Переработка девонской нефти

Автор работы: Пользователь скрыл имя, 07 Февраля 2015 в 18:22, курсовая работа

Описание работы

Выпуск разнообразной продукции на нефтепереработки зависит во многом от качества сырья – нефти. Но немалую роль в качестве получаемых продуктов играет как выбор технологических процессов переработки, так и качество проведения каждого процесса.
Из сырой нефти непосредственно одним процессом нельзя получить ни один товарный нефтепродукт (за исключением газов), все они получаются последовательной обработкой на нескольких установках.

Содержание работы

Введение
1.Характеристика нефти по ГОСТ Р 51858-2002 и выбор варианта ее переработки
2.Характеристика получаемых фракций нефти и их возможное применения
3.Выбор и обоснование технологической схемы установки АВТ
4.Расчет количества и состава паровой и жидкой фаз в емкости орошения отбензинивающей колонны (ЭВМ)
5.Расчет материального баланса ректификационных колонн и установки в целом
6.Расчет доли отгона сырья на входе в проектируемую колонну (ЭВМ)
7.Технологический расчет колонны
8.Расчет теплопроизводительности печи атмосферного блока
9.Расчет коэффициента теплопередачи в теплообменнике «нефть-ДТ» (ЭВМ)
10. Расчет площади поверхности нагрева теплообменника
11. Охрана окружающей среды на установке.
Заключение
Список литературы

Файлы: 1 файл

девонская нефть.doc

— 574.00 Кб (Скачать файл)

 

Taблицa 6.4 - Иcxoднaя cмecь

 

кoмпoнeнты

мoльн.дoли

мacc.дoли

Kмoль/чac

Kг/чac

28–62 
62–85 
85–105 
105–140

0.2485560 
0.1944819 
0.2089899 
0.3479721

0.2022000 
0.1798000 
0.2135000 
0.4045000

85.1797 
66.6486 
71.6205 
119.2494

6427.1289 
5715.1230 
6786.3105 
12857.4375

CУMMA

1.000

1.000

342.6982

31786.0000


 

Taблицa 6.5 - Moлeкуляpныe мaccы, дaвлeния  нacыщeныx пapoв и кoнcтaнт paвнoвecия  кoмпoнeнтoв

   

кoмпoнeнты

мoлeк. мacca

Pi , KПa

Ki

28–62 
62–85 
85–105 
105–140

75.4538 
85.7501 
94.7538 
107.8197

9.557715E+02 
5.167460E+02 
3.144969E+02 
1.598080E+02

2.730776E+00 
1.476417E+00 
8.985626E-01 
4.565942E-01


 

 

7  Технологический расчет  колонны

 

На основании практических данных по установке АВТ [6] колонна четкой ректификации бензина снабжена клапанными тарелками. Число тарелок: 60 (36 тарелок над зоной ввода сырья и 24 тарелок под зоной ввода сырья, гидравлическое сопротивление тарелки – 250 Па). Расстояние между тарелками принимается равным 0,25 метра. Давление на входе в колонну принято равным 350 кПа; за счет гидравлического сопротивления тарелок давление равно:

внизу колонны 350+24∙0,25=356 кПа,

вверху – 350-36∙0,25=341 кПа.

 

7.1  Расчёт температуры  вверху колонны К-4

 

В колонну четкой ректификации подается бензиновая фракция 28-180°С. Целевыми продуктами являются фракции 28-70°С и 70-180°С. Фракция 28-70°С состоит из фр. 28-40оС – 0,62 %(масс.) на нефть, фр. 40-62оС – 2,26-0,62=1,64 %(масс.) на нефть [табл. 23, 2]; расход фракции 40-62оС составит 357143∙0,0113=4035 кг/ч, а расход фр. 28-40 оС – 6429-4035=2394 кг/ч и 7500-6429=1071 кг/ч фр. 62-70оС.

 

Молекулярные массы фракций находим по формуле Воинова [15]:

М28-40=60+0,3∙(28+40)/2+0,001∙((28+40)/2)2=71,4;

М40-62=60+0,3∙(40+62)/2+0,001∙((40+62)/2)2=77,9;

М62-70=60+0,3∙(62+70)/2+0,001∙((62+70)/2)2=84,2.

Раход фракций составляет:

G’28-40=2394/71,4=33,53 кмоль/ч;

G’40-62=4035/77,9=51,80 кмоль/ч;

G’62-70=(7500-6429)/84,2=12,72 кмоль/ч

Отсюда молярные доли компонентов:

=33,53/(33,53+51,80+12,72)=0,342;

=51,80/(33,53+51,80+12,72)=0,528

=12,72/(33,53+51,80+12,72)=0,130

Будем рассматривать каждую узкую бензиновую фракцию как отдельный компонент и вести расчет для двухкомпонентной системы. Тогда выражение (3.2) [15] можно записать в виде

.

Чтобы найти константы фазового равновесия k1 и k2, 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 341 кПа:

фр. 28-40°С – 345 К (72 оС);

фр. 40-62°С – 345 К (85 оС);

фр. 62-70°С – 384 К (111 оС);

0,342∙345+0,528∙358+0,13∙384=357К (84 оС)

Значение функции температуры по формуле [15]:

 

;

поэтому зададимся температурой 93,5°С, близкой к средней температуре кипения фракции:

;

Давления насыщенных паров компонентов по формуле Ашворта:

lg(pнi-3158)=7,6715-2,68∙

где Т-температура вверху колонны, К;

      Т0- температура кипения фракции при атмосферном давлении, К

lg(pнi-3158)=7,6715-2,68∙   рHi=497,0 кПа;

lg(pнi-3158)=7,6715-2,68∙   рHi=322,4 кПа;

lg(pнi-3158)=7,6715-2,68∙   рHi=216,5 кПа;

Все расчеты сведем в таблицу.

 

Таблица 7.1. К расчету температуры верха колонны.

Фракция, °С

Средняя температура кипения

при атм.давлении, °С

Температура верха колонны, °С

, кПа

28-40

34

94

0,342

497,0

1,46

0,23

40-62

51

94

0,528

322,4

0,95

0,56

62-70

66

94

0,13

216,5

0,63

0,21

     

Итого

   

1,00


 

Равенство (3.2) выполнено, следовательно, температура верха колонны подобрана верно и составляет 94°С.

 

7.2  Расчёт температуры  внизу колонны К-4

 

Температура внизу колонны определяется по изотерме жидкой фазы [(3.1), 15]:

S ki∙xi’=1

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

xi’ - 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(pнi-3158)=7,6715-2,68∙

где Т-температура вверху колонны, К;

      Т0- температура кипения фракции при атмосферном давлении, К

lg(pнi-3158)=7,6715-2,68∙   рHi=587,4 кПа;

lg(pнi-3158)=7,6715-2,68∙   рHi=407,1 кПа;

lg(pнi-3158)=7,6715-2,68∙   рHi=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 Фвх и Фвых - 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) Нп=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;

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

б) Нж=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

Нж =269,66/0,7081 0,5=320,46 кДж/кг

=15,527∙106 кДж/ч=4316,93 кВт

 

2) с горячей струей Фг.с вниз колонны.

3) с верхним орошением - Фор.

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

,

где Gор=R∙GD, - энтальпия жидкости дистиллята.

Нж=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

Нж =70,26/0,6526 0,5=86,91 кДж/кг

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

 

Суммарный тепловой поток, входящий колонну,

=(15,527+1,304)∙106 +ΔФгс 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;

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

ФD=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

Нж =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,

Фвых=ФD+ФDор+ФW+Фор=(4,164+8,372+8,625)∙106 кДж/ч=21,161∙106 кДж/ч=

=5878,056 кВт.

 

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

 

ΔФгс=

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» Gгс=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

  1. 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

  1. Итого

 

57542

 

6945,018

Информация о работе Переработка девонской нефти