Отбензинивающая колонна К-1

Отбензинивающая колонна К-1

1. 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.-85оС. Плотность нефти =0,8393.

. 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): 28-58оС, 58-72оС, 72-85оС 85-102оС, 102-140оС, 140-180оС, 180-240оС, 240-350оС и 350-К.К. Три первые фракции 28-58оС, 58-72оС и 72-85оС отбираем в качестве дистиллята и шесть остальных - в качестве остатка (полуотбензиненной нефти).

Принципиальная схема установки АТ перегонки нефти

Рис. 1

Таблица 1

Разгонка (ИТК) нефти

№ фракции            Температуры кипения фракций при 1 ат, °С           Выход на нефть, % масс.               Молекуляр-

ный вес (Мi)

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 Тср - средняя температура кипения фракции, К.

Относительную плотность компонента  определяем через молекулярную массу по формуле Крэга:

или через относительную плотность :

,

где a - средняя температурная поправка относительной плотности на 1К, определяем по эмпирической формуле Кусакова:

Относительную плотность компонента  определяем по данным табл.1 или по уравнению аддитивности:

,

где хi и - массовая доля и плотность i-ой узкой фракции по данным табл.1.

Таблица 2

Физико-химические свойства сырья

Пересчет массовых долей в мольные ведём по формуле:

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

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' = 0,15202

Определяем самую тяжелую фракцию, которая должна пойти в дистиллят - это третья фракция 72-85оС. 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:

 = 0,85·4,45738/0,15202= 0,24923

=0,15·4,45738/(1-0,15202)= 0,00788

Рассчитываем коэффициент распределения ψi этой фракции:

= 31,60878

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: 72-85оС и 85-102оС. При среднем давлении в колонне Рср находим температуры кипения этих фракций - Т3 и Т4. Для расчётов используем уравнение Ашворта.

Определяем функцию f(То) всех фракций по формуле:

,

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

Например, для первой фракции 28-58оС:

 7,4281630

Результаты расчетов для всех фракций приведены в табл. 3.

Таблица 3

Значения параметра f(То) фракций

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

,

где Рср - 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 ТЕ находится между Т3 и Т4 и определяется методом подбора такого её значения, которое удовлетворяет следующим условиям:

428,216 К(TE)= 4,38361

Рассчитываем при температуре TE коэффициенты относительной летучести ai всех фракций:

;

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

;

Например, для первой фракции:

1==2,78758

Результаты расчетов представлены в таблице 4.

Таблица 4

Коэффициенты относительной летучести фракций при температуре ТЕ

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 ТЕ выполняются условия:

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

Таблица 5

Состав дистиллята и остатка

. МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС КОЛОННЫ

Таблица 6

Материальный баланс колонны

Средняя молекулярная масса дистиллята:

=71,81

Относительная плотность дистиллята:

 =0,6860

Средняя молекулярная масса остатка:

=193,74

Относительная плотность остатка:

=0,8520

7. ТЕМПЕРАТУРНЫЙ РЕЖИМ КОЛОННЫ

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

Таблица 7

Расчёт температуры верха колонны

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.

Искомая температура Тверха=391,42 К = 118,42ОС.

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 вверху колонны, примем равным 5 ат.

Искомая температура Тниза=526,20 К =253,20ОС.

Таблица 8

Расчёт температуры низа колонны

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:

Таблица 9

Расчёт доли отгона сырья на входе в колонну

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 450 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.

Искомая величина е`=0,1125.

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

Молекулярный вес паровой фазы My==89

Массовая доля отгона:

. 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 (которым задавались в начале расчета);

 - корень уравнения Андервуда. Обычно его величина находится между значениями ai 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

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.

Расчёт параметров Rопт и Nопт

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:

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

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

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

. 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

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.