| № компо- нента |  Pi при tFai   
| |||||
| 0,0562 | 2,8169 | 1,7443 | 0,1154 | 0,3699 | 0,7591 | |
| 0,0512 | 2,0083 | 1,2436 | 0,1823 | 0,3344 | 1,1905 | |
| 0,0446 | 1,6149 | 1,0000 | 0,4214 | 0,2492 | 2,3561 | |
| 0,0575 | 1,2558 | 0,7776 | -0,3832 | 0,0463 | -0,3086 | |
| 0,1404 | 0,7717 | 0,4778 | -0,1611 | 0,0001 | -0,0001 | |
| 0,1301 | 0,3651 | 0,2261 | -0,0440 | |||
| 0,1611 | 0,1267 | 0,0784 | -0,0155 | |||
| 0,1944 | 0,0176 | 0,0109 | -0,0024 | |||
| 0,1645 | 0,0032 | 0,0020 | -0,0004 | |||
| Сумма | 1,0000 | - | - | 0,1125 | 1,0000 | 3,9970 |
В нашем случае 1-q=e`=0,1125. Методом подбора находим из первого уравнения Андервуда корень 
, подставляем его во второе уравнение и определяем Rmin. Результаты расчета приведены в таблице 10.
=0,8943
=3,997-1=2,997
отбензинивающий колонна нефть летучесть
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, 
3,2967.
в) Находим параметр Хi:
Например, 
0,06975
г) Находим параметр Yi:
Например, 
=0,58551
д) Находим число теоретических тарелок N из уравнения:
Например, 
=28,80615
e) Находим величину Ni(Ri+1).
Например, N1(R1+1)= 28,80615·(3,2967+1)=123,7701
Расчёты приведены в таблице 10.
Таблица 10
Расчёт параметров Rопт и Nопт
| iRixiyiNiNi(Ri+1)
| |||||
| 1,1 | 3,2967 | 0,0698 | 0,5855 | 28,8061 | 123,7701 |
| 1,2 | 3,5964 | 0,1304 | 0,5236 | 24,9345 | 114,6078 |
| 1,3 | 3,8960 | 0,1836 | 0,4747 | 22,5177 | 110,2480 |
| 1,4 | 4,1957 | 0,2307 | 0,4348 | 20,8571 | 108,3680 |
| 1,5 | 4,4954 | 0,2727 | 0,4015 | 19,6433 | 107,9485 |
| 1,6 | 4,7951 | 0,3103 | 0,3734 | 18,7153 | 108,4577 |
| 1,7 | 5,0948 | 0,3442 | 0,3491 | 17,9813 | 109,5928 |
| 1,8 | 5,3945 | 0,3749 | 0,3280 | 17,3851 | 111,1697 |
ж) Строим график Ni(Ri+1)=f(Ri):
График зависимости параметра Ni(Ri+1) от флегмового числа
|
|
Рис.2
Минимум на полученной кривой соответствует искомым параметрам: Rопт=4,45; Nопт=19,65; опт=1,5.
Аналитический вариант расчёта (по приближённым уравнениям):
2,9967+0,35=4,3959
опт=1,7 
опт=1,7· 
+0,7=20,0024
Таким образом, оба способа дают довольно близкие результаты. Принимаем к дальнейшим расчётам данные более точного графического способа.
. 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).
=7,7028 ~ 8
Оптимальное число теоретических тарелок в верхней части колонны
Отсюда 
=13,3308 ~ 14
Рабочее число тарелок в колонне:
где 
- к.п.д. тарелки, примем равным 0,6.
=32,75 ~ 33
Рабочее число тарелок в верхней части колонны
=22,21~ 23
В нижней, исчерпывающей части колонны, таким образом, будет 33-23=10 тарелок. На практике для ввода сырья предусматривают до 5 точек вблизи сечения, определённого по этим уравнениям.
. ВНУТРЕННИЕ МАТЕРИАЛЬНЫЕ ПОТОКИ
а) Верхняя часть колонны.
Количество флегмы, стекающей с тарелок верхней части колонны:
=Rопт·D= 4,45·45815,5=203879 кг/ч
Количество паров, поднимающихся с тарелок верхней части колонны:
+D=203879+45815,5=249695 кг/ч
Объём паров:
м3/с = 281997,72 м3/ч
Плотность паров:
= 8,85519 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:
203879 + 735294(1 - 0,0572) = 897114 кг/ч
Количество паров, поднимающихся с тарелок нижней части колонны:
= 897114 - 689478,6 = 207635 кг/ч
Объём паров:
м3/с = 9347 м3/ч
Плотность паров:
=22,2140 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
. 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 = 0,0572 - 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 253,2ОС, кДж/кг;
,
где Lор - количество холодного орошения, подаваемого в колонну, кг/ч;
ID - энтальпия паров дистиллята при температуре верха колонны 118,42оС.
,
где Rопт = 4,45 - 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. = 316. 0,3699 + 338. 0,3344 + 351,5. 0,2492 + 366,5. 0,0463 +
+ 394. 0,0001 = 334,5 К.
= 332,45 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.
Например, энтальпия жидкой фазы сырья, поступающего в колонну при 220ОС:
кДж/кг.
Результаты расчёта энтальпий потоков:
| iF = 496,88 кДж/кг | при tF = 220°C | |
| IF = 814,38 кДж/кг | при tF = 220°C | |
| ID = 593,81 кДж/кг | при tD = 118,42°C | |
| iхол = 74,51 кДж/кг | при tхол = 35 °C | |
| iW = 582,25 кДж/кг | при tW = 253,2°C |
Количество холодного орошения:
кг/ч
Рассчитываем тепловые потоки:
QF = 735294,118. 0,0572. 814,38 + 735294,118. (1-0,0572). 496,88 =
кДж/ч = 105196,27 кВт
QD = 45815,538. 74,51 = 3413744,7 кДж/ч = 948,26 кВт
QW = 689478,58. 582,25 = 401448506 кДж/ч = 111513,58 кВт
QХОЛ = (45815,538 + 130521,12). (593,81 - 74,51) = 91571622 кДж/ч =
,56 кВт
Примем потери тепла в колоне 5%:
Qпот = (948,26 + 111513,58 + 25436,56).5/95 = 7257,81кВт
Тепло, необходимое подвести в низ колонны:
QB = 145156,21 - 9514,41 - 95681,86 = 39959,94 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 | 814,38 | 42058,8 | 9514,41 |
| жидкая фаза | 220,0 | 496,88 | 693235,3 | 95681,86 |
| В низ колонны | 39959,94 | |||
| Итого | 145156,21 | |||
| РАСХОД: | ||||
| С дистиллятом | 35,0 | 74,51 | 45815,54 | 948,26 |
| С остатком | 253,2 | 582,25 | 689478,58 | 111513,58 |
| В конденсаторе | 25436,56 | |||
| Потери | 7257,81 | |||
| Итого | 145156,21 |
13. ДИАМЕТР КОЛОННЫ
Диаметр колонны рассчитывается по наиболее нагруженному сечению по парам. В нашем случае в верхней части колонны расход паровой фазы больше в 7,8327/2,5964 = 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 | |
| 5,5-6,4 | |
| 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;
rж и rп - плотность жидкой и паровой фазы, кг/м3.
Сmax = K1. K2. C1 - К3(l - 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 l 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(132,75 - 35) = 816,5
= 0,562 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 = 4,5 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;
W - 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).
. 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 = 0,5. 4,5 = 2,25 м.
Высоты Hк и Ни зависят от числа тарелок в соответствующих частях колонны и расстояния между ними:
Нк = (Nконц - 1)h = (23 - 1)0,6 = 13,2 м
Ни = (Nотг - 1)h = (10 - 1)0,6 = 5,4 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 rж - 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 = 2,25+13,2+5,4+1,8+1,5+5,25+4 = 33,4 м
. ДИАМЕТРЫШТУЦЕРОВ
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 |
Приложение
График зависимости коэффициента С1 от расстояния между тарелками Нт
- кривая для нормальных нагрузок клапанных, ситчатых, каскадных и аналогичных тарелок и для максимальных нагрузок колпачковых тарелок;
- кривая нормальных нагрузок для колпачковых тарелок;
- кривая для вакуумных колонн без ввода водяного пара и для стриппинг-секций атмосферных колонн;
- кривая для вакуумных колонн с вводом водяного пара и для десорберов;
- кривая для абсорберов;
- кривая для колонн, разделяющих вязкие жидкости под вакуумом или высококипящие ароматические углеводороды или пенящиеся продукты.
Список рекомендуемой литературы
1. Ахметов С.А. Технология глубокой переработки нефти и газа: Учебное пособие для вузов. - Уфа: Изд-во «Гилем», 2002. - 672 с.
. Мановян А.К. Технология первичной переработки нефти и природного газа: Учебное пособие для вузов. - М.: Химия, 2001. - 568 с.
. Танатаров М.А., Ахметшина М.Н., Фасхутдинов Р.А. Технологические расчеты установок переработки нефти. - М.: Химия, 1987. - 352 с.
. Сарданашвили А.Г., Львова А.И. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и газа. - М.: Химия, 1973. - 272 с.
. Эмирджанов Р.Т., Лемберанский Р.А. Основы технологических расчетов в нефтепереработке и нефтехимии. - М.: Химия, 1989. - 192 с.
. Александров И.А. Ректификационные и абсорбционные аппараты. - М.: Химия, 1979. - 280 с.
. Александров И.А. Перегонка и ректификация в нефтепереработке. - М.: Химия, 1981. 352 с.
. Багатуров С.А. Основы теории и расчета перегонки и ректификации. - М.: Химия, 1974. - 440 с.
. Кузнецов А.А., Кагерманов С.М., Судаков Е.Н. Расчеты процессов и аппаратов нефтеперерабатывающей промышленности. - Л.: Химия, 1974. - 344 с.
. Расчеты основных процессов и аппаратов нефтепереработки: Справочник / Под ред. Е.Н.Судакова. - М.: Химия, 1979. - 569 с.
. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию / Под ред. Ю.И.Дытнерского. М.: Химия, 1983. - 272 с.
. Справочник нефтепереработчика: Справочник / Под ред. Г.А. Ластовкина, Е.Д.Радченко и М.Г.Рудина. - Л.: Химия, 1986. - 648 с.
. Рудин М.Г. Карманный справочник нефтепереработчика. - Л.: Химия, 1989. - 464 с.
. Скобло А.И., Молоканов Ю.К., Владимиров А.И., Щелкунов В.А. Процессы и аппараты нефтегазопереработки и нефтехимии. - М.: ООО "Недра-Бизнесцентр", 2000. - 677 с.
. Колонные аппараты. Каталог ВНИИнефтемаш. - М.: Изд. ЦИНТИхимнефтемаш, 1992. - 26 с.