содержание фракций в Зейской нефти
.pdf
V = |
23936 ,9297 |
= 1,17 |
||
5,7 |
3600 |
|||
|
|
|||
Тогда:
F = |
1,17 |
= 3,06 |
|
0,382 |
|||
|
м2. |
||
|
|
м3/с.
Принимаем длину сепаратора равной: Н=4∙d 4 . Тогда диаметр сепаратора будет равен:
F = d H = 4 d 2 ;
d = |
F |
= |
3,06 |
= 0,77 |
|
4 |
4 |
||||
|
|
|
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
Консорциум н е д р а |
Консорциума Н е д р а |
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
Консорциум н е д р а |
Консорциума Н е д р а |
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.
Таблица 8.8 - Состав паров дистиллята с учётом орошения
Компонент |
Молярный |
Молярный |
Молярный |
Суммарный |
Состав |
|
расход |
расход |
расход |
расход паров, |
паров, |
|
дистиллята, |
орошения, |
орошения с |
кмоль/час |
мольн. |
|
кмоль/час |
кмоль/час |
учётом |
|
доли |
|
|
|
кратности, |
|
|
|
|
|
кмоль/час |
|
|
водород |
64,1821 |
0.0725 |
0,2175 |
64,3996 |
0,2877 |
метан |
34,5607 |
0.0796 |
0,2388 |
34,7995 |
0,1554 |
этан |
16,0883 |
0.1282 |
0,3846 |
16,4729 |
0,0736 |
Н2S |
12,3374 |
0.1813 |
0,5439 |
12,8813 |
0,0575 |
пропан |
9,2464 |
0.2001 |
0,6003 |
9,8467 |
0,0440 |
бутан |
8,7299 |
0.5578 |
1,6734 |
10,4033 |
0,0465 |
28-62°С |
5,1658 |
1.2709 |
3,8127 |
8,9785 |
0,0401 |
62-85°С |
4,1030 |
1.9486 |
5,8458 |
9,9488 |
0,0444 |
85-105°С |
3,6683 |
2.4696 |
7,4088 |
11,0771 |
0,0495 |
105-140°С |
6,0728 |
5.2442 |
15,7326 |
21,8054 |
0,0974 |
140-180°С |
5,9478 |
5.7744 |
17,3232 |
23,2710 |
0,1039 |
Итого: |
170,1025 |
17.9272 |
53,7816 |
223,8841 |
1,0000 |
Температура вверху колонны определяется по уравнению изотермы паровой фазы [13]:
yi/ = 1 ki ,
Консорциум н е д р а |
Консорциума Н е д р а |
|
y |
/ |
||
где |
i |
|||
|
|
|||
|
|
|
||
равновесия |
|
|||
k = |
p |
i |
|
|
|
|
|||
|
|
|
||
|
p |
|
||
- молярная доля i-того компонента в смеси углеводородов, включая орошение;- константа фазового 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:
lg(p |
|
− 3158 ) = 7,6715 − |
2,68 f (T ) |
|||
HI |
f |
(T |
) |
|||
|
|
|||||
|
|
|
|
|
||
|
|
|
|
0 |
|
|
,
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:
f (T )= |
2 |
|
T |
||
|
1250 +108000 − 307,6
−1
.
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:
Таблица 8.9 - Определение температуры вверху колонны
Компонент |
Ткип, °С |
f(Т) |
y′ |
K |
y′/K |
водород |
-252,8 |
56,72669 |
0,2877 |
113,0135 |
0,002546 |
метан |
-161,8 |
30,77651 |
0,1554 |
71,42153 |
0,002176 |
этан |
-90 |
17,2348 |
0,0736 |
32,47586 |
0,002266 |
Н2S |
46 |
7,311351 |
0,0575 |
2,86609 |
0,020062 |
пропан |
-42 |
12,28407 |
0,0440 |
15,78182 |
0,002788 |
Консорциум н е д р а |
Консорциума Н е д р а |
бутан |
-6 |
9,792114 |
0,0465 |
8,330301 |
0,005582 |
28-62°С |
45 |
7,34999 |
0,0401 |
2,930141 |
0,013685 |
62-85°С |
73,5 |
6,354731 |
0,0444 |
1,523837 |
0,029137 |
85-105°С |
95 |
5,728382 |
0,0495 |
0,90117 |
0,0549929 |
105-140°С |
122,5 |
5,049809 |
0,0974 |
0,443498 |
0,219618 |
140-180°С |
160 |
4,296857 |
0,1039 |
0,160509 |
0,647315 |
Итого: |
|
|
1,0000 |
|
1,000103 |
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]:
ki |
xi |
|
/ |
где ki -
= 1 |
, |
|
константа фазового равновесия i-того компонента в остатке колонны;
x |
/ |
|
|
i |
- 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:
Таблица 8.10 - Определение температуры внизу колонны
Компо-нент |
Ткип, |
f(Т) |
x′ |
K |
x′∙K |
|
°С |
|
|
|
|
180-210°С |
195 |
3,730188 |
0,222454 |
2,439565 |
0,542691 |
210-310°С |
260 |
2,923783 |
0,564689 |
0,750238 |
0,423651 |
310-360°С |
335 |
2,259177 |
0,212857 |
0,158265 |
0,033688 |
Итого: |
|
|
1,000000 |
|
1,00003 |
Консорциум н е д р а |
Консорциума Н е д р а |
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- 1515)-308,99,
где b=(129,58+0,134∙Т+0,00059∙Т2);
1515 - относительная плотность нефтепродукта рассчитывается по преобразованной формуле Крэга [13]:
1515=1,03∙М/(44,29+М),
где М - молярная масса паровой фазы на входе в колонну.
1515=1,03∙77/(44,29+77)=0,6539.п=353,71∙(4-0,6539)-308,99=874,6 кДж/кг.
Н240ж=а/( 1515)0,5,
где а=(0,0017∙Т2+0,762∙Т-334,25);
1515 - относительная плотность нефтепродукта, рассчитывается по преобразованной формуле Крэга [13]:
1515=1,03∙М/(44,29+М),
Консорциум н е д р а |
Консорциума Н е д р а |
где М - молярная масса жидкой фазы на входе в колонну.
1515=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/( 1515)0,5,
где а=(0,0017∙Т2+0,762∙Т-334,25);
1515 - относительная плотность нефтепродукта расчитывается по преобразованной формуле Крэга [13]:
1515=1,03∙М/(44,29+М),
где М - молярная масса орошения.
1515=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- 1515)-308,99,
где b=(129,58+0,134∙Т+0,00059∙Т2);
1515 - относительная плотность нефтепродукта рассчитывается по преобразованной формуле Крэга [13]:
1515=1,03∙М/(44,29+М).
Консорциум н е д р а |
Консорциума Н е д р а |
1515=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/( 1515)0,5,
где а=(0,0017∙Т2+0,762∙Т-334,25);
1515 - относительная плотность нефтепродукта расчитывается по формуле [13]:
1515= 420+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
Консорциум н е д р а |
Консорциума Н е д р а |
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- 1515)-308,99,
где b=(129,58+0,134∙Т+0,00059∙Т2);
1515 - относительная плотность нефтепродукта рассчитывается по преобразованной формуле Крэга [13]:
1515=1,03∙М/(44,29+М).
1515=1,03∙191/(44,29+191)=0,8361.п=412,415∙(4-0,8361)-308,99=995,8 кДж/кг.
Н315ж=а/( 1515)0,5,
где а=(0,0017∙Т2+0,762∙Т-334,25);
1515 - относительная плотность нефтепродукта, рассчитывается по преобразованной формуле Крэга [13]:
1515=1,03∙М/(44,29+М).
1515=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.
Консорциум н е д р а |
Консорциума Н е д р а |
Таблица 8.11 Тепловой баланс фракционирующей колонны
Приход, Q кВт |
Расход, Q кВт |
|
|
Сырьё |
35572,0 |
Верхний продукт |
1300,1 |
Орошение |
111,4 |
Фракция 180-360°С |
41965,7 |
Пары из |
7582,4 |
|
|
печи |
|
|
|
Итого: |
43256,8 |
Итого: |
43265,8 |
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:
V |
|
= 22,4 |
(t + 273 ) |
|
p |
0 |
N |
|
|
|
|
|
|
||||||
П |
273 |
p |
ВВОД |
||||||
|
|
|
|
||||||
|
|
|
|
|
|
||||
= 22,4 |
(240 |
+ 273 ) |
|
101,3 |
0,065 |
= 1,11 |
|
273 |
250 |
||||||
|
|
|
|
||||
м3/с.
Объёмный расход паров внизу колонны:
V |
|
= 22,4 |
(t + 273 ) |
|
p0 |
N |
|
= 22,4 |
(292 + 273 ) |
|
101,3 |
0,044 |
= 0,80 |
||
П |
273 |
|
p |
НИЗ |
273 |
|
258 |
||||||||
|
|
|
|
|
|
|
|
м3/с. |
|||||||
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
||||||
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
Консорциум н е д р а |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
Консорциума Н е д р а |
||||