Установка первичной переработки нефти
Фракция н.к.-140оС будет содержать 60% масс. фр. 105-140оС % масс. на нефть.
Так как известно, что при ректификации, из-за нечёткости разделения, в мазуте остаётся 5%(на мазут) дизельной фракции [4,9], то выход мазута на отбензиненную нефть будет:
,
где Xн— потенциальное содержание мазута в нефти, %масс.;
Yн— выход отбензиненной нефти на нефть, масс. доли;
a— содержание светлых в мазуте, масс. доли.
Следовательно выход дизельной фракции 230-360°С уменьшится с 19,0%(масс.) до 16,13% (масс.) на нефть.
На основании этих данных составляем материальный баланс К-2 и сводим результаты в таблицу 5.2.
Таблица 5.2 - Материальный баланс основной колонны К-2
Название | %масс. на нефть | %масс. на сырье | Расход | ||
т/г·10-6 | кг/ч | кг/с | |||
Приход | |||||
Нефть отбензиненная | 92,26 | 100 | 2,768 | 329500 | 91,53 |
Расход | |||||
фр.н.к.-140С | 2,16 | 2,34 | 0,065 | 7714 | 2,14 |
фр.140-180С | 4,6 | 4,99 | 0,138 | 16429 | 4,56 |
фр.180-230С | 5,9 | 6,40 | 0,177 | 21071 | 5,85 |
фр.230-360С | 16,13 | 17,48 | 0,484 | 57607 | 16,01 |
Мазут (>360С) | 63,47 | 68,80 | 1,904 | 226679 | 62,97 |
Итого: | 1 | 1 | 1 | 1 | 1 |
5.3 Материальный баланс стабилизационной колонны К-3
В колонну К-3 поступает объединённая фракция газ + н.к.-140°С из ёмкости орошения К-1 и фр. н.к.-140оС из К-2 по таблицам 5.1 и 5.2:
Gгаз+н.к.-140°С+ Gн.к.-140°С =27643+7714=35357 кг/ч.
На основании этих данных составляем материальный баланс К-3 и сводим результаты в таблицу 5.3.
Таблица 5.3 - Материальный баланс стабилизационной колонны К-3
Название | %масс. на нефть | %масс. на сырье | Расход | ||
т/г·10-6 | кг/ч | кг/с | |||
Приход | |||||
Газ + н.к.-140°С | 7,74 | 78,18 | 0,232 | 27643 | 7,68 |
фр.н.к.-140С | 2,16 | 21,82 | 0,065 | 7714 | 2,14 |
Итого: | 10 | 100 | 1 | 1 | 1 |
Расход |
|||||
Сухой газ | 0,03 | 0,31 | 0,001 | 107 | 0,03 |
Рефлюкс | 0,97 | 9,9 | 0,029 | 3464 | 0,96 |
н.к.-140°С | 8,90 | 89,8 | 0,267 | 31786 | 8,83 |
Итого: | 1 | 1 | 1 | 1 | 1 |
5.4 Материальный баланс колонны четкой ректификацииК-4
В колонну поступает стабильный бензин нк-140оС из стабилизационной колонны К-3.
Таблица 5.3 - Материальный баланс колонны четкой ректификации К-4
Название | %масс. на нефть | %масс. на сырье | Расход | ||
т/г·10-6 | кг/ч | кг/с | |||
Приход |
|||||
Бензин нк-140°С | 8,90 | 100 | 0,267 | 31786 | 8,83 |
Итого: | 8,90 | 100 | 0,267 | 31786 | 8,83 |
Расход |
|||||
Бензин нк-70°С | 2,1 | 23,6 | 0,063 | 7500 | 2,08 |
Бензин 70-140°С | 6,8 | 76,4 | 0,204 | 24286 | 6,75 |
Итого: | 10 | 1 | 1 | 1 | 1 |
5.5 Материальный баланс вакуумной колонны К-7
Так как известно, что из-за нечёткости разделения в гудроне остаётся до 10%(на гудрон) масляной фракции [4,9], то выход гудрона на мазут будет:
где Xн— потенциальное содержание гудрона в нефти, %масс.;
Yн— выход мазута на нефть, масс. доли;
a— содержание светлых в гудроне, масс. доли.
Следовательно выход масляной фракции 450-550°С уменьшится с 14,3% до 10,55% на нефть. При вакуумной перегонке неизбежно образуются газы разложения — около 0,02% на мазут. Выход гудрона уменьшится:
Xм=59,17-0,02=59,15% масс. на мазут.
Выход вакуумного газойля 2,87% масс. на нефть (п. 5.2).
На основании этих данных составляем материальный баланс К-7 и сводим результаты в таблицу 5.4:
Таблица 5.4 - Материальный баланс вакуумной колонны К-7
Название | % масс. на нефть | % масс. на сырье | Расход | ||
т/г·10-6 | кг/ч | кг/с | |||
Приход | |||||
Мазут (>360С) | 63,47 | 100 | 1,904 | 226679 | 62,97 |
Расход | |||||
Газы разложения | 0,01 | 0,02 | 0,0004 | 45 | 0,013 |
Вакуумный газойль | 2,87 | 4,52 | 0,0861 | 10250 | 2,847 |
фр.360-450С | 12,50 | 19,69 | 0,3750 | 44643 | 12,403 |
фр.450-550 | 10,55 | 16,62 | 0,3163 | 37670 | 10,465 |
Гудрон (>550С) | 37,54 | 59,15 | 1,1262 | 134071 | 37,242 |
Итого: | 1 | 100,00 | 1 | 1 | 1 |
5.6 Материальный баланс установки АВТ-3
На основании материальных балансов отдельных колонн составляем материальный баланс установки в целом, представленный в таблице 5.5.
Таблица 5.5 - Материальный баланс установки АВТ-3
Название | % масс. на нефть | Расход | |
т/год | кг/ч | ||
Взято: | |||
Нефть | 100,00 | 3000000 | 357143 |
Получено: | |||
Сухой газ | 0,03 | 1000 | 107 |
Рефлюкс | 0,97 | 29000 | 3464 |
Бензин нк-70С | 2,1 | 63000 | 7500 |
Бензин 70-140С | 6,8 | 204000 | 24286 |
Бензин 140-180оС | 4,6 | 138000 | 16429 |
фр.180-360С | 22,03 | 661000 | 78678 |
Газы разложения | 0,01 | 400 | 45 |
Вакуумный газойль | 2,87 | 86100 | 10250 |
фр.360-450С | 12,50 | 375000 | 44643 |
фр.450-550 | 10,55 | 316300 | 37670 |
Гудрон (>550С) | 37,54 | 1126200 | 134071 |
Итого: | 1 | 1 | 1 |
6 Расчет доли отгона сырья на входе в проектируемую колонну
Расчет был выполнен с применением ЭВМ по программе “Оil”.
Исходные данные для расчета взяты на основании потенциального содержания компонентов в нефти пп. 1, 2 и 5 и табл. 23 [4].
Таблица 6.1 - Состав смеси на входе в колону К-4.
Компонент (фракция) | Масс. доля компонента в нефти | Количество компонента в смеси, кг/ч |
Массовая доля компонента в смеси, xi |
28-62°С | 0,018 | 6429 | 0,2022 |
62-85°С | 0,016 | 5714 | 0,1798 |
85-105°С | 0,019 | 6786 | 0,2135 |
105-140°С | 0,036 | 12857 | 0,4045 |
Итого: | 1 | 1 | 1,0000 |
Доля отгона паров сырья на входе в колонну считается удовлетворительной, если выполняется требование:
е ≥ ∑ хi
где е – массовая доля отгона сырья;
хi - массовая доля i-фракции (кроме остатка), выводимой из данной колонны.
х62-70=(7500-6429)/31786=0,0357
∑хi=0,2022+0,0337=0,2359 масс. доли [табл. 5.4, 6.1].
Для проведения расчета необходимо задаться следующими данными:
температура на входе в колонну равна 140 °С;
давление на входе в колонну равно 350 кПа;
Результаты расчета представлены в таблицах 6.2-6.5. Полученная доля отгона равна 0,53 , т.е. выполняется выше указанное требование.
Пpoгpaммa << OIL >>
Иcxoдныe дaнныe:
Pacxoд нeфти или фpaкции G= 31786 Kг/чac
Pacxoд вoдянoгo пapa Z= 0 Kг/чac
Плoтнocть ocтaткa P19= 975.2000122070312 Kг/M^3
Дaвлeниe пpи oднoкpaктнoм иcпapeнии P= 350 KПa
Teмпepaтуpa oднoкpaтнoгo иcпapeния T= 140 ^C
Peзультaты pacчeтa:
Maccoвaя дoля oтгoнa пapoв e1= .5313714146614075
Moльнaя дoля oтгoнa пapoв e= .5538401007652283
Moлeкуляpнaя мacca иcxoднoй cмecи Mi= 92.75214385986328
Moлeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml= 97.42301177978516
Moлeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 88.98929595947266
Taблицa 6.2 - Cocтaв жидкoй фaзы |
кoмпoнeнты | мoльн.дoли | мacc.дoли | Kмoль/чac | Kг/чac |
28–62 |
0.1269065 |
0.0982886 |
19.4038 |
1464.0900 |
CУMMA | 1.0000 | 1.0000 | 152.8985 | 14895.8291 |
Taблицa 6.3 - Cocтaв пapoвoй фaзы |
кoмпoнeнты | мoльн.дoли | мacc.дoли | Kмoль/чac | Kг/чac |
28–62 |
0.3465537 |
0.2938418 |
65.7759 |
4963.0391 |
CУMMA | 1.0000 | 1.0000 | 189.7998 | 16890.1719 |
Taблицa 6.4 - Иcxoднaя cмecь |
кoмпoнeнты | мoльн.дoли | мacc.дoли | Kмoль/чac | Kг/чac |
28–62 |
0.2485560 |
0.2022000 |
85.1797 |
6427.1289 |
CУMMA | 1.000 | 1.000 | 342.6982 | 31786.0000 |
Taблицa 6.5 - Moлeкуляpныe мaccы, дaвлeния нacыщeныx пapoв и кoнcтaнт paвнoвecия кoмпoнeнтoв
кoмпoнeнты | мoлeк. мacca | Pi , KПa | Ki |
28–62 |
75.4538 |
9.557715E+02 |
2.730776E+00 |
7 Технологический расчет колонны
На основании практических данных по установке АВТ [6] колонна четкой ректификации бензина снабжена клапанными тарелками. Число тарелок: 60 (36 тарелок над зоной ввода сырья и 24 тарелок под зоной ввода сырья, гидравлическое сопротивление тарелки – 250 Па). Расстояние между тарелками принимается равным 0,25 метра. Давление на входе в колонну принято равным 350 кПа; за счет гидравлического сопротивления тарелок давление равно:
внизу колонны 350+24∙0,25=356 кПа,
вверху – 350-36∙0,25=341 кПа.
7.1 Расчёт температуры вверху колонны К-4
В колонну четкой ректификации подается бензиновая фракция 28-180°С. Целевыми продуктами являются фракции 28-70°С и 70-180°С. Фракция 28-70°С состоит из фр. 28-40оС – 0,62 %(масс.) на нефть, фр. 40-62оС – 2,26-0,62=1,64 %(масс.) на нефть [табл. 23, 2]; расход фракции 40-62оС составит 357143∙0,0113=4035 кг/ч, а расход фр. 28-40 оС – 6429-4035=2394 кг/ч и 7500-6429=1071 кг/ч фр. 62-70оС.
Молекулярные массы фракций находим по формуле Воинова [15]:
М28-40=60+0,3∙(28+40)/2+0,001∙((28+40)/2)2=71,4;
М40-62=60+0,3∙(40+62)/2+0,001∙((40+62)/2)2=77,9;
М62-70=60+0,3∙(62+70)/2+0,001∙((62+70)/2)2=84,2.
Раход фракций составляет:
G’28-40=2394/71,4=33,53 кмоль/ч;
G’40-62=4035/77,9=51,80 кмоль/ч;
G’62-70=(7500-6429)/84,2=12,72 кмоль/ч
Отсюда молярные доли компонентов:
=33,53/(33,53+51,80+12,72)=0,342;
=51,80/(33,53+51,80+12,72)=0,528
=12,72/(33,53+51,80+12,72)=0,130
Будем рассматривать каждую узкую бензиновую фракцию как отдельный компонент и вести расчет для двухкомпонентной системы. Тогда выражение (3.2) [15] можно записать в виде
.
Чтобы найти константы фазового равновесия k1 и k2, необходимо вначале определить давление насыщенных паров компонентов. Для этого используем формулу Ашворта [(1.5) 15], приняв в качестве температур кипения компонентов средние арифметические температуры начала и конца кипения фракций.
По графику Кокса [15] находим средние температуры кипения фракций при давлении 341 кПа:
фр. 28-40°С – 345 К (72 оС);
фр. 40-62°С – 345 К (85 оС);
фр. 62-70°С – 384 К (111 оС);
0,342∙345+0,528∙358+0,13∙384=357К (84 оС)
Значение функции температуры по формуле [15]:
;
поэтому зададимся температурой 93,5°С, близкой к средней температуре кипения фракции:
;
Давления насыщенных паров компонентов по формуле Ашворта:
lg(pнi-3158)=7,6715-2,68∙
где Т-температура вверху колонны, К;
Т0- температура кипения фракции при атмосферном давлении, К
lg(pнi-3158)=7,6715-2,68∙ рHi=497,0 кПа;
lg(pнi-3158)=7,6715-2,68∙ рHi=322,4 кПа;
lg(pнi-3158)=7,6715-2,68∙ рHi=216,5 кПа;
Все расчеты сведем в таблицу.
Таблица 7.1. К расчету температуры верха колонны.
Фракция, °С |
Средняя температура кипения при атм.давлении, °С |
Температура верха колонны, °С |
, кПа |
|||
28-40 | 34 | 94 | 0,342 | 497,0 | 1,46 | 0,23 |
40-62 | 51 | 94 | 0,528 | 322,4 | 0,95 | 0,56 |
62-70 | 66 | 94 | 0,13 | 216,5 | 0,63 | 0,21 |
Итого | 1,00 |
Равенство (3.2) выполнено, следовательно, температура верха колонны подобрана верно и составляет 94°С.
7.2 Расчёт температуры внизу колонны К-4
Температура внизу колонны определяется по изотерме жидкой фазы [(3.1), 15]:
S ki∙xi’=1
где ki-константа фазового равновесия i-компонента в остатке колонны при температуре внизу колонны;
xi’ - мольная доля i-компонента в остатке;
Молекулярные массы фракций находим по формуле Воинова [15]:
М 70-85=60+0,3∙(70+85)/2+0,001∙((70+85)/2)2=89,3;
М 85-105=60+0,3∙(85+105)/2+0,001∙((85+105)/2)2=97,5;
М 105-140=60+0,3∙(105+140)/2+0,001∙((105+140)/2)2=111,8.
Раход фракций составляет:
G’70-85=(24286-6786-12857)/89,3=51,99 кмоль/ч;
G’28-62=6786/75,5/97,5=69,60 кмоль/ч;
G’62-70=12857/111,8=112,58 кмоль/ч
Отсюда молярные доли компонентов:
=51,99/234,17=0,222;
=69,60/234,17=0,297;
=112,58/234,17=0,481;
Будем рассматривать каждую узкую бензиновую фракцию как отдельный компонент и вести расчет для двухкомпонентной системы. Тогда выражение (3.1) [15] можно записать в виде
.
Чтобы найти константы фазового равновесия k1, k2 и k3, необходимо вначале определить давление насыщенных паров компонентов. Для этого используем формулу Ашворта [(1.5) 15], приняв в качестве температур кипения компонентов средние арифметические температуры начала и конца кипения фракций.
По графику Кокса [15] находим средние температуры кипения фракций при давлении 356 кПа:
фр. 70-85°С – 402 К (129 оС);
фр. 85-105°С – 417 К (144 оС);
фр. 105-140°С – 445 К (172 оС);
0,222∙402+0,297∙417+0,481∙445=427К (154 оС)
Значение функции температуры по формуле [15]:
;
поэтому зададимся температурой 154°С, близкой к средней температуре кипения фракции:
;
Давления насыщенных паров компонентов по формуле Ашворта:
lg(pнi-3158)=7,6715-2,68∙
где Т-температура вверху колонны, К;
Т0- температура кипения фракции при атмосферном давлении, К
lg(pнi-3158)=7,6715-2,68∙ рHi=587,4 кПа;
lg(pнi-3158)=7,6715-2,68∙ рHi=407,1 кПа;
lg(pнi-3158)=7,6715-2,68∙ рHi=218,6 кПа;
Все расчеты сведем в таблицу.
Таблица 7.2. К расчету температуры низа колонны.
Фракция, °С |
Средняя температура кипения при атм.давлении, °С |
Температура низа колонны, °С |
, кПа |
|||
70-85 | 77,5 | 209 | 0,222 | 587,4 | 1,65 | 0,37 |
85-105 | 95 | 209 | 0,297 | 407,1 | 1,14 | 0,34 |
105-140 | 122,5 | 209 | 0,481 | 218,6 | 0,61 | 0,29 |
Итого | 1,00 |
Равенство (3.1) выполнено, следовательно, температура верха колонны подобрана верно и составляет 154°С.
7.3 Расчет теплового баланса ректификационной колонны
Пренебрегая тепловыми потерями в окружающую среду, можно записать
,[(3.10), 15].
где Фвх и Фвых - тепловой поток, соответственно входящий и выходящий из колонны, Вт (1 Вт = 1 Дж/с).
Тепловой поток поступает в колонну:
с сырьем, нагретым до температуры t0, подачи сырья в парожидкостном состоянии с массовой долей отгона е.
1) ,
где - энтальпия паров сырья, Дж/кг; - энтальпия жидкости сырья, кДж/кг;
а) Нп=b*(4 - r1515) – 308,99,
где b – коэффициент [табл. 16, 15], кДж/кг; при 140°С b=285,75 кДж/кг (здесь и далее [15]).
r1515 – относительная плотность нефтепродукта расчитывается по преобразованной формуле Крэга:
r1515=1,03∙М/(44,29+М),
где М- молярная масса паровой фазы на входе в колонну.
r1515=1,03∙88,99/(44,29+88,99)=0,6877;
Нп =276,62∙(4 – 0,6877) – 308,99=637,5 кДж/кг;
б) Нж=а/(r1515) 0,5,
где а – коэффициент [табл. 14, 15], кДж/кг. При 140°С а=237,61 кДж/кг.
r1515=1,03∙97,42/(44,29+97,42)=0,7081
Нж =269,66/0,7081 0,5=320,46 кДж/кг
=15,527∙106 кДж/ч=4316,93 кВт
2) с горячей струей Фг.с вниз колонны.
3) с верхним орошением - Фор.
орошающая жидкость входит в колонну с температурой tор=40оС. Следовательно,
,
где Gор=R∙GD, - энтальпия жидкости дистиллята.
Нж=а/(r1515)0,5,
а=70,26 кДж/кг.
где М- молярная масса орошения: М=75,5∙0,87+84,2∙0,13=76,6.
r1515=1,03∙76,6/(44,29+76,6)=0,6526
Нж =70,26/0,6526 0,5=86,91 кДж/кг
Фор=2∙7500∙86,91=1,304∙106 кДж/ч=365,125 кВт
Суммарный тепловой поток, входящий колонну,
=(15,527+1,304)∙106 +ΔФгс кДж/ч
Тепловой поток выходит из колонны:
1) с парами дистиллята
,
где - энтальпия паров дистиллята, кДж/кг;
при t=94 0С:
b=259,02 кДж/кг.
r1515=1,03∙М/(44,29+М),
где М- молярная масса орошения: М=71,4∙0,342+77,9∙0,528+84,2∙0,13=76,5.
r1515=1,03∙76,6/(44,29+76,6)=0,6523
r1515 =0,6523 – относительная плотность паров дистиллята;
Нп =259,02∙(4 – 0,6523) – 308,99=558,1 кДж/кг;
ФD=7500∙558,1=4,186∙106 кДж/ч=1162,708 кВт;
Пары дистиллята на орошение (кратность R=2):
2∙7500∙558,1=8,372∙106 кДж/кг=2325,417 кВт
2) с жидким нижним продуктом
,
где -энтальпия жидкого остатка при t=154°С, кДж/кг;
а=300,32 кДж/кг.
r1515 – относительная плотность нефтепродукта, равная 0,7151
Нж =300,32/0,7151 0,5=355,14 кДж/кг
24286∙355,14=8,625∙106 кДж/ч=2395,833 кВт
Суммарный тепловой поток, покидающий колонну,
Фвых=ФD+ФDор+ФW+Фор=(4,164+8,372+8,625)∙106 кДж/ч=21,161∙106 кДж/ч=
=5878,056 кВт.
ΔФгс=Фвых-Ф0=(21,161-15,527-1,304)∙106=4,33∙106 кДж/ч
ΔФгс=
Находим энтальпии продуктов в колонне по формулам 1.16 и 1.17 [15]:
Расход «горячей струи» (не должен превышать 30% от прихода тепла в колонну)
Зададимся следующими данными:
температура – 200 оС
энтальпия «горячей струи» по формуле Уира и Иттона
расход «горячей струи» Gгс=4,33∙106/(758,41-355,14)=10756 кг/ч
Таблица 7.3 - Тепловой баланс колонны К-4
Продукт | t, °С | G, кг/ч | I, кДж/кг | Ф, кВт |
Приход | ||||
Сырье | 140 | |||
Паровая фаза | 140 | 16890 | 637,5 | 2990,938 |
Жидкая фаза | 140 | 14896 | 320,46 | 1325,992 |
Орошение (кратность 2) | 40 | 15000 | 86,91 | 362,125 |
Горячая струя | 200 | 10756 | 758,41 | 2265,961 |
Итого | 1 | 1 | ||
Расход | ||||
Жидкая фаза: | ||||
Фр. 70-180 оС | 154 | 35042 | 355,14 | 3456,893 |
Паровая фаза: | ||||
Фр. Нк-70 оС | 94 | 22500 | 558,1 | 3488,125 |
Итого | 57542 | 6945,018 |
ΔQ=Qп-Qр=6945,016-6945,018=0,002 кВт.
Дисбаланс тепла компенсируется изменением расхода орошения в процессе эксплуатации колонны
7.4 Расчет диаметра колонны
Диаметр колонны можно определить по уравнению [15]:
D=,
Где Gп – объемный расход паров, м3/с
Vл - допустимая линейная скорость паров, м/с.
Для расчета диаметра ректификационной колонны необходимо определить объемный расход паров (м3/с) в тех сечениях колонны где они образуются.
Объемный расход паров [15]:
Gп = 22,4∙Т∙0,101∙∑ (Gi/Мi)/(273∙Р)/3600,
где Т – температура системы, К;
Р – давление в системе, МПа;
Gi – расход компонента, кг/ч;
Мi – молекулярная масса компонента кг/кмоль.
Определение объемного расхода паров в точке ввода сырья:
Температура в точке ввода сырья 1400С
Давление в точке ввода сырья 350 кПа
Расход паров 16890 кг/ч
Молекулярная масса паров 88,99 кг/кмоль
Тогда объёмный расход паров:
Gп=22,4∙(140+273)∙0,101∙(16890/(3600∙88,99))/(273∙0,350)=0,516 м3/с,
Определение объемного расхода паров в точке ввода горячей струи:
Температура в точке ввода горячей струи 2000С
Давление в точке ввода горячей струи 356 кПа
Расход паров 10756 кг/ч (табл. 7.3)
Молекулярная масса паров 100,6 кг/кмоль
Тогда объёмный расход паров:
Gп=22,4∙(200+273)∙0,101∙(10756/(3600∙100,6))/(273∙0,356)=0,327 м3/с,
Определение объемного расхода паров в точке вывода паров дистиллята:
Температура в точке вывода паров дистиллята 93,50С
Давление в точке вывода паров дистиллята 341 кПа
Расход паров: фр нк-70оС+орошение 7500+15000=22500 кг/ч (табл. 7.3).
Молекулярная масса паров 76,5 кг/кмоль
Тогда объёмный расход паров:
Gп=22,4∙(93,5+273)∙0,101∙(22500/(3600∙76,5))/(273∙0,341)=0,73 м3/с,
Дальнейшее определение диаметра производим по максимальному расходу паров т.е. Gп=0,73 м3/с.
Допустимая линейная скорость паров [15]:
Vл= (0,305*С*Ц(ρж – ρп)/ ρп )/3600,
где С – коэффициент, зависящий от расстояния между тарелками и условий ректификации; С=300 [15];
ρж , ρп – абсолютная плотность соответственно жидкости и паров, кг/м3.
а) Плотность жидкой фазы
r1515 = 1,03∙М/(44,29+М),
где М – молярная масса паровой фазы, кг/кмоль.
r1515 = 1,03∙76,6/(44,29+76,6)=0,6526
r493,5=r1515-(93,5-15)∙a=0,6526-93∙0,000962= 0,5771
rж(93,5°С)= 577,1 кг/м3
б) Плотность паровой фазы
rп=rо∙Т0∙Р/(Т∙Р0) [15],
где rо – плотность пара при нормальных условиях, кг/м3
rп=76,6∙273∙0,341/(22,4∙381∙0,101)=0,86 кг/м3
Получаем,
Vл= 0,305∙300∙Ц((577,1-0,86) / 0,86) /3600=0,66 м/с
Соответственно диаметр колонны равен:
D =
По ГОСТ 21944-76 принимаем диаметр 1,3 м.
Расчет высоты колонны
Рис. 6. К расчету высоты колонны четкой ректификации.
h1 = ЅD=Ѕ∙1,3=0,65 м
h2=(nв-1)∙hт=(36-1)∙0,25=8,75 м
h3= hт∙3=0,25∙3=0,75 м
h4=(nн-1)∙ hт=(24-1)∙0,25=5,75 м
h5=1,5 м
Высоту слоя жидкости в нижней части колонны рассчитывают по её запасу на 10 минуты, необходимому для обеспечения нормальной работы насоса. Принимая запас на 600 с, объем кубового остатка с учётом расхода горячей струи составит:
V=(Gк+Gгс)∙600/3600r
Где r - плотность кубового остатка при температуре внизу колонны, кг/м3:
r=(0,7151-0,000884∙(154-15))∙1000=679,7 кг/м3
тогда
V=(24286+5621)∙600/(3600∙679,7)=7,33 м3
Площадь поперечного сечения колонны:
S=pD2/4=0,785∙1,32=1,33 м2
тогда
h6=V/S=7,33/1,33=5,6 м.
Высоту юбки h7 принимают, исходя из практических данных, равной 4 м.
Общая высота колонны составляет:
H=h1+ h2+ h3+ h4+ h5+ h6+ h7 =0,65+8,75+0,75+5,75+1,5+5,6+4=27,00 м
8 Расчет полезной тепловой нагрузки печи атмосферного блока
Печь атмосферного блока для нагрева и частичного испарения отбензиненной нефти подаваемой в колонну К-2 и «горячей струи» для подогрева низа колонны К-1. В расчете используем доли отгона, найденные с помощью ПЭВМ. Количество теплоты Qпол.(кВт), затрачиваемой на нагрев и частичное испарение отбензиненной нефти, определяется по формуле [12]:
Qпол.=Gc∙(е∙Нt2п+(1-е)∙ Нt2ж- Нt1ж)/3600,
где Gс – расход сырья, кг/ч;
е –