Рудин, Смирнов. Проектирование нефтеперерабатывающих и нефтехимических заводов

Подождите немного. Документ загружается.

Рйия* Температуру низа колонны определяют, используя при этом

'•^уравнение (4.2) или как температуру нулевого . отгона на кри-•' вой ОИ

остатка. В колоннах, работающих с подачей водяного па-, ра, температуру низа

находят на основании опытных данных или .-по уравнению теплового баланса

отгонной части, задаваясь количеством фракции, которое необходимо отпарить

из остатка. В последнем случае рекомендуется, чтобы количество

образовавшихся

- паров не превышало 25—30% от остатка [12].

При определении температуры сырья необходимо знать, в каком

состоянии оно должно поступать в колонну. Если сырье будет -,. поступать в

жидком виде, то при расчете используют уравнение (4.2), если в парообразном

— уравнение (4.3), а если в парожид-костном состоянии— уравнение (4.4).

. '

При использовании для расчета линий ОИ температура ввода сырья может

соответствовать точке нулевого и 100%-го отгона .или некоторой точке на,

кривой, зависящей от доли, отгона.

В случае сложных колонн приходится определять также температуру

вывода боковых погонрв. Эту температуру рекомендуется находить, применяя

уравнение (4.2), или как температуру начала ОИ при нулевой доле отгона и

парциальном давлении паров вы--'водимой фракции: Для продуктов, у которых

температура выкипания 50% (U0) находится в пределах от 175 до 345°С, можно

воспользоваться эмпирическим уравнением:

t = 0,9^

Основными параметрами, определяющими заданное разделение в

процессе ректификации, являются флегмовое число (кратность орошения) и

число р.ектифдкационных тарелок. Флегмовое число представляет собой

отношение количества горячего орошения, вводимого в" колонну,' к количеству

дистиллята. Увеличение флег-мрвого числа позволяет уменьшить количество

тарелок, и наоборот. При минимальном флегмовом числе R4m необходимое

число тарелок будет бесконечным. Реальные условия работы колонны

соответствуют оптимальному флегмовому числу ^Опт и оптимальному числу

тарелок! .

Для. бинарных смесей . -

- ~ " Р - УР~УР

«мин - v _х Ур хр

где уо, УР, XF — мольные концентрации низкокипящёго компонента в

дистилляте, паровой фазе сырья и жидкой фазе сырья, соответственно.

Для многокомпонентных смесей 7?мин определяют с помощью метода

Андервуда. Расчет ведут, применяя следующие уравнения:

R | 1- у •«'*/).*. «мин + I - 2ц аг _ 0

, ^ '*l*P,t

в = т •-------—к—

^ я,—в

Здесь а,- — коэффициент относительной летучести компонента Ч смеси;

*о, 1, XF, i — мольные концентрации компонента » в дистилляте и жидкой

фазе сырья, соответственно; в — корень уравнения, который определяется

методом последовательных приближений; е'— мольная доля отгона сырья на

входе в- колонну.

Коэффициент относительной летучести а представляет собой отношение

константы равновесия компонента смееи к кцнстанте равновесия самого

тяжелого ключевого компонента сырья, подсчитываемое при средней

температуре в колонне. Ключевыми называются пограничные компоненты,

между которыми проводится заданное разделение: наименее летучий компонент

дистиллята будет легким ключевым, а наиболее летучий компонент остатка —

тяжелым ключевым.

Оптимальное флегмовое число находится по выражению

"опт = "ынкК

где К. = 1,15-н 1,55—для колонн, работающих при атмосферном и

повышенном давлении, и К = 1,3 н- 2,6—для вакуумных колонн.

Для оценки оптимального флегмового числа можно также использовать

формулу, рекомендованную Гиллилендом:

•"ОПТ Кыиц __ п 1 . n QQ

—-р-----т~]— — -Wi i-^u,oo

*\ОПТ т I ,

Располагая материальным балансом и сведениями о температурном

режиме и кратности орошения, составляют тепловой баланс колонны. Тепловой

баланс простой ректификационной колонны имеет вид:

Flfip +F(\-l)qftP-¥QR = Dq? D + Rqf R + QD + Qnor

Здесь F, R, D — количество сырья, о'статка и дистиллята,

соответственно; / — массовая доля отгона сырья на входе в колонну; 4t,p' ^Т, f

f"t,.D)' iT, R —

энтальпия паровой и жидкой фаз сырья, паров дистиллята, жидкого

остатка, соответственно; QD — количество теплоты, отводимой орошением; QB

— количество теплоты, вносимой в низ колонны из печи или из кипятильника

Ов = Лопт0(?/%—tf.op)

•л v

дг ор — энтальпия холодного орошения при температуре его ввода .в

колонну; QOOT — тепловые потери.

При расчетах сложных колонн составляют тепловые балансы отдельных

секций; для отвода избыточной теплоты в каждой из секций используются

циркуляционные орошения.

Внутренние материальные потоки в колонне находят с помощью

следующих выражений:

1) количество флегмы, стекающей с тарелок верхней части колонны

1 = QD^D или L = ЯоптО

2) количество паров в концентрационной части колонны

GK = D + L

Иг-

f' 3) количество паров в нижней части колонны

F G0 = QR/XR

4) объем паров в рабочих условиях колонны \ V =

22,4072/ (3600-273МР)

где VD, Хн — теплоты испарения ректификата и остатка, соответственно;

Т, Р — температура и давление в произвольном сечении колонны, соответ-

ственно; z— коэффициент сжимаемости; М — молекулярная масса.

' Следующий этап расчета — определение числа теоретических и

действительных (практических) тарелок. При ректификации бинарных смесей

число теоретических тарелок. находят, решая совместно уравнения равновесия

фаз, материального и теплового балансов и используя графический метод

расчета (метод Мак-Кэба — Тиле).

При ректификации многокомпонентных смесей число теоретических

тарелок определяют методом «от тарелки к тарелке», при-

• ближенными (по Львову — Серафимову и др.) или эмпирическими

методами. При использовании эмпирического метода Гиллиленда проводят

следующие операции:

1) определяют Ямин и'Яот-;

2) рассчитывают минимальное число теоретических тарелок, А/мин,

соответствующее бесконечному количеству орошения

ЛГ„и„ = lg [ (*л/*т)д (*т/*л)л ]/lg a"

где *л, #т—мольные доли легкого и тяжелого ключевых компонентов,

соот-

• ветственно; о" — отношение летучестей легкого и тяжелого

ключевых компонентов; индекс D относится к ректификату, индекс R — к

остатку;

3) по графику Гиллиленда (рис. 4.1) находят величину отно-. шения (N

—#„„„)/(#+!);

4) вычисляют N — число действительных тарелок.

Число действительных тарелок зависит от эффективности используемых

для разделения ректификационных устройств, а также от свойств разделяемой

смеси. Отношение между числами действительных и теоретических тарелок

называется к. п. д. тарелки. К. п. д. применяемых в настоящее время рек-

тификационных тарелок составляет '0,4—0,7. Для определения к. п. д. может

быть использовано выражение

К.п.д. =0,17 —0,6161g|i

где fi — вязкость разделяемой смеси, сП (1 сП=10-3 Па-с).

ИМ Ц]

Ч«|-------------...-----------.-----------

JL^T———

<ft*44_N------------

42—.----^Х —----

0,2 Qfl 0,$ 0,8 {О

"~"мин

R+1

Рис. 4.1. График Гиллиленда для расчета числа теоретических тарелок при

ректификации ^многокомпонентных смесей.

Расчеты ректификационных колонн требуют значительных затрат

времени. Сократить это" время, а также повысить точность расчетов, выявить

оптимальные значения рассчитываемых параметров (например, оптимального

флегмового числа и числа ректификационных тарелок) позволяет использование

средств вычислительной техники. В течение последних 10—15 лет при

проектировании НПЗ и НХЗ широко используется ряд программ расчета

ректификационных колонн на ЭВМ. •

Дальнейшим этапом расчета ректификационных колонн является выбор

типа тарелок, определение диаметра колонны и конкретных технических

характеристик тарелок. Существуют различные конструкции

ректификационных тарелок. Наиболее широкое распространение в

нефтепереработке и нефтехимии получили клапанные прямоточные тарелки,

тарелки с капсульными колпачками' и с S-образными элементами, решетчатые и

ситчатые тарелки. ВНИИНефтемяшем разработаны новые высокоэффективные

конструкции ректификационных . тарелок —клапанные балла'стные, S-

образные клапанные; центробежные клапанные [18].

Для ориентировочного определения диаметра колонны D.K (в м)

используется выражение

- DK = V~Qj85V/w

где V — объемный расход паров в расчетном сечении колонны, м3/с;

w — допустимая скорость • паров . в колонне, м/с.

Величину w рассчитывают по формуле

да = сщк<.у.(?ж — рп)/,°п :

Здесь рж, рп — плотность жидкости и паров, кг/'м3, соответственно;

Смаке—коэффициент, зависящий от типа • применяемой тарелки, расстояния

между тарелками, нагрузки по жидкости, поверхностного натяжения жидкости.

Значение Смаке находят по графику, приведенному на рис. 4.2. Детальный

гидравлический расчет ректификационных тарелок проводится по методикам,

приведенным в [13,14, Ш, 19,20]. В процессе расчета находят допустимую

скорость жидкости в сливном

стакане, гидравлическое сопротивление орошаемой тарелки, величину

межтарельчатого уноса жидкости, размер

Рис. 4.2. График для определения допустимой скорости паров в

ректификационных колоннах:

/ — ситчатые, каскадные и решетчатые тарелки (при максимально

допустимой производительности). 2 — ситчатые, .каскадные и решетчатые

тарелки (при нормальной производительности), тарелки с круглыми

колпачками; 3 — тарелки с S-образными элементами и желобчатыми

колпачками при жидкостной нагрузке 20—40 м3/(м.ч): За— то же для условий,

когда нагрузка меньше 20 м'/(м . ч); 36 — тоже для условий, когда нагрузка

больше 40 м'/(м„ч); 4 •— вакуумные' колонны с брызгоулавливающими

устройствами: 5—- отпарные колонны-абсорбционных установок; 6 —

абсорбционные колонны; 7 — вакуум* ные колонны.

Ирйболее узкого сечения перелива, высоту слоя жидкости в слив-Рром

устройстве, величину вылета ниспадающей струи жидкости, Юремя пребывания

жидкости на тарелке, диапазон устойчивой ра-НЙЗрты тарелки. рГ Для

облегчения гидравлического расчета тарелок в проектных

^институтах также используются ЭВМ.

If, • ~ •

If* " •

У - " '

\'-- 4.3. РАСЧЕТ АБСОРБЦИОННЫХ КОЛОНН

р На НПЗ и НХЗ абсорбция применяется в блоках газоразделе-.'ния для

выделения целевых компонентов из смеси углеводородов. ^Эффективность

абсорбции зависит от температуры и давления, при у которых проводится

процесс, свойств газа и абсорбента, скорости А движения абсорбируемого газа,

количества подаваемого'абсорбен-(. 'та. Повышение давления или уменьшение

температуры в абсорбере f способствуют лучшему извлечению компонентов.

Однако, посколь-? ку работа при повышенном давлении и пониженных

температурах ^связана ^.дополнительными эксплуатационными затратами, вы-г

бор параметров должен определяться на базе технико-экономиче-' ^ских

расчетов.'Абсорбционное извлечение углеводородов из смесей £,с большим и

средним количеством извлекаемых компонентов про-^водится при, давлении "не

выше 1,6 МПа. Если газ поступает на /переработку с более высоким давлением,

то абсорбция проводится

- при этом давлении.

f< Температура абсорбции зависит от заданной глубины извлече-; ния

компонентов. Чем выше глубина извлечения легких компонен-; тов, тем более

выгодно применять низкие температуры. Узел аб-' сорбции состоит из

собственно абсорбера,'в котором происходит '' процесс поглощения компбнентов

абсорбентом, и десорбера, в котором из насыщенного абсорбента удаляются

(отпариваются) из-

- влеченные компоненты. В целях повышения эффективности извлечения

целевых компонентов, разработан 'ряд комбинированных схем, включающих

абсорберы с отпарной секцией, абсорбционжк отпарные колонны

(фракционирующие абсорберы)', двухступенчатые абсорберы и,т. п.

При технологическом расчете процесса абсорбции используются

- различные приближенные методы, из числа которых наибольшее,

распространение получил метод Кремсера. Установлено, что этот метод

позволяет получить наиболее близкие к реальным составы продуктов. Основные

уравнения, которыми пользуются в расчетах процессов абсорбции по Крейсеру,

приводятся ниже:

*i= (Vi-ty/V, (4.5)

AI^LHW (4.6)

Здесь .cpi, AJ—степени извлечения и факторы абсорбции отдельных ком-

понентов, соответственно; Vi, V/ — расходы компонентов в сырье и сухом газе,

соответственно; L — расход тощего абсорбента; kt — константы равновесия

компонентое; V\ — общий расход сухого газа.

Рис. 4.3. График для определения фактора" абсорбции. N — число

теоретических тарелок; у — степень извлечения компонентов; А— фактор

абсорбции.

Задачей технологического расчета абсорбции является определение

необходимого числа тарелок или расхода абсорбента, а исходными данными для

расчета служат состав разделяемого газа, требуемая степень извлечения

ключевого компонента, параметры процесса. За ключевой компонент

принимается тот, для извлечения которого необходим наибольший расход

абсорбента или наиболь1 шее число теоретических тарелок.

Последовательность расчета для случая, когда заданы степени извлечения

ключевого компонента и число теоретических тарелок, приводится ниже.

1. Зная температуру исходного газа (*„сх) и тощего абсорбента,, задаются

температурой сухого газа, которая в общем случае на 2—3°С (абсорбция газов

средней жирности) или на 4—8°С (абсорбция жирных газов) Выше

температуры тощего абсорбента.

2. Находят среднюю . эффективную температуру абсорбции,

представляющую собой среднее арифметическое температур исходного и сухого

газов.

3. Зная число теоретических тарелок N и степень извлечения ключевого

компонента ф* по графику, приведенному на рис. 4.3, находят фактор абсорбции

ключевого компонента Ак, Факторы абсорбции остальных компонентов (Л,-)

определяют по уравнению

At =AK (kK/ki)

где йк, *< — константы равновесия ключевого и остальных компонентов

при средней эффективной температуре абсорбции, соответственно.

к *

яр 4. По графику, приведенному на рис. 4.3, определяют степени £'

извлечения прочих компонентов ф(-. d."" 5. До выражению

<''.'. v; = (J-?i)fi

." выведенному из уравнения (4.5), находят расходы отдельных ком-'-'

понентов в сухом газе и, просуммировав их, получают общую величину расхода

сухого газа V\.

6. Находят количества отдельных компонентов, перешедших из

исходного газа в насыщенный абсорбент, Gt.

7. По выражению

I = Aiktvt.

выведенному из уравнений (4.6), находят расход тощего абсорбента,

причем фактор абсорбции и контакта равновесия берутся по ключевому

компоненту.