Размещено на http://www.allbest.ru/

10

Задание

Проведём технологический расчет отбензинивающей колонны мощностью 6 млн т в год по Гуронской нефти, разгонка (ИТК) которой представлены в Таблице 1, физико-химические показатели в Таблице 2. В качестве дистиллята предусмотрим отбор фракции легкого бензина н.к.-85^оС.

Цель работы:

Провести технологические и конструкторские расчеты для определения основных параметров отбензинивающей колонны с клапарными тарелками.

Дополнительные указания:

Выполнить расчет материального баланса отбензинивающей колонны, тепловой баланс, найти температуру низа и верха колонны, массовую долю отгона, диаметр и высоту колонны.

Содержание пояснительной записки

Введение

1. Технологическая часть

1.1 Технологическая схема установки ЭЛОУ АТ-6

1.2 Принципиальная схема работы ректификационной колонны

1.3 Технологическая схема ректификационных колонн установки ЭЛОУ АТ-6

2. Расчетная часть

2.1 Исходные данные для расчета

2.2 Характеристика нефти по ГОСТ Р 51858-2002

2.3 Физико-химические свойства сырья

2.4 Минимальное число теоретических тарелок

2.5 Состав дистиллята и остатка

2.6 Материальный баланс колонны

2.7 Температурный режим колонны

2.7.1 Расчет температуры верха колонны

2.7.2 Расчет температуры низа колонны

2.7.3 Расчёт доли отгона сырья на входе в колонну

2.8 Минимальное флегмовое число

2.9 Оптимальное флегмовое число. Оптимальное число теоретических тарелок

2.10 Место ввода сырья в колонну. Рабочее число тарелок.

2.11 Внутренние материальные потоки

2.12 Тепловой баланс колонны

2.13 Диаметр колонны

2.14 Высота колонны

Заключение

Литература

Приложение 1

Введение

Атмосферная перегонка нефти. Нефть представляет собой сложную смесь парафиновых, нафтеновых, ароматических и других углеводородов с различными молекулярными массами и температурами кипения. Так же в нефти содержаться сернистые, кислород и азотсодержащие органические соединения. И поэтому, для получения из нефти товарных продуктов различного назначения, применяют методы разделения нефти на фракции или группы углеводородов. И при необходимости, изменяют их химический состав, дальнейшим проведением каталитических и термических процессов.

Различают первичные и вторичные методы переработки нефти. Первичными процессами называют процессы разделения нефти на более или менее однородные фракции без химического преобразования входящих в неё веществ. Основным приёмом разделения является дистилляция (перегонка) - процесс разделения жидких веществ по температурам их кипения. Атмосферная перегонка относится к первичному процессу и отсюда можно выделить основное её назначение - разделить нефть на фракции, и использовать максимальные возможности нефти по количеству и качеству получаемых исходных продуктов.

Атмосферную перегонку можно осуществить следующими способами:

· с однократным испарением в трубчатой, печи и разделением отгона в одной ректификационной колонне;

· двухкратным испарением и разделением в двух ректификационных колоннах -- в колонне предварительного испарения (эвапораторе) с отделением легких бензиновых фракций и в основной колонне;

· Постепенным испарением.

Сырьём установки атмосферной перегонки может служить как нефть , так и газовый конденсат. Физико-химические свойства нефтей и составляющих их фракций оказывают влияние на выбор технологии получения нефтепродуктов. Поэтому, при определении направления переработки нефти нужно стремиться по возможности максимально, полезно использовать индивидуальные природные особенности её химического состава. [1]



1. Технологическая часть

1.1 Технологическая схема установки ЭЛОУ АТ-6

Спроектированная ВНИПИнефтью установка ЭЛОУ АТ-6 мощностью 6 млн.т/год является не только укрупненной, но и комбинированной, так как имеет в своем составе электродегидраторы, осуществляющие процесс электрообессоливания.

Сырая нефть из линии I (Рисунок 1) насосами 1 прокачивается двумя потоками через группу теплообменников 2 и электродегидраторы 3, затем через группу теплообменников 4 и по линии II подается в колону предварительного отбензинивания нефти 5. Обессоливание на установках производят в две ступени.

На электродегидраторы перовой ступени поступает нефть в смеси с 2%-ным раствором деэмульгатора и щелочной водой (с электродегидраторов второй ступени). Частично обезвоженная и обессоленная нефть с верха электродегидраторов первой ступени поступает в электродегидраторы второй ступени, перед которыми в поток нефти через инжекторы подается насосом холодная вода. Отстоявшуюся щелочную воду из электродегидраторов второй ступени насосом перекачивают на электродегидраторы первой ступени, где она смешивается с нефтью и деэмульгатором. Нефть в смеси с реагентами и водой вводиться в электродегидраторы снизу через маточники-распылители, создающие равномерный поток нефти, направленный вверх.в электрическом поле высокого напряжения электродегидратов происходит разрушение эмульсии с разделением на нефть и воду.

С низа колоны преварительного отбензинивания 5 частично отбензининую нефть насосами 1 по линиям IV подают в печь 13. Часть нагретой отбензиненой нефти в виде «горячей струи» по линии III возвращается в колону предварительного отбензинивания 5, а основное ее количество поступает в реакционную колону 12, связанную с двумя отпарными колоннами 10 и 11, из которых соответственно по линиям VIIи VIII выводятся керосиновые и дизельные фракции. Для регулирования температуры начала кипения этих фракций в низ колонн 11 и 12 вводят перегретый пар. С низа ректификационной колонны 12 мазут по линии IX насосом 1 прокачивается через теплообменники (для нагрева нефти), после которых его выводят с установки.

Пары с верха колонны предварительного отбензинивания 5 и ректификационной колонны 12 самостоятельными потоками проходят последовательно конденсаторы воздушного охлаждения 6, холодильники 7 и поступают в газосепараторы 8. С верха обоих газосепараторов сухой газ по линии VIвыводят в газовую сеть завода. Часть конденсата с их низа используют для острого орошения (иногда применяется только циркуляционное орошение), а основная часть из обоих газосепараторов стекает в емкость 9 для широкой бензиновой фракции (н.к. 180 или 190 ^оС), откуда она насосом 1, пройдя теплообменник 16, подается в стабилизационную колонну 14. Для дополнительного ввода тепла в стабилизационную колону в ее нижней части по змеевику прокачивают теплоноситель (иногда устанавливают выносной кипятильник с паровым пространством).

Пары с верха стабилизационной колонны 14 проходят холодильник 7, и образующийся конденсат - сжиженный газ (С₃ - С₄) - накапливается в газосепараторах 8, откуда часть его поступает на орошение (иногда применяется циркуляционное орошение), а большая часть по линии XIIвыводят с установки. Стабильная широкая фракция по линии XIXпоступает в блок 15 вторичной ее переработки, из которого отдельные узкие фракции выводят с установки по линиям XIII - XVII. Суммарный отбор прямогонных дистиллятных фракций зависит в основном от потенциального содержания их в перерабатываемой нефти. [2]

Рисунок 1 - Принципиальная технологическая схема ЭЛОУ АТ-6:

I - сырая нефть;II - обессоленная нефть;III - «горячая струя»; IV-отбензиненная нефть;V - орошение (острое);VI - сухой газ;VII - керосиновая фракция;VIII - дизельная фракция;IX - мазут;X - широкая бензиновая фракция; XI - флегма для циркуляционного орошения;XII - газовая головка (сжиженные газы);XIII - фракция н.к. 62^оС;XIV - фракция 62-85^оС;XV - фракция 85-140^оС; XVI - фракция 140-180^оС;XVII - фракция 180-190^оС;XVIII - теплоноситель; XIX - стабильная широкая бензиновая фракция; 1 - насосы; 2, 4, 16 - теплообменники; 3 - электродегидраторы; 5 - отбензинивающая колонна; 6 - конденсаторы воздушного охлаждения; 7 - холодильники; 8 - газосепараторы; 9 - емкость для широкой бензиновой фракции (н.к. 180 или 190 ^оС); 10, 11 - отпарные колонны; 12 - ректификационная колонна; 13 - печь; 14 - стабилизационная колонна; 15 - блок вторичной переработки.

1.2 Принципиальная схема работы ректификационной колонны

Схема работы ректификационной колонны приведена на Рисунке 2. Как видно из рисунка, в среднюю часть колонны поступает подлежащее ректификации сырье F с температурой t_F и составом х_р. При входе в колонну происходит процесс однократного испарения, в результате которого образующиеся пары G_F состава y_F и жидкость, состава x_F, находящиеся в равновесии, то есть имеющие одинаковую температуру и давление. На каждой n-й тарелке обеспечивается контакт между парами G_{n_r} поступающими на данную тарелку, и жидкостью (флегмой) g_n+1, стекающей на эту тарелку.

Рисунок 2 - Принципиальная схема работы ректификационной колонны

В результате контакта этих встречных потоков изменяются составы паровой и жидкой фаз. При этом пары обогащаются НКК, а жидкость - ВКК. Пары , уходящие с n-й тарелки, будут богаче НКК, чем пары ,а жидкостьg будет богаче ВКК по сравнению с жидкостью . Уходящие с тарелки n потоки паров и жидкости будут находиться в равновесии. При этом пары , поступающие на вышележащую тарелку n+1, вновь вступают в контакт с соответствующим потоком жидкости, поступающим с тарелки , а жидкость уходит на тарелку n-1, где вновь происходит контакт фаз. Подобное контактирование будет происходить до тех пор, пока пар наверху колонны не приобретет заданный состав по содержанию НКК , а жидкость W внизу колонны не достигнет состава .

Отбираемый с верха колонны продукт D, обогащенный НКК, называется ректификатом или дистиллятом, а снизу колонны продукт W - остатком или нижним донным продуктом.

Подобный процесс происходит в том случае, если жидкость, находящаяся на одном горизонтальном уровне с паром, например, и , содержит больше НКК, чем жидкость , равновесная с этим паром . При постоянном давлении в колонне этот уровень будет обеспечиваться, если температура жидкости будет ниже, чем температура паров , то есть если температура в колонне будет уменьшаться в направлении движения потока паров (вверх) и возрастать в направлении потока жидкости (флегмы) вниз. Самая низкая температура будет вверху колонны, а самая высокая - внизу колонны. Часть колонны, куда вводится сырье, называется секцией питания или эвапорационным пространством.

Часть колонны, находящаяся выше ввода сырья, называется концентрационной или укрепляющей, а ниже ввода - отпарной или отгонной. В обеих частях колонны протекает один и тот же процесс ректификации. Поскольку для ректификации необходимо два потока, состоящих из одних и тех же компонентов, но разного состава, из верхней части отводят тепло , а в нижней части подводят тепло . В результате при конденсации паров наверху колонны образуется поток жидкости (флегмы, орошения), а в отгонной части колонны образуется восходящий поток паров.

Различают колонны простые, для разделения сырья на два компонента (дистиллят и остаток), и сложные, для получения из того же сырья трех и более компонентов. В этом случае продукты выводятся в виде боковых погонов через отпарные секции.

К группе ректификационных колонн относятся следующие аппараты современных установок АТ и АВТ: предварительный испаритель или отбензинивающая колонна, основная ректификационная колонна, отпарные колонны, стабилизаторы, колонны вторичной перегонки, абсорберы-десорберы, вакуумные колонны и т.д.

Колонна представляет собой вертикальный стальной цилиндрический аппарат с внутренними устройствами для осуществления процесса ректификации - тарелками. Количество тарелок в каждой колонне рассчитывается в зависимости от ряда факторов: необходимого количества продуктов разделения, четкости разделения их (четкости ректификации), кратности орошения, допустимой скорости паров в колонне.

Размеры колонны зависят от заданной производительности, фракционного состава нефти, количества тарелок, давления, температуры, системы и количества орошения и других факторов.

Для строгого соблюдения режима и условий, обеспечивающих нормальный процесс ректификации, необходимо правильно эксплуатировать колонны. Важнейшими факторами режима являются: температура, давление, количество орошения и расход водяного пара в отгонной и отпарных секциях.

Температуру в колонне контролируют в нескольких точках: в зоне ввода нефти, в нижней части на выходе мазута или гудрона, в верхней части на выходе паров и в линиях отбора боковых фракций.

Постоянство температуры в зоне ввода сырья обеспечивается регулированием его нагрева в трубчатой печи. Наряду с другими точками контроля, это один из важнейших факторов, влияющих на полноту испарения и обеспечение необходимого теплового баланса всей колонны для отбора требуемых целевых продуктов.

Температура в нижней части колонны влияет на полноту отбора целевых фракций из мазута или гудрона. Ее поддерживают за счет дополнительного подвода тепла либо через термосифонные теплообменники (на газофракционирующих установках), рибойлеры (на установках вторичной ректификации бензина), либо за счет тепла «горячей струи» (в колонне атмосферной перегонки). Для снижения температуры низа колонн и одновременного обеспечения необходимой отпарки светлых или масляных компонентов из остаточного продукта вниз атмосферных и вакуумных колонн вводят перегретый водяной пар.

Заданная температура в верхней части колонн обеспечивает получение дистиллята, например, бензина определенного фракционного состава по температуре его конца кипения. Постоянство ее соблюдается за счет подачи острого орошения. Изменяя его расход или температуру, можно регулировать и температуру верхней части колонны, а, следовательно, и качество дистиллята. Температуры на тарелках отбора боковых продуктов обеспечивают заданное качество боковых продуктов: авиакеросина и дизельных фракций в атмосферных или масляных фракций в вакуумных колоннах. Поддержание необходимых температур на тарелках отбора боковых продуктов достигают за счет организации циркуляционных орошений. Изменяя их расход или температуру, можно регулировать температуры отбора боковых фракций в заданных пределах. Качество боковых погонов регулируют также использованием стриппингов.

Повышенное давление в ректификационных колоннах используют для ректификации газообразных углеводородов (пропан, бутан) при температуре верха колонн 45-55°C, чтобы конденсацию этих продуктов можно было осуществлять водой, а не специальными хладагентами, что потребовалось бы при атмосферном давлении.

При этом в колоннах для ректификации газообразных углеводородов поддерживается давление от 0,3-0,4 до 2,45 МПа. Давление в колоннах позволяет повысить их удельную производительность по парам, а, следовательно, уменьшить их диаметры. Таким образом, выбор давления в колоннах для проведения процесса ректификации требует обоснованного расчета. Давление в различных сечениях колонны зависит от гидравлического сопротивления, возникающего при прохождении паров через тарелки, то есть от конструкции тарелок. В атмосферных колоннах, оборудованных тарелками колпачкового типа или с S-образными элементами, перепад давления составляет 2-5 мм рт. ст. на каждую тарелку. Клапанные тарелки дают меньшее сопротивление. Значительное уменьшение (в 5-7 раз) сопротивления в колонне обеспечивается применением насадок. Для наблюдения за температурой, давлением, расходами орошения отбираемых продуктов и водяного пара служат контрольно-измерительные приборы, автоматические анализаторы качества. Показания этих приборов позволяют следить за ходом процесса ректификации, качеством продуктов и своевременно устранять возможные отклонения от заданного режима. [3]

1.3 Технологическая схема ректификационных колонн установки ЭЛОУ АТ-6

Отбензинивающая колонна К-1 (Рисунок 3) входит в состав установки АТ с двукратным испарением нефти (Рисунок 1). Эта схема технологически гибкая и работоспособная при любом фракционном составе нефти. Благодаря удалению в колонне К-1 лёгких бензиновых фракций в змеевиках печи, в теплообменниках не создается большого давления и основная колонна К-2 не перегружается по парам. [5]

Рисунок 3 - Технологическая схема ректификационных колонн установки ЭЛОУ АТ-6

2. Расчетная часть

Технологический расчет процессов ректификации выполняется с целью определения технологического режима процесса, основных размеров аппарата и его внутренних устройств, обеспечивающих заданную четкость разделения исходного сырья при заданной производительности. Технологический режим процесса определяется рабочим давлением в аппарате, температурами всех внешних потоков, удельным расходом тепла на частичное испарение остатка и холода на конденсацию паров в верхней части колонны, флегмовым числом. Основными размерами аппарата являются его диаметр и высота, зависящие главным образом от типа контактного устройства в колоне.[4]

2.1 Исходные данные для расчета

Проведём технологический расчет отбензинивающей колонны мощностью 6 млн т в год по Гуронской нефти, разгонка (ИТК) которой представлены в Таблице 1. В качестве дистиллята предусмотрим отбор фракции легкого бензина н.к.-85^оС.

Таблица 1

Разгонка (ИТК) Гуронской нефти [6]

Номер фракции	Температура выкипания фракции при 101,3 кПа, °С	Выход (на нефть), %		Молекулярный вес фракций (Мi)
		отдельных фракций	суммарный
1	до 28 (газ до С4)	2,14	2,14	-	-
2	28-55	2,17	4,31	0,6441	-
3	55-82	2,29	6,60	0,6623	-
4	82-101	2,34	8,94	0,6819	-
5	101-113	2,39	11,33	0,7101	104
6	113-128	2,46	13,79	0,7227	112
7	128-139	2,53	16,32	0,7359	122
8	139-150	2,58	18,90	0,7471	132
9	150-156	2,51	21,41	0,7587	143
10	156-167	2,63	24,04	0,7715	155
11	167-179	2,67	26,71	0,7804	168
12	179-194	2,71	29,42	0,7896	174
13	194-212	2,96	32,38	0,8010	182
14	212-228	2,78	35,16	0,8122	190
15	228-248	2,74	37,90	0,8204	203
16	248-269	2,78	40,68	0,8291	217
17	269-285	2,81	43,49	0,8342	232
18	285-301	2,86	46,35	0,8409	244
19	301-321	2,92	49,27	0,8477	258
20	321-339	2,78	52,05	0,8535	273
21	339-358	2,85	54,90	0,8603	292
22	358-378	2,93	57,83	0,8679	309
23	378-399	2,96	60,79	0,8754	321
24	399-418	2,94	63,73	0,8817	335
25	418-435	3,07	66,80	0,8892	348
26	435-454	3,12	69,92	0,8977	362
27	454-480	3,16	73,08	0,9086	376
28	480-508	3,22	76,30	0,9175	389
29	508-532	3,24	79,54	0,9283	401
30	532-560	3,36	82,90	0,9409	414
31	остаток	17,10	100,00	-	-

Таблица 2

Физико-химическая характеристика Гуронской нефти

Нефть		20, мм2/с	50, мм2/с	Давление насыщенных паров при 38°С, кПа	Содержание, % масс.
					серы	смол силикагелевых	асфальтенов	воды
Гуронская	0,8406	7,56	3,74	42,8	1,22	9,74	1,78	0,46

2.2 Характеристика нефти по ГОСТ Р 51858-2002

Выбор технологической схемы первичной и последующей переработки нефти в большой степени зависит от её качества. Данные о Гуронской нефти взяты в справочной литературе [6]. Показатели качества нефти представлены в Таблицах 1 и 2.

Гуронская нефть, почтавляемая для экспорта, с массовой долей серы 1,22% (класс 2, сернистая); с плотностью при 20^оС 840,6 кг/м³, с выходом фракции до тнмпературы 200^оС 28,4 % об., до температуры 360^оС 55,1% об., с массовой долей парафина 4,6 % масс. (тип 1э); с массовой долей воды 0,46%, с массовой концентрацией хлористых солей 57 мг/дм³, с давлением насыщенных паров 42,8 кПа (321,03 мм.рт.ст), (группа 1); с массовой долей сероводорода 13 ррм, легких меркаптанов 19 ррм (вид 1) обозначется «Нефть 2.1э.1.1 ГОСТ Р 51858-2002» [7]

Данная нефть соответствует «ГОСТ Р 51858-2002.Нефть. Общие технические условия.»

2.3 Физико-химические свойства сырья

Нефть и её фракции представляют собой сложную многокомпонентную смесь. Смесь углеводородов одного гомологического ряда, как правило, подчиняется законам идеальных растворов, но в присутствии углеводородов других классов её свойства в той или иной степени отклоняются от свойств идеальных растворов, подчиняющихся законам Рауля и Дальтона. Эти явления из-за их сложности недостаточно изучены, в связи с чем процессы перегонки и ректификации смесей рассчитывают, используя законы идеальных растворов. Для инженерных расчетов точность такого способа допустима.

Другое допущение, принимаемое в расчетах, связано с тем, что в нефти и её фракциях содержится чрезмерно большое число компонентов. При расчете процессов перегонки и ректификации наличие большого числа компонентов в смеси приводит к громоздким вычислениям. Поэтому в технологических расчетах состав и свойства нефти, её фракций представляются более упрощенно. Для этого исходную нефть по кривой ИТК разбивают на фракции, выкипающие в узком интервале температур. Каждую узкую фракцию рассматривают как условный компонент с температурой кипения, равной средней температуре кипения фракции. Чем на большее число узких фракций разбита нефть, тем точнее результаты вычислений, но расчет становится более громоздким и трудоёмким. По рекомендации А.А.Кондратьева, для получения удовлетворительных результатов нефть разбивают не менее чем на шесть узких фракций.

Разобьём нефть на 9 фракций (компонентов): 28-55^оС, 55-82^оС, 82-85^оС 85-101^оС, 101-140^оС, 140-180^оС, 180-240^оС, 240-350^оС и 350-К.К. Три первые фракции 28-55^оС, 55-82^оС и 82-85^оС отбираем в качестве дистиллята и шесть остальных - в качестве остатка (полуотбензиненной нефти).

Пересчет массовой доли пропорционально фракциям рассчитываем по формуле:

Где t_к, t_н - конечная и начальная температура диапазона из которого выделена фракция;

t_кi, t_нi- конечная и начальная температура выделенной фракции;

?X - сумма массовых долей диапазона фракций.

Среднюю температуру кипения компонента t_ср определяем как среднее арифметическое между начальной и конечной температурой кипения фракции.

Молекулярную массу М_i каждого компонента (фракции) можно определить по данным Таблицы 1 или по формуле Воинова:

где t_ср - средняя температура кипения фракции, ^oC.

Относительную плотность компонента определяем через молекулярную массу по формуле Крэга:

Пересчет массовых долей в мольные ведём по формуле:

Результаты расчётов физико-химических свойств сырья отбензинивающей колонны приведены в Таблице 3.

Таблица 3

Физико-химические свойства сырья

№ компонента	Пределы выкипания фракции	% масс.	tср, oC	Мi	% мольн.
1	28-55	2,17	41,5	74,172	6,14	0,6449
2	55-82	2,29	68,5	85,242	5,63	0,6778
3	82-85	0,37	83,5	92,022	0,84	0,6953
4	85-101	1,97	93,0	96,549	4,28	0,7061
5	101-140	7,57	120,5	110,670	14,35	0,7356
6	140-180	10,39	160,0	133,600	16,31	0,7736
7	180-240	9,73	210,0	167,100	12,21	0,8142
8	240-350	16,70	295,0	235,525	14,87	0,8670
9	350-К.К.	48,81	455,0	403,525	25,37	0,9281
Итого	-	100	-	-	100	-

2.4 Минимальное число теоретических тарелок

Проведём расчет методом температурной границы деления смеси.

Для этого определяем мольный отбор дистиллята Е' по отношению к сырью:

,

где D' и F' - мольный расход дистиллята и сырья в колонне, кмоль/ч.

В нашем случае Е' принимаем равным сумме мольных долей первых трёх фракций, которые должны пойти в дистиллят:

Е' = 6,14+5,63+0,84=12,61%мольн.=0,1261кмоль/ч

Определяем самую тяжелую фракцию, которая должна пойти в дистиллят - это третья фракция 82-85^оС. Задаемся степенью извлечения этой фракции в дистиллят ц_D3 = 0,85. Это означает, что 85% этой фракции от потенциального её содержания в нефти пойдёт в дистиллят. В общем случае, чем выше степень извлечения фракции, тем больше требуется теоретических тарелок в колонне.

Степень извлечения этой фракции в остаток ц_W3:

ц_W3 =1 - ц_D3 = 0,15

Содержание данной фракции в дистилляте и в остатке рассчитываем по формулам:

= 0,85·0,84/0,1261= 0,056622

=0,15·0,84/(1-0,1261)= 0,001442

Рассчитываем коэффициент распределения ш_iэтой фракции:



Принимаем среднее давление в колонне P_ср=4,5 ат = 0,45 МПа.

Определяем температурную границу деления смеси. Температурная граница - это значение температуры Т_Е, находящееся между значениями температур кипения при рабочих условиях двух фракций, лежащих по разные стороны воображаемой линии деления нефти. Эти фракции называются ключевыми. В первом приближении значение Т_Е можно найти как среднее арифметическое между температурами кипения этих ключевых фракций.

В нашем случае ключевыми фракциями являются третья и четвёртая фракции: 82-85^оС и 85-101^оС. При среднем давлении в колонне Р_ср находим температуры кипения этих фракций - Т₃ и Т₄. Для расчётов используем уравнение Ашворта.

Определяем функцию f(Т_о) всех фракций по формуле:

,

где Т_о - средняя температура кипения фракции при атмосферном давлении (Таблица 3), К

Например, для первой фракции 28-55^оС:

7,487588

Результаты расчетов для всех фракций приведены в Таблице 4.



Таблица 4

Значения параметра f(Т_о) фракций

Параметр	Значение параметра
f(T0)1	7,487588
f(T0)2	6,514580
f(T0)3	6,051664
f(T0)4	5,782779
f(T0)5	5,095140
f(T0)6	4,296857
f(T0)7	3,519170
f(T0)8	2,585571
f(T0)9	1,545104

Вычисляем параметр f(Т) для ключевых фракций по формуле:

,

где Р_ср - среднее давление в колонне, ат

= 4,576656

=4,373308

Температура кипения фракции при данном давлении:

, К

Получаем Т₃ = 418,04 К, Т₄ = 428,78 К.

Истинная величина Т_Е находится между Т₃ и Т₄ и определяется методом подбора такого её значения, которое удовлетворяет следующим условиям:

Расчет выполняется с помощью программы MicrosoftExcel.

425,608 К

f(T_E)= 4,431962

Рассчитываем при температуре T_E коэффициенты относительной летучести _iвсех фракций:

;

где Р_i - давление насыщенных паров фракции определяем по уравнению Ашворта при температуре T_E, ат:

;

Например, для первой фракции:

₁==2,757239

Результаты расчетов представлены в Таблице 5.

Таблица 5

Коэффициенты относительной летучести фракций при температуре Т_Е

Обозначение параметра	Значение параметра
1	2,75724
2	1,59788
3	1,15899
4	0,93933
5	0,49615
6	0,18303
7	0,04484
8	0,00271
9	0,00000219

Определяем минимальное число теоретических тарелок в колонне:

= lg(39,2663)/lg(1,15899)=24,87629

2.5 Состав дистиллята и остатка

Находим коэффициенты распределения всех фракций _i :

Например, для первой фракции:

=90650291160

Рассчитываем составы дистиллята и остатка по формулам:

Например, для первой фракции:

При верном подборе Т_Е выполняются условия:

Результаты расчета составов дистиллята и остатка представлены в Таблица 6.

Таблица 6

Состав дистиллята и остатка

№	Пределы выкипания фракции	Рi, ат	i	i
1	28-55	12,4076	2,75724	90650291160	0,48692	0
2	55-82	7,19047	1,59788	115730	0,44644	3,9.10-6
3	82-85	5,21543	1,15899	39,2663	0,05662	0,00144
4	85-101	4,22697	0,93933	0,21076	0,01002	0,04753
5	101-140	2,23268	0,49615	0	0	0,16421
6	140-180	0,82363	0,18303	0	0	0,18663
7	180-240	0,20178	0,04484	0	0	0,13972
8	240-350	0,01219	0,00271	0	0	0,17016
9	350-к.к.	9,8.10-6	2,19.10-6	0	0	0,29031
	-	-	-	-	1,00000	1,00000

2.6 Материальный баланс колонны

Пересчет мольных долей в массовые ведем по формуле:



Составляем материальный баланс для определения количеств и состава веществ, участвующих в процессах ректификации.

Материальный баланс колонны выражается формулой:

где G_F--производительность установки по исходной смеси, G_Д -производительность установки по дистилляту, G_W-- производительность установки по кубовому остатку.

Материальный баланс :

где х_F, x_Д, х_W-- массовая доля легколетучего компонента в исходной смеси, дистилляте, кубовом остатке соответственно.

Преобразуем выражение:

684931,50685·2,17=(684931,50685-G_W)44,94871+ G_W ·0

1486301,36986=30786787,67126 - G_W ·44,94871

85,68=263,16- G_W ·85,5,

G_W =651864,8983 кг/ч

Определим расход дистиллята, кг/ч.



G_Д=G_F -G_W

G_Д =684931,50685-651864,8983=33066,60855 кг/ч.

Перевод массого расхода в мольный:

Gi(кг/ч)=Мi·Ni(кмоль/ч)

Массовая доля равна:

Мольная доля равна:

Расчет материального баланса отбензинивающей колонны представлен в Таблице 7.

Таблица 7

Материальный баланс колонны

ФРАКЦИЯ	СЫРЬЁ
	%мольн.	кмоль/ч	%масс.	кг/ч	тыст/г
28-55	6,14	200,3858	2,17	14863,01370	130,2
55-82	5,63	184,0047	2,29	15684,93151	137,4
82-85	0,84	27,53957	0,37	2534,246575	22,2
85-101	4,28	139,7544	1,97	13493,15068	118,2
101-140	14,35	468,5038	7,57	51849,31507	454,2
140-180	16,31	532,6675	10,39	71164,38356	623,4
180-240	12,21	398,8261	9,73	66643,83562	583,8
240-350	14,87	485,6536	16,70	114383,56160	1002
350-К.К.	25,37	828,4866	48,81	334315,06850	2928,6
Итого	100	3265,8221	100	684931,50685	6000



ФРАКЦИЯ	ДИСТИЛЛЯТ
	%мольн.	кмоль/ч	%масс.	кг/ч	тыст/г
28-55	48,692	200,3858	44,94871	14863,01398	130,20000
55-82	44,644	183,7267	47,36269	15661,23530	137,19242
82-85	5,662	23,30125	6,48457	2144,22738	18,78343
85-101	1,002	4,123605	1,204024	398,12990	3,48762
101-140	0	0	0	0	0
140-180	0	0	0	0	0
180-240	0	0	0	0	0
240-350	0	0	0	0	0
350-К.К.	0	0	0	0	0
Итого	100	298,78564	100	33066,60855	289,66347

ФРАКЦИЯ	О С Т А Т О К
	%мольн.	кмоль/ч	%масс.	кг/ч	тыст/г
28-55	0	0	0	0	0,00000
55-82	0,00039	0,01116	0,000146	0,95172	0,00834
82-85	0,144	4,10980	0,058017	378,19246	3,31297
85-101	4,753	135,65284	2,009181	13097,14568	114,73100
101-140	16,421	468,66306	7,956701	51866,94088	454,35440
140-180	18,663	532,65071	10,9167	71162,13535	623,38031
180-240	13,972	398,76733	10,22206	66634,02102	583,71402
240-350	17,016	485,64454	17,5468	114381,42997	1001,98133
350-К.К.	29,031	828,55845	51,29039	334344,04861	2928,85387
Итого	100	2854,05790	100	651864,89830	5710,33653

Средняя молекулярная масса дистиллята:

=80,35

Относительная плотность дистиллята:

=0,6640



Средняя молекулярная масса остатка:

=228,40

Относительная плотность остатка:

=0,8627

2.7 Температурный режим колонны

2.7.1 Расчет температуры верха колонны

Температура верха Т_верха колонны рассчитывается как температура конденсации насыщенных паров дистиллята на выходе из колонны.

Давление насыщенных паров находиться по формуле Ашворта:

Где P_i - давление насыщенных паров при Т_, Па; Т_о - средняя температура кипения фракции при атмосферном давлении. [3]

Температура верха колоны близка к температуре кипения 1 фракции.

Расчёт ведётся путём подбора такой температуры, при которой уравнение изотермы паровой фазы превращается в тождество:



где ,

P_i - давление насыщенных паров при Т_верха, по уравнению Ашворта,

Р_верха - давление вверху колонны, примем равным 4 ат.

4ат. = 392266 Па

Расчет выполняется с помощью программы MicrosoftExcel.

Результаты расчета представлены в таблице 8.

Таблица 8

Расчет температуры верха колонны

Pi, Па	ki
601314,8	1,532926	0,317641
314923,3	0,802831	0,556082
215604,2	0,549638	0,103013
168448,1	0,429423	0,023334
80276,12	0,204647	0
26593,42	0,067794	0
7525,769	0,019185	0
3310,988	0,008441	0
Итого	-	1,00000

Искомая температура Т_верха=385,04 К = 112,04^ОС.

2.7.2 Расчет температуры низа колонны

Температура низа Т_низа колонны рассчитывается как температура кипения остатка. Расчёт ведётся путём подбора такой температуры, при которой уравнение изотермы жидкой фазы превращается в тождество:

где ,

P_i - давление насыщенных паров при Т_низа ,

Р_низа - давление внизу колонны, примем равным 5 ат.

5ат. = 490332,5 Па

Расчет выполняется с помощью программы MicrosoftExcel.

Результаты расчета представлены в таблице 9.

Таблица 9

Расчёт температуры низа колонны

Pi, Па	Кi
4134187	8,431395	0
2876710	5,866855	2,29E-05
2323893	4,739423	0,006825
2021086	4,121868	0,195912
1322843	2,697849	0,443014
682855,1	1,392637	0,259908
269771,1	0,55018	0,076871
44370,86	0,090491	0,015398
3518,429	0,007176	0,002083
Итого	-	1,00000

Искомая температура Т_низа=530,63 К =257,63^ОС.

2.7.3 Расчёт доли отгона сырья на входе в колонну

Температура ввода сырья в отбензинивающую колонну составляет обычно 200-220^оС. Примем

= 493 К = 220^ОС

При такой температуре сырьё находится в парожидкостном состоянии, поэтому необходимо определить долю отгона сырья, состав паровой и жидкой фазы его.

Расчет доли отгона производим по методу А.М. Трегубова. Для этого путём последовательного приближения подбираем такое значение мольной доли отгона сырья e`, при котором выполняется тождество:

Где e` - мольная доля отгона;

с_i - массовая доля отдельных фракций в нефти;

c_i`, x<sub>i</sub>`, y_i` - мольные доли отгона отдельных фракций в сырье, в жидкой и паровой фазах сырья;

М_i - молекулярный вес отдельных фракций;

Р_вх- абсолютное давление в зоне питания, примем его равным среднему давлению в колонне 4,5 ат или 441,299 кПа;

P_i - давление насыщенных паров отдельных фракций при температуре ввода сырья, по уравнению Ашворта;

Т - температура при которой определяется давление паров, 493 К;

Т_ср- средняя температура кипения фракции, К.

Расчеты сведены в Таблицу 10.

Таблица 10

Расчёт доли отгона сырья на входе в колонну

Компо- ненты	tcр	Mi	ci,			Pi, кПа		-1		+1
28-55	41,5	74,172	0,0217	0,292563	0,0614	2880,5	6,52732	5,5273	0,5917	1,5917	0,040762	0,266067
55-82	68,5	85,242	0,0229	0,268647	0,0563	1899,397	4,304104	3,3041	0,3896	1,3896	0,043219	0,186021
82-85	83,5	92,022	0,0037	0,040208	0,0084	1486,668	3,368845	2,3688	0,2912	1,2912	0,006902	0,023253
85-101	93,0	96,549	0,0197	0,204041	0,0428	1266,539	2,870025	1,8700	0,2014	1,2014	0,036541	0,104873
101-140	120,5	110,670	0,0757	0,684016	0,1435	778,7836	1,764753	0,7648	0,0804	1,0804	0,134106	0,236663
140-180	160,0	133,600	0,1039	0,777695	0,1631	365,0801	0,827285	-0,1727	-0,0212	0,9788	0,165722	0,137099
180-240	210,0	167,100	0,0973	0,582286	0,1221	126,6666	0,287031	-0,7130	-0,0808	0,9192	0,130631	0,037495
240-350	295,0	235,525	0,1670	0,709054	0,1487	17,61843	0,039924	-0,9601	-0,1081	0,8919	0,163038	0,006509
350-К.К.	455,0	403,525	0,4881	1,20959	0,2537	3,22047	0,007298	-0,9927	-0,1117	0,8883	0,279077	0,002037
Итого	-	-	1,0000	4,7681	1,0000	-	-	-	-	-	1,0000	1,0000

Искомая величина е`=0,0916.

Молекулярные веса компонентов M_i вычисляем по формуле Воинова. По данным таблицы 10 средний молекулярный вес нефти:

Молекулярный вес паровой фазы:

M_y==100,985

Массовая доля отгона:



2.8 Минимальное флегмовое число

Минимальное флегмовое число R_min определяется по уравнениям Андервуда:

отбензинивающий колонна нефть тарелка

где б_i - коэффициент относительной летучести по отношению к ключевому компоненту

где P_i - давление насыщенных паров при температуре вводасырья;

P_k - давление насыщенных паров ключевого компонента (ление 3 фракции = 1486,7кПа);

- корень уравнения Андервуда. Обычно его величина находится между значениями _i ключевых компонентов. В общем случае при увеличении левая часть уравнения возрастает.

q - отношение количества тепла Q, которое надо сообщить сырью, чтобы перевести его в парообразное состояние, к скрытой теплоте испарения сырья Q_исп:

или

где J_C - энтальпия сырья при температуре ввода;

J_П - энтальпия насыщенных паров сырья;

J_Ж - энтальпия кипящей жидкости сырья.

При расчёте минимального флегмового числа возможны следующие варианты:

а) Если сырьё вводится при температуре кипения, то e`=0 и q=1.

б) Если сырьё вводится в виде холодной жидкости, не доведенной до температуры кипения, то q>1.

в) Если сырьё вводится в виде насыщенных паров, то e`=1 и q=0.

г) Если сырьё вводится в виде перегретых паров, то q<0.

д) Если сырьё вводится в виде парожидкостной смеси,

то 0<e`<1 и 1-q=e`.

В нашем случае 1-q=e`=0,0916. Методом подбора находим из первого уравнения Андервуда корень , подставляем его во второе уравнение и определяем Rmin. Результаты расчета приведены в Таблице 11.

Расчет выполняется с помощью программы MicrosoftExcel.

Таблица 11

Расчёт минимального флегмового числа

№ компо- нента		Piпри tF	i
1	0,0562	2,8805	1,938425	0,122963	0,48692	0,975135
2	0,0512	1,8993	1,278129	0,233914	0,44644	1,854856
3	0,0446	1,4866	1,000404	0,281014	0,05662	1,894171
4	0,0575	1,2665	0,852288	-0,30858	0,01002	-0,07224
5	0,1404	0,7787	0,524024	-0,16842	0	0
6	0,1301	0,3650	0,245626	-0,05527	0	0
7	0,1611	0,1266	0,085195	-0,01175	0	0
8	0,1944	0,0176	0,011844	-0,00184	0	0
9	0,1645	0,0032	0,002153	-0,00056	0	0
Сумма	1,0000	-	-	0,0916	1,0000	4,65192



Корень уравнения Андервуда равен:

=0,9705

Минимальное флегмовое число равно:

=4,65192-1=3,65192

2.9 Оптимальное флегмовое число. Оптимальное число теоретических тарелок.

Приведём два способа расчёта оптимального флегмового числа.

Графический способ Джиллиленда

а) Задаёмся коэффициентом избытка флегмы _i=(1,1…1,8).

б) Рассчитываем флегмовые числа:

Например, 4,0171.

в) Находим параметр Х_i:

Например, 0,0728

г) Находим параметр Y_i:

Например, =0,58219

д) Находим число теоретических тарелок N из уравнения:

Например, = 60,93338

e) Находим величину N_i(R_i+1).

Например, N₁(R₁+1)= 60,93338·(4,0171+1)=305,7096

Расчёты приведены в таблице 12.

Таблица 12

Расчёт параметров R_опт и N_опт

i	Ri	xi	yi	Ni	Ni(Ri+1)
1,1	4,01711	0,07279	0,58219	60,93338	305,70961
1,2	4,38230	0,13570	0,51856	52,74824	283,90704
1,3	4,74750	0,19062	0,46857	47,69202	274,10972
1,4	5,11269	0,23897	0,42807	44,24376	270,44833
1,5	5,47788	0,28188	0,39451	41,73605	270,36111
1,6	5,84307	0,32020	0,36617	39,82553	272,52897
1,7	6,20826	0,35464	0,34188	38,31834	276,20872
1,8	6,57346	0,38576	0,32078	37,09683	280,95122

ж) Строим график N_i(R_i+1)=f(R_i):



График 1 - Зависимости параметра N_i(R_i+1) от флегмового числа.

Минимум на полученной кривой соответствует искомым параметрам: R_опт=5,30; N_опт=41,73; _опт=1,5.

Аналитический вариант расчёта (по приближённым уравнениям):

3,65192+0,35=5,2801

N_опт=1,7

N_опт=1,7·+0,7=42,99

Таким образом, оба способа дают довольно близкие результаты. Принимаем к дальнейшим расчётам данные более точного графического способа.



2.10 Место ввода сырья в колонну. Рабочее число тарелок

Определяем минимальное число теоретических тарелок в концентрационной части колонны ()

,

где б₃ и б₄ - коэффициенты относительной летучести компонентов при температуре ввода сырья (Таблица 11).

=12,4 ~ 13

Оптимальное число теоретических тарелок в верхней части колонны

Отсюда

=20,80 ~ 21

Рабочее число тарелок в колонне:

где - к.п.д. тарелки, примем равным 0,6.

=69,55 ~ 70

Рабочее число тарелок в верхней части колонны

=34,67~ 35

В нижней, исчерпывающей части колонны, таким образом, будет 70-35=35 тарелок. На практике для ввода сырья предусматривают до 5 точек вблизи сечения, определённого по этим уравнениям.

2.11 Внутренние материальные потоки

а) Верхняя часть колонны.

Количество флегмы, стекающей с тарелок верхней части колонны:

=R_опт·D= 5,2801·33066,60855=174595 кг/ч

Количество паров, поднимающихся с тарелок верхней части колонны:

+D=174595+33066,60855=207662 кг/ч

Объём паров:



м³/с = 20617,17 м³/ч

Плотность паров:

= 10,07228 кг/м³

Относительная плотность жидкости:

где - температурная поправка по формуле Кусакова.

Относительная плотность при температуре верха колонны:

Абсолютная плотность жидкости кг/м³

Объёмный расход жидкости:

м³/ч

б) Нижняя часть колонны.

Количество флегмы, стекающей с тарелок нижней части колонны:

174595 + 684931,50685(1 - 0,0441) = 829321 кг/ч

Количество паров, поднимающихся с тарелок нижней части колонны:

= 829321 - 651864,9 = 177456 кг/ч

Объём паров:

м³/с = 6833 м³/ч

Плотность паров:

=25,9697 кг/м³

Плотность жидкости:

где - температурная поправка по формуле Кусакова.

Относительная плотность жидкости при температуре низа колонны:

Абсолютная плотность жидкости кг/м³

Объёмный расход жидкости:

м³/ч



2.12 Тепловой баланс колонны

Рассмотрим способ отвода тепла в колонне холодным испаряющимся орошением, как наиболее распространённым в нефтепереработке. Пары дистиллята при этом поступают в конденсатор-холодильник (обычно сначала воздушный, затем водяной), где происходит их конденсация и дальнейшее охлаждение конденсата до температур 30-40^оС. Часть холодного конденсата далее подаётся как орошение на верхнюю тарелку, остальное количество отводится как верхний продукт колонны.

Уравнение теплового баланса колонны в этом случае будет иметь вид:

,

где Q_F- тепло, поступающее в колонну с сырьём, кВт;

Q_B - тепло, подводимое в низ колонны, кВт;

Q_D - тепло, отводимое из колонны с дистиллятом, кВт;

Q_W - тепло, отводимое из колонны с остатком, кВт;

Q_ХОЛ - тепло, отводимое в конденсаторе-холодильнике, кВт;

Q_ПОТ - потери тепла в окружающую среду, кВт.

где F, F_ж, F_п - 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 = 0,0441 - массовая доля отгона сырья (см. пункт 2.7.3);

,

где D - массовый расход дистиллята, кг/ч;

i_хол - энтальпия холодного дистиллята при температуре его отвода после конденсатора-холодильника, кДж/кг;

,

где W - массовый расход остатка, кг/ч;

i_W - энтальпия остатка при температуре при температуре его отвода из колонны 257,63^ОС, кДж/кг;

,

где L_ор - количество холодного орошения, подаваемого в колонну, кг/ч;

I_D - энтальпия паров дистиллята при температуре верха колонны 112,04^оС.

,

где R_опт = 5,30 - оптимальное флегмовое число;

i_конд - энтальпия жидкого дистиллята при температуре его конденсации, кДж/кг;

Q_конд - теплота конденсации паров дистиллята. Для светлых нефтепродуктов эту величину можно рассчитать по уравнению Крэга:

, кДж/кг.

где Т_ср.м. - средняя молекулярная температура кипения дистиллята, К;

В общем случае средняя молекулярная температура кипения смеси рассчитывается по формуле:

,

где Т_i - среднеарифметическая температура кипения узкой фракции в смеси, К:

x_i` - мольная доля узкой фракции в смеси.

В нашем случае средняя молекулярная температура кипения дистиллята:

Т_ср.м. = 314,5^. 0,48692 + 341,5^. 0,44644 + 356,5^. 0,05662 + 366^. 0,01002

= 329,45К.

= 346,33 кДж/кг.

Примем температуру дистиллята после конденсатора-холодильника и, следовательно, температуру подачи орошения t_хол = 35°C.

Энтальпии жидких нефтепродуктов при соответствующих температурах рассчитываются по уравнению Крэга:

, кДж/кг.

Энтальпии паров нефтепродуктов рассчитываются по уравнению Уэйра и Итона:

, кДж/кг.

Плотность находят по формуле:



Результаты расчета плотности приведены в Таблице 13.

Таблица 13

Фракции	р15	масс% F	масс% D	масс% W	сF	сD	сW
1	0,6449	2,17	44,95	0	3,364863	69,70073	0
2	0,6778	2,29	47,36	0,000146	3,378578	69,87312	0,000215
3	0,6953	0,37	6,48	0,058017	0,532144	9,319718	0,083442
4	0,7061	1,97	1,2	2,009	2,789973	1,699476	2,845206
5	0,7356	7,57	0	7,956	10,29092	0	10,81566
6	0,7736	10,39	0	10,92	13,43071	0	14,11582
7	0,8142	9,73	0	10,22	11,95038	0	12,5522
8	0,867	16,7	0	17,55	19,26182	0	20,24221
9	0,9281	48,81	0	51,29	52,59132	0	55,26344
?	?	-	-	-	117,5907	150,593	115,9182
				с	0,850407	0,664041	0,862677

Например, энтальпия жидкой фазы сырья, поступающего в колонну при 220^ОС:

кДж/кг.

Результаты расчёта энтальпий потоков:

iF= 492,97кДж/кг	при tF= 220°C
iD= 259,17 кДж/кг	при tD= 112,04°C
iW= 590,81 кДж/кг	при tW = 257,63°C
iхол= 75,74 кДж/кг	при tхол= 35 °C
IF= 754,68 кДж/кг	при tF= 220°C
ID= 587,21 кДж/кг	при tD= 112,04°C
IW= 841,80 кДж/кг	при tW= 257,63°C
Iхол= 447,69 кДж/кг	при tхол= 35°C

Количество холодного орошения:

кг/ч

Рассчитываем тепловые потоки:

Q_F = 684931,50685^. 0,0441^.754,68+ 684931,50685^. (1-0,0441) ^.492,97=

=345555761кДж/ч = 95987,71кВт

Q_D = 33066,60855^. 75,74 = 2504464,9 кДж/ч = 695,68кВт

Q_W = 651864,89830^. 590,81 = 385128300,6 кДж/ч = 106980,08кВт

Q_ХОЛ = (33066,60855 + 112401,51) ^. (587,21 - 75,74) = 74402578,59 кДж/ч = =20667,38 кВт

Примем потери тепла в колоне 5%:

Q_пот = (695,68 + 106980,08 + 20667,38)^.5/95 = 6754,90 кВт

Тепло, необходимое подвести в низ колонны:

Q_B= 135098,04- 95987,71= 39110,33 кВт

Таблица 14

Тепловой баланс колонны

Поток	t, °С	Энтальпия, кДж/кг	Расход, кг/ч	Количество тепла, кВт
ПРИХОД:
С сырьём:
паровая фаза	220,0	754,68	684931,50685	6332,0753
жидкая фаза	220,0	492,67		89655,6360
В низ колонны				39110,33
Итого				135098,04
РАСХОД:
С дистиллятом	35,0	75,74	33066,60855	695,68
С остатком	257,63	582,25	651864,89830	106980,08
В конденсаторе				20667,38
Потери				6754,90
Итого				135098,04



2.13 Диаметр колонны

Диаметр колонны рассчитывается по наиболее нагруженному сечению по парам. В нашем случае в верхней части колонны расход паровой фазы больше в 5,726993/1,898107 = 3,02 раза, чем в нижней (см. пункт 2.11).

Примем к установке в верхней части колонны клапанные двухпоточные тарелки, а в нижней, наиболее нагруженной по жидкой фазе, части - клапанные четырёхпоточные тарелки.

Таблица 15

Зависимость диаметра колонны и расстояния между тарелками

Диаметр колонны, м	Расстояние между тарелками, мм
до 1,0	200-300
1,0-1,6	300-450
1,8-2,0	450-500
2,2-2,6	500-600
2,8-5,0	600
5,5-6,4	800
более 6,4	800-900

Расстояние между тарелками принимается в зависимости от диаметра колонны (Таблица 15). На практике указанные рекомендации не всегда выполняются. Для большинства колонн расстояния между тарелками принимаются 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. Кроме этого, в колоннах с большим числом тарелок для снижения высоты колонны, её металлоёмкости и стоимости расстояние между тарелками уменьшают.

Примем расстояние между тарелками 600 мм, затем проверим соответствие этой величины и рассчитанным диаметром колонны.

Диаметр рассчитывается из уравнения расхода:

, м

где V_П - объёмный расход паров, м³/с;

W_max - максимальная допустимая скорость паров, м/с

, м/с

где С_max - коэффициент, зависящей от типа тарелки, расстояния между тарелками, нагрузки по жидкости;

_ж и _п - плотность жидкой и паровой фазы, кг/м³.

С_max = K₁^.K₂^.C₁ - К₃( - 35)

Значение коэффициента С₁ определяем по графику в зависимости от принятого расстояния между тарелками (Приложение 1). С₁ = 1050.

Коэффициент К₃ = 5,0 для струйных тарелок, для остальных тарелок К₃ = 4,0.

Коэффициент находится по уравнению:

,

где L_Ж - массовый расход жидкой фазы в верхней части, кг/ч;

Коэффициент К₁ принимается в зависимости от конструкции тарелок:

Колпачковая тарелка 1,0

Тарелка из S-образных элементов 1,0

Клапанная тарелка 1,15

Ситчатая и струйная тарелка 1,2

Струйная тарелка с отбойниками 1,4

Коэффициент К₂ зависит от типа колонны:

Атмосферные колонны 1,0

Ваккумные колонны с промывным сепаратором в зоне питания 1,0

Вакуумные колонны без промывного сепаратора 0,9

Вакуумные колонны для перегонки

пенящихся и высоковязких жидкостей 0,6

Абсорберы 1,0

Десорберы 1,13

С_max = 1,15 ^. 1,0 ^. 1050 - 4(131,37 - 35) = 822,02

= 0,522 м/с

Диаметр колонны:

м

Полученный диаметр округляется в большую сторону до ближайшего стандартного значения. 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 2,5 м, 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.

Итак, примем диаметр колонны D_K = 3,8 м.

Проверяем скорость паров при принятом диаметре колонны:



м/с

Она находится в допустимых пределах (0,4-0,7 м/с) для колонн под давлением и расстоянии между тарелками 600 мм.

Проверяем нагрузку тарелки по жидкости:

м³/(м^. ч),

где L_V - объёмный расход жидкости, м³/ч;

n - число потоков на тарелке;

- относительная длина слива, обычно находится в пределах 0,65-0,75.

Полученное значение расхода жидкости на единицу длины слива меньше максимально допустимого, которое составляет для данного типа тарелок м³/(м^. ч).

2.14 Высота колонны

Высота колонны рассчитывается по уравнению:

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

где Н₁ - высота от верхнего днища до верхней тарелки, м;

Н_к - высота концентрационной тарельчатой части колонны, м;

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

Н_п - высота секции питания, м;

Н₂ - высота от уровня жидкости в кубе колонны до нижней тарелки,м;

Н_н - высота низа колонны, от уровня жидкости до нижнего днища, м;

Н_о - высота опоры, м.

Высота Н₁ (сепарационное пространство) принимается равной половине диаметра колонны, если днище полукруглое, и четверти диаметра, если днище эллиптическое. Полушаровые днища применяют для колонн диаметром более 4 метров.

Поэтому Н₁ = 0,25^. 3,8 = 0,95 м.

Высоты H_к и Н_и зависят от числа тарелок в соответствующих частях колонны и расстояния между ними:

Н_к = (N_конц- 1)h = (35 - 1)0,6 = 20,4 м

Н_и = (N_отг- 1)h = (35 - 1)0,6 = 20,4 м

где h = 0,6 м - расстояние между тарелками.

Высота секции питания Н_пберётся из расчёта расстояния между тремя-четырьмя тарелками:

Н_п = (4 - 1)h= (4 - 1)0,6 =1,8 м

Высота Н₂ принимается равной от 1 до 2 м, чтобы разместить глухую тарелку и иметь равномерное распределение по сечению колонны паров, поступающих из печи. Примем Н₂= 1,5 м.

Высота низа (куба) колонны Н_н рассчитывается, исходя из 5-10 минутного запаса остатка, необходимого для нормальной работы насоса в случае прекращения подачи сырья в колонну: