2.13 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. пункт 2.11).

Примем к установке в верхней части колонны клапанные двухпоточные тарелки, а в нижней, наиболее нагруженной по жидкой фазе, части - клапанные четырёхпоточные тарелки.
Таблица 2.15 –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 (Таблица 2.15). 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

---

;

_ж и _п – плотность жидкой и паровой фазы, кг/м³.

С_max = K₁^.K₂^.C₁ – К₃( – 35)

Значение коэффициента С₁ определяем по графику в зависимости от принятого расстояния между тарелками (Приложение 1). С₁ = 1050.

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

Коэффициент  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(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 D_K = 3,8 м.

Проверяем скорость паров при принятом диаметре колонны:

м/с

Она находится в допустимых пределах (0,4-0,7 м/с) 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;

 - 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).

2.14 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 = 0,25^. 3,8 = 0,95 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 = (35 – 1)0,6 = 20,4 м

Н_и = (N_отг– 1)h = (35 – 1)0,6 = 20,4 м

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

Высота секции питания Н_пберётся 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 _ж – абсолютная плотность остатка при температуре низа колонны (см. пункт 2.11);

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

Список 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.

---

Смотрите также файлы

• 1 Выполнен Баллов 1,00 из 1,00 Отметить вопрос Текст вопроса Предметом логики являются формы и приемы познания. Выберите один ответ эмоционального pационального интуитивного Вопрос 2.docx

• Приказ Министерства труда и социальной защиты Российской Федерации от 11. 12. 2020 881н Об утверждении Правил по охране в подразделениях пожарной охраны.doc

• Квестигра В мире веселых наук Цель.docx

• Отчет студентапрактиканта.odt

• Бизнесобоснование Оказание услуг по наращиванию ресниц.docx