KBR_2005

	1,0						M
											D
	0,9
фазе	0,8
паровой	0,7			F
	0,6				K
в
НКК	0,5
доля	0,4				O
	L
Массовая
	0,3
	0,2
	0,1								Nmin=13
	W
	0,0
	0,0	0,1	0,2	0,3	0,4	0,5	0,6	0,7	0,8	0,9	1,0
				Массовая доля НКК в жидкой фазе

Рис.7. Графический расчет числа теоретических тарелок

Минимальное число тарелок может быть рассчитано графически построением ступенчатой линии между кривой равновесия фаз и диагональю

графика в пределах от точки D до точки W или вычислено аналитически по уравнению Фенске [3] :

	lg	ì	yD	1- xW ü
		í		ý
N мин =		î1- yD		xW þ .		(16)
			lg a

По уравнению Фенске минимальное число теоретических тарелок равно 7, такое же число тарелок получается и графически в пределах точности построения.

Задаваясь коэффициентами избытка флегмы рассчитываются флегмовые числа и число теоретических тарелок. Рассмотренные варианты работы колонны сопоставлены в табл. 5.

						Таблица 5
Коэффициент
избытка флегмы	1,0	1,1	1,4	2,5	4,0		∞
Флегмовое число
g1 / D	1,1	1,21	1,54	2,75	4,4		∞
Число теоретических
тарелок	∞	18	13	9	8		7

Из табл. 5 следует, что сравнительно небольшое увеличение флегмового числа от 1,1 до 1,21 позволяет сократить число теоретических тарелок от

∞ до 18. Дальнейшее увеличение флегмового числа сокращает необходи-

мое число тарелок по затухающей кривой.

Графический вид зависимости числа теоретических тарелок от флегмового числа при заданной четкости разделения смеси приведен на рис. 8.

Любая точка на этой кривой может быть выбрана в качестве рабочей, т.е. заданной четкости деления смеси отвечает бесконечное множество пар

чисел N и R .

Выбор оптимального флегмового числа и общего числа теоретических тарелок в колонне может быть осуществлен технико-экономическим сопоставлением возможных вариантов. Оптимальный вариант соответствует минимальным затратам.

Оптимальные значения флегмового числа и числа теоретических таре-

лок можно определить по уравнениям:
Rопт = 1,35 Rмин + 0,35 ,	(17)

	Nопт = 1,7 Nмин + 0,7 .						(18)
N
18
16
14
12
10
8
N мин
6
1R мин	1,5	2	2,5	3	3,5	4	4,5
							R
Рис. 8. Зависимость числа теоретических тарелок от флегмового числа

6.ОПРЕДЕЛЕНИЕ НАГРУЗОК ПО ПАРАМ И ЖИДКОСТИ

ВОСНОВНЫХ СЕЧЕНИЯХ КОЛОННЫ

Вбольшинстве случаев при расчете ректификационных колонн достаточно определить нагрузку по парам и жидкости для трех сечений: над верх-

ней тарелкой	(gD иGNk),	под нижней тарелкой отгонной части (g1’			и
GW )	и в секции	питания	колонны	(g1 ,GNo	и

Gm=GF+GNo;gm=gF+g1 ).

В табл. 6 показаны значения нагрузок, определенные по уравнениям материального баланса.

Таблица 6

Сечение колонны	Нагрузка, кг/ч
	по парам	по жидкости
Под парциальным конденсатором	13908,5	7421,0

	Под нижней тарелкой
	концентрационной части	13908,5	7421,0
	Над верхней тарелкой
	отгонной части	11508,5	17021,0
	Под нижней тарелкой	11508,5	17021,0

Концентрационная часть колонны имеет большую нагрузку по парам, чем отгонная. Расчет диаметра колонны проводится для верхнего сечения. Объемный расход паров наверху колонны определим по уравнению:

V =	22,4	GN K (273+tN K )0,101		= 0,948 м3/с , (19)
		3600	M 273 p

Средний перепад температур от тарелки к тарелке:

Dtcp = tW − tD

NTT

Температуру верхней тарелки концентрационной секции, расположен-

ной под парциальным конденсатором, tN K можно приближенно определить:

tN K

= tD

+

tcp .

Средняя молекулярная масса паров:

M

=

1

=

1

å

yi

yN K

+

1- yN K =115,5 .

(20)

M i

M 1

M 2

Плотность паров

GN K

rn

=

=4,07 кг/м3 .

(21)

3600 V

7. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ОСНОВНЫХ РАЗМЕРОВ КОЛОННЫ

Расчет основных размеров колонны включает определение ее диаметра, высоты и диаметров основных штуцеров.

Диаметр колонны определяется через объемный расход паров для наиболее нагруженного сечения :

DK =

4V

, м;

(22)

3,14wд

где wд - допустимую линейную скорость паров в колонне –определя-

ем по уравнению:

= 0,85

, м/с;

(23)

д

10

− 4

c

max

rж - r

п

w

rп

Относительную плотность

r420

жидкости, состава

x*D ,

рассчиты-

ваем по уравнению:

1

r420 =

å

xi = 0,704 .

(24)

20

r4i

Плотность нефтепродуктов для температур, отличающихся от стан-

дартных, определяется по формуле [2]:

rж

= r420 ×103

- a( t - 20 ),

(25)

где α – температурная поправка (см. табл. П-1).

Сучетом температурной поправки получаем плотность жидкости

ρж = 602 кг/м3.

Величина коэффициента cmax в уравнении (23) зависит от конструк-

ции тарелки, расстояния между тарелками, поверхностного натяжения и определяется по графику на рис.П-2.

Расстояние между тарелками обычно изменяется в пределах от 0,2 до 0,8 м, а для колонн диаметром 1 м и более при монтаже тарелок через люки - не менее 0,45 м [3].

Примем расстояние между тарелками Hm = 0,45 м, тогда коэффици-

ент cmax =850 ([3], рис. П-2), допустимая линейная скорость wд = 0,875 м/с. Получаем расчетный диаметр колонны:

Dp = 1,17 м.

По ГОСТ 9617-76 установлен ряд внутренних диаметров для сосудов и аппаратов. Для стальных аппаратов рекомендованы значения:

от 400 до 1000 мм через 100 мм, от 1200 до 4000 мм через 200 мм, 2500, 4500, 5000, 5600, 6300 мм, от 7000 до 10000 мм через 500 мм.

Примем ближайшее большее значение диаметра

Dк = 1200 мм.

Высота ректификационной колонны (см. рис.9) складывается из полезной высоты колонны и высоты опорной обечайки. Полезная высота определяется числом тарелок и выбором расстояния между тарелками, расположением люков для монтажа и ремонта тарелок, конструкцией узла ввода сырья, конденсатора и кипятильника. При определении высоты колонны следует учитывать, что работа парциального конденсатора в концентрационной части колонны или кипятильника в отгонной части эквивалентна одной теоретической тарелке.

Коэффициент полезного действия тарелок η может быть принят по

литературным данным [4].

Примем η = 0,5 для тарелок из S-образных элементов, тогда число

реальных тарелок в концентрационной части колонны

N К =	N ТК	− 1
	η	= 9,

в отгонной части

NО =	NТО	− 1
	η	= 13,

общее число реальных тарелок в колонне

N Р = N К + NО = 22.

Расстояние между тарелками было принято: Hm = 0,45 м. Через каждые 4 - 5 тарелок по высоте колонны устанавливаются люки для обеспечения

монтажа и ремонта тарелок. Диаметр люка принимается не менее Dу 450, а расстояния между тарелками в месте установки люка не менее 600 мм. При-

мем межтарельчатое расстояние в местах установки люков H л = 0,6 м. Для

концентрационной части колонны необходимо установить 2 люка, а для отгонной части – 3 люка через каждые 4 тарелки (см. рис.9). Тогда высота кон-

центрационной части равна:

H K = ( 3Hm + H л )× 2 = 3,9 м;

а высота отгонной части:

HO = ( 3Hm + Hл )× 3 = 5,85 м

Емкость низа колонны рассчитывают, исходя из 5-10 минутной работы насоса в случае прекращения поступления сырья в колонну.

Расстояние от уровня жидкости внизу колонны до нижней тарелки колеблется от 1 до 2 м и выбирается таким, чтобы распределение поступающего из кипятильника пара по сечению колонны было равномерным. При этом большие расстояния соответствуют колоннам большего диаметра.

В нашем примере массовый расход жидкости внизу колонны g1' =17021,0 кг/ч.

Рис.9. Расчет высоты ректификационной колонны

Плотность жидкости состава x1' внизу колонны определяется по

приведенной выше методике (уравнения (24) – (25)), ρж = 591 кг/м3. Принимаем продолжительность работы насоса 0,1 ч; тогда объем жид-

кости внизу колонны

V ж =	g1' × 0,1				=2,88 м3 .
		ρж
Высота жидкости
hж =		4 V ж		= 2,55 м.
		2
		π Dк

Расстояние от уровня жидкости до нижней тарелки принимаем равным

1 м, тогда высота нижней части колонны равна H Н = 3,55 м.

Расстояние от верха колонны до верхней тарелки в концентрационной части выбирают с учетом конструкции колонны (наличие отбойников, распределителей жидкости и т.д.). Эта величина принимается в три раза

большей расстояния между тарелками, в нашем примере HВ = 1,35 м. Высота эвапорационного пространства также зависит от конструкции

узла ввода сырья, примем эту высоту равной HЭ = 2,0 м.

Полезная высота колонны (рис.9):

HПОЛ = HН + HО + HЭ + HК + HВ = 16,65 м

Примем высоту опорной обечайки 2,0 м, тогда общая высота колонны

H = 18,85 м.

Расчет диаметров штуцеров проводится с учетом допустимой линейной скорости потоков по уравнению:

d i =			4 Ri			,
		3600	3,14
				wi ρi

где Ri , wi , ρi - соответственно, расход, допустимая скорость,

плотность потока.

При расчете массовые расходы пара или жидкости пересчитываем на реальную производительность колонны, плотности потоков находим по приведенной выше методике (уравнения (21), (24) – (25)), допустимую скорость движения потоков принимаем в зависимости от назначения штуцера и фазового состояния потока [4].

Cкорость жидкостного потока, м/с:

на приеме насоса и в самотечных трубопроводах . . 0,2 – 0,6. на выкиде насоса . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 1,0 – 2,0

Скорость парового потока, м/с:

в шлемовых трубах и из кипятильника в колонну (при атмосферном давлении) . . . . . . . . . . . . . . . . . 10 - 30

втрубопроводах из отпарных секций . . . . . . . . . . . . 10 - 40

вшлемовых трубах вакуумных колонн . . . . . . . . . . . 20 - 60 при подаче сырья в колонну. . . . . . . . . . . . . . . . . . . 30 - 50

Скорость парожидкостного потока сырья в колонну в пересчете на однофазный жидкостный поток принимается 0,5 – 1,0 м/с.

Допустимую скорость паров в штуцерах в нашем примере принимаем - 25 м/с; а скорость потоков жидкости - 1м/с.

Для колонн, работающих под давлением, расчетная скорость пара в штуцерах определяется по уравнению:

	wp =		w0		,
			π 760

где w0 , wp - соответственно скорости пара при атмосферном и повышенном давлении, м/с.