Расчет ректификационной колонны каталитического крекинга производительностью по сырью 450000 тонн/год

 

Исходные данные:

1) сырье – фракция 350-500°C;

2) производительность  установки по сырью – 450000 тонн/год.

3) Годовой эффективный фонд рабочего времени проектируемой установки – 340 дней.

4)Рассчитываем количество сырья в тонн/сутки, кг/ч и кг/c;

450000/340 = 1323,53 тонн/сутки;

1323,53/1000•24 = 551447,06 кг/ч;

55147,06/3600 = 15,32 кг/с.

5)Количество получаемых нефтепродуктов рассчитываем аналогично.

Таблица 2.2

Материальный  баланс ректификационной колонны К-1

№	Наименование продуктов	Выход, % ( масс.)	Количество
			тонн/год	тонн/сутки	кг/ч	кг/с
1	2	3	4	5	6	7
2	Поступило: Сырье - пары продуктов реакции и водяной пар	100,0	414000	1217,65	50735,29	14,09
3	Всего:	100,0	414000	1217,65	50735,29	14,09
4	Получено: Жирный газ Бензин н.к.-195°С Фракция195-350°C Фракция >350°C	18,4 34,8 25,5 21,3	76050 144000 105750 88200	223,67 423,53 311,03 259,41	9319,85 17647,06 12959,56 10808,82	2,59 4,90 3,61 3,00
5	Всего:	100,0	414000	1217,65	50735,29	14,09

Таблица 2.3

Тепловой  баланс ректификационной колонны К-1

№	Наименование  продуктов	Количество, кг/ч	Температура, °C	Плотность, кг/м3	Энтальпия, кДж/ кг	Количество тепла, кВт
1	2	3	4	5	6	7
2	Поступает: 1.Сырье - пары продуктов реакции 2.Водяной пар	50735,29   —	280   —	0,850   —	656,7   —	9254,96   Q2
3	Итого:	50735,29	—	—	—	9254,96+ Q(орошение)
4	Выходит: 1.Жирный газ 2.Бензин н.к.-195°С 3.Фракция195-350°C 4.Фракция >350°C	9319,85 17647,06 12959,56 10808,82	140 160 200 220	0,75 0,80 0,85 0,85	618,1 644,1 712,9 757,1	1600,17 3157,35 2566,35 2273,15
5	Итого:	50735,29	—	—	—	9597,02

 

Средняя относительная плотность данных веществ:

ρ₄²⁰(пары продуктов в реакторе)=0,850 кг/м³;

ρ₄²⁰(жирный газ) =  0,7715 кг/м³;

ρ₄²⁰(фракция н.к. - 195°C) = 0,7860 кг/м³;

ρ₄²⁰(фракция 195-300°C) = 0,8130 кг/м³;

ρ₄²⁰(фракция >350°C) = 0,8210 кг/м³.

Находим абсолютную плотность по формуле:

ρ₁₅¹⁵ = ρ₄²⁰ + 5•а,                                                                    (12)

где, а – поправка [3]

Абсолютная  плотность:

ρ₁₅¹⁵ (пары продуктов в реакторе) = 0,850 + 5•0,000771=0,853855≈0,85 кг/м³;

ρ₁₅¹⁵ (жирный газ) = 0,7715 + 5•0,000805= 0,773525≈0,75 кг/м³;

ρ₁₅¹⁵ (фракция н.к. - 195°C) = 0,7860 + 5•0,000792=0,78996≈0,80 кг/м³;

ρ₁₅¹⁵ (фракция 195-300°C) = 0,8130 + 5•0,00752= 0,81676≈0,85 кг/м³;

ρ₁₅¹⁵ (фракция 195-300°C)= 0,8210 + 5•0,000738=0,82469≈0,85кг/м³.

Энтальпию находят  в соответствии с температурой [4]:

I (пары продуктов в реакторе) = 656,7;

I (жирный газ) = 618,1;

I (фракция н.к. - 195°C) = 644,1;

I (фракция 195-300°C) = 712,9;

I (фракция > 350°C) = 757,1.

 

Находим количество тепла:

Q = G • I                                                                          (13)

Q (сырье) = 50735,29 • 656,7 = 331618,1 = 7864,043 / 3600 = 9254,96 кВт;

Q (жирный газ) = 9319,85 • 618,1 = 5760599,285 / 3600 = 1600,17 кВт;

Q (фракция н.к. - 195°C) = 17647,06 • 644,1 = 11366471,346 / 3600 = 3157,35 кВт;

Q (фракция 195-350°C) = 12959,56 • 712,9 = 9238870,3240/03600 = 2566,35 кВт;

Q (фракция > 350°C) = 10808,82 • 757,1 = 8183357,622 /3600 = 2273,15 кВт.

Q (выход.) = Q (сырье) + Q (жирный газ) + Q (фракция н.к. - 195°C) + Q (фракция 195-350°C) +

+Q (фракция > 350°C)

Q (выход.) = 1600,17 + 3157,35 + 2566,35 + 2273,15 = 9597,02 кВт

 Разность между теплом входящим в колонну и выходящим из нее:

∆Q = Q (выход.)- Q (сырье)

∆Q = 9597,02 - 9254,96 = 342,96 кВт

Таким образом, в ректификационной колонне избыток  тепла 342,96 кВт следует снимать орошением.

 

2.4 Расчет  основного аппарата

Диаметр колонны определяют в зависимости от максимального расхода паров и их допустимой скорости в свободном сечении колонны. Предварительно, вычисляют объем паров V (м³/ч), проходящих в 1ч  через сечение колонны.

Для определения  объема паров, проходящих через поперечное сечение аппарата в единицу времени, широко используемой формулой:

  ,                                          (14)

где, Т- температура  системы, К;

P-давление в системе, МПа;

G_i- расход компонента, кг/ч;

М - молекулярная масса компонента.

Температура системы t = 450°C. Т = 273 + t

Отсюда, Т=273+450=723К;

Давление системы P=0,20МПа;

Расход из теплового  баланса G_i=50735,29кг/ч ;

Молекулярную  массу находим по формуле Крега:

                           М_i =60+0,3•t+0,001•t²                                                                                       (15)

M_i= 60+0,3 • 450 + 0,001 • 450²=397,5кг/ч

 

По наибольшему  объему паров вычисляют диаметр. Допустимая скорость паров влияет на эффективность ректификации, так как с увеличением скорости паров возрастает механический унос капель жидкости на выше лежащую тарелку. Кроме того, чем выше допустимая скорость, тем, тем меньше диаметр колонны и расход металла.

Для определения  допустимой скорости паров в колоннах с тарелками, на практике нефтепереработки широко применяется уравнение Саудерса и Брауна:

                                                             (16)

где, К-коэффициент, зависящий от расстояния между тарелками  и условий ректификаций;

ρ_п и ρ_ж – абсолютная плотность соответственно паров и жидкости, кг/м³.

Ρ_{жирный газ} = 0,190 кг/ м³ и ρ_{легкий газойль} = 860кг/м³

Коэффициент К  определяется в зависимости от расстояния между тарелками, типа тарелки, нагрузки по жидкости и некоторых условий работы колонны.

Для каскадных  тарелок К=1250.

Диаметр колонны (d, м) определяют по уравнению

                                                                (17)

где V - объем паров, м³/с;

u - допустимая линейная скорость движения паров, м/с.

Высота колонны зависит от типа ректификации и числа тарелок колонне, а также расстояния между ними. Расстояние между тарелками, а=0,6м нашли графическим методом [4]. Общую рабочую высоту колонны (Н, м) можно определить по формуле:

Н = a • n_пр                                                                               (18)

где, а - расстояние между тарелками, м;

n_пр – число практических тарелок;

Фактическая высота колонны больше, так как следует  учесть высоту, занятую отбойными  тарелками, свободное пространство между верхней тарелкой и верхним днищем. Высоту низа колонны рассчитывают исходя из запаса продукта, необходимого для нормальной работы насоса.

Число тарелок в колонне - 30. Число тарелок рассчитали графическим методом [4].

Тарелки размещены следующим образом: в концентрационной части 27 тарелок ректификационные и 3 отбойные. Отпарной части в колонне каталитического крекинга отсутствует.

Высоту от верхнего днища до первой ректификационной тарелки h₁ принимают конструктивно равной ¹/₂  диаметра, то есть:

Высоту h₂ и h₄ определяют, исходя из числа тарелок в этой части колонны и расстояния между ними.

Расстояние  между тарелками, а=0,6м. [4].

Высоту h₃ ,берут из расчета расстояния между тарелками:

Высоту h₅ принимают равной 2м, то есть h₅ = 2м

Высоту h₆ принимают исходя из практических данных, равной 4 м, то есть h₆=4 м. Общая высота колонны составляет:

H = h1 + h₂ + h₃+ h₄ + h₅ + h₆

H = 1,9 + 15,6 +1,8 + 1,2 +2 +4=26,5 м.

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

3. Выводы

 

Подводя итоги пояснительной записки курсового проекта, даем анализ полученных результатов, их соответствия заданию на проект. Тема курсового проекта «расчет ректификационной колонны каталитического крекинга производительностью по сырью 450000 тонн/год».

Сначала кратко описали развитие нефтехимического машиностроения и нефтегазовой промышленности Казахстана. Написали теоретические основы процесса каталитического крекинга и описание схемы установки, также спецификация приборов и автоматики соответственно для установки каталитического крекинга. Приводится подробное описание установки каталитического крекинга и об основном аппарате и принцип его работы и  техника безопасности при обслуживании оборудования. Рассчитали материальный баланс установки каталитического крекинга и основного аппарата, а также тепловой баланс ректификационной колонны. Кроме того, расчет аппарата: диаметр колонны, высота колонны, число тарелок и расстояние между тарелками.

Каталитический  крекинг – в настоящее время один из деструктивных методов производства автомобильных бензинов.

Жирный газ, получаемый на установках каталитического крекинга, характеризуется значительным содержанием углеводородов изостроения, особенно изобутана. Это повышает ценность газа как сырья для дальнейшей переработки.

Жирный газ  установки каталитического крекинга и бензин для удаления из него растворенных легких газов поступают на абсорбционно-газофракционирующую установку.