1. технологическая схема установки отбензинивающая колонна к1 входит в состав установки ат с двукратным испарением нефти (рис. 1). Эта схема технологически гибкая и работоспособная при любом фракционном составе нефти
 Скачать 3.72 Mb.
|
|
Количество холодного орошения:  кг/чРассчитываем тепловые потоки: QF = 735294,118 . 0,0572 . 814,38 + 735294,118 . (1-0,0572) . 496,88 = 378706604 кДж/ч = 105196,27 кВт QD = 45815,538 . 74,51 = 3413744,7 кДж/ч = 948,26 кВт QW = 689478,58 . 582,25 = 401448506 кДж/ч = 111513,58 кВт QХОЛ = (45815,538 + 130521,12) . (593,81 – 74,51) = 91571622 кДж/ч = 25436,56 кВт Примем потери тепла в колоне 5%: Qпот = (948,26 + 111513,58 + 25436,56).5/95 = 7257,81кВт Тепло, необходимое подвести в низ колонны: QB = 145156,21 – 9514,41 – 95681,86 = 39959,94 кВт Таблица 11 Тепловой баланс колоны
13. ДИАМЕТР КОЛОННЫ Диаметр колонны рассчитывается по наиболее нагруженному сечению по парам. В нашем случае в верхней части колонны расход паровой фазы больше в 7,8327/2,5964 = 3,02 раза, чем в нижней (см. раздел 11). Примем к установке в верхней части колонны клапанные двухпоточные тарелки, а в нижней, наиболее нагруженной по жидкой фазе, части - клапанные четырёхпоточные тарелки. Таблица 12 Зависимость диаметра колонны и расстояния между тарелками
Расстояние между тарелками принимается в зависимости от диаметра колонны (см. табл.12). На практике указанные рекомендации не всегда выполняются. Для большинства колонн расстояния между тарелками принимаются таким образом, чтобы облегчить чистку, ремонт и инспекцию тарелок: в колоннах диаметром до 2 м – не менее 450 мм, в колоннах большего диаметра – не менее 600 мм, в местах установки люков – не менее 600 мм. Кроме этого, в колоннах с большим числом тарелок для снижения высоты колонны, её металлоёмкости и стоимости расстояние между тарелками уменьшают. Примем расстояние между тарелками 600 мм, затем проверим соответствие этой величины и рассчитанным диаметром колонны. Диаметр рассчитывается из уравнения расхода:  , мгде VП – объёмный расход паров, м3/с; Wmax – максимальная допустимая скорость паров, м/с  , м/сгде Сmax – коэффициент, зависящей от типа тарелки, расстояния между тарелками, нагрузки по жидкости; ж и п – плотность жидкой и паровой фазы, кг/м3. Сmax = K1 . K2 . C1 – К3( – 35) Значение коэффициента С1 определяем по графику в зависимости от принятого расстояния между тарелками (см. приложение). С1 = 1050. Коэффициент К3 = 5,0 для струйных тарелок, для остальных тарелок К3 = 4,0. Коэффициент находится по уравнению:  ,где LЖ – массовый расход жидкой фазы в верхней части, кг/ч; Коэффициент К1 принимается в зависимости от конструкции тарелок: Колпачковая тарелка 1,0 Тарелка из S-образных элементов 1,0 Клапанная тарелка 1,15 Ситчатая и струйная тарелка 1,2 Струйная тарелка с отбойниками 1,4 Коэффициент К2 зависит от типа колонны: Атмосферные колонны 1,0 Ваккумные колонны с промывным сепаратором в зоне питания 1,0 Вакуумные колонны без промывного сепаратора 0,9 Вакуумные колонны для перегонки пенящихся и высоковязких жидкостей 0,6 Абсорберы 1,0 Десорберы 1,13  Сmax = 1,15 . 1,0 . 1050 – 4(132,75 – 35) = 816,5  = 0,562 м/сДиаметр колонны:  мПолученный диаметр округляется в большую сторону до ближайшего стандартного значения. Для стальных колонн рекомендованы значения диаметров от 0,4 до 1,0 м через каждые 0,1 м, от 1,2 до 4,0 м через 0,2 м, далее 2,5 м, 4,5 м, 5,0 м, 5,6 м, 6,3 м, от 7,0 до 10 м через 0,5 м, от 11,0 до 14,0 м через 1,0 м, от 16,0 до 20,0 м через 2,0 м. Итак, примем диаметр колонны DK = 4,5 м. Проверяем скорость паров при принятом диаметре колонны:  м/сОна находится в допустимых пределах (0,4-0,7 м/с) [5] для колонн под давлением и расстоянии между тарелками 600 мм. Проверяем нагрузку тарелки по жидкости:  м3/(м . ч),где LV – объёмный расход жидкости, м3/ч; n – число потоков на тарелке; - относительная длина слива, обычно находится в пределах 0,65-0,75. Полученное значение расхода жидкости на единицу длины слива меньше максимально допустимого, которое составляет для данного типа тарелок  м3/(м . ч).14. ВЫСОТА КОЛОННЫ Высота колонны рассчитывается по уравнению: НК = H1 + Hк + Ни + Нп + Н2 + Нн + Но, м где Н1 – высота от верхнего днища до верхней тарелки, м; Нк – высота концентрационной тарельчатой части колонны, м; Ни – высота исчерпывающей, отгонной тарельчатой части колонны, м; Нп – высота секции питания, м; Н2 – высота от уровня жидкости в кубе колонны до нижней тарелки,м; Нн – высота низа колонны, от уровня жидкости до нижнего днища, м; Но – высота опоры, м. Высота Н1 (сепарационное пространство) принимается равной половине диаметра колонны, если днище полукруглое, и четверти диаметра, если днище эллиптическое. Полушаровые днища применяют для колонн диаметром более 4 метров. Поэтому Н1 = 0,5 . 4,5 = 2,25 м. Высоты Hк и Ни зависят от числа тарелок в соответствующих частях колонны и расстояния между ними: Нк = (Nконц – 1)h = (23 – 1)0,6 = 13,2 м Ни = (Nотг – 1)h = (10 – 1)0,6 = 5,4 м где h = 0,6 м – расстояние между тарелками. Высота секции питания Нп берётся из расчёта расстояния между тремя-четырьмя тарелками: Нп = (4 - 1)h = (4 - 1)0,6 =1,8 м Высота Н2 принимается равной от 1 до 2 м, чтобы разместить глухую тарелку и иметь равномерное распределение по сечению колонны паров, поступающих из печи. Примем Н2 = 1,5 м. Высота низа (куба) колонны Нн рассчитывается, исходя из 5-10 минутного запаса остатка, необходимого для нормальной работы насоса в случае прекращения подачи сырья в колонну:  мгде ж – абсолютная плотность остатка при температуре низа колонны (см. раздел 11); Fк =  - площадь поперечного сечения колонны, м2.Штуцер отбора нижнего продукта должен находится на отметке не ниже 4-5 м от земли, для того, чтобы обеспечить нормальную работу горячего насоса. Поэтому высота опоры Но конструируется с учётом обеспечения необходимого подпора жидкости и принимается высотой не менее 4-5 м. Примем Но = 4 м. Полная высота колонны: НК = 2,25+13,2+5,4+1,8+1,5+5,25+4 = 33,4 м 15. ДИАМЕТРЫ ШТУЦЕРОВ Диаметры штуцеров определяют из уравнения расхода по допустимой скорости потока:  , мгде V – объёмный расход потока через штуцер, м3/с; Величина допустимой скорости Wдоп принимается в зависимости от назначения штуцера и фазового состояния потока (м/с): Скорость жидкостного потока: на приёме насоса и в самотечных трубопроводах 0,2-0,6 на выкиде насоса 1-2 Скорость парового потока: в шлемовых трубах и из кипятильника в колонну 10-30 в трубопроводах из отпарных секций 10-40 в шлемовых трубах вакуумных колонн 20-60 при подаче сырья в колонну 30-50 Скорость парожидкостного потока при подаче сырья в колонну (условно даётся по однофазному жидкостному потоку) 0,5-1,0 Рассчитанный диаметр штуцера далее округляется в большую сторону до ближайшего стандартного значения: Таблица 13 Стандартные значения диаметров штуцеров
Приложение График зависимости коэффициента С1 от расстояния между тарелками Нт  1 – кривая для нормальных нагрузок клапанных, ситчатых, каскадных и аналогичных тарелок и для максимальных нагрузок колпачковых тарелок; 2 – кривая нормальных нагрузок для колпачковых тарелок; 3 – кривая для вакуумных колонн без ввода водяного пара и для стриппинг-секций атмосферных колонн; 4 – кривая для вакуумных колонн с вводом водяного пара и для десорберов; 5 – кривая для абсорберов; 6 – кривая для колонн, разделяющих вязкие жидкости под вакуумом или высококипящие ароматические углеводороды или пенящиеся продукты. Список рекомендуемой литературы 1. Ахметов С.А. Технология глубокой переработки нефти и газа: Учебное пособие для вузов. - Уфа: Изд-во «Гилем», 2002. - 672 с. 2. Мановян А.К. Технология первичной переработки нефти и природного газа: Учебное пособие для вузов. – М.: Химия, 2001. – 568 с. 3. Танатаров М.А., Ахметшина М.Н., Фасхутдинов Р.А. Технологические расчеты установок переработки нефти. - М.: Химия, 1987. - 352 с. 4. Сарданашвили А.Г., Львова А.И. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и газа. - М.: Химия, 1973. - 272 с. 5. Эмирджанов Р.Т., Лемберанский Р.А. Основы технологических расчетов в нефтепереработке и нефтехимии. - М.: Химия, 1989. - 192 с. 6. Александров И.А. Ректификационные и абсорбционные аппараты. - М.: Химия, 1979. - 280 с. 7. Александров И.А. Перегонка и ректификация в нефтепереработке. - М.: Химия, 1981. 352 с. 8. Багатуров С.А. Основы теории и расчета перегонки и ректификации. - М.: Химия, 1974. - 440 с. 9. Кузнецов А.А., Кагерманов С.М., Судаков Е.Н. Расчеты процессов и аппаратов нефтеперерабатывающей промышленности. - Л.: Химия, 1974. - 344 с. 10. Расчеты основных процессов и аппаратов нефтепереработки: Справочник / Под ред. Е.Н.Судакова. - М.: Химия, 1979. - 569 с. 11. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию / Под ред. Ю.И.Дытнерского. М.: Химия, 1983. - 272 с. 12. Справочник нефтепереработчика: Справочник / Под ред. Г.А. Ластовкина, Е.Д.Радченко и М.Г.Рудина. - Л.: Химия, 1986. - 648 с. 13. Рудин М.Г. Карманный справочник нефтепереработчика. - Л.: Химия, 1989. - 464 с. 14. Скобло А.И., Молоканов Ю.К., Владимиров А.И., Щелкунов В.А. Процессы и аппараты нефтегазопереработки и нефтехимии. - М.: ООО "Недра-Бизнесцентр", 2000. - 677 с. 15. Колонные аппараты. Каталог ВНИИнефтемаш. - М.: Изд. ЦИНТИхимнефтемаш, 1992. - 26 с. | |||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||||