3.2  Описание технологической схемы установки «Деэтанизация бензина».

    Сырье, углеводородный конденсат, с установки НТК (низкотемпературной конденсации) поступает в сырьевые теплообменники Т – 3/1-5, где нагревается до температуры питания 50 - 60°С за счет тепла нижнего продукта, ШФЛУ (широкой фракции легких углеводородов),  деэтанизатора , колонны К – 5/2. Сырье поступает в межтрубное пространство теплообменников, а нижний продукт колонны – в трубное. Далее сырье подается на  15 тарелку колонны, предусмотрена подача и на 12 тарелку, где за счет ректификации происходит разделение  сырья на фракцию этановую и ШФЛУ(широкую фракцию легких углеводородов). Парогазовая смесь (ПГС) с верха колонны К – 5/2 с температурой 15 - 30°С поступает в трубное пространство испарителей И – 3/9-12. Где охлаждается до 6 - 10°С за счет холода жидкого аммиака. Газожидкостная смесь (ГЖС) из испарителей И – 3/9-12 направляется в рефлюксные емкости Е – 28/1-2, в которых происходит отделение жидкой фазы (рефлюкса) от газовой (этановой фракции).  Этановая фракция из емкостей   Е – 28/1-2  через регулирующий клапан направляется на ГРП (газораспределительный пункт) и далее потребителю. Рефлюкс из емкостей Е – 28/1-2 прокачивается на верх колонны на орошение. Жидкая фаза, стекая по тарелкам вниз, собирается на «глухой» тарелке, с которой самотеком поступает в межтрубное пространство рибойлеров Р – 3/3-6. В трубное пространство рибойлеров поступает острый   водяной пар с давлением 6 – 8 кгс/см². Парожидкостная смесь (ПЖС) из рибойлеров поступает в кубовую часть под «глухую» тарелку. Пары поднимаются вверх,  а жидкая фаза (ШФЛУ) охлаждается в теплообменниках Т – 3/1-5 и через регулирующий клапан направляется в товарный парк.

Состав углеводородного конденсата, поступающего в «деэтанизатор» с установки низкотемпературной конденсации (НТК).

Таблица 3.4

Состав готовой продукции (ШФЛУ):

Таблица 3.5

Состав готовой продукции (Фракция этановая):

Таблица 3.6

Технологические параметры установки «Деэтанизация бензина».

Таблица 3.7

Технологический расчет ректификационной колонны.

4. Расчет ректификационной колонны.

   Расчет ректификационной колонны сводится к определению ее основных  геометрических размеров – диаметра и высоты. Оба параметра в значительной мере определяются гидродинамическим режимом колонны, который, в свою очередь, зависит от скоростей и физических свойств фаз. 

Рассчитаем часовой расход каждого компонента в колонну. Средняя молекулярная масса сырья определяется по формуле [1, стр.7]:

           ₈

           ¹

Таблица 4.1

   Ввиду незначительного допускаемого содержания СН₄ в остатке, пренебрегаем им. Содержание С₂Н₆ в остатке в соответствии с регламентом установки не должно превышать 3% весовых или 0,055 массовых долей в остатке, а содержание  С₃Н₈ должно быть не менее 20% весовых или 0,151 массовых долей в дистилляте. Содержанием компонентов  iC₄H₁₀, nC₄H₁₀, iC₅H₁₂, nC₅H₁₂, C₆H₁₄  в дистилляте пренебрегаем ввиду их отсутствия.

Для удобства расчет проведем для 100кмоль сырья. Составы выражены в мольных долях.

Принимаем, что:

Принимаем, что:

Х^/, Y^/ - мольные доли компонентов соответственно в жидкости и парах.

R – индекс относится к остатку

D - индекс относится к дистилляту

1,2,…,8 – соответственно  к  метану,  этану,  пропану,  i-бутану,  n-бутану,   i-пентану,       n-бутану, гексану.

4.1 Определение материального баланса всей колонны.

   Уравнение материального баланса для всей колонны по общему количеству молей потоков и по каждому компоненту:

Подставим в эти уравнения известные нам величины:

Суммируем уравнения  (4.12) – (4.17), должно выполняться условие:

X^/_R2 + X^/_R3 +  iX^/_R4 + nX^/_R4 + iX^/_R5 + nX^/_R5 + X^/_R6 = 1,00,       X^/_R2 = 0,055 по условию

1 – 0,055 = X^/_R3 +  iX^/_R4 + nX^/_R4 + iX^/_R5 + nX^/_R5 + X^/_R6

81,46 = D * 0,151 + (100 – D) * 0,945

D = 16,42 кмоль на 100кмоль сырья

R = 100 – 16,42 = 83,58 кмоль на 100 кмоль сырья

Находим значения  X^/ и Y^/ для всех компонентов:

100 * 0,01 = 16,42 * Y^/_D1

Y^/_D1 = 0,061

100 * 0,1755 = 16,42 * Y^/_D2 + (100 – 16,42) * 0,055

Y^/_D2 = 0,79

100 * 0,4073 = 16,42 * 0,151 + (100 – 16,42) * X^/_R3

X^/_R3 = 0,4576

100 * 0,0916 = (100 – 16,42) * iX^/_R4

iX^/_R4 = 0,11

100 * 0,2104 = (100 – 16,42) * nX^/_R4

nX^/_R4 = 0,252

100 * 0,0437 = (100 – 16,42) * iX^/_R5

iX^/_R5 = 0,052

100 * 0,0402 = (100 – 16,42) * nX^/_R5

nX^/_R5 = 0,048

100 * 0,0214 = (100 – 16,42) * X^/_R6

X^/_R6 = 0,025

∑ X^/_Ri = 1,00

Данные о составах и количествах дистиллята и остатке сведем в таблицу 4.2.

Таблица 4.2

4.2 Определение режима колонны.

4.2.1. Определение давления в колонне.

Технологический режим емкости орошения соответствует следующим параметрам:

t = 10⁰C, T = 283K

P = 28 кгс/см² = 2,8 Мпа

Проверим равенство уравнения  фаз:

 ₃

 ¹

Константы фазового равновесия определим по номограмме [2], приложение 10:

Таблица 4.3

С учетом гидравлических потерь в трубопроводе от колонны до емкости орошения, давление на верху колонны принимаем на 0,02*10⁶ Па больше давления П₀, т.е.

П_D = П₀ + 0,02*10⁶ = 2,8*10⁶ + 0,02*10⁶ = 2,82 Мпа = 28,2 кгс/см².

П_D = 2,82 Мпа = 28,2 кгс/см².

4.2.2.Определение температуры верха колонны.

Температуру верха колонны T_D определим методом постоянного приближения по уравнению равновесия фаз:

 ₃

 ¹

где Y^/_Di  - мольные доли компонентов в паровой фазе,

       k_i – константа фазового равновесия, определяем по номограмме [2], приложение 10.

Путем подбора при T_D = 25⁰С = 298К константы фазового равновесия k_i для давления 2,82 Мпа, будучи подставлены в это уравнение, превращают его в тождество.

T_D = 25⁰С = 298К

Таблица 4.4

4.2.3.Определение давления низа колонны.

   Учитывая гидравлическое сопротивление тарелок, принимаем давление низа колонны на 0,04*10⁶Па больше давления П_D, т.е.

П_R = П_D + 0,04*10⁶ = 2,82 + 0,04*10⁶ = 2,86*10⁶ Па

П_R = 2,86*10⁶ Па

4.2.4.Определение температуры низа колонны.

   Температуру T_R низа колонны определяем методом постепенного приближения по уравнению равновесия фаз:

 ₈

 ²

Путем подбора такого ее значения, при котором константы фазового равновесия  k_i для давления  П_R = 2,86*10⁶  Па, будучи подставлены в это уравнение, превращают его в тождество. Такая температура равна   T_R = 94⁰С.

Таблица 4.5

4.2.5.Расчет коэффициентов относительной летучести.

   При известных для разных уровней колонны давлениях и температурах рассчитаем коэффициенты относительной летучести компонентов. За эталонный компонент, т.е. компонент с относительной летучестью, равный единице, примем нормальный бутан, пятый компонент исходной системы.

   Давление в питательной секции колонны примем равным среднеарифметическому между П_D и П_R:

П_f = (2,82 + 2,86) / 2 = 2,84 Мпа

П_f = 2,84 Мпа

Коэффициент относительной летучести для любого компонента вычислим по следующей формуле: [1], стр.11

Для укрепляющей части колонны находим среднее значение коэффициента относительной летучести по формуле: [1], стр.11

где  α_iD – коэффициент относительной летучести данного компонента при температуре   Т_D = 25⁰С (298 K) и давлении П_D = 2,82 МПа, α_if - коэффициент относительной летучести ввода сырья в колонну при Т_f = 56⁰С (329 К) и П_f = 2,84 МПа.

   Для отгонной части колонны среднее значение коэффициента относительной летучести вычислим по формуле [1], стр.12:

где    α_iR - коэффициент относительной летучести данного компонента при температуре     Т_R = 94⁰С (367 K) и давлении П_R = 2,86 МПа.

 Полученные значения коэффициентов относительной летучести для всех компонентов исходной системы сведем в таб.4.6.

Таблица 4.6

5. Расчет доли отгона и состава жидкой и паровой фаз сырья при подаче его в колонну.

Мольную долю отгона  е^/  исходного сырья и состава фаз при Т = 56⁰С (329К) и давлении 2,84 МПа будем рассчитывать методом Трегубова по формулам [1], стр.12:

 _{8                8}

 ^{1               1}

путем подбора такого значения  е^/, при котором удовлетворяются эти равенства. При подборе мольной доли отгона е^/, самым оптимальным значением е^/, которое удовлетворяет приближенно обоим равенствам, является е^/ = 0,11.

Результаты расчета занесем в табл.5.1.

Таблица 5.1

6. Расчет режима полного орошения.

  Режим полного (бесконечно большого ) орошения колонны является одним из предельных, теоретически возможных случаев работы колонны. При этом колонна будет иметь минимальное число теоретических тарелок. Для разделения исходной системы на продукты примерно одного итого же состава в условиях оптимального орошения требуется приблизительно вдвое больше теоретических тарелок, чем при полном орошении.

   Расчет режима полного орошения состоит в определении количества и составов верхнего и нижнего продуктов колонны на основе заданных условий. Для нашего случая условия разделения заданы содержанием  С₃Н₈ в дистилляте (Y^/_D3 ≥ 0,151) и содержанием С₂Н₆ в остатке (X^/_R2 ≤ 0,055). Число степеней проектирования f находим по формуле [1], стр.13:

где Z – число нулевых концентраций компонентов в продуктах разделения.

      Z = 0 – не задано, поэтому f = 2. Это означает , что для расчета режима полного орошения должны быть заданы какие – либо две концентрации:  Y^/_D3 ≥ 0,151 и X^/_R2 ≤ 0,055, следовательно задача полностью определена. Определим составы верхнего и нижнего продуктов колонны по всем компонентам исходной системы, согласно соотношениям Багатурова. В расчетах коэффициенты относительной летучести компонентов возьмем при Т_f = 56⁰С (329K) и  П_f = 2,84 МПа. По составу сырья табл.4.1 и условиям его разделения нетрудно установить, что в дистилляте колонны основным по содержанию компонентом является С₂Н₆. Т.к. мольная доля этана в дистилляте Y^/_D2 = 0,79 ( табл.4.2), то из уравнения материального баланса всей колонны по этану будем иметь:

Из уравнения материального баланса всей колонны по пропану:

G = 748,838 кмоль/час

R = 625,879 кмоль/час

G / R = 1,1965

Определим:

По мольным долям С₂Н₆ и С₃Н₈  в остатке и дистилляте, с помощью уравнения Фенксе – Андервуда определим min число теоретических тарелок в колонне:

N = 4,1 тарелки

Состав iX^/_R4 определим  по уравнению Багатурова [1], стр.14:

X^/_R4 = 0,109 – состав изобутана iC₄H₁₀

Состав X^/_R5 – нормального бутана nC₄H₁₀ определим по следующему уравнению, по компонентам C₃H₈ и  iC₄H₁₀:

X^/_R5 = 0,251 – состав нормального бутана nC₄H₁₀

Состав X^/_R6 – изопентана iC₅H₁₂ определим по следующему уравнению, по компонентам C₃H₈ и  iC₄H₁₀:

X^/_R6 = 0,052 – состав изопентана  iC₅H₁₂

Состав X^/_R7 – нормального пентана nC₅H₁₂ определим по следующему уравнению, по компонентам iC₅H₁₂ и  nC₄H₁₀:

X^/_R7 = 0,048 – состав нормального пентана  nC₅H₁₂

Состав X^/_R8 – гексана C₆H₁₄ определим по следующему уравнению, по компонентам iC₅H₁₂ и  nC₄H₁₀:

X^/_R8 = 0,025 – состав гексана C₆H₁₄

Состав X^/_R1 – метана CH₄ определим по следующему уравнению, по компонентам iC₄H₁₀ и  C₃H₈:

X^/_R1 = 25*10^-6 – состав гексана C₆H₁₄

Это малая величина, что без всякого ущерба для точности расчета можно принять X^/_R1 = 0.

Проверка:

 ₈

Σ X^/_Ri = 1

 ¹

 ₈

Σ X^/_Ri = 0 + 0,055 + 0,4577 + 0,109 + 0,251 + 0,052 + 0,048 + 0,025 = 0,9977 = 1  верно

 ¹

Содержание Y^/_Di каждого из компонентов исходной системы в дистилляте определяем по уравнению Багатурова [1], стр.15, которое записывается по любым трем компонентам исходной системы. Y^/_D3 = 0,151.

Для определения Y^/_D1 запишем уравнение по CH₄, C₂H₆, C₃H₈:

Y^/_D1= 0,0606 – содержание метана CH_4.

Для определения Y^/_D4 запишем уравнение по CH₄, C₂H₆, iC₄H₁₀:

Y^/_D4 = 66*10^-5 – содержание изопропана iC₄H_10.

Это малая величина, что без всякого ущерба для точности расчета можно принять Y^/_D4 = 0.

Дальнейший расчет компонентов до Y^/_D8 – гексана будет иметь такой же результат, поэтому принимаем:  Y^/_D4 = Y^/_D5 = Y^/_D6 = Y^/_D7 = Y^/_D8 = 0.

Проверка:

 ₈

Σ Y^/_Di = 1

 ¹

 ₈

Σ Y^/_Di = 0,0606 + 0,79 + 0,151 = 1,0016 = 1  верно

 ¹

Проверка по составам остатка и дистиллята выдерживается с достаточной точностью, следовательно составом Y^/_D3 = 0,151 мы задались правильно, и верно определили min число теоретических тарелок при режиме полного орошения колонны.

7.      Режим минимального орошения.

   Режим min орошения является вторым из предельных, теоретически возможных, при котором число теоретических тарелок в колонне равно бесконечности.

   Необходимо определить min флегмовое число или min паровое число. Определение min флегмового числа  r_min  для укрепляющей части колонны будем вести по уравнению Андервуда [1], стр.17, методом постепенного приближения, зная состав исходного сырья (табл.4.1), мольную долю отгона верхнего и нижнего продуктов колонны (табл.4.2).

 ₈

¹

Методом подбора находим параметр φ, беря значения α_i для компонентов системы при средней температуре в колонне T_f  = 56⁰С (329 К). Зададимся значением φ = 1,164.

Таблица 7.1

    Из табл. 7.1 видно, что при  φ = 1,164 уравнение Андервуда с достаточной точностью удовлетворяется, поэтому найденный параметр φ далее используем для определения r_min.

   Минимальное флегмовое число для укрепляющей части колонны рассчитаем по уравнению Андервуда [1], стр.18:

             _n

             ¹

r_min =  (φ*Y^/_D1) / (α₁ – φ) + (φ*Y^/_D2) / (α₂ – φ) + (φ*Y^/_D3) / (α₃ – φ) =

       =  1,164 * [0,061 / (24 – 1,164) + 0,79 / (6,9 – 1,164) + 0,151 / (2,76 – 1,164)] = 0,28

r_min =  0,28

Минимальное паровое число  S_min для отгонной части колонны может быть рассчитано аналогично по уравнению Андервуда:

               _n

               ²

- S_min =  (6,9*0,055)/(6,9-1,164) + (0,4576*2,76)/(2,76-1,164) + (1,41*0,11)/(1,41-1,164) + (1*0,252)/(1-1,164) + (0,48*0,052)/(0,48-1,164) + (0,43*0,048)/(0,43-1,164) + (0,17*0,025)/(0,17-1,164) = - 0,1

S_min = 0,12

8. Расчет элементов ректификации укрепляющей части колонны при рабочем флегмовом числе.

   Произведем расчет элементов ректификации методом «от тарелки к тарелке» в направлении сверху вниз, т.к. известен состав паров дистиллята, уходящих с верхней тарелки (табл.4.2)

   Принимаем рабочее флегмовое число по всей высоте укрепляющей части колонны постоянным: r =  0,66, т.к.

Также принимаем среднее  для всей укрепляющей части значение коэффициентов относительной летучести,  для определения составов равновесия фаз. Колонна работает с полным конденсатором, т.е. состав орошения, подаваемого на верх, одинаков с составом дистиллята. Состав паров ( по каждому компоненту), покидающих любую тарелку, рассчитывается по уравнению концентраций [1], стр.19:

Где  n – номер тарелки (верхняя тарелка считается первой)

Тогда уравнение концентраций примет следующий вид:

Состав флегмы (по каждому компоненту), равновесный парам, рассчитывается по уравнению [1], стр.19:

 Где Y^/_i – мольная доля данного компонента в парах, покидающих туже тарелку, что и флегма. Температура на любой теоретической тарелке определяется по константе фазового равновесия эталонного компонента – nC₄H₁₀. Рассчитаем ее по уравнению [1],стр.19:

Зная k и определив среднее давление в укрепляющей части:

  П_ср. = (П_D + П_f) / 2 = 2,82 + 2,84 = 2,83 МПа,

 По номограмме [2], находим температуру.

Первая тарелка:

Состав пара с первой тарелки известен, т.к. он одинаков с составом дистиллята колонны, поэтому по следующему уравнению рассчитаем состав равновесной с этим паром флегмы, стекающей с первой тарелки:

В обозначении концентрации первый нижний индекс – номер тарелки, второй – номер компонента. Температура верха Т = 25⁰С (298 К).

Вторая тарелка:

Состав пара со второй тарелки рассчитаем по уравнению концентраций, зная состав флегмы с первой тарелки:

Y^/₂₁ = 0,4*X^/₁₁ + 0,6*Y^/_D1

Y^/₂₁ = 0,4*0,0124 + 0,6*0,061 = 0,04156

Y^/₂₂ = 0,4*0,65 + 0,6*0,79 = 0,734

Y^/₂₃ = 0,4*0,3433 + 0,6*0,151 = 0,2279

Σ Y^/_2i = 1 – верно

Состав флегмы со второй тарелки находим, как и состав флегмы с первой тарелки:

По номограмме [2], приложение 11 определяем температуру: T = 35⁰С (308 К).

Третья тарелка:

Состав пара с третьей тарелки рассчитаем по уравнению концентраций, зная состав встречной флегмы со второй тарелки:

Y^/_3i = 0,4*X^/_2i + 0,6*Y^/_Di

Y^/₃₁ = 0,4*0,0075 + 0,6*0,061 = 0,0396

Y^/₃₂ = 0,4*0,5329 + 0,6*0,79 = 0,6872

Y^/₃₃ = 0,4*0,4576 + 0,6*0,151 = 0,2736

Σ Y^/_3i = 1 – верно

По номограмме [2], приложение 11 определяем температуру на третьей тарелке: T = 38⁰С (311 К).

Состав флегмы с третьей тарелки находим по уравнению:

Все расчеты для первой и второй тарелок, а также аналогичные расчеты для других тарелок укрепляющей части сведены в табл.7.1.

При расчете пятой тарелки принимаем:

Y^/₅₄ = Y^/_5iC4H10 = 0,0001

Расчет элементов ректификации в укрепляющей части следует прекратить на той очередной тарелке (в нашем случае седьмой), которую покидают равновесные жидкая и паровая фазы.