. Насадки ВАКУПАК и КЕДР для вакуумных колонн установки АВТ. - «Химия и технология топлив и масел», №1, 2004.

13. Павлов К.Ф., Романков П.Г. и др. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. - Л.: Химия, 1987. - 575с.

Размещено на Allbest.ru

...