97066

Расчет ректификационной колонны

Курсовая

Архитектура, проектирование и строительство

Цель работы - провести технологические и конструкторские расчеты для определения основных параметров ректификационной колонны; выполнить чертежи ректификационной колонны и клапанной тарелки содержащие виды и разрезы поясняющие устройство спроектированной конструкции. Материальный баланс колонны. Температурный режим колонны.

Русский

2015-10-13

3.32 MB

62 чел.

Курсовой проект на тему: “Расчет ректификационной колонны” содержит 4 рисунка, 5 таблиц, 3 чертежа формата А1, 6 приложений, 7 литературных источников.

ректификация, материальный баланс, флегмовое число, дефлегматор, число тарелок, диаграмма фазового равновесия, гидравлический расчет, брызгоунос

Объектом исследований является ректификационная колонна непрерывного действия с клапанными тарелками для разделения смеси этиловый спирт - вода.

Цель работы - провести технологические и конструкторские расчеты для определения основных параметров ректификационной колонны; выполнить чертежи ректификационной колонны и клапанной тарелки, содержащие виды и разрезы, поясняющие устройство спроектированной конструкции.

Содержание

1. Технологическая схема установки 3

2. Исходные данные для расчёта 3

3. Физико-химические свойства сырья 3

4. Минимальное число теоретических тарелок 7

5. Состав дистиллята и остатка 10

6. Материальный баланс колонны 12

7. Температурный режим колонны 13

8. Минимальное флегмовое число 16

9. Оптимальное флегмовое число. Оптимальное

   число теоретических тарелок 18

10. Место ввода сырья в колонну. Рабочее

     число тарелок 20

11. Внутренние материальные потоки 21

12. Тепловой баланс колонны 23

13. Диаметр колонны 26

14. Высота колонны 29

15. Диаметры штуцеров 30

16. Список рекомендуемой литературы 33

ВВЕДЕНИЕ

  1.  Атмосферная перегонка нефти

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.

  1.  Разделение нефти на более однородные фракции

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.

  1.  Разделение отгона в одной ректификационной колонне

Атмосферную перегонку  можно осуществить следующими способами: 1) с однократным испарением в трубчатой, печи и разделением отгона в одной ректификационной колонне; 2) двухкратным испарением и разделением в двух ректификационных колоннах — в колонне предварительного испарения (эвапораторе) с отделением легких бензиновых фракций и в основной колонне; 3) 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.

Впервые создали устройство для  перегонки нефти  братья Дубинины. Завод Дубининых был очень прост. Котёл в печке, из котла идёт труба, через бочку с водой в пустую бочку. Бочка с водой – являлась холодильником, а пустая бочка – приёмником для керосина.

Устройство простых и сложных колонн.

Для осуществления процесса перегонки используют ректификационные колонны. Различают колонны простые, для разделения сырья на два компонента (дистиллят и кубовый остаток) и сложные. В среднюю часть простой колонны вводится разделяемое сырьё, нагретое до необходимой температуры, в виде паров, жидкости или их смеси. Зона, в которую вводят сырье, называется эвопарационной, т.к. в ней происходит однократное испарение.

  1.  Через каждую тарелку проходит 4 потока:
  •  Жидкость – флегма, стекающая с верхней тарелки
  •  Пары, поступающие с ниже лежащей тарелки
  •  Жидкость – флегма, уходящая на ниже лежащую тарелку
  •  Пары, поднимающиеся на выше лежащую тарелку

Жидкость с верхней тарелки стекает на ниже лежащую тарелку, поступает в зону относительно высокой температуры и из неё испаряется часть низкокипящего компонента. С другой стороны, контактирующий на ней пар с ниже лежащей тарелки несколько охлаждается и из него конденсируется высоко кипящий компонент. Парциальный состав паров и жидкости по высоте колонны непрерывно изменяется. Часть расположенная выше ввода сырья называется концентрационной, а ниже – отгонной. С верха концентрационной зоны выводят готовый продукт в виде пара (ректификат), а с низа, обогащённую низко кипящим компонентом жидкость. В отгонной зоне окончательно отгоняется низко кипящий компонент. С низа колонны отбирается второй продукт ректификации – кубовый остаток. Для нормальной работы колонны необходимо непрерывное её орошение жидким продуктом, поэтому часть ректификата, после его охлаждения и конденсации в виде флегмы направляют на верхнюю тарелку колонны. С другой стороны, чтобы отогнать низко кипящий компонент необходимо в нижнюю часть колонны подавать тепло. Для этого часть остатка после подогрева подают на одну из нижних тарелок.

Если необходимо отбирать не одну, а несколько фракций с достаточно чёткими границами раздела по температурам кипения, прибегают к сложным колоннам. Она представляет собой сочетание простых колонн. Сырьё поступает в среднюю часть колонны и разделяется на паровую и жидкую часть. Жидкость стекает по тарелкам в низ колонны, а пары поднимаются вверх, причём обе части подвергаются ректификации.

a) С различных по высоте колонны тарелок отбираются боковые погоны, которые отводятся на верхнюю тарелку боковых отпарных (стриппинг колонн). Под нижнюю тарелку стриппинг колонны подаётся навстречу потоку жидкости водяной пар, с температурой чуть выше кипения данной фракции. С низа каждой секции отбирается нужная фракция. А водяной пар вместе с легкокипящим компонентом возвращается в основную колонну. Таким образом, отпарные колонны служат отгонными частями, выделенные в самостоятельные колонны.

Необходимость их использования заключатся и в том, что в целевом продукте, в результате недостаточно чёткого разделения, могут находиться более легкокипящие фракции, т.е. происходит наложение фракции. Это значит, например, что в отбираемой фракции может находиться некоторое количество другой фракции. Поэтому без дополнительной ректификации качество не будет соответствовать заданным нормам.

Работа сложной ректификационной колонны с отпарными секциями.

Наверх атмосферной колонны в качестве острого орошения подают верхний дистиллят, а в различные точки по высоте колонны – несколько промежуточных циркуляционных орошений. Для осуществления циркуляционного орошения часть флегмы забирается с тарелки, проходит через теплообменник, отдаёт своё тепло, и охладившись до заданной температуры, поступает на тарелку выше той, с которой забиралась флегма на охлаждение. При этом поддерживается определённый температурный режим на тарелке отбора флегмы, и создаются условия, необходимые для поддержания потока флегмы на нижележащих тарелках. Циркуляционных орошений может быть вплоть до трёх.

Промежуточное орошение чаще всего отводят с одной из тарелок, расположенных непосредственно ниже точки вывода бокового дистиллята (погона) в выносную отпарную колонну. По другому варианту в качестве промежуточного орошения используют сам боковой погон, который после охлаждения возвращают в колонну выше или ниже точки ввода в неё паров из отпарной выносной колонны.

Использование промежуточного циркуляционного орошения позволяет рационально использовать избыточное тепло колонны для подогрева нефти в теплообменниках, при этом выравниваются нагрузки по высоте колонны, что обеспечивает оптимальные условия её работы. Верхним боковым потоком отбирают керосиновую фракцию, затем лёгкую дизельную фракцию и ещё ниже более тяжёлую дизельную.

Чёткость и эффективность ректификации зависит от способа контактирования паров и жидкости. Контакт паров и жидкости в вертикальных цилиндрических аппаратах — колоннах, снабжённых специальными ректификационными тарелками или насадками, обеспечивающих тесный контакт поднимающихся вверх по колонне паров и стекающим им навстречу жидкостям.

  1.  Увеличение отбора светлых и качества дистиллятов

Увеличение глубины отбора светлых из  нефти  является важнейшей задачей первичной  перегонки нефти . Повышение чёткости погоноразделения является также одной из важных задач перегонки, поскольку основные показатели качества дистиллятных фракций существенным образом зависят от их фракционного состава. В  атмосферной  колонне осуществляется основное разделение  нефти  на дистиллятные фракции и мазут. По мере утяжеления фракции чёткость разделения ухудшается вследствие уменьшения относительной летучести разделяемых фракций и флегмового числа.

По результатам перегонки большое влияние оказывает давление. При увеличении давления отбор дистиллятов уменьшается, при этом значительно ухудшается качество продуктов, т.е. чёткость ректификации. При повышенном давлении не удаётся полностью отобрать светлые дистилляты, их выход составляет примерно 70-80 процентов от потенциала; не достигается и ожидаемое увеличение производительности колонны. В тоже время использование пониженного давления, близкое к атмосферному, и умеренный вакуум даёт возможность не только повысить качество получаемых продуктов, но и улучшить технико-экономические показатели процесса. Пониженное давление позволяет отказаться от применения водяного пара и даёт возможность сэкономить тепла до 5 процентов.

Сейчас разрабатываются перспективные схемы замены водяного пара потоком нефтепродуктов. Довольно эффективно также ступенчатое понижение давления перегонки раздельно в зонах питания и отпаривания. Наибольшее понижение давление в отпарных секциях достигается при полной конденсации отгона. Охлаждённый отгон рекомендуется подавать в линию горячей струи первой колонны, в качестве испаряющего агента; в печь основной колонны; в качестве орошения основной колонны, ниже или выше отбора бокового погона. Поскольку отгон представляет собой легкокипящие фракции соответствующего потока, то использование их в качестве орошения выше лежащих секций колонны является предпочтительным.

  1.  Однократное и двукратное испарение нефти

Число ступеней испарения (количеству ректификационных колон) различают трубчатые установки:

  •  однократного испарения — на одной ректификационной колонне получает все дистилляты — от бензина до вязкого цилиндрового. Остатком перегонки является гудрон.
  •  двукратного испарения — сначала при  атмосферном  давлении  нефть  перегоняется до мазута, который потом перегоняется в вакууме до получения в остатке гудрона. Эти процессы идут в двух колоннах.
  •  трехкратного испарения — используются две атмосферные колонны и одна вакуумная. В первой колоне из нефти отбирают только бензин, во второй — отбензиненая нефть перегоняется до мазута, в третей — мазут перегоняется до гудрона.
  •  четырехкратного испарения — установка с доиспарительной вакуумной колонной для гудрона в концевой части.

Выбор технологической схемы и режим  перегонки  зависит от качества  нефти.

Перегонку нефтей  с большим количеством растворённых газов (0,5-1,2 процента), с относительно не высоким содержанием бензина (12-15% фракций до 1800С) и выходом фракций до 3500С, не более 45%, выгодно осуществлять на установках АТ с однократным испарением и последующим фракционированием образовавшихся паровой и жидкой фаз в сложной ректификационной колонне.

Для  перегонки  лёгких  нефтей  с высоким выходом фракций до 3500С (50-65 процентов), повышенным содержанием растворённых газов (1,5-2,2%) и бензиновых фракций (20-30%) целесообразно применять установки АТ двукратного испарения. Предпочтительной является схема с предварительной ректификационной колонной частичного отбензинивания  нефти  и последующей  перегонкой  остатка в сложной  атмосферной  колонне. В первой колонне из нефти отбирают большую часть газа и низкокипящих бензиновых фракций. Чтобы более полно сконденсировать их, поддерживают повышенное давление. Благодаря этому становится возможным понизить давление в  атмосферной  колонне и тем самым реализовать условия  перегонки  (а именно температуру питания и расход водяного пара в отгонную часть  атмосферной  колонны), обеспечивающие высокий отбор от потенциала в  нефти  суммы светлых нефтепродуктов. Схема  перегонки нефти , с колонной предварительного частичного отбензинивания и сложной основной ректификационной колонной, получила наиболее широкое применение в нефтепереработке. Она обладает достаточной гибкостью и универсальностью.

Разновидностью  перегонки нефти  с двукратным испарением является схема с предварительным испарителем и  атмосферной  колонной. Пары из испарителя и остаток после нагрева в печи направляются в атмосферную колонну. Основными достоинствами такой схемы являются: сокращение затрат на перегонку, за счёт снижения гидравлического сопротивления змеевика печи; и уменьшения металлоёмкости колонн и конденсаторов. Схема применима для  перегонки нефтей  со средним уровнем содержания растворённого газа (1 процент) и бензина (18-20 процентов) в нефтепереработке встречается редко.

http://www.himsnab-spb.ru/article/all/oil-refining/atmospheric-distillation/

статья

ООО «Компания »ХИМСНАБ"

1. Технологическая схема установки ЭЛОУ АТ-6

2.Принципиальная схема работы ректификационной  коллоны

СПб .-2011 год. 111 с.

3. Расчет отбензинивающей колоны

Отбензинивающая колонна К-1 входит в состав установки АТ с двукратным испарением нефти (рис.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.

2. ИСХОДНЫЕ ДАННЫЕ ДЛЯ РАСЧЕТА

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

Савченков А.Л., Методические указания к курсовому и дипломному проектированию

для студентов специальностей 250100 – «Химическая технология

органических веществ» и 170500 – «Машины и аппараты

химических производств» очной и заочной форм обучения

ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЁТ ОТБЕНЗИНИВАЮЩЕЙ КОЛОННЫ

УСТАНОВОК ПЕРЕГОНКИ НЕФТИ

Тюмень 2003

© Тюменский государственный нефтегазовый университет

с.37

Таблица 1 – Физико-химическая характеристика Гуронской нефти

Нефть

20, мм2

50, мм2

Давление насыщенных паров при 38°С, кПа

Содержание, % масс.

серы

смол силикагелевых

асфальтенов

воды

  1.  Гуронская

0,8406

7,56

3,74

42,8

1,22

9,74

1,78

0,46

  1.  Продолжение таблицы 1

Нефть

Содержание

Парафин

Коксуемость, %

Выход фракций, % масс.

хлористых солей, мг/дм3

сероводорода, млн-1, (ppm)

метил- и этилмеркаптанов, млн-1, (ppm)

содержание, % масс.

температура плавления, °С

до 200°С

до 360°С

  1.  Гуронская

57

13

19

4,6

56

3,10

28,4

55,1

Разгонка (ИТК) Гуронской нефти

Номер фракции

Температура выкипания фракции при 101,3 кПа, °С

Выход (на нефть), %

Молекуляр-

ный вес (Мi)

фракций

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

Справочник. - Новополоцк: ПГУ, 2004. - 125 с. Нефти северных регионов

Министерство образования Республики беларусь

Факультет повышения и квалификации и переподготовки руководящих работников и специалистов нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности  ИПК УО "ПГУ"

1.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 [4]. Показатели качества нефти представлены в таблицах 1.1 и 1.2.

Гуронская нефть, почтавляемая для экспорта, с массовой долей серы 1,22% (класс 2, сернистая); с плотностью при 20оС 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»

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

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

Пересчет массовой доли пропорционально фракциям рассчитываем по формуле:

Где tк, tн – конечная и начальная температура диапазона из которого выделена фракция;

tкi, tнi – конечная и начальная температура выделенной фракции;

X – сумма массовых долей диапазона фракций.

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

Молекулярную массу Мi каждого компонента (фракции) можно определить по данным табл.1 или по формуле Воинова:

где tср – 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 табл.2.

Таблица 2

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

-

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.=0,1261 кмоль/ч

Определяем самую тяжелую фракцию, которая должна пойти в дистиллят – это третья фракция 82-85оС. Задаемся степенью извлечения этой фракции в дистиллят φD3 = 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 φW3:

φW3 =1 - φD3 = 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 ψi   этой фракции:

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

Определяем температурную границу деления смеси. Температурная граница – это значение температуры ТЕ, 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 ТЕ можно найти как среднее арифметическое между температурами кипения этих ключевых фракций.

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

Определяем функцию fо) всех фракций по формуле:

,

где То – средняя температура кипения фракции при атмосферном давлении (табл.2), К

Например, для первой фракции 28-55оС:

 7,487588

Результаты расчетов для всех фракций приведены в табл. 3.

Таблица 3        

Значения параметра fо) 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 Рср – 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 ТЕ находится между Т3 и Т4  и определяется методом подбора такого её значения, которое удовлетворяет следующим условиям:

                 

Расчет выполняется с помощью программы Microsoft Excel.

425,608 К     

f(TE)= 4,431962

Рассчитываем при температуре TE коэффициенты относительной летучести i всех фракций:

;   

где Рi – давление насыщенных паров фракции определяем по уравнению Ашворта при температуре TE, ат:

;

Например, для первой фракции:

1==2,757239

Результаты расчетов представлены в таблице 4.

  1.  Таблица 4

Коэффициенты относительной летучести фракций при температуре ТЕ

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

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 ТЕ выполняются условия:

Результаты расчета составов дистиллята и остатка представлены в табл.5.

Таблица 5

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

  1.  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:

,                                                        (1.1)

где GF—производительность установки по исходной смеси, GД –производительность установки по дистилляту, GW— производительность установки по кубовому остатку.

Материальный баланс :

,                                                 (1.2)

где  хF,  xД,  хW— массовая доля легколетучего компонента в исходной смеси, дистилляте, кубовом остатке соответственно.

Преобразуем выражение (1.2)

,

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

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

85,68=263,16- GW ·85,5,

GW =651864,8983 кг/ч

Из уравнения (1.1) определяем расход дистиллята, кг/ч.

GД=GF - GW,

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

Gi(кг/ч)=Мi · Ni(кмоль/ч)

Массовая доля равна:

Мольная доля равна:

Таблица 6

Материальный баланс колонны

ФРАКЦИЯ

СЫРЬЁ

% мольн.

кмоль/ч

% масс.

кг/ч

тыс т/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

тыс т/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

тыс т/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

  1.  7. ТЕМПЕРАТУРНЫЙ РЕЖИМ КОЛОННЫ

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

Давление насыщенных паров находиться по формуле Ашворта:

Где Pi – давление насыщенных паров при Т, Па; То – средняя температура кипения фракции при атмосферном давлении.

А.М. Сыроежко, Пекаревский Б.В. Химическая технология топлива и углеродных материалов. Учебное пособие для студентов заочной формы обучения специальности «Химическая технология природных энергоносителей и углеродных материалов». – СПб, 2011г. – 111с.

  1.  Расчёт температуры верха колонны

Температура верха колоны близка к температуре кипения 1 фракции.

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

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

где  ,

Pi – давление насыщенных паров при Тверха, по уравнению Ашворта,

Рверха –  давление вверху колонны, примем равным 4 ат.

4ат. = 392266 Па

Расчет выполняется с помощью программы Microsoft Excel.

Температура верха колоны находиться в приделах кипения 1 и 2 фракции.

Следовательно искомая температура будет в диапазоне 370,46 - 401,06 К.

Искомая температура Тверха=385,04 К = 112,04ОС.

Расчёт температуры низа колонны

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

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

где  ,

Pi – давление насыщенных паров при Тниза ,

Рниза –  давление внизу колонны, примем равным 5 ат.

5ат. = 490332,5 Па

Расчет выполняется с помощью программы Microsoft Excel.

Искомая температура Тниза=530,63 К =257,63ОС.

Расчёт доли отгона сырья на входе в колонну

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

= 493 К = 220ОС

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:

Расчёты сведены в табл. 9, где

e` - мольная доля отгона;

сi  - массовая доля отдельных фракций в нефти;

ci`, xi`, yi` - мольные доли отгона отдельных фракций в сырье, в жидкой и паровой фазах сырья;

Мi – молекулярный вес отдельных фракций;

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

Pi – давление насыщенных паров отдельных фракций при температуре ввода сырья, по уравнению Ашворта;

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

Тср – средняя температура кипения фракции, К.

Таблица 9

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

19,73472

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

15,85678

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

2,139766

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

10,12538

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

26,19154

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

18,31645

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

6,265458

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

1,533064

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

0,821827

Итого

-

-

1,0000

4,7681

1,0000

-

-

-

-

-

1,0000

1,0000

100,985

Искомая величина е`=0,0916.

Молекулярные веса компонентов Mi вычисляем по формуле Воинова. По данным таблицы 9 средний молекулярный вес нефти:

Молекулярный вес паровой фазы My==100,985

Массовая доля отгона:

8. МИНИМАЛЬНОЕ ФЛЕГМОВОЕ ЧИСЛО

Минимальное флегмовое число Rmin определяется по уравнениям               Андервуда:

         

   

где  αi – коэффициент относительной летучести по отношению к ключевому компоненту

где Pi - давление насыщенных паров при температуре ввода сырья;

     Pk – 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 Qисп:

      или   

где JC – энтальпия сырья при температуре ввода;

     JП – энтальпия насыщенных паров сырья;

     JЖ – 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`.

Таблица 10

Расчёт минимального флегмового числа

компо-

нента

Pi при 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

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 10.

=0,9705

=4,65192-1=3,65192

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 Хi :

Например, 0,0728

г) Находим параметр Yi:

Например, =0,58219

д) Находим число теоретических тарелок N из уравнения:

 

Например, = 60,93338

e) Находим величину Ni(Ri+1).

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

Расчёты приведены в таблице 10.

Таблица 0

Расчёт параметров Rопт и Nопт

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 Ni(Ri+1)=f(Ri):

График зависимости параметра Ni(Ri+1) от флегмового числа

Минимум на полученной кривой соответствует искомым параметрам: Rопт=5,30; Nопт=41,73; опт=1,5.

Аналитический вариант расчёта (по приближённым уравнениям):

3,65192+0,35=5,2801

Nопт=1,7

Nопт=1,7·+0,7=42,99

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

10. МЕСТО ВВОДА СЫРЬЯ В КОЛОННУ.

РАБОЧЕЕ ЧИСЛО ТАРЕЛОК

Определяем минимальное число теоретических тарелок в концентрационной части колонны ()

,

где α3 и α4 – коэффициенты относительной летучести компонентов при температуре ввода сырья (см. табл. 10).

=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.

11. ВНУТРЕННИЕ МАТЕРИАЛЬНЫЕ ПОТОКИ

а) Верхняя часть колонны.

Количество флегмы, стекающей с тарелок верхней части колонны:

=Rопт·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

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

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

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

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 30-40оС. 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 QF – тепло, поступающее в колонну с сырьём, кВт;

QB – тепло, подводимое в низ колонны, кВт;

QD – тепло, отводимое из колонны с дистиллятом, кВт;

QW – тепло, отводимое из колонны с остатком, кВт;

QХОЛ – тепло, отводимое в конденсаторе-холодильнике, кВт;

QПОТ – потери тепла в окружающую среду, кВт.

где F, Fж, Fп – массовый расход сырья, жидкой и паровой фаз сырья, кг/ч;

iFж – энтальпия жидкой фазы сырья, кДж/кг;

IFп – энтальпия паровой фазы сырья, кДж/кг;

е = 0,0441 – массовая доля отгона сырья (см. раздел 7);

,

где D – массовый расход дистиллята, кг/ч;

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

,

где W – массовый расход остатка, кг/ч;

iW – энтальпия остатка при температуре при температуре его отвода из колонны 257,63ОС, кДж/кг;

,

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

ID – энтальпия паров дистиллята при температуре верха колонны 112,04оС.

,

где Rопт = 5,30 -  оптимальное флегмовое число;

iконд – энтальпия жидкого дистиллята при температуре его конденсации, кДж/кг;

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

, кДж/кг.

где Тср.м. – средняя молекулярная температура кипения дистиллята, К;

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

,

где Тi – среднеарифметическая температура кипения узкой фракции в смеси, К:

 xi` - мольная доля узкой фракции в смеси.

В нашем случае средняя молекулярная температура кипения дистиллята:

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

= 329,45 К.

= 346,33 кДж/кг.

Примем температуру дистиллята после конденсатора-холодильника и, следовательно, температуру подачи орошения tхол = 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:

Таблица

Фракции

р15

масс% F

масс% D

масс% W

ρF

ρD

ρW

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

 

 

 

 

ρ

0,850407

0,664041

0,862677

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

кДж/кг.

Результаты расчёта энтальпий потоков:

iF  = 492,97 кДж/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:

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

      345555761 кДж/ч = 95987,71кВт

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

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

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

Примем потери тепла в колоне  5%:

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

Тепло, необходимое подвести в низ колонны:

QB =  135098,04 – 95987,71= 39110,33 кВт

Таблица 11

Тепловой баланс колоны

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

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. раздел 11).

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

Таблица 12

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 (см. табл.12). 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 VП – объёмный расход паров, м3/с;

    Wmax – максимальная допустимая скорость паров, м/с

, м/с

где Сmax – коэффициент, зависящей от типа тарелки, расстояния между тарелками, нагрузки по жидкости;

ж и п – плотность жидкой и паровой фазы, кг/м3.

Сmax = K1 . K2 . C1 – К3( – 35)

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

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

Коэффициент находится по уравнению:

,

где  LЖ – 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

Сmax = 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 DK = 3,8 м.

Проверяем скорость паров при принятом диаметре колонны:

м/с

Она находится в допустимых пределах (0,4-0,7 м/с) [5] для колонн под давлением и расстоянии между тарелками 600 мм.

Проверяем нагрузку тарелки по жидкости:

м3/(м . ч),

где LV – 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).

14. ВЫСОТА КОЛОННЫ

Высота колонны рассчитывается по уравнению:

НК = H1 + Hк + Ни + Нп + Н2 + Нн + Но,  м

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

Нк – высота концентрационной тарельчатой части колонны, м;

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

Нп – высота секции питания, м;

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

Нн – высота низа колонны, от уровня жидкости до нижнего днища, м;

Но – 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 Hк и Ни зависят от числа тарелок в соответствующих частях колонны и расстояния между ними:

Нк = (Nконц – 1)h = (35 – 1)0,6 = 20,4 м

Ни = (Nотг – 1)h = (35 – 1)0,6 = 20,4 м

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

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

Нп = (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 Нн рассчитывается, исходя из 5-10 минутного запаса остатка, необходимого для нормальной работы насоса в случае прекращения подачи сырья в колонну:

м

где ж – абсолютная плотность остатка при температуре низа колонны (см. раздел 11);

Fк =  - площадь поперечного сечения колонны, м2.

Штуцер отбора нижнего продукта должен находится на отметке не ниже 4-5 м от земли, для того, чтобы обеспечить нормальную работу горячего насоса. Поэтому высота опоры Но конструируется с учётом обеспечения необходимого подпора жидкости и принимается высотой не менее 4-5 м. Примем Но = 4 м.

Полная высота колонны:

НК = 0,95+20,4+20,4+1,8+6,88+4 = 54,43 м

15. ДИАМЕТРЫ ШТУЦЕРОВ

Диаметры штуцеров определяют из уравнения расхода по допустимой скорости потока:

, м

где V – объёмный расход потока через штуцер, м3/с;

Величина допустимой скорости Wдоп принимается в зависимости от назначения штуцера и фазового состояния потока (м/с):

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:

Таблица 13

Стандартные значения диаметров штуцеров

Dу, мм

Dу, мм

Dу, мм

Dу, мм

Dу, мм

Dу, мм

10

50

200

600

1400

2600

15

65

250

800

1600

2800

20

80

300

900

1800

3000

25

100

350

1000

2000

32

125

400

1100

2200

40

150

500

1200

2400

Приложение 1

График зависимости коэффициента С1 от расстояния между тарелками Нт

1 – кривая для нормальных нагрузок клапанных, ситчатых, каскадных и аналогичных тарелок и для максимальных нагрузок колпачковых тарелок;

2 – кривая нормальных нагрузок для колпачковых тарелок;

3 – кривая для вакуумных колонн без ввода водяного пара и для стриппинг-секций атмосферных колонн;

4 – кривая для вакуумных колонн с вводом водяного пара и для десорберов;

5 – кривая для абсорберов;

6 – кривая для колонн, разделяющих вязкие жидкости под вакуумом или высококипящие ароматические углеводороды или пенящиеся продукты.

Ахметов С.А. Технология глубокой переработки нефти и газа: учебное пособие для вузов. Уфа: Гилем, 2002. 672 с.

Хорошко С.И., Хорошко А.Н. Сборник задач по химии и технологии нефти и газа. Учеб. пособие. — Мн.: Выш. шк., 1989.


М. А. Самборская , Ю.Б. Швалев  Технологическое проектирование тарельчатых колонн фракционирования нефти: Методические указания к выполнению лабораторных работ по дисциплинам «Основы научных исследований и проектирование», « Технологическое проектирование и типовое оборудование нефтехимических процессов» для студентов направления 240100 «Химическая технология и биотехнология» и специальностей 240403 «Химическая технология природных энергоносителей и углеродных материалов» и 240802 «Процессы и аппараты химических производств и химическая кибернетика».

– Томск: Изд-во ТПУ, 2007. – 48 с.



 

А также другие работы, которые могут Вас заинтересовать

59954. Вода - основа жизни 6.29 MB
  Учитель цель вступительное слово; Выступления: Чистая вода; Грязная вода; Грозная вода; Представитель службы спасения. В природе вода встречается в трех состояниях: жидком твердом и газообразном. Вода великое благо на Земле но может быть и великой угрозой.
59955. Кругообіг води в природі 157.5 KB
  Мета: формувати уявлення про кругообіг води в природі про перетворення води з одного смаку в інший вміння бачити і встановлювати залежність між компонентами природи розвивати світоглядні уявлення школярів; удосконалювати навички роботи...
59956. Поняття про якість води і гранично допустиму концентрацію речовин. Визначення якості води методами хімічного аналізу. Біологічні функції води 113.5 KB
  Мета: поглибити знання про будову води вміст води в організмах біологічні функції води; дати поняття про якість води і гранично допустиму концентрацію речовин; навчитися визначати якість води методами хімічного аналізу І.
59957. Різноманітність водоростей. Значення в природі та житті людини 173 KB
  Мета: ознайомити учнів з будовою та особливостями процесів життєдіяльності відділів Бурі Червоні Діатомові водорості; розглянути особливості пристосування до різних умов життя; з’ясувати значення водоростей у природі та житті людини.
59958. Значення водоростей в природі та житті людини 51 KB
  Основні поняття та терміни: екологія фармацевт технолог харчової промисловості мікробіологія агар йод осадові породи добрива самоочищення водойм планктон Обладнання: таблиці Водорості Роль водоростей у природі та народному господарстві...
59959. Водойми України. Розкриття значення води для життя людини у творах В. Сухомлинського. Інтегрований урок з природознавства та позакласного читання 159.5 KB
  Мета. Сформувати поняття про водойми: джерело озеро, болото, море; розвивати спостережливість і увагу; виховувати любов до природи, бережне ставлення до її багатств.
59960. Водиця – усьому цариця 32 KB
  Ми проведемо урок у формі гри етапами якої будуть різні конкурси. ІІ Проведення гри 1 конкурс РОЗМИНКА Командам пропонується написати географічний диктант. Кожна правильна відповідь...
59961. Военные походы фараонов 73.5 KB
  Цели урока: Образовательная расширить знания учащихся об основных понятиях урока подвести учащихся к пониманию причин последствий и характера военных походов фараонов Древнего Египта Развивающая создать условия для развития коммуникационных умений и навыков умения обобщать изученный материал делать выводы.
59962. Вогники наших сердець 51.5 KB
  Ведучий: Усі діти люблять свою маму і для кожного вона єдина і найкраща. Я дуже люблю свою маму Ведучий: В дарунок усім мамам танок Полькатрійка Розповідь віршів з показами фото слайдів під музичний супровід Учениця 1. Ведучий.