Этан-пропановая колонна газофракционирующей установки

Курсовой проект ПАХТ.docx

МИНИСТЕРСТВО НАУКИ И ВЫСШЕГО ОБРАЗОВАНИЯ РОССИЙСКОЙ ФЕДЕРАЦИИ
Федеральное государственное бюджетное образовательное
учреждение высшего образования
Рассчитать и спроектировать ректификационную колонну ГФУ для
выделения этан-пропановой фракции
ПОЯСНИТЕЛЬНАЯ ЗАПИСКА
1 Газофракционирование6
2 Классификация газофракционирующих установок10
Технологический и гидравлический расчет аппарата с обоснованием основных размеров16
2 Количество и состав дистиллята и остатка17
3 Давление в колонне и температуры ее верха и низа18
4 Доля отгона и составы жидкой и паровой фаз сырья при подаче его в колонну22
5 Расчет режима полного орошения23
6 Минимальное орошение24
7 Элементы ректификации укрепляющей части колонны при рабочем флегмовом числе26
8 Элементы ректификации отгонной части колонны при рабочем паровом числе34
9 Питательная секция колонны42
10 Количество холодного орошения подаваемого на верх колонны45
11 Тепловая нагрузка кипятильника колонны и количество парового орошения в низу ее отгонной части48
12 Основные размеры колонны50
12.1 Диаметр колонны50
12.2 Высота колонны55
12.3 Диаметр штуцеров56
13 Гидравлическое сопротивление тарелки60
СПИСОК ИСПОЛЬЗОВАННЫХ ИСТОЧНИКОВ66
Ректификация – это процесс разделение жидких однородных смесей на компоненты или группы компонентов в результате противоточного взаимодействия паровой и жидкой смеси.
Движущая сила процесса ректификации – разность между фактическими и равновесными концентрациями компонентов в паровой фазе отвечающими данному составу жидкой фазы.
Газофракционирование – это разделение смесей легких углеводородов в ректификационных колоннах с целью получения индивидуальных компонентов или узких фракций.
Целью настоящего курсового проектирования является расчет и проектирование ректификационной колонны газофракционирующей установки для выделения этан-пропановой фракции производительностью 459 тонн в час.
В ходе работы необходимо рассчитать состав сырья дистиллята и остатка давление в колонне температуры верха и низа тепловую нагрузку кипятильника колонны основные размеры аппарата и т.д. Так же необходимо изобразить общий вид аппарата с основными узлами и деталями.
1 Газофракционирование
Целью газофракционирования является получение индивидуальных легких углеводородов или углеводородных фракций высокой чистоты из нефтезаводских газов. Газофракционирующие установки (ГФУ) подразделяются по типу перерабатываемого сырья на ГФУ предельных и ГФУ непредельных газов.
Сырье поступает на ГФУ в газообразном и жидком (головки стабилизации) виде. На ГФУ предельных газов подаются газы с установок первичной перегонки каталитического риформинга гидрокрекинга на ГФУ непредельных газов – с установок термического и каталитического крекинга коксования. Характеристика сырья ГФУ приводится в табл.
Продукцией ГФУ предельных газов являются узкие углеводородные фракции:
Этановая – применяется как сырье пиролиза в качестве хладагента на установках депарафинизации масел выделения параксилола и др.;
Пропановая – используется как сырье пиролиза бытовой сжиженный газ хладагент;
Изобутановая – служит сырьем установок алкилирования и производства синтетического каучука;
Бутановая – применяется как бытовой сжиженный газ сырье производства синтетического каучука; в зимнее время добавляется к товарным автомобильным бензинам для обеспечения требуемого давления паров;
Изопентановая – служит сырьем для производства изопренового каучука компонентом высокооктановых бензинов;
Пентановая – является сырьем для процессов изомеризации и пиролиза.
На отечественных НПЗ существуют установки газоразделения следующих типов: абсорбционно-газофракционирующие (АГФУ) конденсационно-ректификационные и газофракционирующие. На АГФУ сочетается предварительное разделение газов на легкую и тяжелую части абсорбционным методом с последующей их ректификацией; конденсационно-ректификационный метод заключается в частичной или полной конденсации газовых смесей с последующей ректификацией конденсатов.
Газ прямой перегонки очищается раствором МЭА и подается на сжатие компрессором ЦК-1. Сжатый газ охлаждается и конденсируется в водяном (ХК-1) и аммиачном (ХК-2) конденсоторах-холодильниках. Газовые конденсаты смешиваются с головками стабилизации поступающими с установок первичной перегонки риформинга и др. и подаются в колонну К-1. Верхний продукт колонны – метан и этан с примесью пропана – частично конденсируется в охлаждаемом аммиаком конденсаторе-холодильнике ХК-3 причем жидкая фаза используется в качестве орошения а газовая выводится с установки. Нижний продукт К-1 – деэтанизированная фракция – поступает в депропанизатор К-2 где делится на пропановую фракцию и смесь углеводородов С4 и выше. Нижний продукт К-2 подается на дальнейшую расфракционировку в дебутанизатор К-3. Ректификатом колонны К-3 является смесь бутана и изобутана остатком – дебутанизированный легкий бензин. Смесь изомеров бутана в бутановой колонне К-4 делится на изобутан и бутан а остаток дебутанизатора К-3 подается в депентанизиратор К-5. Ректификатом колонны К-5 является смесь пентанов а остатком – фракция С6 и выше. Смесь пентанов в колонне К-6 разделяется на пентан и изопентан.
I - газ установок АТ и АВТ; II - головка стабилизации АТ и АВТ; III - головка стабилизации каталитического риформинга; IV - пропановая фракция; V -изобутановая фракция; VI –бутановая фракция; VII - изопентановая фракция; VIII - пентановая фракция; IX - фракция С6 и выше; X - сухой газ; XI - аммиак.
Рисунок 1.1 – Схема газофракционирующей установки
Взаимодействие паров и жидкости достигается в ректификационных колоннах снабженных контактными устройствами – ректификационными тарелками или насадкой. Для разделения газов ректификационные колонны содержат большое число тарелок а орошение и повторное испарение производится многократно.
В одной ректификационной колонне жидкую углеводородную смесь можно разделить на две фракции т. к. для разделения на несколько фракций низкокипящую углеводородную смесь потребуется многотарельчатая ректификационная колонна а это – большая высота колонны что затруднит изготовление монтаж эксплуатацию. Поэтому для разделения смеси на три фракции требуется двухколонная установка. В первой колонне выделяется одна фракция а смесь двух других разделяется во второй колонне. Для разделения
смеси на n фракций требуется n-1 ректификационных колонн.
Основные параметры определяющие работу ректификационных колонн – это давление температура верха низа и ввода сырья в колонну кратность орошения или флегмовое число.
Давление в ректификационной колонне принимают обычно на 02-03 МПа выше чем давление в емкости орошения. Этого достаточно для преодоления гидравлического сопротивления при прохождении паров через тарелки и конденсаторы. При выделении из жидкой смеси легких углеводородов таких как метан и этан оптимальное давление может изменяться в широких пределах так как это связано не только с составом сырья но и с использованием дешевых хладагентов.
Температура верха колонны должна определяют как температуру конца кипения верхнего продукта.
Температура низа колонны должна отвечать температуре начала кипения (однократного испарения) остатка при давлении в колонне.
Температура сырья подаваемого в колонну должна соответствовать расчетной температуре питания. Оптимальная температура питания определяется в основном затратами на хладагент и теплоноситель. При использовании дорогих хладагентов (пропан и аммиак) при отделении метана и этана невыгодно перегревать сырье т. е. лучше направить его в колонну при температуре кипения или даже в переохлажденном состоянии. В то же время при использовании дешевых хладагентов (вода и воздух) и дорогих теплоносителей становится выгодным подавать сырье в парожидкостном состоянии. Сырье состоящее из тяжелых углеводородов подается на нижнюю тарелку питания. Сырье с большим содержанием легких углеводородов подается на верхнюю тарелку питания.
Кратность орошения и флегмовое число определяют из справочных данных (таблиц и графически).
2 Классификация газофракционирующих установок
Газофракционирующие установки бывают двух типов: одноколонные и многоколонные.
Одноколонные установки называются стабилизационными. Они предназначены для разделения нестабильного газового бензина на стабильный газовый бензин и сжиженный газ (пропан-бутановую смесь).
На многоколонных газофракционирующих установках из нестабильного бензина выделяют стабильный бензин (или гексановую фракцию) и фракции индивидуальных углеводородов (пропана i-бутана п-бутана i-пентана n-пентана).
При выборе схемы ректификации необходимо принимать во внимание многие показатели влияющие на экономику (расход электроэнергии топлива габариты аппаратуры затраты на перекачку). Кроме того при выборе схемы фракционирования следует сравнивать различные схемы с точки зрения большой легкости надежности и возможности получения промежуточных продуктов необходимого качества. От качества промежуточных продуктов зависит и качество товарных продуктов т. е. выделенных фракций индивидуальных углеводородов.
Схемы ГФУ могут быть с нисходящим режимом давления и с восходящим режимом давления.
Принципиальная технологическая схема ГФУ с нисходящим режимом давления в колоннах изображена на рисунке 1.2.
Для этих схем характерным является то что давление в предыдущей по ходу движения сырья колонне выше чем в последующей. Поэтому разделяемое сырье из колонны в колонну переходит самотеком и требуется меньшее число насосов. На ГФУ с нисходящим режимом давления (рисунок 1.1) первой по ходу сырья является этановая колонна К-1. Сырье (I) (нестабильный бензин) поступает в нее после предварительного нагрева в
I – нестабильный бензин; II – этановая фракция; III – пропановая фракция; IV – бутановая фракция; V – стабильный газовый бензин
К-1 – этановая колонна; К-2 – пропановая колонна; К-3 – бутановая колонна;
С-1 С-2 С-3 – газосепараторы
Рисунок 1.2 – Принципиальная технологическая схема ГФУ с нисходящим режимом давления в колоннах
теплообменнике. Давление в колонне 3-35 МПа. Этановая фракция (II) являющаяся верхним продуктом колонны не конденсируется и через регулятор давления отводится в топливную сеть завода. Нижний продукт колонны – стабильный бензин (V) – отводится в товарные емкости а верхний продукт бутановая фракция (IV) конденсируется в газосепараторе С-3 откуда его расчетная часть подается на орошение колонны К-3 а балансовая откачивается в товарный парк.
В технологической схеме ГФУ с восходящим режимом (рисунок 1.3) давления первой по ходу движения сырья является бутановая колонна (колонна-стабилизатор) и последней – этановая.
Давление в стабилизаторе в зависимости от состава верхнего продукта поддерживается в пределах 10-13 МПа.
Схемы ГФУ с восходящим режимом давлений (рисунок 1.3) более экономичны когда в нестабильном бензине содержится незначительная мас-
I – нестабильный бензин; II – стабильный газовый бензин; III – бутановая фракция; IV – пропановая фракция; V – этановая фракция
К-1 – бутановая колонна; К-2 – пропановая колонна; К-3 – этановая колонна
Рисунок 1.3 – Принципиальная технологическая схема ГФУ с восходящим режимом давления в колоннах
совая доля бутана а еще меньше пропана. В этом случае основной получаемый продукт (стабильный бензин) отводится из первой колонны а для остальных колонн остается небольшое количество сырья вследствие чего размеры их а также размеры вспомогательного оборудования резко уменьшаются и таким образом экономятся капитальные вложения и эксплуатационные затраты.
На практике чаще всего встречаются схемы со смешанным режимом давления. Газофракционированию обычно предшествуют процессы очистки (в основном от сернистых соединений) и осушка газа.
Ректификация является завершающей стадией разделения углеводородных газов. Особенность ректификации сжиженных газов по сравнению с ректификацией нефтяных фракций заключается в том что необходимо подвергнуть разделению очень близкие по температуре кипения компоненты или фракции сырья при высокой четкости фракционирования.
В колонных аппаратах НПЗ в настоящее время используются десятки конструкций контактных устройств отличающихся по своим характеристикам и технико-экономическим показателям. Наряду с тарелками первого поколения (колпачковые желобчатые) которые до сих пор эксплуатируются на старых производствах широкое распространение на установках АВТ получили S-образные клапанные (пластинчатые дисковые) и другие типы КУ.
В последнее время большое внимание уделяется конструкциям тарелок с саморегулированием свободного сечения что позволяет им работать в широком диапазоне нагрузок по фазам. К таким конструкциям относятся клапанные и балластные тарелки которые работают в режиме прямоточного или перекрестного движения фаз. Клапанные тарелки нашли широкое применение в нефтехимической промышленности.
Клапаны представляют собой пластины той или иной формы которые перекрывают отверстия тарелки и под давлением газа (пара) поднимаются. Предельная высота подъема клапана определяется высотой ограничительного устройства. Разработано множество разновидностей клапанных тарелок различной геометрической формы с балластом или без него с отбойными элементами или без них и т. д.
Клапанные тарелки представляют собой цельные или собранные из нескольких секций диски в которых имеются продолговатые щели либо круглые отверстия. Клапаны установлены свободно и удерживаются скобами приваренными к поверхности тарелки. В зависимости от напора паров клапаны приподнимаются на различную высоту в пределах определяемых высотой удерживающих скоб. Клапанные тарелки имеют сливные устройства того же типа что и ситчатые или колпачковые.
Клапаны располагаются рядами перпендикулярно направлению потока жидкости на тарелке. Дисковые клапаны находятся в вершинах равнобедренных треугольников расстояние между центрами отверстий 50 75 и 100 мм.
Клапанные прямоточные тарелки применяют в колоннах диаметром от 1 до 4 м работающих при переменных нагрузках по пару и жидкости.
Дисковый клапан снабжен тремя направляющими расположенными в плане под углом 45° две из этих направляющих имеют большую длину. Кроме того на диске клапана штамповкой выполнены специальные упоры обеспечивающие начальный зазор между диском и тарелкой; это исключает возможность «прилипания» клапана к тарелке (рисунок 1.4).
Рисунок 1.4 – Схема работы прямоточной клапанной тарелки
При небольшой производительности по пару поднимается легкая часть клапана и пар выходит через щель между клапаном и полотном тарелки в направлении противоположном направлению движения жидкости по тарелке.
С увеличением скорости пара клапан поднимается и зависает над тарелкой; теперь пар барботирует в жидкость через кольцевую щель под клапаном. При дальнейшем увеличении производительности по пару клапан занимает положение при котором пар выходит в направлении движения жидкости уменьшая разность уровней жидкости на тарелке. При этом короткая направляющая фиксируется в специальном вырезе на кромке отверстия обеспечивая заданное положение клапана при его подъеме. В зависимости от напора восходящих по колонне паров клапаны поднимаются на соответствующую величину (обычно на 4-20 мм) регулируя тем самым площадь свободного сечения тарелки. Это позволяет поддерживать скорость паров примерно постоянной при изменении общей нагрузки на колонну т. е. осуществлять наилучший режим массопередачи.
В отличие от тарелок работающих в статическом режиме т. е. при не-
изменном расстоянии между конструктивными элементами (например между желобом и колпачком) клапанные тарелки работают в динамическом режиме.
Для большего повышения эффективности массообмена клапаны можно снабжать тангенциально расположенными щелями. При этом выходящие через них пары могут вращать клапан.
Технологический и гидравлический расчет аппарата с обоснованием основных размеров
В настоящем курсовом проекте для расчета ректификации многокомпонентных смесей выбран метод «от тарелки к тарелке» как наиболее точный и надежный хотя и более трудоемкий.
Средняя молекулярная масса сырья (из таблицы 2.1):
Таблица 2.1 – Состав сырья
Состав сырья в мольных долях
2 Количество и состав дистиллята и остатка
Дальше для удобства расчет проводится на 100 кмоль сырья. Составы выражены в мольных долях.
Итак принимаем что (здесь и дальше и – мольные доли компонентов соответственно в жидкости и парах индекс R относится к остатку индекс D – к дистилляту индекс 1 2 – номер компонента индекс G – к сырью).
Сумма мольных долей компонентов этан-пропановой фракции составляет 348 кмоль. Обозначим за u количество всего дистиллята тогда:
Откуда . Основываясь на найденное значение D и содержание ЭПФ в частности а также тех условиях что были приняты вначале можно рассчитать полный состав D и R.
Сведем полученные данные в единую таблицу 2.2.
Таблица 2.2 – Количество и состав дистиллята и остатка
3 Давление в колонне и температуры ее верха и низа
Температуру в емкости для орошения колонны определяем методом постепенного приближения по уравнению равновесия фаз:
При этом подбирается такое значение температуры при котором константы фазового равновесия которые здесь и дальше определяются по номограмме для давления 208 МПа после подстановки их в это уравнение превращают его в тождество.
Такой температурой будет .
Сведем расчет в таблицу 2.3.
Таблица 2.3 – Расчет температуры в емкости для орошения колонны
С учетом гидравлических потерь в трубопроводе от колонны до емкости орошения давление на верху колонны поднимаем на 02 атм больше давления :
Температуру верха колонны определяем методом постепенного приближения по уравнению равновесия фаз:
Температура составит .
Сведем расчет в таблицу 2.4.
Таблица 2.4 – Расчет температуры верха колонны
Учитывая гидравлическое сопротивление тарелок принимаем падение в низу колонны на 04 атм больше давления :
Температуру низа колонны определяем методом постепенного приближения по уравнению равновесия фаз:
Сведем расчет в таблицу 2.5.
Таблица 2.5 – Расчет температуры низа колонны
При известных для разных уровней колонны давлениях и температурах рассчитаем коэффициенты относительной летучести компонентов значения которых используются во всех дальнейших расчетах.
За эталонный компонент т.е. компонент с относительной летучестью равной единице примем изобутан.
Давление в питательной секции колонны примем равным среднеарифметическому между и :
Коэффициент относительной летучести для любого компонента определяется по формуле:
Для укрепляющей части колонны находим среднее значение коэффициента относительной летучести по формуле:
Для отгонной части колонны среднее значение коэффициента относительной летучести вычисляем по формуле:
Полученные расчетом значения коэффициентов относительной летучести для всех компонентов исходной системы сведены в таблицу 2.6.
Таблица 2.6 – Коэффициенты относительной летучести
4 Доля отгона и составы жидкой и паровой фаз сырья при подаче его в колонну
Мольную долю отгона исходного сырья и составы фаз при температуре и давлении рассчитываем аналитическим методом Трегубова по формулам:
Заданное значение удовлетворяет эти равенства. Результаты расчетов сведены в таблицу 2.7.
Таблица 2.7 – Расчет мольной доли отгона исходного сырья
Состав сырья мольн. доли
5 Расчет режима полного орошения
Расчет режима полного орошения состоит в определении количества и составов верхнего и нижнего продуктов колонны на основе заданных условий разделения.
В нашем случае условия разделения заданы содержанием ЭПФ в дистилляте (98 %) и содержанием пропана в остатке (0004) допуская что этан в нем отсутствует чего будет достаточно для того чтобы найти составы верхнего и нижнего продуктов колонны по всем компонентам исходной системы. В проводимых ниже расчетах коэффициенты относительной летучести компонентов берутся при и как средние для всей колонны.
Так как мольная доля ЭПФ в дистилляте то из уравнения материального баланса всей колонны по ЭПФ будем иметь:
Найдем содержание пропана в дистилляте из по уравнения:
По мольным долям и в дистилляте и остатке с помощью уравнения Фенске-Андервуда определяем минимальное число теоретических тарелок:
6 Минимальное орошение
Определение минимального флегмового числа для укрепляющей части колонны будем вести по уравнениям Андервуда методом постепенного приближения зная состав исходного сырья (таблица 2.1) мольную долю отгона (таблица 2.7) и составы верхнего и нижнего продуктов колонны (таблица 2.2).
По уравнению Андервуда:
методом подбора находим параметр беря значения для компонентов системы при средней температуре в колонне Tf = 377 К (таблица 2.6) и значения из таблицы 2.1.
Результаты расчета сведем в таблицу 2.8.
Таблица 2.8 – Расчет орошения
Как видно из таблицы 2.8 при уравнение Андервуда с достаточной точностью удовлетворяется поэтому найденный параметр ниже используем для определения .
Минимальное флегмовое число для укрепляющей части колонны рассчитываем по следующему уравнению Андервуда:
Минимальное паровое число для отгонной части колонны может быть рассчитано аналогично по следующему уравнению Андервуда:
7 Элементы ректификации укрепляющей части колонны при рабочем флегмовом числе
Рабочее флегмовое число по всей высоте концентрационной части колонны принимается постоянным. Принимаем .
Состав паров покидающих любую тарелку рассчитывается по уравнению концентрации:
где нижний индекс обозначает номер тарелки.
Поэтому в нашем случае уравнение концентрации примет вид:
Состав флегмы равновесный парам рассчитывается по уравнению:
Температура на любой теоретической тарелке определяется по константе фазового равновесия эталонного компонента – изобутана. Эта константа рассчитывается по уравнению
Зная и определив среднее давление в укрепляющей части:
Первая тарелка. Состав пара с первой тарелки известен так как он одинаков с составом дистиллята колонны поэтому по следующему уравнению рассчитываем состав равновесной с этим паром флегмы стекающей с первой тарелки:
Вторая тарелка. Состав пара со второй тарелки рассчитываем по уравнению концентраций зная состав встречной флегмы с первой тарелки:
Состав флегмы со второй тарелки находим аналогично тому как искали на первой тарелке. Расчеты для первой и второй тарелок а также для других тарелок укрепляющей части сведены в таблицу 2.9.
Таблица 2.9 – Расчет тарелок укрепляющей части колонны
Первая тарелка сверху Т1 =326 К
Вторая тарелка сверху Т2 = 331 К
Третья тарелка сверху Т3 = 332 К
Четвертая тарелка сверху Т4 = 335 К
Пятая тарелка сверху Т5 = 336 К
Продолжение таблицы 2.9
Шестая тарелка сверху Т6 = 339 К
Седьмая тарелка сверху Т7 = 341 К
Восьмая тарелка сверху Т8 = 345 К
Девятая тарелка сверху Т9 = 349 К
Десятая тарелка сверху Т10 = 355 К
Одиннадцатая тарелка сверху Т11 = 357 К
Двенадцатая тарелка сверху Т12 = 361 К
Тринадцатая тарелка сверху Т13 = 365 К
Четырнадцатая тарелка сверху Т14 = 369 К
Пятнадцатая тарелка сверху Т15 = 370 К
Шестнадцатая тарелка сверху Т16 = 371 К
Семнадцатая тарелка сверху Т17 = 372 К
Восемнадцатая тарелка сверху Т18 = 3725 К
Девятнадцатая тарелка сверху Т19 = 37255 К
Двадцатая тарелка сверху Т20 = 3726 К
Двадцать первая тарелка сверху Т21 = 3727 К
Двадцать вторая тарелка сверху Т22 = 3728 К
Двадцать третья тарелка сверху Т23 = 373 К
Двадцать четвертая тарелка сверху Т24 = 374 К
Двадцать пятая тарелка сверху Т25 = 375 К
Окончание таблицы 2.9
Двадцать шестая тарелка сверху Т26 = 376 К
Двадцать седьмая тарелка сверху Т27 = 377 К
8 Элементы ректификации отгонной части колонны при рабочем паровом числе
Рабочее паровое число определяется по формуле:
Состав флегмы по каждому компоненту находим по уравнению концентраций:
где нижний индекс n обозначает номер тарелки а
В нашем случае уравнение концентраций примет вид:
Состав равновесных флегме паров по каждому компоненту рассчитывается по уравнению:
Температура на любой теоретической тарелке определяется по константе фазового равновесия эталонного компонента – изобутана. Эта константа рассчитывается по уравнению:
Среднее давление в отгонной части:
Кипятильник («нулевая» отгонная тарелка). Состав остатка колонны известен поэтому рассчитываем состав паров равновесных с остатком поступающих из кипятильника на первую отгонную тарелку по уравнению:
Первая тарелка. Состав флегмы с первой тарелки по уравнению концентраций зная состав паров из кипятильника:
Расчеты для первой и второй тарелок а также для других тарелок отгонной части сведены в таблицу 2.10.
Таблица 2.10 – Расчеты тарелок отгонной части колонны
Кипятильник ТR = 407 К
Первая тарелка снизу Т1 = 4035 К
Вторая тарелка снизу Т2 = 403 К
Третья тарелка снизу Т3 = 399 К
Продолжение таблицы 2.10
Четвертая тарелка снизу Т4 = 3985 К
Пятая тарелка снизу Т5 = 3915 К
Шестая тарелка снизу Т6 = 391 К
Седьмая тарелка снизу Т7 = 3905 К
Восьмая тарелка снизу Т8 = 390 К
Девятая тарелка снизу Т9 = 389 К
Десятая тарелка снизу Т10 = 388 К
Одиннадцатая тарелка снизу Т11 = 387 К
Двенадцатая тарелка снизу Т12 = 386 К
Тринадцатая тарелка снизу Т13 = 384 К
Четырнадцатая тарелка снизу Т14 = 383 К
Пятнадцатая тарелка снизу Т15 = 382 К
Шестнадцатая тарелка снизу Т16 = 380 К
Семнадцатая тарелка снизу Т17 = 379 К
Восемнадцатая тарелка снизу Т18 = 378 К
Девятнадцатая тарелка снизу Т19 = 3775 К
Окончание таблицы 2.10
Двадцатая тарелка снизу Т20 = 377 К
9 Питательная секция колонны
Имея в виду что рабочее флегмовое число в концентрационной части а рабочее паровое число в отгонной части получим (в киломолях на 100 кмоль сырья): количество флегмы стекающей с двадцать седьмой концентрационной тарелки:
Количество пара поступающего из питательной секции на эту тарелку:
Количество пара уходящего с двадцатой отгонной тарелки:
Количество флегмы поступающей из питательной секции на двадцатую отгонную тарелку:
Количество паровой фазы сырья:
Количество жидкой фазы сырья:
Составы потоков. Зная состав флегмы стекающей с двадцать седьмой укрепляющей тарелки состав пара уходящего с двадцатой отгонной тарелки и состав паровой фазы сырья можно рассчитать состав пара поступающего из питательной секции на пятую концентрационную тарелку по известным уравнениям:
После подстановки в них значений величин получим:
Расчеты составов по этим уравнениям для каждого компонента сведены в таблице 2.12.
Зная состав пара уходящего с двадцатой отгонной тарелки состав флегмы стекающей со двадцать седьмой концентрационной тарелки и состав жидкой фазы сырья можно рассчитать состав флегмы поступающей из питательной секции на двадцатую отгонную тарелку по уравнениям:
Таблица 2.11 – Расчет питательной части
Таблица 2.12 – Расчет питательной тарелки
10 Количество холодного орошения подаваемого на верх колонны
Количество холодного орошения подаваемого на верх колонны определяется из уравнения теплового баланса ее концентрационной части. Это уравнение запишется так:
где и – количества потоков известные из предыдущих расчетов; – энтальпии соответствующих потоков кДжкмоль.
Для определения энтальпий потоков рассчитаем их средние молекулярные массы:
Пользуясь графиком теплосодержания смесей легких углеводородов по температурам давлениям и молекулярным массам потоков находим энтальпии последних:
Подставляя значения количеств потоков и их энтальпий в уравнение теплового баланса получаем:
Известно что при работе колонны с полным конденсатором-холодильником флегма стекающая с верхней тарелки служит горячим орошением на верху колонны так как температура флегмы . В случае работы колонны с парциальным конденсатором флегма образуется в последнем. Количество горячего орошения на верху колонны определяется по формуле:
альпия паров со второй тарелки; – энтальпия флегмы при .
Как показывают расчеты мало отличается от поэтому можно принять что ; также ввиду близости составов дистиллята и флегмы (таблица 2.9) будем считать что есть энтальпия жидкого дистиллята при .
По тому же уравнению для расчета энтальпий найдем:
Флегмовое число на верху колонны будет равно:
Следовательно флегмовое число возрастает от в низу укрепляющей части до на верху колонны. Так как число теоретических тарелок рассчитывалось при постоянном значении то оно получилось с некоторым превышением обеспечивающим известный резерв разделительной способности колонны.
11 Тепловая нагрузка кипятильника колонны и количество парового орошения в низу ее отгонной части
Тепловая нагрузка кипятильника колонны определяют из уравнения теплового баланса ее отгонной части:
где – энтальпии соответствующих потоков кДжкмоль.
Для определения энтальпий и потоков рассчитываем их средние молекулярные массы:
По графику теплосодержания смесей легких углеводородов находим:
Подставляя значения величин входящих в уравнение теплового баланса получаем:
Для определения количества парового орошения идущего из кипятильника под нижнюю (первую) отгонную тарелку необходимо написать уравнение теплового баланса кипятильника:
где и – энтальпии соответственно флегмы стекающей с нижней отгонной тарелки в кипятильник и пара поступающего из кипятильника на эту тарелку.
Температуры потоков флегмы и паров найдены раньше (таблица 2.10).
Находим средние молекулярные массы этих двух потоков:
По номограмме теплосодержаний находим:
Раньше было найдено количество парового орошения на верху отгонной части кмоль на 100 кмоль сырья. Как видно количество паров с низу отгонной части возрастает. Тем не менее рассчитывая выше число теоретических тарелок в отгонной части при постоянном паровом числе мы получили его с запасом который обеспечивает некоторый резерв разделительной способности колонны.
12 Основные размеры колонны
12.1 Диаметр колонны
Внутренний диаметр колонны определяется по формуле:
где – наибольший секундный объем паров проходящих через сечение колонны м3с; – допустимая скорость паров в полном (свободном) сечении колонны мс.
Определим . Из предыдущих расчетов известны количества паров в следующих сечениях колонны:
На верху (под верхней укрепляющей тарелкой):
Под нижней укрепляющей тарелкой:
Под верхней отгонной тарелкой:
В низу колонны (под нижней отгонной тарелкой):
Как видно из этих данных наиболее нагруженным по парам является верхнее сечение колонны. Найдем объем паров на верху колонны (под верхней укрепляющей тарелкой) по формуле:
Здесь – часовое количество паров на верху колонны равное:
где – производительность колонны по сырью кгч; – средняя молекулярная масса паров сырья.
При определении объема паров ввиду повышенного давления введен коэффициент сжимаемости Z.
Согласно таблице 2.9 пары на верху колонны практически полностью состоят из этана и пропана. Поэтому коэффициент сжимаемости для них можно найти как для паров только этих двух компонентов. Найдем критическую температуру и критическое давление по правилу аддитивности:
Приведенная температура смеси:
Приведенное давление смеси:
По справочным данным находим: . Тогда:
Плотность паров и жидкости при температуре верха колонны равна:
Определим диаметр колонны.
Для колонны принимаем клапанные тарелки с расстоянием между тарелками hт = 600 мм.
Коэффициент С’ определяется из справочной литературы:
Допустимая скорость паров в верхнем сечении колонны определяется по формуле:
Линейная скорость паров определяется так:
Диаметр колонны равен:
Согласно ряду стандартных значений стальных колонн принимается диаметр верхней части колонны Dв = 40 м.
Определим диаметр колонны по ее нижнему сечению. Таким же образом рассчитаем объем паров для нижнего сечения колонны (под нижней отгонной тарелкой).
Зная состав пара поступающего на нижнюю отгонную тарелку и критические параметры чистых компонентов найдем критические параметры по правилу аддитивности:
По графику находим: . Тогда:
Плотность паров и жидкости при температуре низа колонны равна:
Согласно ряду стандартных значений стальных колонн принимается диаметр нижней части колонны Dн = 50 м.
Основываясь на литературных данных принимаем средний к.п.д. клапанной тарелки .
Рабочая высота колонны равна:
где h1 – высота аппарата над верхней укрепляющей тарелкой м; h2 – высота занятая укрепляющими рабочими тарелками м; h3 – высота секции питания м; h4 – высота отгонной части м; h5 – высота кубовой части аппарата м.
Так как диаметр колонны больше 24 м то а Высота секции питания берется из расчета расстояния между тремя-четырьмя тарелками. Примем это расстояние в четыре тарелки тогда:
Высота колонны занятая рабочими тарелками рассчитывается по формулам:
где Nrp – число рабочих тарелок в укрепляющей части колонны; Nsp – число рабочих тарелок в отгонной части колонны.
Общее число тарелок в аппарате равно:
Рабочая высота колонны составляет:
12.3 Диаметр штуцеров
Диаметр штуцера зависит от допустимой скорости потока и определяется как и диаметр колонны из уравнения объемного расхода:
где – объёмный расход потока через штуцер м3с;
Величина допустимой скорости принимается в зависимости от назначения штуцера и фазового состояния потока (мс).
Ввод сырья в колонну:
где объемный расход сырья через штуцер:
Примем к установке стандартный штуцер Dу = 600 мм.
где секундный объем паров наверху колонны; = 40 мс.
Примем к установке стандартный штуцер Dу = 350 мм.
где R = 375574 кгс массовый расход остатка через штуцер; абсолютная плотность остатка при температуре низа колонны; Wдоп = 10 мс.
Примем к установке стандартный штуцер Dу = 50 мм.
где D = 204426 кгч; = 57131 кгм3 – абсолютная плотность дистиллята при температуре верха колонны; Wдоп = 10 мс.
Ввод тепла в низ колонны:
где секундный объем паров в низу колонны;
13 Гидравлическое сопротивление тарелки
Общее гидравлическое сопротивление тарелки (Па) определяется как сумма трех составляющих:
ΔPтар= ΔPсух+ ΔPж+ ΔP
где ΔPсух – гидравлическое сопротивление сухой тарелки обусловленное потерями на трение и местными сопротивлениями при движении паров в отверстиях и каналах сухой тарелки Па; ΔPж – гидравлическое сопротивление слоя жидкости на тарелке Па; ΔP – гидравлическое сопротивление связанное с преодолением сил поверхностного натяжения на границе жидкость-пар при выходе пара из отверстий тарелки в слой жидкости Па.
Численное значение ΔP обычно значительно меньше суммы двух дру-
поэтому в технических расчетах величиной ΔP можно пренебречь.
Сопротивление сухой тарелки (Па) определяется по уравнению:
где = 48 – коэффициент местного сопротивления клапанной тарелки; wn – скорость паров в свободном сечении тарелки мс; ρг – плотность паров в рассчитываемом сечении колонны кгм3.
Скорость паров (мс) определяется из уравнения расхода:
где – объёмный расход паров м3с; – площадь отверстий в тарелке для свободного прохода паров м2. Значение этой величины зависит от диаметра колонны и конструкции тарелки.
Площадь отверстий для прохода паров при диаметре колонны 5000 мм φо = 01428 составит:
В верхней части колонны при расходе паров скорость паров в каналах сухой тарелки:
В нижней части колонны при расходе паров скорость паров в каналах сухой тарелки:
Гидравлическое сопротивление сухой тарелки в верхней части колонны
при плотности паров
Гидравлическое сопротивление сухой тарелки в нижней части колонны при плотности паров
Гидравлическое сопротивление слоя жидкости (Па) на тарелке можно определить по формуле:
ΔPж = Кa ρж g (hпер+hподп)
где Кa – коэффициент аэрации принимается в пределах Ка = 05 066; ρж – плотность жидкости в данном сечении колонны кгм3; hпер – высота сливной перегородки м; hподп – высота подпора жидкости над сливом м.
Для тарелок со сливными перегородками должно выполняться условие:
hпер + hподп ≥ 004 м
В случае отсутствия подпора жидкости (hподп = 0) высота hпер = 004 м.
Высота подпора жидкости (м) над сливом определяется по формуле:
где К – поправочный коэффициент учитывающий влияние стенок колонны
на работу сливного кармана принимается К = 101 102; LV – нагрузка тарелки по жидкости на единицу длины слива сливной перегородки м3(м·ч).
Объемный расход флегмы стекающей с тарелок в верхней части колонны:
где = 57131 – плотность флегмы при температуре верха колонны.
где – объёмный расход флегмы в данном сечении колонны м3ч; n – количество потоков на тарелке; – относительная длина слива обычно нахо-
дится в пределах = 065 075.
Количество флегмы стекающей с тарелок в нижней части колонны:
Абсолютная плотность флегмы при этой температуре 59275 кгм3.
Общее гидравлическое сопротивление тарелки в верхней части колонны:
Для нижней части колонны:
Данная колонна является ступенью в схеме разделения широкой фракции легких углеводородов с целью получения индивидуальных углеводородов (пропана бутана пентана и других) и широкого ряда продукции при дальнейшей переработке полученных индивидуальных углеводородов. Выделяемая из ШФЛУ смесь этана и пропана может быть использована в качестве сырья нефтехимического синтеза.
В результате расчетов для ректификационной колонны мощностью 459 тонн в час по сырью были получены такие характеристики как температура верха колонны 53°С температура низа колонны 134°С температура сырья при вводе в колонну 104°С число тарелок 47 диаметр верха колонны 5 м диаметр низа колонны 6 м рабочая высота колонны 453 м.
СПИСОК ИСПОЛЬЗОВАННЫХ ИСТОЧНИКОВ
Кузнецов А.А. Расчеты процессов и аппаратов нефтеперерабатывающей промышленности А. А. Кузнецов С.М. Кегерьманов Е.Н. Судаков. – Ленинград: Химия 1974. – 344 с. – Текст : непосредственный.
Савченков А. Л. Технологический расчёт ректификационной колонны: учебное пособие А.Л. Савченков. – Тюмень: ТюмГНГУ 2012. – 62 с. – Текст : непосредственный.
Беев Э. А. Расчет ректификационной колонны: учебное пособие Э.А. Беев. – Тюмень: ТюмГНГУ 2006. – 32 с. – Текст : непосредственный.
Варгафтик Н. Б. Справочник по теплофизическим свойствам газов и жидкостей: справочник Н. Б. Варгафтик – 2-е издание дополненное и переработанное – Москва: Наука 1972. – 721 с. – Текст : непосредственный.
Пат. 176511U1 Российская Федерация B01D 320. Барботажная тарелка : № 2017138882 ; заявл. 08.11.2017 : опубл. 22.01.2018 Малыхин Н.В. ; патентообладатель Малыхин Никита Вячеславович. – Текст : непосредственный.
Татевский В.М. Физико-химические свойства индивидуальных углеводородов В.М. Татевский – Москва: «Гостоптехиздат» 1960. – 412 с. – Текст:

Чертеж колонны ГФУ.cdw

Техническая характеристика
Аппарат предназначен для выделения изобутан-бутановой фракции
Температура верха 51°С
Общее число тарелок в аппарате 68
Среда в аппарате токсичная
*Размеры для справок
Тарелка двухпоточная
Перечень составных частей