АСТРАХАНСКИЙ ГОСУДАРСТВЕННЫЙ ТЕХНИЧЕСКИЙ
УНИВЕРСИТЕТ
Кафедра «Химическая технология топлива и углеродных материалов»
Селективная очистка масляных дистиллятов фенолом
Пояснительная записка
по курсу «Технология получения масел и парафинов»
Разработалстудент гр. ХТ-51
Кочкин А.К.
Руководительпроекта Рамазанова А.Р.
Астрахань 2004
ВВЕДЕНИЕ
В настоящеевремя широкое применение получил процесс селективной очистки масляныхдистиллятов.
В результатепроцесса селективной очистки из масляных дистиллятов извлекаются такиенежелательные компоненты, как непредельные углеводороды, серосодержащие иазотсодержащие, полициклические ароматические и нефтяно-ароматическиесоединения с короткими боковыми цепями, а также смолистые вещества. Улучшаютсяважные эксплуатационные свойства масел: стабильность против окисления и вязкостно-температурныесвойства. Очищенный продукт имеет меньшие плотность, вязкость, кислотность икоксуемость по сравнению с исходным сырьём. Кроме того, повышается температуразастывания, и полученный продукт менее интенсивно окрашен.
Селективнуюочистку проводят при помощи селективных растворителей. Таковыми являются фенол,фурфурол, N-метилпиролидон. Перспективами развитияпроцесса селективной очистки являются:
* «Дуосол» — комбинированный процесс селективной очистки и деасфальтизации. Более эффективени экономичен, за счёт отсутствия ступени регенерации пропана. В результатеполучают рафинат лучшего качества и с большим выходом по сравнению с отдельнымипроцессами селективной очистки деасфальтизации.
*Комбинирование процессов гидроочистки и селективной очистки, что приводит кповышению глубины селективной очистки (гидроочистку проводят перед селективной).
*Перспективным направлением является и замена селективной очистки процессагидрирования и гидрокрекинга.
В данномкурсовом проекте предложено рассмотреть процесс селективной очистки феноломфракции > 490 С величаевской нефти.
1. ТЕОРЕТИЧЕСКИЕ ОСНОВЫ ПРОЦЕССА1.1. ХАРАКТЕРИСТИКА СЫРЬЯ
В качествесырья для установки селективной очистки в данном курсовом проекте предложенафракция > 490 С величаевской нефти. Важнейшие физические свойства фракции> 490 С приведены в следующей таблице:
Показателикачества сырья. ТАБЛИЦА 1. Плотность 0,9032 Вязкость при температуре 50 С, сСт 76,80 Вязкость при температуре 100 С, сСт 25,43 Индекс вязкости 105 Температура застывания, С -15 Температура вспышки, С 290 Содержание серы 0,40 Коксуемость 8,11 Показатель преломления - Выход на нефть 17,8 1.2. ХАРАКТЕРИСТИКА ПРОДУКТОВ ПРОЦЕССА И ИХ ПРИМЕНЕНИЕ
В результатеселективной очистки получают: РАФИНАТ – целевой продукт процесса.
Показателикачества рафината. ТАБЛИЦА 2. Плотность 0,8860 Вязкость при температуре 50 С, сСт 14,45 Вязкость при температуре 100 С, сСт 4,17 Индекс вязкости 110 Температура застывания, С Содержание серы,% - Коксуемость - Выход на нефть, % 13,5% Выход на фракцию >490 С 71%
ЭКСТРАКТ –остаточный продукт, содержащий все нежелательные компоненты для получаемыхмасел. Плотность экстракта – 0,9189. молекулярная масса экстракта рассчитана поформуле Крега [3]:
М=ρ15*44,29/1,03- ρ15=377,81.3. ФИЗИКО-ХИМИЧЕСКИЕ ОСНОВЫ ПРОЦЕССА
Для очисткии разделения нефтяного сырья широко используют процессы, основанные нарастворимости компонентов сырья в различных растворителях. Растворение веществА в веществе В возможно лишь в том случае, когда межмолекулярные силыпритяжения РАА и РВВ, осуществляющие связь между частицами чистых веществ А иВ, преодолеваются силами, которые появляются при растворении этих веществ. ЕслиРАА и РВВ значительно больше РАВ, то молекулярного распределения не происходит,т.е. данные вещества не растворимы друг в друге. Таким образом, для растворенияодного вещества в другом необходимо достаточно сильное притяжение междумолекулами растворяемого вещества и растворителя.
Межмолекулярноевзаимодействие обусловлено силами Ван-дер-Ваальса. Различают две группымежмолекулярных сил. К первой группе относят неспецифичные и ненасыщаемые силы,т.е. ориентационные, индукционные и дисперсионные; ко второй группе –направленные, специфические и насыщенные силы, т.е. силы, вызывающиеобразование водородных связей перенос заряда.
Ориентационныесилы обусловлены электростатическим взаимодействием молекул, обладающихвследствие несимметричного распределения зарядов постоянным дипольным моментом.Вокруг полярных молекул образуется электрическое поле, в котором молекулыориентируются относительно руг друга, что приводит к их притяжению иобразованию гомогенного раствора. Ориентационные силы тем больше, чем большедипольные моменты взаимодействующих молекул. Тепловое движение молекул нарушаетих взаимную ориентацию, поэтому ориентационное взаимодействие является функциейтемпературы. При использовании полярных растворителей для очистки и разделениянефтяного сырья ориентационные силы взаимодействия проявляются главным образомпри растворении не углеводородных компонентов сырья в полярных растворителях.
Индукционныесилы. При растворении двух веществ, одно из которых полярное, а другоенеполярное, электрический диполь молекулы с постоянным дипольным моментом можетвызвать в неполярной молекулы сдвиг электронной плотности, ведущий кобразованию индуцированного диполя. Величина индуцированного диполяопределяется силой электрического поля Е полярной молекулы.
Подполяризуемостью понимается склонность неполярных молекул деформироваться поддействием внешнего силового поля. Поляризуемость связана с внутреннимсопротивлением молекул к изменению структуры, поэтому практически не зависят оттемпературы. Компоненты нефтяного сырья являются неполярными веществами, прирастворении их в полярных растворителях индукционные силы играют значительнуюроль.
Дисперсионныесилы. Несмотря на симметричное распределение зарядов в неполярных молекулахэлектроны неполярной молекулы А в любой момент могут организовать такуюконфигурацию, в результате которой молекула приобретает мгновенный дипольныймомент. Этот дипольный момент поляризует другую неполярную молекулу В, чтоприводит к взаимному притяжению молекул А и В. В результате непрерывноговозникновения кратковременных диполей и их согласованной ориентации действиедисперсионных сил постоянно возобновляется. Дисперсионное взаимодействие независит от температуры и проявляется при любой температуре и при взаимодействиине только неполярных, но и полярных молекул.
Надисперсионное взаимодействие приходится главная часть сил притяжения многихполярных молекул с большей поляризуемостью. Следовательно, на растворение любыхкомпонентов нефтяного сырья в растворителе любой природы преобладающее влияниеоказывают дисперсионные силы.
Водороднаясвязь. Соединения, в молекулах которых атом водорода связан сэлектроотрицательным атомом Х (О, Р, М, СI), сильноассоциированы; это привело к представлению, что в таких соединениях действуютособые межмолекулярные силы. Водородная связь, возникающая между двумяодинаковыми или различными молекулами, называется межмолекулярной, а междудвумя группами одной и той же молекулы – внутримолекулярной. Водородные связимного слабее обычных ковалентных связей, но много прочнее ван-дер-ваальсовыхсил притяжения между молекулами. Энергия водородных связей обычно составляет8-30 кДж/моль и более. Образование водородной связи наиболее вероятно припониженных температурах; с повышением температуры водородные связи рвутсявследствие усиления теплового движения молекул.
Взаимодействиес переносом зарядов. Межмолекулярные силы, связанные с переносом заряда,возникают при взаимодействии между донорами электронов, имеющими низкую энергиюионизации, и акцепторами электронов, обладающими большим сродством к электрону.
Прирастворении компонентов нефтяного сырья в растворителях могут в той или иной степенипроявляться все составляющие сил межмолекулярного взаимодействия. Очевидно, сповышением температуры роль ориентационного взаимодействия и водородных связейснижается, роль дисперсионных сил возрастает. По способности растворятьуглеводороды органические и некоторые неорганические растворители можнораспределить на две группы. К первой группе относятся растворители, при обычнойтемпературе смешивающиеся с жидкими компонентами сырья практически во всехотношениях; растворимость твердых компонентов в них подчиняется общей теориирастворимости твердых веществ в жидких. Такими растворителями являются,например, неполярные соединения –т низкомолекулярные жидкие и сжиженныеуглеводороды парафинового ряда, а также соединения с очень небольшим дипольныммоментом – четыреххлористый углерод, этиловый эфир, хлороформ и т.д.
Растворителивторой группы являются полярными органическими соединениями с высоким дипольныммоментом: фенол, фурфурол, крезолы, алифатические кетоны, диэтиленгликоль и др.Растворимость компонентов нефтяного сырья в этих растворителях зависит от ихсоотношения и температуры, т.е. подчиняется закономерностям, проявляющимися прирастворении веществ с ограниченной взаимной смешиваемостью. Растворители,проявляющие разную растворяющую способность по отношению к различнымкомпонентам нефтяного сырья, называют селективными (избирательными) растворителями.1.4. ВЫБОР РАСТВОРИТЕЛЯ
В качествеизбирательных растворителей для очистки нефтяных фракций испытано многосоединений, однако, лишь немногие из них нашли практическое применение, так какрастворители для данного процесса должны:
* обладать высокимиизбирательностью и растворяющей способностью по отношению к извлекаемымкомпонентам сырья при умеренных температурах, способствующих интенсивномуконтакту сырья с растворителем;
* плохорастворяться в смеси желательных компонентов; иметь плотность, отличающуюся отплотности сырья, для быстрого и четкого разделения фаз;
* обладатьумеренной температурой кипения, отличающейся от температуры кипения сырья, чтовесьма важно при регенерации растворителя из образующихся фаз;
* бытьхимически и термически стабильным, т.е. не изменять своих свойств приэксплуатации и хранении;
* химическине взаимодействовать с компонентами очищаемого сырья;
* плохорастворяться в воде и растворять воду, не образовывать с ней азеотропных смесей;
* невызывать коррозии аппаратуры, быть нетоксичными, неядовитыми, взрыво- ипожаробезопасными, дешевыми и недефицитными.
Практическини один из испытанных и используемых в промышленности растворителейперечисленным требованиям полностью не отвечает. Предпочтение отдаетсярастворителям, которые удовлетворяют большинству упомянутых требований. Насовременных установках селективной очистки нефтяного сырья в качестверастворителей в основном применяют фенол и фурфурол, а также парныйрастворитель – смесь фенола и крезола с пропаном.
Преимуществомфенола перед фурфуролом является его большая растворяющая способность вотношении полициклических ароматических углеводородов, смол и серосодержащихсоединений, что особенно важно при очистке высококипящих фракций и остатков. Кратностьфенола к сырью обычно меньше, чем фурфурола. Однако фенол несколько уступаетфурфуролу по избирательности, в результате при равном расходе растворителя наочистку одного и того же сырья выход рафината фурфурольной очистки обычно выше,чем фенольной. Для очистки масляных фракций и деасфальтизатов из сернистойнефти используют преимущественно фенол, фурфурол более эффективен в техслучаях, когда из-за низких критических температур растворения с сырьем нельзяиспользовать сухой фенол, т.е. для низкокипящих фракций и фракций, обогащенныхароматическими углеводородами. Парный растворитель, т.е. смесь фенола и крезолас пропаном (селекто), используют в так называемом дуосолпроцессе, гдеодновременно осуществляются процессы деасфальтизации и селективной очистки. Вкачестве растворителя для селективной очистки используется N-метипирролидон,характеризующийся термической гидролитической стабильностью, низкимитемпературами застывания ( — 24 С) и кипения (206 С); он коррозионно неагрессивен, нетоксичен, обладает высокой растворяющей способностью в отношенииароматических углеводородов и высокой избирательностью. Однако масла послеочистки N — метилпирролидоном несколько уступают масламфенольной очистки по индексу вязкости и термической стабильности.
При выборерастворителя для очистки конкретного сырья учитывают результаты предварительныхисследований, позволяющие установить примерные выход и качество получаемыхпродуктов, а также технико-экономические показатели процесса.
Характеристикарастворителя.
Фенолпредставляет собой бесцветные кристаллы с характерным запахом. На воздухе и насвету фенол окрашивается сначала в розовый, а затем в красный цвет. В настоящеевремя фенол в основном получают из изопропилбензола путем окисления егокислородом воздуха и разложения образующейся гидроперекиси:
Фенолполучают также при щелочном гидролизе каменноугольных смол другими методами. Нижеприведены его основные физико-химические свойства:
*Молекулярная масса 94,11
* Плотностьпри 25 С 1071
* Показательпреломления 1,54247
*Температура, С
* кипения 181,2
* плавления 40,97
* вспышки 79,0
* Вязкостькинематическая при 45 С, сСт 3,8
* Теплота,кДж/кг
* испаренияпри 181,2 С 446,2
* плавленияпри 40,97 С 121,6
*Теплоемкость при 45 С, кДж/кг 2,1
Фенолтоксичен: отравление возможно парами, и мельчайшими кристаллами фенола,образующими при конденсации его паров на холодном воздухе. Предельно допустимаяконцентрация его в воздухе 0,005 мг/л. Попадание фенола на кожу вызывает ожог. Феноллегко растворим в спирте, серном эфире, бензоле и других растворителях. С водойфенол образует две несмешивающиеся жидкости – растворы фенола в воде и воды вфеноле. Данные о взаимной растворимости фенола и воды при разных температурахприведены ниже:
Фенол хорошорастворяет ароматические углеводороды с короткими боковыми цепями, особеннополициклические, и смолы, молекулы которых обогащены ароматическими циклами. Азотсодержащиесоединения полностью переходят в экстракт. В зависимости от качества сырья иусловий очистки содержание серы в результате очистки фенолом снижается на30-50%. Вследствие высокой растворяющей способности фенола КТР его смесей ссырьем довольно низки, что затрудняет его применение при очистке маловязкихмасляных дистиллятов, так как низкая температура экстракции лимитируетсявысокой температурой кристаллизации фенола. 1.5. ВЛИЯНИЕ ОСНОВНЫХ ФАКТОРОВ НА ПРОЦЕСС
Главнейшимифакторами, определяющими эффективность процесса, являются температура икратность растворителя к сырью; в свою очередь эти факторы зависят от характераочищаемого сырья и требований к качеству очищенного продукта.
При очисткенефтяного сырья избирательными растворителями необходимо поддерживать такуютемпературу экстракции, при которой система состоит из двух фаз – рафинатногораствора, содержащего очищенный продукт (рафинат) и сравнительно небольшуючасть растворителя, и экстрактного раствора, состоящего в основном израстворителя и растворенных в нем нежелательных компонентов (экстракта).
Это условиевыполнимо при температурах очистки ниже КТР данного сырья в данном растворителе;таким образом, верхним температурным пределом очистки является КТР сырья в данномрастворителе. Для масляных дистиллятов одной и той же нефти установленоследующее:
чем больше вданном дистилляте ароматических углеводородов, тем ниже его КТР;
чем вышепределы выкипания дистиллята из одной и той же нефти, тем
выше его КТР;
рафинатимеет более высокую КТР, чем исходный дистиллят, и чем
глубжеочищен последний, тем больше разница между КТР рафината
и сырья.
Низкокипящиедистилляты, особенно вторичного происхождения (например, фракция газойлякаталитического крекинга), могут иметь такую низкую КТР в данном растворителе,что смесь необходимо охлаждать для образования двухфазной системы или понижатьрастворяющую способность растворителя добавлением к нему антирастворителя,чтобы повысить КТР смеси. Очистку нефтяного сырья необходимо проводить приоптимальной температуре (или интервале температур), когда достигаются лучшиепоказатели по избирательности и растворяющей способности растворителя, т.е. достаточновысокий выход рафината заданных качеств. Эта температура различна для разных растворителейи очищаемого сырья и до настоящего момента определяется в каждом конкретномслучае экспериментально.
С повышениемтемпературы очистки выход рафината неуклонно понижается, его индекс вязкости вначале повышается, а затем также понижается. Максимумом индекса вязкостиопределяется оптимальная температура очистки, выше которой наряду созначительным возрастанием растворяющей способности растворителя резко снижаетсяего избирательность в отношении нежелательных компонентов очищаемого сырья, чтоприводит к ухудшению качества очищенного продукта. Выход и качество рафинатазависят также от кратности растворителя к сырью. Для одного и того же видасырья и при неизменной температуре очистки с увеличением кратности растворителяк сырью снижается выход рафината и повышается его качество.
Расходрастворителя на очистку обусловлен его свойствами, требованиями к качествурафината, фракционным и химическим составом сырья и способом экстракции. Наочистку одного и того же сырья для получения равного выхода рафината расходрастворителя тем выше, чем меньше его растворяющая способность. Для получениярафината более высоких качеств очистку необходимо проводить при более высокомрасходе растворителя. При выборе кратности растворителя необходимо учитыватьтакже, что чрезмерный его расход может привести не только к уменьшению выходарафината, и в некоторых случаях – ухудшению его качества, но и к снижениюпроизводительности установки по сырью.
Выход икачество рафината зависят и от химического состава сырья. Так, при очисткесырья из высокоароматизированных смолистых нефтей, масляные фракции которыхсодержат небольшое количество малоциклических углеводородов с длинными боковымицепями, выход рафината высокого качества невелик.
Желательностепень очистки нефтяного сырья и выход рафината помимо оптимальных расходырастворителя и температуры очистки достигаются также применением наиболеесовершенных методов экстракции. На современных промышленных установкахселективную очистку осуществляют методом непрерывной противоточной экстракции. Преимуществоего перед другими методами(однократным и многократным периодическими) заключаютсяв простоте аппаратурного оформления, меньшем расходом растворителя при большемвыходе рафината несколько лучшего качества. При экстрагировании методомпротивотока очищаемый продукт по мере непрерывного движения навстречурастворителю все в большей степени освобождается от нежелательных компонентов, извлекаемыхрастворителем. Так при этом КТР очищаемого сырья все время повышается, то длядоизвлечения остающихся в рафинате нежелательных компонентов необходима болеевысокая температура экстракции. С этой целью создают разность междутемпературами растворителя и очищаемого сырья, входящих в систему экстракции,которую называют температурным градиентом экстракции. Температурный градиентэкстракции неодинаков при использовании различных растворителей и сырья; устанавливаютего экспериментально.
Зонанаибольшей температуры в системе экстракции находится в месте ввода в системурастворителя, наименьшей – на выходе экстрактного раствора, т.е. существуетнеравенство: температура ввода растворителя > температура вывода рафинатногораствора > температура ввода сырья > температура вывода экстрактногораствора. При соприкосновении более холодного экстрактного раствора с болеегорячим рафинатным раствором между ними происходит обмен тепла, что нарушаетсуществующее между ними ранее равновесие и усиливает переход компонентов изодного раствора в другой. Вследствие меньшей растворимости в первую очередь изэкстрактного раствора выделяются желательные компоненты.
Выделениекомпонентов (рециркулята) из экстрактного раствора в результате межфазовогообмена – один из важных факторов повышения эффективности очистки нефтяногосырья избирательными растворителями. Чем больше температурный градиентэкстракции, тем больше рециркулята образуется в процессе экстракции, однако причрезмерном увеличении температурного градиента нарушается нормальная работаэкстракционной системы, Выделение рециркулята способствует снижению потерь ценныхкомпонентов с экстрактным раствором и, следовательно, увеличению выходарафината. Вовлечение желательных компонентов в экстрактную фазу обусловлено впервую очередь растворяющей способностью растворителя. Растворитель с высокойрастворяющей способностью увлекает в экстрактный раствор больше ценныхкомпонентов, очищаемого сырья, чем растворитель с низкими растворяющимисвойствами. При очистке фенолом, имеющим относительно высокую растворяющуюспособность, потери ценных компонентов несколько выше, чем при очисткефурфуролом. На некоторых установках из экстрактного раствора получают вторичныйрафинат с увлеченными желательными компонентами масла. По качеству вторичныйрафинат отличается от рафината, выходящего из системы очистки. Поэтому послевыделения из экстрактного раствора этот рафинат смешивают с исходным очищаемымсырьем для повышения содержания в нем ценных компонентов или выводят из системыкак самостоятельный продукт процесса. Оптимальные условия селективной очисткипока выбирают экспериментально, но уже ведутся работы по применению научныхметодов оптимизации промышленных процессов, что позволяет получить надежныеданные и сократить сроки экспериментов. 1.6. ОБОСНОВАНИЕ ВЫБОРА ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ СХЕМЫ И ЕЕ ОПИСАНИЕ
Прииспользовании выбранной технологической схемы выполняются следующие основныетребования:
Высокийвыход рафината с высоким индексом вязкости;
Простота икомпактность установки;
Гибкостьтехнологической схемы, обеспечивающего переработку сырья различного качества;
Максимальнаяутилизация тепла;
Предотвращениезагрязнения окружающей среды.
2. ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ УСТАНОВКИ2.1. РАСЧЕТ ЭКСТРАЦИОННОЙ КОЛОННЫ
Производительностьустановки = 430000 тонн в год = 52696,1 кг/ч
Время работыза год = 8000 часов ρ20 сырья = 0,8918
Кратностьсырье: фенол = 1: 2 по массе
Материальныйбаланс. Таблица 3.Взято
Массовых
частей:
% масс.
От смеси Кг/ч /> /> Сырье 100,0 32,26 52696,1 /> Фенол 200,0 64,52 105392,2 />
Фенольная
вода: 7,0 3,22 3688,72 /> Фенол 0,6 0,32 316,18 /> Вода 6,4 2,9 3372,55 /> Итого: 307,0 100,0 161776,96 /> Получено: />
Рафинатный
раствор: 92,0 100 48085,27 /> Рафинат 73,0 80,0 38468,14 /> Фенол 18,0 20,0 9617,03 />
Экстрактный
раствор: 215,0 100,0 113691,69 /> Экстракт 27,0 13,11 14227,96 /> Фенол 180,0 82,82 95221,87 /> Вода 8,0 4,07 4242,03 /> Итого: 307,0 161776,96 />
Тепловойбаланс. Таблица 4.Поступает: G, кг/ч ρ20, кг/м^3 T, С q, кДж/кг Q, кДж/ч Сырье 52696,1 0,8918 55 105,2 5543629,72 Фенол 105392,2 1,071 78 145,8 15366182,76
Фенольная
вода: Фенол 316,17 1,0171 50 92,3 29183,04 Вода 3372,55 1,0000 50 92,3 311286,36 Итого: 161776,96 21250281,88 Выходит:
Рафинатный
раствор: 0,9033 70 Рафинат 38468,14 0,8693 70 137,3 5281675,62 Фенол 9617,03 1,017 70 130,3 1253099,01
Экстрактный
раствор: 55 Экстракт 14227,94 0,9189 55 102,4 1456941,05 Фенол 95221,87 1,071 55 99,8 9503142,63 Вода 4242,03 1,000 55 99,8 423354,59
Циркуляционное
Орошение 3332068,98 Итого: 161776,96 17918212,9
Циркуляционноеорошение = Qпр — Qух =3332068,98 кДж/ч
Расчетконструктивных параметров экстракционной колонны
Gр + Gф ρраф. р-ра = — --------------------- — = 903,3 кг/м^3
Gр/ρр + Gф/ρф Gр + Gф + Gэ
ρэкстр.р-ра = — — — = 952,6 кг/м^3
Gр/ρр + Gф/ρф + Gэ/ ρэ
где Gр и ρр – расход и плотность рафината;
Gэ и ρэ – расход и плотность экстрака;
Gф и ρф – расход и плотность фенола;
Gв и ρв – расход и плотность воды.
Vраф. р-ра = 53,23 м^3/ч
Vэкстр. р-ра = 119,35 м^3/ч
Vсмеси = Vраф. р-ра + Vэкстр. р-ра = 172,58 м^3/ч
Примемскорость движения потоков W = 10м^3/м^2, тогда площадьсечения колонны:
Vсмеси
F = — — — = 17,268 м^3
W
Определяемдиаметр колонны:
D = √4*F/π= 4,68 м, примем D = 4,7м и число тарелок n = 20
Высотаколонны складывается из:
высотыверхнего днища h1 = 0.2*D =0,94м
высоты зоныотстоя раствора рафината h2 = Vраф.р-ра/ F = 3,08 м
высотыконтактной зоны h3 = 0,5*(n –1) = 9,5 м
высоты зоныотстоя раствора экстракта h4 = Vэкстр.р-ра/ F = 6,9 м
высотымантии h5 = 1 м
H = h1 + h2 +h3 + h4 + h5= 21,42 м2.2. РАСЧЕТ СУШИЛЬНОЙ КОЛОННЫ БЛОКА РЕГЕНЕРАЦИИ ЭКСТРАКТНОГО РАСТВОРА
В колоннепроисходит отгон воды, содержащийся в экстрактном растворе.
Материальныйбаланс колонны. Таблица 5Взято
% масс.
От смеси Кг/ч
Экстрактный
раствор: 100,0 113693,84 Экстракт 13,11 14227,94 Вода 4,07 4242,03 Фенол 82,82 95221,97 Получено:
1. Азеотропная
смесь: 100,0 5116,22 Фенол 9,0 460,46 Вода 91,0 4655,76 2. Остаток: 100,0 108577,62 Экстракт 7,28 7904,45 Фенол 92,72 100673,17
1. С верхнейчасти колонны выходит азеотропная смесь, которая имеет следующий состав:
Фенол 9%масс.
Вода 91%масс.
Ткип = 98 Спри давлении Р = 101 кПа
Следовательнопараметры верхней части колонны: Тв =98 С; Рв = 101 кПа
2. Давлениевнизу колонны зависит от количества тарелок в колонне.
Примем n = 24 и перепад давления на каждой тарелке ∆р = 2,5кПа, тогда
Рн = Рв + ∆р*n = 161 кПа
3.Температура низа колонны Мэкст = 377,8 г/моль, Мф = 94 г/моль
nф = w/М = 92,72/94 = 0,981
nэкстр = w/М = 7,28/377,8 = 0,019
N = nф + nэкстр= 0.981 + 0.019 = 1,0
χ’ф = nф/N = 0,981
χ’экстр= nэкстр/N = 0,019
Рн = рф*χ’ф + рэкстр* χ’экстр
Так какэкстракт очень тяжелый, то будем считать, что он не испаряется и поэтомусчитаем рэкстр ≈ 0.
Рн = рф*χ’ф = 161 кПа, зная χ’ф находим рф = 164 кПа
Этомудавлению насыщенного пара фенола соответствует t = 200С
Тепловойбаланс Таблица 4Поступает: G, кг/ч ρ20, кг/м^3 T, С q, кДж/кг Q, кДж/ч Экстракт 14227,94 0,9189 130 258,8 3682190,87 Вода 4242,03 1,00 130 262,3 1112684,47 Фенол 35221,87 3,071 130 262,3 24976696,5 Хол. орошение 1087,5 50 102,66 111642,75 Цирк. орошение 24905453,21 Итого: 29883214,59 Выходит:
1. Азеотропная
смесь: Вода 4655,76 1,0 98 185,7 864574,63 Фенол 460,46 1,071 98 185,7 85507,422 2. Остаток: Экстракт 7904,45 0,9189 200 258,8 2045671,66 Фенол 10673,17 1,071 200 195,7 1982007,67 Итого: 4977761,38
* — при 15С
** — плотность паров.
Циркуляционноеорошение = Qпр — Qух =84905453,21 кДж/ч
Диаметрколонны D=4 м
Высотаколонны Н складывается из высоты:
высотыверхнего днища h1 = 0,2*D =0,8м
высотырабочей зоны h2 = 0,5*(n – 1) =11,5 м
высотынижнего днища h3 = 0,2*D = 0,8м
H = h1 + h2 +h3 = 12,14 м
2.3. РАСЧЕТ ТЕПЛООБМЕННИКА
Теплообменникнагрева сырья экстрактом, выходящим из экстрактной отпарной колонны 22 (см.схему), имеющим tн2 = 300С. Температура сырья на входев теплообменник tн1 = 25С, а на выходе tк1 = 90С
Плотностьсырья ρ15 =0,931 Плотность экстракта ρ15 =0,9569
Энтальпиясырья при температуре выхода из теплообменника qк1=174,0 кДж/кг
Энтальпиясырья при температуре ввода в теплообменник qн1 = 57,2кДж/кг
Энтальпияэкстракта при температуре ввода в теплообменник qн2=675,9 кДж/кг
Найдемтемпературу экстракта на выходе из теплообменника tк2:
Q = Gэ*(qн2 –qк2) = Gс*(qк1– qн1)
Gс = 52696,1 кг/ч Gэ = 14227,94 кг/ч
14227,94*(675,9- qк2) = 52696,1*(1740,0 — 57,2)
Решив этоуравнение находим энтальпию потока экстракта на выходе из теплообменника qк2 = 243,31 кДж/кг и соответствующая ей tк2= 128С
Среднийперепад температур:
300С →118С ∆tб = 210С
90С ←25С ∆tм = 109С
Отношение ∆tб/∆tм = 210/109 = 1,9
∆tб + ∆tм
τср = — ------------------ — = 159,5С
Поверхностьтеплообмена F:
F = Q/ K*τср = 643,145 м^2
где Q = 52696,1*(174,0 – 57,2) = 6154904,5 кДж/кг – количествотепла, предаваемое экстрактом потоку сырья; К =60 – коэф. Теплопередачи.
Выбираемкожухотрубчатый теплообменник ТК по ГОСТ 14246-79
F = 693 м^2; Lтруб = 6000 мм; Dтруб =20 мм; Число ходов по трубам 4. 2.4. РАСЧЕТ ТРУБЧАТОЙ ПЕЧИ
Определяемхарактерный состав топлива: %об М %об*М %мас СН4 98 16 1568 95,87 С2Н6 0,3 30 9 0,55 С3Н8 0,2 44 8,8 0,54 нС4Н10 0,1 58 5,8 0,35 СО2 0,3 44 13,2 0,81 N2 1,1 28 30,8 1,88 сумма 100 220 1635,6 100
Определяемнизшую теплоту сгорания топлива (в кДж/м^3) по формуле: Qр
Qр = 360,33*СН4 + 631,8*С2Н6 + 913,8*С3Н8 + 1195*нС4Н10
где СН4,С2Н6 – содержание компонентов в топливе,% об:
Qр = 35501,89 кДж/м^3
ρо =0,8 кг/м^3
Qр = 44180,13 кДж/кг
Определяемэлементарный состав топлива в массовых процентах:
Содержаниеуглерода = 73,29%масс
Содержаниеводорода = 24,24%масс
Содержаниекислорода = 0,59%масс
Содержаниеазота = 1,88%масс
Проверка С +Н + О + N = 100%масс
Определяемтеоретическое количество воздуха, необходимое для сжигания 1 кг воздуха: Lо
Lо = (0,0267*С + 0,08*Н + 0,01*(S –О)) /0,23
Lо = 16,91 кг/кг
Принимаемкоэффициент избытка воздуха а = 1,05
Определяемдействительное количество воздуха: Lд
Lд = а* Lо
Lд = 17,76 кг/кг
Определяемдействительное количество продуктов сгорания, образующихся при сжигании 1 кгтоплива:
mСО2 = 0,0367*С
mН2О = 0,09*Н
mО2 = 0,23*Lо*(а – 1)
mN2 = 0,77* Lо*а + 0,01*N
количествоСО2, образующееся при сгорании 1 кг топлива: 2,69 кг/кг
количествоН2О, образующееся при сгорании 1 кг топлива: 2,18 кг/кг
количествоО2, образующееся при сгорании 1 кг топлива: 0,19 кг/кг
количество N2, образующееся при сгорании 1 кг топлива: 13,69 кг/кг
Определяемколичество продуктов сгорания: dm
dm = 18.76 кг/кг
Проверка dm = 1 + а*Lо dm= 18,76 кг/кг
Находимобъемное количество продуктов сгорания (в м^3) на 1кг топлива (при нормальныхусловиях):
V СО2 = 1,37 м^3/кг
V Н2О = 2,71 м^3/кг
V О2 = 0,14 м^3/кг
V N2 = 10,95м^3/кг
Определяемсуммарный объем продуктов сгорания:
dV = 15,71 м^3/кг
Определяемплотность продуктов сгорания при 273 К и 0,1*10^5 Па:
Ρо =1,24 кг/ м^3
Определяемэнтальпию продуктов сгорания на 1 кг топлива при различных температурах: Qт*10^-3 0,57 4,88 9,64 19,52 29,97 40,77 Т, К 273 300 500 700 1100 1500 1900 Qт, кДж/кг 566,81 4579,67 9643,27 19517,8 29949,3 40767,8
По даннымэтой таблицы строим график Q – T.
Графикзависимости температура — энтальпия
/>
К.П.Д. печи,ее тепловая нагрузка и расхода топлива:
Потери теплав окружающую среду в долях от Qн: 0,06
Температурадымовых газов, покидающих конвекционную камеру печи, Тух: 623 К
Энтальпия уходящихдымовых газов, qух: 8582,51 кДж/кг
Потери теплас уходящими дымовыми газами в долях от Qн: 0, 19426
КПД печи:0,74574
Массоваядоля отгона сырья на выходе из печи, еп: 0,63
Температурасырья на выходе из печи, Твых: 573 К
Температурасырья на входе в печь, Твых: 433 К
Относительнаяплотность сырья (ρ20): 0,9189
Относительнаяплотность сырья (ρ15): 0,92271
qж = (4,187/(ρ20^1/2))*(0.403*t + 0.000405*t^2), кДж/кг
qп = (129,58 + 0,134*Т +0,00059*Т^2) *(4 — ρ15) –308,99), кДж/кг
энтальпия паровойфазы сырья, qп: 922,161 кДж/кг
энтальпияжидкой фазы сырья, qж: 685,863 кДж/кг
энтальпиясырья на входе в печь, qвх: 326,25 кДж/кг
производительностьпечи по сырью, Gон: 139726 кг/ч
полезноетепло печи, Qпол: 7,1Е + 07 кДж/ч; или Q’пол: 19735,6 кВт
полная тепловаянагрузка печи, Qm: 9,5Е + 07; или Q’m: 26464,5 кВт
часовойрасход топлива, В: 2156,45 кг/ч; или В’: 2683,58 м^3/ч
Поверхностьнагрева радиантных труб и размеры камеры радиации:
температурадымовых газов на выходе из камеры радиации, Тп: 1023 К
по графику Q – T находим qТп:18151,6 кДж/кг
потеря теплав топке: 0,04
коэффициентэффективности,
кпд топки:0,96
количествотепла переданного сырью в камере радиации, Qр: 5,2Е +07 кДж/ч
или Q’р: 14532,9 кВт
теплонапряжениерадиантных труб qр: 35 кВт/м^2
поверхностьнагрева радиантных труб Нр: 415,225 м^2
Выбираемтрубчатую печь типа ВС
ВЫВОДЫ
В ходекурсового проектирования по курсу «Технология получения масел и парафинов» быларассмотрена установка селективной очистки масляных дистиллятов фенолом фракции> 490С Величаевской нефти производительностью 430 тыс. тонн в год.Произведен технологический расчет следующих аппаратов:
— экстракционная колонна, количество тарелок 20; диаметр 4,7м;
общая высота21,42 м
— сушильнаяколонна, количество тарелок 24; диаметр 4м;
общая высота12,14 м
— теплообменник, поверхность теплообмена 693 м^2;
число ходовпо трубам 4; диаметр труб 20 мм
— трубчатаяпечь, расход топлива 2683,58 м^3/ч;
производительность139726 кг/ч
ЛИТЕРАТУРА
1. Черножуков Н.И. Технология переработки нефти и газа. Ч-3, И-6. Подредакцией Н.А. Гуреева, Б.И. Бондаренко. – М: Химия, 1978г.
2. Казакова Л.П. Крейн С.Э. Физико–химические основы производства нефтяныхмасел. — М: Химия, 1978г.
3. Сарданашвили А.Г. Львов А.И. Примеры и задачи по технологии переработкинефти и газа. И-2. Пер. и доп. — М: Химия, 1980г.
4. Нефти СССР. Справочник – М: Химия.
5. Справочник нефтепереработчика. Под редакцией Г.А. Ластовкин, Г.А. Радченко,М.Г. Рудина. – Л: Химия, 1986г
6. Кузнецов А.А. Кагерманов С.М. Судаков Е.Н. Расчеты процессов и аппаратовнефтеперерабатывающей промышленности. – М: Химия, 1974г.
Приложение
/>
Технологическаясхема типовой установки селективной очистки масляного сырья фенолом.
Фракциянефти более 490 С насосом 1 прокачивается через теплообменники 2, гденагревается горячим экстрактом до температуры около 90 С, и паровойподогреватель 3 и с температурой 110 – 115 С подается на верхнюю тарелкуабсорбера 5. Подача сырья регулируется в зависимости от уровня жидкости вабсорбере регулятором расхода, клапан которого установлен на выходе насоса 1. Внизабсорбера поступают пары азеотропной смеси. Сырье стекает по тарелкам абсорбераи, встречаясь с поднимающимися навстречу сырью парами, поглощает фенол. Парыводы сверху абсорбера выводятся в конденсатор-холодильник 4, конденсатсобирается в приемнике, откуда направляется на производство перегретоговодяного пара.
Сырье сабсорбированным в нем фенолом забирается снизу абсорбера насосом 6, охлаждаетсяв холодильнике 8 до требуемой температуры и вводится в среднюю частьЭкстракционной колонны 10. Наверх этой колонны из приемника 27 подается фенолпредварительно нагретый в паровом подогревателе 11. Для снижения растворяющейспособности фенола в нижнюю часть колонны 10 из емкости 14 предусмотрена подачафенольной воды.
Дляравномерного распределения потоков по сечению колонны жидкости вводят в колоннучерез маточники. Температура растворов в верхней и средней частях колоннырегулируется нагревом сырья и фенола. Необходимая температура низа колоннырегулируется, главным образом, циркуляцией части экстрактного раствора насосом7 через холодильники 9. В экстракционной колонне образуется два слоя: рафинатныйи экстрактный. Независимо от качества очищаемого сырья уровень раздела фазподдерживается в колонне при помощи дифманометрического или электрическогоуровнемера немного выше распределителя сырья.
Рафинатныйраствор, содержащий до 20% фенола, сверху колонны 10 поступает в промежуточныйприемник 12, откуда направляется в секцию регенерации растворителя. Экстрактныйраствор, содержащий фенол, экстракт и практически всю вводимую в колонну воду,поступает снизу колонны 10 на прием насоса 23, при помощи которого он подаетсяв секцию регенерации растворителя.
Ренегерациярастворителя из рафинатного раствора.
Рафинатныйраствор из приемника 12 через теплообменники 24, где нагревается отходящим сустановки рафинатом, поступает в змеевики трубчатой печи 15. С температурой260-290 С парожидкостная смесь поступает в среднюю часть испарительнойрафинатной колонны 16. Из нее основная масса фенола уходит в виде паров. Дляпредотвращения уноса рафината с парами фенола и более четкого отделения отрафината колонна оборудована колпачковыми тарелками (6-7штук). В качествеорошения в колонну 16 подается фенол. Давление в колонне 16 составляет0,13-0,16 МПа (1,3-1,6 кгс/см ). Пары фенола сверху этой колонны конденсируютсяи охлаждаются в теплообменнике 25 и воздушном холодильнике 28; конденсатпоступает в приемник безводного фенола 27.
Растворрафината с небольшим содержанием фенола (2-3%) перетекает в отпарную колонну17, где остатки фенола отгоняются острым паром, подаваемым вниз колонны. Парыводы и фенола сверху колонны 17 поступают в конденсатор 29, конденсат вместе сэкстрактным раствором направляется в сушильную камеру 17 откачивается черезтеплообменник 24 и концевой холодильник в резервуарный парк.
Ренегерациярастворителя из экстракционного раствора.
Экстрактныйраствор отводится насосом 23 из колонны 10, прокачивается через теплообменник26, обогреваемый конденсатом паров фенола из колонны 21, теплообменник 25, гденагрев осуществляется теплом конденсации паров фенола из колонны 16, и стемпературой 120-130 С поступает в сушильную камеру 19. В этой колоннеэкстрактный раствор обезвоживается: разделяется на пары азеотропной смесифенола и воды и остаток, состоящий из экстракта с основной массой фенола.
Часть паровазеотропной смеси сверху колонны 19 направляется в абсорбер 5, другая частьпаров поступает в воздушный конденсатор-холодильник 13, где они конденсируютсяи в виде фенольной воды собираются в преемнике 14. Раствор экстракта собираетсяна полуглухой тарелке внутри колонны 19 и отсюда самотеком перетекает вкипятильник 18 возвращаются в колонну 19 под полуглухую тарелку; экстрактныйраствор снизу кипятильника присоединяется к экстрактному раствору, выводимомуиз нижней части колонны 19. Снизу колонны 19 обезвоженный экстрактный растворпрокачивается через часть змеевиков печи 20, где нагревается до 250-280 С, ипоступает в испарительную экстрактную колонну 21. При необходимости частьраствора из печи 20 возвращается в колонну 19.
В колонне21, работающей под давлением 0,2-0,3 МПа, выделяется почти весь фенол, парыкоторого конденсируются в кипятильнике 18, охлаждаются в теплообменнике 26 ихолодильнике 28, откуда фенол поступает в приемник сухого фенола 27. Дополнительноеколичество тепла в колонну 21 вводится раствором экстракта, циркулирующим сполуглухой тарелки, и снизу колонны через печь 20. Горячий поток поступает подполуглухую тарелку с температурой 330-340 С. В качестве орошения наверх колонныподается фенол.
Экстрактныйраствор снизу колонны 21 поступает в отпарную колонну 22. Для отгона остатковфенола вниз колонны подается острый пар; в качестве орошения наверх колоннывводится фенольная вода. Пары фенола и воды, выходящие сверху колонны 22,конденсируются в конденсаторе-холодильнике 29; конденсат направляется всушильную колонну 19. Снизу колонны 22 экстракт откачивается через сырьевойтеплообменник 2 и концевой холодильник в резервуарный парк.