Селективная очистка дистиллятной фракции 350 - 400 ºС Усть - балыкской нефти N - метилпирролидоном

масла.cdw

Технологическая схема
установки селективной
очистки N-метилпирролидоном

Спец.cdw

Технологическая схема
установки селективной
очистки N-метилпирролидоном
Колонна экстракционная
Колонна ректификационная
Барометрический конденсатор

Фрагмент.frw

- колонна экстракционная
-7 - колонна ректификационная
- барометрический конденсатор

Курсачик.doc

Теоретические основы процесса
Влияние структуры компонентов масляных фракций на их растворимость в полярных растворителях
Характеристика растворителей
Влияние основных факторов на процесс
Характеристика продуктов процесса и их применение
Характеристика сырья
Описание технологической схемы
Технологический расчет установки
Материальный баланс установки
Расчет основных аппаратов установки
Расчет ректификационной колонны
Для очистки и разделения нефтяного сырья широко используют процессы основанные на растворимости компонентов сырья в различных растворителях. При помощи селективных растворителей из нефтяного сырья могут быть извлечены такие нежелательные компоненты как непредельные углеводороды серо- азотсодержащие соединения полициклические ароматические и нафтеноароматические углеводороды с короткими боковыми цепями а также смолистые вещества. Особое значение процесса селективной очистки - производство нефтяных масел так как в результате существенно улучшаются два важнейших эксплуатационных свойства масел: стабильность против окисления и вязкостно-температурные свойства. Помимо этого очищенный продукт (рафинат) имеет по сравнению с сырьём меньшие плотность вязкость кислотность и особенно - коксуемость и более высокую температуру застывания в нем меньше серосодержащих соединений и он менее интенсивно окрашен.
В качестве избирательных растворителей для очистки нефтяных фракций испытано много соединений однако лишь немногие из них нашли практическое применение.
При выборе растворителя для очистки конкретного сырья учитывают результаты предварительных исследований позволяющие установить примерный выход и качество получаемых продуктов а также технико-экономические показатели процесса.
При очистке нефтяного сырья необходимо поддерживать такую температуру экстракции при которой система состоит из двух фаз рафинатного раствора содержащего очищенный продукт (рафинат) и сравнительно небольшую часть растворителя и экстрактного раствора состоящего в основном из растворителя и растворимых в нем нежелательных компонентов (экстракта).
Желательные степень очистки нефтяного сырья и выход рафината помимо оптимальных расхода растворителя и температуры очистки достигаются также применением наиболее совершенных методов экстракции. На современных промышленных установках селективную очистку осуществляют методом непрерывной противоточной экстракции. Преимущества его перед другими методами (однократным и многократным периодами) заключаются в простоте аппаратурного оформления меньшем расходе растворителя при большем выходе рафината несколько лучшего качества.
Оптимальные условия селективной очистки пока выбирают экспериментально но уже ведутся работы по применению научных методов оптимизации промышленных процессов что позволяет получить надежные данные и сократить сроки эксперимента.
1 Влияние структуры компонентов масляных фракций на их растворимость в полярных растворителях
Для очистки и разделения нефтяного сырья широко используют процессы основанные на растворимости компонентов сырья в различных растворителях. Растворение вещества А в веществе В возможно лишь в том случае когда межмолекулярные силы притяжения FАА и FВВ осуществляющие связь между частицами чистых веществ А и В преодолеваются силами FАВ которые появляются при растворении этих веществ. Если FАА и FВВ значительно больше FАВ то молекулярного распределения не происходит то есть данные вещества не растворимы друг в друге. Таким образом для растворения одного вещества в другом необходимо достаточно сильное притяжение между молекулами растворяемого вещества и растворителя
При растворении компонентов нефтяного сырья в растворителях могут в той или иной степени проявляться все составляющие сил межмолекулярного взаимодействия (ориентационные индукционные и дисперсионные; силы вызывающие образование водородных связей и перенос заряда -направленные специфичные ненасыщенные). Очевидно с увеличением температуры роль ориентационного взаимодействия и водородных связей снижается роль дисперсионных сил возрастает.
Растворимость углеводородов масляных фракций в полярных растворителях зависит от дипольного момента молекул растворителя способности молекул углеводородов поляризоваться под действием электрического поля молекул растворителя что в свою очередь связано с внутренним строением углеводородов и дисперсионных сил обусловленных наличием углеводородного радикала в молекуле растворителя.
Наибольшим значением молекулярной поляризации характеризуются ароматические углеводороды наименьшим - парафиновые углеводороды по способности поляризоваться занимают промежуточное положение. Поэтому ароматические углеводороды имеют самые низкие значения КТР в полярных растворителях а парафиновые углеводороды - самые высокие. Ароматические углеводороды масляных фракций растворяются как в парафино-нафтеновых углеводородах так и в полярном растворителе за счет действия однотипных дисперсионных сил. Преимущественное растворение ароматических углеводородов в полярном растворителе объясняется большой энергией притяжения диполей по сравнению с энергией взаимодействия неполярных соединений и кроме того наличием дисперсионных сил между неполярной частью молекул растворителя и молекулами этих углеводородов.
Растворимость ароматических углеводородов в полярных растворителях уменьшается по мере увеличения длины боковых цепей и усложнения их структуры так как при этом затрудняется индуцирование в их молекулах дипольного момента и ассоциация с молекулами растворителя. Повышение степени цикличности ароматических углеводородов приводит к увеличению их растворимости в результате большей поляризованности таких молекул.
Растворение нафтеновых углеводородов в полярных растворителях происходит главным образом под действием дисперсионных сил и. Следовательно определяется углеродным радикалом растворителя и структурой молекул углеводорода. Чем больше атомов углерода в боковых цепях тем меньше растворимость нафтенов. Увеличение числа колец нафтенов приводит к повышению их растворимости. Нафтено-ароматические углеводороды имеют более низкие значения КТР в полярных растворителях чем соответствующие им по строению нафтеновые и более высокие чем ароматические углеводороды. Чем больше ароматических колец и чем меньше они экранированы нафтеновыми кольцами тем больше роль индуцированных диполей и растворимость нафтено-ароматических углеводородов в полярных растворителях.
Растворимость всех компонентов масляных фракций уменьшается с уменьшением температуры в полярных растворителях. Парафиновые углеводороды масел при низких температурах почти полностью выделяют из раствора - результат действия дисперсионных сил. При понижении температуры влияние дисперсионных сил постепенно ослабевает в то время как влияние полярных сил увеличивается.
При повышенных температурах основное влияние на растворимость углеводородов оказывают дисперсионные силы так как из-за увеличения движения молекул ориентация их под действием сил электрического поля молекул растворителя затрудняется.
2 Характеристика растворителей
Выбор растворителя для селективной очистки обусловлен его природой качеством исходного сырья и требованиями к качеству получаемого масла.
Растворители для данного процесса должны обладать высокой избирательностью и растворяющей способностью по отношению к извлекаемым компонентам сырья при умеренных температурах способствующих интенсивному контакту сырья с растворителем; плохо растворяться в смеси желательных компонентов; иметь плотность отличающуюся от плотности сырья для быстрого и четкого разделения фаз; обладать умеренной температурой кипения отличающейся от температуры кипения сырья что весьма важно при регенерации растворителя из образующихся фаз; быть химически и термически стабильными то есть не изменять своих свойств при эксплуатации и хранении; химически не взаимодействовать с компонентами очищаемого сырья; плохо растворяться в воде и растворять воду не образовывать с ней азеотропных смесей; не вызывать коррозии аппаратуры быть нетоксичными неядовитыми взрыво- и пожаробезопасными дешевыми и не дефицитными.
На установках селективной очистки нефтяного сырья в качестве растворителей в основном применяют фенол и фурфурол а также парный растворитель - смесь фенола и крезола с пропаном. При селективной очистке нефтяных масел в качестве растворителя преимущественно применяют высокотоксичный фенол. Обладая средней селективностью при высокой растворяющей способности он не обеспечивает высокого отбора рафината от потенциала при выработке качественных моторных масел. В связи с ужесточением требований к охране окружающей среды отмечается тенденция к замене высокотоксичного фенола менее токсичным и более эффективным N-метилпирролидоном. Основные отличия N-метилпирролидона от фенола приведены в таблице 2.
Как видно из таблицы физико-химические свойства N-метилпирролидона более благоприятные для процесса селективной очистки чем фенола.
Низкая температура застывания наряду с низкой токсичностью с точки зрения эксплуатационников является основными преимуществами N-метилпирролидона. Eго основной недостаток - высокая стоимость. N-метилпирролидон смешивается с водой в любых соотношениях не образуя с ней (в отличие от фенола) азеотропа.
N-метилпирролидон по сравнению с фенолом обеспечивает благодаря высокой селективности и достаточно высокой растворяющей способности больший (на 6-8% масс.) отбор рафинатов при одновременном снижении кратности разбавления сырья растворителем на 15% что позволяет увеличить производительность установки по сырью на 15%.
Одним из серьёзных недостатков является относительно невысокая термическая стабильность. При температурах более 320°С N-метилпирролидон разлагается в отсутствии кислорода с образованием смолистых продуктов. Запатентован ряд способов повышения термической стабильности N-метилпирролидона и удаления продуктов его разложения.
Таблица 2 Основные физико-химические характеристики N-метилпирролидона и фенола
N-метил-пирролидонон
Плотность при 250С кгм3
Теплота парообразования при температуре кипения кДжкг
Теплоемкость кДжкг град.
Предельно допустимая концентрация (ПДК) мгм3 в воздухе рабочей зоны
Растворимость в воде % мас. при 380С
Растворимость воды в растворителе %мас. при 380С
Концентрация растворителя в азеотропной смеси % мас.
Температура кипения азеотропной смеси0С
Эмульгируемость системы масло-растворитель
Вязкость при 500 С мПа·с
3 Влияние основных факторов на процесс
Одним из основных параметров очистки масляного сырья избирательными растворителями является температура проведения процесса выбор которой зависит от состава сырья свойств растворителя и требуемой глубины очистки.
При неизменной кратности растворителя с повышением температуры увеличивается содержание растворенных компонентов исходного сырья и наконец при достижении определённой температуры называемой критической температурой растворения (КТР) и выше этой температуры сырье полностью смешивается с растворителем то есть система становится однофазной. Для масляных дистиллятов одной и той же нефти Н.И. Черножуков и Ю.А. Пинкевич установили следующее: чем больше в данном дистилляте ароматических углеводородов тем ниже его КТР; чем выше пределы выкипания дистиллята из одной и той же нефти тем выше его КТР; рафинат имеет более высокую КТР чем исходный дистиллят и чем глубже очищен последний тем больше разница между КТР рафината и сырья.
Очистку нефтяного сырья необходимо проводить при оптимальной температуре когда достигаются лучшие показатели по избирательности и растворяющей способности растворителя то есть достаточно высокий выход рафината заданных качеств.
Максимумом индекса вязкости определяются оптимальная температура очистки выше которой наряду со значительным возрастанием растворяющей способности растворителя резко снижается его избирательность в отношении нежелательных компонентов очищаемого сырья что приводит к ухудшению качества очищенного продукта.
Выход и качество рафината зависят также от кратности растворителя к сырью.
Выход растворителя на очистку обусловлен его свойствами требованиями к качеству рафината фракционным и химическим составом и способом экстракции. При выборе кратности растворителя необходимо учитывать что чрезмерный его расход может привести не только к уменьшению выхода рафината и в некоторых случаях - ухудшению его качества но и к снижению производительности установки по сырью.
Выход и качество рафината зависят и от химического состава сырья. Так при очистке сырья из высокоароматизированньтх нефтей масляные фракции которых содержат небольшое количество малоцикличных углеводородов с длинными боковыми цепями выход рафината высокого качества невелик.
Желательная степень очистки сырья достигается также применением наиболее совершенных методов экстракции. На современных промышленных установках селективную очистку осуществляют методом непрерывной противоточной экстракции. Для более четкого выделения из сырья нежелательных компонентов должна быть установлена разность температур между верхом и низом колонны - температурный градиент экстракции. Эта величин составляет 10 + 15°С при очистке дистиллятных фракций и 15+ 20°С при очистке деасфальтизатов. Температура экстракции зависит от сырья и составляет обычно 45 + 115°С.
4 Характеристика продуктов процесса и их применение
В процессе селективной очистки получают рафинат и экстракт. Рафинат является целевым продуктом и он должен отвечать следующим требованиям:
- Рафинат не должен содержать смолистые вещества полициклические ароматические и нафтено-ароматические углеводороды с короткими боковыми цепями а также серосодержащие и металлоорганические соединения;
-Должен быть стабильным против окисления;
-Иметь меньшую плотность вязкость кислотность и особенно -коксуемость более высокую температуру застывания и менее интенсивную окраску по сравнению с сырьём.
При очистке как дистиллятного так и остаточного сырья широкого фракционного состава с одной стороны часть ценных компонентов теряется с экстрактом а с другой стороны в рафинате остаются углеводороды с низким индексом вязкости.
Степень извлечения низкоиндексных компонентов зависит от расхода растворителя определяемого сочетанием его растворяющей способности и избирательности химическим составом сырья и требуемой степенью очистки. С повышением пределов выкипания масляных фракций в их составе увеличивается содержание полициклических ароматических и нафтено-ароматических углеводородов а также смол и серосодержащих соединений подлежащих удалению.
Что касается растворителя используемого в данной работе (N-метилпирролидона) то по сравнению с фенолом который в основном используется в селективной очистке N-метилпирролидон обеспечивает благодаря высокой селективности и достаточно высокой растворяющей способности больший на 6-8% масс отбор рафината.
В дальнейшем рафинат отправляют на депарафинизанию для получения базовых масел.
Экстракты процесса характеризуются высоким содержанием ароматических углеводородов и смол причём последние богаты серой кислородом и азотом особенно экстракты полученные при двухступенчатом процессе на базе экстрактов как первой так и второй ступеней получают масла-пластификаторы для шинных резин и резинотехнических изделий. Остаточные экстракты с большим содержанием смол используют как компоненты битумов и при производстве трансмиссионных масел а дистиллятные - для производства масел - теплоносителей.
Сульфированием и нитрованием экстрактов могут быть получены присадки улучшающие моющие и защитные свойства масел.
Сырьём для производства смазочных масел служат нефтяные фракции выкипающие выше 350°С в этих фракциях концентрируются высокомолекулярные соединения нефти представляющие собой сложные многокомпонентные смеси углеводородов различных групп и их гетеропроизводных в молекулах которых содержатся атомы кислорода серы азота и некоторых металлов (никеля ванадия и др.). Компоненты масляных фракций обладают различными свойствами и содержание их в готовых маслах может быть полезным и необходимым или вредным нежелательным. Поэтому наиболее распространенным путём переработки масляных фракций для получения масел является удаление из них "нежелательных" компонентов при максимально возможном сохранении "желательных" способных обеспечить готовым продуктам необходимые физико-химические и эксплуатационные свойства.
Характер исходного сырья то есть его фракционный и химический состав предполагает выбор растворителя и условия процесса. Масляные фракции разных нефтей различаются по содержанию высокоиндексных компонентов. Что касается ароматических и нафтено-ароматических компонентов то хорошими вязкостно-температурными свойствами обладают только те из них которые содержат в молекуле не более двух колец и имеют длинные боковые цепи. Полициклические углеводороды и смолистые вещества характеризуются отрицательными значениями индекса вязкости.
Поэтому с точки зрения производства высокоиндексных масел лучшим сырьём являются фракции нефтей нафтеновые и ароматические углеводороды которых обладают меньшей цикличностью.
Большое значение с точки зрения качественных и технико-экономических показателей процесса селективной очистки имеет фракционный состав сырья. С увеличением пределов выкипания фракций одной и той же нефти растет число колец в молекулах циклических углеводородов при одновременном увеличении числа атомов углерода в боковых цепях что приводит к повышению их критической температуры растворения (КТР) в данном растворителе. Растворение же смолистых веществ и сероорганических соединений содержание которых увеличивается с повышением температуры выкипания фракции происходит при более низкой температуре экстракции. В связи с тем что КТР компонентов масляного сырья зависит от структурных особенностей их молекул и изменяется с изменением пределов выкипания фракции одним из важнейших факторов процесса является фракционный состав. При очистке масляных фракций выкипающих в широком интервале температур вместе с низкоиндексными компонентами удаляются и приближающиеся к ним по растворимости ценные низкокипяшие углеводороды масляных фракций в то же время из-за высокой КТР часть полициклических углеводородов остаётся в рафинате.
Таким образом при очистке как дистиллятного так и остаточного сырья широкого фракционного состава с одной стороны часть ценных компонентов теряется с экстрактом а с другой стороны в рафинате остаются углеводороды с высоким индексом вязкости.
Сырьём данной работы является фракция 350-400°С Усть-балыкской нефти. Данные фракции приведены в табл. 1.
Таблица 1 Характеристика дистиллятных базовых масел и групп углеводородов полученных адсорбционным методом
Исходная фракция и смесь углеводородов
Темпера-тура застыва-ния °С
Фракция 350-400°С после депарафинизации
Нафтено-парафиновые углеводороды
Нафтено-парафиновые и I группа ароматических углеводородов
Нафтено-парафиновые I II и III группы ароматических углеводородов
Обоснование выбора и описание принципиальной технологической схемы процесса
При селективной очистке нефтяных масел в качестве растворителя преимущественно применяют высокотоксичный фенол. Обладая средней селективностью при высокой растворяющей способности он не обеспечивает высокого отбора рафината от потенциала при выработке качественных масел. В связи с ужесточением требований к охране окружающей среды отмечается тенденция к замене высокотоксичного фенола менее токсичным N-метилпирроли доном (NМП). Имеется опыт промышленной эксплуатации с применением NМП ряда установок селективной очистки масел за рубежом а также отечественной установки на Ново-Уфимском НПЗ.
Выбор оптимальной технологической схемы отечественных установок различного типа при переводе их с фенола на NМП определяется в каждом случае рядом условий в частности минимальным объемом работ по реконструкции необходимостью повышения производительности а в некоторых случаях обеспечения работы как на NМП так и на феноле. Последнее условие связано с дефицитом NМП в России. Единственный производитель NМП - Новочеркасский завод синтетических продуктов выделяет на нужды нефтепереработки около 1000 тгод этого продукта что недостаточно для одновременного перевода на него ряда отечественных маслоблоков.
Самая первая установка переведённая на NМП в 1975 году в городе Шривпорт (штат Луизиана США) несколько отличалась по оформлению от последующих типовых модификаций фирмы "Texaco". Среди установок пущенных в последнее время следует отметить модифицированную фурфурольную установку в городе Зальцберген (Германия 1992г.) а также новую установку в городе Бейкерсфилл (штат Калифорния США 1988г.). Однако копировать эту схему при переводе отечественных фенольных установок на NМП нецелесообразно из-за большого объема по их реконструкции связанных с монтажом дополнительного оборудования.
Сырье (I) направляется в абсорбер 1 куда подается смесь водяного пара и растворителя. Температура в абсорбере поддерживается на уровне 110-115°С во избежание конденсации воды. В абсорбере происходит удаление воды и растворенного воздуха присутствующих в исходном сырье а также абсорбция растворителя сырьевым потоком. Пары воды с верха абсорбционной колонны охлаждаются в холодильнике 23 и направляются в емкость 10 где сконденсировавшаяся вода отделяется от паров N-метилпирролидона. Далее сырье насыщенное N- метилпирролидоном направляют в нижнюю часть экстрактора 2 в верхнюю часть экстрактора подается регенерированный N-метилпирролидон. Рафинатный раствор выходящий с верха экстрактора собирается в емкости 12 и насосом 32 через регенеративные теплообменники 17 и 18 в которых происходит нагрев рафинатного раствора за счет тепла паров N- метилпирролидона выходящих из колонн 3 и 4 подается в печь 8. Далее рафинатный раствор поступает в ректификационную колонну 3 где происходит испарение основного количества растворителя. С низа колонны 3 рафинатный раствор перетекает в колонну 4 где происходит удаление остатков растворителя за счет ввода водяного пара. С верха колонны 4 через барометрический конденсатор 27 смесь водяных паров и паров растворителя направляется в емкость 13 а рафинатный раствор с низа колонны 4 после охлаждения поступает в парк. Экстрактный раствор с низа экстракционной колонны 2 насосом 35 подается в регенеративные теплообменники 19 20 и рибойлер 21 для нагрева и подается в осушительную колонну 7 где в мягких условиях удаляются остатки воды из растворителя. Далее с низа колонны 7 насосом 38 раствор подается двумя потоками в печь 9 а затем в колонну 6 где при высоких температурах порядка 300°С отгоняется основная часть растворителя. Вода с примесями метилпирролидона выходящая с верха колонны 7 частично охлаждается в аппарате воздушного охлаждения 22 собирается в емкости 14 и направляется в колонну 7 для орошения. Балансовое количество этой воды в виде паров поступает в абсорбер 1.Для окончательного удаления растворителя из экстракта экстрактный раствор с низа колонны 6 поступает в отпарную колонну 5. С верха колонны 5 обводненный растворитель направляется через барометрический конденсатор 27 в емкость 13 а оттуда в абсорбер а с низа экстракт после охлаждения откачивается в парк.
Использование N-метилпирролидона позволяет при меньшей кратности растворителя к сырью получить более высокий выход рафината лучшего качества чем при использовании фенола.
Технологический расчёт установки
1 Материальный баланс установки
По заданной мощности установки 400 тыс. тгод по сырью суточная производительность рассчитывается по числу рабочих дней в году с учётом нормативных сроков на ремонт установки. Отсюда примем число рабочих дней в году - 340.
Расчётный материальный баланс сводится в таблицу 3.
Таблица 3 Материальный баланс установки
2 Расчет основных аппаратов установки
2.1 Расчет роторно-дискового контактора
На установках селективной очистки масел помимо экстракционных колонн используются роторно-дисковые контакторы. Дисковый контактор состоит из ряда секций образованных в вертикальном цилиндрическом корпусе серией кольцевых неподвижных перегородок. В центре каждого отделения находится плоский вращающийся диск расположенный на вращающемся валу. Вал приводится во вращение электромотором с регулируемым числом оборотов. Энергия передаваемая от вращающихся дисков к жидкости создает равномерный по высоте аппарата турбулентный режим.
Осаждение частиц в дисковом контакторе зависит от скорости вращения ротора высоты и соотношения скоростей потоков фаз.
Кратность растворителя по отношению к сырью 2:1. Состав рафинатного раствора принимается на основе практических данных.
Материальный баланс роторно-дискового контактора приведен в таблице 4.
Таблица 4 Материальный баланс роторно-дискового контактора.
Рафинатный растворв т.ч.
Экстрактный растворв т.ч.
Таблица 5 Тепловой баланс роторно-дискового контактора
Рафинатный растворв т.ч.:
Экстрактный раствор в т.ч.:
Конструктивные размеры РДК
гдеVсм - объём смеси м3ч
- скорость движения потоковм3м2ч; принимаем 30 м3м2ч
гдеVp.p - объём рафинатного раствора м3ч;
Vэ.р - объём экстрактного раствора м3ч.
гдеGэ.р ρэ.р - массовое количество и плотность экстрактного раствора;
Gp.p ρр.р - массовое количество и плотность рафинатного раствора.
Принимаем стандартный диаметр 3 м
гдеh1 - высота верхней отстойной зоны;
h2 - высота нижней отстойной зоны;
h3 - высота экстракционной зоны.
Высоту верхней и нижней отстойных зон определяют исходя из времени пребывания растворов в отстойных зонах. Примем 1 = 60 мин для рафинатного раствора и 2 =30 мин для экстрактного раствора.
где n - число камер ограниченных кольцевыми перегородками. Определяется в зависимости от диаметра РДК. При Dк = 3 м n = 20.
hк - расстояние между кольцевыми перегородками вычисляется из соотношения ; следовательно hк= Dк012 = 3012 = 036
Hp=8 + 11 + 72 = 262 м
Определение геометрических размеров внутренних элементов РДК.
Диаметр диска ротора определяется
гдеDк - диаметр контактора
k - коэффициент 048 ÷ 051. Принимаем 05.
Внутренний диаметр кольцевых перегородок:
Число оборотов диска ротора:
Мощность (w) электродвигателя для вращения ротора подбирается в зависимости от диаметр аппарата. При Dк= 3 м w = 24 л.с. = 180 кгсмч
2.2 Расчет ректификационной колонны
Ректификационная колонна предназначена для удаления основного количества растворителя из рафинатного раствора. Отгон растворителя для повышения степени разделения компонентов ведут при повышенных температурах (до 280-300°С).
Температура верха выбирается таким образом чтобы обеспечить небольшое остаточное содержание растворителя в остатке колонны - не более 5 % (мае.).
Принимаем тарелки клапанного типа т.к. они особенно эффективны для колонн работающих при переменных нагрузках по пару и жидкости а также для колонн в которых требуется добиться повышенной четкости разделения. По сравнению с другими тарелками клапанные имеют меньшую стоимость низкое гидравлическое сопротивление меньший унос капелек жидкости с выходящим потоком паров. Принимаем 8 тарелок.
Расчет испарительной секции колонны
Принимаем давление наверху колонны равным Рверх= 005 МПа.
Давление в зоне ввода сырья рассчитывается по формуле:
Рввод = Рверх + n Рm
гдеп - количество тарелок шт;
Рm - гидравлическое сопротивление одной тарелки МПа.
Принимаем Рm = 00008 МПа.
Рввод =005 + 8 00008 = 00564 МПа
Количество растворителя оставшегося в рафинатном растворе определяем по формуле:
Np- количество рафината мольч;
МNMП - молекулярная масса N-метилпирролидона;
КNMП - константа фазового равновесия N-метилпирролидона при условиях эвапорационной зоны.
гдеGp - количество рафината кгч;
Мp - молекулярная масса рафината.
Константа фазового равновесия определяется по формуле:
гдеР - давление насыщенных паров N-метилпирролидона МПа;
- давление в эвапорационной зоне МПа.
Давление насыщенных паров Р N-метилпирролидона определяем по формуле Ашворта
гдеТ - рабочая температура К;
- температура кипения вещества К.
P = 449 атм = 0449 МПа
Содержание N-метилпирролидона в уходящем рафинатном растворе составляет:
Данное содержание удовлетворяем требованиям работы испарительной колонны. Материальный баланс испарительной секции ректификационной колонны К-3 представлен в таблице 6.
Таблица 6 - Материальный баланс испарительной секции
Принимаем температуру низа колонны на 10 ºC ниже температуры эвапорационной зоны tниз = 270 ºC
Из уравнения Ашворта для нахождения ДНП при заданном давлении верха колонны (Рверх= 005 МПа) методом подбора находим температуру дистиллята выходящего из колонны.
Температура получилась равной tверх = 1665 ºC
Тепловые потоки компонентов находим по формуле:
гдеG - количество потока кгч;
I - энтальпия потока при соответствующей температуре. кДжкг.
Энтальпию рафината находим по формуле Крега.
При температуре ввода tвеод = 280 ºC
При температуре низа колонны tниз = 270 ºC
Энтальпию N-метилпирролидона берем из справочника:
паров при 280 °С: = 998 кДжкг;
жидкости при 270 °С: = 670 кДжкг;
паров при 1665 °С: = 978 кДжкг.
Тепловой баланс испарительной секции приведен в таблице 7.
Таблица 7 - Тепловой баланс испарительной секции
Найдем тепло орошения по формуле:
Количество орошения:
где - энтальпия орошения при 50 °С. = 95 кДжкг.
Определяем основные размеры испарительной секции колонны.
Рассчитаем количество паров проходящих через наиболее нагруженное сечении колонны (сечение над верхней тарелкой):
гдеТв - температура наверху колонны К;
Рв - давление наверху колонны МПа.
Тв = 1665+ 273 = 4395 К
Находим допустимую скорость паров в рассчитываемом сечении колонны
- плотности жидкости и паров при температуре и давлении в рассматриваемом сечении.
Плотность N-метилпирролидона при температуре 50 °С берем из справочника
Плотность паровой фазы рассчитывается по формуле:
Рассчитываем диаметр колонны.
Принимаем по ОСТу 26-02-1401-76 диаметр равный 14 м.
Определим рабочую высоту испарительной секции колонны:
гдеh1 - высота от верхнего днища до первой ректификационной тарелки м;
h2 - высота эвапорационной зоны м;
h3 - высота слоя жидкости внизу секции м.
Высоту от днища до первой тарелки h1 принимаем конструктивно равной половине диаметра колонны
Высоту эвапорационной зоны подбираем по опытным данным:
гдеп - число тарелок;
hm - расстояние между тарелками принимаем 04 м.
h2 = ( 8 – 1 )04 = 28 м
Высоту h3 принимаем равной 2 м.
H = 07 + 28 + 20 = 55 м
Расчет отпарной секции колонны
Содержание растворителя в рафинате на выходе из колонны принимаем равным х = 0005 % масс. Количество вводимого в колонну пара принимаем равным z = 5 % мас. от рафинатного раствора. Давление на верху колбнны принимаем равным Рверх = 0007 МПа.
Количество N-метилпирролидона остающегося в рафинате внизу колонны:
гдеGр – количество рафината кгч
Количество отгоняемого N-метилпирролидона
Gотг = 1303 – 2 = 1301 кгч
Количество водяного пара вводимого в колонну
гдеGрр - количество рафинатного раствора поступающего в колонну кгч.
Материальный баланс отпарной секции приведен в таблице 8.
Таблица 8 - Материальный баланс отпарной секции
Температуру входа рафинатного раствора принимаем на 5-10 °С ниже температуры выхода рафинатного раствора из испарительной секции:
Температуру низа колонны tниз находим как температуру остатка охлажденного вследствие испарения N-метилпирролидона и определяют из уравнения:
гдеGр - количество рафината кгч;
ср - теплоемкость рафината кДж(кг°С);
GNMП - количество паров N-метилпирролидона удаляемых из рафинатного раствора кгч;
LNMП - теплота испарения N-метилпирролидона кДжкг. LNMП = 550 кДжкг.
Теплоемкость рафината ср определяется по формуле:
где - относительная плотность рафината при 15 °С;
t - температура при которой определяется теплоемкость °С.
Температуру верха отпарной колонны определяют как температуру кипения N-метилпирролидона при давлении его насыщенных паров РNMП:
гдеNNMП и Nоо - количество паров N-метилпирролидона и острого орошения мольч;
Nвп - количество паров водяного пара мольч;
Рверх - давление наверху колонны МПа.
Принимаем количество острого орошения равным Gоо = 750 кгч (оно подтвердится расчетом теплового баланса отпарной колонны).
Из уравнения Ашворта для нахождения ДНП при заданном давлении верха колонны (РNMП = 0001 МПа) методом подбора находим температуру дистиллята выходящего из колонны.
Температура получилась равной tверх = 76 °С.
I - энтальпия потока при соответствующей температуре кДжкг.
При температуре ввода tввод = 260 °С
При температуре низа колонны tниз = 266 °С
-паров при 76 °С: = 883 кДжкг;
-жидкости при 260 °С: = 635 кДжкг;
Энтальпию водяного пара берем из справочника:
-паров при 180 °С: = 2778 кДжкг;
-паров при 76 °С: = 2645 кДжкг;
Тепловой баланс отпарной секции приведен в таблице 9.
Таблица 9 - Тепловой баланс отпарной секции
Видим что количество орошения задано правильно поэтому пересчет не делаем.
гдеТв - температура наверху колонны К;
Плотность N-метилпирролидона при температуре 40 °С берем из справочника:
Принимаем по ОСТу 26-02-1401-76 диаметр равный 22 м.
Определим рабочую высоту отпарной секции колонны:
H = h1 + h2 + h3+h4+h5
гдеh1 - высота до первой ректификационной тарелки м;
h2 - высота отпаривающей зоны м;
h3 - высота слоя жидкости внизу секции м;
h4 - высота низа колонны м;
h5 - высота постамента колонны м.
Число тарелок принимаем равным n =8 штук
Высоту h3 принимаем равной 1 м.
Высоту h4 определяем исходя из запаса остатка t = 300 сек
гдеVp - объем рафината внизу колонны м3
F - площадь поперечного сечения м2
гдеGp – расход рафината кгс
- время пребывания с
- плотность рафината кгм3
Плотность рафината при температуре низа определяем по формуле:
где - плотность рафината при 20 °С
- температура низа колонны °С
Площадь поперечного сечения:
Высоту h5 принимаем равной 2 м.
H = 11 + 28 + 1 + 096 + 2 = 786 м
Печь предназначена для нагрева рафинатного раствора до температуры t2 = 285С. Начальная температура сырья (на выходе из теплообменника) t1 = 200С.
Топливо – топливный газ состава (в об. долях): CH4 – 8531% С2Н6 – 581% С3Н8 – 531% изо-С4Н10 – 205% н-С4Н10 – 108%. Плотность газа ρ = 0872 кгм3.
Определяем низшую теплоту сгорания топлива (в кДжм3) по формуле:
= 36033 CH4 + 6318 C2H6 + 9138 C3H8 + 109281 изо-C4H10 + 1195 н–C4H10
= 36033 8531 + 6318 581 + 9138 531 + 109281 205 + 1195 108 = =42794 кДжм3
Состав топлива в массовых процентах
Определим элементарный состав топлива в массовых процентах. Содержание углерода в любом компоненте топлива находим по соотношению
Содержание углерода:
С = = = ++++= =7699%
Содержание водорода:
H = = = ++++= 23.01%
С+H = 7699 + 2301 = 100%
Определим теоретическое количество воздуха. Необходимое для сжигания 1 кг газа по формуле:
Принимаем коэффициент избытка воздуха =107. Тогда
LД= Lo=1071694=1813 кгкг
где ρв=1293 кгм3 – плотность воздуха при нормальных условиях.
Определим количество продуктов сгорания образующихся на 1 кг топлива:
= 0067С=003677699=283 кгкг
= 009Н=0092301=207 кгкг
= 023 Lo(-1) =0231694(107-1)=027 кгкг
= 077 Lo=0771694107=1396 кгкг
Суммарное количество продуктов сгорания:
= 283+207+027+1396=1913 кгкг
= 1+Lo = 1+1813 = 1913 кгкг
Содержанием влаги в воздухе пренебрегаем.
Найдем объемное количество продуктов сгорания на 1 кг топлива (при нормальных условиях):
Суммарный объем продуктов сгорания:
= 144+258+019+1117=1538 м3кг
Плотность продуктов сгорания при 0С и 1 атм.:
Определим энтальпию продуктов сгорания на 1 кг топлива при различных температурах по уравнению:
JT = (Т-273)(mc+ mc+ mc + mc)
Зависимость энтальпии дымовых газов от температуры
КПД печи найдем по формуле
где- потери тепла в окружающую среду в долях от низшей теплоты сгорания топлива;
- потери тепла с уходящими дымовыми газами в долях от низшей теплоты сгорания топлива.
Примем что = 006 и температура дымовых газов покидающих конвекционную камеру печи на 120 С выше температуры t1 сырья поступающего в печь:
tух=t1+t=200+120=320
При tух=320С найдем по графику J-T потерю тепла с уходящими дымовыми газами
или в долях от низшей теплоты сгорания топлива:
Полезное тепло печи рассчитываем по формуле:
гдеGр.р – расход рафинатного раствора кгч;
е – массовая доля отгона;
- энтальпия паров NMП (отгона) кДжкг;
и - энтальпии жидкого NMП при температурах t1 и t2 кДжкг;
и - энтальпии рафината при температурах t1 и t2 кДжкг.
Определяем массовую долю отгона рафинатного раствора на выходе из печи при температуре t2 = 285С и давлении
гдеу1 - содержание N-метилпирролидона в паровой фазе рафинатного раствора в массовых долях.
Определяем состав рафинатного раствора:
Вычисляем молекулярную массу рафинатного раствора:
Определяем составы жидкой и паровой фаз сырья на выходе из печи.
Давление насыщенного пара N-метилпииролидона при 285 °С: Р1 = 22 МПа. Давление насьпценного пара рафината как практически нелетучего компонента при 285 °С. Р2 0.
Находим мольные составы фаз сырья по N-метилпирролидона:
Последний результат означает что паровая фаза рафинатного раствора состоит из чистого растворителя - N-метилпирролидона и =
Определяем молекулярную массу жидкой фазы:
Теперь находим массовый состав жидкой фазы:
Энтальпии рафината находим по формуле Крега
При температуре ввода t1 = 200°С
При температуре вывода t2 = 285°С
- жидкости при 200 °С: = 480кДжкг;
- паров при 285 °С: = 998 кДжкг;
- жидкости при 285 °С: =717 кДжкг
Часовой расход топлива:
Поверхность нагрева радиантных труб определяется по формуле:
гдер - количество тепла переданного сырью в камере радиации кВт;
qp- теплонапряжение радиантных труб кВтм2.
Количество тепла переданного сырью в камере радиации (прямая отдача топки) найдем из уравнения теплового баланса топки:
где- коэффициент эффективности (КПД) топки;
- энтальпия дымовых газов на выходе из камеры радиации при температуре Тп кДжкг топлива.
Примем Тп = 1023 К и определим по графику J-T
=14367 кДжкг топлива
Ранее было принято что потери тепла в окружающую среду равны 6%. Пусть 4% в том числе составляют потери тепла в топке. Тогда
Примем теплонапряжение радиантных труб qp=406 кВт м2.
Таким образом поверхность нагрева радиантных труб будет равна:
Выбираем трубы диаметром 127 мм с полезной длиной lтр = 10 м.
Число радиантных труб:
Поверхность нагрева конвективных труб определяется по формуле:
где- количество тепла передаваемого сырью в конвекционных трубах Вт;
= 326 – коэффициент теплопередачи в конвекционной камере печи Вт(м2К);
- средний температурный напор К.
Количество тепла передаваемое сырью в конвекционных трубах:
Находим энтальпию потока на выходе из конвективной секции Jp :
гдеJ200 – энтальпия потока на входе в печь кДжкг;
- энтальпия переданная потока в конвективной секции кДжкг.
Средняя энтальпия потока J рассчитывается по правилу аддитивности
где - расход потока кгч;
- энтальпия потока кДжкг.
Энтальпия потока при температуре входа t1 = 200°С
Энтальпия потока при температуре выхода t2 = 285°С
где - количество тепла передаваемого сырью в конвекционных трубах кДжч;
- расход потока кгч.
Строим график зависимости энтальпии от температуры и по этой зависимости находим температуру входа в радиантную камеру при известной энтальпии J = =50428 кДж кг. Температура входа в радиантную камеру равна tк =251 °С.
В конвекционной камере теплопередача от дымовых газов к сырью в трубах осуществляется при смешанно-перекрестном токе с индексом противоточности равным единице. Поэтому средний температурный напор рассчитывается по уравнению Грасгофа:
Таким образом поверхность нагрева конвекционных труб
В камере конвекции устанавливаем трубы с полезной длиной lтр =10 м наружным диаметром 102 мм.
Определим число труб в конвекционной камере
На основании полученных данных выбираем 1 печь типа ЦС–2 15610 со следующими характеристиками:
поверхность нагрева м2
теплопроизводительность МВт
габаритные размеры м
материал печи (без змеевика)
Эскиз трубчатой печи:
– горелка 2 – змеевик радиантных труб 3 – каркас 4 – футеровка 5 – змеевик конвекционных труб;
I – продукт на входе II – продукт на выходе.
2.4 Расчет холодильника
Экстрактный раствор из средней части экстракционной колонны поступает в холодильник с количеством тепла необходимым отдать Q1 = 137946427 (кДжч) при температуре = 65 °С и выходит из него при температуре = 40 °С. Вода поступает в холодильник при температуре =25 °С а выходит из холодильника при температуре = 50 °С. КПД холодильника принимаем равным = 098.
Относительная плотность фракции = 10142
Энтальпия фракции при температуре входа = 65 °С:
=(040365+0000405652) =116 кДжкг
Энтальпия фракции при температуре выхода = 40 °С:
=(040340+0000405402) =697 кДжкг
Энтальпия воды на входе и на выходе из холодильника:
= 4187 25 1 = 1047 кДжкг
= 4187 50 1 = 2094 кДжкг
Запишем уравнение теплового баланса:
Из этого уравнения определим массовый поток воды необходимый для охлаждения керосиновой фракции:
Тепло отдаваемое горячим потоком:
Определяем среднюю разность температур теплоносителей имея в виду что в аппарате осуществляется противоток теплоносителей по схеме:
Так как 2 определяем по формуле
Примем на основании практических данных коэффициент теплопередачи в теплообменнике k = 174 Вт(м2 К). Тогда предполагаемая поверхность теплообмена определится по формуле:
В соответствии с необходимой поверхностью теплообмена выбираем 3 холодильника с неподвижными трубными решетками (ГОСТ 15120-79) с поверхностью теплообмена 62 м2 при длине труб 6000 мм диаметр кожуха 500 мм диаметр труб 25 мм число ходов по трубам 2.
– распределительная камера 2 – кожух 3 – теплообменная труба 4 – поперечная перегородка 5 – трубная решетка 6 – крышка кожуха 7 – опора.
В данной курсовом проекте выполнен проект установки селективной очистки масляного дистиллята 350-400°С усть – балыкской нефти N-метилпироллидоном. Основными продуктами данной установки являются рафрнат с индексом вязкости равным 1086 направляемый на установку приготовления товарных масел и экстракт высокоароматизированный продукт направляемый на установку получения кокса.
В разделе «Технологический расчет установки» было произведено:
- расчеты материального и теплового балансов установки;
- расчет РДК: были приняты температура входа в контактор сырья - 60°С и NMП - 80°С температура верха контактора - 75 °С температура низа контактора - 65 °С; диаметр контактора 30 м рабочая высота контактора 262 м;
- ректификационная колонна диаметром D = 14 м и высотой Н = 55 м (в испарительной секции) и колонна диаметром D = 22 м и высотой Н = 79 м (в отгонной секции).
- расчет печи: полезная тепловая нагрузка – 649 МВт количество труб в радиантной секции - 33 штуки количество труб в конвективной секции - 44 штуки; была выбрана печь типа ЦС–2 15610;
- расчет холодильника с неподвижными трубными решетками с площадью поверхности 148 м2 расход охлаждающей воды 131786 кгч выбрано три стандартных холодильника с плавающей головкой с площадью поверхности 62 м2.
Нефти СССР. Справочник-М.: Химия 1972.- т.1.
Каракуц В.Н и др. Химия и технология топлив и масел. - 1995- №6.
Сочевко Т.И. и др. технология производства топлив и смазочных материалов: М. 1989.
Черножуков Н.И. технология переработки нефти и газа. Ч.З. Под редакцией ГурееваН.А. Бондаренко Б.И. - М: Химия 1978.
Рудин М.Г. Драбкин А.Е. Краткий справочник нефтепереработчика.-М.:Химия1980.
Сарданашвили А.Г. Львова А.И. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и газа - М.: Химия 1980.
Справочник нефтепереработчика под ред. Г.А. Ластовкина. Л.: Химия ленинградское отделение 1986.

титульный.doc

КОМИТЕТ ПО РЫБОЛОВСТВУ РОССИЙСКОЙ ФЕДЕРАЦИИ
АСТРАХАНСКИЙ ГОСУДАРСТВЕННЫЙ ТЕХНИЧЕСКИЙ УНИВЕРСИТЕТ
Кафедра: «Химическая технология
переработки нефти и газа»
По дисциплине: «Технология получения масел и парафинов»
Селективная очистка дистиллятной фракции 350 – 400 ºС
Усть – балыкской нефти N – метилпирролидоном.