Технологический расчёт отбензинивающей колонны

ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЁТ ОТБЕНЗИНИВАЮЩЕЙ КОЛОННЫ

УСТАНОВОК ПЕРЕГОНКИ НЕФТИ

 

 

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

 

 

Тюмень 2003

Утверждено редакционно-издательским советом государственного

образовательного учреждения высшего профессионального образования

«Тюменский государственный нефтегазовый университет»

 

 

Составитель:

Савченков А.Л.,

доцент, к.т.н.

 

 

© Тюменский государственный нефтегазовый университет

 

 2003 г.

ТЕХНОЛОГИЧЕСКАЯ СХЕМА УСТАНОВКИ

 

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.

 

ИСХОДНЫЕ ДАННЫЕ ДЛЯ РАСЧЕТА

 

Проведём технологический расчет отбензинивающей колонны мощностью 6 млн т в год по нефти, разгонка (ИТК) которой представлены в табл.1. В качестве дистиллята предусмотрим отбор фракции легкого бензина Н.К.-85^оС. Плотность нефти =0,8393.

 

Таблица 2

Физико-химические свойства сырья

№ компонента	Пределы выкипания фракции	% масс.	tср, C	Мi	% мольн.
1	28-58	2,09	43,0	65,057	5,62427	0,667814
2	58-72	2,13	65,0	72,845	5,12050	0,687682
3	72-85	1,99	78,5	78,103	4,45738	0,702087
4	85-102	2,77	93,5	84,373	5,74712	0,713809
5	102-140	7,77	121,0	97,037	14,03947	0,736061
6	140-180	8,73	160,0	117,590	13,00545	0,777088
7	180-240	13,64	210,0	148,390	16,11139	0,823778
8	240-350	23,55	295,0	212,225	19,44219	0,869474
9	350-К.К.	37,33	-	397,500	16,45224	0,915580
Итого	-	100	-	-	100	-

Пересчет массовых долей в мольные ведём по формуле:

 

Результаты расчётов физико-химических свойств сырья отбензинивающей колонны приведены в табл.2.

 

Таблица 3

Значения параметра f(Т_о) фракций

 

Параметр	Значение параметра
f(T0)1	7,4281630
f(T0)2	6,6299711
f(T0)3	6,2005121
f(T0)4	5,7691102
f(T0)5	5,0837524
f(T0)6	4,2968571
f(T0)7	3,5191702
f(T0)8	2,5855713
f(T0)9	1,5689269

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

 

,

 

где Р_ср – среднее давление в колонне, ат

 

= 4,68922

 

=4,36297

 

Температура кипения фракции при данном давлении:

 

, К

 

Получаем Т₃ = 412,38 К, Т₄ = 429,34 К.

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

            

 

428,216 К    

 

f(T_E)= 4,38361

 

Рассчитываем при температуре T_E коэффициенты относительной летучести a_i всех фракций:

;  

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

 

;

 

Например, для первой фракции:

 

₁= =2,78758

 

Результаты расчетов представлены в таблице 4.

Таблица 4

Коэффициенты относительной летучести фракций при температуре Т_Е

 

Обозначение параметра	Значение параметра
1	2,78758
2	1,79813
3	1,35547
4	0,97816
5	0,51985
6	0,19619
7	0,04881
8	0,00304
9	0,00000345

 

Определяем минимальное число теоретических тарелок в колонне:

 

= lg(31,60878)/lg(1,35547)=11,35433

 

СОСТАВ ДИСТИЛЛЯТА И ОСТАТКА

Находим коэффициенты распределения всех фракций _i:

 

 

Например, для первой фракции:

 

=113568,3604

 

Рассчитываем составы дистиллята и остатка по формулам:

 

 

Например, для первой фракции:

 

 

При верном подборе Т_Е выполняются условия:

 

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

Таблица 5

Состав дистиллята и остатка

 

№	Пределы выкипания фракции	Рi, ат	ai	Yi
1	28-58	12,54411	2,78758	113568,360	0,36995	3,257.10-6
2	58-72	8,09158	1,79813	782,20603	0,33444	0,00043
3	72-85	6,09963	1,35547	31,60878	0,24923	0,00788
4	85-102	4,40172	0,97816	0,77823	0,04629	0,05948
5	102-140	2,33933	0,51985	0,00059	0,00010	0,16555
6	140-180	0,88285	0,19619	0	0	0,15337
7	180-240	0,21963	0,04881	0	0	0,19000
8	240-350	0,01369	0,00304	0	0	0,22928
9	350-к.к.	1,556.10-5	3,45.10-6	0	0	0,19402
S	-	-	-	-	1,00000	1,00000

МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС КОЛОННЫ

Таблица 6

Материальный баланс колонны

ФРАКЦИЯ

С Ы Р Ь Ё

% мольн.

кмоль/ч

% масс.

кг/ч

тыс т/г

28-58

5,62427

236,04052

2,08843

15356,08824

125,30568

58-72

5,12050

214,89827

2,12898

15654,26471

127,73880

72-85

4,45738

187,06836

1,98705

14610,64706

119,22288

85-102

5,74712

241,19664

2,76767

20350,54412

166,06044

102-140

14,03947

589,21173

7,77585

57175,33824

466,55076

140-180

13,00545

545,81585

8,72882

64182,48529

523,72908

180-240

16,11139

676,16674

13,64575

100336,38235

818,74488

240-350

19,44219

815,95470

23,55057

173165,98529

1413,03444

350-К.К.

16,45224

690,47140

37,32688

274462,38235

2239,61304

Итого

100

4196,82420

100

735294,11765

6000

 

ФРАКЦИЯ	Д И С Т И Л Л Я Т
	% мольн.	кмоль/ч	% масс.	кг/ч	тыс т/г
28-58	36,99471	236,02893	33,51556	15355,33404	125,29953
58-72	33,44424	213,37665	33,92609	15543,42239	126,83433
72-85	24,92262	159,00811	27,10663	12419,05000	101,33945
85-102	4,62866	29,53116	5,43842	2491,64030	20,33178
102-140	0,00984	0,06277	0,01329	6,09086	0,04970
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	638,008	100	45815,538	373,855

 

ФРАКЦИЯ	О С Т А Т О К
	% мольн.	кмоль/ч	% масс.	кг/ч	тыс т/г
28-58	0,00033	0,01159	0,00011	0,75419	0,00615
58-72	0,04276	1,52162	0,01608	110,84232	0,90447
72-85	0,78847	28,06025	0,31786	2191,59706	17,88343
85-102	5,94764	211,66547	2,59020	17858,90382	145,72866
102-140	16,55463	589,14896	8,29166	57169,24738	466,50106
140-180	15,33700	545,81584	9,30884	64182,48519	523,72908
180-240	18,99976	676,16674	14,55250	100336,38235	818,74488
240-350	22,92769	815,95470	25,11550	173165,98529	1413,03444
350-К.К.	19,40171	690,47140	39,80724	274462,38235	2239,61304
Итого	100	3558,817	100	689478,580	5626,145

Средняя молекулярная масса дистиллята:

=71,81

Относительная плотность дистиллята:

 =0,6860

Средняя молекулярная масса остатка:

=193,74

Относительная плотность остатка:

=0,8520

 

ТЕМПЕРАТУРНЫЙ РЕЖИМ КОЛОННЫ

 

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

Таблица 7

Таблица 8

Расчёт температуры низа колонны

 

Pi	Кi
39,71752	7,94350	0,00003
29,43316	5,88663	0,00252
24,26328	4,85266	0,03826
19,4137	3,88274	0,23093
12,60267	2,52053	0,41727
6,474371	1,29487	0,19859
2,501605	0,50032	0,09506
0,375243	0,07505	0,01721
0,003646	0,00073	0,00014
Итого	-	1,00000

 

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

 = 493 К = 220^ОС

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

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

Таблица 9

Расчёт доли отгона сырья на входе в колонну

 

Компо- ненты	tcр	Mi	ci,			Pi, кПа		-1		+1
28-58	43	65	0,0209	0,3210	0,0542	2816,9465	6,2599	5,2599	0,5917	1,5917	0,0341	0,2133	13,88
58-72	65	73	0,0213	0,2923	0,0494	2008,3132	4,4629	3,4629	0,3896	1,3896	0,0355	0,1585	11,55
72-85	78,5	78	0,0199	0,2544	0,0430	1614,9319	3,5887	2,5887	0,2912	1,2912	0,0333	0,1195	9,33
85-102	93,5	84	0,0277	0,3280	0,0555	1255,7645	2,7906	1,7906	0,2014	1,2014	0,0462	0,1289	10,88
102-140	121	97	0,0778	0,8013	0,1361	771,6880	1,7149	0,7149	0,0804	1,0804	0,1259	0,2160	20,96
140-180	160	118	0,0873	0,7423	0,1268	365,0801	0,8113	-0,1887	-0,0212	0,9788	0,1296	0,1051	12,36
180-240	210	148	0,1365	0,9196	0,1585	126,6667	0,2815	-0,7185	-0,0808	0,9192	0,1725	0,0486	7,20
240-350	295	212	0,2355	1,1097	0,1941	17,6184	0,0392	-0,9608	-0,1081	0,8919	0,2177	0,0085	1,81
350-К.К.	437	398	0,3733	0,9390	0,1823	3,2873	0,0073	-0,9927	-0,1117	0,8883	0,2052	0,0015	0,60
Итого	-	-	1,0000	5,7077	1,0000	-	-	-	-	-	1,0000	1,0000	88,57

 

 

Расчёты сведены в табл. 9, где

e` - мольная доля отгона;

с_i  - массовая доля отдельных фракций в нефти;

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

М_i – молекулярный вес отдельных фракций;

Р_вх – абсолютное давление в зоне питания, примем его равным среднему давлению в колонне 4,5 ат или 450 кПа;

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

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

Т_ср – средняя температура кипения фракции, К.

Искомая величина е`=0,1125.

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

 

Молекулярный вес паровой фазы M_y= =89

Массовая доля отгона:

МИНИМАЛЬНОЕ ФЛЕГМОВОЕ ЧИСЛО

 

Минимальное флегмовое число R_min определяется по уравнениям          Андервуда:

         

 

где α_i – коэффициент относительной летучести по отношению к ключевому компоненту

где P_i - давление насыщенных паров при температуре ввода сырья;

P_k – давление насыщенных паров ключевого компонента (которым задавались в начале расчета);

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

 В общем случае при увеличении  левая часть уравнения возрастает.

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

  или

где J_C – энтальпия сырья при температуре ввода;

J_П – энтальпия насыщенных паров сырья;

J_Ж – энтальпия кипящей жидкости сырья.

При расчёте минимального флегмового числа возможны следующие варианты.

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

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

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

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

д) Если сырьё вводится в виде парожидкостной смеси,

то 0<e`<1 и 1-q=e`.

Таблица 10

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.

ТЕПЛОВОЙ БАЛАНС КОЛОННЫ

 

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

Уравнение теплового баланса колонны в этом случае будет иметь вид:

 

,

 

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

Q_B – тепло, подводимое в низ колонны, кВт;

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

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

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

Q_ПОТ – потери тепла в окружающую среду, кВт.

 

 

где F, F_ж, F_п – массовый расход сырья, жидкой и паровой фаз сырья, кг/ч;

i_Fж – энтальпия жидкой фазы сырья, кДж/кг;

I_Fп – энтальпия паровой фазы сырья, кДж/кг;

е = 0,0572 – массовая доля отгона сырья (см. раздел 7);

 

,

 

где D – массовый расход дистиллята, кг/ч;

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

 

,

 

где W – массовый расход остатка, кг/ч;

i_W – энтальпия остатка при температуре при температуре его отвода из колонны 253,2^ОС, кДж/кг;

 

,

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

I_D – энтальпия паров дистиллята при температуре верха колонны 118,42^оС.

 

,

 

где R_опт = 4,45 - оптимальное флегмовое число;

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

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

 

, кДж/кг.

 

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

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

 

,

 

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

 x_i` - мольная доля узкой фракции в смеси.

В нашем случае средняя молекулярная температура кипения дистиллята:

 

Т_ср.м. = 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 t_хол = 35°C.

Энтальпии жидких нефтепродуктов при соответствующих температурах рассчитываются по уравнению Крэга:

 

, кДж/кг.

Энтальпии паров нефтепродуктов рассчитываются по уравнению Уэйра и Итона:

 

, кДж/кг.

 

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

 

 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:

 

Q_F = 735294,118 ^. 0,0572 ^. 814,38 + 735294,118 ^. (1-0,0572) ^. 496,88 =

    378706604 кДж/ч = 105196,27 кВт

 

Q_D = 45815,538 ^. 74,51 = 3413744,7 кДж/ч = 948,26 кВт

 

Q_W = 689478,58 ^. 582,25 = 401448506 кДж/ч = 111513,58 кВт

 

Q_ХОЛ = (45815,538 + 130521,12) ^. (593,81 – 74,51) = 91571622 кДж/ч =

        25436,56 кВт

 

Примем потери тепла в колоне 5%:

 

Q_пот = (948,26 + 111513,58 + 25436,56)^.5/95 = 7257,81кВт

Тепло, необходимое подвести в низ колонны:

Q_B = 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

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	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 V_П – объёмный расход паров, м³/с;

W_max – максимальная допустимая скорость паров, м/с

 

, м/с

 

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

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

 

С_max = 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 L_Ж – массовый расход жидкой фазы в верхней части, кг/ч;

 

Коэффициент К₁ принимается в зависимости от конструкции тарелок:

 

Колпачковая тарелка............................................................................. 1,0

Тарелка из S-образных элементов........................................................ 1,0

Клапанная тарелка................................................................................. 1,15

Ситчатая и струйная тарелка................................................................ 1,2

Струйная тарелка с отбойниками......................................................... 1,4

 

Коэффициент К₂ зависит от типа колонны:

 

Атмосферные колонны.......................................................................... 1,0

Ваккумные колонны с промывным сепаратором в зоне питания....... 1,0

Вакуумные колонны без промывного сепаратора............................... 0,9

Вакуумные колонны для перегонки

   пенящихся и высоковязких жидкостей.......................................... 0,6

Абсорберы............................................................................................. 1,0

Десорберы.............................................................................................. 1,13

 

 

 

С_max = 1,15 ^. 1,0 ^. 1050 – 4(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 D_K = 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 L_V – 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:

 

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

 

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

Н_к – высота концентрационной тарельчатой части колонны, м;

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

Н_п – высота секции питания, м;

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

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

Н_о – высота опоры, м.

Высота Н₁ (сепарационное пространство) принимается равной половине диаметра колонны, если днище полукруглое, и четверти диаметра, если днище эллиптическое. Полушаровые днища применяют для колонн диаметром более 4 метров. Поэтому Н₁ = 0,5 ^. 4,5 = 2,25 м.

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

 

Н_к = (N_конц – 1)h = (23 – 1)0,6 = 13,2 м

 

Н_и = (N_отг – 1)h = (10 – 1)0,6 = 5,4 м

 

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

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

Н_п = (4 - 1)h = (4 - 1)0,6 =1,8 м

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

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

 

 м

 

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

F_к =  - 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 Н_о конструируется с учётом обеспечения необходимого подпора жидкости и принимается высотой не менее 4-5 м. Примем Н_о = 4 м.

Полная высота колонны:

 

Н_К = 2,25+13,2+5,4+1,8+1,5+5,25+4 = 33,4 м

 

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 W_доп 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

 

<