Реконструкция установки первичной переработки нефти АТ-6 с целью повышения теплоты рекуперации.

ЗАКЛЮЧЕНИЕ И ВЫВОДЫ
В данной работе был произведен расчет ректификационной установки ректификационной установки для выделения низкокипящей фракции нефти производительностью по сырью F = 4,2 млн. тонн /год.
Понятием «ректификация» обозначают процесс разделения гомогенных бинарных и многокомпонентных смесей летучих жидкостей за счет двустороннего массообмена и теплообмена между неравновесными газообразной (паровой) и жидкой фазами, движущимися противоположно друг другу и имеющими различную температуру.
В результате проведенных в третьем разделе работы расчетов, спроектирована ректификационная тарельчатая колонна, содержащая 33 практических тарелок.
Диаметр аппарата равен 4500 мм;
Диаметр стандартной тарелки равен 4490 мм;
Высота аппарата составляет 27,5 м;

Нефтеперерабатывающее предприятие- ...

ОГЛАВЛЕНИЕ
РЕФЕРАТ 2
ВВЕДЕНИЕ 5
1 АНАЛИТИЧЕСКИЙ ОБЗОР 6
1.1 Принцип первичной переработки нефти 6
1.1.1 Характеристика процесса ректификации 6
1.1.2 Основные промышленные схемы установок перегонки нефти 7
1.1.3 Ректификационные аппараты установок АВТ 10
1.2 Характеристика исходных веществ и продуктов реакции 12
1.3 Теоретические подходы к обеспечению рекуперации тепла 14
2 ПАТЕНТНЫЙ ПОИСК 19
3 ТЕХНОЛОГИЧЕСКАЯ ЧАСТЬ 30
3.1 Описание технологической схемы производства 30
3.2 Материальный баланс производства 34
3.3 Тепловой баланс производства 63
3.4 Расчет основного оборудования 66
3.5 Разработка проектных решений по модернизации оборудования 68
4 АВТОМАТИЗАЦИЯ ПРОИЗВОДСТВА 71
5 АНАЛИТИЧЕСКИЙ КОНТРОЛЬ ПРОИЗВОДСТВА 79
6 ОХРАНА ОКРУЖАЮЩЕЙ СРЕДЫ И БЕЗОПАСНОСТЬ ТРУДА 80
6.1 Характеристика опасныхи вредных факторов 80
6.2 Техника безопасности на производстве 82
6.3 Гражданская оборона 83
7 ЭКОНОМИЧЕСКИЙ РАЗДЕЛ 87
7.1 Расчет технико-экономических показателей 87
7.2 Расчет экономической эффективности предлагаемых мероприятий 93
ЗАКЛЮЧЕНИЕ И ПРОЕКТНЫЕ ПРЕДЛОЖЕНИЯ 95
СПИСОК ИСПОЛЬЗОВАННЫХ ИСТОЧНИКОВ 97

ВВЕДЕНИЕ
Понятием «ректификация» обозначают процесс разделения гомогенных бинарных и многокомпонентных смесей летучих жидкостей за счет двустороннего массообмена и теплообмена между неравновесными газообразной (паровой) и жидкой фазами, движущимися противоположно друг другу. Во время ректификации разделяемой смеси одновременно протекают процессы ее частичного испарения и конденсации.
Разделение смесей обычно осуществляется в противоточных колонных аппаратах с контактными элементами (насадками и тарелками) при многократном, либо непрерывном контакте фаз. При каждом контакте фаз из жидкой разделяемой смеси преимущественно испаряется низкокипящий компонент, обогащающий пары, а из паровой фазы происходит конденсация и переход в жидкость преимущественно высококипящего компонента.
Ректификация является одним из наиболее важных технологических процессов химической промышленности, без которого немыслимы нефтеперерабатывающие, спиртовые и многие другие производства. Область применения ректификации в химической технологии постоянно расширяется. Особенно процесс важен при производстве веществ высокой чистоты. Можно сделать вывод, что тема данного дипломного проекта весьма актуальна, так знание технологического процесса и умение рассчитывать ректификационную установку необходимы для успешной работы по выбранной специальности.
Цель дипломного проекта заключается проектировании ректификационной установки для выделения низкокипящей фракции нефти. В рамках поставленной цели можно выделить такие задачи, как изучение технологической схемы установки и освоение методики расчета рассматриваемого процесса.
В работе описана технология процесса ректификации на примере выделения в качестве дистиллята фракции Н,К.
В технологческой части работы проведен расчет основных технологических характеристик проектируемой тарельчатой ректификационной колонны в соответствии с типом используемого сырья и получаемых продуктов. Также в работе произведен расчет механический вспомогательного оборудования, необходимого для функционирования ректификационной колонны производительностью по сырью F = 6,7 млн. тонн/г.
Графическая часть представлена чертежом ретификационной колонны с указанием основных размеров.

M1До 280,6---228 - 602,160,65681,3752-360 - 932,550,70511,395293493 - 1102,470,72921,40421025110 - 1422,570,7425--6142 - 1632,70,75951,42251327163 - 1782,660,7720--8178 - 1952,780,78691,43821589195 - 2212,780,7968--10221—2362,700,80891,442318611236—2562,780,82--12256—2752,900,82831,462521013275—2942,820,8384--14294—3082,780,84801,472224215308—3262,700,8566--16326—3442,820,86511,483327217344—3622,980,8729--18362—3802,980,88341,491330519380—4003,060,8910--20400—4252,940,89641,499034021425—4483,020,9073--22448—4652,940,91471,512537223465—4863,020,9191,5155-24486—5001,990,92381,516241525Остаток36,30,9383--Для упрощения расчета объединим фракции, выделенные жирным. Сырье в колонну поступает при температуре 20 оС. Относительную плотность компонента определяем по данным табл.1. Молекулярную массу Мi каждого компонента (фракции) можно определить по данным таблицы 1 или по формуле 1.1:(2.1)где Тср – средняя температура кипения фракции, К.Пересчет массовых долей в мольные ведём по формуле:(2.2)Расчет ведем с помощью MS Excel. Результаты расчётов физико-химических свойств сырья отбензинивающей колонны приведены в табл.2.Таблица 2. Характеристика фракций тепловской нефти.№Температура выкипания (средняя)Фракции,00MX'% масс.1442,160,656865,390,057276,52,550,705177,3010,0573101,52,470,729287,9010,04841262,570,74399,5020,0455152,52,70,7595113,40,0416209,513,70,797148,060,160730914,020,8473224,130,108839614,980,8902306,860,08494747,950,919254,9250,25010Неотгоняемый остаток36,30,93834150,151Проведём расчет методом температурной границы деления смеси.Определяем мольный отбор дистиллята Е' по отношению к сырью:, (2.3)где D' и F' – мольный расход дистиллята и сырья в колонне, кмоль/ч.В нашем случае Е' принимаем равным сумме мольных долей первых четырёх фракций, которые должны пойти в дистиллят.Е' = 0,207Определяем самую тяжелую фракцию, которая должна пойти в дистиллят – это четвертая фракция 110-142 оС. Задаемся степенью извлечения этой фракции в дистиллят φD3 = 0,85. Это означает, что 85% этой фракции от потенциального её содержания в нефти пойдёт в дистиллят. В общем случае, чем выше степень извлечения фракции, тем больше требуется теоретических тарелок в колонне. Степень извлечения этой фракции в остаток φW3:φW3 =1 - φD3 = 0,15Содержание данной фракции в дистилляте и в остатке рассчитываем по формулам:(2.4)(2.5) = 0,85·0,045/0,207= 0,1848=0,15·0,045/(1-0,207)= 0,0085Рассчитываем коэффициент распределения ψi этой фракции:(2.6)= 21,74Принимаем среднее давление в колонне Pср=4,5 ат = 0,45 МПа.Определяем температурную границу деления смеси. Температурная граница – это значение температуры ТЕ, находящееся между значениями температур кипения при рабочих условиях двух фракций, лежащих по разные стороны воображаемой линии деления нефти. Эти фракции называются ключевыми. В первом приближении значение ТЕ можно найти как среднее арифметическое между температурами кипения этих ключевых фракций.В нашем случае ключевыми фракциями являются третья и четвёртая фракции: 110-142оС и 142 - 163оС. При среднем давлении в колонне Рср находим температуры кипения этих фракций - Т3 и Т4. Для расчётов используем уравнение Ашворта.Определяем функцию f(То) всех фракций по формуле:, (2.7)где То – средняя температура кипения фракции при атмосферном давлении, КНапример, для первой фракции 28-60оС: 7,3889Вычисляем параметр f(Т) для ключевых фракций по формуле:,(2.8)где Рср – среднее давление в колонне, ат.Результаты расчетов для всех фракций приведены в табл. 3.Таблица 3. Значения параметра f(То) фракцийПараметрЗначение параметраf(T0)17,3889f(T0)26,2615f(T0)35,5566f(T0)44,9719f(T0)54,4340f(T0)63,5259f(T0)72,4648f(T0)81,8554f(T0)91,4582f(T0)101,3480Температура кипения фракции при данном давлении:, К (2.9) К = 192,97 0СК = 222,719 0СИстинная величина ТЕ находится между Т4 и Т5 и определяется методом подбора такого её значения, которое удовлетворяет следующим условиям: 490,5 Кf(TE)= 3,42Рассчитываем при температуре TE коэффициенты относительной летучести i всех фракций:; (2.10)где Рi – давление насыщенных паров фракции определяем по уравнению Ашворта при температуре TE, ат:; (2.11)Например, для первой фракции:1==6,115Результаты расчетов представлены в таблице 4.Определяем минимальное число теоретических тарелок в колонне:(2.12)Таблица 4. Летучесть фракций при температуре ТЕОбозначение параметраЗначение параметра14,407122,484431,542540,937550,528160,134770,007680,000391,05E-05102,81E-06lg(21,74)/lg(6,115)=1,7Находим коэффициенты распределения всех фракций i : (2.13)Например, для первой фракции:Рассчитываем составы дистиллята и остатка по формулам:(2.14)(2.15)Например, для первой фракции:При верном подборе ТЕ выполняются условия:Результаты расчета составов дистиллята и остатка представлены в табл.5.Таблица 5. Состав дистиллята и остатка№Тср выкипания фракцииРiii14427,51836,1152306,48496470,3461520,001129276,516,45483,6566183,26521530,2363000,0018713101,510,73012,3845119,50615710,1888800,00241741266,86461,525576,454230450,1650000,0034135152,54,10200,911645,685849150,0352000,1040006209,51,20410,267613,410886630,0180000,15830073090,09150,02031,0194458740,0080000,19543083960,00550,00120,0612696950,0081530,23532094740,0002483055,51789E-050,0027654940,0001540,055856105007,60709E-051,69047E-050,000847240,0002050,242203----1,00060,99994Таблица 6. Материальный баланс колонныФРАКЦИЯС Ы Р Ь Ё% мольн.кмоль/ч% масс.кг/чтыс т/г28 - 605,6973658,8702,16010647,88790,7260 - 935,6893090,8872,55012570,423107,193 - 1104,8462315,3832,47012176,056103,74110 - 1424,4541880,1202,57012669,014107,94142 - 1634,1061520,7022,70013309,859113,4163-25615,9574526,65313,70067535,211575,4256-34410,7882021,54514,02069112,676588,84344-4488,4191152,23614,98073845,070629,16448-50024,96119087,2328,55042147,887359,1> 50015,0841526,60436,300178943,6621524,6Итого100285850,1757100492957,74654200ФРАКЦИЯД И С Т И Л Л Я Т% мольн.кмоль/ч% масс.кг/чтыс т/г28 - 6034,61520482,17019,82010479,42289,28467560 - 9323,63013982,10423,15112240,557104,2895593 - 11018,88811176,21622,11211691,36699,6104396110 - 14216,5009763,21322,49611894,269101,339172142 - 1633,5202082,8194,4672361,94220,1237498163-2561,8001065,0782,9831576,92513,4353996256-3440,800473,3682,0071060,9369,03917289344-4480,815482,4462,8001480,44512,6133876448-5000,0159,1400,06836,0040,306755> 5000,02112,1420,09550,3900,42932087Итого100,60559528,695100,00052872,256450,472ФРАКЦИЯО С Т А Т О К% мольн.кмоль/ч% масс.кг/чтыс т/г28 - 600,113257,6320,038168,4651,4353250560 - 930,187426,7270,075329,8652,8104501593 - 1100,242551,4030,110484,6904,12956043110 - 1420,341778,6230,176774,7456,60082816142 - 16310,40023723,2782,48810947,91793,2762502163-25615,83036109,56614,98865958,286561,9646256-34419,54344579,23215,46368051,740579,800827344-44823,53253678,47816,44372364,626616,546612448-5005,58612741,3319,56942111,883358,793245> 50024,22055248,51040,650178893,2721524,17068Итого99,994228094,780100,000440085,4903749,52838Проверка:W + D = F(3.1)По количеству вещества:228094,780 + 59528,695 = 286241,24 кмоль/чПо массе:3749,52838 + 450,472 = 4200 тыс.т./годСредняя молекулярная масса дистиллята:=85,02 кг/кмоль(3.2)Относительная плотность дистиллята: =0,72(3.3)Средняя молекулярная масса остатка:=274,53 кг/кмольОтносительная плотность остатка:=0,884Минимальное флегмовое число Rmin определяется по уравнениям Андервуда: (5.1) (5.2)где αi – коэффициент относительной летучести по отношению к ключевому компоненту(5.3)где Pi - давление насыщенных паров при температуре ввода сырья;Pk – давление насыщенных паров ключевого компонента (которым задавались в начале расчета); - корень уравнения Андервуда. Обычно его величина находится между значениями i ключевых компонентов. В общем случае при увеличении левая часть уравнения возрастает.q – отношение количества тепла Q, которое надо сообщить сырью, чтобы перевести его в парообразное состояние, к скрытой теплоте испарения сырья Qисп: или где JC – энтальпия сырья при температуре ввода;JП – энтальпия насыщенных паров сырья;JЖ – энтальпия кипящей жидкости сырья.Cырьё вводится в виде парожидкостной смеси, то 0<e`<1 и 1-q=e`. Таблица 10. Расчёт минимального флегмового числа№компо-нентаPi при tFi127,51832,81691,74430,11540,36990,7591216,45482,00831,24360,18230,33441,1905310,73011,61491,00000,42140,24922,356146,86461,25580,7776-0,38320,0463-0,308654,1020,77170,4778-0,16110,0001-0,000161,20410,36510,2261-0,04400070,09150,12670,0784-0,01550080,00550,01760,0109-0,002400927,51830,00320,0020-0,000400Сумма1,0000--0,11251,00003,9970В нашем случае 1-q=e`=0. Методом подбора находим из первого уравнения Андервуда корень , подставляем его во второе уравнение и определяем Rmin. Результаты расчета приведены в таблице 10.=0,8943=3,997-1=2,9976 ОПТИМАЛЬНОЕ ФЛЕГМОВОЕ ЧИСЛО. ОПТИМАЛЬНОЕ ЧИСЛО ТЕОРЕТИЧЕСКИХ ТАРЕЛОКПриведём два способа расчёта оптимального флегмового числа.Графический способ Джиллилендаа) Задаёмся коэффициентом избытка флегмы i=(1,1…1,8).б) Рассчитываем флегмовые числа:Например, 3,2967.в) Находим параметр Хi :Например, 0,06975г) Находим параметр Yi:Например, =0,58551д) Находим число теоретических тарелок N из уравнения: Например, =28,80615e) Находим величину Ni(Ri+1).Например, N1(R1+1)= 28,80615·(3,2967+1)=123,7701 Расчёты приведены в таблице 10.Таблица SEQ Таблица \* ARABIC 10Расчёт параметров Rопт и NоптiRixiyiNiNi(Ri+1)1,13,29670,06980,585528,8061123,77011,23,59640,13040,523624,9345114,60781,33,89600,18360,474722,5177110,24801,44,19570,23070,434820,8571108,36801,54,49540,27270,401519,6433107,94851,64,79510,31030,373418,7153108,45771,75,09480,34420,349117,9813109,59281,85,39450,37490,328017,3851111,1697ж) Строим график Ni(Ri+1)=f(Ri):График зависимости параметра Ni(Ri+1) от флегмового числа Рис.2Минимум на полученной кривой соответствует искомым параметрам: Rопт=4,45; Nопт=19,65; опт=1,5.Аналитический вариант расчёта (по приближённым уравнениям):2,9967+0,35=4,3959Nопт=1,7Nопт=1,7·+0,7=20,0024Таким образом, оба способа дают довольно близкие результаты. Принимаем к дальнейшим расчётам данные более точного графического способа.10. МЕСТО ВВОДА СЫРЬЯ В КОЛОННУ.РАБОЧЕЕ ЧИСЛО ТАРЕЛОКОпределяем минимальное число теоретических тарелок в концентрационной части колонны (),где α3 и α4 – коэффициенты относительной летучести компонентов при температуре ввода сырья (см. табл. 10).=7,7028 ~ 8Оптимальное число теоретических тарелок в верхней части колонны Отсюда =13,3308 ~ 14Рабочее число тарелок в колонне: где - к.п.д. тарелки, примем равным 0,6.=32,75 ~ 33Рабочее число тарелок в верхней части колонны =22,21~ 23В нижней, исчерпывающей части колонны, таким образом, будет 33-23=10 тарелок. На практике для ввода сырья предусматривают до 5 точек вблизи сечения, определённого по этим уравнениям.11. ВНУТРЕННИЕ МАТЕРИАЛЬНЫЕ ПОТОКИа) Верхняя часть колонны.Количество флегмы, стекающей с тарелок верхней части колонны: =Rопт·D= 4,45·45815,5=203879 кг/чКоличество паров, поднимающихся с тарелок верхней части колонны:+D=203879+45815,5=249695 кг/чОбъём паров: м3/с = 281997,72 м3/чПлотность паров:= 8,85519 кг/м3Относительная плотность жидкости:где - температурная поправка по формуле Кусакова. Относительная плотность при температуре верха колонны:Абсолютная плотность жидкости кг/м3Объёмный расход жидкости: м3/чб) Нижняя часть колонны.Количество флегмы, стекающей с тарелок нижней части колонны: 203879 + 735294(1 - 0,0572) = 897114 кг/чКоличество паров, поднимающихся с тарелок нижней части колонны: = 897114 – 689478,6 = 207635 кг/чОбъём паров: м3/с = 9347 м3/чПлотность паров:=22,2140 кг/м3Плотность жидкости:где - температурная поправка по формуле Кусакова.Относительная плотность жидкости при температуре низа колонны:Абсолютная плотность жидкости кг/м3Объёмный расход жидкости: м3/ч12. ТЕПЛОВОЙ БАЛАНС КОЛОННЫРассмотрим 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 30-40оС. 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 QF – тепло, поступающее в колонну с сырьём, кВт;QB – тепло, подводимое в низ колонны, кВт;QD – тепло, отводимое из колонны с дистиллятом, кВт;QW – тепло, отводимое из колонны с остатком, кВт;QХОЛ – тепло, отводимое в конденсаторе-холодильнике, кВт;QПОТ – потери тепла в окружающую среду, кВт.где F, Fж, Fп – массовый расход сырья, жидкой и паровой фаз сырья, кг/ч;iFж – энтальпия жидкой фазы сырья, кДж/кг;IFп – энтальпия паровой фазы сырья, кДж/кг;е = 0,0572 – массовая доля отгона сырья (см. раздел 7);,где D – массовый расход дистиллята, кг/ч;iхол – энтальпия холодного дистиллята при температуре его отвода после конденсатора-холодильника, кДж/кг; ,где W – массовый расход остатка, кг/ч;iW – энтальпия остатка при температуре при температуре его отвода из колонны 253,2ОС, кДж/кг;,где Lор - количество холодного орошения, подаваемого в колонну, кг/ч;ID – энтальпия паров дистиллята при температуре верха колонны 118,42оС.,где Rопт = 4,45 - оптимальное флегмовое число;iконд – энтальпия жидкого дистиллята при температуре его конденсации, кДж/кг;Qконд – теплота конденсации паров дистиллята. Для светлых нефтепродуктов эту величину можно рассчитать по уравнению Крэга:, кДж/кг.где Тср.м. – средняя молекулярная температура кипения дистиллята, К;В общем случае средняя молекулярная температура кипения смеси рассчитывается по формуле:,где Тi – среднеарифметическая температура кипения узкой фракции в смеси, К: xi` - мольная доля узкой фракции в смеси.В нашем случае средняя молекулярная температура кипения дистиллята:Тср.м. = 316 . 0,3699 + 338 . 0,3344 + 351,5 . 0,2492 + 366,5 . 0,0463 + + 394 . 0,0001 = 334,5 К.= 332,45 кДж/кг.Примем температуру дистиллята после конденсатора-холодильника и, следовательно, температуру подачи орошения tхол = 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.Например, энтальпия жидкой фазы сырья, поступающего в колонну при 220ОС: кДж/кг.Результаты расчёта энтальпий потоков:iF = 496,88 кДж/кгпри tF = 220°CIF = 814,38 кДж/кгпри tF = 220°CID = 593,81 кДж/кгпри tD = 118,42°Ciхол = 74,51 кДж/кгпри tхол = 35 °CiW = 582,25 кДж/кгпри tW = 253,2°CКоличество холодного орошения: кг/чРассчитываем тепловые потоки:QF = 735294,118 . 0,0572 . 814,38 + 735294,118 . (1-0,0572) . 496,88 = 378706604 кДж/ч = 105196,27 кВтQD = 45815,538 . 74,51 = 3413744,7 кДж/ч = 948,26 кВтQW = 689478,58 . 582,25 = 401448506 кДж/ч = 111513,58 кВтQХОЛ = (45815,538 + 130521,12) . (593,81 – 74,51) = 91571622 кДж/ч = 25436,56 кВтПримем потери тепла в колоне 5%:Qпот = (948,26 + 111513,58 + 25436,56).5/95 = 7257,81кВтТепло, необходимое подвести в низ колонны:QB = 145156,21 – 9514,41 – 95681,86 = 39959,94 кВтТаблица 11Тепловой баланс колоныПотокt, °СЭнтальпия,кДж/кгРасход, кг/чКоличествотепла, кВтПРИХОД:С сырьём: паровая фаза220,0814,38 42058,8 9514,41 жидкая фаза220,0496,88 693235,3 95681,86В низ колонны 39959,94Итого 145156,21РАСХОД:С дистиллятом 35,0 74,51 45815,54 948,26С остатком 253,2 582,25 689478,58 111513,58В конденсаторе 25436,56Потери 7257,81Итого 145156,2113. ДИАМЕТР КОЛОННЫДиаметр 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 12Зависимость диаметра колонны и расстояния между тарелкамиДиаметр колонны, мРасстояние между тарелками, мм до 1,0200-3001,0-1,6300-4501,8-2,0450-5002,2-2,6500-6002,8-5,06005,5-6,4800более 6,4800-900Расстояние 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:, мгде VП – объёмный расход паров, м3/с; Wmax – максимальная допустимая скорость паров, м/с, м/сгде 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 тарелка1,0Тарелка из S-образных элементов1,0Клапанная тарелка1,15Ситчатая и струйная тарелка1,2Струйная тарелка с отбойниками1,4Коэффициент К2 зависит от типа колонны:Атмосферные колонны1,0Ваккумные колонны с промывным сепаратором в зоне питания1,0Вакуумные колонны без промывного сепаратора0,9Вакуумные колонны для перегонки пенящихся и высоковязких жидкостей0,6Абсорберы1,0Десорберы1,13Сmax = 1,15 . 1,0 . 1050 – 4(132,75 – 35) = 816,5 = 0,562 м/сДиаметр колонны: мПолученный 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/сОна 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 КОЛОННЫВысота колонны рассчитывается по уравнению:НК = H1 + Hк + Ни + Нп + Н2 + Нн + Но, мгде 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 мНи = (Nотг – 1)h = (10 – 1)0,6 = 5,4 мгде h = 0,6 м – расстояние между тарелками.