ТЕМПЕРАТУРНЫЙ РЕЖИМ КОЛОННЫ

Температуру шлема колонны, Т_ш, рассчитывают методом подбора такой температуры, при которой уравнение изотермы паровой фазы превращается в тождество:

. (42)

где - константа фазового равновесия i-ой фракции;

P_Di – давление насыщенных паров фракции при Т_ш, найденное по

уравнению (18);

Р_ш – давление в шлеме колонны, в примере расчёта равно 250 кПа.

Искомая температура, Т_ш, равна 381,2 К или 108,2 ⁰С. Расчёт представлен в таблице 9.

Таблица 9 – Подбор температуры шлема колонны

№	Пределы выкипания фракций, оС	Давление насыщеных паров, Рi, кПа	Константа фазового равновесия, ki	, мол. доли
	до 28 (газ)	1433,70	5,7348	0,10521	0,01835
	28-80	417,90	1,6719	0,57512	0,34399
	80-95	176,96	0,7078	0,14883	0,21026
	95-110	117,38	0,4695	0,12393	0,26396
	110-125	76,61	0,3064	0,04177	0,13631
	125-140	49,186	0,1967	0,00497	0,02524
	140-176	22,27	0,0891	0,00017	0,00175
	176-256	3,04	0,0121
	256-326	0,15	0,0006
	326-411	3,6*10-05	1,424*10-05
	411-502	1,96*10-07	7,850*10-08
	502-700	1,55*10-12	6,185*10-13
	Итого:	-	-	1,00000	0,99986≈1

Температуру куба колонны, Т_к, рассчитывают методом подбора такой температуры, при которой уравнение изотермы жидкой фазы превращается в тождество:

, (43)

где - константа фазового равновесия i-ой фракции;

P_Wi – давление насыщенных паров фракции при Т_к, найденное по

уравнению (18);

Р_к – давление в кубе колонны, в примере расчёта равно 270 кПа.

Искомая температура, Т_к, равна 521,03 К, или 248,03 ⁰С. Расчёт представлен в таблице 10.

Таблица 10 – Подбор температуры куба колонны

№	Пределы выкипания фракций, оС	Давление насыщеных паров, Рi, кПа	Константа фазового равновесия, ki	, мол. доли
	до 28 (газ)	6555,33	24,2790
	28-80	3260,13	12,0746	0,00006	0,00077
	80-95	2003,044	7,4187	0,00172	0,01279
	95-110	1587,28	5,8788	0,01319	0,07756
	110-125	1246,33	4,6160	0,04461	0,20594
	125-140	969,53	3,5909	0,05817	0,20889
	140-176	618,89	2,2922	0,13235	0,30336
	176-256	200,02	0,7408	0,22252	0,16486
	256-326	36,21	0,1341	0,17486	0,02345
	326-411	4,37	0,0162	0,14423	0,00234
	411-502	0,23	0,0008	0,09314	0,00008
	502-700	2,94*10-06	1,1*10-06	0,11515	1,3*10-07
	Итого:	-	-	1,00000	0,99997≈1

Температуру ввода сырья в отбензинивающую колонну, Т_F, рассчитываем методом подбора температуры, при которой выполняются тождества:

, (44)

где X’_Fi – мольная доля i-ого компонента в сырье;

- мольная доля i-ого компонента в жидкой фазе;

Е'_F - мольная доля отгона сырья на входе в колонну;

- константа фазового равновесия i-ой фракции;

P_Fi – давление насыщенных паров фракции при Т_F, найденное по

уравнению ( 18 );

Р_ср – среднее давление в колонне, в примере расчёта равно

260 кПа;

- мольная доля i-ого компонента в паровой фазе.

Мольная доля отгона сырья, Е'_F, может изменяться от 0 (сырьё холодное или на гране закипания) до 1 (полностью испарённое сырьё). Принимаем Е'_F равной мольной доле отбора в дистиллят, т.е. Е'_F = Е' =0,2421.

Искомая температура, Т_F, равна 477,5 К, или 204,5 ⁰С.

Определяем молекулярную массу, М_Ei, кг/кмоль, паровой фазы

(45)

где М_i – молекулярная масса отдельных i-ой фракции.

Расчёт температуры питания и молекулярной массы паровой фазы представлен в таблице 11.

Таблица 11 – Расчёт температуры сырья на входе в колонну по

заданной доле отгона

№	Пределы выкипания фракций, оС	Молекулярная масса, Мi, кг/кмоль	X’F, мольн. доли	Давление насыщных паров, Рi, кПа	Константа фазового равновсия, kFi	, мольн. доли	, мольн. доли
	до 28 (газ)		0,0255	4607,21	17,7200	0,00505	0,08940	5,35
	28-80	59,85	0,1393	2024,265	7,7856	0,05270	0,41027	32,46
	80-95	79,116	0,0373	1140,76	4,3875	0,02051	0,08999	8,45
	95-110	93,91	0,0400	867,43	3,3363	0,02555	0,08524	8,63
	110-125	101,26	0,0439	652,51	2,5097	0,03217	0,08073	8,80
	125-140	109,06	0,0453	485,48	1,8672	0,03743	0,06989	8,20
	140-176	117,31	0,1003	286,18	1,1007	0,09796	0,10782	14,27
	176-256	132,36	0,1687	75,70	0,2912	0,20359	0,05928	10,16
	256-326	171,46	0,1325	10,12	0,0389	0,17272	0,00672	1,56
	326-411	231,98	0,1093	0,84	0,0032	0,14409	0,00047	0,14
	411-502	306,34	0,0706	0,03	0,0001	0,09313	9,3*10-6	3,8*10-3
	502-700	405,34	0,0873	1,02*10-7	3,95*10-8	0,11516	4,5*10-9	2,7*10-6
	Итого:	-	1,0000	-	-	1,00006	0,99982	98,04

Молекулярная масса паровой фазы, М_Ei , равна 98,04 кг/кмоль.

Массовая доля отгона:

. (46)

Таким образом, в эвапорационном пространстве колонны в паровою фазу переходит 10,9 мас.% нефти.

10. ФЛЕГМОВОЕ ЧИСЛО

Минимальное флегмовое число, R_min, определяем по уравнениям Андервуда [ 7 ]:

, (47)

, (48)

где α_Тксi = k_Тксi/k_Тксh = P_Тксi/P_Fh - летучесть i-го компонента, относительно тяжёлого ключевого компонента (h), в нашем случае фракции 110-125 ^оС, при средней температуре в колонне, T_Кср. К;

P_i, P_h - давление насыщенных паров i-ой фракции и фракции 110-125 ^оС при T_Кср, найденные по уравнению ( 18 );

- корень уравнения Андервуда. Обычно его величина находится между значениями α_i ключевых компонентов.

T_Кср. = (Т_ш + Т_F + Т_к)/3 =(381,2 + 477,5+521,03)/3 = 459,9 К, (49)

или 186,9 ⁰С;

В нашем случае: Е'_F = Е' =0,2421; α₄ = 3,3363; α₅ = 1,0. Методом подбора находим из первого уравнения Андервуда корень , подставляем его во второе уравнение и определяем R_min.:

= 2,912,

=1,93 - 1= 0,93.

Результаты расчета приведены в таблице 12.

Оптимальное флегмовое число [ 7, 9 ]:

, (50)

0,93+0,35 = 1,61.

11. ВНУТРЕННИЕ МАТЕРИАЛЬНЫЕ ПОТОКИ колонны

Концентрационная часть колонны.

Массовые расходы:

- стекающей флегмы:

Ф_к =R_опт·D= 46401,7*1,61= 74632,1 кг/ч; (51)

- поднимающихся паров:

П_к = Ф_к + D=74632,1+46401,7=121033,8 кг/ч. (52)

Мольные расходы:

- стекающей флегмы:

= /М_D= 74632,1/83,48 = 894,0 кмоль/ч; (53)

- поднимающихся паров:

/ М_D =121033,8/83,48 =1449,8 кмоль/ч. (54)

Таблица 12 - Расчёт минимального флегмового числа

№ компо- нента	Пределы выкипания фракций, оС	X’F, мольн. доли	Относительная летучесть, αFi		, мол. доли
	до 28 (газ)	0,0255	17,7200	0,030476	0,10521	0,14468
	28-80	0,1393	7,7856	0,222478	0,57512	2,22863
	80-95	0,0373	4,3875	0,111036	0,14883	-0,30334
	95-110	0,0400	3,3363	0,314611	0,12393	-0,11474
	110-125	0,0439	2,5097	-0,273911	0,04177	-0,02152
	125-140	0,0453	1,8672	-0,080936	0,00497	-0,00154
	140-176	0,1003	1,1007	-0,060975	0,00017	-0,00002
	176-256	0,1687	0,2912	-0,018735
	256-326	0,1325	0,0389	-0,001796
	326-411	0,1093	0,0032	-0,000121
	411-502	0,0706	0,0001	-2,4*10-6
	502-700	0,0873	3,95*10-8	-1,2*10-9
Итого:	-	1,0000	-	0,242105	1,00000	1,93215≈1,93

Объёмные расходы при средней температуре концентрационной секции, равной T_{к ср.}= (Т_ш + Т_F)/2 = (381,2 + 477,5)/2= 429,35 К и среднем давлении, равном Р_{к ср.} =(Р_ш + Р_ср. )/2 = (250+260)/2 = 255 кПа.

- расход флегмы:

м³/ч, (55)

где ρ_ф.к. – абсолютная плотность флегмы при T_{к ср}, кг/м³ [4],

ρ_ф.к. = 1000*( - (0,001838-0,00132* )*(T_{к ср} -293)), (56)

ρ_ф.к. = 1000*(0,6682 - (0,001838-0,00132*0,6682)*( 429,35 - 293)) =

= 537,84 кг/м³.

- объёмный расход паров в концентрационной секции [4]:

, (57)

м³/с = 20042,1 м³/ч

Отгонная часть колонны.

Массовые расходы:

- стекающей флегмы:

74632,1+ 453598,3 = 528230,4 кг/ч; (58)

- поднимающихся паров:

= 528230,4 – 453598,3 = 74632,1 кг/ч. (59)

Мольные расходы:

- стекающей флегмы:

894,0+1740,43 = 2634,43 кмоль/ч; (60)

- поднимающихся паров:

= 894,0 кмоль/ч. (61)

Объёмные расходы при средней температуре отгонной секции, равной T_{н ср.}= (Т_к + Т_F)/2 = (521,03 + 477,5)/2= 499,265 К и среднем давлении, равном Р_{О ср.} =(Р_к + Р_ср. )/2 = (270+260)/2 = 265 кПа

- расход флегмы:

м³/ч, (62)

где ρ_ф.к. – абсолютная плотность флегмы при T_{О ср}, кг/м³,

ρ_ф.к. = 1000*( - (0,001838-0,00132* )*(T_{О ср} -293)), (63)

ρ_ф.к. = 1000*(0,8749 - (0,001838-0,00132*0,8749)*( 499,265 - 293)) =

= 733,99 кг/м³.

- объёмный расход паров в отгонной секции [4]:

, (64)

14108,4 м³/ч.

12. ТЕПЛОВОЙ БАЛАНС КОЛОННЫ

Ректификационная колонна снабжена холодным испаряющимся орошением: пары дистиллята поступают в конденсатор-холодильник (обычно сначала воздушный, затем водяной), конденсируются, конденсат охлаждается до температур 35-40^оС, и часть холодного конденсата подаётся как орошение на верхнюю тарелку, а балансовый избыток отводится как верхний продукт колонны. В нашем случае температура в конденсата, Т_сеп, равна 313 К (40 ^оС).

Уравнение теплового баланса колонны в этом случае будет иметь вид [3]:

, (65)

где Q_F – тепло, поступающее в колонну с сырьём, кДж/ч;

Q_Г.С – тепло, подводимое в куб колонны «горячей струёй», кДж/ч;

Q_ОР - тепло, поступающее в колонну с холодным орошением, кДж/ч;

Q_D – тепло, отводимое из колонны с парами дистиллята и орошения, кДж/ч;

Q_W – тепло, отводимое из колонны с остатком, кДж/ч;

Q_ПОТ – потери тепла в окружающую среду, кДж/ч.

, (66)

(67, 68)

где G_F, G_Fж, G_Fп – массовый расход сырья, жидкой и паровой фаз сырья, кг/ч;

i_Fж – энтальпия жидкой фазы сырья, кДж/кг;

I_Fп – энтальпия паровой фазы сырья, кДж/кг;

Е_F = 0,109 – массовая доля отгона сырья при температуре питания колонны, Т_F, равной 477,5 К, или 204,5 ⁰С (см. раздел 10);

, (69)

где G_гс – массовый расход «горячей струи», подающей тепло в колонну, кДж/кг;

Е_гс - массовая доля паров в составе «горячей струи» при температуре подачи в колонну;

I_гс – энтальпия паровой фазы «горячей струи», кДж/кг;

i_гс – энтальпия жидкой фазы «горячей струи», кДж/кг;

, (70)

, (71)

где G_ор – массовый расход холодного орошения, кг/ч;

G_D – массовый расход дистиллята, кг/ч;

R_опт = 1,61 - оптимальное флегмовое число (раздел 11) ;

I_D - энтальпия паров дистиллята при температуре шлема колонны, T_ш, 381,2 К, или 108,2 ⁰С, кДж/кг;

i_D – энтальпия жидкого дистиллята при температуре шлема колонны, T_ш, 381,2 К, или 108,2 ⁰С (температуре конденсации), кДж/кг;

i_хол – энтальпия холодного орошения при температуре в сепараторе, Т_сеп, 313,0 К или 40 ^оС, кДж/кг;

, (72)

, (73)

где G_W – массовый расход остатка, кг/ч;

i_W – энтальпия остатка при температуре куба колонны, Т_к, равной 521,03 К, или 248,03 ⁰С, кДж/кг;

Примем потери тепла в колоне, Q_ПОТ, равными 5% от расхода тепла .

Энтальпии жидких нефтепродуктов при соответствующих температурах рассчитываются по уравнению Крэга [3]:

, кДж/кг. (74)

Энтальпии паров нефтепродуктов рассчитываются по уравнению Уэйра и Итона [3]:

, кДж/кг. (75)

Например, энтальпия сырья, поступающего в колонну при, Т_F, равной 477,5 К, или 204,5 ⁰С:

- жидкая фаза:

кДж/кг.

- паровая фаза:

=

= 782,57 кДж/кг.

Результаты расчёта энтальпий потоков:

Количество холодного орошения:

G_ор = 1,61*46401,7*(577,32 -216,88)/( 577,32 - 75,55) = 53610,7 кг/ч

Кратность орошения:

K_о = G_ор /G_D = 53610,7/46401,7 = 1,16. (76)

Рассчитываем количество теплоты паровых и жидких потоков по формулам [4]:

, (77)

. (78)

На основе расчётов составляем тепловой баланс колонны (таблица 13).

Таблица 13 - Тепловой баланс колоны

Недостающее тепло вводят в колонну потоком паров кубового продукта, частично испарённого в рибойлере, или «горячей струёй» - парожидкостным потоком нагретого в печи кубового продукта. В отбензинивающих колоннах традиционно используют «горячую струю», нагретую до температуры 300 – 360 ⁰С. В нашем случае, «горячей струёй» необходимо подвести следующее количество тепла:

Q_гс = 339853798,1 – 249483043,4 = 90370754,7 кДж/ч.

Массовый расход «горячей струи», G_ГС, кг/ч, находим по уравнению [4]:

(79)

где E_ГС – массовая доля отгона (доля паров) «горячей струи»;

I_гс – энтальпия паровой фазы «горячей струи» при температуре, Т_ГС, кДж/кг;

i_гс - энтальпия жидкой фазы «горячей струи» при температуре, Т_ГС, кДж/кг.

Задавшись температурой «горячей струи», Т_ГС, в пределах 300– 360 ⁰С, подбираем мольную долю отгона «горячей струи», Е'_ГС, при которой выполняются тождества [5]:

, (80, 81)

где X’_Wi – мольная доля i-ого компонента в остатке;

- мольная доля i-ого компонента в жидкой фазе;

Е'_ГС - мольная доля отгона «горячей струи»;

- константа фазового равновесия i-ой фракции;

P_ГСi – давление насыщенных паров фракции при Т_ГС, найденное по уравнению (18);

Р_к – давление в кубе колонны, в примере расчёта равно

270 кПа;

- мольная доля i-ого компонента в паровой фазе «горячей струи».

Определяем молекулярную массу, М_ГС, кг/кмоль, паровой фазы

(82)

где М_i – молекулярная масса i-ой фракции.

В нашем случае, Т_ГС равна 623 К (350 ⁰С), искомая мольная доля отгона, Е'_ГС, равна 0,5547, I_ГС = 1070,97 кДж/кг, i_ГС = 853,93 кДж/кг.

Расчёт доли отгона и молекулярной массы паровой фазы «горячей струи» представлен в таблице 14.

Молекулярная масса паровой фазы, М_ГС , равна 172,13 кг/кмоль.

Массовая доля отгона «горячей струи»:

. (83)

Таким образом, в змеевике печи в паровою фазу переходит 36,3 мас.% отбензиненной нефти.

Массовый расход «горячей струи»:

Таблица 14 – Расчёт доли отгона «горячей струи» при температуре 623 К (350 ⁰С)

№	Пределы выкипания фракций, оС	Молекулярная масса, Мi, кг/кмоль	X’W, мольн. доли	Давление насыщных паров, РГСi, кПа	Константа фазового равновсия, kГСi	, мольн. доли	, мольн. доли
	до 28 (газ)		0,0255	11798,63	43,6986
	28-80	59,85	0,1393	7213,57	26,7169	4,2*10-06	0,00011	0,01
	80-95	79,116	0,0373	5118,47	18,9573	0,00016	0,00298	0,28
	95-110	93,91	0,0400	4344,82	16,0919	0,00141	0,02265	2,29
	110-125	101,26	0,0439	3664,36	13,5717	0,00560	0,07593	8,28
	125-140	109,06	0,0453	3070,23	11,3712	0,00861	0,09795	11,49
	140-176	117,31	0,1003	2237,96	8,2887	0,02624	0,21752	28,79
	176-256	132,36	0,1687	1010,02	3,7408	0,08829	0,33027	56,63
	256-326	171,46	0,1325	303,06	1,1224	0,16374	0,18379	42,64
	326-411	231,98	0,1093	68,29	0,2529	0,24630	0,06230	19,08
	411-502	306,34	0,0706	8,57	0,0317	0,20119	0,00638	2,59
	502-700	405,34	0,0873	0,08	0,0003	0,25850	0,00008	0,045
	Итого:	-	1,0000	-	-	1,00004	0,99998	172,13

13. ДИАМЕТР КОЛОННЫ

Диаметр колонны рассчитываем по объему паров в критических сечениях колонны, которым относятся сечения ввода жидкого (верхняя тарелка) и парового («горячая струя» под нижней тарелкой) орошения колонны.

Объемный расход паров на первой тарелке, V_ш, м³/с:

(84)

Плотность паров в шлеме колонны:

= 6,58 кг/м³. (85)

Максимальная допустимая скорость паров , W_max, м/с [2]:

, (86)

где m₁, С_max – коэффициенты, зависящие от типа тарелки, расстояния между тарелками, условий работы колонны;

r_ж и r_п – плотность жидкой и паровой фазы, кг/м³.

Ниже приведены значения коэффициента m₁ для тарелок различных типов [2, 10]:

Значения коэффициента С_max для различных технологических режимов работы колонн в зависимости от расстояния между тарелками следующие [ 2 ]:

Для большинства колонн расстояния между тарелками принимают таким образом, чтобы облегчить чистку, ремонт и инспекцию тарелок: в колоннах диаметром до 2 м – не менее 450 мм, в колоннах большего диаметра – не менее 600 мм, в местах установки люков – не менее 600 мм.

Примем к установке в верхней части колонны клапанные двухпоточные тарелки, а в нижней, наиболее нагруженной по жидкой фазе, части - клапанные четырёхпоточные тарелки. При расстояние между клапанными тарелками, h_T , 600 мм, коэффициенты m₁ = 1,15, С_max = 760.

Абсолютная плотность флегмы при температуре шлема колонны, T_ш, 381,2 К (108,2 ⁰С), по формуле ( 65 ) равна:

ρ_ф.ш. = 1000*(0,6682 - (0,001838-0,00132*0,6682)*( 381,2 - 293)) =

= 583,88 кг/м³.

Максимальная допустимая скорость паров в шлеме колонны:

= 0,693 м/с.

Диаметр колонны рассчитывается из уравнения расхода [ 2 ]:

, м , (87)

где V_П – объёмный расход паров, м³/с;

W_max – максимальная допустимая скорость паров, м/с.

Полученный диаметр округляется в большую сторону до ближайшего стандартного значения [11]. Для стальных колонн рекомендованы значения диаметров от 0,4 до 1,0 м через каждые 0,1 м; от 1,2 до 4,0 м через 0,2 м; далее 4,5 м, 5,0 м, 5,6 м, 6,3 м; от 7,0 до 10 м через 0,5 м, от 11,0 до 14,0 м через 1,0 м, от 16,0 до 20,0 м через 2,0 м.

Диаметр колонны в концентрационной части :

.

Объемный расход паров «горячей струи» под нижней тарелкой, V_к, м³/с:

(88)

Плотность паров в шлеме колонны:

. (89)

Абсолютная плотность отбензиненной нефти при температуре куба колонны, Т_к = 521,03 К (248,03 ⁰С), по формуле (63) равна:

ρ_W.к. = 1000*(0,8749 - (0,001838-0,00132*0,8749)*( 521,03 - 293)) =

= 719,13 кг/м³.

Максимальная допустимая скорость паров в кубе колонны:

= 0,602 м/с.

Диаметр колонны в отгонной части:

Диаметр всей колонны, D_K, принимаем по большему из двух найденных значений, выбирая стандартного ряда ближайшее большее число -

3,2 м.

Проверяем нагрузку тарелки по жидкости, L_v, м³/(м ^.ч) [10]:

, (90)

где V_ф – объёмный расход флегмы, рассчитанный в разделе 12, м³/ч;

n – число потоков на тарелке;

W - относительная длина слива, обычно находится в пределах 0,65-0,8 от диаметра колонны.

Нагрузка на периметр слива двухпоточной клапанной тарелки в концентрационной части колонны:

.

Нагрузка на периметр слива четырёх поточной клапанной тарелки в отгонной части колонны:

.

Полученное значение расхода жидкости на единицу длины слива больше допустимого, которое составляет для данного типа тарелок м³/(м_*ч) [10]. Тарелки в отгонной части колонны перегружены жидкостью.

14. РАБОЧЕЕ ЧИСЛО ТАРЕЛОК В КОЛОННЕ

Определяем минимальное число теоретических тарелок в концентрационной части колонны [3, 9]:

, (91)

где k₄ и k₅ – константы фазового равновесия 4 и 5 компонентов при температуре ввода сырья, T_F , (см. таблицу 12).

= 4,2.

Оптимальное число теоретических тарелок определяем по эмпирической формуле [ 9 ]:

N_опт=1,7 . (92)

Оптимальное число теоретических тарелок в колонне равно

N_опт=1,7·6,7+0,7=12,1.

Оптимальное число теоретических тарелок в концентрационной части

1,7_*4,2 +0,7 = 7,8.

Рабочее число тарелок в колонне:

(93)

где - к.п.д. тарелки, изменяющийся в пределах от 0,4 до 1.

Конкретное значение зависит от конструкции, размеров, гидродинамических условий работы тарелки, летутечести, вязкости и других физико-химических свойств пара и жидкости. При разделении углеводородных смесей для ориентировочной оценки величины к.п.д. тарелки можно использовать уравнение [ 3 ]:

, (94)

, (95)

, (96)

где µ_t – динамическая вязкость жидкой фазы сырья при средней температуре в колонне, Па*с;

ν_t - кинематическая жидкой фазы сырья при средней температуре в колонне, м²/с;

ρ_tж – плотность жидкой фазы сырья при средней температуре в колонне, кг/м³;

- коэффициент относительной летучести ключевых компонентов при средней температуре в колонне;

k₄ , k₅ – константы фазового равновесия 4 и 5 компонентов при средней температуре в колонне.

В нашем случае, кинематическая вязкость Катунской нефти при температурах 293 и 323 К (20 и 50 ⁰С) равна: ν₂₉₃ , 15,72*10^-6 м²/с и ν₃₂₃ , 7,24*10^-6 м²/с соответственно [12], средняя температура в колонне, T_Кср., равна 459,9 К.

Пересчёт кинематической вязкости на температуру T_ср выполняем по уравнению Гросса [3] :

(97)

= lg (15,72*10^-6/7,24*10^-6)/lg [(323-273)/293-273)] = 0,8461,

15,72*10^-6/10 ^{0,8461* lg [(459,9 -273)/293-273)]} = (98)

= 2,32*10^-6 м²/с.

Пересчитываем относительную плотность сырья в по формуле (10):

=1,00664*0,8559-0,00925 = 0,85233

Плотность сырья при средней температуре колонны:

ρ_tж = 1000*( - (0,001838-0,00132* )*(T_Кср -293)), (99)

ρ_tж = 1000*(0,85233 - (0,001838-0,00132*0,85233)*(459,9 - 293)) =

= 733,35 кг/м³.

Вязкость динамическая при средней температуре колонны:

= 2,32*10^-6*733,35 = 1,7*10^-3 Па*с.

Константы фазового равновесия ключевых компонентов, найденные по формулам (17), (18) при средней температуре колонны: k₄ = 2,5051, k₅ =1,8465.

Средний по колонне к.п.д. тарелки:

=

= 0,492*(1000*1,7*10^-3*2,5051/1,8465)^-0,245 = 0,4.

В колоннах большего диаметра, с длиной пути жидкости на тарелке l > 0,9 м, к значениям к.п.д. тарелок, , вводят поправкуΔ,определяемую по рисунку 2 [10, 13]:

.

Длину пути жидкости на тарелке оценивают по уравнению

. (100)

В нашем случае, диаметр колонны, D_к, равен 3,2 м, длина пути жидкости на тарелке, l = 3,2*0,6 = 1,92 м, Δ =0,203, уточнённый средний по колонне к.п.д. тарелок

=0,4*(1+0,21) = 0,484.

Рисунок 2 – Зависимость поправки Δ.от длины пути жидкости на

тарелке [13]

Рабочее число тарелок в колонне

= 25.

Рабочее число тарелок в концентрационной части колонны:

,

=16,1, принимаем 16 тарелок.

В нижней, исчерпывающей части колонны, будет 25 – 16 = 9 тарелок.

15. ВЫСОТА КОЛОННЫ

Высоту колонны рассчитывается по уравнению [4]:

Н_К = H₁ + H_к + Н_и + Н_п + Н₂ + Н_н + Н_о, м, (101)

где Н₁ – высота верхнего днища, м;

Н_к – высота концентрационной тарельчатой части колонны верхним сепарационном пространством, м;

Н_и – высота отгонной, исчерпывающей тарельчатой части колонны, м;

Н_п – высота секции питания, м;

Н₂ – расстояние от нижней тарелки до штуцера ввода «горячей струи», м;

Н₃ - расстояние от уровня жидкости в кубе колонны до штуцера ввода «горячей струи», м;

Н_н – высота куба колонны, от уровня жидкости до нижнего днища, м;

Н_о – высота опоры, м.

Высота Н₁ зависит от формы днища: для стандартных эллиптических днищ Н₁ =D_К/4, сферических днищ Н₁ =D_К/2. Сферические днища применяют для вакуумных колонн, колонн, работающих при давлениях более 1 МПа при диаметре более 4 метров [10]. Поэтому Н₁ = 3,2/4 = 0,8 м.

Высота концентрационной тарельчатой части колонны с учётом верхнего сепарационного пространства, при расстоянии между тарелками, h_т = 0,6 м:

Н_к = N_{конц *}h_т = 16_*0,6 = 9,6 м. (102)

Высота отгонной, исчерпывающей тарельчатой части колонны:

Н_и = (N_отг – 1)_*h_т = (9 – 1)0,6 = 4,8 м. (103)

Высота секции питания, Н_п , берётся из расчёта расстояния между тремя-четырьмя тарелками, принимаем 3 тарелки:

Н_п = 3h_т= 3_*0,6 =1,8 м. (104)

Для равномерного распределения по сечению колонны паров, поступающих из печи, высота Н₂ должна быть от 1 до 2 м, в нашем случае

Н₂ = 2 h_т = 2 _* 0,6 = 1,2 м. (105)

Расстояние от уровня жидкости в кубе колонны до штуцера ввода «горячей струи», Н₃ , должно быть от 1 до 2 м, принимаем

Н₃ = 2 h_т = 2 _* 0,6 = 1,2 м. (106)

Высота куба колонны, Н_н, рассчитывается, исходя из 3-5 минутного запаса остатка, необходимого для нормальной работы насоса в случае прекращения подачи сырья в колонну [4]:

м (107)

где τ – запас времени работы насоса, примем 4 мин;

r_Wк – абсолютная плотность остатка при температуре куба колонны, равная 719,13 кг/м³ (см. раздел 13);

F_к = - площадь поперечного сечения колонны, м².

Для нормальной работы горячего насоса штуцер отбора нижнего продукта должен находится на отметке, обеспечивающей кавитационный запас насоса, равный 4,5-5 м. Высота опоры, Н_о, выбирается с учётом обеспечения необходимого подпора жидкости: 4-5 м. Примем Н_о = 4,5 м.

Полная высота колонны:

Н_К = 0,8+9,6 +4,8 +1,8+1,2+1,2+5,23+4,5 = 29,13 м.

С учётом вылета штуцера для вывода паров дистиллята принимаем высоту колонны равной 29,3 м.

Высота цилиндрической части колонны без опоры с учётом вылета штуцера вывода отбензиненной нефти [4]:

Н_Ц = Н_К - Н_о + D_К/4 = 29,3 - 4,5 + 0,8 + 0,17= 25,77 м. (108)

16. ДИАМЕТРЫ ШТУЦЕРОВ

Диаметры штуцеров определяют из уравнения расхода по допустимой скорости потока, W_доп [10]:

, м, (109)

где – объёмный расход i-го потока через штуцер, м³/ч;

G_i – массовый расход i-го потока через штуцер, кг/ч;

ρ_i – абсолютная плотность i-го потока при температуре выхода из колонны, кг/м³.

Величина допустимой скорости, W_доп, м/с, принимается в зависимости от назначения штуцера и фазового состояния потока [ 10 ]:

Скорость жидкостного потока:

- на приёме насоса и в самотечных трубопроводах 0,2-0,6

- на выкиде насоса ......................................................................... 1-2

Скорость парового потока:

- в шлемовых трубах и из кипятильника в колонну...................... 10-30;

- в трубопроводах из отпарных секций......................................... 10-40;

- в шлемовых трубах вакуумных колонн...................................... 20-60;

- при подаче сырья в колонну........................................................ 30-50.

Скорость парожидкостного потока при подаче сырья в колонну

(условно даётся по однофазному жидкостному потоку)…………..0,5-1,0.

Рассчитанный диаметр штуцера далее округляется в большую сторону до ближайшего стандартного значения: 10; 15; 20; 25; 32; 40; 50; 70; 80; 100; 125; 150; 200; 225; 250; 300; 350; 400; 450; 500; 600; 700; 800; 900; 1000; 1200; 1400; 1600 [14].

Штуцер паров дистиллята и орошения: объёмный расход паров, V_ш, равен 5,11 м³/с (см. раздел 13), принимаем W_доп = 20 м/с, тогда

, принимаем 600 мм.

Результаты расчёта остальных штуцеров представлены в таблице 15.

Таблица 15 – Диаметры штуцеров отбензинивающей колонны

Кроме рассчитанных штуцеров, колонну комплектуют штуцерами для установки датчиков контрольно-измерительных приборов: в шлеме, в зоне питания и кубовой части колонны принимаем по два штуцера диаметром 40 мм для манометрических и температурных преобразователей (всего 6 шт.). В кубовой части устанавливаем 4 штуцера диаметром 50 мм для установки основного и резервного уровнемеров.

Список рекомендуемой литературы

1. Ахметов С.А. Технология глубокой переработки нефти и газа: Учебное пособие для вузов. - Уфа: Изд-во «Гилем», 2002. - 672 с.

2. Мановян А.К. Технология первичной переработки нефти и природного газа: Учебное пособие для вузов. – М.: Химия, 2001. – 568 с.

3. Расчеты основных процессов и аппаратов нефтепереработки: Справочник / Под ред. Е.Н.Судакова. - М.: Химия, 1979. - 569 с.

4. Сарданашвили А.Г., Львова А.И. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и газа. - М.: Химия, 1973. - 272 с.

5. Технологические расчеты установок переработки нефти / М.А. Танатаров [и др.]. - М.: Химия, 1987. - 352 с.

6. Эмирджанов Р.Т., Лемберанский Р.А. Основы технологических расчетов в нефтепереработке и нефтехимии. - М.: Химия, 1989. - 192 с.

7. Александров И.А. Перегонка и ректификация в нефтепереработке. - М.: Химия, 1981. 352 с.

8. ВНТП 81-85. Нормы технологического проектирования предприятий по переработке нефти и производству продуктов органического синтеза.

9. Процессы и аппараты нефтегазопереработки и нефтехимии / А.И. Скобло [и др.].. - М.: ООО "Недра-Бизнесцентр", 2000. - 677 с.

10. Александров И.А. Ректификационные и абсорбционные аппараты. - М.: Химия, 1979. - 280 с.

11. Альперт Л.З. Основы проектирования химических установок – 3 изд., перераб и доп. – М.: Высш. школа, 1982 – 304. с.

12. Хорошко С.И. Нефти северных регионов. Справочник. – Новополоцк: Изд. ИПК УО "ПГУ", Мин. образ. Республики Беларусь, 2004. – 125с.

13. Поникаров И.И., Поникаров С.И., Рачковский С.В. Расчеты машин и аппаратов химических производств и нефтегазопереработки (примеры и задачи): Учебное пособие.- М.: Альфа-М, 2008.-720 с.

14. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию / Под ред. Ю.И.Дытнерского. М.: Химия, 1983. - 272 с.

• ⇐ Назад
• 12