Количество холодного орошения:

кг/ч

Рассчитываем тепловые потоки:

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

378706604 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 =

25436,56 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	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 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;

ж и п – плотность жидкой и паровой фазы, кг/м3.
Сmax = K1 . K2 . C1 – К3( – 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 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;

- 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).
14. 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 ж – 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
15. 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

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 Нт



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.

---

Смотрите также файлы

• Особенности тушения пожаров в жилых и общественных зданиях.docx

• Отчет по лабораторной работе по дисциплине Вероятностные модели инфокоммуникационных процессов Студента заочного отделения.doc

• Электрмен жабдытау.docx

• Древние очаги центральноазиатских цивилизаций.docx

• Вопрос 1 Верно Баллов 1,000 из 1,000 Отметить вопрос Текст вопроса Общий интеграл дифференциального уравнения dyysinxdxdyysinxdx имеет вид Выберите один ответ ln.docx