Расчёт минимального флегмового числа

 

№ компо- нента		Pi при tF	ai
1	0,0562	2,8169	1,7443	0,1154	0,3699	0,7591
2	0,0512	2,0083	1,2436	0,1823	0,3344	1,1905
3	0,0446	1,6149	1,0000	0,4214	0,2492	2,3561
4	0,0575	1,2558	0,7776	-0,3832	0,0463	-0,3086
5	0,1404	0,7717	0,4778	-0,1611	0,0001	-0,0001
6	0,1301	0,3651	0,2261	-0,0440	0	0
7	0,1611	0,1267	0,0784	-0,0155	0	0
8	0,1944	0,0176	0,0109	-0,0024	0	0
9	0,1645	0,0032	0,0020	-0,0004	0	0
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 R_min. Результаты расчета приведены в таблице 10.

 

=0,8943

=3,997-1=2,997

 

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 Х_i :

Например, 0,06975

г) Находим параметр Y_i:

Например, =0,58551

 

д) Находим число теоретических тарелок N из уравнения:

 

Например, =28,80615

e) Находим величину N_i(R_i+1).

 

Например, N₁(R₁+1)= 28,80615·(3,2967+1)=123,7701

 Расчёты приведены в таблице 10.

Таблица 10

Расчёт параметров R_опт и N_опт

 

i	Ri	xi	yi	Ni	Ni(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 N_i(R_i+1)=f(R_i):

 

График зависимости параметра N_i(R_i+1) от флегмового числа

Рис.2

 

Минимум на полученной кривой соответствует искомым параметрам: R_опт=4,45; N_опт=19,65; _опт=1,5.

 

Аналитический вариант расчёта (по приближённым уравнениям):

 

2,9967+0,35=4,3959

N_опт=1,7

N_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:

 

=R_опт·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 30-40^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

 

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

 

График зависимости коэффициента С₁ от расстояния между тарелками Н_т

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.

 

Список рекомендуемой литературы

 

1. Ахметов С.А. Технология глубокой переработки нефти и газа: Учебное пособие для вузов. - Уфа: Изд-во «Гилем», 2002. - 672 с.

2. Мановян А.К. Технология первичной переработки нефти и природного газа: Учебное пособие для вузов. – М.: Химия, 2001. – 568 с.

3. Танатаров М.А., Ахметшина М.Н., Фасхутдинов Р.А. Технологические расчеты установок переработки нефти. - М.: Химия, 1987. - 352 с.

4. Сарданашвили А.Г., Львова А.И. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и газа. - М.: Химия, 1973. - 272 с.

5. Эмирджанов Р.Т., Лемберанский Р.А. Основы технологических расчетов в нефтепереработке и нефтехимии. - М.: Химия, 1989. - 192 с.

6. Александров И.А. Ректификационные и абсорбционные аппараты. - М.: Химия, 1979. - 280 с.

7. Александров И.А. Перегонка и ректификация в нефтепереработке. - М.: Химия, 1981. 352 с.

8. Багатуров С.А. Основы теории и расчета перегонки и ректификации. - М.: Химия, 1974. - 440 с.

9. Кузнецов А.А., Кагерманов С.М., Судаков Е.Н. Расчеты процессов и аппаратов нефтеперерабатывающей промышленности. - Л.: Химия, 1974. - 344 с.

10. Расчеты основных процессов и аппаратов нефтепереработки: Справочник / Под ред. Е.Н.Судакова. - М.: Химия, 1979. - 569 с.

11. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию / Под ред. Ю.И.Дытнерского. М.: Химия, 1983. - 272 с.

12. Справочник нефтепереработчика: Справочник / Под ред. Г.А. Ластовкина, Е.Д.Радченко и М.Г.Рудина. - Л.: Химия, 1986. - 648 с.

13. Рудин М.Г. Карманный справочник нефтепереработчика. - Л.: Химия, 1989. - 464 с.

14. 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.

15. Колонные аппараты. Каталог ВНИИнефтемаш. - М.: Изд. ЦИНТИхимнефтемаш, 1992. - 26 с.

 

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