10. 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).

=12,4 ~ 13

Оптимальное число теоретических тарелок в верхней части колонны

Отсюда

=20,80 ~ 21

Рабочее число тарелок в колонне:

где - к.п.д. тарелки, примем равным 0,6.

=69,55 ~ 70

Рабочее число тарелок в верхней части колонны

=34,67~ 35

В нижней, исчерпывающей части колонны, таким образом, будет 70-35=35 тарелок. На практике для ввода сырья предусматривают до 5 точек вблизи сечения, определённого по этим уравнениям.

11. Внутренние материальные потоки

а) Верхняя часть колонны.

Количество флегмы, стекающей с тарелок верхней части колонны:

=R_опт·D= 5,2801·33066,60855=174595 кг/ч

Количество паров, поднимающихся с тарелок верхней части колонны:

+D=174595+33066,60855=207662 кг/ч

Объём паров:

м³/с = 20617,17 м³/ч

Плотность паров:

=10,07228кг/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:

174595 + 684931,50685(1 - 0,0441) = 829321кг/ч

Количество паров, поднимающихся с тарелок нижней части колонны:

= 829321– 651864,9=177456кг/ч

Объём паров:

м³/с =6833м³/ч

Плотность паров:

=25,9697кг/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

12. 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 = 0,0441 – 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 257,63^ОС, кДж/кг;

,

где L_ор- количество холодного орошения, подаваемого в колонну, кг/ч;

I_D– энтальпия паров дистиллята при температуре верха колонны 112,04^оС.

,

где R_опт= 5,30 - 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.= 314,5^.0,48692 + 341,5^.0,44644+ 356,5^. 0,05662+ 366^.0,01002

= 329,45 К.

= 346,33кДж/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.

Плотность находят по формуле:

Результаты расчета плотности приведены в таблице:

Таблица

Фракции	р15	масс% F	масс% D	масс% W	ρF	ρD	ρW
1	0,6449	2,17	44,95	0	3,364863	69,70073	0
2	0,6778	2,29	47,36	0,000146	3,378578	69,87312	0,000215
3	0,6953	0,37	6,48	0,058017	0,532144	9,319718	0,083442
4	0,7061	1,97	1,2	2,009	2,789973	1,699476	2,845206
5	0,7356	7,57	0	7,956	10,29092	0	10,81566
6	0,7736	10,39	0	10,92	13,43071	0	14,11582
7	0,8142	9,73	0	10,22	11,95038	0	12,5522
8	0,867	16,7	0	17,55	19,26182	0	20,24221
9	0,9281	48,81	0	51,29	52,59132	0	55,26344
∑	̶	-	-	-	117,5907	150,593	115,9182
				ρ	0,850407	0,664041	0,862677

Например, энтальпия жидкой фазы сырья, поступающего в колонну при 220^ОС:

кДж/кг.

Результаты расчёта энтальпий потоков:

iF = 492,97 кДж/кг		при tF = 220°C
iD = 259,17 кДж/кг		при tD = 112,04°C
iW = 590,81 кДж/кг		при tW = 257,63°C
iхол = 75,74 кДж/кг		при tхол = 35 °C
IF = 754,68 кДж/кг		при tF = 220°C
ID = 587,21 кДж/кг		при tD = 112,04°C
IW = 841,80 кДж/кг		при tW = 257,63°C
Iхол = 447,69 кДж/кг		при tхол = 35°C

Количество холодного орошения:

кг/ч

Рассчитываем тепловые потоки:

Q_F= 684931,50685^.0,0441^.754,68 + 684931,50685^.(1-0,0441)^.492,97 =

345555761 кДж/ч = 95987,71кВт

_{QD = 33066,60855 . 75,74 = 2504464,9 кДж/ч = 695,68 кВт}

_{QW = 651864,89830 . 590,81 = 385128300,6 кДж/ч = 106980,08 кВт}

_{QХОЛ = (33066,60855 + 112401,51) . (587,21 – 75,74) = 74402578,59 кДж/ч =20667,38 кВт}

Примем потери тепла в колоне 5%:

Q_пот= (695,68 + 106980,08 + 20667,38)^.5/95 = 6754,90 кВт

Тепло, необходимое подвести в низ колонны:

Q_B =135098,04 – 95987,71= 39110,33 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	754,68	684931,50685	6332,0753
жидкая фаза	220,0	492,67		89655,6360
В низ колонны				39110,33
Итого				135098,04
РАСХОД:
С дистиллятом	35,0	75,74	33066,60855	695,68
С остатком	257,63	582,25	651864,89830	106980,08
В конденсаторе				20667,38
Потери				6754,90
Итого				135098,04

Ахметов С.А. Технология глубокой переработки нефти и газа: учебное пособие для вузов. Уфа: Гилем, 2002. 672 с.

Хорошко С.И., Хорошко А.Н. Сборник задач по химии и технологии нефти и газа. Учеб. пособие. — Мн.: Выш. шк., 1989.

М. А. Самборская , Ю.Б. Швалев Технологическое проектирование тарельчатых колонн фракционирования нефти: Методические указания к выполнению лабораторных работ по дисциплинам «Основы научных исследований и проектирование», « Технологическое проектирование и типовое оборудование нефтехимических процессов» для студентов направления 240100 «Химическая технология и биотехнология» и специальностей 240403 «Химическая технология природных энергоносителей и углеродных материалов» и 240802 «Процессы и аппараты химических производств и химическая кибернетика».

– Томск: Изд-во ТПУ, 2007. – 48 с.