2.4 Предлагаемые новые инженерные решения

В данном проекте предложены следующие нововведения :

1. Увеличение производительности нефтестабилизационной колонны по сравнению с базовым проектом на 15 %.

2. Замена: кожухотрубчатых теплообменников с плавающей головкой диаметром 1400 мм в количестве 14 шт., на кожухотрубчатые теплообменники с плавающей головкой диаметром 1200 мм - 8 штук. В результате были достигнуты такие положительные эффекты как экономия металла, снижение себестоимости.

3. Усовершенствование процесса автоматизации ректификационной колонны, установлены новые контрольно-измерительные приборы поз.23,25,27,31. В частности регулирование температуры верха колонны путем подачи орошения. Регулирование осуществляется за счет клапана установленного на линии подачи орошения в колонну. Таким образам в случае повышения температуры, произойдет открытие клапана для увеличения подачи орошения и температура начнет падать. Регулируется также уровень низа верхней колонны и расхода питания в следующую колонну регулировочным клапаном установленным на линии подачи питания нижней колонны.

За счет введения комплексной механизации и автоматизации производственных процессов, замены оборудования на более рациональное, что привело как к снижению себестоимости (экономия составила 2400000 руб. в год), и к увеличению производительности труда рабочих ,и уменьшению удельных капитальных вложений.

2.5 Технологический расчет проектируемого оборудования

2.5.1 Технологический расчет верхней колонны.

Из емкости в верхнюю колонну на стабилизацию поступает 30% обезвоженной, обессоленной нефти – 169728,5 кг/час (2147,4 кмоль/ч); в нижнюю колонну поступает 70% – 405100 кг/ч.

Материальный баланс стабилизационной колонны предоставлен в

таблице 2.7

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 (мольные доли):

пропан - 0,0348, i - бутан - 0,0688, н-бутан - 0,0946, i-пентан - 0,0337,

н-пентан - 0,0321, н-гексан - 0,736.

D=33775,5 кг/ч = 427,3 кмоль/ч .

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

Таблица 2.7

Компоненты	Приход				Расход
	из емкости и печи		Итого		Дистиллят К-1			Куб К-1			Итого
	кг/час	%масс	кг/час	%масс	кг/час	%масс	кг/час		%масс	кг/час
С2	678,9	0,4	678,9	0,4	1114,6	3,3	-			1114,6
С3	4243,2	2,5	4243,2	2,5	7869,7	23,3	-			7869,7
i-C4	1527,6	0,9	1527,6	0,9	2972,2	8,8	-			2972,2
n-C4	5261,6	3,1	5261,6	3,1	11145,9	33	-			11145,9
i-C5	3564,3	2,1	3564,3	2,1	6552,4	19,4	1087,6		0,8	7640,1
n-C5	4412,9	2,6	4412,9	2,6	4154,4	12,3	2583,1		1,9	6737,5
Фр.НК-53гр.	8486,4	5	8486,4	5			7885,3		5,8	7885,3
Фр.53-130	27496,0	16,2	27496,0	16,2			28006,3		20,6	28006,3
Фр.130-200	17312,3	10,2	17312,3	10,2			19305,3		14,2	19305,3
Фр.200-250	11371,8	6,7	11371,8	6,7			8972,9		6,6	8972,9
Фр.250-350	21216,1	12,5	21216,1	12,5			16858,2		12,4	16858,2
Фр.350-420	14087,5	8,3	14087,5	8,3			11284,1		8,3	11284,1
Фр.420-495	13748,0	8,1	13748,0	8,1			10876,2		8	10876,2
Фр.>495	36491,6	21,5	36491,6	21,5			29093,9		21,4	29093,9
ИТОГО	169728,5	100	169728,5	100	33775,5	100	135953		100	169728,5

1. Мольная масса смеси:

М , где (2.1)

Мi- мольная i-го компонента,

Сi- мольное содержание i- го компонента.

М = 0,0348∙42+0,0688∙58+0,0946∙58+0,0337∙72+0,0321∙72+0,736∙86 = 79,04

2. Уравнение материального баланса колонны:

F=D+R, (2.2)

F∙ci=D∙ yi +R∙ xi, (2.3)

Принимаем: y =0, x =0,x =0,x =0.

Подставим исходные значения в уравнение:

2147,4 ∙0,0348 = 427,3 у ,

2147,4 ∙0,0688 = 427,3 у ,

2147,4 ∙0,0946 = 427,3 у ,

2147,4 ∙0,0337 = 427,3 у + (2147,4 - 427,3) x ,

2147,4 ∙0,0321 = 427,3 у + (2147,4 - 427,3 )x ,

2147,4 ∙0,736 = (2147,4 - 427,3)x .

Отсюда, имеем в мольных долях:

у = 0,175 ,

у =0,346 ,

у =0,475 ,

x = 0,919.

Решим систему уравнений:

x + x =1- x = 0,081 ,

62,96 = 427,3 у + 1720,1 x ,

59,97 = 427,3 у + 1720,1 x .

Принимаем: у =0,0036,

x =0,041,

у =0,0399.

Данные о составах и количествах дистиллята и остатка. Таблица 2. 8

компонент	мольн. доли	Мi	Мi∙Ci	массов. доли	количество в сырье
					кг/ч	кмоль\ч
пропан	0,35	44	1,53	0,02	3292,73	747,30
i-бутан	0,07	58	3,99	0,05	8571,29	147,74
н-бутан	0,09	58	5,49	0,07	11787,64	203,14
i-пентан	0,03	72	2,43	0,03	5210,66	72,37
н-пентан	0,03	72	2,31	0,03	4966,26	68,93
н-гексан	0,74	86	63,30	0,80	135986,47	1580,49

Давление в колонне и температуры ее верха и низа.

Рабочее давление – Р_раб = 10 кгс/см² (атм);

Расчетное давление принимаем: Р_расч = 12,5 кгс/см²(атм).

Давление верха колонны : Р_в = Р+0,2 атм =10,2 атм = 1 МПа,

Давление низа колонны : Р_н=Р+0,4 атм=10,4 атм = 1,102 МПа.

Среднее давление в колонне :Р_ср= (Р_в+ Р_н)/2=(1+1,102)/2=1,01 МПа.

Давление насыщенных паров ( 2,стр. 565, рис. ХIV):

Пропан - Р_н.п.= 550 мм рт. ст. = 73315 Па,

Бутан - Р_н.п.=240 мм рт. ст .= 31992 МПа,

Пентан - Р_н.п.=120 мм рт. ст. = 15996 МПа,

Гексан - Р_н.п.=75 мм тр. ст. = 9997 МПа.

Температура верха колонны: t_в = 95 °С,

Температура низа колонны : t_н = 130° С,

Температура конденсации паров дистиллята : t_конд = 67° С.

Средняя температура в колонне : t_ср= (t_в+ t_н)/2 = (95+130)/2 = 112,5 °C,

Минимальное число ступеней разделения ([2], стр.357):

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

k_пропан = 0,9,

k_{н-бутан} = 0,27,

k_{н-пентан} = 0,08,

k_{н-гексан} = 0,03.

По уравнению равновесия фаз:

• для верха колонны:

=1, давление в емкости для орошения колонны определяем методом постепенного приближения, при этом подбираем такое значение давления, при котором константы фазового равновесии для температуры 112,5°C , после подстановки их в это уравнение превращают его в тождество.

Для давления 1 МПа, температура будет 360 К.

• для низа колонны:

= 1, температуру низа колонны определяем методом постепенного приближения по данному уравнению - получим Т = 490К.

= 19,2, (2.4)

Предельное:

1. Минимальное флегмовое число:

,21. (2.5)

Отношения:

• (2.6)

• (2.7)

• (2.8)

2. Минимальное паровое число:

, (2.9)

где U = 1,35U_min+0,35 =1,35∙ 5,21+0,35 = 7,4. (2.10)

По корреляционному графику Джиллиленда ([2], стр.412) определим действительное число тарелок, для чего рассчитаем комплексы:

U=7,4,

U_min=4.

Тогда, =0,37, отсюда найдем:

N = 31,06 = 32- число действительных тарелок.

Расчет диаметра колонны ведется по (3,стр.110-112,131-135).

Диаметр определяется по уравнению:

D = (V / (0,785 ∙ ω))^1/2 , (2.11)

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 (2.12)

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 = (33775,5 ∙ (7,4+1) ∙22,4 ∙ 360 ∙ 1) / (55 ∙ 273 ∙ 3600 ∙ 10) = 4,2 м³/с

Скорость пара рассчитывается по формуле:

ω ^1,85 = , м/с , (2.13)

где G - масса клапана, кг,

S₀ - площадь отверстия под клапаном, м².

ξ- коэффициент сопротивления,( ξ=3).

ρ _y – плотность пара, кг/м³.

М – молекулярная масса.

ρ _п = (М / 22,4) ∙ ((233 ∙ Р) / Т) (2.14)

ρ _п = (55 / 22,4) ∙ ((233 ∙ 10) / 385,5) = 14,9 кг/м³

S₀=3,14∙5²=78,5∙10^-6 м².

ω^1,85= ,

ω = 0,77 м/с.

Действительная скорость пара в рабочем сечении:

ω = 0,77(2,6/2,6) = 0,77 м/с.

Скорость пара в рабочем сечении тарелки:

ω_т = ω∙0,785d²/S_т=0,77∙0,785∙2,6²/3,84=1,06 м/с.

D = (4,2/ (0,785 ∙ 0,77) ^1/2 = 2,6 м.

Принимаем D равным 2,60 м.

По диаметру колонны производится выбор тарелок – принимаем соответствующие параметры: периметр слива П, площадь слива F , площадь прохода пара F , количество клапанов m, количество прорезей в колпачке z,ширина прорези b.

Тарелка ТКП (ОСТ 26-02-1401-77):

Свободное сечение колонны, м² 5,3

Рабочее сечение тарелки, м² 3,84

Периметр слива, м 2,05

Сечение перелива, м² 0,74

Шаг t, мм 100

Относительное свободное сечение тарелки, % 7,71

Число клапанов 326

Число клапанов на поток 14

Масса тарелки, кг 290

Рассчитаем гидравлическое сопротивление в верхней и нижней части колонны.

р = Δ р_сух + Δ р_G + Δ р_пж, (2.15)

1. Гидравлическое сопротивление сухой тарелки:

р _сух = ξ(w₀² р_п) / 2 F= 3,6 (1,06 ² ∙ 14,9) / 2∙0,771 = 390,9 Па, (2.16)

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

ω₀ =1,06 м/с – скорость пара в отверстии тарелки.

Верхняя часть колонны:

Высота подпора жидкости над сливной перегородкой, м:

(2.17)

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 0,095 м³/с. (2.18)

Периметр сливной перегородки находится решением системы уравнений:

(П/2)²+(R-b), где R=1,3 м- радиус тарелки,

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

0,1∙3,14∙1,3²=(2/3) ∙П∙b,

0,35=(2/3)П∙b,

П=1,9;

b=0,35.

Находим Δ h:

h_сл = (0,095 / 1,85 ∙ 1,9 ∙ 0,5) ^2/3 = 0,14 м,

Высота парожидкостного слоя на тарелке:

h_пж = h_п + h_сл = 0,04 + 0,14 = 0,18 м. (2.19)

2. Сопротивление парожидкостного слоя:

Δр_пж = 1,3 ∙ h_пж ∙ p_пж ∙ g.∙ К = 1,3 ∙ 0,18 ∙ 800 ∙ 9,81 ∙ 0,5 = 918,2 Па. (2.20)

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:

σ_t = σ₀ – 0,146 ∙ t , (2.21)

σ ₆₇ = 26 – 0,146 ∙ 130⁰ = 16,2∙ 10 ^{– 3} Н/м,

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

σ₀ – поверхностное натяжение при нормальных условиях = 26*10^{– 3} н/м;

t – температура, ⁰ С.

3. Δр_с = 4 ∙ 𝜎 / d_Э = (4 ∙ 16,2 ∙ 10 ^{– 3} ) / 0,004 = 16,2 Па; (2.22)

Общее гидравлическое сопротивление тарелки в верхней части колонны:

4. ΔР = ΔР_сух + ΔР_с + р_пж = 390,9 + 16,2 + 765,2= 1172,3 Па (2.23)

Нижняя часть колонны:

Поверхностное натяжение при температуре низа колонны:

σ_t = σ₀ – 0.146 ∙ t ,

σ ₁₅₁ = 26 – 0.146 ∙ 151 = 4∙ 10 ^{– 3} Н/м ;

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

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

=((33775,5∙7,4 /55) +(169728,5/124,25))∙79,04 / (3600 ∙ 800) = 0,16 м³/с;

Находим h_сл:

h_сл = (0,16 / 1,85 ∙ 1,9 ∙ 0,5) ^2/3 = 0,2 м.

Высота парожидкостного слоя на тарелке:

h_пж = h_п + h_сл = 0,04 + 0,2 = 0,24 м.

2. Сопротивление парожидкостного слоя:

Δ р_пж = 1,3 ∙ h_пж ∙ p_пж ∙ g ∙ К = 1,3 ∙ 0,24 ∙ 800 ∙ 9,81 ∙ 0,5 = 1224,3 Па

3. Общее гидравлическое сопротивление тарелки в нижней части колонны:

ΔР = ΔР_сух + ΔР_с + р_пж = 390,9 + 4 + 1224,3 = 1619,2 Па.

Проверим, соблюдается ли при расстоянии между тарелками h = 0,4 м необходимое для нормальной работы тарелок условие h > 1,8 ( ΔР / ρ_ж g),

0,5 > 0,37.

1,8 ( ΔР / ρ_ж g) = (1,8 ∙ 1619,2) / (800 ∙ 9,81) = 0,37.

Следовательно выше указанное условие соблюдается.

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) (2.24)

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 (3 с. 107).

Н_к=(32-1)∙0,5+4,6+1,8+2,4=24,3 м

Далее рассчитаем полную высоту колонны:

Н = Н_к + h_в + h_н, м , (2.25)

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

Н = 24,3 + 1,01 + 1,01 = 26,32 м

Расчет теплового баланса верхней колонны .

1 – сырье из печи и емкости;

2 – флегма;

3 – верхний продукт;

4 – нижний продукт.

Q₁ + Q₂ = Q₃ + Q₄ + Q_5, (2.26)

1 поток: G_c = 169728,5 кг/ч ,

2 поток: G_фл. = 95746,2 кг/ч,

3 поток: G_D = 33775,5 кг/ч,

4 поток: G_W = 135953 кг/ч.

Тепло, вносимое сырьем:

Q₁ = G_c ∙ c₁ t₁ = (169728,5 ∙ 0,66 ∙ t₁ ∙ 4,19) / 3600 = 130,38 ∙ t₁ кВт (2.27)

где : G_c – количество сырья, кг/ч;

с₁ – теплоемкость смеси, ккал/(кг∙⁰С);

t₁ – температура смеси, ⁰С.

Тепло, вносимое орошением:

Q₂ = G_фл ∙ c₂ ∙ t₂ = (95746,2 ∙ 7,4 ∙ 0,4 ∙ 40 ∙ 4,19) / 3600 = 13194,3 кВт (2.28)

где : G_фл – количество флегмы, кг/ч;

с₂ – теплоемкость смеси, ккал/(кг∙С ⁰);

t₂ – температура смеси, ⁰С;

R – флегмовое число = 7,4.

Тепло, уходящее с ШФЛУ:

Q₃ = (G_D ∙ (R+1)∙(с_D∙t_D+r) ∙ 4,19) / 3600 (2.29)

Q₃ = (33775,5 ∙(7,4+1)∙(0.44∙84+70)∙4,19) / 3600 = 35319,45 кВт,

где : G_D – количество дистиллята, кг/ч;

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

t_D – температура дистиллята, ⁰С;

R – флегмовое число = 7,4;

r – теплота испарения, кДж/кг.

Тепло, уходящее с кубовой жидкостью:

Q₄ = G_w ∙ c₄ ∙ t₄ = (135953∙0,64∙150 ∙ 4,19) / 3600 = 15190,5 кВт (2.29)

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

с₄ – теплоемкость смеси, ккал.

Потери тепла в окружающую среду Q₆ :

Q_{1 ∙} t₁ = (Q₃ + Q₄ - Q₂ ) = 37315,65 (2.30)

Q₅ найдем из уравнения:

37315,65 100%

x 5% , x = (37315,65∙ 5) / 100 = 1865,78 кВт (2.31)

Q₅ = 1865,78 кВт.

В итоге получаем: Q₁ = 130,38 ∙ t₁ кВт

Q₂ = 13194,3 кВт

Q₃ = 35319,45 кВт

Q₄ = 15190,5 кВт

Q₅ = 1865,78 кВт

Q₁ ∙ t₁ = Q₃ + Q₄ + Q₅ - Q₂ = 39181,43 кВт,

130,38 ∙ t₁ = 39181,43

t₁ = 36481,2 / 130,38 = 300,5 ⁰С (2.32)