Расчет ректификационной колонны узла получения БТК из фракции газов С1-C4

Расчет ректификационной колонны узла получения БТК из фракции газов С1-C4

Расчет ректификационной колонны узла получения БТК

из фракции газов С1-C4

Введение

Проблема синтеза нефтехимических продуктов из природного и попутного газа нефте- и газодобывающих производств является весьма актуальной. На сегодняшний день Россия обладает обширными ресурсами газообразного углеводородного сырья, переработка которого по традиционным технологиям неэкономична, а простейшая утилизация приводит к серьезным экологическим осложнениям. Большая часть такого вида сырья используется, в лучшем случае, как топливо, или сжигается на факельных установках. Поиск путей переработки малоценного и дешевого сырья в практически важные продукты является одной из первостепенных задач российских нефтяных и газовых компаний. Разрабатываемые для переработки газообразных углеводородов процессы должны обладать несколькими непременными условиями: быть не слишком дорогими и быстро окупаемыми (в пределах 2-3 лет), давать продукты, которые можно использовать на месте (высокооктановый бензин и низкозастывающее дизтопливо), или дорогостоящие продукты, транспортировка которых на большие расстояния будет выгодна. К последним можно отнести ценное нефтехимическое сырье: бензол, толуол, ксилолы, этилбензол и другие ароматические углеводороды. Традиционные технологии переработки попутного газа и широких фракций легких углеводородов (ШФЛУ) базируются на процессах разделения углеводородных смесей, однако получаемые при этом товарные продукты (пропан, бутан или их смеси) не находят широкого применения в районах добычи нефти и газа, в связи с чем возникают достаточно серьезные проблемы с их сбытом. Кроме того, выделяемая на газофракционирующих установках жидкая фаза не является кондиционным продуктом и нуждается в дальнейшей переработке.

Поэтому, одним из перспективных направлений переработки компонентов природного газа и отходящих газов С2-С5 нефтедобычи и нефтепереработки является их превращение в жидкие углеводороды состава С6-С12.

Схема узла

Сырье - сжиженные газы, направляется в теплообменники (1, 2), где нагревается за счет тепла газопродуктовой смеси (ГПС), выходящей из испарительного аппарата (12). Далее, поток нагревается в конвекционной и радиантной секциях печи (3) до температуры начала реакции 500-600’C и затем поступает в реактор с аксиальным вводом (5, 9, 10, 11). Одновременно работает один реактор. Второй реактор находится на регенерации. Реакции, протекающие на катализаторе, сильно эндотермичны, поэтому предполагается разбить реактор на 4 секции (полки) и нагревать выходящую из каждой секции ГПС в радиантной части печи (6, 7, 8) до температуры начала реакции.

Продуктовая смесь из последней секции реактора направялется в (12), где отдает часть своего тепла на выработку пара под давлением 31 ата, и далее охлаждается сначала в теплообменниках (1, 2), а затем в аппарате воздушного охлаждения (13).

Охлажденная до 50’C ГПС поступает на блок разделения, где в сепараторе (4) разделяется на жидкую и газовую фазы. Далее, газ охлаждается в холодильнике (15) кипящим пропиленом до температуры 5’C. Вновь образовавшаяся жидкая фаза отделяется в сепараторе (14), после чего смешивается с жидкой фазой, полученной в (4). Смесь проходит теплообменник (17), где нагревается до 100’C, и направляется на окончательное выделение БТК-фракции в колонну (19). Выделенная в колонне БТК-фракция направляется на склад. Газ из конденсатора колонны смешивается в смесителе с газом, выходящим из сепаратора (14), и далее направляется в сеть завода.

Параметры потоков

Расчет колонны

Предварительный расчет с использованием модуля SHOR (Метод Фенске-Ундервуда-Джиллиленда), при заданном давлении и условии полного разделения легкой и тяжелой фракций, позволил определить число тарелок, номер тарелки питания, параметры дистиллята и кубового остатка.

Дельнейший расчет проводился с использованием модуля TOWR (от тарелки к тарелке).

Исходные данные:

Число тарелок: 10

Тарелка питания: 4

Давление наверху колонны: 8.5 кг/см2

Перепад давления в колонне: 0.5 кг/см2

Тип конденсатора: парциальный

Мольная доля бензола в дистилляте: 0.00009 (менее 0.01%)

Температура кубового остатка: 202 ‘C

Результаты расчета колонны:

Мольный расход флегмы: 98.9983 кмоль/ч

Массовый расход флегмы: 5088.54 кг/ч

Флегмовое число: 2.03207

Тип колонны: тарельчатая

Материал: углеродистая сталь

Диаметр колонны: 0.762 м

Толщина (верх): 0.0047625 м

Толщина (низ): 0.0127 м

Тип тарелок: клапанные

Материал: углеродистая сталь

Расстояние между тарелками: 0.6096 м

Общая стоимость закупки: 35352.1 $

Общая стоимость с учетом монтажных работ: 106056 $

Масса обечайки: 921.777 кг

Профиль температур в колонне:

Профиль концентраций легких компонентов:

Профиль концентраций тяжелых компонентов:

Зависимость состава куба от тарелки питания:

Из графиков видно, что использование тарелки номер 4 в качестве тарелки питания позволяет получить максимальное разделение тяжелых и легких компонентов смеси.

Расчет конденсатора

Исходные данные:

Температура охлаждающей воды: 25 ’C -> 35 ‘С

Результаты расчета:

Тепловая нагрузка: -1894.42 МДж/ч

Расход воды: 45248 кг/ч

Требуемая поверхность теплообмена (Area Required): 109.20 м2

Параметры выбранного теплообменника:

Диаметр (Shell I.D.): 0.74 м

Число труб (Number of Tubes): 482

Длина труб (Tube Length): 6.1 м

Диаметр труб (Tube O.D./I.D.): 0.0200/0.0160 м

Расположение труб (Tube Pattern): по вершинам треугольника (TRI60)

Шаг труб (Tube Pitch): 0.03 м

Число ходов по трубам (Number of Tube Passes): 4

Эффективная поверхность теплообмена (Effective Transfer Area): 178.22 м2

Средняя разность температур (COR LMTD): 9.42 ‘C

Коэффициент теплопередачи (Transfer Rate): 511.5 Вт/м2-K

Запас (Excess): 63.21 %

Гидравлическое сопротивление (Press Drop Calc Shell/Tube Side): 0.206/0.078 кг/см2

Скорости потоков (Velocity Shell/Tube Side) 1.91/0.52 м/с

Тепловые кривые:

Тепловой поток и средняя разность температур:

Температурный профиль и площадь теплопередачи:

Расчет кипятильника

Исходные данные:

Параметры греющего пара: Т = 210 ’C, P = 20 кг/см2

Результаты расчета:

Тепловая нагрузка: 3510.73 МДж/ч

Расход пара: 1856 кг/ч

Требуемая поверхность теплообмена (Area Required): 89.18 м2

Параметры выбранного теплообменника:

Диаметр (Shell I.D.): 0.54 м

Число труб (Number of Tubes): 400

Длина труб (Tube Length): 6.1 м

Диаметр труб (Tube O.D./I.D.): 0.0191/0.0157 м

Расположение труб (Tube Pattern): по вершинам треугольника (TRI60)

Шаг труб (Tube Pitch): 0.02 м

Число ходов по трубам (Number of Tube Passes): 1

Эффективная поверхность теплообмена (Effective Transfer Area): 144.11 м2

Средняя разность температур (COR LMTD): 11.93 ‘C

Коэффициент теплопередачи (Transfer Rate): 916.73 Вт/м2-K

Запас (Excess): 61.60 %

Гидравлическое сопротивление (Press Drop Calc Shell Side): 0.15 кг/см2

Скорости потоков (Velocity Shell/Tube Side) 2.96/0.34 м/с

Тепловые кривые

Тепловой поток и средняя разность температур:

Температурный профиль и площадь теплопередачи:

Выводы

. Разделение продуктов получения БТК из фракции легких углеводородных газов осуществимо в тарельчатой колонне высотой 6 м (10 тарелок) и диаметром 0.76 м.

. Оценочная стоимость такой колонны составляет 35352$.

. Рассчитаны параметры конденсатора и кипятильника колонны.

. Температура потока на входе в колонну: 100 ‘C, давление: 9 кг/см2, расход: 9746 кг/ч.

. Анализ параметрической чувствительности показал низкую чувствительность состава кубового остатка к изменению температуры и давления входного потока.

Список использованной литературы

ректификационная колонна нефтепереработка расчет

1. Основные процессы и аппараты химической технологии: пособие по проектированию, под ред. Ю.И. Дытнерского, М. «Химия» 1991, 496 с.

. А.Г. Касаткин, Основные процессы и аппараты химической технологии, Москва «ГХИ» 1961, 832 с.

. К.Ф. Павлов, П.Г. Романков, А.А. Носков, Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии, Ленинград «Химия» 1987, 576 с.