Установка первичной переработки нефти (стр. 6 из 8)

Sk_i∙x_i^’=1

где k_i-константа фазового равновесия i-компонента в остатке колонны при температуре внизу колонны;

x_i^’ - мольная доля i-компонента в остатке;

Молекулярные массы фракций находим по формуле Воинова [15]:

М _70-85=60+0,3∙(70+85)/2+0,001∙((70+85)/2)²=89,3;

М _85-105=60+0,3∙(85+105)/2+0,001∙((85+105)/2)²=97,5;

М _105-140=60+0,3∙(105+140)/2+0,001∙((105+140)/2)²=111,8.

Раход фракций составляет:

G’_70-85=(24286-6786-12857)/89,3=51,99 кмоль/ч;

G’_28-62=6786/75,5/97,5=69,60 кмоль/ч;

G’_62-70=12857/111,8=112,58 кмоль/ч

Отсюда молярные доли компонентов:

=51,99/234,17=0,222;

=69,60/234,17=0,297;

=112,58/234,17=0,481;

Будем рассматривать каждую узкую бензиновую фракцию как отдельный компонент и вести расчет для двухкомпонентной системы. Тогда выражение (3.1) [15] можно записать в виде

.

Чтобы найти константы фазового равновесия k₁, k₂ и k₃, необходимо вначале определить давление насыщенных паров компонентов. Для этого используем формулу Ашворта [(1.5) 15], приняв в качестве температур кипения компонентов средние арифметические температуры начала и конца кипения фракций.

По графику Кокса [15] находим средние температуры кипения фракций при давлении 356 кПа:

фр. 70-85°С – 402 К (129 ^оС);

фр. 85-105°С – 417 К (144 ^оС);

фр. 105-140°С – 445 К (172 ^оС);

0,222∙402+0,297∙417+0,481∙445=427К (154 ^оС)

Значение функции температуры по формуле [15]:

;

поэтому зададимся температурой 154°С, близкой к средней температуре кипения фракции:

;

Давления насыщенных паров компонентов по формуле Ашворта:

lg(p_нi-3158)=7,6715-2,68∙

где Т-температура вверху колонны, К;

Т₀- температура кипения фракции при атмосферном давлении, К

lg(p_нi-3158)=7,6715-2,68∙

р_Hi=587,4 кПа;

lg(p_нi-3158)=7,6715-2,68∙

р_Hi=407,1 кПа;

lg(p_нi-3158)=7,6715-2,68∙

р_Hi=218,6 кПа;

Все расчеты сведем в таблицу.

Таблица 7.2. К расчету температуры низа колонны.

Фракция, °С	Средняя температура кипения при атм.давлении, °С	Температура низа колонны, °С		, кПа
70-85	77,5	209	0,222	587,4	1,65	0,37
85-105	95	209	0,297	407,1	1,14	0,34
105-140	122,5	209	0,481	218,6	0,61	0,29
Итого	1,00

Равенство (3.1) выполнено, следовательно, температура верха колонны подобрана верно и составляет 154°С.

7.3 Расчет теплового баланса ректификационной колонны

Пренебрегая тепловыми потерями в окружающую среду, можно записать

,[(3.10), 15].

где Ф_вх и Ф_вых- тепловой поток, соответственно входящий и выходящий из колонны, Вт (1 Вт = 1 Дж/с).

Тепловой поток поступает в колонну:

с сырьем, нагретым до температуры t₀, подачи сырья в парожидкостном состоянии с массовой долей отгона е.

1)

,

где

- энтальпия паров сырья, Дж/кг; - энтальпия жидкости сырья, кДж/кг;

а) Н^п=b*(4 - r₁₅¹⁵) – 308,99,

где b – коэффициент [табл. 16, 15], кДж/кг; при 140°С b=285,75 кДж/кг (здесь и далее [15]).

r₁₅¹⁵ – относительная плотность нефтепродукта расчитывается по преобразованной формуле Крэга:

r₁₅¹⁵=1,03∙М/(44,29+М),

где М- молярная масса паровой фазы на входе в колонну.

r₁₅¹⁵=1,03∙88,99/(44,29+88,99)=0,6877;

Н^п =276,62∙(4 – 0,6877) – 308,99=637,5 кДж/кг;

б) Н^ж=а/(r₁₅¹⁵) ^0,5,

где а – коэффициент [табл. 14, 15], кДж/кг. При 140°С а=237,61 кДж/кг.

r₁₅¹⁵=1,03∙97,42/(44,29+97,42)=0,7081

Н^ж =269,66/0,7081 ^0,5=320,46 кДж/кг

=15,527∙10⁶ кДж/ч=4316,93 кВт

2) с горячей струей Ф_г.с вниз колонны.

3) с верхним орошением -Ф_ор.

орошающая жидкость входит в колонну с температурой t_ор=40^оС. Следовательно,

,

где G_ор=R∙G_D,

- энтальпия жидкости дистиллята.

Н^ж=а/(r₁₅¹⁵)^0,5,

а=70,26 кДж/кг.

где М- молярная масса орошения: М=75,5∙0,87+84,2∙0,13=76,6.

r₁₅¹⁵=1,03∙76,6/(44,29+76,6)=0,6526

Н^ж =70,26/0,6526 ^0,5=86,91 кДж/кг

Ф_ор=2∙7500∙86,91=1,304∙10⁶ кДж/ч=365,125 кВт

Суммарный тепловой поток, входящий колонну,

=(15,527+1,304)∙10⁶ +ΔФ_гс кДж/ч

Тепловой поток выходит из колонны:

1) с парами дистиллята

,

где

- энтальпия паров дистиллята, кДж/кг;

при t=94 ⁰С:

b=259,02 кДж/кг.

r₁₅¹⁵=1,03∙М/(44,29+М),

где М- молярная масса орошения: М=71,4∙0,342+77,9∙0,528+84,2∙0,13=76,5.

r₁₅¹⁵=1,03∙76,6/(44,29+76,6)=0,6523

r₁₅¹⁵ =0,6523 – относительная плотность паров дистиллята;

Н^п =259,02∙(4 – 0,6523) – 308,99=558,1 кДж/кг;

Ф_D=7500∙558,1=4,186∙10⁶ кДж/ч=1162,708 кВт;

Пары дистиллята на орошение (кратность R=2):

2∙7500∙558,1=8,372∙10⁶ кДж/кг=2325,417 кВт

2) с жидким нижним продуктом

,

где

-энтальпия жидкого остатка при t=154°С, кДж/кг;

а=300,32 кДж/кг.

r₁₅¹⁵ – относительная плотность нефтепродукта, равная 0,7151

Н^ж =300,32/0,7151 ^0,5=355,14 кДж/кг

24286∙355,14=8,625∙10⁶ кДж/ч=2395,833 кВт

Суммарный тепловой поток, покидающий колонну,

Ф_вых=Ф_D+Ф_Dор+Ф_W+Ф_ор=(4,164+8,372+8,625)∙10⁶ кДж/ч=21,161∙10⁶ кДж/ч=

=5878,056 кВт.

ΔФ_гс=Ф_вых-Ф₀=(21,161-15,527-1,304)∙10⁶=4,33∙10⁶ кДж/ч

ΔФ_гс=

Находим энтальпии продуктов в колонне по формулам 1.16 и 1.17 [15]:

1. Расход «горячей струи» (не должен превышать 30% от прихода тепла в колонну)

Зададимся следующими данными:

температура – 200 ^оС

энтальпия «горячей струи» по формуле Уира и Иттона

расход «горячей струи» G_гс=4,33∙10⁶/(758,41-355,14)=10756 кг/ч

Таблица 7.3 - Тепловой баланс колонны К-4

Продукт	t, °С	G, кг/ч	I, кДж/кг	Ф, кВт
Приход
Сырье	140
Паровая фаза	140	16890	637,5	2990,938
Жидкая фаза	140	14896	320,46	1325,992
Орошение (кратность 2)	40	15000	86,91	362,125
Горячая струя	200	10756	758,41	2265,961
2. Итого	57542	6945,016
Расход
Жидкая фаза:
Фр. 70-180 оС	154	35042	355,14	3456,893
Паровая фаза:
Фр. Нк-70 оС	94	22500	558,1	3488,125
3. Итого	57542	6945,018

ΔQ=Q_п-Q_р=6945,016-6945,018=0,002 кВт.

Дисбаланс тепла компенсируется изменением расхода орошения в процессе эксплуатации колонны

7.4 Расчет диаметра колонны

Диаметр колонны можно определить по уравнению [15]:

D=

,