Филиал РГУ нефти и газа имени И.М. Губкина
В г. Оренбурге
Кафедра: «Оборудование нефтегазопереработки».
Курсовой проект
по дисциплине «Процессы и аппараты химической технологии переработки нефти и газа»
На тему: «Расчет изопентановой колонны газофракционирующей установки».
Выполнил: Студент группы ХНЗ-08
Н.Н. Гурков
Проверил: О.А. Кузнецов
Оренбург - 2012
Оглавление
Введение …………………………………………………………………………… .2
1. Количество и составы дистиллята и остатка………………………………. 3
2. Давление в колонне и ее температурный режим…………………………… 4
3. Минимальное флегмовое число……………………………………………… 6
4. Рабочие паровое и флегмовое число…………………………………………. 7
Количество материальных потоков, проходящих через секцию
питания………………………………………………………………………… . 7
6. Число теоретических тарелок колонны и ее частей……………………….. 8
Тепловая нагрузка холодильника – конденсатора и количество
холодного орошения…………………………………………………………… 10
Тепловая нагрузка кипятильника и количество парового орошения
внизу отгонной части колонны………………………………………………. 10
9. Диаметр колонны……………………………………………………………….. 11
10. Высота колонны……………………………………………………………….13
11. Литература……………………………………………………………………… 17
Введение
Получение индивидуальных легких углеводородов или углеводородных фракций высокой чистоты на нефтеперерабатывающих заводах проводится на газофракционирующих установках.
В зависимости от типа перерабатываемого сырья газофракционирующие установки (ГФУ) делят на ГФУ предельных и ГФУ непредельных газов.
Сырье может поступать на установку в газообразном и жидком виде. На ГФУ предельных газов сырьем являются газы с установок первичной перегонки, каталитического риформинга, гидрокрегинга, на ГФУ непредельных – с установок термического и каталитического крекинга, коксования.
Для фракционирования газов и разделения его на узкие фракции необходимо иметь несколько простых ректификационных колонн. Число их на единицу меньше получаемых фракций. Колонны, входящие в состав ГФУ, работают при избыточном давлении, поэтому при расчете объема разделяемой смеси, констант равновесия надо вводить соответствующие поправки.
Выбор давления обусловлен применением в качестве хладоагента в конденсаторе – холодильнике, расположенном сверху колонны, воды или воздуха, т.е температура начала конденсации должна составлять 45-55 °С.
В данной работе представлен технологический расчет колонны для разделения смеси, состоящей из и-бутана, н-бутана, и-пентана, н-пентана, гексана и гептана.
Целью расчета является определение составов дистиллята и остатка, параметров ректификации и основных размеров колонны.
Исходные данные
1. Производительность колонны по сырью Gc=15т/ч. = 15000кг/ч.
2. Состав сырья, мольн. доли:
и-С4Н10- 0,0008; н-С4Н10- 0,004;
и-С5Н12- 0,38; н-С5Н12 - 0,52;
С6Н14- 0,09; С7Н16- 0,0052.
3. Содержание в дистилляте изопентана – 0,98 мольн. долей.
4. Содержание изопентана в остатке – 0,01 мольн. долей.
5. Сырье подается в виде кипящей жидкости.
6. Температура охлаждающей воды -30°С.
Диаметр колонны
Диаметр колонны определяется по ее верхнему (над верхней тарелкой) и нижнему (под нижней отгонной тарелкой) сечениями.
Количество паров наверху колонны равно:
кмоль/ч.
Секундный объем паров составляет:
.
Плотность паров при температуре верха равна:
.
Так как дистиллят содержит 98 % изопентана, то без большой ошибки его конденсат можно принять за изопентан, плотность которого 
=592 кг/м3.
Количество паров внизу колонны составит 
=1036,27 кмоль/ч.
Секундный объем паров равен:
Плотность паров при температуре низа колонны равна:
Так как пары орошения на 98,8% состоят из нормального пентана, их мольная масса принята 
Остаток тоже может быть принят за нормальный пентан, тогда его плотность при tR=75°С ,будет равна 
=579 кг/м3.
Для колонны принимаются колпачковые тарелки с капсульными колпачками. Предварительные расчеты показывают, что диаметр колонны будет более 2,5 м, поэтому в соответствии с существующими рекомендациями принимаем расстояние между тарелками 
=600мм.
Скорость паров в свободном поперечном сечении аппарата определяется по формуле: 
Для верха колонны: 
.
Для низа колонны: 
.
Эти числовые значения скоростей незначительно отличаются от тех, которые получаются по другим уравнениям.
Диаметр колонны находится по формуле:
Для верха колонны
Для низа колонны
.
В соответствии с нормальным рядом диаметром по ГОСТ 9617-61 принимается диаметр колонны 
Высота колонны
Рабочая высота колонны равна
где 
- высота аппарата над верхней укрепляющей тарелкой, м;
- высота, занятая укрепляющими рабочими тарелками, м; 
- высота секции питания, м; 
- высота отгонной части, м; 
- высота кубовой части аппарата, м.
На основании практических данных принимаем:
=1,2 м, 
=1,3 м, 
=1,4 м.
Высота колонны, занятая рабочими тарелками рассчитывается по формулам:
.
Где 
-числа рабочих тарелок в укрепляющей и отгонной частях колонны, рассчитываемые по формулам:
где 
- средний к.п.д. контактных тарелок.
Вполне надежных методов расчета средней эффективности ректификационных тарелок, разделяющих многокомпонентные углеводородные смеси, пока не существует. Поэтому для ориентировочной оценки к.п.д. колпачковой тарелки используется корреляция
.
где 
- среднее мольное отношение встречных (на одном уровне) жидких и паровых потоков; 
- вязкость жидкого сырья при средней температуре в колонне Па.с; 
- коэффициент относительной летучести; 
- глубина погружения центра тяжести прорези колпачка, м.
Расчет:
для верха колонны
.
Для низа колонны
.
Среднее значение
.
Имея в виду что сырье практически состоит из пентана и изопентана, и пренебрегая весьма небольшой разницей их вязкостей, найдем, что при средней температуре в колонне 60°С динамическая вязкость равна
=0,17.10-3Па.с; относительная летучесть при средней температуре 60°С:
=1,26.
Слагаемым следует пренебречь (так как гидравлический расчет тарелки не делался); это несколько уменьшит значение к.п.д. тарелки.
Тогда
Откуда =60%.
Эта величина близка к показателям, приводимым в литературе.
Число рабочих тарелок равно:
в укрепляющей части
в отгонной части 
Общее число тарелок в аппарате:
.
Высота укрепляющей части колонны (занятой тарелками) равна:
.
То же, для отгонной части
.
Рабочая высота колонны составляет
=1,2+39,6+7,2+1,3+27,6+4,8+1,4=83,1 м.
Расчет диаметра штуцеров проводим с учетом допустимой линейной скорости движения потоков по уравнению:
Где 
, 
, 
- соответственно, массовый расход (G или g), допустимая скорость, плотность потока.
При расчёте диаметра штуцеров массовые расходы пара или жидкости пересчитываем на реальную производительность колонны, плотности потоков находим по приведённой выше методике, допустимую скорость движения потоков ω принимаем в зависимости от назначения штуцеров и фазового состояния потока (в м/с).
Диаметр штуцеров принимают примерно равным внутреннему диаметру трубы. При этом если внутренний диаметр трубы будет принят несколько меньше, производится проверочный расчёт скорости потока.
Допустимую скорость паров принимаем – 25 м/с; скорость потоков жидкости – 1 м/с, скорость подачи сырья – 0,5 м/с.
Условный проход 
присоединительных фланцев принимается по ГОСТ 12815-80, в котором рекомендуются следующие значения (мм): 25, 32, 40, 50, 65, 80, 100, 125, 150, 200, 250, 300, 350, 400, 500, 600. Диаметр штуцера должен быть равен или быть несколько большим указанных значений. Если диаметр штуцера принимается меньшим, то производится проверочный расчет скорости потока. Результаты расчета диаметров штуцеров представлены в табл.6.
Таблица 6 – Расчет диаметров штуцеров
| Потоки | ,кг/ч
| ,м/с
| , кг/м3
|  ,м
|  ,мм
|
| Ввод сырья | 15000 | 0,5 | 528 | 0,14 | 150 |
| Вывод паров ректификата | 507,262 | 25 | 4,95 | 0,089 | 100 |
| Ввод жидкости в кипятильник | 506,66 | 1 | 579 | 0,121 | 125 |
| Вывод паров из кипятильника | 1036,27 | 25 | 5,72 | 0,120 | 125 |
Литература:
1. Физико-химические свойства индивидуальных углеводородов./ Под ред. В.М.Татемского.-М.: Гостоптехиздат, 1960-412 с.
2. Осинина О.Г. Определение физико-технических и тепловых характеристик нефтепродуктов, углеводородов и некоторых газов. М: МИНХ ГП, 1980, 65 с.
3. Кузнецов А.А., Судаков Е.Н. Расчеты основных процессов и аппаратов переработки углеводородных газов. Справочное пособие.- М.: Химия. 1983.-224 с.
4. Багатуров С.А. Теория и расчет перегонки и ректификации.- М.: Химия, 1974.-440 с.
5. Справочник переработчика./ Под ред. Г.А.Ластовкина, Е.Д.Радченко и М.Г.Рудина.-Л.: Химия, 1986.-648 с.
Филиал РГУ нефти и газа имени И.М. Губкина
В г. Оренбурге
Дата: 2019-03-05, просмотров: 264.
