Курсовая работа: Установка первичной переработки нефти

По формуле (2.3) находим минимальное давление смеси, при котором эта смесь находится в жидком состоянии

р=Sрнixi/£ре                                      

где р – давление, при котором данная смесь находится в жидком состоянии, кПа;

ре – давление в емкости орошения, кПа;

рнi – давление насыщенных паров i-компонента смеси при температуре в емкости орошения (~30°С), кПа;

xi/ – молярная доля i-компонента смеси.

Sрнixi=

99,8кПа < 250кПа.

Следовательно, в емкости орошения получается только жидкая фаза – нестабильный бензин.

Результаты расчёта показывают, что, при выбранных условиях в ёмкости орошения отбензинивающей колонны, пары переходят в жидкую фазу.

5 Расчёт материального баланса ректификационных колон

и установки в целом

Все расчёты проводятся на основании таблиц приведённых в разделе 1.

5.1 Материальный баланс отбензинивающей колонны  К-1

В отбензинивающую колонну приходит  обессоленная и обезвоженная нефть в количестве Gн=3000000∙1000/(350∙24)=357143 кг/ч

фракцию газ + н.к.-140°С составляет газ, н.к.-85°С, 85-105°С и 105-140оС (40% масс. от потенциала, 60% остаётся в уходящей нефти), взяты из таблицы 1.2.

Xгаз+н.к.-140°С=1,0+5,3+0,4•3,6=7,74 % масс.

На основании этих данных составляем материальный баланс К-1 и сводим результаты в таблицу 5.1.

Таблица 5.1-Материальный баланс отбензинивающей колонны К-1

5.2 Материальный баланс основной колонны  К-2

Фракция н.к.-140оС будет содержать 60% масс. фр. 105-140оС  % масс. на нефть.

Так как известно, что при ректификации, из-за нечёткости разделения, в мазуте остаётся 5%(на мазут) дизельной фракции [4,9], то выход мазута на отбензиненную нефть будет:

,

где Xн— потенциальное содержание мазута в нефти, %масс.;

      Yн— выход отбензиненной нефти на нефть, масс. доли;

        a— содержание светлых в мазуте, масс. доли.

Следовательно выход дизельной фракции 230-360°С уменьшится с 19,0%(масс.) до 16,13% (масс.) на нефть.

На основании этих данных составляем материальный баланс К-2 и сводим результаты в таблицу 5.2.

Таблица 5.2 - Материальный баланс основной колонны К-2

5.3 Материальный баланс стабилизационной колонны  К-3

В колонну К-3 поступает объединённая фракция газ + н.к.-140°С из ёмкости орошения К-1 и фр. н.к.-140оС из К-2 по таблицам 5.1 и 5.2:

Gгаз+н.к.-140°С+ Gн.к.-140°С =27643+7714=35357 кг/ч.

На основании этих данных составляем материальный баланс К-3 и сводим результаты в таблицу 5.3.

Таблица 5.3 - Материальный баланс стабилизационной колонны  К-3

5.4 Материальный баланс колонны четкой ректификации К-4

В колонну поступает стабильный бензин нк-140оС из стабилизационной колонны К-3.

Таблица 5.3 - Материальный баланс колонны четкой ректификации К-4

5.5 Материальный баланс вакуумной колонны  К-7

Так как известно, что из-за нечёткости разделения в гудроне остаётся до 10%(на гудрон) масляной фракции [4,9], то выход гудрона на мазут будет:

где Xн— потенциальное содержание гудрона в нефти, %масс.;

      Yн— выход мазута на нефть, масс. доли;

       a— содержание светлых в гудроне, масс. доли.

Следовательно выход масляной фракции 450-550°С уменьшится с 14,3% до 10,55% на нефть. При вакуумной перегонке неизбежно образуются газы разложения — около 0,02% на мазут. Выход гудрона уменьшится:

Xм=59,17-0,02=59,15% масс. на мазут.

Выход вакуумного газойля 2,87% масс. на нефть (п. 5.2).

На основании этих данных составляем материальный баланс К-7 и сводим результаты в таблицу 5.4:

Таблица 5.4 - Материальный баланс вакуумной колонны  К-7

5.6 Материальный баланс установки АВТ-3

На основании материальных балансов отдельных колонн составляем материальный баланс установки в целом, представленный в таблице 5.5.

Таблица 5.5 - Материальный баланс установки АВТ-3

6 Расчет доли отгона сырья на входе в проектируемую колонну

Расчет был выполнен с применением ЭВМ по программе “Оil”.

Исходные данные для расчета взяты на основании потенциального содержания компонентов в нефти пп. 1, 2 и 5 и табл. 23 [4].

Таблица 6.1 - Состав смеси на входе в колону К-4.

Доля отгона паров сырья на входе в колонну считается удовлетворительной, если выполняется требование:

е ≥ ∑ хi

где е – массовая доля отгона сырья;

хi  - массовая доля i-фракции (кроме остатка), выводимой из данной колонны.

х62-70=(7500-6429)/31786=0,0357

∑хi=0,2022+0,0337=0,2359 масс. доли [табл. 5.4, 6.1].

Для проведения расчета необходимо задаться следующими данными:

температура на входе в колонну равна 140 °С;

давление на входе в колонну равно 350 кПа;  

Результаты расчета представлены в таблицах 6.2-6.5. Полученная доля отгона равна 0,53 , т.е. выполняется выше указанное требование.

Пpoгpaммa << OIL >>

Иcxoдныe дaнныe:

Pacxoд нeфти или фpaкции G= 31786 Kг/чac

Pacxoд вoдянoгo пapa Z= 0 Kг/чac

Плoтнocть ocтaткa P19= 975.2000122070312 Kг/M^3

Дaвлeниe пpи oднoкpaктнoм иcпapeнии P= 350 KПa

Teмпepaтуpa oднoкpaтнoгo иcпapeния T= 140 ^C

Peзультaты pacчeтa:

Maccoвaя дoля oтгoнa пapoв e1= .5313714146614075

Moльнaя дoля oтгoнa пapoв e= .5538401007652283

Moлeкуляpнaя мacca иcxoднoй cмecи Mi= 92.75214385986328

Moлeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml= 97.42301177978516

Moлeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 88.98929595947266

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

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.

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.

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

ΔQ=Qп-Qр=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=,

Где Gп – объемный расход паров, м3/с

 Vл  - допустимая линейная скорость паров, м/с.

Для расчета диаметра ректификационной колонны необходимо определить объемный расход паров (м3/с) в тех сечениях колонны где они образуются. 

Объемный расход паров [15]:

Gп = 22,4∙Т∙0,101∙∑ (Gi/Мi)/(273∙Р)/3600,

где Т – температура системы, К;

Р – давление в системе, МПа;

Gi – расход компонента, кг/ч;

Мi – молекулярная масса компонента кг/кмоль.

Определение объемного расхода паров в точке ввода сырья:

Температура в точке ввода сырья 1400С

Давление в точке ввода сырья 350 кПа

Расход паров 16890 кг/ч

Молекулярная масса паров 88,99 кг/кмоль

Тогда объёмный расход паров:

Gп=22,4∙(140+273)∙0,101∙(16890/(3600∙88,99))/(273∙0,350)=0,516 м3/с,

Определение объемного расхода паров в точке ввода горячей струи:

Температура в точке ввода горячей струи 2000С

Давление в точке ввода горячей струи 356 кПа

Расход паров 10756 кг/ч (табл. 7.3)

Молекулярная масса паров 100,6 кг/кмоль

Тогда объёмный расход паров:

Gп=22,4∙(200+273)∙0,101∙(10756/(3600∙100,6))/(273∙0,356)=0,327 м3/с,

Определение объемного расхода паров в точке вывода паров дистиллята:

Температура в точке вывода паров дистиллята 93,50С

Давление в точке вывода паров дистиллята 341 кПа

Расход паров: фр нк-70оС+орошение 7500+15000=22500 кг/ч (табл. 7.3).

Молекулярная масса паров 76,5 кг/кмоль

Тогда объёмный расход паров:

Gп=22,4∙(93,5+273)∙0,101∙(22500/(3600∙76,5))/(273∙0,341)=0,73 м3/с,

Дальнейшее определение диаметра производим по максимальному расходу паров т.е. Gп=0,73 м3/с.

Допустимая линейная скорость паров [15]:

Vл= (0,305*С*Ö(ρж – ρп)/ ρп )/3600,

где С – коэффициент, зависящий от расстояния между тарелками и условий ректификации; С=300   [15];

ρж , ρп – абсолютная плотность соответственно жидкости и паров, кг/м3.

а) Плотность жидкой фазы

r1515 = 1,03∙М/(44,29+М),

где М – молярная масса паровой фазы, кг/кмоль.

r1515 = 1,03∙76,6/(44,29+76,6)=0,6526

r493,5=r1515-(93,5-15)∙a=0,6526-93∙0,000962= 0,5771

rж(93,5°С)= 577,1 кг/м3

б) Плотность паровой фазы

rп=rо∙Т0∙Р/(Т∙Р0)  [15],

где rо – плотность пара при нормальных условиях, кг/м3

rп=76,6∙273∙0,341/(22,4∙381∙0,101)=0,86 кг/м3

Получаем,

Vл= 0,305∙300∙Ö((577,1-0,86) / 0,86) /3600=0,66 м/с

Соответственно диаметр колонны равен:

D =

По ГОСТ 21944-76 принимаем диаметр 1,3 м.

7.7   Расчет высоты колонны

Рис. 6. К расчету высоты колонны четкой ректификации.

h1 = ½D=½∙1,3=0,65 м

h2=(nв-1)∙hт=(36-1)∙0,25=8,75 м

h3= hт∙3=0,25∙3=0,75 м

h4=(nн-1)∙ hт=(24-1)∙0,25=5,75 м

h5=1,5 м

Высоту слоя жидкости в нижней части колонны рассчитывают по её запасу на 10 минуты, необходимому для обеспечения нормальной работы насоса. Принимая запас на 600 с, объем кубового остатка с учётом расхода горячей струи составит:

V=(Gк+Gгс)∙600/3600r

Где r - плотность кубового остатка при температуре внизу колонны, кг/м3:

r=(0,7151-0,000884∙(154-15))∙1000=679,7 кг/м3

тогда

V=(24286+5621)∙600/(3600∙679,7)=7,33 м3

Площадь поперечного сечения колонны:

S=pD2/4=0,785∙1,32=1,33 м2

тогда

h6=V/S=7,33/1,33=5,6 м.

Высоту юбки h7 принимают, исходя из практических данных, равной 4 м.

Общая высота колонны составляет:

H=h1+ h2+ h3+ h4+ h5+ h6+ h7 =0,65+8,75+0,75+5,75+1,5+5,6+4=27,00 м

8    Расчет полезной тепловой нагрузки печи атмосферного блока

Печь атмосферного блока для нагрева и частичного испарения отбензиненной нефти подаваемой в колонну К-2 и «горячей струи» для подогрева низа колонны К-1. В расчете используем доли отгона, найденные с помощью ПЭВМ. Количество теплоты Qпол.(кВт), затрачиваемой на нагрев и частичное испарение отбензиненной нефти, определяется по формуле [12]:

Qпол.=Gc∙(е∙Нt2п+(1-е)∙ Нt2ж- Нt1ж)/3600,

где Gс – расход сырья, кг/ч;

е – массовая доля отгона отбензиненной нефти на выходе из печи;

Нt1ж, Нt2ж, Нt2п – энтальпия жидкой и паровой фаз отбензиненной нефти при температурах на входе (t1) и выходе (t2) из печи, кДж/кг.

Зададимся следующими данными для расчета:

- температура нефти на входе в печь- 260 оС;

- температура выхода «горячей струи» в К-1 – 330 оС;

- температура выхода нефти в К-2 – 360 оС;

- давление в колонне К-1 350 кПа;

- давление в колонне К-2 150 кПа;

- расход «горячей струи» в К-1 (30% на сырье) – 329500∙0,3=98850 кг/ч;

Таблица 8.1. - Для нахождения доли отгона в печи атмосферного блока

Найденные доли отгона:

Поток в К-1

                  Peзультaты pacчeтa:

Мaccoвaя дoля oтгoнa пapoв e1= .1237363666296005

Мoльнaя дoля oтгoнa пapoв e= .2630500495433807

Мoлeкуляpнaя мacca иcxoднoй cмecи Mi= 326.7590942382812

Мoлeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml= 388.5292358398438

Мoлeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 153.7045288085938

- энтальпия паровой фазы отбензиненной нефти на выходе из печи в колонну К-1 (3300С):

r1515=1,03∙М/(44,29+М)=1,03∙154/(44,29+154)=0,7999;

Нп=b∙(4 - r1515) – 308,99=425,15∙(4 – 0,7999) 308,99=1051,52 кДж/кг;

- энтальпия жидкой фазы отбензиненной нефти на выходе из печи в колонну К-2 (3300С):

r1515=1,03∙М/(44,29+М)=1,03∙339/(44,29+339)=0,9110;

Нж =а/(r1515)0,5=742,00/0,91100,5=777,40 кДж/кг

- энтальпия жидкой фазы отбензиненной нефти на входе в печь при температуре 2600С (температура куба колонны К-1):

=0,9752+0,00270=0,9779

Нж =а/(r1515)0,5=533,75/0,97790,5=539,75 кДж/кг

Qпол. К-1= 98850∙(0,124∙1051,52+(1-0,124)∙777,40-539,75)=26,852∙106 кДж

Поток в К-2

                  Peзультaты pacчeтa:

Maccoвaя дoля oтгoнa пapoв e1= .3821409940719604

Moльнaя дoля oтгoнa пapoв e= .6407902240753174

Moлeкуляpнaя мacca иcxoднoй cмecи Mi= 326.7590637207031

Moлeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml= 562.0350952148438

Moлeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 194.8656921386719

- энтальпия паровой фазы отбензиненной нефти на выходе из печи в колонну К-2 (3600С):

r1515=1,03∙М/(44,29+М)=1,03∙195/(44,29+195)=0,8394;

Нп=b∙(4 - r1515) – 308,99=450,76∙(4 – 0,8394) 308,99=1115,70 кДж/кг

- энтальпия жидкой фазы отбензиненной нефти на выходе из печи в колонну К-2 (3600С):

r1515=1,03∙М/(44,29+М)=1,03∙562/(44,29+562)=0,9548;

Нж =а/(r1515)0,5=827,81/0,95480,5=847,20 кДж/кг

- энтальпия жидкой фазы отбензиненной нефти на входе в печь при температуре 2600С (температура куба колонны К-1):

=0,9752+0,00270=0,9779

Нж =а/(r1515)0,5=533,75/0,97790,5=539,75 кДж/кг

Qпол.К-2= 329500∙(0,382∙1115,70+(1-0,382)∙847,20-539,75)=135,101∙106 кДж

Теплопроизводительность трубчатой печи (Qп, МВт) определяется по уравнению [12]:

Qп= (Qпол.К-1+ Qпол.К-2)/η,

где η – КПД печи, равное 0,85   [12].

Qп=(26,852+135,101)∙106/(3600∙0,85)=52926 кВт

9 РАСЧЕТ КОЭФФИЦИЕНТА ТЕПЛОПЕРЕДАЧИ (ЭВМ)

В ТЕПЛООБМЕННИКЕ «НЕФТЬ-ДТ»

Произведём расчёт коэффициента теплопередачи теплообменника Т-204 с помощью программы “Ktepper”. Для этого на основании количества и свойств нефти и ДТ подготовим исходные данные для расчёта.

Расход теплоносителей:

Gн=357143∙0,5=178571,5 кг/ч — расход нефти, теплоноситель 1.

Gдт=357143∙0,1613=57607 кг/ч расход ДТ через теплообменник по одному потоку, теплоноситель 2;

Средние температуры теплоносителей:

Физические свойства теплоносителей:

 – относительные плотности нефти:

 - относительные плотности ДТ:

определим кинематические вязкости:

 и для нефти, тогда можно составить систему уравнений из формулы       и определить A и B.

отсюда  .

 и  для ДТ, тогда можно составить систему уравнений из формулы   и определить A и B.

отсюда  .

Принимаем кожухотрубчатый теплообменник в соответствии с ГОСТ 15122–79 [13]. Заносим необходимые данные в таблицу 9.1.

таблица 9.1 исходные данные для расчёта коэффициента теплопередачи

Результаты расчёта теплообменника по программе “Ktepper представлены в таблице 9.2.

таблица 9.2 - Результаты расчёта теплообменника

----------------------------------------------------------------

      Показатели        !         Пространство

                        !---------------------------------------

                        !    Трубное      !     Межтрубное

----------------------------------------------------------------

 Скорость потока,м/с    !    1.208945751190186     !    1.387560606002808

 Коэф-т теплоотдачи,    !    1964.802124023438     !    64.82077026367188

 Вт/м^2*К               !

 Коэф-т теплопередачи   !             57.3052864074707

 Вт/м^2*К               !

----------------------------------------------------------------

11 ОХРАНА ОКРУЖАЮЩЕЙ СРЕДЫ НА УСТАНОВКЕ

На современном этапе развития производства все большее применение находит принцип «от техники безопасности к безопасной технике». Если раньше обеспечение безопасности работающих сводилось к применению предохранительных устройств и защитных приспособлений, то теперь основным направлением охраны труда является создание таких процессов и оборудования, в которых практически исключается возникновение опасностей и вредностей. Энергонасыщенность современных объектов стала огромной. Постоянно интенсифицируются технологии, вследствие этого такие параметры, как температура, давление, содержание опасных веществ, растут и приближаются к критическим. Растут единичные мощности аппаратов, количества находящихся в них веществ. Номенклатура выпуска нефтеперерабатывающего или нефтехимического заводов с передовой технологией, обеспечивающей комплексную переработку сырья, стала состоять из тысяч позиций, причем многие из изготавливаемых продуктов взрыво-, пожароопасные и (или) токсичны. Успешное решение экологических проблем в значительной степени зависит от рационального проектирования и совершенствования таких технологических процессов, как системы факельного хозяйства, каталитического обезвреживания газовых выбросов и очистки производственных сточных вод [1].

Степень загрязнения атмосферного воздуха зависит также от высоты выброса. При ветровом потоке воздуха, направленном на здание, над крышей и за зданием создаётся область пониженного давления (зона аэродинамической тени). Внутри этой зоны возникает циркуляция воздуха, в результате которой в зону вовлекается пыль и газовые выбросы. Поэтому все организованные выбросы должны направляться выше той зоны. При этом приземные концентрации вредных веществ могут быть уменьшены до 6 раз [2].

Для уменьшения выбросов углеводородов необходимо постоянно контролировать герметичность аппаратов, резервуаров, фланцевых соединений и т.д. особое внимание необходимо уделить резервуарам для хранения нефтепродуктов.

Плавающие понтоны предназначены для резервуаров со щитовым или сферическим покрытием с целью снижения потерь хранящихся в них легкоиспаряющихся нефтей и нефтепродуктов. Понтон, плавающий на поверхности жидкости, уменьшает площадь испарения по сравнению с обычным резервуаром, благодаря чему резко снижаются (в 4-5 раз) потери от испарения. Понтон представляет собой диск с поплавками, обеспечивающими его плавучесть. Между понтоном и стенкой резервуара оставляется зазор шириной 100-300 мм во избежание заклинивания понтона вследствие неровностей стенки. Зазор перекрывается уплотняющими герметизирующими затворами. Известны несколько конструкций затворов, однако наибольшее применение имеет затвор из прорезиненной ткани, профили которой имеют форму петли с внутренним заполнением затвора (петли) упругим материалом. Герметизирующий затвор является неотъемлемой частью понтона. Без затвора работа понтона мало эффективна [1].

ЗАКЛЮЧЕНИЕ

В результате выполнения данного курсового проекта была разработана схема установки АВТ мощностью 3 млн.т/г Девонской нефти. Приведёны расчёты: состава паровой и жидкой фаз в емкости орошения отбензинивающей колонны, колонны четкой ректификации бензина, тепловой нагрузки печи атмосферного блока, теплообменника, материального баланса установки. На данной установке получаем продукты согласно задания.

Список литературы

[1]       Хорошко С.И., Хорошко А.Н. Нефти северных регионов. Справочник. – Новополоцк, 2004. – 126 с.

[2]       Танатаров М.А., Ахметшина М.Н., Фасхутдинов Р.А. и др. Технологические расчёты установок переработки нефти. – М.: Химия, 1987. – 352 с.

[3]       Корж А.Ф., Хорошко С.И. Установка первичной переработки нефти. Методические указания к выполнению курсового проекта № 1 по курсу «Технология переработки нефти и газа» для студентов специальности Т.15.02. – Новополоцк, ПГУ: 2000.

[4]       Богомолов А.И., Гайле А.А., Громова В.В. и др. Химия нефти и газа. – СПб.: Химия, 1995.–448 с.

[5]       Альбом технологических схем процессов переработки нефти и газа./ под ред. Б.И. Бондаренко. –М.: Химия, 1983. – 128 с.

[6]       Рудин М. Г., Драбкин А. Е. Краткий справочник нефтепереработчика.– Л.: Химия, 1980. – 328 с.

[7]       Поникаров И.И., Перелыгин О.А., Доронин В.Н., Гайнулин М.Г. Машины и аппараты химических производств.– М.: Машиностроение, 1989.–368 с.

[8]       Гуревич И.Л. Технология переработки нефти и газа. Часть 1. – М.: Химия, 1972.–360 с.

[9]       Эмирджанов Р. Т., Лемберанский Р. А. Основы технологических расчётов  в нефтепереработке и нефтехимии. – М.: Химия, 1989. – 192 с.

[10]    Сарданашвили А.Г., Львова А.И. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и газа.– М.: Химия, 1980. – 256 с.

[11]    Кузнецов А.А., Кагерманов С.М., Судаков Е.Н. Расчёты процессов и аппаратов нефтеперерабатывающей промышленности. –Л., Химия, 1974. –334 с.

[12]     Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию/ Под ред. Ю. И. Дытнерского. – М.: Химия, 1983. – 272 с.

[13]  Левченко Д.Н. и др. Технология обессоливания нефтей на нефтеперерабатывающих предприятиях. – М.: Химия, 1985. – 186 с., ил.

[14]  Абросимов А.А. Экологические аспекты производства и применения нефтепродуктов.– М.: ВАС, 1999.–731с.

[15]  Хорошко С.И., Хорошко А.Н. Сборник задач по химии и технологии нефти и газа. – Мн.: Вышэйшая школа, 1989. – 122 с.

[16] Томин В.П., Корчевин Н.А. и др. Ингибитор коррозии для защиты оборудования. – ХТТМ, № 3: 2000.

[17] Эмирджанов Р.Т., Лемберанский Р.А.  Основы технологических расчетов в нефтепереработке и нефтехимии. – М.: Химия, 1989. 191с.

[18] Стандартные кожухотрубчатые теплообменные аппараты общего назначения. Каталог.-М.:ЦИНТИХИМНЕФТЕМАШ 1988.-39с.

[19] Основные процессы и аппараты химической технологии. Пособие по проектированию. Под ред. Ю.И. Дытнерского, М.: Химия,1991-496с