7. РАСЧЁТ СЕПАРАТОРОВ

Для отделения гидрогенизата от ВСГ на установке предусмотрена сепарация газо-продуктовой смеси.

Расчёт горячего сепаратора С-1

Принимаем горячую сепарацию. Параметры первого горячего сепаратора высокого давления представляют собой такие значения: t=200°С, давление составляет р=2600 кПа. Состав газо-продуктовой смеси принят на основании таблицы 6.2, состав ЦВСГ принят согласно таблицы 6.1. Расчёт производим спомощью программы «Oil». Исходные данные представлены в таблице 7.1.

Таблица 7.1 - Состав газо-продуктовой смеси

Результаты расчёта представлены в таблицах 7.2 и 7.3. Иcxoдныe дaнныe:д нeфти или фpaкции G= 247179 Kг/чac

Дaвлeниe пpи oднoкpaктнoм иcпapeнии P= 2600 KПaмпepaтуpa oднoкpaтнoгo иcпapeния T= 200 ^Cзультaты pacчeтa:вaя дoля oтгoнa пapoв e1= .1242972761392593льнaя дoля oтгoнa пapoв e= .6896399855613708лeкуляpнaя мacca иcxoднoй cмecи Mi= 64.555908203125лeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml= 182.1454772949219лeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 11.63523483276367

На основании расчётов определяем размеры первого сепаратора. Принимаем, что сепаратор горизонтальный.

Определим свободное сечение сепаратора:

,

где F - свободное сечение сепаратора для прохода паровой фазы, м2;- расход паровой фазы через сепаратор, м3/с;- допустимая скорость паров в свободном сечении сепаратора, м/с.

Свободное сечение сепаратора позволяет определить диаметр и длину сепаратора по формуле:

,

где d - диаметр сепаратора, м; Н - длина сепаратора, м.

Допустимая скорость паров в свободном сечении сепаратора определяется по формуле С. Н. Обрядчикова и П. А. Хохрякова [11]:

,

где - плотность жидкости при данных условиях, кг/м3; - плотность газа при данных условиях, кг/м3.

м/с.

,

где Gп - расход паровой фазы, кг/ч.

м3/с. Тогда:

м2.

Принимаем длину сепаратора равной: Н=4∙d [4]. Тогда диаметр сепаратора будет равен:

;

м.

Выбираем стандартную обечайку d=1,0 м, тогда Н=4 м. Расчёт холодного сепаратора С-2

В сепараторе С-2 выделяется циркулирующий ВСГ. Параметры холодного сепаратора: t=40°С и давление составляет р=2400 кПа. Расчёт производим с помощью программы «Oil». Сырьём этого сепаратора является паровая фаза из сепаратора С-1. Её состав принят на основании таблицы 7.3.

Результаты расчёта представлены в таблицах 7.5 и 7.6. Иcxoдныe дaнныe:д нeфти или фpaкции G= 30723.671875 Kг/чac

Дaвлeниe пpи oднoкpaктнoм иcпapeнии P= 2400 KПaмпepaтуpa oднoкpaтнoгo иcпapeния T= 40 ^Cзультaты pacчeтa:вaя дoля oтгoнa пapoв e1=

.7791038155555725льнaя дoля oтгoнa пapoв e= .9778401255607605лeкуляpнaя мacca иcxoднoй cмecи Mi= 11.63536834716797лeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml= 115.9591293334961лeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 9.270566940307617

.

Свободное сечение сепаратора позволяет определить диаметр и длину сепаратора по формуле:

.

Допустимая скорость паров в свободном сечении сепаратора:

;

м/с.

;

м3/с. Тогда:

м2.

Принимаем длину сепаратора равной: Н=4∙d [4]. Тогда диаметр сепаратора будет равен:

;

м.

Выбираем стандартную обечайку: d=0,8 м, тогда Н=3,2 м.

8. РАСЧЁТ ФРАКЦИОНИРУЮЩЕЙ КОЛОННЫ

Для колонны принимаем клапанные прямоточные тарелки: 10 в отгонной части и 12 в укрепляющей, кратность орошения 3:1. Расход сырья 223242,1592 кг/ч (сырьём колонны является жидкая фаза "горячего" и "холодного" сепараторов). Расстояние между тарелками 500 мм.

Расчёт доли отгона на входе в колонну

Для расчёта доли отгона на входе в колонну используем программу «Oil». Результаты расчёта представлены в таблицах 8.1 и 8.2.

Иcxoдныe дaнныe:д нeфти или фpaкции G= 223242.15625 Kг/чac Дaвлeниe пpи oднoкpaктнoм иcпapeнии P= 250 KПaмпepaтуpa

oднoкpaтнoгo иcпapeния T= 240 ^Cзультaты pacчeтa:вaя дoля oтгoнa пapoв e1= 8.13240110874176E-002льнaя дoля oтгoнa пapoв e= .1890700310468674лeкуляpнaя мacca иcxoднoй cмecи Mi= 179.0388946533203лeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml= 202.8260650634766лeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 77.00935363769531

8.2 Расчёт доли отгона в ёмкости орошения колонны

С помощью программы «Oil» найдём долю отгона в ёмкости орошения фракционирующей колонны. Результаты расчёта представлены в таблицах 8.5 и 8.6.

Иcxoдныe дaнныe:д нeфти или фpaкции G= 4986.56005859375 Kг/чacд вoдянoгo пapa Z= 0 Kг/чac

Плoтнocть ocтaткa P19= 980 Kг/M^3

Дaвлeниe пpи oднoкpaктнoм иcпapeнии P= 200 KПaмпepaтуpa oднoкpaтнoгo иcпapeния T= 35 ^Cзультaты pacчeтa:вaя дoля oтгoнa пapoв e1=

.6278173327445984льнaя дoля oтгoнa пapoв e= .8946100473403931лeкуляpнaя мacca иcxoднoй cмecи Mi= 29.31504440307617лeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы

Ml= 103.525032043457лeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 20.5726432800293

Расчёт температуры вверху колонны

Верхний продукт колонны в ёмкости орошения находится в парожидкостном состоянии. Следовательно, состав орошения, подаваемого наверх колонны, отличается от состава дистиллята, что необходимо учитывать в расчёте температуры верха колонны. В таблице 8.8 приведён состав паров дистиллята с учётом орошения. Молярные расходы дистиллята и орошения взяты из расчёта «Oil» в ёмкости орошения стабилизационной колонны.

Температура вверху колонны определяется по уравнению изотермы паровой фазы [13]:

,

где - молярная доля i-того компонента в смеси углеводородов, включая орошение;- константа фазового равновесия i-того компонента, определяется по формуле:

,

где pi - давление насыщенных паров i-того компонента;- давление в колонне.

Давление насыщенных паров компонентов определяем по формуле Ашворта:

,

где pHI - давление насыщенных паров при температуре Т, Па;

Т0 - средняя температура кипения фракции при атмосферном давлении,

К.

Функция температур f(Т) и f(Т0) выражается уравнением:

.

Давление вверху колонны с учётом гидравлического сопротивления тарелок равно р=250-0,75∙12=241 кПа.

Расчёт производится с помощью программы «EXCEL». Ход расчёта представлен в виде таблицы 8.9:

За температуру верха примем температуру, равную Тверх=125°С. f(Т)=5,003865.

Определение температуры низа колонны

Температура внизу колонны определяется аналогично температуре вверху колонны по изотерме жидкой фазы [13]:

,

где ki - константа фазового равновесия i-того компонента в остатке колонны;

- молярная доля i-того компонента в остатке. Давление внизу колонны:=250+0,75∙10=258 кПа.

Расчёт температуры внизу колонны приведён в таблице 8.10:

За температуру низа примем температуру, равную Тниз=292°С. f(Т)=2,609395.

Расчёт теплового баланса колонны

Согласно уравнению теплового баланса, Qприход=Qуход, где приход теплоты Qприход равен сумме теплоты, приходящей с сырьевым потоком, теплоты, вносимой орошением и горячей струёй. Расход теплоты Qуход равен сумме теплот, уходящих с верхним и нижним продуктами.

. Теплота, вносимая сырьевым потоком: =Gc∙[e∙H240п+(1-е)∙Н240ж]/3600,

где Gc - расход сырья на входе в колонну, кг/ч;

е - доля отгона паровой фазы;п и Н240ж - энтальпии паровой и жидкой фаз при температуре ввода в колонну.

п=b∙(4-r1515)-308,99,

где b=(129,58+0,134∙Т+0,00059∙Т2);

r1515 - относительная плотность нефтепродукта рассчитывается по преобразованной формуле Крэга [13]:

r1515=1,03∙М/(44,29+М),

где М - молярная масса паровой фазы на входе в колонну. r1515=1,03∙77/(44,29+77)=0,6539.п=353,71∙(4-0,6539)-308,99=874,6

кДж/кг. Н240ж=а/(r1515)0,5,

где а=(0,0017∙Т2+0,762∙Т-334,25);

r1515 - относительная плотность нефтепродукта, рассчитывается по преобразованной формуле Крэга [13]:

r1515=1,03∙М/(44,29+М),

где М - молярная масса жидкой фазы на входе в колонну. r1515=1,03∙203/(44,29+203)=0,8455.

Н240ж=503/(0,8455)0,5=547,0 кДж/кг.=223242,15625∙[0,0813∙874,6+(1- 0,0813)∙547,0]/3600=35572,0 кВт.

. Теплота, вносимая орошением:=Gорошения∙Н35ж/3600, где Gорошения - расход орошения с учётом кратности, кг/ч; Н35ж - энтальпия орошения при температуре 35°С. Н35ж=а/(r1515)0,5,

где а=(0,0017∙Т2+0,762∙Т-334,25);

r1515 - относительная плотность нефтепродукта расчитывается по преобразованной формуле Крэга [13]:

r1515=1,03∙М/(44,29+М),

где М - молярная масса орошения.

r1515=1,03∙104/(44,29+104)=0,7224.

Н35ж=61,21/(0,7224)0,5=72,0 кДж/кг.=(1855,9109∙3∙72,0)/3600=111,4

кВт.

. Теплота, уходящая с верхним продуктом:ух 1=(Gдист.+Gор.)∙Н125п/3600,

где Gдист. - расход дистиллята, кг/ч;

Н125п - энтальпия паровой фазы при температуре верха колонны.п=b∙(4-r1515)-308,99,

где b=(129,58+0,134∙Т+0,00059∙Т2);

r1515 - относительная плотность нефтепродукта рассчитывается по преобразованной формуле Крэга [13]:

r1515=1,03∙М/(44,29+М). r1515=1,03∙29,3/(44,29+29,3)=0,4101.п=276,62∙(4-0,4101)-308,99=684,0

кДж/кг.ух

1=(Gдист.+Gор.)∙Н125п/3600=(4986,5601+1855,9109∙3)∙684,0/3600=1300,1

кВт.

. Теплота, уходящая с фракцией 180-360°С:ух 2=Gфр.∙Н292ж/3600, где Gфр. - расход фракции 180-360°С, кг/ч;

Н292ж - энтальпия жидкой фазы при температуре куба колонны. Н292ж=а/(r1515)0,5,

где а=(0,0017∙Т2+0,762∙Т-334,25);

r1515 - относительная плотность нефтепродукта расчитывается по формуле [13]:

r1515=r420+5α=0,8453+0,00356=0,84886. Н292ж=637,77/(0,84886)0,5=692,2 кДж/кг.ух

2=218255,5938.∙692,2/3600=41965,7 кВт.

. По дебалансу теплоты определяем количество теплоты, подводимой «горячей струёй».приход=35572,0+111,4=35683,4 кВт.уход=1300,1+41965,7=43265,8 кВт.уход-Qприход=43265,8- 35683,4=7582,4 кВт.

С помощью программы «Oil» расчитаем долю отгона паров в печи: Иcxoдныe дaнныe:д нeфти или фpaкции G= 218255.59375 Kг/чac Дaвлeниe пpи oднoкpaктнoм иcпapeнии P= 258 KПaмпepaтуpa

oднoкpaтнoгo иcпapeния T= 315 ^Cзультaты pacчeтa:вaя дoля oтгoнa пapoв e1= .5922557711601257льнaя дoля oтгoнa пapoв e= .6275001168251038лeкуляpнaя мacca иcxoднoй cмecи Mi= 202.6910400390625лeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml= 221.8687286376953лeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 191.306640625

Q3=G∙[e∙H315п+(1-е)∙Н315ж]/3600,

где G - расход «горячей струи», кг/ч;

е - доля отгона паровой фазы;п и Н315ж - энтальпии паровой и жидкой фаз.п=b∙(4-r1515)-308,99,

где b=(129,58+0,134∙Т+0,00059∙Т2);

r1515 - относительная плотность нефтепродукта рассчитывается по преобразованной формуле Крэга [13]:

r1515=1,03∙М/(44,29+М). r1515=1,03∙191/(44,29+191)=0,8361.п=412,415∙(4-0,8361)-308,99=995,8

кДж/кг. Н315ж=а/(r1515)0,5,

где а=(0,0017∙Т2+0,762∙Т-334,25);

r1515 - относительная плотность нефтепродукта, рассчитывается по преобразованной формуле Крэга [13]:

r1515=1,03∙М/(44,29+М). r1515=1,03∙222/(44,29+222)=0,8587.

Н315ж=700,315/(0,8587)0,5=755,7 кДж/кг.=Q3·3600/[e∙H315п+(1- е)∙Н315ж]=7582,4·3600/[0,59∙995,8+(1-0,59)∙755,7]=

=30418,9 кг/ч.

Рассчитанный расход «горячей струи» обеспечивает поддержание

необходимого температурного режима в колонне стабилизации. Результаты расчета сведем в таблицу 8.11.

Таблица 8.11 Тепловой баланс фракционирующей колонны

Расчёт диаметра колонны

Молярный расход паров в зоне ввода сырья (берём из расчёта доли отгона на входе в колонну стабилизации):ввод=235,7437/3600=0,065 кмоль/с.

Молярный расход паров вверху колонны (берём из таблицы 8.8):верх=223,8841/3600=0,062 кмоль/с.

Молярный расход паров внизу колонны:низ=30418,9/(191∙3600)=0,044 кмоль/с,

где 30418,9 - расход горячей струи, кг/ч; - молярная масса, берём из расчёта доли отгона с помощью программы

«Oil» в печи.

Объёмный расход паров в зоне ввода сырья:

м3/с. Объёмный расход паров внизу колонны:

м3/с. Объёмный расход паров вверху колонны:

м3/с.

Расчёт диаметра нижней части колонны.

Допустимая линейная скорость в свободном сечении колонны рассчитывается по формуле Саундерса и Брауна [11]:

=0,6 м/с. где С=900 - коэффициент по [11];

ρП - плотность паров в нижей части колонны:

ρП===10,56 кг/м3 (где VП - объёмный расход паров внизу колонны, м3/с; 30418,9 - расход «горячей струи», кг/ч);

ρж - средняя плотность жидкости в нижней части колонны при средней температуре в нижней части колонны: (240+292)/2=266°С. Рассчитаем её:

ρ1515=(0,8455+0,84886)/2=0,84718, ρ4266=ρ1515-5α-α∙(266-20)=0,84718-0,00356-0,000712∙(266-20)=0,6685. Площадь рабочего сечения тарелки: S=VП/w=0,80/0,6=1,33 м2.

Диаметр колонны: D=1,13∙=1,3 м. Ближайший стандартный диаметр: D=1400 мм.

Расчёт диаметра верхней части колонны.

Допустимая линейная скорость в свободном сечении колонны рассчитывается по формуле Саундерса и Брауна [11]:

=0,96 м/с.

где С=900 - коэффициент; ρП - плотность паров в верхней части колонны:

ρП===2,14 кг/м3 (где 0,062 - молярный расход паров вверху колонны, кмоль/с; 0,85 - объёмный расход паров вверху колонны, м3/ с; 29,3 - молярная масса);

ρж - средняя плотность жидкости в верхней части колонны при средней температуре в верхней части колонны: (250+125)/2=187,5°С. Расчитаем её: ρ1515=(0,8455+0,7224)/2=0,7840.

ρ4187,5=ρ1515-5α-α∙(187,5-20)=0,7840-0,00396-0,000792∙(187,5- 20)=0,6474.

Площадь рабочего сечения тарелки:=VП/w=0,85/0,96=0,89 м2.

Диаметр колонны:=1,13∙=1,07 м. Ближайший стандартный диаметр: D=1200 мм.

8.7 Расчёт высоты колонны

. Высота тарельчатой части колонны:

Н1=НТ∙(nТ-1)=0,5∙(22-1)=10,5 м,

где НТ - расстояние между тарелками, м;Т - число тарелок.

. Высота верхней части колонны принимается равной (0,5…1)D, принимаем НВ=1 м.

. Высоту эвапорационного пространства в месте ввода сырья и конического перехода принимаем равной НЭ=2 м.

. Высота эвапорационного пространства внизу колонны НЭН=1,5 м.

. Высота куба колонны составляет: НК=3 м.

. Высоту юбки принимаем равной: НЮ=3 м. Общая высота колонны: 10,5+1+2+1,5+3+3=21 м.