2.5.2 Технологический расчет нижней колонны .

В колонну из емкости и верхней колонны нефть поступает в количестве 405100 кг/час. Материальный баланс стабилизационной колонны предоставлен в таблице 2.3.

Материальный баланс колонны.

Примем следующие условные обозначения:

F-исходная смесь,

D-дистиллят,

R- кубовый остаток

X_i,Y_i-мольные доли компонентов соответственно в жидкости и паре.

Данные по расчету колонны состав сырья (в процентах масс.) см. ниже.

Фракции: С₂ - н-С₄ – 0,87%,

и-С₅ – н-С₅ – 1,55%,

нк 53 – 2,64%,

63 – 130 – 12,01%,

130 - 200 - 11,20%,

200 – 250 - 71,67%.

D=14524,5 кг/ч.

Решение ведется по источнику ([2] стр. 7-13).

Таблица 2.9

Компоненты	приход		расход
	из емкости и верхней колонны		Дистиллят нижней колонны		Куб верхней колонны			итого
	кг/час	%масс	кг/час	%масс	кг/час	%масс	кг/час
С2 - н-С4	3524,37	0,87	4836,659	33,3	0	0	4836,7
и-С5 – н-С5	6279,05	1,55	3863,517	26,6	3515,2	0,9	7378,7
нк 53	10694,64	2,64	2759,655	19	8592,7	2,2	11352
63 – 130	48652,51	12,01	1742,94	12	46869	12	48612
130 - 200	45371,2	11,2	1307,205	9	44135	11,3	45442
200 – 250	290335,2	71,67	0	0	287464	73,6	287464
итого	405100	100	14524,5	100	390576	100	405100

3. Уравнение материального баланса колонны:

F=D+R,

F∙ci=D∙ yi +R∙ xi,

Принимаем:

y =0, x₁=0.

Подставим исходные значения в уравнение:

405100∙0,0087 =14524,5∙у ,

405100∙0,0155 =14524,5∙у + 390576∙x₂,

405100∙0,0264 =14524,5∙у₃ + 390576∙x₃,

405100∙0,1201 =14524,5∙у + 390576∙x ,

405100∙0,1126 =14524,5∙у + 390576∙x ,

405100∙0,7176 = 0 + 390576∙x .

Отсюда, имеем в мольных долях:

у = 0,333 ,

x = 0,736.

Решим систему уравнений:

Принимаем: у =0,266; у =0,19; у₄=0,12; у₅=0,09;

Решив систему уравнений, получим:

7509,3 = 3359,6 + 390576∙x₂,

12790 = 2399,7 + 390576∙x₃,

58184,8 = 1515,6 + 390576∙x ,

54551,3 = 1136,7 + 390576∙x _{, получим}

x₂= 0,009 ,

x₃=0,022,

x₄= 0,120,

x₅= 0,113 .

Давление в колонне и температуры ее верха и низа.

Рабочее давление – Р_раб = 6 кгс/см² (атм);

Расчетное давление принимаем: Р_расч= 9 кгс/см²(атм).

Давление верха колонны : Р_в=Р+0,2 = 6+0,2 = 6,2 атм = 0,608 МПа,

Давление низа колонны : Р_н = Р + 0,5 атм = 6+0,5 = 6,5 атм = 0,638 МПа.

Среднее давление в колонне :Р_ср = (Р_в+ Р_н)/2 = (0,608+0,638)/2 = 0,623 МПа.

Температура верха колонны: t_в=150 °С,

Температура низа колонны : t_н=220° С,.

Средняя температура в колонне : t_ср = (t_в+ t_н)/2 = (150+220)/2 = 185 °C.

Давление насыщенных паров нефтепродуктов, имеющих сложный состав, находят используя аналитический метод (формулу Антуана для нахождения

величин Р_н.п1, Р_н.п2 и формулу Ашворта для нахождения Р_н.п3, Р_н.п4, Р_н.п5, Р_н.п6).

, ( [1], стр. 90) , (2.33)

Выразим отсюда значение Р_н.п, получим уравнение:

Р_н.п1.= , где

А , В, С – константы, взяты из справочника.

Р_н.п1 = = 3,42∙10³ мм рт.ст,

Р_н.п2.= = 400,93 мм рт ст.

(Баг., стр. 30) (2.34)

(2.35)

После преобразований получим:

Р_н.п = , где n=

Р_н.п3. = = 0,348 атм,

Р_{н.п4 .}= = 0,101 атм,

Р_{н.п5 .}= = 0,043 атм,

Р_{н.п6 .}= = 0,033 атм.

Мольная степень отгона при подаче его в нижнюю колонну.

Мольная степень отгона сырья е при подаче его в колонну рассчитывается при температуре и давлении подачи питания.

Степень отгона рассчитывается при средних арифметических температуре и давлении между верхом и низом колонны. ([2]. стр.72)

(2.36)

,

,

,

,

,

,

Таблица 2.10

е∙	1	0	0,001	0,0000001	0,00000001	1E-10	1E-13
е1	0,1652	0,0242	0,02422	0,0242	0,0242	0,0242	0,0242
е2	6,3821	0,1465	0,14664	0,1465	0,1465	0,1465	0,1465
е3	83,02	0,8302	0,83102	0,8302001	0,83020001	0,8302	0,8302

	1	0	0,001	1E-07	1E-08	1E-10	1E-13
еs	89,5673	1,0009	1,0019	1,0009	1,0009	1,0009	1,0009

Степень отгона приблизительно равна е =1∙10^-9.

Коэффициенты разделения ([2], стр. 48, рис1.20):

k₁=1,46,

k₂=0,8,

Минимальное число ступеней разделения вычислим по формуле

(Баг. стр.357):

= 6,24

Предельное:

1. Минимальное флегмовое число:

Отношения:

2. Минимальное паровое число:

Где U = 1,35 U_min + 0,35 = 1,35 7,05 + 0,35 = 9,87.

По корреляционному графику Джиллиленда (Баг, стр.412) определим действительное число тарелок, для чего рассчитаем комплексы:

U=19,87,

U_min=7,05.

Тогда: , отсюда найдем:

N = 11,3 12- число действительных тарелок.

Расчет диаметров колонны.

Расчет ведется по ([7],стр.110-112,131-135).

Верхний диаметр определяется по уравнению:

D = (V / (0,785 ω))^1/2 ,

где V- расход пара, м³/с;

ω – скорость пара, м/с

Расход пара определяется по формуле:

V = (G_D (R+1) 22,4 T P₀) / (M_D T₀ 3600 P₁), м³/с

где G_D – количество дистиллята, кг/ч;

Т, Т₀ – температура в системе, К (Т₀ = 273⁰ К);

М_D – молекулярная масса дистиллята;

P₁, Р₀ – давление в системе, атм. (Р₀ = 1 атм.)

V = (14524,5 (9,87+1) 22,4 423 1) / (93 273 3600 5,2) = 3,15м³/с

Скорость пара рассчитывается по формуле:

ω ^1,85= , м/с ,

где G - масса клапана,(G=109,3 10^-6 кг),

S₀ - площадь отверстия под клапаном, м².

ξ- коэффициент сопротивления,( ξ=3).

ρ _y – плотность пара, кг/м³.

М – молекулярная масса.

ρ _y = (М / 22,4) ((233 Р) / Т) = (93 / 22,4) ((273 6,2) / 423) = 16,61 кг/м³,

S₀ = 3,14 5² = 78,5 10^-6 м².

ω^1,85 = = 0,548,

ω = 0,72 м/с.

D = (3,15/ (0,785 ∙ 0,72) ^1/2 = 2,36 м.

Принимаем D равным 2,60 м.

Действительная скорость пара в рабочем сечении:

ω = 0,72(2,36/2,6) = 0,65 м/с.

Скорость пара в рабочем сечении тарелки:

ω_т = ω 0,785d²/S_т = 0,65 0,785 2,6²/3,84 = 0,898 м/с.

Нижний диаметр определяется по уравнению:

D = (V / (0,785 ω))^1/2 ,

где V- расход пара, м³/с;

ω – скорость пара, м/с

Расход пара определяется по формуле:

V = (223380 22,4 493 1) / (98 273 3600 3,1) = 8,3м³/с

ρ _y = (М / 22,4) ((273 Р) / Т) = (93 / 22,4) ((273 5,5) / 493) = 12,64 г/м³,

S₀ = 3,14 5² = 78,5 10^-6 м².

Скорость пара:

ω^1,85 = =0,72 ,

ω = 0,84 м/с.

Действительная скорость пара в рабочем сечении:

ω = 0,84(3,54/3,6) = 0,826 м/с.

Скорость пара в рабочем сечении тарелки:

ω_т = ω 0,785d²/S_т = 0,826 0,785 3,6²/3,84 = 2,19м/с.

D = (8,3/ (0,785 0,84) ^1/2 = 3,54 м.

Принимаем D равным 3,60 м.

По диаметру колонны производится выбор тарелок – принимаем соответствующие параметры: периметр слива П, площадь слива F , площадь

прохода пара F , количество клапанов m.

Тарелка клапанная прямоточная двухпоточная типа ТКП (ОСТ 26-02-1401-76) для D = 2,60 м:

Свободное сечение колонны, м² 5,3

Рабочее сечение тарелки, м² 3,62

Периметр слива, м 3,46

Сечение перелива, м² 0,76

Шаг t, мм 100

Относительное свободное сечение тарелки, % 6,1

Число клапанов 256

Число клапанов на поток 6

Масса тарелки, кг 300

Тарелка клапанная прямоточная двухпоточная типа ТКП (ОСТ 26-02-1401-76) для D =3,60 м:

Свободное сечение колонны, м² 10,18

Рабочее сечение тарелки, м² 7,11

Периметр слива, м 4,76

Сечение перелива, м² 1,43

Шаг t, мм 100

Относительное свободное сечение тарелки, % 6,67

Число клапанов 540

Число клапанов на поток 9

Масса тарелки, кг 520

Гидравлические характеристики тарелки.

Рассчитаем гидравлическое сопротивление в верхней и нижней части колонны.

Верхняя часть колонны: р = Δ р_сух + Δр_G +Δ р_пж,

5. Гидравлическое сопротивление сухой тарелки:

р _сух = ξ(w₀² р_п) / 2 F²= 3,6 (0,898 ² ∙ 14,1) / 2 0,061² = 5,5 ∙ 10³ Па,

где ξ = 3,6 – коэффициент сопротивления клапанных тарелок,

ω₀ = 0,898 м/с – скорость пара в отверстии тарелки,

F_с – доля свободного сечения тарелки.

6. Высота подпора жидкости над сливной перегородкой, м:

где : V - максимальный расход жидкости в колонне, м /с;

к = ρ_пж/ρ_ж- отношение плотности парожидкостного слоя (пены) к плотности жидкости, (к=0,5).

V 0,0475 м³/с.

Периметр сливной перегородки находится решением системы уравнений:

(П/2)² + (R-b), где R=1,8 м- радиус тарелки,

(2/3)∙П∙b- приближенное значение площади сегмента,

0,1∙3,14∙1,8² = (2/3) ∙П∙b,

1,01 = (2/3)П∙b,

П = 2;

b = 0,75.

Находим Δ h:

h_сл = (0,0475 / 1,85 ∙ 2 ∙0,5) ^2/3 = 0,086 м,

Высота парожидкостного слоя на тарелке:

h_пж = h_п + h_сл = 0,04 + 0,086 = 0,126 м.

7. Сопротивление парожидкостного слоя:

Δр_пж = 1,3 ∙ h_пж ∙p_пж ∙ g∙ К = 1,3∙0,126 ∙620∙9,81∙0,5 = 498,1 Па.

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:

σ_t = σ₀ – 0.146∙t ,

σ ₁₅₀ = 27 – 0,146 ∙ 150⁰ = 15,10∙10 ^{– 3} Н/м,

где : σ_t – поверхностное натяжение при температуре t, ⁰ С;

σ₀–поверхностное натяжение при нормальных условиях (σ =27*10^{– 3} н/м)

t – температура, ⁰ С.

8. Δр_с = 4∙ σ / d_Э = (4∙5,1∙10 ^{– 3} ) / 0,004 = 5,1 Па;

Общее гидравлическое сопротивление тарелки в верхней части колонны:

9. ΔР = ΔР_сух + ΔР_с + р_пж = 5500 + 498,1 + 5,1= 6003,2 Па

Нижняя часть колонны:

1. Гидравлическое сопротивление сухой тарелки:

р _сух = ξ(w₀² р_п) / 2 F²= 3,6 (2,19 ² ∙ 14,1) / 2 0,0667² = 27,36 ∙ 10³ Па,

где ξ = 3,6 – коэффициент сопротивления клапанных тарелок,

ω₀ = 0,898 м/с – скорость пара в отверстии тарелки,

F_с – доля свободного сечения тарелки.

2. Поверхностное натяжение при температуре низа колонны:

σ_t = σ₀ – 0,146∙t ,

σ ₂₂₀ = 27 – 0,146∙220 = 5,12∙10 ^{– 3} Н/м ;

3. Δр_с = 4∙ σ / d_Э = (4∙5,12∙10 ^{– 3} ) / 0,004 = 5,12 Па.

V_ж = ((С_D ∙ R / M_D) + (G_F / M_F)) ∙M_ср/ p_ж =

=((223380∙10,2 /98) +(355550/275)) ∙179 / (3600∙750) = 1,63 м³/с;

Находим h_сл:

h_сл = (1,63 / 1,85 ∙ 2 ∙ 0,5) ^2/3 = 0,92 м.

Высота парожидкостного слоя на тарелке:

h_пж = h_п + h_сл = 0,04 + 0,92 = 0,96 м.

4. Сопротивление парожидкостного слоя:

Δ р_пж = 1,3 ∙ h_пж ∙ p_пж ∙ g ∙ К = 1,3 ∙ 0,96 ∙ 750 ∙ 9,81 ∙ 0,5 = 4,6∙ 10³ Па,

5. Общее гидравлическое сопротивление тарелки в нижней части колонны:

ΔР = ΔР_сух + ΔР_с + р_пж = 27360+ 5,12 + 4600 = 31965,12 Па.

Расчет высоты колонны.

Высоту тарельчатой части колонны определяют по формуле

Н_к = (N-1)H + z_в + z_н , м ([7] фор. VII.46 с. 135)

где Н- расстояние между тарелками, м;

z_в,z_н – расстояние соответственно между верхней тарелкой и крышкой колонны и между днищем колонны и нижней тарелкой, м.

Выбор значений z_в,z_н ([7], с. 107).

Н_к = (12-1) 0,5+4,32+1+2,4=13,22 м

Далее рассчитаем полную высоту колонны:

Н = Н_к+h_в+h_н, м ,

где h_в,h_н – высота днища верха низа соответственно, м:

Н = 13,22+0,71+0,98 = 14,91 м

Расчет теплового баланса нижней колонны .

1 – сырье из емкости;

2 – питание из низа колонны;

3 – флегма;

4 – прямогонный дистиллят;

5 – кубовая жидкость (стабильная нефть).

Уравнение теплового баланса:

Q^/_F1 + Q^/_F2 + Q_R = Q_D + Q_W + Q_потерь

1 поток: G^/_F1 = 269147 кг/ч,

2 поток: G^/_F2 = 135953 кг/ч,

4 поток: G_D = 14524,5 кг/ч,

5 поток: G_W = 390576 кг/ч.

1. Тепло, вносимое питанием из низа верхней колонны:

Q^/_F2 = G^/_F2 ∙c^/_F2 ∙ t^/_F2 = (135953 ∙0,64∙147 ∙ 4,19) / 3600 = 14886,7 кВт,

где G^/_F2 – количество питания из низа верхней колонны, кг/ч;

c^/_F2 – теплоемкость смеси, ккал/(кг∙С ⁰);

t^/_F2 – температура смеси, ⁰С.

2. Тепло, вносимое флегмой:

Q_R = G_R ∙ c_R ∙ t_R = G_D ∙ R ∙ c_R ∙ t_R , кВт

где : G_R – количество флегмы, кг./ч;

G_D – количество прямогонного дистиллята, кг/ч;

R – флегмовое число;

c_R – теплоемкость смеси, ккал/(кг∙С ⁰);

t_R – температура смеси, ⁰С.

Q_R = (14524,5 ∙ 9,87 ∙ 0,4 ∙ 35 ∙ 4,19) / 3600 = 2335,9 кВт

3. Тепло, уходящее с прямогонным дистиллятом:

Q_D = G_D ∙ c_D ∙ t_D = G_D ∙ (R+1) ∙ (c_D ∙ t_D + r), кВт ,

где : G_D – количество прямогонного дистиллята, кг./ч;

с_D – теплоемкость смеси, ккал/(кг∙С ⁰);

t_D – температура смеси, ⁰С;

r – теплота парообразования;

R – флегмовое число = 9,87.

Q_D = (14524,5 ∙ (9,87+ 1)∙(0,44 ∙150 + 70)∙4,19) / 3600 = 24990,86 кВт

4. Тепло, уходящее с кубовой жидкостью:

Q_W = G_w ∙ c_W ∙ t_W, кВт

где : G_w – количество кубовой жидкости, кг./ч;

с_w – теплоемкость смеси, ккал/(кг∙С ⁰);

t_w – температура смеси, ⁰С

Q_W = (390576 ∙ 0,64 ∙ 220 ∙4,19) / 3600 = 64005,9 кВт

5. Потери тепла в окружающую среду Q_потерь (5%):

Q_потерь = (Q_D + Q_W - Q^/_F2 - Q_R) ∙ 0,05, кВт

Q_потерь = (24990,86 + 64005,9 – 14886,7 – 2335,9) ∙ 0,05 = 3588,7 кВт

6. Количество тепла, вносимое питанием из емкости поз. 14:

Q^/_F1 = (Q_D + Q_W + Q_потерь) – (Q^/_F2 + Q_R), кВт

Q^/_F1 = (24990,86 + 64005,9 + 3588,7) – (14886,7 + 2335,9) = 75362,9 кВт

Q^/_F1 = G^/_F1 ∙ c^/_F1 ∙ t^/_F1 = (269147∙0,66∙ t^/_F1∙4,19 )/ 3600 = 206,7 ∙ t^/_F1 кВт

206,7 ∙ t^/_F1 = 75362,9

t^/_F1 = 75362,9 / 206,7 = 364,6 ⁰С

В итоге мы имеем:

t^/_F1 =364,6 ⁰С;

Q^/_F1 = 75362,9 кВт;

Q^/_F2 = 14886,7 кВт;

Q_R = 2335,9 кВт;

Q_D = 24990,86 кВт;

Q_W = 64005,9 кВт;

Q_потерь = 3588,7 кВт.

2.5.3 Технологический расчет кожухотрубчатого теплообменного аппарата.

Кожухотрубчатый теплообменник предназначен для охлаждения стабильной нефти за счет нагрева сырой нефти.

Отходящая стабильная нефть имеет следующие характеристики:

• количество стабильной нефти G₁ =140 кг/с;

• начальная температура t_1н – 155⁰С;

• конечная температура t_1к – 30⁰С;

• теплопроводность λ₁ = 0,15 Вт/(мК);

• динамическая вязкость μ₁ = 0,35 сП * 1*10^-3 Па*с = 0,00035 Па*с;

• теплоемкость С₁ = 1,84 кДж / (кг*К) * 1000 = 1840 Дж / (кг*К).

Сырая нефть имеет следующие характеристики:

• начальная температура t_2н – 20⁰С;

• конечная температура t_2k- 94.4⁰C

• расход G₂=235,6

• теплопроводность λ₂ = 0,15 Вт/(мК);

• динамическая вязкость μ₂ = 0,00035 Па * с;

• теплоемкость С₂ = 1,84 кДж / (кг*К) * 1000 = 1840 Дж / (кг*К).

Формулы приведены из источника [7]

Определение тепловой нагрузки:

Q = G₁ * C₁ * (t_1н - t_1к) = 140*1840*(155-30)=32200000 Вт (2.36)

Средне логарифмическая разность температур в теплообменнике

(2.37)

Ориентировочный выбор теплообменника

Примем ориентировочное значение Re=15000, соответствующее турбулентному режиму течения в трубах

. (2.38)

Минимальное ориентировочное значение коэффициента теплопередачи, соответствующее турбулентному течению теплоносителей, равно (9. табл. II.1, с. 21) К_ор=270 Вт/(м²*К). при этом ориентировочное значение поверхности теплообмена составит

(2.39)

В многоходовых теплообменниках средняя движущая сила несколько меньше, чем в одноходовых, вследствие возникновения смешанного взаимного направления движения теплоносителей. Соответствующую поправку для средней разности температур определим по ([7],рис II.1 с. 20):

(2.40)

С учетом этих оценок ориентировочная поверхность составит

Так как имеется 8 теплообменников в итоге получим F_ор=350 м². К этим условиям подходит один теплообменник D=1200 z=4 n=1544

Теперь имеет смысл провести уточненный расчет этого теплообменника:

Уточненный расчет поверхности теплопередачи

(2.41)

(2.42)

В соответствии с формулой коэффициент теплоотдачи к жидкости, движущейся по трубам турбулентно, равен

(2.43)

Минимальное сечение потока в межтрубном пространстве S=0,131 м², и

В соответствии с формулой коэффициент теплоотдачи к сырой нефти составит

Сумма термических сопротивлений стенки и загрязнений равна:

(2.44)

коэффициент теплопередачи равен

(2.45)

Требуемая поверхность составляет

Масса теплообменника М_1К = 8000 кг

В итоге принимаем по ГОСТ 14246-79 кожухотрубчатый теплообменник:

D кожуха, мм	d труб, мм	Число ходов	Общее число труб, шт.	Поверхность теплообмена, м2	Длина труб, м	Масса тепло-обменника, кг
1	2	3	4	5	6	7
1200	25 х 2	4	986	464	6	8000

ГОСТ 15122 – 79 – Параметры кожухотрубчатых теплообменников и холодильников.