Процесс перегонки нефти с многократным испарением
Техническая характеристика исходного сырья, промежуточной и готовой продукции, вспомогательных материалов и реагентов. Описание основных стадий промышленной перегонки нефти для разделения на различные фракции. Материальный баланс установки ректификации.
| Рубрика | Производство и технологии |
| Вид | курсовая работа |
| Язык | русский |
| Дата добавления | 08.12.2018 |
| Размер файла | 965,8 K |
Отправить свою хорошую работу в базу знаний просто. Используйте форму, расположенную ниже
Студенты, аспиранты, молодые ученые, использующие базу знаний в своей учебе и работе, будут вам очень благодарны.
Давление в колонне К-2 замеряется и регистрируется прибором поз. 99-1.
Газ с верха емкости Е-2 эжектируется за счет кинетической энергии основного потока в линию газа на печи перед А-15 или выводится на заводской факел.
Бензин из емкости Е-2 забирается насосом Н-7 (Н-6а,8) и подается на верх колонны К-2 в качестве острого орошения. Расход острого орошения регулируется в автоматическом режиме клапаном поз. 9-5, связанным с температурой верха колонны К-2, замеряемой термопарой поз. 9-1.
Температура в емкости Е-2 замеряется термопарой поз. 128-2, уровень замеряется уровнемером поз. 104-1 и поддерживается клапаном поз. 104-4, установленным на линии откачки избытка бензина в емкость А-2 для защелачивания. После емкости А-2 бензин отстаивается в емкости А-5, очищается от механических примесей в фильтрах Ф-5 (Ф-6) и откачивается совместно с бензином К-1 на установку 22/4 или в парк 2, 3, 4, 8 НПЗ.
Расход бензина замеряется диафрагмой поз.68-1.
Есть возможность вывести бензин колонны К-2 совместно с бензином колонны К-1 в емкость А-1 для очистки бензина раствором едкого натра.
Для регулирования температуры и скорости паров в колонне К-2 предусмотрено циркулирующее орошение (ЦО). ЦО забирается с 21-ой тарелки насосом Н-12 (Н-13) и, пройдя рибойлер Т-10, где отдает тепло нестабильному бензину, пройдя теплообменники Т-7/2, Т-6/4, где отдает тепло нефти, возвращается в колонну К-2 на 24-ю тарелку. Расход ЦО замеряется диафрагмой поз. 58-1.
Для отбора боковых фракций колонны К-2 и отпаривания легких фракций из них установлена отпарная колонна К-3, состоящая из трех секций (стрипингов), в каждую из которых подается острый пар, перегретый в пароперегревателе печи П-1.
В верхний стрипинг К-3/1 поступает фракция 240-300 оС с 25,27,29 тарелок колонны К-2. Пары возвращаются в колонну К-2 под 30-ю тарелку, а фракция забирается насосом Н-14(Н-17) прокачивается через теплообменники Т-3, Т-1, где отдает тепло нефти, охлаждается в холодильнике Х-8/1,2 и поступает в парк 13 НПЗ.
Уровень в стрипинге замеряется уровнемером поз. 95-1 и регулируется клапаном поз. 95-4, установленным на входе в холодильник Х-8/1,2.
Расход отходящей фракции измеряется диафрагмой поз. 151-1, температура термопарой поз. 129-2.
В средний стрипинг К-3/2 поступает фракция 300-350 оС с 14,16,21 тарелок колонны К-2. Пары возвращаются под 17-ю тарелку колонны К-2, а фракция забирается насосом Н-15 (Н-17), прокачивается через теплообменники Т-4/2, Т-7/3, где отдает тепло нефти, охлаждается в холодильнике Х-9 и откачивается в парк 13 НПЗ.
Уровень в стрипинге замеряется уровнемером поз. 96-1 и регулируется клапаном поз.96-4, установленным на входе в холодильник Х-9.
Расход отходящей фракции измеряется диафрагмой поз. 152-1, температура термопарой поз. 129-4.
В нижний стрипинг К-3/3 поступает фракция 190-240 оС с 31 тарелки колонны К-2. Пары возвращаются под 34-ю тарелку колонны К-2, а фракция забирается насосом Н-16 (Н-35), прокачивается через теплообменник Т-4/1, где отдает тепло нефти, охлаждается в холодильнике Х-11 и откачивается в парк 13 НПЗ.
Уровень в стрипинге замеряется уровнемером поз. 97-1 и регулируется клапаном поз. 97-4, установленным на входе в холодильник Х-11.
Расход отходящей фракции измеряется диафрагмой поз.151-1, температура термопарой поз. 129-2.
Есть возможность откачки дизельного топлива мимо парка 13 в парки 17, 27 НПЗ.
Мазут с низа колонны К-2 насосом Н-4(Н-5) прокачивается тремя потоками через блок теплообменников:
I поток: Т-8/3, Т-6/6, Т-6/1, Т-6
II поток: Т-8/1, Т-4/3, Т-7/1, Т-6/2
III поток: Т-8/2, Т-6/3
где отдает тепло нефти, объединяется в один поток, охлаждается в холодильнике Х-13 и откачивается в парк 28 НПЗ.
Есть возможность включения в схему захолаживания мазута холодильников Х-12, 14, 16.
Уровень в колонне замеряется уровнемерами поз. 28-1, поз. 98-1 и поддерживается клапаном поз. 106-4 установленным на выходе с холодильника Х-13.
Расход мазута замеряется диафрагмой поз. 69-1.
Температура откачиваемого мазута замеряется термопарой поз. 129-5.
Вакуумная перегонка мазута в колонне К-5.
При работе по полной схеме, с включением вакуумного блока мазут с низа колонны К-2 насосами Н-4(Н-5) прокачивается двумя потоками через П-2, нагревается и по двум трансферным линиям поступает на 4-ю тарелку колонны К-5. Расход по потокам замеряется диафрагмами:
левый поток - поз. 51-1
правый поток - поз. 52-1
и регулируется клапанами:
левый поток - поз. 98-5
правый поток - поз. 52-5
Температура потоков замеряется термопарами на выходе из печи:
левый поток - поз. 5-1
правый поток - поз. 6-1.
Давление в печи П-2 замеряется на входных трубопроводах в печь и регистрируется приборами измерения давления:
левый поток - поз. 27-1
правый поток - поз. 52-1.
Для увеличения скорости нагревания мазута в подовую часть змеевиков печи подается пар 10 кгс/см2, что уменьшает вероятность закоксовывания труб.
Ректификация мазута в колонне К-5 ведется при вакууме 635-660 мм рт.ст.
Для поддержания температуры низа колонны К-5 и более полного отпаривания масляных фракций, процесс ректификации ведется в присутствии водяного пара, перегретого в печи П-2 и вводимого в низ колонны К-5. Расход вводимого пара замеряется диафрагмой поз.132-1, температура замеряется термопарой поз.8-5, установленной на выходе из пароперегревателя.
С верха колонны К-5 пары воды, нефтепродукта и газы разложения по двум шлемовым трубам поступают в поверхностные конденсаторы холодильники Т-15,Т-16,Т-17, где конденсируется основная часть водяных па-ров углеводородных фракций, которые перетекают в вакуум-приемник Е-15, откуда конденсат по барометрической трубе перетекает в емкость Е-16.
Не сконденсировавшиеся пары воды, нефтепродукта и газа из Е-15, Т-15, 16, 17 отсасываются эжектором I ступени пароэжекторного насоса ПНС-1000х40 и выбрасываются в промежуточный поверхностный конденсатор 1-ой ступени ПК-1.
С низа конденсатора ПК-1 сконденсированная жидкость стекает в емкость Е-16, а не сконденсировавшиеся пары с верха ПК-1 отсасываются пароэжектором 2-ой ступени и выбрасываются в промежуточный конденсатор ПК-2. Жидкость с ПК-2 стекает в емкость Е-16, а не сконденсировавшиеся пары отсасываются пароэжектором 3-ей ступени и выбрасываются в конденсатор ПК-3. С низа промежуточного конденсатора ПК-3 сконденсировавшаяся жидкость стекает в емкость Е-16, а не сконденсировавшиеся газы разложения выбрасываются на свечу или подаются на П-2 на 3 форсунки для сжигания.
В отстойнике Е-16 ловушечный нефтепродукт отстаивается, вода сбрасывается в канализацию 3-ей системы. Сброс воды осуществляется клапаном поз. 113-3 в автоматическом режиме, завязанным с уровнем раздела фаз “нефтепродукт-вода” поз. 113-1. Ловушечный нефтепродукт в Е-16 переливается через перегородку, забирается насосом Н-39 (Н-39а) и откачивается в отстойник А-3. Уровень ловушечного нефтепродукта в емкости Е-16 замеряется уровнемером поз.109-1 и регулируется клапаном поз.109-4, установленным на выкидном трубопроводе насоса Н-39 (Н-39а).
В отстойнике А-3, для лучшего улавливания воды, установлена насадка из пенометалла. Вода с низа А-3 дренируется в сернисто-щелочную канализацию. Сброс воды осуществляется клапаном поз. 124-4 в автоматическом режиме, завязанным с уровнем раздела фаз “нефтепродукт-вода” поз. 124-1. Ловушечный нефтепродукт выводится с верха отстойника А-3 и откачивается в дизельное топливо или во второй вакуум-погон.
Вакуум в колонне К-5 замеряется прибором давления поз. 31-1 и регулируется клапаном поз. 31-5, установленным на трубопроводе подачи пара 10 кгс/см2 на пароэжекторы 1-ой, 2-ой, 3-ей ступени.
В качестве верхнего орошения используется первый боковой погон, который перетекает с 21-ой тарелки во внутренний стрипинг колонны К-5, откуда забирается насосом Н-22 (Н-23), прокачивается через теплообменники Т-2/2, Т-6/6, Т-6, где отдает тепло нефти, Т-6/1, где отдает тепло циркулирующей промтеплофикационной воде, захолаживается в холодильнике Х-16, частично уходит в дизельное топливо, а основная часть доохлаждается в холодильниках Х-20, 21 и поступает на 25-ю тарелку колонны К-5, для поддержания температуры верха.
Температура верха колонны К-5 замеряется термопарой поз.15-1. Расход орошения регулируется клапаном поз. 15-4, установленным на трубопроводе I вакуумного погона перед холодильником Х-16 и замеряется диафрагмой поз. 29-1. Имеется возможность подачи избытка I вакуум-погона в линию циркуляционного орошения К-2 на прием насоса Н-12 (Н-13). Расход избытка I вакуум-погона в линию ЦО К-2 замеряется диафрагмой поз. 512-1 и регулируется клапаном поз. 512-4.
Во второй внутренний стрипинг перетекает II вакуум-погон с 17-ой тарелки, откуда забирается насосом Н-31(Н-23), прокачивается через теплообменники Т-8/2, Т-6/3, где отдает тепло нефти, доохлаждается в холодильнике Х-12 и уходит в парк 5 НПЗ или в парк 44. Уровень 2-го внутреннего стрипинга замеряется уровнемером поз. 107-1. Расход отходящего II вакуум-погона замеряется диафрагмой поз. 70-1, температура замеряется термопарой поз.129-6. При необходимости имеется возможность подать II вакуум-погон в качестве циркуляционного орошения на 18-ю тарелку К-5.
В третий внутренний стрипинг колонны К-5 перетекает III вакуум-погон с 11-ой тарелки, откуда забирается насосом Н-25 (Н-26), прокачивается через теплообменники Т-4/3, Т-7/1, Т-6/2, где отдает тепло нефти, доохлаждается в холодильнике Х-13 и выводится с установки в парк 44 НПЗ или в парк 5 НПЗ. Уровень 3-го внутреннего стрипинга колонны К-5 замеряется уровнемером поз. 106-1 и регулируется клапаном поз. 106-4. Расход отходящего III вакуум-погона замеряется диафрагмой поз. 71-1, температура замеряется термопарой поз. 129-7. При необходимости имеется возможность подать III вакуум-погон в качестве циркуляционного орошения на 14-ю тарелку колонны К-5. Температура на 14-ой тарелке замеряется термопарой поз. 511-1.
Остаток вакуумной колонны (гудрон) перетекает в низ колонны К-5, забирается насосом Н-32 (Н-32а), прокачивается через теплообменники Т-8/1,3, Т-6/5, где отдает тепло нефти, доохлаждается в холодильнике Х-14 и откачивается с установки в парк 28 НПЗ или на установки 36/2М, 19/3 НПЗ. Уровень низа колонны К-5 замеряется уровнемером поз. 108-1 и регулируется клапаном поз. 108-4. Температура отходящего гудрона замеряется термопарой поз. 129-5.
Стабилизация бензина.
Для стабилизации бензина колонны К-1 по началу кипения и упругости паров установка снабжена колонной-стабилизатором К-4, работающим под давлением до 9 кгс/см2. Давление в колонне К-4 замеряется прибором измерения давления поз. 29-1.
Избыток бензина из емкости Е-1 насосом Н-6 (Н-6а) прокачивается через теплообменники Т-9, Т-9а, где нагревается за счет тепла стабильного бензина, выходящего из рибойлера Т-10, и подается на 15, 21, 25 тарелки колонны К-4.
Пары с верха колонны К-4 проходят конденсаторы-холодильники Х-4/1,2, захолаживаются и поступают в емкость Е-3. Газы, выделившиеся в емкости Е-3, отводятся в линию газов Е-1.
Часть головки стабилизации из емкости Е-3 забирается насосом Н-10 (Н-11) и подается в качестве орошения колонны К-4. Температура верха колонны К-4 замеряется термопарой поз. 11-1 и регулируется в автоматическом режиме клапаном поз. 11-4. Расход орошения замеряется диафрагмой поз. 131-1.
Уровень замеряется уровнемером поз. 102-1, поддерживается клапаном поз.102-6, установленным на трубопроводе откачки избытка головки стабилизации в парк 11 НПЗ насосом Н-10 (Н-11). Давление в Е-3 замеряется прибором измерения давления поз. 33-1 и регулируется клапаном поз. 33-4, установленным на трубопроводе сброса газов в линию газа Е-1. Вода дренируется (при необходимости) в сернисто-щелочную канализацию. Температура в емкости Е-3 замеряется на выходном трубопроводе термопарой поз. 128-3.
С низа колонны К-4 бензин перетекает в рибойлер Т-10, где за счет тепла ЦО К-2 из него отпариваются легкие фракции, которые возвращаются по шлемовой трубе в колонну К-4. Стабильный бензин собирается за перегородкой рибойлера и под собственным давлением колонны К-4 поступает в теплообменники Т-9, Т-9а, где отдает тепло нестабильному бензину, доохлаждается в холодильниках Х-6,17 и поступает на защелачивание в отстойник А-1. Из емкости А-1 бензин поступает в холодильник Х-22, емкость А-4 для отстаивания от воды и откачивается на установку 22/4 или в парк 2, 3, 4, 8 НПЗ. Расход отходящего бензина замеряется диафрагмой поз. 68а, температура - термопарой поз. 129-3.
Уровень бензина за перегородкой рибойлера Т-10 замеряется уровнемером поз. 101-1, регулируется клапаном поз. 101-4, установленным на выходном трубопроводе. Температура низа К-4 замеряется термопарой поз. 13-1.
Приготовление раствора щелочи, очистка светлых нефтепродуктов и удаление воды в отделении защелачивания.
Очистке раствором щелочи подвергают бензин колонны К-4,2.
Нафтеновые кислоты образуют со щелочью мыла, которые хорошо растворимы в воде и поэтому легко отделяются от нефтепродукта:
RCOOH + NaOH = RCOONa + H2О
Сероводород, реагируя с раствором едкого натра образует соли, которые также легко могут быть удалены из нефтепродукта.
При избытке щелочи образуется сернистый натрий:
H2S + 2NaOH(изб) - Na2S +2H2O
При недостатке щелочи образуется сернистокислый натрий:
H2S(изб) + NаОН - NaHS + H2O
Меркаптаны при реакции образуют меркаптиды:
RSH + NaOH = RSNa + H2O
Очистка бензина производится раствором едкого натра концентрацией 6-12 %.
Бензин из Т-10, Е-2 прокачивается через инжектор, установленный на входе бензина в емкость А-1 (А-2). За счет использования кинетической энергии бензина, в инжектор подсасывается с низа емкости А-1 (А-2) раствор щелочи. Смесь бензина, щелочи поступает в А-1 (А-2). Щелочь отстаивается и циркулирует в процессе, а очищенный бензин выводится с верха емкости А-1(А-2), охлаждается в холодильнике Х-22 и поступает в отстойник А-4 (А-5). Вода по мере накопления дренируется в сернисто-щелочную канализацию. Уровень воды в А-4 (А-5) определяется по смотровому стеклу, установленному на емкости.
Бензин выводится с верха отстойника А-4 (А-5) и откачивается на установку 22/4 или в парк 2, 3, 4, 8 НПЗ.
7. Материальный баланс установки
Четкость ректификации принимаем - 0,97.
Количество рабочих дней:
365-Тт-Тплан,
где Тт-количество дней текущего ремонта;
Тплан - количество дней планового ремонта,
365-10-10=345 дней.
Количество рабочих часов:
345•24=8280 ч.
Мощность установки составляет 3000000 тонн в год или
5000000000/8280 = 603864,7 кг/ч.
7.1 Отбензинивающая колонна К-1
В колонне К-1 сверху отбирается фракция начала кипения (н.к.) 140 ?С в количестве 19,7 %.
При четкости ректификации 0,97 отбор фракции н.к. 140 ?С будет равен
0,97•19,7 = 19,11 %
что составит
кг/ч.
Материальный баланс отбензинивающей колонны представлен в таблице 7.1.
Таблица 7.1 - Материальный баланс колонны К-1
|
Приход |
||||
|
показатели |
% |
кг/час |
т/год |
|
|
Нефть |
100 |
603864,7 |
5000000 |
|
|
Итого: |
100 |
603864,7 |
5000000 |
|
|
Расход |
||||
|
показатели |
% |
кг/час |
т/год |
|
|
Фр. н.к. 140 ?С |
19,11 |
115398,5 |
955500 |
|
|
Отбензиненная нефть |
80,89 |
488466,2 |
4044500 |
|
|
Потери |
0,11 |
850,2 |
7040 |
|
|
Итого: |
100 |
603864,7 |
5000000 |
7.2 Сепаратор Е-1
Сверху колонны К-1 выходит парогазовая смесь (ПГС), которая состоит из воды, углеводородных газов (УВГ) и фракции н.к. 140 ?С, и направляется в сепаратор Е-1.
Материальный баланс сепаратора Е-1 представлен в таблице 7.2 .
Таблица 7.2 - Материальный баланс сепаратора Е-1
|
Приход |
||||
|
Показатели |
% |
кг/час |
т/год |
|
Фр. до 140 ?С |
19,11 |
115398,5 |
955500 |
|
|
Итого: |
19,11 |
115398,5 |
955500 |
|
|
Расход |
||||
|
Показатели |
% |
кг/час |
т/год |
|
|
УВГ |
0,5 |
3019,3 |
25000 |
|
|
Вода |
0,1 |
603,9 |
5000 |
|
|
Фр. н.к.-140 ?С |
18,51 |
111775,3 |
925500 |
|
|
Потери |
0,11 |
850,2 |
7040 |
|
|
Итого: |
19,11 |
115398,5 |
955500 |
7.3 Ректификационная колонна К-2
С низа колонны К-1 выходит отбензиненная нефть и направляется в колонну К-2.
Материальный баланс колонны К-2 представлен в таблице 7.3.
Таблица 7.3 - Материальный баланс колонны К-2
|
Приход |
||||
|
Показатели |
% |
кг/час |
т/год |
|
|
Отбензиненная нефть |
80,89 |
488466,2 |
4044500 |
|
|
Итого: |
80,89 |
488466,2 |
4044500 |
|
|
Расход |
||||
|
Показатели |
% |
кг/час |
т/год |
|
|
Фр.140-180 ?С |
7,2 |
43478,3 |
360000 |
|
|
Фр.180-240 ?С |
10,8 |
65217,4 |
540000 |
|
|
Фр.240-280 ?С |
7,0 |
42270,5 |
350000 |
|
|
Фр.280-360 ?С |
15,4 |
92995,2 |
770000 |
|
|
Мазут |
40,49 |
244504,8 |
2024500 |
|
|
Потери |
0,11 |
850,2 |
7040 |
|
|
Итого: |
80,89 |
488466,2 |
4044500 |
7.4 Отпарная колонна К-4
Фракция 140-180 ?С из колонны К-2 и фракция н.к.140 ?С из сепаратора Е-1 направляются в отпарную колонну.
Материальный баланс колонны К-4 представлен в таблице 7.4.
Таблица 7.4 - Материальный баланс колонны К-4
|
Приход |
||||
|
Показатели |
% |
кг/час |
т/год |
|
|
Фр. н.к.-140 ?С |
18,51 |
111775,3 |
925500 |
|
|
Фр. 140-180 ?С |
7,2 |
43478,3 |
360000 |
|
|
Итого: |
25,71 |
155253,6 |
1285500 |
|
|
Расход |
||||
|
Показатели |
% |
кг/час |
т/год |
|
|
Головка стабилизации |
1,0 |
6038,6 |
50000 |
|
|
Стабильный бензин |
24,71 |
149215,0 |
1235500 |
|
|
Потери |
0,11 |
850,2 |
7040 |
|
|
Итого: |
25,71 |
155253,6 |
1285500 |
7.5 Вакуумная колонна К-5
С низа ректификационной колонны К-2 выходит мазут и направляется в вакуумную колонну К-5.
Материальный баланс колонны К-5 представлен в таблице 7.5.
Таблица 7.5 - Материальный баланс колонны К-5
|
Приход |
||||
|
Показатели |
% |
кг/час |
т/год |
|
|
Мазут |
40,49 |
244504,8 |
2024500 |
|
|
Итого: |
40,49 |
244504,8 |
2024500 |
|
|
Расход |
||||
|
Показатели |
% |
кг/час |
т/год |
|
|
Фр. 360-420 ?С |
11,8 |
71256,0 |
590000 |
|
|
Фр. 420-490 ?С |
11,4 |
68840,6 |
570000 |
|
|
Гудрон |
17,29 |
104408,2 |
864500 |
|
|
Потери |
0,11 |
850,2 |
7040 |
|
|
Итого: |
40,49 |
244504,8 |
2024500 |
7.6 Сводный материальный баланс
Сводный материальный баланс установки АВТ-5 представлен в таблице 7.6.
Таблица 7.6 - Сводный материальный баланс установки
|
Приход |
||||
|
Показатели |
% |
кг/час |
т/год |
|
|
Нефть |
100 |
603864,7 |
5000000 |
|
|
Итого: |
100 |
603864,7 |
5000000 |
|
|
Расход |
||||
|
Показатели |
% |
кг/час |
т/год |
|
|
УВГ |
0,5 |
3019,3 |
25000 |
|
|
Головка стабилизации |
1,0 |
6038,6 |
50000 |
|
|
Стабильный бензин |
24,71 |
149215,0 |
1235500 |
|
|
Фр.180-240 ?С |
10,8 |
65217,4 |
540000 |
|
|
Фр.240-280 ?С |
7,0 |
42270,5 |
350000 |
|
|
Фр.280-360 ?С |
15,4 |
92995,2 |
770000 |
|
|
Фр. 360-420 ?С |
11,8 |
71256,0 |
590000 |
|
|
Фр.420-490 ?С |
11,4 |
68840,6 |
570000 |
|
|
Гудрон |
17,29 |
104408,2 |
864500 |
|
|
Вода |
0,1 |
603,9 |
5000 |
|
|
Потери |
0,22 |
1700,5 |
14080 |
|
|
Итого: |
100 |
603864,7 |
5000000 |
8. Расчет оборудования
8.1 Ректификационная колонна К-1
Ректификационная колонна К-1 представляет собой вертикальный цилиндрический аппарат колонного типа с контактными устройствами - тарелками - контакт между фазами происходит при прохождении пара (газа) сквозь слой жидкости, находящейся на контактном устройстве (тарелке) [4].
8.1.1 Тепловой баланс колонны К-1
Рисунок 8.1 - Ректификационная колонна К-1
Тепловой баланс колонны учитывает все тепло, вносимое в колонну и выносимое из нее. Согласно закону сохранения энергии, можно написать (без учета потерь в окружающую среду) [9]:
, (8.1)
Где Qприх - суммарное тепло, входящее в колонну, кДж/ч;
Qрасх - суммарное тепло, выходящее из колонны, кДж/ч.
Тепло, вводимое в колонну (см. рисунок 8.1):
а) с нефтью, которая находится в паро-жидкостном виде, нагретой до температуры t1 (Qн ,кДж/ч) :
Qн = Qпары + Qжидк,
, (8.2)
Где G1 - расход нефти, кг/ч;
t1 - температура ввода сырья в колонну, ?С ;
Iп, Iж - энтальпия соответственно паров и жидкого состояния нефти при температуре ввода сырья в колонну, кДж/кг;
е - массовая доля отгона.
Принимаем температуру ввода сырья в колонну равной t1 = 230 ?С. Из материального баланса установки (см. раздел 7) расход нефти G1 = 362318,8 кг/ч. По графику истинных температур кипения (ИТК) находим, что при 230 ?С массовая доля отгона составит 34 % масс. или е = 0,197. Энтальпия паров нефти при 230 ?С составляет Iп = 785 кДж/кг [10] и энтальпия жидкой части сырья при 230 ?С составляет Iж = 523,5 кДж/кг [10].
Подставив полученные значения в формулу, получим:
Qн = 603864,7•0,197•785 + 603864,7•(1-0,197)•523,5 = 347231562,4 кДж/ч
б) с острым орошением фр. н.к.-140 ?С (Qор, кДж/ч):
Qор = Gор•Iж, (8.3)
Где Gор - расход острого орошения, кг/ч;
Iж - энтальпия жидкого орошения при температуре t2 , кДж/кг.
t2 - температура ввода в колонну острого орошения, ?С;
Принимаем температуру ввода острого орошения t2 = 30 ?С, из материального баланса при флегмовом числе R=1 расход острого орошения Gор = 115398,5 кг/ч, энтальпию орошения при температуре 30 ?С Iж = 62,34 кДж/кг.
Подставив полученные значения в формулу, получим:
Qор = 115398,5•62,34 = 7193942,5 кДж/ч.
в) с горячей струей (Qгор., кДж/ч):
Qгор = Gгор•(Iж1 - Iж2), (8.4)
где Gгор - расход горячей струи, кг/ч;
I ж1 - энтальпия горячей струи при температуре ввода горячей струи в колонну t3 = 260 ?С, кДж/кг;
Iж2 - энтальпия горячей струи при температуре низа колонны t4 =240?С кДж/кг.
Общее количество тепла, вводимого в колонну (Qприх, кДж/ч):
Qприх = Qн + Qор + Qгор, (8.5)
Qприх = 347231562,4 + 7193942,5 + Qгор
Qприх = 354425504,9 + Qгор.
Тепло, выводимое из колонны:
а) с парами ректификата (Qд, Кдж/ч):
Qд = Gд•Iп, (8.6)
где Gд - расход дистиллята, кг/ч;
Iп - энтальпия паров ректификата при температуре верха колонны t5=150 ?С , кДж/кг.
Из материального баланса расход дистиллята Gд = 115398,5 кг/ч, энтальпию паров дистиллята при температуре 150 ?С Iп =653,02 кДж/кг.
Подставив полученные значения в формулу (8.6), получим:
Qд = 115398,5•653,02 = 75357528,5 кДж/ч.
б) с жидким остатком (Qотб, кДж/ч):
Qотб = Gотб•Iж, (8.7)
где Gотб - расход отбензиненной нефти, кг/ч;
I ж - энтальпия отбензиненной нефти при температуре низа колонны t4=240 ?С , кДж/кг.
Расход отбензиненной нефти из материального баланса Gотб = 488466,2 кг/ч, энтальпию отбензиненной нефти при температуре низа колонны t4 =240 ?С I ж = 549,09 кДж/кг.
Подставив полученные значения в формулу (8.7), получим:
Qотб = 488466,2•549,09 = 268211905,8 кДж/ч.
в) с потерями в окружающую среду (Qп, кДж/ч):
Qп = 0,05•Qн, (8.8)
Qп = 0,05•347231562,4 = 17361578,1 кДж/ч.
г) с верхним орошением (Qор, кДж/ч):
Qор = Gор•Iп, (8.9)
Где Gор - расход острого орошения, кг/ч;
Iп - энтальпия паровой фазы орошения при температуре верха колонны t5 = 150 ?С, кДж/кг.
Расход острого орошения из материального баланса Gор = 115398,5 кг/ч, энтальпию орошения при температуре 150 ?С Iп = 653,02 кДж/кг.
Подставив полученные значения в формулу (8.9), получим:
Qор = 115398,5•653,02 = 75357528,5 кДж/ч.
Общее количество тепла, выводимого из колонны (Qрасх, кДж/ч):
Qрасх = Qд + Qотб + Qор + Qп, (8.10)
Qрасх = 75357528,5 + 268211905,8 + 75357528,5 + 17361578,1
Qрасх = 436288540,8 кДж/ч.
Так как
,
то найдем расход тепла горячей струи:
354425504,9 + Qгор = 436288540,8
Qгор = 81863035,9 кДж/ч.
Зная количество тепла горячей струи, найдем расход горячей струи:
, (8.11)
Количество тепла горячей струи Qгор = 81863035,9 кДж/ч, энтальпию горячей струи при температуре ввода горячей струи в колонну t3 = 260 ?С I ж1 = 903,7 кДж/кг, энтальпию горячей струи при температуре низа колонны t4 = 240 ?С Iж2 = 549,1 кДж/кг.
Подставив полученные значения, получим:
кг/ч.
или по отношению к сырью (% масс. на сырье):
% масс. на сырье.
8.1.2 Технологический расчет
8.1.2.1 Построение равновесной кривой процесса ректификации
Определяем молекулярные массы легкокипящих высококипящих компонентов, используя формулы Войнова и Крега.
По формуле Войнова находим молекулярную массу легкокипящего компонента - фракции начала кипения - 140 ?С [9]:
M = 60 + 0,3•t + 0,001•t2, (8.12)
Где t - средне-молекулярная температура кипения фракции, ?С.
Находим средне-молекулярную температуру кипения фракции:
t = (30 + 140)/2 = 85 ?C.
Подставляя полученное значение в формулу (8.12), получим:
M1 = 60 + 0,3•85+ 0,001•852 = 92,725 кг/кмоль.
Так как молекулярная масса функциональной группы алканов равна М(СН2)=12+2=14 кг/кмоль, то найдем количество функциональных групп в низкокипящем компоненте
n(СН2)=92,725/14=7 ,
значит, низкокипящий компонент можно представить формулой С7Н16 -гептан.
По формуле Крега находим молекулярную массу высококипящего компонента - фракции > 1400С [9]:
, (8.13)
Где - плотность нефтепродукта при 150С.
, (8.14)
Где - плотность нефтепродукта при 20 ?С;
б - температурная поправка.
Принимаем = 0,8426 кг/м3 , б = 0,000712 [9], подставляем в формулу (8.1.14), получим
кг/м3.
Подставляем полученные данные в формулу (8.13), получим:
кг/моль.
Аналогичным способом находим число функциональных групп в высококипящем компоненте
n(СН2)=203,85/14=15,
значит, высококипящий компонент можно представить формулой С15Н32 - пентадекан.
По графику Кокса определяем температуру получаемых углеводородов
ТС7=(104+93)/2=98,5 ?С,
ТС15=(260+288)/2=274 ?С.
По графику Кокса вычисляем состав жидкости и пара, находящихся в состоянии равновесия для ряда температурных точек. Результаты расчета сведем в таблицу 8.1.
Таблица 8.1
|
№ |
Т,0С |
РНК, мм.рт.ст. |
РВК, мм.рт.ст. |
Х |
Y |
|
|
1 |
98,5 |
760 |
2 |
1 |
1 |
|
|
2 |
123,5 |
1300 |
5.2 |
0,918 |
0,984 |
|
|
3 |
148,5 |
2750 |
18 |
0,681 |
0,865 |
|
|
4 |
173,5 |
4000 |
36 |
0,550 |
0,773 |
|
|
5 |
198,5 |
6500 |
80 |
0,323 |
0,594 |
|
|
6 |
223,5 |
11000 |
180 |
0,217 |
0,465 |
|
|
7 |
248,5 |
15500 |
440 |
0,071 |
0,233 |
|
|
8 |
273,5 |
21000 |
760 |
0 |
0 |
|
|
9 |
274 |
21500 |
- |
- |
- |
Х=(Р-РВК)/(РНК-РВК) Y=(PНК/Р)•Х
Х=(760-2)/(760-2)=1; Y=(760/760)•1=1;
Х=(760-5,2)/(1300-5,2)=0,918; Y=(1300/760)•0,918=0,984;
X=(760-18)/(2750-18)=0,681; Y=(2750/760)•0,681=0,865;
X=(760-36)/(4000-36)=0,550; Y=(4000/760)•0,550=0,773;
X=(760-80)/(6500-80)=0,323; Y=(6500/760)•0,323=0,594;
X=(760-180)/(11000-180)=0,217; Y=(11000/760)•0,217=0,465;
X=(760-440)/(15500-440)=0,071; Y=(15500/760)•0,071=0,233;
X=(760-760)/(21000-760)=0. Y=(21000/760)•0=0.
Строим равновесную кривую (рис. 8.2).
Находим молекулярные массы компонентов:
МС7=12•7+1•16=100 кг/моль,
МС15=12•15+1•32=212 кг/моль.
Для построения рабочих линий выражаем рабочий состав в молярных долях [13]:
в исходной смеси
кмоль/кмоль см.
в дистилляте
кмоль/кмоль см.
в кубовом остатке
кмоль/кмоль см.
Принимаем рабочее флегмовое число R=1.
Нагрузки ректификационной колонны по пару и жидкости определяются значением рабочего флегмового числа R. Флегмовое число являет собой отношение количества флегмы к количеству дистиллята. Оно может находиться в интервале от Rmin до . При минимальном флегмовом числе можно получить максимальное количество дистиллята, но число тарелок становится бесконечно большим. Если флегмовое число принять равным бесконечности, то получится, что колонна работает сама на себя. При флегмовом числе меньше минимального мы ни при каких условиях не сможем получить конечный продукт с заданными свойствами.
Флегмовое число отражает угол наклона рабочей линии к оси абсцисс для верхней части колонны и входя в уравнение рабочей линии. Уравнение рабочей линии для верхней части колонны выглядит как [12]:
.
Исходным при выборе флегмового числа является его минимальное значение, при котором из данной смеси могут быть получены дистиллят и кубовый остаток определенного состава в колонне конечных размеров [12].
,
где xF и xP - мольные доли легколетучего компонента соответственно в исходной смеси и дистилляте, кмоль/кмоль смеси; -концентрация легколетучего компонента в паре, находящемся в равновесии с исходной смесью, кмоль/кмоль смеси (определяем по рисунку 8.2).
Задавшись различными значениями коэффициентов избытка флегмы =R/Rmin, определим соответствующие флегмовые числа. Графическим построением ступеней изменения концентраций между равновесной и рабочими линиями на диаграмме состав пара y состав жидкости х (см. рисунок 8.2-8.7) находим N. Результаты расчетов рабочего флегмового числа приведены ниже.
Рисунок 8.2 - Диаграмма равновесия в координатах у - х (состав пара - состав жидкости) между паром и жидкостью при атмосферном давлении; здесь же показано графическое определение числа ступеней изменения концентрации при флегмовом числе R=1,472
Рисунок 8.3 - Диаграмма равновесия в координатах у - х (состав пара - состав жидкости) между паром и жидкостью при атмосферном давлении; здесь же показано графическое определение числа ступеней изменения концентрации при флегмовом числе R=1,539
Рис 8.4 - Диаграмма равновесия в координатах у - х (состав пара - состав жидкости) между паром и жидкостью при атмосферном давлении; здесь же показано графическое определение числа ступеней изменения концентрации при флегмовом числе R=1,721
Рисунок 8.5 - Диаграмма равновесия в координатах у - х (состав пара - состав жидкости) между паром и жидкостью при атмосферном давлении; здесь же показано графическое определение числа ступеней изменения концентрации при флегмовом числе R=2,028
Рисунок 8.6 - Диаграмма равновесия в координатах у - х (состав пара - состав жидкости) между паром и жидкостью при атмосферном давлении; здесь же показано графическое определение числа ступеней изменения концентрации при флегмовом числе R=2,938
Рисунок 8.7 - Диаграмма равновесия в координатах у - х (состав пара - состав жидкости) между паром и жидкостью при атмосферном давлении; здесь же показано графическое определение числа ступеней изменения концентрации при флегмовом числе R=9,652
Таблица 8.2 - Результаты расчета рабочего флегмового числа
|
? |
1,052 |
1,1 |
1,23 |
1,45 |
2,1 |
6,9 |
|
|
R |
1,472 |
1,539 |
1,721 |
2,028 |
2,938 |
9,652 |
|
|
N |
17 |
12 |
12 |
10 |
8 |
6 |
|
|
N(R+1) |
42,0 |
38,1 |
32,65 |
30,3 |
31,5 |
63,9 |
Затем строим график в координатах R - N(R+1) (см. рисунок 8.8).
Рисунок 8.8 ? Определение рабочего флегмового числа
По нему определяем минимальное произведение N(R+1) = 30 который соответствует флегмовому числу R = 2,0. На рисунке 8.5 изображены рабочие линии и ступени изменения концентрации для верхней (укрепляющей) и нижней (исчерпывающей) частей колонны в соответствии с найденным значением R, из которого по числу ступенек определяем число теоретических тарелок:
для укрепляющей части nТ1=7,
для исчерпывающей части nТ2=3.
Приняв общий КПД тарелки =0,4, определяем действительное число тарелок:
N=nT/ ,
где - КПД тарелки.
nУКР=7/0,4=18,
nИСЧ=3/0,4=8.
Из принимаем общее число тарелок n=26.
8.1.2.2 Определение внутреннего диаметра колонны
Внутренний диаметр колонны D (м) определяют в зависимости от скорости и количества поднимающихся паров [7]:
, (8.15)
где Vоб - объем поднимающихся паров, м3/с;
wмакс - максимально допустимая скорость пара, м/с.
, (8.16)
где ж - плотность жидкости, кг/м3;
п - плотность паров , кг/м3;
смакс - коэффициент, рассчитываемый по формуле [7]:
смакс = 8,47•10-5•[k1•c1 - c2•(л - 35)], (8.17)
где k1 - коэффициент, зависящий от типа тарелок, для клапанных k1=1,15;
c1 - коэффициент, зависящий от расстояния между тарелками, при расстоянии между тарелками 600 мм c1=740;
c2 - коэффициент, зависящий от типа тарелок, для клапанных тарелок c2=4;
- коэффициент, определяемый по формуле [7]:
, (8.18)
где LV - объемный расход жидкости, м3/ч;
Vоб - объем паров, м3/с.
Объемный расход жидкости [7]:
LV=L/Ж , (8.19)
где L - количество жидкости, кг/ч.
Объем паров [7]:
, (8.20)
где V - расход пара, кг/ч;
t - средняя температура паров, ?С;
P0 - атмосферное давление, МПа;
M - средняя мольная масса паров, уходящих с тарелки при t;
P - давление системы, МПа.
Расчет внутреннего диаметра проводим для двух частей колонны: концентрационной и отгонной.
Средние массовые расходы (нагрузки) по жидкости для верхней и нижней частей колонны определяют из соотношений [12, стр 229];
Lв= GD •R•МВ/Мр; (8.21)
Lн= GD •R•MН/Мр+F•MН / МF , (8.22)
где МP и MF - мольные массы дистиллята и исходной смеси; МВ и МН - средние мольные массы жидкости в верхней и нижней частях колонны.
Средние мольные массы жидкости в верхней и нижней частях колонны соответственно равны:
МВ = М1• хср.в + М2(1- хср.в), (8.23)
МН = М 1•хср.н + М2(1- хср.н); (8.24)
где хср.в и хср.н - средний мольный состав жидкости в верхней и нижней частях колонны:
кмоль/кмоль см.
кмоль/кмоль см.
Тогда
кг/кмоль;
кг/кмоль.
Мольная масса исходной смеси:
MF = 100•0,334+212•(1 - 0,334) = 174,6 кг/кмоль.
Мольная масса дистиллята:
MD = 100•0,986+212•(1 - 0,986) = 101,6 кг/кмоль.
Подставим рассчитанные величины в выражения для средних массовых расходов, получим:
кг/с; (8.25)
кг/с. (8.26)
Средние массовые потоки пара в верхней GВ и нижней GН частях колонны [12, стр. 230]:
где МВ и МН - средние мольные массы паров в верхней и нижней частях колонны
МВ=М1• yср.в+М2•(1- yср.в);
МН=М1• yср.н+М2•(1- yср.н) ,
где
;
.
Тогда
МВ=100•0,69+212•(1-0,69)=134,7 кг/кмоль;
МН=100•0,228+212•(1-0,228)=186,4 кг/кмоль.
Подставив численные значения, получим:
кг/c;
кг/c.
Для концентрационной части колонны:
полученные значения подставляем в формулу (8.1.20), находим объем паров:
Объем паров:
м3/с,
м3/с,
Плотность паров:
спв = Gв/Vв = 129,5/11,07 = 11,7 кг/м3,
спн = Gн/Vн = 179,3/13,5 = 13,3 кг/м3.
Плотность жидкости:
сжв = 700 кг/м3,
сжн = 840 кг/м3.
Объемный расход жидкости:
LVв = Lв/ сжв = 88,55/700 = 0,126 м3/с,
LVн = Lн/ сжн = 304,1/840 = 0,362 м3/с.
Примем расстояние между тарелками Н=600 мм. По формуле (8.18) находим коэффициент 1:
;
.
Полученное значение подставляем в формулу (8.17):
смакс.в = 8,47•10-5•[1,15•740 - 4•(23,47 - 35)]=0,076;
смакс.н = 8,47•10-5•[1,15•740 - 4•(74,05 - 35)]=0,059;
Максимально допустимая скорость:
м/с;
м/с.
Внутренний диаметр:
м;
м.
Как правело, несмотря на разницу в рассчитанных диаметрах укрепляющей и исчерпывающей частей колонны (вследствие различия скоростей и расхода паров), изготавливают колонну единого диаметра, равного большему из рассчитанных. Выбираем стандартный диаметр обечайки колонны Dк = 4 м. При этом рабочая скорость пара:
для нижней части колонны м/с,
для верхней части колонны м/с.
По каталогу для колонны диаметром 4000 мм выбираем однопоточную тарелку ТКП со следующими конструктивными размерами [12]:
Диаметр отверстия в тарелке d0 = 5 мм
Шаг между отверстиями t = 15 мм
Свободное сечение тарелки Fc = 15,83 %
Высота переливного порога hпер = 30 мм
Ширина переливного порога b = 3,2 м
Рабочее сечение тарелки Sт = 8,96 м2
Скорость пара в рабочем сечение тарелки:
для нижних тарелок м/с,
для верхних тарелок м/с.
8.1.2.3 Определение высоты колонны
Высота тарельчатой колонны [7]:
НК = h•(n-1)+h1+h2+h3+ h4+ h5 , (8.27)
где h - расстояние между тарелками, м;
n - число тарелок;
h1 - высота от верхнего днища до первой ректификационной тарелки, м;
h2 - высота между концентрационной и отгонной частями колонны, м;
h3 - расстояние от уровня жидкости внизу колонны до нижней тарелки, м;
h4 - высота слоя жидкости внизу колонны, м;
h5 - высота постамента, м.
Высота от верхнего днища до первой ректификационной тарелки принимаем равной половине диаметра колонны:
h1 = 0,5•Dк. (8.28)
Высота между концентрационной и отгонной частями колонны берем из расчета расстояния между тремя тарелками:
h2 = 3•h. (8.29)
Расстояние от уровня жидкости внизу колонны до нижней тарелки принимаем равной 1-2 м: h3 = 2 м.
Высоту слоя жидкости внизу колонны определяем, исходя из запаса остатка на 600 с. Объем горячей струи внизу колонны составляет:
V = (Gгор•600)/гор , (8.30)
где Gгор - расход горячей струи, кг/с;
гор - плотность горячей струи, кг/м3.
V = (230860,2•600)/(3600•840) = 45,8 м3.
Площадь поперечного сечения колонны:
м2
Отсюда
h4 = V/F = 45,8/12,56 = 3,6 м.
Высоту постамента колонны принимаем равной 2 м.
Общая высота колонны
НК = 0,6•(26-1)+0,5•4,0 +3•0,6+2+3,6+2 = 26,4 м.
8.2 Высота светлого слоя жидкости на тарелке
Высоту светлого слоя жидкости h0 для клапанных тарелок находят по уравнению [12]:
, (8.31)
где q = L/(сx•b) - удельный расход жидкости на 1 м ширины сливной перегородки, м2/с; b - ширина сливной перегородки, м; hпер - высота переливной перегородки, м; у - поверхностное натяжение участвующих в ректификации жидкостей; м - динамический коэффициент вязкости участвующих в ректификации жидкостей мПа•с; m = 0,05 - 4,6•hпер = 0,05 - 4,6•0,03 = - 0,088.
По экспериментальным данным [13] (таблица 8.3) построим график зависимости плотности гептана от температуры (см. рисунок 8.9).
Таблица 8.3 ? Плотность гептана при различных температурах
|
Температура |
Плотность |
|
|
15 |
688,5 |
|
|
70 |
641 |
|
|
125 |
588,4 |
|
|
160 |
547,7 |
|
|
195 |
500 |
|
|
250 |
391,2 |
Рисунок 8.9 ? График зависимости плотности гептана от температуры
Плотность гептана при средней температуре верха колонны tв=150 °С равно сг.в=559,3 кг/м3, плотность гептана при средней температуре низа колонны tн=240 °С равно сг.н=414,5 кг/м3.
По экспериментальным данным [13] (таблица 8.4) построим график зависимости плотности пентадекана от температуры (см. рисунок 8.10).
Таблица 8.4 - Плотность пентадекана при различных температурах
|
Температура |
Плотность |
|
|
0 |
806 |
|
|
20 |
789 |
|
|
40 |
772 |
|
|
60 |
754 |
|
|
80 |
735 |
|
|
100 |
716 |
Рисунок 8.10 ? График зависимости плотности пентадекана от температуры
Плотность пентадекана при средней температуре верха колонны tв=190 °С равно сп.в=676,1 кг/м3, плотность пентадекана при средней температуре низа колонны tн=235 °С равно сп.н=602,8 кг/м3.
Плотность физических смесей жидкостей подчиняется закону аддитивности, тогда плотность смеси для верхней части колонны составит:
сх.в = кг/м3.
Плотность смеси для нижней части колонны составит:
сх.н = кг/м3.
По экспериментальным данным [13] (таблица 8.5) построим график зависимости динамического коэффициента вязкости гептана от температуры (см. рисунок 8.11).
Таблица 8.5 - Динамический коэффициент вязкости гептана при различных температурах
|
Температура |
Динамический коэффициент вязкости, мПа•с |
|
|
5 |
0,487 |
|
|
25 |
0,389 |
|
|
40 |
0,323 |
|
|
60 |
0,273 |
|
|
70 |
0,257 |
|
|
80 |
0,241 |
|
|
90 |
0,227 |
|
|
200 |
0,161 |
Рисунок 8.11 ? График зависимости динамического коэффициента вязкости гептана от температуры.
Динамический коэффициент вязкости гептана при средней температуре верха колонны равно мг.в=0,187 мПа•с, динамический коэффициент вязкости гептана при средней температуре низа колонны равно мг.н=0,098 мПа•с.
По экспериментальным данным [13] (таблица 8.6) построим график зависимости динамический коэффициент вязкости пентадекана от температуры (см. рисунок 8.12).
Таблица 8.6 - Динамический коэффициент вязкости пентадекана при различных температурах
|
Температура |
Динамический коэффициент вязкости, мПа•с |
|
|
25 |
2,648 |
|
|
50 |
1,643 |
|
|
75 |
1,102 |
|
|
100 |
0,786 |
|
|
140 |
0,518 |
|
|
165 |
0,411 |
|
|
200 |
0,306 |
|
|
245 |
0,240 |
Рисунок 8.12 ? График зависимости динамического коэффициента вязкости пентадекана от температуры.
Динамический коэффициент вязкости пентадекана при средней температуре верха колонны равно мп.в=0,474 мПа•с, динамический коэффициент вязкости пентадекана при средней температуре низа колонны равно мп.н=0,247 мПа•с.
Для смеси нормальных жидкостей значение мсм может быть вычислено по формуле [1, стр. 231]:
для верха колонны
=100,66•log(0,187)+(1-0,66)•log(0,474) = 0,256 мПа•с;
для низа колонны
=100,198•log(0,098)+(1-0,198)•log(0,247) = 0,205 мПа•с.
По экспериментальным данным [13] (таблица 8.7) построим график зависимости поверхностного натяжения гептана от температуры (см. рисунок 8.13).
Таблица 8.7 - Поверхностное натяжение гептана при различных температурах
|
Температура |
Поверхностное натяжение, у•103 Н/м |
|
|
15 |
20,7 |
|
|
50 |
17,05 |
|
|
90 |
13,6 |
|
|
125 |
10,3 |
|
|
160 |
7,16 |
|
|
195 |
4,31 |
|
|
230 |
1,81 |
Рисунок 8.13 - График зависимости поверхностного натяжения гептана от температуры
Поверхностное натяжение гептана при средней температуре верха колонны равно уг.в=8,0•10-3 Н/м, поверхностное натяжение гептана при средней температуре низа колонны равно уг.н=1,26•10-3 Н/м.
По экспериментальным данным [13] (таблица 8.8) построим график зависимости поверхностного натяжения пентадекана от температуры (см. рисунок 8.14).
Таблица 8.8 - Поверхностное натяжение пентадекана при различных температурах
|
Температура |
Поверхностное натяжение, у?103 Н/м |
|
|
30 |
26,2 |
|
|
75 |
22,5 |
|
|
115 |
18,9 |
|
|
135 |
17,2 |
|
|
180 |
13,9 |
|
|
100 |
17,8 |
Рисунок 8.14 - График зависимости поверхностного натяжения пентадекана от температуры
Поверхностное натяжение пентадекана при средней температуре верха колонны равно уп.в=16,2•10-3 Н/м, поверхностное натяжение пентадекана при средней температуре низа колонны равно уп.н=9,8•10-3 Н/м.
Тогда высота светлого слоя жидкости для тарелок нижней части колонны:
Тогда высота светлого слоя жидкости для тарелок верхней части колонны:
8.3 Гидравлическое сопротивление тарелок колонны
Гидравлическое сопротивление тарелок колонны ДРк определяют по формуле [12]:
ДРк = ДРв•nв + ДРн•nн, (8.32)
где ДРв и ДРн - гидравлическое сопротивление тарелки соответственно верхней и нижней частей колонны, Па.
Полное гидравлическое сопротивление тарелки складывается из трех слагаемых [12]:
ДР = ДРс + ДРп + ДРу. (8.33)
Гидравлическое сопротивление сухой (неорошаемой) тарелки [12]:
для верхних тарелок Па,
для нижних тарелок Па,
где о = 3,6 - коэффициент сопротивления для сухой клапанной тарелки [12].
Гидравлическое сопротивление газожидкостного слоя (пены) на тарелке [12]:
для верхних тарелок ДРп.в = g•сх.в•h0В = 9,81•603•0,032 = 192,0 Па,
для нижней тарелок ДРп.н = g•сх.н•h0Н = 9,81•574•0,043 = 240,8 Па.
Гидравлическое сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения [12]:
для верхних тарелок ДРу.в = 4?ув/d0 = 4•8,0•10-3/0,005 = 6,4 Па,
для нижних тарелок ДРу.н = 4?ун/d0 = 4•9,8•10-3/0,005 = 7,8 Па.
Тогда полное гидравлическое сопротивление одной тарелки:
для верхних тарелок ДРв =1741,8 + 192,0 + 6,4 = 2040,2 Па,
для нижних тарелок ДРн =2271,6 + 240,8 + 7,8 = 2520,2 Па.
Полное сопротивление ректификационной колонны:
ДРк = 2040,2•18+ 2520,2•8 = 56886,3 Па.
8.4 Расчет штуцеров
Диаметр штуцера можно определить по формуле [12]:
, (8.34)
где d - внутренний диаметр трубопровода, м; G - массовый расход жидкости, кг/с; щ - средняя скорость жидкости, м/с; с - плотность жидкости, кг/м3.
Определим диаметр штуцера для подачи сырья.
Сырье подается в ректификационную колонну при температуре, tF=230 ?C. Плотность нефти при этой температуре определим по формуле[9]:
кг/м3.
ректификация перегонка нефть реагент
где .
Принимаем среднюю скорость сырья щ=1 м/с.
Тогда
м.
Принимаем диаметр штуцера для подачи сырья равного dш=0,6 м.
Определим диаметр штуцера для вывода кубового остатка.
При tW=240 ?C плотность отбензиненной нефти равна:
кг/м3.
где .
Принимаем среднюю скорость кубового остатка щ=1 м/с.
Тогда
м.
Принимаем диаметр штуцера для вывода кубового остатка равного dш=0,5 м.
Определим диаметр штуцера дл...
Подобные документы
Процесс первичной перегонки нефти, его схема, основные этапы, специфические признаки. Основные факторы, определяющие выход и качество продуктов первичной перегонки нефти. Установка с двухкратным испарением нефти, выход продуктов первичной перегонки.
курсовая работа [1,3 M], добавлен 14.06.2011Первичная и вторичная перегонка нефти. Особенности перегонки с постепенным и многократным испарением. Принцип работы дефлегматора. Перегонка в присутствии испаряющего агента, который вводят в низ колонны для создания требуемого парового орошения фракций.
презентация [593,0 K], добавлен 26.06.2014Ознакомление с процессом подготовки нефти к переработке. Общие сведения о перегонке и ректификации нефти. Проектирование технологической схемы установки перегонки. Расчет основной нефтеперегонной колонны К-2; определение ее геометрических размеров.
курсовая работа [418,8 K], добавлен 20.05.2015Физико-химические свойства нефтяных эмульсий и их классификация. Теоретические основы обезвоживания нефти. Характеристика сырья, готовой продукции и применяемых реагентов. Описание технологической схемы с автоматизацией и материальный баланс установки.
дипломная работа [150,0 K], добавлен 21.05.2009Современные процессы переработки нефти. Выбор и обоснование метода производства; технологическая схема, режим атмосферной перегонки двукратного испарения: физико-химические основы, характеристика сырья. Расчёт колонны вторичной перегонки бензина К-5.
курсовая работа [893,5 K], добавлен 13.02.2011Ректификация нефтяных смесей. Системы теплообмена установок первичной перегонки нефти и ректификации углеводородных газов. Оценка возможности повышения эффективности системы теплообмена. Рассмотрение оптимизированной схемы с позиции гидравлики.
дипломная работа [854,7 K], добавлен 20.10.2012Разделение жидких неоднородных смесей на чистые компоненты или фракции в процессе ректификации. Конструкция ректификационной колонны для вторичной перегонки бензина. Выбор и обоснование технологической схемы процесса и режима производства бензина.
дипломная работа [1,5 M], добавлен 01.11.2013Описание принципиальной технологической схемы дожимной насосной станции с установкой предварительного сброса воды. Принцип работы установки подготовки нефти "Хитер-Тритер". Материальный баланс ступеней сепарации и общий материальный баланс установки.
курсовая работа [660,9 K], добавлен 12.12.2011Построение модели реального объекта - колонны К-4 разделения прямогонного бензина на более узкие фракции, блока вторичной перегонки бензина, установки ЭЛОУ+АВТ-6 типа 11/4. Моделирование статических режимов колонны при изменении ее основных параметров.
курсовая работа [463,6 K], добавлен 25.01.2014Характеристика сырья, продукции и вспомогательных материалов при переработке нефти. Описание технологической схемы. Оборудование, контрольно-измерительные приборы и автоматизация. Расчет капитальных затрат проекта, численности песонала и оплаты труда.
дипломная работа [351,9 K], добавлен 01.06.2012Технологический расчет основной нефтеперегонной колонны. Определение геометрических размеров колонны. Расчет теплового баланса. Температурный режим колонны, вывода боковых погонов. Принципиальная схема блока атмосферной перегонки мортымьинской нефти.
курсовая работа [2,1 M], добавлен 23.08.2015Типы промышленных установок. Блок атмосферной перегонки нефти установки. Особенности технологии вакуумной перегонки мазута по масляному варианту. Перекрестноточные посадочные колонны для четкого фракционирования мазута с получением масляных дистиллятов.
реферат [2,5 M], добавлен 14.07.2008Характеристика исходного сырья, вспомогательных материалов и готовой продукции. Описание технологического процесса и его основные параметры. Материальные и энергетические расчеты. Техническая характеристика основного технологического оборудования.
курсовая работа [901,6 K], добавлен 05.04.2009Характеристика исходного сырья, вспомогательных материалов и готовой продукции. Описание технологического процесса и его основные параметры. Материальные и энергетические расчеты. Техническая характеристика основного технологического оборудования.
курсовая работа [509,9 K], добавлен 05.04.2009Выбор метода производства карбамида (мочевины). Основные физико-химические свойства сырья, вспомогательных материалов и готовой продукции. Материальный баланс выпарной установки и стадии кристаллизации. Тепловой баланс выпарки в аппарате пленочного типа.
дипломная работа [391,5 K], добавлен 03.11.2013Процессы ректификации нефти и продуктов ее переработки. Основные области промышленного применения ректификации. Равновесие между парами и жидкостями. Классификация оборудования для ректификации. Основные фракции нефти. Схема колпачковой тарелки.
курсовая работа [333,3 K], добавлен 21.09.2015Характеристика сырья и материалов. Характеристика готовой продукции - труб кольцевого сечения, изготавливаемые из полиэтилена. Описание технологической схемы. Материальный баланс на единицу выпускаемой продукции. Нормы расхода сырья и энергоресурсов.
отчет по практике [200,0 K], добавлен 30.03.2009Кривая истинных температур кипения нефти и материальный баланс установки первичной переработки нефти. Потенциальное содержание фракций в Васильевской нефти. Характеристика бензина первичной переработки нефти, термического и каталитического крекинга.
лабораторная работа [98,4 K], добавлен 14.11.2010Элементный состав нефти и характеристика нефтепродуктов. Обоснование выбора и описание технологической схемы атмосферной колонны. Расчет ректификационной колонны К-1, К-2, трубчатой печи, теплообменника, конденсатора и холодильника, подбор насоса.
курсовая работа [1004,4 K], добавлен 11.05.2015Разработка функциональной и структурной схемы автоматизированной системы управления процессом атмосферной перегонки нефти. Разработка соединений и подключений. Программно-математическое обеспечение системы. Расчет экономического эффекта от внедрения АСУ.
дипломная работа [7,8 M], добавлен 11.08.2011
