Расчетная часть-Технологический расчет нефтестабилизационного производства ЦПНГ-5 установки подготовки нефти УПН-Курсовая работа-Дипломная работа-Оборудование для добычи и подготовки нефти и газа

Расчетная часть-Технологический расчет нефтестабилизационного производства ЦПНГ-5 установки подготовки нефти УПН: Материальный баланс нефтестабилизационного производства ЦПНГ-5, Расчет буллитов Б-7 ÷ Б-10 II ступени сепарации газа, Материальный баланс технологической установки No 1, Расчет отстойников О-1 и О-2, Расчет отстойников Д-1 и Д-2, Расчет колонны К-1, Определение давления в колонне К-1, Тепловой баланс колонны К-1, Расчет толщин стенок элементов колонны стабилизации, Расчет толщин стенок колонны стабилизации, 2.5.6.4 Расчет эллиптических днищ колонны стабилизации, Гидравлический расчет колонны стабилизации, Расчет теплообменных аппаратов, Расчет теплообменников Т-2/1 ÷ Т-2/8, Расчет теплообменников Т-1/1 ÷ Т-1/16, Расчет конденсаторов-холодильников КХ-1/1 ÷ КХ-1/6, Расчет печи П-1, Определение низшей теплоты сгорания топлива, Расчёт процесса горения топлива, Расчет теплового баланса печи, КПД печи и расхода топлива-Курсовая работа-Дипломная работа-Оборудование для добычи и подготовки нефти и газа

2.5. Технологический расчет
2.5.1. Материальный баланс нефтестабилизационного производства ЦПНГ-5
Проектная производительность НСП составляет 12 млн тонн товарной нефти в год, а фактическая за 2010 год – 4386202 тонн. Число рабочих суток в году составляет 350.
Материальный баланс НСП представлен в табл. 2.7.
Таблица 2.7
Материальный баланс нефтестабилизационного производства

Статьи баланса Выход на сырьё
производства, % мас. Расход
  кг/ч т/сут т/год
Взято:
Нефть обводненная
в том числе:
-нефть
-пластовая вода 
100,0


(70,0)
(30,0) 
807042


564629
242413 
19369


(13559)
(5810) 
6779292


(4745504)
(2033788)
Итого 100,0 807042 19369 6779292


Получено:
Газ
Нефть
Пластовая вода
Потери 
4,8
64,7
29,5
1,0 
38708
522167
238083
8084 
929
12532
5714
194 
325406
4386202
1999891
67793
Итого 100,0 807042 19369 6779292
Продолжение табл. 2.7.






2.5.2. Расчет буллитов Б-7 ÷ Б-10 II ступени сепарации газа
Буллиты II ступени сепарации газа предназначены для отделения газа от нефти, поступающей с промыслов. Целью расчета является определение эффективности работы аппаратов.
Расход жидкости поступающей в отстойники 807042 кг/ч, в том числе:
- расход нефти 564629 кг/ч (см. табл. 2.7);
- содержание воды в поступающей нефти 242413 кг/ч (см. табл. 2.7).
Условия в буллите:
- температура в отстойниках равна 200С;
- давление в отстойниках равно 0,3 МПа.
В качестве буллита на производстве используются горизонтальный нефтегазосепаратор НГС:
- количество буллитов – 4 шт;
- диаметр буллита – 3 м;
- длина буллита – 13,8 м;
- объём буллита – 100 м3.
Таблица 2.8
Материальный баланс буллитов Б-7 ÷ Б-10
Статьи баланса % мас. кг/ч
Взято:
Нефть обводненная
в том числе:
- нефть
- пластовая вода 
100,0

(70)
(30) 
807042

564629
242413
Итого 100,0 807042
Продолжение табл. 2.8
Получено:
Нефть обводненная
Газ
Потери 
97,2
2,2
0,6 
784445
17755
4842
Итого 100,0 807042

Определим сечение горизонтальных буллитов по формуле

где Vс – объем газовой фазы, м3/с;
Wдоп – допустимая скорость движения газов в сепараторе, м/с;
0,5- коэффициент заполнения сепаратора.
Объем газовой фазы определим по формуле
,
где Σn – общее число кмоль газопаровой смеси (см. табл. 2.9), кмоль/ч
z – коэффициент сжимаемости газопаровой смеси - 0,98;
Р – давление в буллите,
Р = 0,3 МПа;
t – температура в буллите, oC;
t = 20oC
Для расчета общего числа кмолей газопаровой смеси (фракционный состав, приведен в табл. 2.9) рассчитаем процесс однократного испарения
(см. табл. 2.10) сырья при указанных условиях.
Определяем объем газовой фазы
Vc = 22,4 · (20 + 273) · 0,98 · 474,5 · · 3600 · 0,3 = 1,04 м3/с
Определим допустимую скорость газового потока по формуле
,
где ρп – плотность газовой фазы, кг/м3;
ρж – плотность жидкой фазы при температуре буллита, кг/м3,
Плотность жидкой фазы при температуре буллита определяем по формуле
ρж=ρо - α (t-20),
ж = 959 - · (20 - 20) = 959 кг/м3
где ρо – плотность жидкой фазы при нормальных условиях;
α – температурная поправка;
Таблица 2.9
Разгонка смеси нефтей (ИТК) Южной группы месторождений ОАО “Самаранефтегаз” в аппарате АРН – 2 и характеристика полученных фракций

No 
Температура выкипания фракций при
760 мм рт.ст., оС Выход на нефть, % масс. 

М
  
отдельных
фракций 
суммарный 
1. Газ  2,20  2,20 28
2. 28-60 6,61 8,81 44
3. 60-80 5,07 13,88 86
4. 80-110 5,93 19,81 97
5. 110-140 5,64 25,45 113
6. 140-160 3,68 29,13 128
7. 160-180 4,61 33,74 139
8. 180-200 3,14 36,88 153
9. 200-260 9,88 46,76 182
10. 260-300 7,67 54,43 221
11. 300-340 7,05 61,48 256
12. 340-366 3,19 64,73 290
13. Выше 360 35,33 100,00 361
ИТОГО -  100,00  -  -

Плотность газовой фазы определяем по формуле: ,
 Таблица 2.10
Определение состава паровой и жидкой фаз смесей нефтей в условиях однократного испарения при давлении 0,3 МПа и температуре 20 оС (е = 0,1075, е = 0,3328)
                          
кг/ч Выход на загрузку отстойника 
Mi  Ni ι 
Ki  Xi  Yi  Xi·Mi 
xi Yi·Mi  yi Паровая фаза, кг Паровая фаза, кмоль Жидкая фаза, кг Жидкая фаза, кмоль
4439 0,0220 28 158,5 0,1112 35 0,0090 0,3160 0 0,0015 9 0,1935 4199 149,9 240 8,5889818
13337 0,0661 44 303,1 0,2126 10 0,0532 0,5321 2 0,0139 23 0,5120 11110 252,5 2227 50,620099
10230 0,0507 86 118,9 0,0834 2 0,0626 0,1252 5 0,0319 11 0,2355 5109 59,4 5121 59,548145
11965 0,0593 97 123,4 0,0865 0,17 0,1195 0,0203 12 0,0687 2 0,0431 935 9,7 11030 113,70847
11380 0,0564 113 100,7 0,0706 0,055 0,1030 0,0057 12 0,0690 1 0,0140 304 2,7 11076 98,018909
7425 0,0368 128 58,1 0,0407 0,011 0,0606 0,0007 8 0,0460 - 0,0019 41 0,3 7384 57,691271
9301 0,0461 139 66,9 0,0469 0,0001 0,0703 - 10 0,0579 - - - - 9301 66,910332
6335 0,0314 153 41,4 0,0290 0,000001 0,0435 - 7 0,0394 - - - - 6335 41,405208
19934 0,0988  182 109,5 0,0768 0,000001 0,1151 - 21 0,1241 - - - - 19934 109,52742
15475 0,0767 221 70,0 0,0491 0,000001 0,0736 - 13 0,0793 - - - - 15475 70,02259
14224 0,0705 256 55,6 0,0390 0,000001 0,0584 - 13 0,0765 - - - - 14224 55,562472
6436 0,0319 290 22,2 0,0156 0,000001 0,0233 - 6 0,0354 - - - - 6436 22,193092
71283 0,3533 361 197,5 0,1385 0,000001 0,2076 - 60 0,3565 - - - - 71283 197,45974
- - 385 - - 0,000001 - - - 0,0000 - - - - - -
- - 420 - - 0,000001 - - - 0,0000 - - - - - -
201764 1,0000   1425,8 1,0000  1,0000 1,0000 169 1,0000 46 1,0000 21697 47 4,5 180067 951,3


где Gп – массовый расход газовой фазы, (см. табл. 2.10), кг/ч;
Gп = 21697 кг/ч.
n = = 5,82 кг/м3
Рассчитаем допустимую скорость паров:
м/с
Определим сечение буллита по формуле

где d = 3 м
м2
Рассчитаем допустимую скорость паров по формуле
м/с.
Определим время пребывания жидкости в буллите из формулы

; ,
где длина буллита, м;
13,8 м;
Wж – линейная скорость движения жидкости, м/мин;
Vж – объемный расход жидкости, м3/мин;
Gж – расход обводненной нефти, кг/ч;
Gж = 180067 кг/ч;
ж = 959 кг/м3;

 

м3/мин
S| = 0,5 · S;
S| = 0,5 · 7,065 = 3,5 м2,
м/мин
мин
Время пребывания жидкости в буллите соответствует требуемому времени (10 - 20 мин), необходимому для эффективного отделения газовой фазы от жидкости. Делаем вывод, что имеющиеся на производстве буллиты II ступени сепарации нефти обеспечивают эффективное отделение газа от потока жидкости.

2.5.3. Материальный баланс технологической установки No 1
Материальный баланс технологической установки No 1 представлен в
табл. 2.11.
Таблица 2.11
Материальный баланс технологической установки No 1


Статьи баланса Выход на сырьё
установки, % мас. Расход
  кг/ч т/сут т/год
Взято:
Нефть обводненная
В том числе:
- нефть
- пластовая вода 
100,0

95,0
5,0 
557292

529427
27865 
13375

12706
669 
4681112

4447100
234150
Итого 100,0 557292 13375 4681112
Получено:
Газ
Нефть
Пластовая вода
Потери 
1,47
93,7
4,5
0,33 
8208
522183
25078
1833 
197
12532
602
44 
68812
4386202
210650
15448
Итого 100,0 557292 13375 4681112


2.5.4. Расчет отстойников О-1 и О-2
Отстойники предназначены для отделения воды от нефти, поступающей из технологических резервуаров.
Целью расчета является определение эффективности работы аппаратов.
В качестве отстойника на технологической установке No1 используется шаровой аппарат:
- количество отстойников – 2 шт;
- диаметр отстойника – 10,5 м;
- объём отстойника – 600 м3.
Условия в отстойнике:
- температура в отстойниках равна 80 0С;
- давление в отстойниках равно 0,5 МПа.
Расход срой нефти, поступающей в отстойники составляет 557292 кг/ч (см. табл. 2.15), в том числе:
- расход нефти - 529427 кг/ч (см. табл. 2.15);
- содержание воды в поступающей нефти - 27865 кг/ч (см. табл. 2.15);
Расход свежей воды - 35000 кг/ч, (см. табл.2.6).
На выходе из отстойника обводненность нефти не превышает 2 % мас.
Массу воды, оставшейся в нефти, определим по формуле
,
где - расход воды оставшейся в нефти, кг/ч;
Gн– расход нефти поступающей в отстойники, кг/ч;

Рассчитаем массу воды, отделенной в отстойниках:
,
где - расход воды отделенной в отстойниках, кг/ч;
  - расход свежей воды, кг/ч;
 
- содержание воды в поступающей нефти, кг/ч;
(см. табл. 2.15);
- содержание воды, оставшейся в нефти, кг/ч.

Расход частично обессоленной и обезвоженной нефти после отстойников определяем из выражения
,
где - расход обессоленной и обезвоженной нефти, кг/ч;
Gн- расход сырой нефти поступающей в отстойники, кг/ч;
Gн =557292 кг/ч (см табл. 2.15);
- расход воды отделенной в отстойниках, кг/ч;


Материальный баланс отстойников О-1 и О-2 представлен в табл. 2.12.
Таблица 2.12
Материальный баланс отстойников О-1 и О-2
Статьи баланса  % мас.  кг/ч
Взято:
Нефть обводненная
в том числе:
- нефть
- вода
Свежая вода 
93,9

89,2
4,7
6,1 
557292

529427
27865
35000
Итого 100,0 592292
Получено:
Нефть обезвоженная
в том числе:
- нефть
- вода
Вода 
91,2

89,4
1,8
8,8 
540015

529427
10588
52277
Итого 100,0 592292



Время пребывания жидкости в отстойниках определим из формулы

где N – число отстойников;
N = 2 шт;
– расход жидкости поступающей в отстойники, кг/ч;
– 529292 кг/ч;
– время пребывания жидкости в аппарате, ч;
– плотность сырой нефти при рабочей температуре, 0C;
Vо - объем отстойника, м3;
Vо= 600 м3 (см. разд. 2.4).
Плотность сырой нефти при рабочей температуре определим по формуле

где - плотность при рабочей температуре, 0C;
- относительная плотность сырой нефти при 20 0C;
  = 835 кг/м3;
- поправка на изменение плотности при изменении температуры на один градус [1, табл.1.1];
  = 0,725;
 t - рабочая температура в отстойнике, 0C;
 t = 80 0C.
кг/м3
ч.
Время пребывания жидкости в отстойнике по литературным данным [2] должно быть не менее одного часа. Следовательно, для необходимого отстоя воды при фактической производительности установки достаточно одного отстойника.
Линейную скорость движения нефти в отстойниках определим из соотношения
где - линейная скорость движения нефти в отстойниках, м/с;
Vс.н.- объёмная скорость движения нефти в отстойниках, м3/с;
Fотс.- площадь горизонтального сечения шарового отстойника, м2;
Fотс = 86 м2, (см. разд. 2.4).
Объёмную скорость движения нефти определим из соотношения

где Vс.н.- объёмная скорость движения нефти в отстойниках, м3/с;
- плотность сырой нефти при рабочей температуре, 0C;
  = 806 кг/м3.
м3/с
м/с
Из расчёта видно, что линейная скорость движения нефти в отстойниках достаточно мала. Чем ниже линейная скорость движения, тем лучше условия осаждения. Делаем вывод, что имеющиеся на установке отстойники обеспечивают качественное отделение воды от нефти.

2.5.5. Расчет отстойников Д-1 и Д-2
Отстойники предназначены для отделения воды от нефти, частично обезвоженной в отстойниках О-1 и О-2. Целью расчета является определение эффективности работы аппаратов.
В качестве отстойника на установке УПН-2 используется шаровой аппарат:
- количество отстойников – 2шт;
- диаметр отстойника – 10,5 м;
- объём отстойника – 600 м3.
Условия в отстойнике:
- температура в отстойниках равна 800С;
- давление в отстойниках равно 0,45 МПа.
Расход сырой нефти, поступающей в отстойники – 540015 кг/ч,
в том числе:
- расход нефти – 529427 кг/ч (см. табл. 2.16);
- расход воды – 10588 кг/ч (см. табл. 2.16);
Расход свежей воды – 35000 кг/ч (см. табл. 2.6).
На выходе из отстойника обводненность нефти не превышает 0,5 % мас.
Массу воды, оставшейся в нефти, определим по формуле
,
где - массовое содержание воды в нефти, кг/ч;
Gн– расход нефти поступающей в отстойники, кг/ч;

Рассчитаем массу воды, отделенной в отстойниках по формуле
,
где - расход воды отделенной в отстойниках, кг/ч;
  - расход свежей воды, кг/ч;
 
- расход воды поступающей с нефтью, кг/ч;
;
- расход воды оставшейся в нефти, кг/ч.

Расход частично обессоленной и обезвоженной нефти после отстойников определяем из выражения
,
где – расход обессоленной и обезвоженной нефти, кг/ч;
Gн – расход сырой нефти поступающей в отстойники, кг/ч;
Gн = 540015 кг/ч (см табл.2.16);
– расход свежей воды, кг/ч;
– расход воды отделенной в отстойниках, кг/ч;


Материальный баланс отстойников Д-1 и Д-2 представлен в табл. 2.13.
Таблица 2.13
Материальный баланс отстойников Д-1 и Д-2
Статьи баланса % мас. кг/ч
Взято:
Нефть обводненная
в том числе:
-нефть
-вода
Свежая вода 
93,7

91,9
1,8
6,3 
540015

529427
10588
35000
Итого 100,0 575015
Получено:
Нефть обезвоженная
в том числе:
-нефть
-вода
Вода 
92,5

92
0,5
7,5 
532074

529427
2647
42941
Итого 100,0 575015

Время пребывания жидкости в отстойниках определим из формулы

где N – число отстойников;
N = 2 шт;
расход жидкости, поступающей в отстойники, кг/ч;
– время пребывания жидкости в аппарате, ч;
  – плотность сырой нефти при рабочей температуре, кг/м3;
Vо – объем отстойника, м3;
Vо= 600 м3 (см. разд. 2.4).
Плотность сырой нефти при рабочей температуре определим по формуле

кг/м3 (см. разд. 2.5.6.)
ч.
Время пребывания жидкости в отстойнике по литературным данным [2] должно быть не менее одного часа. Следовательно, для необходимого отстоя воды при фактической производительности установки достаточно одного отстойника.
Линейную скорость движения нефти в отстойниках определим из соотношения
где – линейная скорость движения нефти в отстойниках, м/с;
Vс.н. – объёмная скорость движения нефти в отстойниках, м3/с;
Fотс. – площадь горизонтального сечения шарового отстойника, м2;
Fотс = 86 м2, (см. разд. 2.4.)
Объёмная скорость движения нефти определим из соотношения
,
где Vс.н.– объёмная скорость движения нефти в отстойниках, м3/с;
– плотность сырой нефти при рабочей температуре, кг/м3;
  = 799 кг/м3.
= 0,2 м3/с.
= 0,002 м/с.
Из расчёта видно, что линейная скорость движения нефти в отстойниках достаточно мала. Чем ниже линейная скорость движения, тем лучше условия осаждения. Делаем вывод, что имеющиеся на установке отстойники обеспечивают качественное отделение воды от нефти.




2.5.6. Расчет колонны К-1
2.5.6.1. Определение давления в колонне К-1
Давление в бензосепараторе С-1 (после колонны) равно 1,2 МПа (см. табл. 2.6). С учетом перепада давления в конденсаторах-холодильниках КХ-1/1 ÷ КХ-1/6 давление в верху колонны К-1 принимаем на 0,04 МПа больше давления в бензосепараторе С-1:

где Рверх – давление в верху стабилизационной колонны К-1, МПа;
Рб – давление в бензосепараторе С-1, МПа;
Рб = 1,2 МПа;
Δ Р – потеря давления на участке от верха колонны до бензосепаратора С-1, МПа;
ΔР = 0,04 МПа;
Рверх = 1,2 + 0,04 = 1,24 МПа.
Давление в зоне питания с учетом сопротивления укрепляющих тарелок находим суммируя давления вверху колонны и величину перепада давления на тарелках по уравнению
,
где Pз.п. – давление в зоне питания, МПа;
Рверх – давление в верху стабилизационной колонны К-1, МПа;
Рверх = 1,24МПа;
ΔР – потеря давления с учетом сопротивления одной укрепляющей тарелки, МПа;
ΔР = 0,00066 МПа;
NТ – число тарелок в укрепляющей части колонны;
NТ = 23 шт.
Pз.п. = 1,24 + 0,00066 · 23 = 1,25 МПа.
Давление в нижней части колонны с учетом сопротивления отгонных тарелок находим, суммируя величину давления в зоне питания колонны и величину потери давления на тарелках по уравнению
Pниз..= Pз.п..+ ΔРо.т. · NТ ,
где Рниз – давление в нижней части колонны, МПа;
Рз.п. = 1,25 МПа;
ΔРо.т. – потеря давления с учетом сопротивления одной отгонной тарелки, МПа;
ΔРо.т . = 0,00066 МПа;
N Т = 15 шт.

Таблица 2.14
Материальный баланс колонны К-1

Компоненты 
Мi Приход Степень извлечения Расход
  Сырьё колонны  Верхний продукт Остаток
  кг/ч 
кмоль/ч 
 кг/ч 
кмоль/ч 
кг/ч 
кмоль/ч 

Азот 28 962 0,0018 34,4 0,0105 1 962 0,0254 34,4 0,0558    
Углекислый газ 44 125 0,0002 2,8 0,0009 1 125 0,0033 2,8 0,0046    
Сероводород 334 70 0,0001 2,1 0,0006 1 70 0,0018 2,1 0,0033    
Метан 116 1392 0,0026 87,0 0,0265 1 1392 0,0368 87,0 0,1413    
Этан 330 1924 0,0036 64,1 0,0195 1 1924 0,0509 64,1 0,1042    
Пропан 444 2051 0,0038 46,6 0,0142 1 2051 0,0542 46,6 0,0757    
Изобутан 558 250 0,0005 4,3 0,0013 1 250 0,0066 4,3 0,0070    
Н-бутан 558 16 0,0001 0,3 0,0001 1 16 0,0004 0,3 0,0004    
28-60 0С 880 39609 0,0744 496,2 0,1512 0,5 19804 0,5235 247,6 0,4021 19805 0,0401 247,6 0,0930
60-80 0С 886 26956 0,0506 313,4 0,0955 0,3 8087 0,2138 94,0 0,1526 18869 0,0382 219,4 0,0824
80-110 997 31455 0,0592 324,3 0,0989 0,1 3146 0,0832 32,4 0,07 28309 0,0573 291,9 0,1096
110-140 1113 29822 0,0562 264,4 0,0806 0     29822 0,0603 264,4 0,0991
140-160 1128 19397 0,0365 151,5 0,0462 0     19397 0,0392 151,5 0,0569
160-180 1139 24640 0,0463 17,3 0,0541 0     24640 0,0498 17,3 0,0666
180-200 1153 16776 0,0315 109,6 0,0334 0     16776 0,0339 109,6 0,0412
200-260 1182 52425 0,0985 288,1 0,0878 0     52425 0,1061 288,1 0,1082
260-300 2221 40892 0,0769 185,0 0,0564 0     40892 0,0827 185,0 0,0695
300-340 2256 37746 0,0710 147,4 0,0449 0     37746 0,0764 147,4 0,0554
340-360 2290 17360 0,0325 59,6 0,0182 0     17360 0,0351 59,6 0,0225
Выше 360 3361 188207 0,3537 521,3 0,1589 0     188207 0,3808 521,3 0,1958
Итого -- 532074 1,0000 3279,9 1,0000  37827 1,0000 615,6 1,0000 494247 1,0000 2664,3 1,0000

Рниз = 1,25 + 0,00066 · 15 = 1,26 МПа.
Таким образом, давление по высоте колонны распределяется следующим образом:
Рб = 1,2 МПа;
Рвер х = 1,24 МПа;
Рз.п. = 1,25 МПа;
Рниз = 1,26 МПа

2.5.6.2. Тепловой баланс колонны К-1
Для расчета теплового баланса колонны К-1 необходимо определить энтальпии паров и жидкости. Для этого в первую очередь составляем таблицу 2.24 “Расчет состава верхнего продукта и рефлюкса”, при этом принимаем что кратность орошения колонны равна 1,8.
Энтальпии паров и жидкости при составлении теплового баланса К-1 определяем по формулам
,
,
где ht – энтальпия жидкости при температуре t, кДж/кг;
Ht – энтальпия паров при температуре t, кДж/кг;
- плотность фракции при температуре 15оС, г/см3.

где - плотность фракции при 20оС г/см3;
а - средняя температурная поправка [1. табл. 1.1];
t - температура, оС.
Плотность паров сырья, острого орошения и верхнего продукта определим по формуле

где р – плотность паровой фазы, острого орошения и верхнего продукта, г/см3;
- массовая концентрация компонентов взята из табл. 2.21 и 2.24;
Рi – плотность компонента взята из [5. табл.1].






Рассчитаем количество тепла, которое необходимо подвести в низ колонны по формуле
,
где ΔQ- количество тепла, которое необходимо подвести в низ колонны, кДж/ч;
Qприх. – количество тепла вносимое в колонну сырьем и острым орошением, кДж/ч;
Qрасх. – количество тепла уносимое из колонны верхним и нижним продуктом, кДж/ч.
h30 = 4,19
H140 = 4,19·[68.20·(4-0.616)-73.8] = 658 кДж/кг.
h30 = 4,19
H76 = 4,19·[59,29·(4-0.612)-73.8] = 532 кДж/кг.
H211 = 4,19
ΔQ = (276,4 - 168,6)·106 = 107,8·106 кДж/ч.

2.5.6.3.Расчет толщин стенок элементов колонны стабилизации
Условия применения расчетных формул при D > 200мм [8]
≤ 0,1,
с – прибавка на коррозию, с = 2 мм;
Dкв – диаметр корпуса верхнего, Dкв = 3404 мм;
Dкн – диаметр корпуса нижнего, Dкн = 4204 мм;
Dдв – диаметр днища верхнего, Dдв = 3404 мм;
Dдн – диаметр днища нижнего Dдн = 4204 мм;
Dдп – диаметр днища переходного, Dдп = 4204/3404 мм.
< 0,1
< 0,1
Условия применения формул выполняются для всех элементов аппарата, поэтому дальнейшие расчеты ведем для гладких цилиндрических обечаек, нагруженных внутренним избыточным давлением.

2.5.6.3.1 Расчет толщин стенок колонны стабилизации
Толщина стенки рассчитывается по формуле [8]
S ≥ Sр + с,
где Sр – расчетная толщина стенки [8]
,
Рр = 1,3 МПа – рабочее давление в аппарате;
D – внутренний диаметр аппарата, мм;
[τ] = 106 МПа – допускаемое напряжение для стали 20к при t = 350 оС;
φ = 0,95 – коэффициент сварного шва;
с = 2 мм – прибавка на коррозионный износ.
Рассчитаем толщину стенки верхней обечайки

см.

S = Sрв + 2 = 22,1 + 2 = 24,1 мм.
Принимаем толщину стенки верхнего корпуса
Sкв = 24,0 + 2 = 26 мм.
Рассчитаем толщину стенки нижней обечайки
= 2,73 см
S = Sрн + 2 = 27,3 + 2 = 29,3 = 30 мм
Принимаем толщину стенки нижнего корпуса Sкн = 32 + 2 = 34 мм.
Допускаемое внутреннее избыточное давление находим из выражения [8]
[P] = ,
Рассчитаем допустимое давление для верхнего корпуса
[P] = МПа,
что больше рабочего давления (14,1>13)
Рассчитаем допустимое давление для нижнего корпуса
[P] = МПа,
что больше рабочего давления (15,2 > 13)
Условия допускаемых давлений для верхнего и нижнего корпуса выполнены.

2.5.6.4 Расчет эллиптических днищ колонны стабилизации
Толщина стенки днища должна рассчитывается по формулам [8]
S1 ≥ S1R + c1,
где ,
где R = Dв – для эллиптических днищ с Н = 0,25D;
с1 = с + 2 = 4 мм;
2 мм – прибавка на вытяжку при штамповке;
2 мм – толщина плакирующего слоя.
Рассчитаем толщину стенки верхнего днища
SRдв = см.
Принимаем Sдв = 22 + 4 = 26 мм.
Рассчитаем толщину стенки нижнего днища
SRдн = см.
Sдн = 13,59 + 4 = 17,59 = 18 мм.
Принимаем Sдн = 18 + 2 = 20 мм.

2.5.6.5. Гидравлический расчет колонны стабилизации
Определение давления гидравлического испытания колонны стабилизации выполняется по формуле
Рги = 1,25 · Р + Р · g · h,
где Р – расчетное давление в колонне;
Р = 1,3 МПа;
[τ]20 – допускаемое напряжение материала при t = 20 оС, МПа [8];
[τ]20 = 147,0 МПа;
[τ]80 – допускаемое напряжение материала при t = 80 оС;
[τ]80 = 143,25 МПа;
g – высота водяного столба в колонне, м;
g = 30,92 м;
h – удельный вес пресной воды;
h = 0,01 кг/м.
Рги = 1,25 · 1,3 · + 1,3 · 30,92 · 0,01 = 1,6725 + 0,402 = 2,069 МПа.
Принимаем Рги = 2,015 МПа.

2.5.7 Расчет теплообменных аппаратов
2.5.7.1 Расчет теплообменников Т-2/1 ÷ Т-2/8
Теплообменники стабильной нефти Т-2/1 ÷ Т-2/8 служат для нагрева сырья колонны К-1 (нестабильной нефти) до температуры равной 140 оС. В качестве теплоносителя используется нижний продукт колонны (стабильная нефть).
Цель расчета – определить поверхность теплообмена, необходимую для нагрева сырья до температуры питания.
Исходные данные для расчета:
- расход нижнего продукта колонны – 494247 кг/ч (см.табл. 2.20);
- число теплообменников – 8 аппаратов
- поверхность теплообмена одного аппарата – 1122м2 (разд. 2.4.);
- общая поверхность теплообмена – 8976 м2.
Сырье подогревается от температуры 85 до 140оС, стабильная нефть охлаждается от температуры 211 до 125 оС.
Схема теплообмена:
211 оС 125 оС
140 оС 85 оС

Для определения тепловой нагрузки аппарата составляем его тепловой баланс

,
где Qприх. – тепловая нагрузка аппарата, кДж/ч;
Gн.ст., Gн.нес. – массовые расходы стабильной и нестабильной нефти, кг/ч;
Gн.ст = 494247 кг/ч;
η – КПД теплообменника;
Обычно КПД теплообменника равен 0,95 - 0,97 [2]. Принимаем КПД = 0,96;
h211, h125 – энтальпия стабильной нефти при температурах входа и выхода из аппарата, кДж/кг;
h85, h140 – энтальпия нестабильной нефти при температурах входа и выхода из аппарата, кДж/кг;
h211 = 472 кДж/кг (см. п. 2.5.8.6.).
,
где - плотность стабильной нефти при температуре 15 оС, г/см3;
= 0,836 г/см3;
t – температура, оС;
t = 125 оС.
= 260 кДж/кг.
Qприх = 494247 · (472 – 260) · 0,96 = 100,6 · 106 кДж/ч = 27,9 · 106 Вт.
Необходимую площадь теплообмена определим по формуле
,
где F - необходимая площадь теплообмена, м2.
Qприх – тепловая нагрузка аппарата, Вт;
К – коэффициент теплоотдачи Вт/(м2 * К).
Принимаем К = 104 Вт/(м2 * К) [6, с.169].
Δtср – средняя разность температур, оС.
Среднюю разность температур определяем по формуле

Δtср = = 56 оС.
F = = 4790 м2.
На установке установлены 8 теплообменников с общей поверхностью теплообмена равной 8976 м2. Из расчета видно, что имеющихся на установке теплообменников достаточно для нагрева сырья до температуры питания колонны равной 140оС.

2.5.7.2 Расчет теплообменников Т-1/1 ÷ Т-1/16
Теплообменники стабильной нефти Т-1/1 ÷ Т-1/16 служат для нагрева сырой нефти до температуры равной 85 оС. В качестве теплоносителя используется нижний продукт колонны - стабильная нефть.
Цель расчета – определить поверхность теплообмена, необходимую для нагрева сырой нефти перед подачей её в отстойники О-1 и О-2.
Исходные данные для расчета:
- расход нижнего продукта колонны – 494247 кг/ч (табл. 2.20);
- число теплообменников – 16 аппаратов;
- поверхность теплообмена одного аппарата – 1122м2 (см. разд. 2.4);
- общая поверхность теплообмена – 17952 м2.
Сырая нефть подогревается от температуры 20 до 85оС, стабильная нефть охлаждается от температуры 125 до 30 оС.
Схема теплообмена:
125 оС 30 оС
85 оС 20 оС

Для определения тепловой нагрузки аппарата составляем его тепловой баланс

,
где Qприх.- тепловая нагрузка аппарата, кДж/ч;
Gн.ст.,Gс.н.- массовые расходы стабильной и сырой нефти, кг/ч;
Gн.ст = 494247 кг/ч;
η – КПД теплообменника;
H125, h30 – энтальпия стабильной нефти при температурах входа и выхода из аппарата, кДж/кг;
H20, h85 – энтальпия сырой нефти при температурах входа и выхода из аппарата, кДж/кг;
H125 = 260 кДж/кг.
,
где - плотность фракции при температуре 15оС, г/см3;
= 0,836 г/см3;
t – температура, оС;
t = 30 оС.
= 57 кДж/кг.
Qприх. = 494247 · (260 - 57) · 0,96 = 96,3 кДж/ч = 26,7·106 Вт.
Необходимую помощь теплообмена определим по формуле
,
где F – необходимая площадь теплообмена, м2.
Qприх – тепловая нагрузка аппарата, Вт;
К – коэффициент теплоотдачи Вт/(м2 * К).
Принимаем К = 104 Вт/(м2 * К) [6,с. 169];
Δtср – средняя разность температур, оС;
Среднюю разность температур определяем по формуле
= 22 оС.
F = = 11670 м2.
На установке установлены 16 теплообменников с общей поверхностью теплообмена равной 17954м2. Из расчета видно, что имеющихся на установке теплообменников достаточно для нагрева сырой нефти до температуры 85оС перед ее подачей в отстойники О-1 и О-2.

2.5.7.3. Расчет конденсаторов-холодильников КХ-1/1 ÷ КХ-1/6
Конденсаторы-холодильники КХ-1/1 ÷ КХ-1/6 служат для охлаждения верхнего продукта колонны К-1 до температуры равной 30 оС. В качестве хладагента в данном случае используется оборотная вода.
Цель расчета – определить поверхность теплообмена, необходимую для охлаждения верхнего продукта колонны.
Исходные данные для расчета:
- расход верхнего продукта колонны – 37827 кг/ч (табл. 2.20);
- число теплообменников – 6 аппаратов;
- поверхность теплообмена одного аппарата – 1122м2;
- общая поверхность теплообмена – 6732 м2.
Верхний продукт охлаждается от температуры 76 до 30 оС, оборотная вода подается с температурой 20 оС. При выборе конечной температуры нагрева оборотной воды в конденсаторах-холодильниках следует учитывать, что осаждение солей из воды начинается при температуре 65 оС. Исходя из этого, рекомендуется принимать температуру воды на выходе из конденсаторов-холодильников не выше 55 оС.
Схема теплообмена:



Для определения тепловой нагрузки аппарата составляем его тепловой баланс

,
где Qприх. – тепловая нагрузка аппарата, кДж/ч;
Gв.п.., Gо.в. – массовые расходы верхнего продукта колонны и оборотной воды, кг/ч;
Gв.п. = 37827 кг/ч (см. табл. 2.20);
H76 – энтальпия паров верхнего продукта при температуре 76 оС, кДж/кг;
h30 – энтальпия острого орошения при температуре 30 оС, кДж/кг;
tвх., tвых. – температура входа и выхода оборотной воды из аппарата, оС;
H76 = 530 кДж/кг;
h30 = 66 кДж/кг.
Qприх.= 96396·(530 - 66) = 43,5·106 кДж/кг = 12,1·106Вт.
Расход охлаждающей воды определим из уравнения
,
где Qрасх. – количество тепла, которое принимает вода, кДж/ч;
– массовый расход воды, кг/ч;
– теплоемкость воды, кДж/ч;
= 4,19 кДж/ч;
t вых., tвх. – температура воды на входе и на выходе из холодильника, оС;
t вых = 55 оС;
tвх = 20оС
= 82396 кг/ч.
Необходимую площадь теплообмена определим по формуле
,
где F - необходимая площадь теплообмена, м2.
Qприх – тепловая нагрузка аппарата, Вт;
К – коэффициент теплопередачи Вт/(м2 * К).
Принимаем К = 175 Вт/(м2 * К) [6,с. 169];
Δtср – средняя разность температур, оС.
Среднюю разность температур определяем по формуле
= 15 оС.
F = = 4609 м2.
На установке установлены 6 теплообменников с общей поверхностью теплообмена равной 6732 м2. Из расчета видно, что имеющихся на установке теплообменников достаточно для охлаждения верхнего продукта до температуры 30оС.

2.5.8. Расчет печи П-1
Для поддержания температуры в низу колонны в заданных пределах предусмотрена система циркуляции стабильной нефти: нефть из куба колонны К-1 забирается насосами Н-5/1 ÷ Н-5/5 и подается по двум независимым линиям в печь П-1, предусмотрена возможность питания П-1 по одной линии.
На установке используется радиантно-конвекционная печь ПБ-20, которая представляет собой вертикальный четырехпоточный трубчато-змеевиковый аппарат, каждый из четырех змеевиков печи состоит из пакета труб диаметром 150 мм. Все четыре пакета трубчатых змеевиков заключены в общий кожух, в нижней части расположена топка, в верхней части установлена дымовая труба. Нагрев нефти в печи осуществляется продуктами сгорания сухого отбензиненного газа, поступающего с ГПЗ. Данные о составе газа представлены в таблице 2.26.
Температура топлива – 30 °С.
Коэффициент избытка воздуха – 1,13.
Температура уходящих из печи газов равна 300°С.
Потери теплоты в окружающую среду принимаем равным 10%.
Расход нефти поступающей в печь П-1 – 764919 кг/ч, (см. разд. 2.5.8.7.).

2.5.8.1 Определение низшей теплоты сгорания топлива
Определим низшую теплоту сгорания топлива по формуле [7,]

где – низшая объёмная теплота сгорания топлива, МДж/м3;
– теплота сгорания компонента топлива, МДж/м3 (см. табл. 2.26);
– мольная доля компонента топлива.
= 35,84 ∙ 0,9061 + 63,80 ∙ 0,0506 + 91,32 ∙ 0,0271 + 118,73 ∙ 0,0036 + 146,10 ∙ 0,0036 = 39,13 МДж/м3.
Таблица 2.15
Состав и количество газа, поступающего на сжигание в печи
Компоненты 
М кмоль/ч 

    
Азот 0,0060 28 0,02 0,0036
Углекислый газ 0,0134 44 0,03 0,0054
Метан 0,8016 16 5,01 0,9061
Этан 0,0831 30 0,28 0,0506
Пропан 0,0682 44 0,15 0,0271
Бутаны 0,0098 58 0,02 0,0036
Пентаны 0,0179 72 0,02 0,0036
Итого 1,0000 - 5,53 1,0000

Таблица 2.16
Низшая теплота сгорания топлива [7, табл. 2.9]
Компоненты  , МДж/м3

СН4 35,84
С2Н6 63,80
СзН8 91,32
С4Н10 118,73
С5Н12 146,10

В дальнейших расчётах используем массовую теплотворность топлива. Осуществляем пересчёт по формуле [7, (2)]
,
где – низшая массовая теплота сгорания топлива, МДж/кг;
– низшая объёмная теплота сгорания топлива, МДж/м3;
– плотность топлива, кг/м3.
Плотность топлива определяем по формуле [7]

где - плотность топлива, кг/м3;
– молярная масса топлива, кг/кмоль.
Молярную массу топлива определим по формуле [7]

где – молярная масса топлива, кг/кмоль;
– молярная масса компонента топлива, кг/кмоль;
- мольная доля компонента топлива.
28 . 0,0036 + 44 . 0,0054 + 16 ∙ 0,9061 + 30 ∙ 0,0506 + 44 ∙ 0,0271 +
58 ∙ 0,0036 + 72 ∙ 0,0036 = 18,01 кг/кмоль.


2.5.8.2 Расчёт процесса горения топлива
Теоретическое количество воздуха необходимое для сжигания единицы количества топлива определим по формуле [7]
,
где Lo – теоретическое количество воздуха, кг/кг;
С, Н, S и О – содержание углерода, водорода, серы и кислорода в топливе, % мас..

Действительный расход воздуха определим из выражения
,
где L – действительное количество воздуха, кг/кг;
Lo – теоретическое количество воздуха, кг/кг;
коэффициент избытка воздуха, зависящий от вида топлива;
= 1,13.
L = 16,66 ∙ 1,13 = 18,83 кг/кг
Удельный объем воздуха при горении 1 кг топлива определим по формуле

где V0 – удельный объем воздуха, м3/кг;
– плотность воздуха при нормальных условиях.
= 1,293 кг/м3.

Так как известен элементарный состав топлива, то массовый состав дымовых газов в расчёте на 1кг топлива при полном его сгорании определим по следующим уравнениям [7]

,
,
,
,
где - масса соответствующих компонентов дымовых газов, кг;
0,768 – массовая доля азота;
0,232 – массовая доля кислорода;
С, Н, N – содержание элементов в топливе, % мас.
,
,
,
.
Суммарная масса дымовых газов, образовавшихся при сгорании 1 кг топлива, определяем по формуле[7]


Объемный состав дымовых газов определяем по формуле [7]

где Vi - объемный состав дымовых газов;
mi - масса соответствующего газа, образующегося при сгорании 1 кг топлива;
молярная масса компонента дымовых газов, кг/кмоль.




Суммарный объем дымовых газов определим из выражения [7]


Полученные данные сведем в табл. 2.28
Плотность дымовых газов определим по формуле [7]

где плотность дымовых газов, кг/м3;
суммарная масса дымовых газов, кг;
суммарный объем дымовых газов, м3.

Таблица 2.17
Состав продуктов сгорания
Компоненты mi % мас Vi % об
СО2 2,7 13,7 1,37 8,6
Н2О 2,1 10,6 2,6 16,4
N2 14,46 73,2 11,57 72,8
О2 0,5 2,5 0,35 2,2
Итого 19,76 100,0 15,89 100,0

Определим энтальпию продуктов сгорания 1 килограмма топлива в интервале температур от 150 (423) до 750 ̊С (1023К) по формуле [7]

где СР - средняя удельная теплоемкость при постоянном давлении соответствующих газов. Значения СР приведены в табл. 2.29

Таблица 2.18
Средняя удельная теплоемкость газов (Ср), кДж/кг∙К
t,°С О2 N2 СО СО2 Н2О Воздух
0 0,9148 1,0392 1,0396 0,8148 1,8594 1,0036
100 0,9232 1,0404 1,0417 0,8658 1,8728 1,0061
200 0,9353 1,0434 1,0463 0,9102 1,8937 1,0115
300 0,9500 1,0488 1,0538 0,9487 1,9292 1,0191
400 0,9651 1,0567 1,0634 0,9877 1,9477 1,0283
500 0,9793 1,0660 1,0748 1,0128 1,9778 1,0387
600 0,9927 1,0760 1,0861 1,0396 2,0092 1,0496
700 1,0048 1,0869 1,0978 1,0639 2,0419 1,0605
800 1,0157 1,0974 1,1091 1,0852 2,0754 1,0710

Н100=100∙(2,7∙0,8659+2,1∙1,8728+14,46∙1,0404+0,5∙0,9232)=2177 кДж/кг∙К,
Н150=150∙(2,7∙0,8880+2,1∙1,8833+14,46∙1,0419+0,5∙0,9293)=3282 кДж/кг∙К,
Н250=250∙(2,7∙0,9295+2,1∙1,9115+14,46∙1,0461+0,5∙0,94273)=5530 кДж/кг∙К,
Н350=350∙(2,7∙0,9682+2,1∙1,9385+14,46∙1,0528+0,5∙0,9576)=7847 кДж/кг∙К,
Н450=450∙(2,7∙1,0003+2,1∙1,9628+14,46∙1,0614+0,5∙0,9722)=10193 кДж/кг∙К,
Н550=550∙(2,7∙1,0262+2,1∙1,9935+14,46∙1,071+0,5∙0,986) =12617
кДж/кг∙К,
Н650=650∙(2,7∙1,0518+2,1∙2,0256+14,46∙1,0815+0,5∙0,9988)=15100 кДж/кг∙К,
Н750=750∙(2,7∙1,0743+2,1∙2,0587+14,46∙1,0922+0,5∙1,0103)=17640 кДж/кг∙К,
Н800=800∙(2,7∙1,0852+2,1∙2,0754+14,46∙1,0974+0,5∙1,0157)=18928 кДж/кг∙К.
На основании данных расчёта процесса горения (табл. 2.30) строим график - зависимость энтальпии дымовых газов от температуры (рис. 2.12.).
Таблица 2.30
Энтальпии продуктов сгорания
Температура, °С 100 150 250 3350 450 550 650 750 800
Удельная теплоемкость, кДж/(кг∙К) 21,77 21,88 22,12 222,42 22,65 22,94 23,23 23,52 23,66
Удельная энтальпия, кДж/кг 2177 3282 5530 7847 10193 12617 15100 17640 18928

2.5.8.3. Расчет теплового баланса печи, КПД печи и расхода топлива
Тепловая нагрузка печи согласно теплового баланса = 107,8∙103 МДж/ч.
Коэффициент полезного действия печи рассчитаем по формуле [7]
,
где коэффициент полезного действия печи;
Нух – энтальпия продуктов сгорания при температуре выхода из печи, кДж/кг;
Нух = 6,6 МДж/кг определим по рис. 2.12.;
– низшая массовая теплота сгорания топлива, МДж/кг;
= 48,6 МДж/кг;
– потери теплоты в окружающую среду, в массовых долях от единицы.

Расход то