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:

iF = 455,18 кДж/кг		при ТF = 477,5 К (204,5 0С);
IF = 782,57 кДж/кг		при ТF = 477,5 К (204,5 0С);
ID = 577,32 кДж/кг		при Tш = 381,2 К (108,2 0С);
iD = 216,88 кДж/кг		при Tш = 381,2 К (108,2 0С);
iхол = 75,55 кДж/кг		при Тсеп = 313,0 К (40 оС);
iW = 559,42 кДж/кг		при Тк = 521,03 К (248,03 0С);

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

Поток	Температура, К	Энтальпия, кДж/кг	Расход, кг/ч	Количество тепла, кДж/ч
ПРИХОД:
С сырьём:
паровая фаза	477,5	782,57	500000*0,109	42650065,0
жидкая фаза	477,5	455,18	500000*0,891	202782690,0
С орошением, GD*К	313,0	75,55	53610,7	4050288,4
Всего:				249483043,4
РАСХОД:
С парами дистиллята, GD*(К+1)	381,2	577,32	46401,7*2,61	69918322,9
С остатком	521,03	559,42	453598,3
Всего, ∑Q расх:				323670283,9
Потери, 0,05*∑Q расх			0,05*323670283,9	16183514,2
Итого:				339853798,1

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]:

- желобчатые тарелки	0,8
- колпачковые тарелки	1,0
- тарелки с S – образными элементами	1,0
- клапанные тарелки	1,15
- ситчатые (струйные) тарелки	1,2
- струйные тарелки с отбойниками	1,4

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

Вид колонн :	Расстояние между тарелками, мм
- отбензинивающие, атмосферные	-
- стабилизации бензина				-
- вакуумные	-

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

Назначение штуцера	Массовый расход потока, Gi, кг/ч	Абсолютная плотность потока, ρi, кг/м3	Объёмный расход потока, м3/с	Допустимая скорость, Wдоп, м/с	Диаметр штуцера, Dш,
рассчитано, м	принято, мм
для орошения	53610,7	653,85	0,0023	1,5	0,138
для сырья		724,37	0,1917	0,75	0,570
для ввода «горячей струи»	242089,04	564,20	0,1192	0,75	0,450
для вывода «горячей струи»	242089,04	719,13	0,0935	0,5	0,487
для вывода отбензиненой нефти	453598,3	719,13	0,1753	0,5	0,664

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.