Технологический расчет отбензинивающей ректификационной колонны мощностью 4,2 млн т в год по нефти

Для светлых нефтепродуктов эту величину можно рассчитать по уравнению Крэга:, кДж/кг.где Тср.м. – средняя молекулярная температура кипения дистиллята, К;В общем случае средняя молекулярная температура кипения смеси рассчитывается по формуле:,где Тi – среднеарифметическая температура кипения узкой фракции в смеси, К:xi` - мольная доля узкой фракции в смеси.В нашем случае средняя молекулярная температура кипения дистиллята:Тср.м. = 316 . 0,3699 + 338 . 0,3344 + 351,5 . 0,2492 + 366,5 . 0,0463 + + 394 . 0,0001 = 334,5 К.= 332,45 кДж/кг.Примем температуру дистиллята после конденсатора-холодильника и, следовательно, температуру подачи орошения tхол = 35°C.Энтальпии жидких нефтепродуктов при соответствующих температурах рассчитываются по уравнению Крэга:, кДж/кг.Энтальпии паров нефтепродуктов рассчитываются по уравнению Уэйра и Итона:, кДж/кг.Например, энтальпия жидкой фазы сырья, поступающего в колонну при 220ОС: кДж/кг.Таблица 11. Результаты расчёта энтальпий потоковiF= 496,88 кДж/кгпри tF= 220°CIF = 814,38 кДж/кгпри tF= 220°CID= 593,81 кДж/кгпри tD= 118,42°Ciхол= 74,51 кДж/кгпри tхол= 35 °CiW= 582,25 кДж/кгпри tW = 253,2°CКоличествохолодногоорошения:кг/чРассчитываемтепловыепотоки:QF = 52822,26. 0,0572 . 814,38 + 735294,118 . (1-0,0572) . 496,88 == 27205628,5кДж/ч = 2720,6 МДж/чQD = 492957,75. 74,51 = 36730281,95кДж/ч= 36730 МДж/чQW = 440085,5. 582,25 = 256239782,4кДж/ = 256239,8 МДж/ч.QХОЛ = (492957,75. + 130521,12) . (593,81 – 74,51) = 323772,6МДж/чПримем потери тепла в колоне 5%:Qпот = (2720,6 + 36730,3 + 256239,8).5/95 = 15562,7 МДж/чТепло, необходимое подвести в низ колонны:QB= 256239,8 – 2720,6 – 36730 = 15562,7 МДж/ч10 ДИАМЕТР КОЛОННЫДиаметр колонны рассчитывается по наиболее нагруженному сечению по парам. В нашем случае в верхней части колонны расход паровой фазы больше в 7,8327/2,5964 = 3,02 раза, чем в нижней. Примем к установке в верхней части колонны клапанные двухпоточные тарелки, а в нижней, наиболее нагруженной по жидкой фазе, части - клапанные четырёхпоточные тарелки.Расстояния между тарелками принимаются таким образом, чтобы облегчить чистку, ремонт и инспекцию тарелок: в колоннах диаметром до 2 м – не менее 450 мм, в колоннах большего диаметра – не менее 600 мм, в местах установки люков – не менее 600 мм. Кроме этого, в колоннах с большим числом тарелок для снижения высоты колонны, её металлоёмкости и стоимости расстояние между тарелками уменьшают.Примем расстояние между тарелками 600 мм, затем проверим соответствие этой величины и рассчитанным диаметром колонны. Диаметр рассчитывается из уравнения расхода:, мгде VП – объёмный расход паров, м3/с;Wmax – максимальная допустимая скорость паров, м/с, м/сгде Сmax – коэффициент, зависящей от типа тарелки, расстояния между тарелками, нагрузки по жидкости;ж и п – плотность жидкой и паровой фазы, кг/м3.Сmax = K1.K2.C1 – К3( – 35)Значение коэффициента С1 определяем по графику в зависимости от принятого расстояния между тарелками (см. приложение). С1 = 1050.Коэффициент К3 = 5,0 для струйных тарелок, для остальных тарелок К3 = 4,0.Коэффициент находится по уравнению:,где LЖ – массовый расход жидкой фазы в верхней части, кг/ч;Коэффициент К1 принимается в зависимости от конструкции тарелок:Колпачковая тарелка1,0Тарелка из S-образных элементов1,0Клапанная тарелка1,15Ситчатая и струйная тарелка1,2Струйная тарелка с отбойниками1,4Коэффициент К2 зависит от типа колонны:Атмосферные колонны1,0Ваккумные колонны с промывным сепаратором в зоне питания1,0Вакуумные колонны без промывного сепаратора0,9Вакуумные колонны для перегонки пенящихся и высоковязких жидкостей0,6Абсорберы1,0Десорберы1,13Сmax = 1,15 . 1,0 . 1050 – 4(132,75 – 35) = 816,5 = 0,562 м/сДиаметр колонны: мПримем диаметр колонны DK = 4,5 м. Проверяем скорость паров при принятом диаметре колонны: м/сОна находится в допустимых пределах (0,4-0,7 м/с) [5] для колонн под давлением и расстоянии между тарелками 600 мм.Проверяем нагрузку тарелки по жидкости:м3/(м . ч),где LV – объёмный расход жидкости, м3/ч;n – число потоков на тарелке; - относительная длина слива, обычно находится в пределах 0,65-0,75.Полученное значение расхода жидкости на единицу длины слива меньше максимально допустимого, которое составляет для данного типа тарелок м3/(м . ч).11 ВЫСОТА КОЛОННЫВысота колонны рассчитывается по уравнению:НК = H1 + Hк + Ни + Нп+ Н2 +Нн+ Но,мгде Н1 – высота от верхнего днища до верхней тарелки, м;Нк – высота концентрационной тарельчатой части колонны, м;Ни – высота исчерпывающей, отгонной тарельчатой части колонны, м;Нп – высота секции питания, м;Н2 – высота от уровня жидкости в кубе колонны до нижней тарелки,м;Нн – высота низа колонны, от уровня жидкости до нижнего днища, м;Но – высота опоры, м.Высота Н1 (сепарационное пространство) принимается равной половине диаметра колонны, если днище полукруглое, и четверти диаметра, если днище эллиптическое. Полушаровые днища применяют для колонн диаметром более 4 метров. Поэтому Н1 = 0,5 . 4,5 = 2,25 м.Высоты Hк и Ни зависят от числа тарелок в соответствующих частях колонны и расстояния между ними:Нк = (Nконц– 1)h = (23 – 1)0,6 = 13,2 мНи = (Nотг– 1)h = (10 – 1)0,6 = 5,4 мгде h = 0,6 м – расстояние между тарелками.Высота секции питания Нпберётся из расчёта расстояния между тремя-четырьмя тарелками:Нп = (4 - 1)h= (4 - 1)0,6 =1,8 мВысота Н2 принимается равной от 1 до 2 м, чтобы разместить глухую тарелку и иметь равномерное распределение по сечению колонны паров, поступающих из печи. Примем Н2 = 1,5 м.Высота низа (куба) колонны Нн рассчитывается, исходя из 5-10 минутного запаса остатка, необходимого для нормальной работы насоса в случае прекращения подачи сырья в колонну: мгде ж – абсолютная плотность остатка при температуре низа колонны;Fк = - площадь поперечного сечения колонны, м2.Штуцер отбора нижнего продукта должен находится на отметке не ниже 4-5 м от земли, для того, чтобы обеспечить нормальную работу горячего насоса. Поэтому высота опоры Но конструируется с учётом обеспечения необходимого подпора жидкости и принимается высотой не менее 4-5 м. Примем Но = 4 м.Полная высота колонны:НК = 2,25+13,2+5,4+1,8+1,5+3,35+4 = 27,5 м12 ДИАМЕТРЫ ШТУЦЕРОВДиаметры штуцеров определяют из уравнения расхода по допустимой скорости потока: , мгде V – объёмный расход потока через штуцер, м3/с;Величина допустимой скорости Wдоп принимается в зависимости от назначения штуцера и фазового состояния потока (м/с):Скорость жидкостного потока: на приёме насоса и в самотечных трубопроводах0,2-0,6 на выкиде насоса1-2Скорость парового потока: в шлемовых трубах и из кипятильника в колонну10-30 в трубопроводах из отпарных секций10-40 в шлемовых трубах вакуумных колонн20-60 при подаче сырья в колонну30-50Скорость парожидкостного потока при подаче сырья в колонну (условно даётся по однофазному жидкостному потоку)0,5-1,0ЗАКЛЮЧЕНИЕВ данной работе был произведен расчет ректификационной установкиректификационной установки для выделения низкокипящей фракции нефтипроизводительностью по сырью F = 4,2 млн. тонн /год.Понятием «ректификация» обозначают процесс разделения гомогенных бинарных и многокомпонентных смесей летучих жидкостей за счет двустороннего массообмена и теплообмена между неравновесными газообразной (паровой) и жидкой фазами, движущимися противоположно друг другу и имеющими различную температуру.В результате проведенных в третьем разделе работы расчетов, спроектирована ректификационная тарельчатая колонна, содержащая 33 практических тарелок.Диаметр аппарата равен 4500 мм;Диаметр стандартной тарелки равен 4490 мм;Высота аппарата составляет 27,5 м;Нефтеперерабатывающее предприятие-заказчик оборудования в больших количествах перерабатывает и хранит нефть и нефтепродукты, являющиеся горючими, легковоспламеняющимися и взрывоопасными жидкостями и газами. Ректификационная установка предприятия относится к взрывопожароопасному и химически опасному оборудованию. Поэтому ведение технологического процесса необходимо осуществлять в строгом соответствии с технологическим регламентом предприятия.СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫБаннов П.Г. Процессы переработки нефти. Часть 2. М.: ЦНИИТЭнефтехим, 2001. - 415 с.Дытнерский Ю.И. (ред.). Основные процессы и аппараты химической технологии. Пособие по проектированию. - М.: Химия, 1983 г. – 272 с.Дытнерский Ю.И. Процессы и аппараты химической технологии. Ч.1. Теоретические основы процессов химической технологии. Учебник для вузов. Изд. 2-е. М.: Химия,1995. - 400с.Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. – 9-е изд. – М.: Химия, 1973. – 750 с.Коптева В.Б. Опоры колонных аппаратов. Тамбов: Изд-во Тамб. гос. техн. ун-та, 2007. – 24 с.Кутепов A.M. и др. Теория химико-технологических процессов органического синтеза: Учеб. для техн. вузов/A.M. Кутепов, Т.И. Бондарева, М.Г. Беренгартен - М.: Высш. шк., 2005. – 520 с.Лащинский А.А., Толчинский А.Р. Основы конструирования и расчета химической аппаратуры. Справочник. – Л.: Машгиз, 1970. – 753 с.Рудин М. Г., Драбкин А. Е. Краткий справочник нефтепереработчика. - Л.: Химия, 1980. - 328 с.Плановский А.Н, Николаев И.П. Процессы и аппараты химической и нефтехимической технологии. 5-изд. - М.:Химия, 1987 г. - 847 с.ПАХТ. Проектирование ректификационных колонн. Часть 1, 2. Методические указания к курсовому проектированию для студентов химико-технологического и заочного энерго-механического факультетов.-Томск: Изд. ТПУ, 1997. -36 с.Технологический расчет атмосферно-вакуумной перегонки нефти [Электронный ресурс] – Режим доступа: http://kurs.ido.tpu.ru/courses/o_scient_project_research_250400_II/glv_3_page_1.htm