Рыков РГР 1. Технологический расчет ректификационной колонны для разде

• Название: Технологический расчет ректификационной колонны для разде
• Дата: 01.06.2021
• Размер: 231.53 Kb.
• Имя файла: Рыков РГР 1.docx
• Тип: Документы; #212536
• страница: 3 из 3

Определение основных размеров колонны
Расчёт диаметра колонны проводят по наиболее нагруженному по па- рам сечения колонны. Как видно из таблицы 3 наиболее нагруженным по па- рам является верхнее сечение концентрационной части колонны.

Объемный расход паров на верху колонны найдем из уравнения

K
_V 22,4G_NK273  t_N

0,101
. (63)

3600M 273
Средняя молекулярная масса паров


М ¹  ¹ , (64)

y y


i

N
K

M_{i M1}

• 
  1  y_NK
  

M ₂

M =100,9

V =1,659 м³/с.

Плотность паров
_{𝜌п =} 𝐺𝑛𝑘

3600𝑉

=3,846 кг/м³. (65)

Допустимую линейную скорость паров в колонне определяем по урав-

нению

х
w_д  0,85 10^4 с_max
, м/с. (66)

4


Относительную плотность уравнению:

²⁰ жидкости состава

^* рассчитываем по

D




20 ¹




4


х_i

20

4i

^ 688 (67)

Плотность нефтепродуктов для температур, отличающихся от стан- дартных, определяется по формуле

4
_ж ²⁰  t 20, (68)

где α – температурная поправка (α=0,923).

С учетом температурной поправки получаем плотность жидкости 607,8 кг/м³.
_ж=

Величина коэффициента с_maxзависит от конструкции тарелки, расстояния между тарелками и поверхностного натяжения и определяется по графику (приложение 3).

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.

Примем расстояние между тарелками Н_т= 0,5 м, тогда коэффициент

с_max=920

𝜔 = 0,85*10⁻⁴ ∗ 920 ∗

607,8−3,846_{= = 0,9799м/с.}

_𝜗 √

3,846

Диаметр колонны равен

𝐷<sub>𝐾

= √</sub> 4𝑉 3,14∗𝜔<sub>𝜗

=√</sub> 4∗1,659

3,14∗0,979

=1,468 м. (69)

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 через 500 мм.

Примем ближайшее большее значение диаметра D_К=1,400 мм.

Высота ректификационной колонны, в соответствии с рисунком 7, складывается из полезной высоты колонны и высоты опорной обечайки. по- лезная высота определяется числом тарелок и выбором расстояния между та- релками, расположением люков для монтажа и ремонта тарелок, конструкци- ями узла ввода сырья, конденсатора и кипятильника. При определении высоты колонны нужно учитывать, что работа парциального конденсатора в концен- трационной части колонны или кипятильника в отгонной части эквивалента одной теоретической тарелки.

Коэффициент полезного действия тарелок η может быть принят по ли- тературным данным.

Примем η=0,5 для тарелок из S-образных элементов, тогда число реаль- ных тарелок в концентрационной части колонны

_𝑁Д

_𝑁 𝑇


𝐾

8
= =

= 16 (70)

К _𝜂



0,5

Для отгонной части колонны


N
_NТ ₆

Д _ОО _



0,5

^{ 12} . (71)

Общее число реальных тарелок в колонне

К

Р
N  N^Д

• 
  N^Д
  

 12  16  28 _{. (72)}

О
Расстояние между тарелками было принято Н_т=0,5 м. Через каждые 5-6 тарелок по высоте колонны устанавливаются люки для обеспечения мон- тажа и ремонта тарелок. Диаметр люка принимается не менее 450мм, прини- маем D_у =500мм, а расстояние между тарелками в месте установки люка при- мем равным Н_л = 800мм.
Для концентрационной части колонны необходимо установить 1 люк, а для отгонной части ни одного, через каждые 4-5 тарелок. Тогда высота кон- центрационной части равна:
Н_К= 4Н_т+ Н_Л+ 4Н_т= 7,3 м, (73)
а высота отгонной части равна:
Н_О=5,8 м. (74)
Емкость низа колонны рассчитывают исходя из 5-10 минутной работы насоса в случае прекращения поступления сырья в колонну. Расстояние от уровня жидкости в низу 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 в низу колонны g_{1`</sub>= 25 252 кг/ч. Плотность жидкости состава х<sub>1`} в низу колонны найдем по приведенной выше методике, ρ_ж= 605,9 кг/м³.

Примем продолжительность работы насоса 0,1ч; тогда объем жидкости в низу колонны

V_ж 

g_1`  0,1 _

_ж

25252  0,1


605,9

4,168
м³. (75)

Высота жидкости

h_ж 

4V_ж 3,14D²

_ 4  4,168 _{ 2,707}

3,14 1,58²
м. (76)

K
Расстояние от уровня жидкости до нижней тарелки принимаем равным 1,3 м, тогда высота нижней части колонны равна Н_Н=4 м.

Высоту над верхней тарелкой концентрационной части колонны выби- рают с учетом конструкции колонны (наличие отбойников, распределителей жидкости и т.д.). Эта высота принимается в три раза большей расстояния между тарелками, в нашем примере Н_В=1,5 м.

Высота эвапорационного пространства также зависит от конструкции узла ввода сырья, примем эту высоту равной Н_Э=2,0 м.

Полезная высота колонны, в соответствии с рисунком 9, равна
Н_ПОЛ= Н_Н+ Н_О+ Н_Э+ Н_К+ Н_В=20,6 м. (77)
Примем высоту опорной обечайки равную 2,0 м, тогда общая высота колонны составит 22,6 м.

Расчёт диаметра штуцеров проводим с учётом допустимой линейной скорости потоков по уравнению:

Н_О

Н_Э

Н_К

Н_В

5Н_т

5Н_т

Н_л

5Н_т

Н_Н

^Нпол

Н



^Ноб
Рисунок 13 - Схема расчёта высоты колонны.

d_i 

, (78)

где R_i– расход потока, кг/ч;

w_i– допустимая скорость движения потока, м/с;

ρ_i– плотность потока, кг/м³.

При расчете диаметра штуцеров плотности потоков находим по приве- денной выше методике, допустимую скорость движения потоков принимаем в зависимости от назначения штуцера и фазового состояния потока.

Скорость 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

в трубопроводах из отпарных секций 10-40

в шлемовых трубах вакуумных колонн. 20-60

при подаче сырья в колонну. 30-50

Скорость парожидкостного потока сырья в колонну в пересчете на од- нофазный 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 – 1 м/с.

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

w
w_p ^o
, (79)

где w_o, w_p– соответственно скорости пара при атмосферном и повышенном давлении, м/с.

В таблице 6 приведены результаты штуцеров колонны Таблица 6.

Потоки	Ri, кг/ч	wi, м/с	ρi, кг/м3	di, м	Dy, мм
Ввод сырья	12 000	0,5	607	0,1186	125
Вывод паров ректификата	22 970	25	3,846	0,295	300
Ввод орошения	18 325	1	607,8	0,1042	100
Вывод жидкости в кипятильник	25 252	1	605,9	0,1224	125
Ввод паров из кипятильника	17 898	25	4,054	0,2519	250

ЛИТЕРАТУРА

1. 
   Прокофьев Т.В., Щелкунов В.А., Андриканис В.В., Фёдорова Е.Б. Технологический расчёт ректификационной колонны для разделения бинар- ной смеси. – М.: РГУ нефти и газа, 2005. – 37 с.
   
2. 
   Справочник химика. Под ред. Никольского Б.П. – М.: Химия, 1966. –
   

1070 с.

3. 
   Осинина О.Г. Определение физико-технических и тепловых характе-
   

ристик нефтепродуктов, углеводородов и некоторых газов. - М: МИНХ и ГП, 1980. - 65 с.

4. 
   Скобло А.И., Молоканов Ю.К., Владимиров А.И., Щелкунов В.А. Процессы и аппараты нефтепереработки и нефтехимии. - М: ООО «Недра-Биз- несцентр», 2000. - 677 с.
   
5. 
   Расчеты основных процессов и аппаратов нефтепереработки. Спра- вочник. - М: Химия, 1979. - 566 с.
   

Приложение 1
Константы уравнения Антуана для индивидуальных углеводородов

Вещество	Молекулярная масса	Плотность жидкости, кг/м3	Константы Антуана						Интервал температур, ОС
			a	b	c	d	e	f		min	max
Этан	30,07	355,7	4,40103	-2568,82	0	-4,97635	1,46447∙10-9	2		-140,15	32,25
Пропан	44,1	506,7	5,23785	-3490,55	0	-6,10875	1,11569∙10-5	2		-128,15	96,65
Изобутан	58,12	562,0	58,7845	-4136,68	0	-7,01666	1,03662∙10-5	2		-108,15	134,95
н-Бутан	58,12	583,2	66,945	-4604,09	0	-8,25491	1,15706∙10-5	2		-103,15	152,05
Изопентан	72,15	623,4	66,7563	-5059,18	0	-8,08935	9,25395∙10-6	2		-53,18	187,25
Пентан	72,15	629,7	63,3315	-5117,78	0	-7,48305	7,76606∙10-6	2		-78,15	196,45
Бензол	78,11	882,2	169,65	-10314,8	0	-23,5895	2,09442∙10-5	2		-60,15	278,85
Гексан	86,18	662,7	70,4265	-6055,6	0	-8,37865	6,61666∙10-6	2		-53,15	234,35
Толуол	92,14	870,0	76,511	-6995	0	-9,1635	6,225∙10-6	2		-94,97	318,64
Гептан	100,2	686,8	78,3285	-6947	0	-9,44866	6,47481∙10-6	2		-43,15	267,01
Октан	114,2	705,4	86,997	-7890,6	0	-10,6255	6,47441∙10-6	2		-13,15	295,45
Нонан	128,3	720,2	111,977	-9558,5	0	-14,2702	8,46031∙10-6	2		68,85	321,45
Декан	142,3	732,7	123,136	-10635,2	0	-15,8051	8,64176∙10-6	2		93,85	344,45

Приложение 2
Средние температурные поправки плотностей на 1 ^ОС для нефтей и нефтепродуктов

Абсолютная плотность продукта при 20 ОС, кг/м3	Поправка	Абсолютная плотность продукта при 20 ОС, кг/м3	Поправка
560-570 570-580 580-590 590-600 600-610 610-620 620-630 630-640 640-650 650-660 660-670 670-680 680-690 690-700 700-710 710-720 720-730 730-740 740-750 750-760 760-770 770-780	1,081 1,068 1,055 1,041 1,028 1,015 1,002 0,989 0,976 0,963 0,949 0,936 0,923 0,910 0,897 0,884 0,870 0,857 0,844 0,831 0,818 0,805	780-790 790-800 800-810 810-820 820-830 830-840 840-850 850-860 860-870 870-880 880-890 890-900 900-910 910-920 920-930 930-940 940-950 950-960 960-970 970-980 980-990 990-1000	0,792 0,778 0,765 0,752 0,738 0,725 0,712 0,699 0,686 0,673 0,660 0,647 0,638 0,620 0,607 0,594 0,581 0,567 0,554 0,541 0,522 0,515

Приложение 3
График для определения коэффициента с_max

при расчёте максимальной скорости паров


36