Расчёт колонны деэтанизации установки УПГ-1 Белозерного ГПЗ

Основная аппаратура отбензинивающих  и газофракционирующих установок (кроме ректификационных колонн) размещается в три яруса на специальных конструкциях - этажерках. В верхнем ярусе на высоте 10-15 м расположены конденсаторы-холодильники верхних продуктов колонн, в среднем - емкости орошения и отепленная будка для первичных контрольно-измерительных приборов и регулирующих клапанов. Непосредственно на площадке установок (на нулевой отметке) размещены кипятильники, теплообменники и холодильники. Только кипятильники изобутановых колонн приподняты на высоту 3 м, чтобы обеспечить подпор на приеме насоса, откачивающего н-бутан в товарные емкости.

Для процессов разделения углеводородных газов очень важна четкость разделения. Высокая степень разделения достигается  при использовании тарельчатого колонного оборудования. Более подробно остановимся на аппаратах колонного типа.

 

Колонное оборудование

Массообменные аппараты газоперерабатывающих заводов являются основным видом  оборудования, в котором происходит процесс разделения углеводородов. От эффективности их работы во многом зависит качество вырабатываемой продукции завода.  Все возрастающие требования к улучшению качества выпускаемой продукции, к надежности работы массообменного аппарата, а также к снижению металлоемкости и габаритов заставляют постоянно совершенствовать конструкции контактных устройств массообменных аппаратов, что привело к созданию различных типов контактных устройств [6].

Колонны - вертикальные цилиндрические сосуды, внутри которых расположены  поперечные перегородки - барботажные  тарелки. Каждая тарелка является ступенью контакта между поднимающимися газами (парами) и стекающей жидкостью. Степень извлечения углеводородов из газа, а также четкость разделения углеводородов зависит от числа ступеней и от того, насколько хороший контакт обеспечивает конструкция тарелки. В контактном устройстве одновременно протекают процессы теплопередачи, массопередачи и сепарации.

В газопереработке нашли применение в основном тарельчатые массообменные  аппараты. До недавнего времени в  зарубежной практике в массообменных  аппаратах для разделения углеводородных смесей применяли преимущественно тарелки колпачкового (рис. 2) и желобчатого типов (рис. 3). Это объясняется большим опытом эксплуатации указанных тарелок и надежными методами их расчета. Однако для таких тарелок характерны следующие недостатки: большая металлоемкость, сложность изготовления, низкая производительность и небольшой диапазон устойчивой работы.

Расстояние между тарелками  обычно принимают 500 - 600 мм [10].

Рис. 2. Схема работы колпачковых тарелок

1 - тарелка; 2 - колпачки; 3 - сливная перегородка; 4 - патрубки для прохода паров;  
5 - сливной карман.

Рис. 3. Тарелка желобчатого типа:

1 - колпачки; 2 - желоба; 3 - сливной сегмент; 4 - сливная перегородка; 5 - дренажное отверстие;  
6 - уравнительная планка (гребенка); 7 - глухие сегменты; 8 - опорные уголки; 9 - полужелоба.

 

В последние годы широкое распространение  получили тарелки клапанного типа (рис. 4). Экспериментальные работы показали их преимущество перед колпачковыми тарелками. Работа клапанной тарелки характеризуется изменением сечения для прохода газа (пара) в зависимости от нагрузки тарелки по газу (пару). Поэтому они имеют значительно больший диапазон устойчивой работы, чем колпачковые тарелки.

Рис.4. Основные элементы тарелки клапанного типа:

1 – корпус колонны; 2 – стенка переливного кармана; 3 – подпорная перегородка;

4 – приемный карман; 5 – сливная перегородка; 6 – клапан  прямоточный; 7 – длинная ограничительная  ножка; 8 – полотно тарелки; 9 – выступ, обеспечивающий начальный зазор под клапаном; 10 – короткая ограничительная ножка.

 

 

Наибольшее применение при разделении углеводородных газов получили клапанные  тарелки фирм «Зульцер» и «Кох-Глитч». Благодаря простоте конструкции  клапанные тарелки примерно в 1,5 раза легче, чем колпачковые, а стоимость их изготовления на 30-40% ниже [6].

На рис. 5 изображены тарелки  Metawa [11] разных типов фирмы «Metawa -  
Tray B.V.», которая является членом корпорации «Зульцер» и изготавливает массообменные тарелки и внутренние устройства колонн.

 

 

Рис.5. Тарелки Metawa разных типов

 

Колонные аппараты снабжены люками-лазами для осмотра и монтажа тарелок. Число люков в колонне должно быть таким, чтобы при разборке тарелок и укладке разбираемых деталей на площадке, монтируемой около каждого люка, от него можно было добраться до нижележащего люка. Обычно через каждые пять тарелок устраивают один люк-лаз диаметром не менее 450 мм. Если среда в колоннах некоррозионная и исключено забивание тарелок продуктами коррозии, смолами, коксом и др., то люки располагают через 10 и более тарелок. Чем меньше люков, тем меньше стоимость колонны, меньше вероятность течи продукта и пропуска газа.

 

 

 

 

Глава 2. Расчетная часть

1.     Исходные данные

Рассчитать ректификационную колонну  для отбензинивания попутного нефтяного  газа при следующих исходных данных: производительность аппарата по сырью  G_c=115638,5 кг/ч; на установке используется пропановое охлаждение. Состав сырья представлен в табл. 5.

Таблица 5

Состав сырья (мольн. доли)

Метан	Этан	Пропан	Изобутан	н-Бутан	Изопентан	н-Пентан	н-Гексан
0,229	0,244	0,230	0,060	0,119	0,031	0,036	0,039

 

Схема установки низкотемпературной ректификации попутного газа для  отбензинивания показана на рис. 7.

Рис.7. Схема установки низкотемпературной ректификации:

1 – теплообменник; 2 –  колонна; 3 – пропановый холодильник; 4 – подогреватель; 5 – емкость  орошения; 6 – насос; I – сырье; II – дистиллят; III – нестабильный бензин; IV - хладагент.

 

Физико-химические свойства для компонентов исходного сырья приведены в приложении 1. Расчет ведется по методике [17].

Степень извлечения компонентов от их потенциала в исходном сырье в  нестабильный бензин (в мольных долях) равна: для этана φ₂’=0,4; для пропана φ₃’=1,0.

Схема материальных потоков этановой тарельчатой ректификационной колонны показана на рис. 8.

Рис.8. Схема материальных потоков этановой колонны

F_c – сырьевой поток; V_c – пары сырьевого потока;g_c – жидкий сырьевой поток;  
g₀ – орошение; V_R – пары тяжелого остатка; R – поток тяжелого остатка; D – поток дистиллята

 

 

2. Материальный баланс аппарата

Производительность аппарата (кмоль/ч) определяется по формуле (1):

 

F=G_c / M_c,       (1)

 

где G_c - производительность аппарата по сырью, кг/ч;

       М_с - средняя мольная масса сырья, кг/кмоль.

М_ср = ∑М_i ∙ c_i' = 40,1 [кг/кмоль]     (2)

 

Тогда

F=115638,5 / 40,1 = 2874,1 [кмоль/ч]

Расчет материального баланса  колонны с учетом заданных условий  разделения приведен в табл. 6.

 

Таблица 6

Расчет материального баланса  этановой колонны

Углеводород	Данные по сырью		Данные по остатку			Данные по дистилляту
	содержание   ci', мольн. Доли	количество Fi=F∙ci', кмоль/ч	степень извлечения   φ'i, мольн. доли	количество Ri=Fi∙φ'i, кмоль/ч	содержание xRi=Ri / ∑Ri, мольн. доли	количество Di=Fi - Ri, кмоль/ч	содержание y'Di=Di / ∑Di, мольн.доли
метан	0,229	658,8	-	-	-	658,8	0,604
этан	0,244	700,1	0,4	270,4	0,155	429,8	0,394
пропан	0,230	660,1	1,0	657,9	0,377	2,1	0,002
изобутан	0,060	172,7	1,0	172,7	0,099	0	0
н-бутан	0,119	340,8	1,0	340,8	0,196	0	0
изопентан	0,031	88,4	1,0	88,4	0,051	0	0
н-пентан	0,036	102,1	1,0	102,1	0,059	0	0
н-гексан	0,039	110,8	1,0	110,8	0,064	0	0
∑	1,000	2833,8	6,4	1743,1	1	1090,7	1

 

3. Температура и давление в аппарате

Для охлаждения верхнего продуктового потока применяется пропановое охлаждение. Принимается температура на выходе из конденсатора - холодильника   
t_D = -26 ⁰С. Давление в емкости орошения принимается равным давлению на выходе из конденсатора, величина которого найдется по уравнению изотермы паровой фазы дистиллята путем последовательного приближения по формуле (2):

(3)

Константы фазового равновесия для индивидуальных углеводородов определяются по номограмме [4]. Результаты расчета давления в емкости орошения приведены в табл. 7.

 

Таблица 7

Расчет давления в емкости орошения этановой колонны

Углеводород	y'Di,            мольн. доли	Кi при               tD= - 26 0С,       πD = 2,98 МПа	x'0i= y'Di /  Кi
метан	0,604	3,500	0,173
этан	0,394	0,460	0,857
пропан	0,002	0,092	0,021
∑	1,000	-	1,05 ≈ 1

 

Давление емкости орошения π_D = 2,98 МПа.

Большая часть конденсата состоит  из этана. Составы орошения и дистиллята различны, поэтому пары, уходящие с  верха колонны, будут представлять паровую смесь дистиллята и орошения. Чтобы рассчитать состав паров, необходимо знать количество орошения g_о, подаваемого наверх колонны. Его можно определить, зная флегмовое число колонны, которое определяется по уравнению Андервуда (4):   

(4)

где φ – параметр, который рассчитывается по формуле (5):   

(5)

 

где α_i - это относительная летучесть компонента при средней температуре в колонне;