- •Содержание
- •2. Исходные данные для расчета
- •Технологический расчёт отбензинивающей колонны установок перегонки нефти
- •3. Физико-химические свойства сырья
- •Физико-химические свойства сырья
- •4. Минимальное число теоретических тарелок
- •5. Состав дистиллята и остатка
- •Материальный баланс колонны
- •7. Температурный режим колонны
- •Расчёт температуры верха колонны
- •Расчёт температуры низа колонны
- •Расчёт доли отгона сырья на входе в колонну
- •8. Минимальное флегмовое число
- •Расчёт минимального флегмового числа
- •9. Оптимальное флегмовое число. Оптимальное число теоретических тарелок
- •10. Место ввода сырья в колонну. Рабочее число тарелок
- •11. Внутренние материальные потоки
- •12. Тепловой баланс колонны
- •13. Диаметр колонны
- •14. Высота колонны
- •15. Диаметры штуцеров
10. Место ввода сырья в колонну. Рабочее число тарелок
Определяем минимальное число теоретических тарелок в концентрационной части колонны ()
,
где α3 и α4 – коэффициенты относительной летучести компонентов при температуре ввода сырья (см. табл. 10).
=12,4 ~ 13
Оптимальное число теоретических тарелок в верхней части колонны
Отсюда
=20,80 ~ 21
Рабочее число тарелок в колонне:
где - к.п.д. тарелки, примем равным 0,6.
=69,55 ~ 70
Рабочее число тарелок в верхней части колонны
=34,67~ 35
В нижней, исчерпывающей части колонны, таким образом, будет 70-35=35 тарелок. На практике для ввода сырья предусматривают до 5 точек вблизи сечения, определённого по этим уравнениям.
11. Внутренние материальные потоки
а) Верхняя часть колонны.
Количество флегмы, стекающей с тарелок верхней части колонны:
=Rопт·D= 5,2801·33066,60855=174595 кг/ч
Количество паров, поднимающихся с тарелок верхней части колонны:
+D=174595+33066,60855=207662 кг/ч
Объём паров:
м3/с = 20617,17 м3/ч
Плотность паров:
= 10,07228 кг/м3
Относительная плотность жидкости:
где - температурная поправка по формуле Кусакова.
Относительная плотность при температуре верха колонны:
Абсолютная плотность жидкости кг/м3
Объёмный расход жидкости:
м3/ч
б) Нижняя часть колонны.
Количество флегмы, стекающей с тарелок нижней части колонны:
174595 + 684931,50685(1 - 0,0441) = 829321 кг/ч
Количество паров, поднимающихся с тарелок нижней части колонны:
= 829321– 651864,9=177456кг/ч
Объём паров:
м3/с = 6833 м3/ч
Плотность паров:
=25,9697кг/м3
Плотность жидкости:
где - температурная поправка по формуле Кусакова.
Относительная плотность жидкости при температуре низа колонны:
Абсолютная плотность жидкости кг/м3
Объёмный расход жидкости:
м3/ч
12. Тепловой баланс колонны
Рассмотрим способ отвода тепла в колонне холодным испаряющимся орошением, как наиболее распространённым в нефтепереработке. Пары дистиллята при этом поступают в конденсатор-холодильник (обычно сначала воздушный, затем водяной), где происходит их конденсация и дальнейшее охлаждение конденсата до температур 30-40оС. Часть холодного конденсата далее подаётся как орошение на верхнюю тарелку, остальное количество отводится как верхний продукт колонны.
Уравнение теплового баланса колонны в этом случае будет иметь вид:
,
где QF – тепло, поступающее в колонну с сырьём, кВт;
QB– тепло, подводимое в низ колонны, кВт;
QD– тепло, отводимое из колонны с дистиллятом, кВт;
QW– тепло, отводимое из колонны с остатком, кВт;
QХОЛ– тепло, отводимое в конденсаторе-холодильнике, кВт;
QПОТ– потери тепла в окружающую среду, кВт.
где F,Fж,Fп– массовый расход сырья, жидкой и паровой фаз сырья, кг/ч;
iFж– энтальпия жидкой фазы сырья, кДж/кг;
IFп– энтальпия паровой фазы сырья, кДж/кг;
е = 0,0441 – массовая доля отгона сырья (см. раздел 7);
,
где D– массовый расход дистиллята, кг/ч;
iхол– энтальпия холодного дистиллята при температуре его отвода после конденсатора-холодильника, кДж/кг;
,
где W– массовый расход остатка, кг/ч;
iW– энтальпия остатка при температуре при температуре его отвода из колонны 257,63ОС, кДж/кг;
,
где Lор- количество холодного орошения, подаваемого в колонну, кг/ч;
ID– энтальпия паров дистиллята при температуре верха колонны 112,04оС.
,
где Rопт= 5,30 - оптимальное флегмовое число;
iконд– энтальпия жидкого дистиллята при температуре его конденсации, кДж/кг;
Qконд– теплота конденсации паров дистиллята. Для светлых нефтепродуктов эту величину можно рассчитать по уравнению Крэга:
, кДж/кг.
где Тср.м.– средняя молекулярная температура кипения дистиллята, К;
В общем случае средняя молекулярная температура кипения смеси рассчитывается по формуле:
,
где Тi– среднеарифметическая температура кипения узкой фракции в смеси, К:
xi` - мольная доля узкой фракции в смеси.
В нашем случае средняя молекулярная температура кипения дистиллята:
Тср.м.= 314,5.0,48692 + 341,5.0,44644 + 356,5. 0,05662 + 366.0,01002
= 329,45 К.
= 346,33 кДж/кг.
Примем температуру дистиллята после конденсатора-холодильника и, следовательно, температуру подачи орошения tхол= 35°C.
Энтальпии жидких нефтепродуктов при соответствующих температурах рассчитываются по уравнению Крэга:
, кДж/кг.
Энтальпии паров нефтепродуктов рассчитываются по уравнению Уэйра и Итона:
, кДж/кг.
Плотность находят по формуле:
Результаты расчета плотности приведены в таблице:
Таблица
Фракции |
р15 |
масс% F |
масс% D |
масс% W |
ρF |
ρD |
ρW |
1 |
0,6449 |
2,17 |
44,95 |
0 |
3,364863 |
69,70073 |
0 |
2 |
0,6778 |
2,29 |
47,36 |
0,000146 |
3,378578 |
69,87312 |
0,000215 |
3 |
0,6953 |
0,37 |
6,48 |
0,058017 |
0,532144 |
9,319718 |
0,083442 |
4 |
0,7061 |
1,97 |
1,2 |
2,009 |
2,789973 |
1,699476 |
2,845206 |
5 |
0,7356 |
7,57 |
0 |
7,956 |
10,29092 |
0 |
10,81566 |
6 |
0,7736 |
10,39 |
0 |
10,92 |
13,43071 |
0 |
14,11582 |
7 |
0,8142 |
9,73 |
0 |
10,22 |
11,95038 |
0 |
12,5522 |
8 |
0,867 |
16,7 |
0 |
17,55 |
19,26182 |
0 |
20,24221 |
9 |
0,9281 |
48,81 |
0 |
51,29 |
52,59132 |
0 |
55,26344 |
∑ |
̶ |
- |
- |
- |
117,5907 |
150,593 |
115,9182 |
|
|
|
|
ρ |
0,850407 |
0,664041 |
0,862677 |
Например, энтальпия жидкой фазы сырья, поступающего в колонну при 220ОС:
кДж/кг.
Результаты расчёта энтальпий потоков:
iF = 492,97 кДж/кг |
|
при tF = 220°C |
iD = 259,17 кДж/кг |
|
при tD = 112,04°C |
iW = 590,81 кДж/кг |
|
при tW = 257,63°C |
iхол = 75,74 кДж/кг |
|
при tхол = 35 °C |
IF = 754,68 кДж/кг |
|
при tF = 220°C |
ID = 587,21 кДж/кг |
|
при tD = 112,04°C |
IW = 841,80 кДж/кг |
|
при tW = 257,63°C |
Iхол = 447,69 кДж/кг |
|
при tхол = 35°C |
|
|
|
|
|
|
Количество холодного орошения:
кг/ч
Рассчитываем тепловые потоки:
QF= 684931,50685.0,0441.754,68 + 684931,50685.(1-0,0441).492,97 =
345555761 кДж/ч = 95987,71кВт
QD = 33066,60855 . 75,74 = 2504464,9 кДж/ч = 695,68 кВт
QW = 651864,89830 . 590,81 = 385128300,6 кДж/ч = 106980,08 кВт
QХОЛ = (33066,60855 + 112401,51) . (587,21 – 75,74) = 74402578,59 кДж/ч =20667,38 кВт
Примем потери тепла в колоне 5%:
Qпот= (695,68 + 106980,08 + 20667,38).5/95 = 6754,90 кВт
Тепло, необходимое подвести в низ колонны:
QB =135098,04 – 95987,71= 39110,33 кВт
Таблица 11
Тепловой баланс колоны
Поток |
t, °С |
Энтальпия, кДж/кг |
Расход, кг/ч |
Количество тепла, кВт |
| ||||
ПРИХОД: | ||||
С сырьём: |
|
|
|
|
паровая фаза |
220,0 |
754,68 |
684931,50685 |
6332,0753 |
жидкая фаза |
220,0 |
492,67 |
|
89655,6360 |
В низ колонны |
|
|
|
39110,33 |
Итого |
|
|
|
135098,04 |
| ||||
РАСХОД: | ||||
С дистиллятом |
35,0 |
75,74 |
33066,60855 |
695,68 |
С остатком |
257,63 |
582,25 |
651864,89830 |
106980,08 |
В конденсаторе |
|
|
|
20667,38 |
Потери |
|
|
|
6754,90 |
Итого |
|
|
|
135098,04
|