Установка первичной переработки нефти (АВТ) мощностью 6 млн.т/год

2677375,680,0001=267,73 т/год.

Количество вакуумного дизельного топлива (часть фракции 240-360^оС) - 2,5156 % масс. на нефть.

При расчёте материального баланса К-5 принято, что в гудроне

(> 555 °C) остаётся 9 % мас. (на гудрон) фр. 450 - 555 °C.

Выход гудрона на нефть составил:

13,2*1,09 = 14,388 %,

где 13,2 - потенциальное содержание гудрона в нефти, % масс.

В соответствии с этим выход фракций 450-555⁰С равен:

13,98 - 1,188= 12,792 % на нефть,

где 13,98 - потенциальное содержание фракций 450-555 ⁰С в нефти, % масс.

Потенциальное содержание фракций берём из табл.2.4

Потенциальное содержание вакуумного газойля на нефть:

% масс = 44,62-(0,0044+10,32+4,6+6,661+6,131+14,388)=2,5156%

фракции 360 - 420 °C на мазут будет: 10,32/0,4462=23,12% масс,

фракции 420 - 450 °C на мазут будет: 4,6/0,4462=10,31 % масс,

фракции 450 - 500 °C на мазут будет: 6,661 /0,4462= 14,928% масс,

фракции 500 - 555 °C на мазут будет: 6,131 /0,4462= 13,74% масс.

гудрона(>555°C ) на мазут будет: 14,388/0,4462=32,24% масс

Производительность вакуумной колонны по газам разложения в год:

2677375,68·0,0001=267,73 т/год



Производительность вакуумной колонны по вакуумному газойлю(240-360°C) в год:

2677375,68·0,05652= 151325,28т/год

Производительность вакуумной колонны по фракции 360-420°C в год:

2677375,68·0,2312=619009,25 т/год

Производительность вакуумной колонны по фракции 420-450°C в год:

2677375,68·0,1031=276037,44 т/год

Производительность вакуумной колонны по фракции 450-500°C в год:

2677375,68·0,14928= 399678,64 т/год

Производительность вакуумной колонны по фракции 500-555°C в год:

2677375,68 ·0,1374=367871,42 т/год

Производительность вакуумной колонны по гудрону в год:

2677375,68 ·0,3224=863185,92 т/год

Производительность вакуумной колонны по газам разложения в час:

328,10972 ·0,0001= 0,03282т/час

Производительность вакуумной колонны по вакуумному газойлю(240-360°C) в час:

328,10972·0,05652=18,54477 т/час

Производительность вакуумной колонны по фракции 360-420°C в час:

328,10972 ·0,2312=75,85896 т/час

Производительность вакуумной колонны по фракции 420-450°C в час:

328,10972·0,1031=33,82811 т/час

Производительность вакуумной колонны по фракции 450-500°C в час:

328,10972·0,14298=48,98022 т/час

Производительность вакуумной колонны по фракции 500-555°C в час:

328,10972 ·0,1374=45,08227т/час

Производительность вакуумной колонны по гудрону в час:

328,10972·0,3224=105,78257т/

Таблица 5.5 - Материальный баланс вакуумной колонны К-5

Продукты	% мас., на сырье	% мас., на нефть	т/год	т/ч
Взято: мазут (>360 0С)	100,00	44,62	2677375,68	328,10972
Получено: Газы разложения Вакуумный газойль (240-3600С) фракция 360-420 0С фракция 420-450 0С фракция 450-500 0С фракция 500-555 0С гудрон (>555 0С)	0,01 5,652 23,12 10,31 14,928 13,74 32,24	0,0044 2,5156 10,32 4,6 6,661 6,131 14,388	267,73 151325,28 619009,25 276037,44 399678,64 367871,42 863185,92	0,03282 18,54477 75,85896 33,82811 48,98022 45,08227 105,78257
Итого:	100	44,62	2677375,68	328,10972

5.6 Материальный баланс установки АВТ

Таблица 5.6 - Материальный баланс установки АВТ

Продукты	% мас. на нефть	т/г	т/ч
Взято: нефть обезвоженная и обессоленная	100,00	4600000	555,556
Получено: сухой газ рефлюкс н.к.-850С 85-1400С 140-180 180-3600С газы разложения Вакуумный газойль (240-360 0С) фракция 360-420 0С фракция 420-450 0С фракция 450-500 0С фракция 500-530 0С >5300С	0,1536 2,1064 7,5 13,1 9,35 31,98 0,0036 1,8864 9,06 3,8 6,3889 4,079 10,5621	6963,75 96751,72 345034,7 602180,367 430719,063 1471127,2 164,7 86808,7 417076,9 174935,1 294194 187783,5 486260,3	0,841 11,685 41,67 72,727 52,02 177,673 0,019 10,484 50,372 21,128 35,53 22,679 58,728
Итого:	100,00	4600000	555,556



6. РАСЧЕТ ДОЛИ ОТГОНА СЫРЬЯ НА ВХОДЕ В СТАБИЛИЗАЦИОННУЮ КОЛОННУ (ЭВМ)

При расчете доли отгона сырья на входе в колонну необходимо выбрать температуру, при которой доля отгона сырья больше суммарной доли всех получаемых дистиллятных фракций, т.к. это позволит уменьшить количество тепла, подводимого в колонну с горячей струей.

Исходные данные для расчета взяты на основании потенциального содержания компонентов в нефти (табл. 1.2).

Таблица 6.1 - Состав смеси на входе в стабилизационную колону

Номер компонента	Компоненты, фракции	Массовая доля компонента в нефти, xi	Количество компонента в нефти, кг/ч	Мас. доля компонента в бензине
1	СН4	0,00571824	1761	0,0112
2	С2Н6	0,00164472	893	0,0057
3	С3	0,00109164	726,68	0,0046
4	С4	0,0047454	3420,26	0,0218
5	28-62оС	0,018	13235,3	0,0844
6	62-85	0,012	8823,52	0,0563
7	85-105оС	0,036	26470,584	0,1689
8	105-140оС	0,053	38970,582	0,2485
9	140-180 оС	0,085	62499,99	0,3986
итого		0,2172	156800,916	1,00000

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

где е - массовая доля отгона сырья;

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



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

Результаты расчета представлены в таблицах 6.2-6.5.

Иcxoдныe дaнныe

Bвeдитe cвoю фaмилию

Pacxoд нeфти или фpaкции (Kг/чac) G= 156800.916

Pacxoд вoдянoгo пapa (Kг/чac) Gb=0

Плoтнocть ocтaткa (Kг/M^3) P19=745.2

Дaвлeниe пpи oднoкpaктнoм иcпapeнии (KПa) P= 1000

Teмпepaтуpa oднoкpaтнoгo иcпapeния (гpaд C) T= 120

Peзультaты pacчeтa:

Maccoвaя дoля oтгoнa пapoв e1= 4.558971896767616E-002

Moльнaя дoля oтгoнa пapoв e= 9.795001149177551E-002

Moлeкуляpнaя мacca иcxoднoй cмecи Mi= 96.66280364990234

Moлeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml= 102.273551940918

Moлeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 44.9906005859375

Taблицa 6.2 Cocтaв жидкoй фaзы

¦кoмпoнeнты¦ мoльн.дoли ¦ мacc.дoли ¦ Kмoль/чac ¦ Kг/чac ¦

¦ Meтaн ¦ 0.0238964 ¦ 0.0037384 ¦ 34.9665 ¦ 559.4646 ¦

¦ Этaн ¦ 0.0099779 ¦ 0.0029268 ¦ 14.6003 ¦ 438.0078 ¦

¦ Пpoпaн ¦ 0.0072577 ¦ 0.0030515 ¦ 10.6199 ¦ 456.6575 ¦

¦ Бутaн ¦ 0.0314740 ¦ 0.0175414 ¦ 46.0545 ¦ 2625.1072 ¦

¦ 28-62 ¦ 0.1068010 ¦ 0.0787939 ¦ 156.2772 ¦ 11791.7002¦

¦ 62-85 ¦ 0.0658856 ¦ 0.0552410 ¦ 96.4074 ¦ 8266.9463 ¦

¦ 85-105 ¦ 0.1832844 ¦ 0.1698082 ¦ 268.1920 ¦ 25412.2031 ¦

¦ 105-140 ¦ 0.2416509 ¦ 0.2547553 ¦ 353.5972 ¦ 38124.7383 ¦

¦ 140-180 ¦ 0.3297722 ¦ 0.4141436 ¦ 482.5412 ¦ 61977.5859 ¦

¦ CУMMA ¦ 1.0000 ¦ 1.0000 ¦ 1463.2562 ¦ 149652.4063 ¦

Taблицa 6.3 Cocтaв пapoвoй фaзы

¦кoмпoнeнты¦ мoльн.дoли ¦ мacc.дoли ¦ Kмoль/чac ¦ Kг/чac ¦

¦ Meтaн ¦ 0.4707319 ¦ 0.1674063 ¦ 74.7941 ¦ 1196.7057 ¦

¦ Этaн ¦ 0.0956134 ¦ 0.0637556 ¦ 15.1919 ¦ 455.7574 ¦

¦ Пpoпaн ¦ 0.0387322 ¦ 0.0370185 ¦ 6.1541 ¦ 264.6268 ¦

¦ Бутaн ¦ 0.0875767 ¦ 0.1109536 ¦ 13.9150 ¦ 793.1530 ¦

¦ 28-62 ¦ 0.1203040 ¦ 0.2017619 ¦ 19.1150 ¦ 1442.2970 ¦

¦ 62-85 ¦ 0.0411711 ¦ 0.0784703 ¦ 6.5416 ¦ 560.9460 ¦

¦ 85-105 ¦ 0.0711690 ¦ 0.1498875 ¦ 11.3080 ¦ 1071.4723 ¦

¦ 105-140 ¦ 0.0490498 ¦ 0.1175476 ¦ 7.7935 ¦ 840.2903 ¦

¦ 140-180 ¦ 0.0256404 ¦ 0.0731987 ¦ 4.0740 ¦ 523.2618 ¦

¦ CУMMA ¦ 1.0000 ¦ 1.0000 ¦ 158.8871 ¦ 7148.5098 ¦

Taблицa 6.5 Иcxoднaя cмecь

¦кoмпoнeнты¦ мoльн.дoли ¦ мacc.дoли ¦ Kмoль/чac ¦ Kг/чac ¦

¦ Meтaн ¦ 0.0676640 ¦ 0.0112000 ¦ 109.7606 ¦ 1756.1703 ¦

¦ Этaн ¦ 0.0183659 ¦ 0.0057000 ¦ 29.7922 ¦ 893.7653 ¦

¦ Пpoпaн ¦ 0.0103407 ¦ 0.0046000 ¦ 16.7741 ¦ 721.2842 ¦

¦ Бутaн ¦ 0.0369693 ¦ 0.0218000 ¦ 59.9695 ¦ 3418.2600 ¦

¦ 28-62 ¦ 0.1081237 ¦ 0.0844000 ¦ 175.3922 ¦ 13233.9971 ¦

¦ 62-85 ¦ 0.0634648 ¦ 0.0563000 ¦ 102.9491 ¦ 8827.8916 ¦

¦ 85-105 ¦ 0.1723029 ¦ 0.1689000 ¦ 279.5000 ¦ 26483.6758 ¦

¦ 105-140 ¦ 0.2227859 ¦ 0.2485000 ¦ 361.3907 ¦ 38965.0313 ¦

¦ 140-180 ¦ 0.2999828 ¦ 0.3986000 ¦ 486.6151 ¦ 62500.8477 ¦

¦ CУMMA ¦ 1.000 ¦ 1.000 ¦ 1622.1434 ¦ 156800.9219 ¦

Taблицa 6.6 Moлeкуляpныe мaccы, дaвлeния нacыщeныx пapoв и кoнcтaнт paвнoвecия кoмпoнeнтoв

¦кoмпoнeнты¦ мoлeк. мacca ¦ Pi , KПa ¦ Ki ¦

¦Meтaн ¦ 16.0000 ¦ 1.969885E+04 ¦ 1.969885E+01 ¦

¦Этaн ¦ 30.0000 ¦ 9.582482E+03 ¦ 9.582482E+00 ¦

¦ Пpoпaн ¦ 43.0000 ¦ 5.336659E+03 ¦ 5.336659E+00 ¦

¦ Бутaн ¦ 57.0000 ¦ 2.782505E+03 ¦ 2.782505E+00 ¦

¦ 28-62 ¦ 75.4538 ¦ 1.126430E+03 ¦ 1.126430E+00 ¦

¦ 62-85 ¦ 85.7501 ¦ 6.248878E+02 ¦ 6.248878E-01 ¦

¦ 85-105 ¦ 94.7538 ¦ 3.882976E+02 ¦ 3.882976E-01 ¦

¦ 105-140 ¦ 107.8197 ¦ 2.029779E+02 ¦ 2.029779E-01 ¦

¦ 140-180 ¦ 128.4400 ¦ 7.775179E+01 ¦ 7.775179E-02 ¦



7. ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ КОЛОННЫ

7.1 Разработка схемы работы колонны и выбор исходных данных для расчета

Блок стабилизации бензина предназначен для отделения газа из бензина путем ректификации в колонне К-4.

Колонна К-4 имеет 34 клапанных тарелок с круглыми клапанами. Верхняя часть колонны имеет 22 тарелок, нижняя часть - широкая и имеет 12 тарелок. Перепад давления на одной тарелке принимают 0,8 кПа.

Колонна служит для стабилизации бензина отделения от бензина газовой головки (С₁-С₄). Узкая верхняя часть колонны способствует улучшению отделения газа от бензина за счет увеличения скорости и уменьшения давления в этой части.

Сверху температура колонны регулируется острым испаряющимся орошением, кратность которого по отношению к количеству выводимой фракции принимают из практических данных [15] равной 2:1, а снизу - подачей «горячей струи», которая организуется за счет нагрева в рибойлере. Пары, выходящие сверху колонны и состоящие из смеси углеводородных газов, попадают в холодильник, где охлаждаются до температуры 40^оС и конденсируются. Далее они поступают в емкость орошения колонны, из которой часть продукта отбирается и направляется для дальнейшего разделения на газофракционирующую установку, а часть подается в виде орошения обратно в колонну.

Часть стабильного бензина из куба колонны будет направляться в рибойлер для поддержания температурного режима, а остальной бензин будет направляться в колонну четкой ректификации К-6.



7.2 Материальный баланс стабилизационной колонны К-4

Таблица 7.2 - Материальный баланс стабилизационной колонны К-4

Продукты	% мас., на сырье	% мас., на нефть	т/год	т/ч
Взято: бензин из К-1 (газ+ н.к.-1400С) бензин из К-2 (85-1800С)	36,05 63,95	7,8 13,84	468118,56 830185,44	55,036276 101,76464
Итого:	100,00	21,64	1298304	156,800
Получено: сухой газ(С1-С2) рефлюкс (С3-С4) н.к.-180 0С	1,69 2,64 95,67	0,736296 0,583704 20,4	44171,21 34920 1223894,23	2,654 4,147 149,999
Итого:	100,00	21,64	1298304	156,800

7.3 Определение температуры верха колонны

Вверху колонны давление определяется с учетом гидравлического сопротивления тарелок.

р= рвх - 22?0,8 = 1000 - 22?0,8 = 982,4 кПа,

где рвх=1000 кПа - давление на входе в стабилизационную колонну.

Расход вверху колонны равен: кг/час.

Температура вверху стабилизационной колонны определяется по уравнению изотермы парового состояния:

- константа фазового равновесия i-компонента.

Константы фазового равновесия для компонентов найдены по уравнению:

,

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

- общее давление вверху колонны, кПа.

Давление насыщенных паров находим с помощью формулы Антуана:

Где Р-давление насыщенного пара, кПа;

А, В, -константы формулы Антуана, индивидуальны для каждого углеводорода (10);

t-температура, .

Таблица 7.3.1 Константы формулы Антуана

компонент	А	В	С
метан	5,68923	380,224	264,804
этан	6,81882	661,08	256,504
пропан	5,95547	813,864	248,116
бутан	6,00525	968,098	242,555
изобутан	5,95318	916,054	243,783

Таблица 7.3.2 - Состав верхнего продукта колонны К-4

Компонент	Массовая доля в нефти	Содержание в нефти, кг/час	Массовая доля компонента в смеси, yi	Молярная масса компонента Мi, кг/кмоль	yi/Мi	Мольная доля компонента в смеси, yi'
метан	0,00571824	1761	0,2589	16	0,01618	0,511
этан	0,00164472	893	0,1314	30	0,00438	0,138
пропан	0,00109164	726,68	0,1069	44	0,00243	0,077
и-бутан	0,00266376	1924,64	0,28299	58	0,00488	0,155
н-бутан	0,00208164	1495,6	0,2199	58	0,00379	0,119
итого	0,0132	6800,92	1,0000		0,03166	1,00000

Таблица 7.3.3- Расчет температуры вверху колонны К-4

Компонент	Мольная доля компонента, yi'	Давление насыщенных паров Рнi, кПа	Константа фазового равновесия ki	yi'/ ki
метан	0,511	26784	20,88	0,0244
этан	0,138	36589	28,53	0,0046
пропан	0,077	1249	0,9739	0,079
и-бутан	0,155	344,58	0,268	0,5778
н-бутан	0,119	485	0,378	0,314
Итого	1,00000			0,9998

При давлении вверху колонны 982,4 кПа, получили температуру вверху колонны 36,6?С. Расчет представлен в таблице 7.3.3.

7.4 Расчет температуры внизу колонны К-4

Температура внизу колонны определяется по уравнению изотермы жидкой фазы:

где - константа фазового равновесия i-компонента в остатке колонны при температуре внизу колонны;

- мольная доля i-компонента в остатке.

Константы фазового равновесия для компонентов найдены по уравнению:



,

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

- общее давление вверху колонны, кПа.

Давление насыщенных паров компонентов найдены по формуле Ашворта:

Для фракции 28-62?С

Для фракции 62-85?С

Для фракции 85-105?С

Для фракции 105-140?С



Для фракции 140-180?С

Таблица 7.4.1 - Состав смеси внизу колонны К-4

Компонент	Массовая доля в нефти	Содержание в нефти, кг/час	Массовая доля компонента в смеси, хi	Молярная масса компонента Мi, кг/кмоль	xi/Мi	Мольная доля компонента в смеси, xi'
28-62 ?С	0,018	13235,3	0,0882	75,45	0,00116	0,125
62-85 ?С	0,012	8823,52	0,0589	85,75	0,00068	0,072
85-105?С	0,036	26470,584	0,1764	94,7538	0,0018	0,199
105-140?С	0,053	38970,582	0,2598	107,8197	0,00241	0,258
140-180?С	0,085	62499,99	0,4167	128,44	0,003244	0,346
Итого	0,204	149999,976	1,000000		0,00935	1,00000

Таблица 7.4.2 - Расчет температуры внизу колонны К-4

Компонент	Мольная доля компонента, хi'	Давление насыщенных паров Рнi, кПа	Константа фазового равновесия ki	ki*хi'
28-62 ?С	0,125	1509	1,494	0,1868
62-85 ?С	0,072	1325	1,312	0,095
85-105?С	0,199	1178	1,166	0,2322
105-140?С	0,258	976	0,966	0,2495
140-180?С	0,346	677,6	0,671	0,2322
Итого	1,00000			0,9957

При давлении внизу колонны 1009,4 кПа, получили температуру внизу колонны 234?С. Расчет представлен в таблице 7.4.2

7.5 Расчёт теплового баланса колонны

Общее уравнение теплового баланса К-6:

где - тепло, вносимое в колонну с сырьем, кВт;

- тепло, вносимое в колонну с острым орошением, кВт;

_. - тепло, вносимое в колонну с горячей струей, кВт;

_.- тепло, выходящее из колонны с кубовым продуктом, кВт;

- тепло, выходящее из колонны с дистиллятом, кВт.

Энтальпии продуктов при температуре Т рассчитываются по формулам:

- энтальпия паровой фазы по уравнению Итона, кДж/кг:

- энтальпия жидкой фазы по уравнению Крэга, кДж/кг:

Относительная плотность нефтепродукта рассчитывается по формуле Крэга, исходя из молярной массы продукта:



Расчет количества тепла, вносимого с сырьем Q_с:

Исходные данные:

1) Температура сырья на входе в колонну t=120?С (Т=393 К).

2) Массовый расход сырья G_с = 156800 кг/час.

3) Массовая доля отгона сырья на входе в колонну е= 0,0455.

4) Молярная масса паровой фазы М_п=44,71 кг/кмоль.

5) Молярная масса жидкой фазы М_ж=102,27 кг/кмоль.

6) Давление на входе в колонну Р_с=1000 кПа.

Относительная плотность паровой фазы:

Энтальпия паровой фазы:

Относительная плотность жидкой фазы:

Энтальпия жидкой фазы:

Расчет количества тепла, вносимого с острым орошением

Исходные данные:

1) Температура орошения t=25?С (Т=298 К).

2) Массовый расход дистиллята G_д= 6801кг/час (табл. 7.1.1).

3) Кратность орошения R=4.

4) Молярная масса орошения М_ж= 45,16 кг/кмоль(выполнен с применением ЭВМ по программе “Оil”).

Относительная плотность жидкой фазы:

Энтальпия жидкой фазы:

Количество тепла, вносимого в колонну с орошением при температуре t=25?С рассчитывается по формуле:

Расчет количества тепла, выносимого из колонны К-6 с кубовым продуктом

Исходные данные:

1) Температура внизу колонны t=234?С (Т=507 К).

2) Расход кубового продукта G_к.п.= 149999 кг/час (табл.7.1.3.)

3) Молярная масса кубового продукта М_ж=107,7 кг/кмоль (выполнен с применением ЭВМ по программе “Оil”).

Относительная плотность жидкой фазы:

Энтальпия жидкой фазы:

Количество тепла, выносимого из колонны с кубовым продуктом при температуре t=234?С рассчитывается по формуле:

Расчет количества тепла, выносимого из колонны с дистиллятом

Исходные данные:

1. Температура верха колонны К-4 t=36,6?С (Т=309,6 К).

2. Массовый расход дистиллята G_д= 6801 кг/час (табл.7.1.1.)

3. Молярная масса дистиллята М=45,16 кг/кмоль

Относительная плотность паровой фазы:

Энтальпия паровой фазы:

Количество тепла, выносимого из колонны с дистиллятом при температуре t=36,6?С рассчитывается по формуле:

Тепловой баланс колонны стабилизации бензина представлен в таблице 7.2.11.

Таблица 7.2.11 - Тепловой баланс колонны К-4

Продукт	Температура t, ?С	Массовый расход G, кг/с	Энтальпия Н, кДж/кг	Количество теплоты Q, кВт
Приход
Сырье: - паровая фаза - жидкая фаза Острое орошение	120 120 25	1,98 41,57 5,67	642,67 268,35 60,31	1156,32 341,89
Итого				2110,21
Расход
Кубовый продукт Пары дистиллята	234 36,6	41,66 7,56	572 482,89	13833 3649,01
Итого				17482,01

По данным таблицы 7.2.11, дефицит тепла в колонне:

Таким образом, недостаток тепла должен компенсироваться горячей струей, расход которой определяется по формуле:

где _. - энтальпия горячей струи, кДж/кг;

- энтальпия кубового продукта, кДж/кг.

Энтальпия горячей струи:

_.

Расход горячей струи:

7.6 Расчет диаметра колонны К-4

Для расчёта диаметра ректификационной колонны необходимо определить объёмный расход паров в тех сечениях где они образуются : это место ввода сырья, место ввода горячей струи , вывод дистиллята.

Объёмный расход паров:

где - температура системы, °C;

- общее давление в системе, кПа;

- расход компонента, кг/ч;

- молярная масса компонента, кг/кмоль.

При расчёте диаметра выбираем максимальный объёмный расход паров

Таблица 7.3.1 - Исходные данные для расчета объемного расхода паров.

Сечение	Температура Т, К	Давление Р, кПа	Расход паров ?Gi, кг/ч	Молярная масса паров ?Мi, кг/кмоль
Ввод сырья	393	1000	7134,4	44,71
Ввод горячей струи	533	1009,6	171036	107,7
Вывод дистиллята	309,6	982,6	27200	45,16

Ввод сырья в колонну К-4:

Ввод горячей струи в колонну К-4:

Вывод дистиллята из колонны К-4:

По расчёту видно максимальное значение объёмного расхода паров в области ввода горячей струи. В связи с этим диаметр колонны рассчитывается для этого сечения.

Допустимую линейную скорость (, м/с) паров вычисляют:

где C - коэффициент, зависящий от расстояния между тарелками, типа тарелок и условий ректификации при расстоянии между тарелками 0,45 м = 820[ рис.1.24,7].

_ж, _п - плотность жидкой и паровой фаз, кг/м³

Относительная плотность жидкой фазы в сечении ввода горячей струи:

Относительная плотность жидкой фазы в сечении ввода горячей струи:

Относительная плотность при 260?С равна:

Абсолютная плотность жидкой фазы составляет .

Плотность паровой фазы определяется по формуле:

где М - молярная масса паровой фазы, кг/кмоль;

Т - температура паровой фазы, К;

Р - давление в системе, кПа.



По уравнению допустимая линейная скорость паров равна:

Диаметр колонны (D, м) определяют по упрощённой формуле:

Принимаем общий диаметр колонны равным

Посчитаем еще диаметр колонны в месте вывода дистиллята:

Относительная плотность жидкой фазы в сечении вывода дистиллята:

Относительная плотность жидкой фазы в сечении вывода дистиллята:

Относительная плотность при 36,6?С равна:

Абсолютная плотность жидкой фазы составляет .

Плотность паровой фазы определяется по формуле:

где М - молярная масса паровой фазы, кг/кмоль;

Т - температура паровой фазы, К;

Р - давление в системе, кПа.

По уравнению допустимая линейная скорость паров равна:

Диаметр колонны (D, м) определяют по упрощённой формуле:

Принимаем диаметр после 10тарелки равным 1,4 м



7.7 Расчет высоты колонны

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

Высоту колонны определяем по формуле [13]:

(рис.7.4.1)

где высоту h₁ - принимаем равной 0,5D

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

h₃ - высота эвапорационного пространства принимаем равной 3 расстояниям между тарелками:

h₄ - высота тарельчатой части низа колонны и определяем ее аналогично высоте h₂:

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

h₆ - высота слоя жидкости в нижней части колонны рассчитывают по ее 10-минутному запасу, необходимому для обеспечения нормальной работы насоса:

h₇ - высота юбки. По практическим данным принимаем равной 4м.

где - высоту слоя жидкости в нижней части колонны рассчитывают по её 10-минутному запасу, необходимому для обеспечения нормальной работы насоса.

- площадь поперечного сечения низа колонны, м²,

h₇ - высота юбки.

По практическим данным принимаем равной 4м.



Рис.7.4.1-Колонна К-4



8. РАСЧЕТ КОЭФФИЦИЕНТА ТЕПЛОПЕРЕДАЧИ В ТЕПЛООБМЕННИКЕ «НЕФТЬ-ДТ»

Произведём расчёт коэффициента теплопередачи теплообменника Т-305 с помощью программы “Ktepper”. Для этого на основании количества и свойств нефти и ДТ подготовим исходные данные для расчёта. Характеристику ДТ принимаем по таблице 2.3.

Расход теплоносителей:

Расход ДТ:

Схема теплообмена в теплообменнике Т-305:

164°С X °C нефть

210°С 290°С ДТ(фр.230-360°C)

Температура нефти на выходе определяется из теплового баланса:

где , - массовые расходы теплоносителей кг\ч

, - энтальпии нефти при температурах входа и выхода в теплообменник соответственно, кДж/кг.

_, - энтальпии (фр.240-360°C) при температурах входа и выхода в теплообменник соответственно, кДж/кг.

Относительные плотности (фр.240-360°C):

Относительная плотность нефти:

Энтальпия (фр.240-360°C) при 290°С:

Энтальпия (фр.240-360°C) при 210°С:

Энтальпия нефти при 164°С:

Т.о. энтальпия нефти на выходе из теплообменника составит:

Определяем величину :



Откуда, в соответствии со справочными данным[20], температура нефти на выходе из теплообменника составит 200°С.

Средние температуры теплоносителей:

(фр.240-360°C):

Средняя температура нефти :

Относительные плотности (фр.240-360°C):

Относительные плотности нефти:

определение кинематической вязкости:

и для нефти

Найдём кинематическую вязкость нефти при 182°C:

определение кинематической вязкости:

и -- для (фр.240-360°C)

Найдём кинематическую вязкость фр.240-360°C при 250°C:

таблица 8.1 -- исходные данные для расчёта коэффициента теплопередачи

Наименование параметра	размерность	значение
средняя температура нефти в трубном пространстве	К	455
плотность потока нефти в трубном пространстве при 288 К	кг/м3	849
плотность потока нефти в трубном пространстве при 455К	кг/м3	730
вязкость потока нефти в трубном пространстве при 455 К	м2/с	0,0000006
средняя температура ДТ в межтрубном пространстве	К	523
плотность потока ДТ в межтрубном пространстве при 288 К	кг/м3	850,1
плотность потока ДТ в межтрубном пространстве при 523 К	кг/м3	682,8
вязкость потока ДТ в межтрубном пространстве при 523 К	м2/с	0,0000003
внутренний диаметр труб	м	0,021
Наружный диаметр труб	м	0,025
толщина стенки труб	м	0,002
количество труб на поток	шт.	318
площадь проходного сечения в вырезе перегородки	м2	0,0253
площадь проходного сечения между перегородками	м2	0,030
коэффициент теплопроводности материала труб	вт/м•к	17,5
расход нефти в трубном пространстве	кг/ч	367647
расход ДТ в межтрубном пространстве	кг/ч	157058,79

Результаты расчёта теплообменника по программе “Ktepper” представлены в таблице 8.2.

таблица 8.2 -- Результаты расчёта теплообменника

Наименование параметра	размерность	значение
Скорость потока в трубном пространстве	м/с	1,27
Скорость потока в межтрубном пространстве	м/с	2,31
Коэффициент теплоотдачи в трубном пространстве	Вт/м2•К	1662
Коэффициент теплоотдачи в межтрубном пространстве	Вт/м2•К	218
Коэффициент теплопередачи	Вт/м2•К	149



9. РАСЧЕТ ПЛОЩАДИ ПЛОЩАДИ ПОВЕРХНОСТИ НАГРЕВА ТЕПЛООБМЕННИКА «НЕФТЬ-ДТ»

Тепловую нагрузку теплообменного аппарата определим по формуле [8]:

где =367647 кг/ч -- расход нефти;

-- относительная плотность нефти;

-энтальпия нефти на входе в теплообменник;

-энтальпия нефти на выходе из теплообменника.

Рассчитаем среднюю разность температур. Схема теплообмена перекрёстная.

Температурная схема.

290°С > 210 °C фр.240-360°C

164°С < 198°С нефть

Определяем поправку е=0,95[ Рис35.,13] для перекрёстного тока, тогда

Дt=0,95·68,48=66,05?С.

Требуемая площадь поверхности теплообмена рассчитаем по уравнению:

где К-- коэффициент теплопередачи определённый в предыдущем разделе, Вт/м² ·К.

Выбранный теплообменник при длине труб L= 6 м имеет поверхность теплообмена F=1012 м².



10. РАСЧЕТ ПОЛЕЗНОЙ ТЕПЛОВОЙ НАГРУЗКИ ПЕЧИ АТМОСФЕРНОГО БЛОКА

В качестве объекта расчета принимаем печь атмосферного блока для нагрева и частичного испарения «горячей струи» (отбензиненной нефти) колонны К-1 и нагрева и частичного испарения отбензиненной нефти, подаваемой в колонну К-2,а также перегрева водяного пара в колонну К-2. В расчете используется доля отгона «горячей струи», найденная с помощью ПЭВМ.

Количество теплоты Q_пол.(кВт), затрачиваемой на нагрев и частичное испарение «горячей струи», определяется по формуле [5]:

где: - расход сырья, кг/с;

е - массовая доля отгона «горячей струи» на выходе из печи (рассчитывается с помощью программы «Oil» при температуре на выходе из печи 370°С и давлении 460 кПа):

, , - энтальпии жидкой и паровой фаз отбензиненной нефти при температурах на входе (t₁=255°С) и выходе (t₂=370°С) из печи, кДж/кг.

таблица 10.1 -- исходные данные для расчёта доли отгона «горячей струи».

Компонент	Массовая доля в нефти	Массовая доля компонента в смеси, хi
85-105?С*	0,0216	0,0234
105-140?С*	0,0318	0,0345
140-180?С	0,085	0,0922
180-210 ?С	0,069	0,0749
210-310	0,1883	0,2074
310-360	0,191	0,1108
360-400	0,0832	0,0903
400-450	0,066	0,0716
450-500	0,0726	0,0788
Остаток >500	0,199	0,2161
Итого	0,9212	1,00000

Иcxoдныe дaнныe

Bвeдитe cвoю фaмилию

Pacxoд нeфти или фpaкции (Kг/чac) G=677352.84

Pacxoд вoдянoгo пapa (Kг/чac) Gb= 0

Плoтнocть ocтaткa (Kг/M^3) P19= 979.8

Дaвлeниe пpи oднoкpaктнoм иcпapeнии (KПa) P= 510

Teмпepaтуpa oднoкpaтнoгo иcпapeния (гpaд C) T= 370

Peзультaты pacчeтa:

Maccoвaя дoля oтгoнa пapoв e1= .4092265367507935

Moльнaя дoля oтгoнa пapoв e= .6093299984931946

Moлeкуляpнaя мacca иcxoднoй cмecи Mi= 240.7660827636719

Moлeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml= 364.0849914550781

Moлeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 161.6987152099



Относительная плотность паровой фазы:

Энтальпия паровой фазы при температуре 370°С:

Относительная плотность жидкой фазы:

Энтальпия жидкой фазы при температуре 370°С:

Энтальпия жидкой фазы отбензиненной нефти на входе в печь при температуре 255°С (температура куба колонны К-1):

Принимаем расход «горячей струи» равный 25% на нефть.

Тогда:

и 51,06 кг/с

Количество теплоты Q_он.(кВт), затрачиваемой на нагрев и частичное испарение отбензиненной нефти, подаваемой в колонну К-2 определяется по формуле [8]:

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

е - массовая доля отгона отбензиненной нефти на выходе из печи (рассчитывается с помощью программы «Oil» при температуре на выходе из печи 370°С и давлении 190 кПа):

Нt₁^ж, Нt₂^ж, Нt₂^п - энтальпии жидкой и паровой фаз отбензиненной нефти при температурах на входе (t₁=255°С) и выходе (t₂=370°С) из печи, кДж/кг.

Иcxoдныe дaнныe

Bвeдитe cвoю фaмилию

Pacxoд нeфти или фpaкции (Kг/чac) G= 677352.84

Pacxoд вoдянoгo пapa (Kг/чac) Gb=0

Плoтнocть ocтaткa (Kг/M^3) P19=979.8

Дaвлeниe пpи oднoкpaктнoм иcпapeнии (KПa) P=180

Teмпepaтуpa oднoкpaтнoгo иcпapeния (гpaд C) T= 370

Peзультaты pacчeтa:

Maccoвaя дoля oтгoнa пapoв e1= .6268858909606934

Moльнaя дoля oтгoнa пapoв e= .8221100568771362

Moлeкуляpнaя мacca иcxoднoй cмecи Mi= 240.7660827636719

Moлeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml= 504.9852905273438

Moлeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 183.5920257568359

Относительная плотность паровой фазы:

Энтальпия паровой фазы при температуре 370°С:

Относительная плотность жидкой фазы:

Энтальпия жидкой фазы при температуре 370°С:

Энтальпия жидкой фазы отбензиненной нефти на входе в печь при температуре 255°С (температура куба колонны К-1):

Тогда:



Количество теплоты_. (кВт), затрачиваемой на перегрев водяного пара:

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

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

Суммарное количество теплоты, затрачиваемое на работу печи:

Теплопроизводительность трубчатой печи (Q_т) определяется по уравнению :

где: з - КПД печи, равное 0,8 [9].



10. ОХРАНА ОКРУЖАЮЩЕЙ СРЕДЫ НА УСТАНОВКЕ

Проблемы окружающей среды на установке АВТ связаны с тем, что эти установки являются высокопроизводительными, в их системе циркулируют и вырабатываются несколько десятков нефтепродуктов, а в аппаратах установки имеется несколько тысяч тонн нефтепродуктов. Разумеется, что это приводит к тому, что соленая вода, нефтепродукты, отработанная щелочь и газы попадают в атмосферу и открытые водоемы, т.е. в окружающую среду. Меры предупредительного характера по охране окружающей среды обычно состоят в том, что уже на стадии разработки той или иной технологии и проекта по ее реализации предусматриваются меры, предотвращающие вредные выбросы в окружающую среду.

Применительно к установке АВТ относятся следующие меры:

-уменьшение количества засоленных стоков с блока ЭЛОУ за счет подбора оптимального режима обессоливания и выбора рациональной схемы подачи промывной воды на каждую ступень и по ступени;

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

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

-очистка нефти и получаемых на установках АВТ дистиллятов от серы и азота, с тем чтобы существенно снизить загрязнение атмосферы сероводородом и оксидами серы и азота. Для обычных сернистых нефтей эта задача сводится как правило к гидроочистке светлых дистиллятов и вакуумного газойля до остаточного содержания серы максимум 0,2%масс.;

-сокращение количества сбрасываемой в естественные водоемы воды, использованной в технологии в качестве хладогента;

-сокращение количества щелочных стоков за счет использования новых, экологически более предпочтительных процессов удаления или нейтрализации кислых соединений, в частности гидроочистки.

На установке выполняются следующие мероприятия :

1. Выбрана рациональная технологическая схема с высокой степенью автоматизации, позволяющая обеспечить стабильную работу оборудования.

2. Процессы проходят в герметически закрытой аппаратуре.

3. Для лёгких углеводородов предусмотрена одна система сброса в закрытую факельную систему.

4. Для жидких углеводородов, имеется система закрытого дренирования .

5. Для сокращения вредных выбросов от печей принята автоматическая схема регулирования сжигания топлива.

6. Выполнена установка сигнализаторов довзрывных концентраций по углеводородам.

7. Наличие аварийно-предупредительной сигнализации и блокировок о нарушении режима.

8. Печи оснащены высокоэффективными горелками, благодаря чему снижается расход топлива и соответственно выбросы в атмосферу.

9. Для контроля полноты сгорания топлива, печи оборудованы кислородомерами и анализатором углекислого газа.



ЗАКЛЮЧЕНИЕ

В ходе выполнения выполнения курсового проекта по проектированию установки первичной переработки нефти была разработана поточная схема установки ЭЛОУ-АВТ мощностью 6 млн.т/год Шалымской нефти. Произведен расчет материального баланса установки, технологический и гидравлический расчет колонны стабилизации, некоторых аппаратов (трубчатой печи, теплообменника).

В результате курсовой проект поспособствовал закреплению и углублению теоретических знаний по дисциплине «Технология переработки нефти и газа», в частности, по технологическому оформлению установки первичной переработки нефти и по методам расчета основных аппаратов, а также приобретению практических навыков работы с технической литературой, со стандартами на топлива и масла, развитию творческого мышления.



СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ

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

2. Хачатуров С.Л., Шехтман М.Б. Улучшение стабильной работы установок первичной переработки нефти. - «Нефтепереработка и нефтехимия», № 7, 2006.

3. Ямпольская М.Х., Маланкевич А.В. и др. Способы повышения эффективной работы установок первичной переработки нефти. - «Нефтепереработка и нефтехимия», № 6, 2003.

4. Хорошко С.И. Нефти северных регионов. Справочник. - Новополоцк: ПГУ, 2014. - 125с.

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

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

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

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

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

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

11. Исследование и производство битумов. Сб. н. трудов.- М.: ЦНИИТЭнефтехим, 1981.-382 с.

12. Черножуков Н.И. ТПНиГ, ч.3. Очистка нефтепродуктов и производство специальных продуктов. - М.: Химия, 1967. - 360 с.

13. Фомин Г.С., Фомина О.Н. Нефть и нефтепродукты. Энциклопедия международных стандартов. - М.: Протектор.2003 - 1040 с.

14. Ахметов С.А. Технология глубокой переработки нефти и газа. - Уфа: Гилем,2002. - 672 с.

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

16. Машины и аппараты химических производств. Примеры и задачи/ Под ред. В. Н. Соколова - Л.:Машиностроение, 1982г.- 384с.

17. Леонтьев А.П., Беев Э.А. Расчет АВО. Учебное пособие. - Тюмень: Тюм.ГНГУ,2000. - 74 с.

18. Танатаров М.А., Ахметшина М.Н. и др. Проектирование установок первичной переработки нефти. - М.: Химия, 1975. - 200с.

19. Абросимов А.А., Гуреев А.А. Экологические аспекты применения нефтепродуктов. - М.: 1997.

20. Промышленный технологический регламент установки «Ректификация».

21. К.М.Бадыштова, Я.А.Берштадт, Ш.К.Богданов и др.; Под ред. В.М.Школьникова. Топлива, смазочные материалы, технические жидкости. Ассортимент и применение: Справ. изд. - М.: Химия, 1989. - 432с.

Размещено на Allbest.ru