Технологический расчет ректификационной колонны для отбензинивания нефти мощностью 4, 0 млн т в год

,

- энтальпия насыщенных паров сырья, - энтальпия сырья при температуре ввода, - энтальпия жидкой части сырья при температуре кипения.

При расчете минимального флегмового числа возможны следующие варианты:

1) Если сырье вводится при температуре кипения, то e' = 0, q = 1;

2) Если сырье вводится в виде холодной жидкости, не доведенной до температуры кипения, тогда q > 1;

3) Если сырье вводится в виде насыщенных паров, то e' = 1 и q = 0;

4) Если сырье вводится в виде перегретых паров, то q < 0;

5) Если сырье вводится в виде парожидкостной смеси, то 0 < e' < 1 и e' = 1-q.

В нашем случае сырье вводится в парожидкостном состоянии, поэтому:

.

Давления насыщенных паров компонентов при температуре рассчитаны ранее (таблица 2.7). Определяем коэффициенты относительной летучести. Например, для первого компонента:

.



Для пятого компонента:

.

Корень уравнения И находится в пределах > И >, 1,000 > И > 0,7349.

Таблица 2.9. Расчет минимального флегмового числа

Компонент
Газ до С4	0,0501	68,4706	5,2693	0,0568	0,1601	0,1815
28-85	0,0518	68,4706	5,5002	0,0611	0,2583	0,3043
85-105	0,1049	23,3660	1,8770	0,1884	0,5225	0,9383
105-120	0,0440	12,4488	1,0000	0,2616	0,1863	1,1079
120-150	0,0344	9,1481	0,7349	-0,2603	0,0320	-0,2425
150-200	0,0647	6,0305	0,4844	-0,0902	0,0010	-0,0014
200-250	0,0976	2,7091	0,2176	-0,0346	0,0000	0,0000
250-350	0,0928	0,8892	0,0714	-0,0087	0,0000	0,0000
350-к.к	0,1653	0,1282	0,0103	-0,0021	0,0000	0,0000
Итого	0,3445	0,0003	0,0000	0,0000	0,0000	0,0000

Методом подбора определили, что И = 0,83186.

Значение корня И = 0,83186 подставляем во второе уравнение:

= 2,1066.

Минимальное флегмовое число:

=2,1066 - 1 = 1,1066.



2.7 Оптимальное флегмовое число. Оптимальное число теоретических тарелок

Произведем два расчета оптимального числа теоретических тарелок.

Графический способ Джилленда.

Задаемся предварительно коэффициентом избытка флегмы = 1,1-2,5 с шагом 0,1. При каждом рассчитываем:

1) Флегмовое число:

.

Например:

,

.

2) Параметр :

.

Например:

,

.

3) Параметр :

,

,

.

4) Число теоретических тарелок :

.

Например:

,

.

5) Величину :

,

.

Строим график = . Минимуму на полученной кривой соответствует оптимальному флегмовому числу: =1,88.

При данном значении определяем оптимальное число теоретических тарелок: = 15,46.

Результаты расчетов приведены в таблице 2.10.

Аналитический способ расчета (по приближенным уравнениям):

,

.



Таким образом, оба способа дают довольно близкие результаты. Принимаем к дальнейшим расчетам результаты более точного графического способа.

Таблица 2.10. Расчет параметров и

1,1	1,2173	0,0499	0,6085	24,0314	53,2852
1,2	1,3280	0,0951	0,5587	21,2090	49,3741
1,3	1,4386	0,1361	0,5181	19,3395	47,1621
1,4	1,5493	0,1736	0,4835	17,9768	45,8284
1,5	1,6600	0,2080	0,4536	16,9382	45,0551
1,6	1,7706	0,2397	0,4275	16,1197	44,6617
1,7	1,8813	0,2689	0,4045	15,4572	44,5369
1,8	1,9920	0,2959	0,3840	14,9094	44,6085
1,9	2,1026	0,3210	0,3656	14,4484	44,8280
2,0	2,2133	0,3444	0,3490	14,0547	45,1618
2,1	2,3240	0,3662	0,3339	13,7142	45,5854
2,2	2,4346	0,3866	0,3202	13,4167	46,0812
2,3	2,5453	0,4058	0,3076	13,1543	46,6358
2,4	2,6560	0,4238	0,2960	12,9210	47,2387
2,5	2,7666	0,4407	0,2853	12,7122	47,8822

2.8 Место ввода сырья в колонну. Рабочее число тарелок

Определяем минимальное число теоретических тарелок в концентрационной части колонны (). Расчет ведем по ключевым компонентам, в нашем случае это четвертый и пятый:

,



где и - коэффициенты относительной летучести компонентов при температуре ввода сырья (табл. 2.9).

.

Оптимальное число теоретических тарелок в верхней части колонны определяем из соотношения:

,

отсюда

,

.

Рабочее число тарелок в колонне:

,

где - КПД тарелки, примем = 0,5. Тогда:

? 31.

Рабочее число тарелок в верхней, концентрационной части колонны:



,

? 17.

Рабочее число тарелок в нижней отгонной части колонны:

.

Таким образом, в колонне должно быть 31 тарелка, нефть необходимо вводить в колонну между четырнадцатой и пятнадцатой тарелкой, считая снизу.

2.9 Внутренние материальные потоки

Верхняя часть колонны

Количество флегмы, стекающей с тарелок верхней части колонны:

,

кг/ч.

Количество паров, поднимающихся с тарелок верхней части колонны:

,

кг/ч.

Объем паров при температуре и давлении верха колонны (м³/с):

,

где - температура верха колонны, 390,56 К, =273 К, -давление наверху колонны, 4 ат, =1 ат, - средний молекулярный вес дистиллята, 80.

м³/с = 9192,68 м³/ч.

Плотность паров:

,

кг/ м^3.

Относительная плотность флегмы при температуре верха колонны:

,

,

.

Абсолютная плотность флегмы:

кг/ м³.

Объёмный расход флегмы, стекающей с тарелок в верхней части колонны:

,

м³/ч.

Нижняя часть колонны

Количество флегмы, стекающей с тарелок нижней части колонны:



,

кг/ч.

где e =0,0410 - массовая доля отгона сырья на входе в колонну.

Количество паров, поднимающихся с тарелок нижней части колонны:

,

кг/ч.

Объем паров при температуре и давлении низа колонны (м³/с):

,

где - температура низа колонны, 581,95 К, =273 К, -давление в нижней части колонны, 5 ат, =1 ат, - средний молекулярный вес остатка, 289.

м³/с = 2380,43 м³/ч.

Плотность паров:

,

кг/ м³

Относительная плотность флегмы при температуре низа колонны:

,



,

.

Абсолютная плотность флегмы:

кг/ м³

Объёмный расход флегмы, стекающей с тарелок в верхней части колонны:

м³/ч.

2.10 Тепловой баланс колонны

Примем способ отвода тепла в колонне холодным остроиспаряющимся орошением. Пары с верха колонны при этом поступают в конденсатор-холодильник (обычно сначала воздушный, затем водяной), где происходит их конденсация и дальнейшее охлаждение жидкого дистиллята до температур 30-40єС. Часть холодного дистиллята далее подается как орошение на верхнюю тарелку, остальное количество отводится как верхний продукт колонны.

Уравнение материального баланса в этом случае будет иметь вид:

,

Q_F - тепло, поступающее в колонну с сырьем, Q_{B -} тепло, подводимое в низ колонны, Q_{D -} тепло, отводимое из колонны с дистиллятом, Q_{W -} тепло, отводимое из колонны с остатком, Q_{конд -} тепло, отводимое в конденсаторе-холодильнике, Q_потерь - потери тепла в окружающую среду.

Целью расчета теплового баланса является определение количества тепла, которое необходимо подвести в низ колонны:



,

,

,

где F, F_ж и F_n - массовый расход сырья, жидкой и паровой фаз сырья соответственно, кг/ч, - энтальпия жидкой фазы сырья, кДж/кг, - энтальпия паровой фазы сырья, кДж/кг, =0,0410 массовая доля отгона сырья.

,

где D - массовый расход дистиллята, кг/ч, i_D - энтальпия жидкого дистиллята после охлаждения в конденсаторе-холодильнике, кДж/кг.

,

где W - массовый расход остатка, кг/ч, i_W - энтальпия жидкого остатка при температуре низа колонны, кДж/кг.

,

где L_ор - количество холодного орошения, подаваемого на верхнюю тарелку, кг/ч, I_D - энтальпия паров дистиллята при температуре верха колонны, кДж/кг.

,



где R_опт - оптимальное флегмовое число, i_конд - энтальпия жидкого дистиллята при температуре конденсации, кДж/кг, Q_конд - теплота конденсации паров дистиллята. Для светлых нефтепродуктов её можно рассчитать по уравнению Крэга:

,

где - относительная плотность дистиллята, Т_ср.мол. - средняя молекулярная температура кипения дистиллята, К.

Средняя молекулярная температура кипения смеси рассчитывается по формуле:

,

где T_i - средняя арифметическая температура кипения узкой фракции в смеси, К, - мольная доля узкой фракции в дистилляте.

В нашем случае средняя молекулярная температура кипения дистиллята:

кДж/кг.

Примем температуру холодного дистиллята после конденсатора-холодильника и, следовательно, температуру подачи орошения: t_хол = 35єС

Энтальпию жидких нефтепродуктов при температуре Т можно рассчитать по уравнению Крега в зависимости от относительной плотности:

, кДж/кг.



Энтальпию паров нефтепродуктов при температуре Т можно рассчитать по уравнению Уэйра и Итона:

кДж/кг.

Для расчета энтальпии газовой и жидкой фазы сырья необходимо определить относительную плотность этих фаз. Мольный состав этих фаз был рассчитан ранее. Определим массовые доли компонентов (табл. 2.11)

Таблица 2.11. Состав жидкой и паровой фаз

Компонент			Жидкая фаза	Паровая фаза
			мольная доля	Массовая доляx	мольная доля	массовая доля
Газ до С4	0,5453	51	0,0196	0,0037	0,2988	0,1734
28-85	0,6651	86	0,0707	0,0226	0,3671	0,3575
85-105	0,7118	101	0,0365	0,0138	0,1011	0,1161
105-120	0,7286	109	0,0307	0,0125	0,0624	0,0777
120-150	0,7517	121	0,0622	0,0282	0,0834	0,1151
150-200	0,7748	147	0,1023	0,0561	0,0616	0,1029
200-250	0,8051	183	0,1022	0,0700	0,0202	0,0422
250-350	0,8478	248	0,1862	0,1725	0,0053	0,0150
350-к.к	0,9602	427	0,3894	0,6206	0,2*10-4	0,0001
Итого			1,0000	1,0000	1,0000	1,0000

Плотность жидкой фазы сырья:



Плотность паровой фазы:

Энтальпия жидкой фазы сырья при = 493 К:

кДж/кг.

Энтальпия паровой фазы сырья при = 493 К:

кДж/кг.

Энтальпия паров дистиллята при температуре верха колонны = 390,56 К:

кДж/кг.

Энтальпия холодного орошения при :

кДж/кг.

Энтальпия жидкого остатка при Т_низа=581,95 К:

кДж/кг.

Количество холодного орошения:

кг/ч.

Массовый расход паровой фазы сырья:

= 490196,08* 0,0410 = 20108,29 кг/ч.

Тепловой поток с восходящей паровой фазой сырья:

,

кДж/ч=4570,82 кВт.

Массовый расход жидкой фазы сырья:

,

кг/ч.

Тепловой поток с восходящей жидкой фазой сырья:

,

кДж/ч = 62940,09 кВт.

Тепловой поток с уходящим дистиллятом:

,

кДж/ч = 677,82 кВт.

Тепловой поток с уходящим остатком:

,

кДж/ч = 91911,10 кВт.

Тепловой поток. отводимый в конденсаторе-холодильнике:

,

кДж/ч = 10640,08 кВт.

Примем потери тепла в колонне 5% от суммарного расхода тепла:

кВт.

Тепло, которое необходимо подвести в низ колонны:

,

кВт.

Таблица 2.12. Тепловой баланс колонны

Поток	Температура єС	Энтальпия, кДж/кг	Массовый расход, кг/ч	Тепловой поток, кВт
Приход
С сырьём:
Паровая фаза	220	818,32	20108,29	4570,82
Жидкая фаза	220	482,00	470087,79	62940,09
В низ колонны				41151,20
Итого				108662,11
Расход
С дистиллятом	35	76,31	0,00	677,82
С остатком	308,95	722,10	33750,00	91911,10
В конденсаторе				10640,08
Потери				5433,11
Итого				108662,11

2.11 Диаметр колонны

Диаметр колонны рассчитывается по наиболее нагруженному сечению по паровой фазе. В нашем случае расход паровой фазы верхней части колонны составляет V_в =2,55 м³/с, в нижней части V_н=0,66 м³/с. Поэтому расчет диаметра производим по верхней части.



Таблица 2.13. Зависимость диаметра колонны и расстояния между тарелками

Диаметр колонны, м	Расстояние между тарелками, мм
До 0,1	200 - 300
1,0 - 1,6	300 - 450
1,8 - 2,0	450 - 500
2,2 - 2,6	500 - 600
2,8 - 5,0	600
5,5 - 6,4	800
Более 6,4	800 - 900

Для расчета необходимо выбрать расстояние между тарелками, которое принимается в зависимости от диаметра клоны (табл. 2.12). 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 того, в колоннах с большим числом тарелок для снижения высоты колонны, её металлоемкости и стоимости, расстояние между тарелками уменьшают.

В табл. 2.14 приведены области применения различных типов тарелок.

Таблица 2.14. Применение тарелок разных типов

Тип тарелок	Диаметр тарелок, мм.	Область применения
Тарелки для нефтепереработки
Клапанные прямоточные	1000 - 4000	Установки АТ, ГФУ, стабилизационные колонны
Клапанные балластные	1000 - 9000	Установки АТ, ГФУ, стабилизационные колонны
С S-образными элементами	1000 - 8000	Установки АТ, стабилизационные колонны
Ситчатые с отбойными элементами	1200 - 9000	Вакуумные колонны
Решетчатые провальные	1000 - 3000	Процессы газофракционирования, азеотропная перегонка.
Тарелки для нефтехимии
Клапанные	1000 - 4000	При атмосферном и повышенном давлении
Ситчато-клапанные	1000 - 4000	При атмосферном давлении и под вакуумом
Ситчатые	400 - 4000	При любом давлении и стабильном режиме
Жалюзийно-клапанные	1000 - 4000	При атмосферном и повышенном давлении
	400 - 4000	При любом давлении и нестабильном режиме
Ситчатые многосливные	1600 - 4000	Для процессов, требующих высокой эффективности действия

Примем к установке клапанные двухпоточные тарелки, расстояние между которыми 600 мм, затем проверим соответствие этой величины и рассчитанным диаметром колонны.

Диаметр рассчитывается из уравнения расхода:

,

где - объемный расход паров, м³/с, - максимально допустимая скорость паров, м/с.

,

где - коэффициент, зависящий от типа тарелки, расстояния между тарелками, нагрузки по жидкости, - плотность жидкой и паровой фаз соответственно в данном сечении колонны, кг/м³

.



Коэффициент К₁ принимается в зависимости от конструкции тарелок:

Таблица 2.15. Зависимость коэффициента К₁ от конструкции тарелок

Тарелка	Коэффициент К1
Колпачковая тарелка	1,0
Тарелка из S-образных элементов	1,0
Клапанная тарелка	1,15
Ситчатая и струйная тарелка	1,2
Струйная тарелка с отбойниками	1,4

Коэффициент К₂ зависит от типа колонны:

Таблица 2.16. Зависимость коэффициента К₂ от типа колонны

Колонна	Коэффициент К2
Атмосферные колонны	1,0
Вакуумные колонны с промывным сепаратором в зоне питания	1,0
Вакуумные колонны без промывного сепаратора	0,98
Вакуумные колонны для перегонки пенящихся и высоковязких жидкостей	0,6
Абсорберы	1,0
Десорберы	1,13

В нашем случае К₁ =1,15, К₂ = 1,0.

Значение коэффициента С₁ определяется по таблице 2.17 в зависимости от принятого расстояния между тарелками и типа тарелок. При расстоянии между клапанными тарелками 600 мм коэффициент С₁ =1050.

Таблица 2.17. Значение коэффициента С₁ в зависимости от конструкции тарелок

Расстояние между тарелками, мм	Значение коэффициента С1
	Колпачковые тарелки	Клапанные, ситчатые, каскадные, струйные и др.
250	170	260
300	310	430
350	430	600
400	520	730
450	610	840
500	690	920
550	740	1000
600	790	1050
650	820	1100
700	850	1140
750	880	1170
800	900	1210

Коэффициент К₃ = 5,0 для струйных тарелок, для остальных К₃ = 4,0.

Коэффициент л находится по уравнению:

,

где L - массовый расход флегмы в верхней части колонны, кг/ч:

,

,

Диаметр колонны:

м.

Полученный диаметр округляем в большую сторону до ближайшего стандартного значения. В табл. 2.18 приведены стандартные значения диаметров стальных колонн до 8 м.

Принимаем диаметр колонны = 2,4 м.

Проверяем скорость паров при принятом диаметре колонны:



,

м/с.

Таблица 2.18. Стандартные значения диаметров стальных колонн

Внутренний диаметр колонн, м
0,4	0,9	1,8	2,8	3,8	6,3
0,5	1,0	2,0	3,0	4,0	7,0
0,6	1,2	2,2	3,2	4,5	7,5
0,7	1,4	2,4	3,4	5,0	8,0
0,8	1,6	2,6	3,6	5,6

Скорость паров, считая на полное сечение колонны должна составлять:

- в колоннах, работающих под давлением 0,2…0,6 м/с

- в атмосферных колоннах 0,45…0,85 м/с

- в вакуумных колоннах 2,5…3,5 м/с

Скорость паров в нашей колонне при диаметре 2,4 м находится в допустимых пределах.

Проверяем нагрузку тарелки по жидкости:

,

где - объемный расход флегмы в данном сечении колонны, м³/ч, n - количество потоков на данной тарелке, Щ - относительная длина слива, обычно находится в пределах Щ = 0,65-0,75.

В нашем случае = 108,70 м³/ч, n = 2, примем Щ = 0,7.

м³/(м*ч).

Полученный расход жидкости на единицу длины слива меньше максимально допустимого, которое составляет для клапанных. колпачковых, s-образных, ситчатых и подобных тарелок _доп = 65 м³/(м*ч).

2.12 Гидравлическое сопротивление тарелки

Общее гидравлическое сопротивление тарелки (Па) определяется как сумма трех составляющих:

,

где - гидравлическое сопротивление сухой тарелки, обусловленное потерями на трение и местными сопротивлениями при движении паров в отверстиях и каналах сухой тарелки, Па, - гидравлическое сопротивление слоя жидкости на тарелке, Па, - гидравлическое сопротивление, связанное с преодолением сил поверхностного натяжения на границе жидкость - пар при выходе пара из отверстий тарелки в слой жидкости, Па.

Численное значение обычно значительно меньше суммы двух других составляющих:

<<< + ,

поэтому в технических расчетах величиной можно пренебречь:

?0.

Сопротивление сухой тарелки (Па) определяется по уравнению:

,

где - коэффициент местного сопротивления тарелки (табл. 2.19), - скорость паров в свободном сечении тарелки, м/с, - плотность паров в рассчитываемом сечении колонны, кг/м³.

Таблица 2.19. Коэффициенты местного сопротивления тарелок

Тип тарелки	Значение коэффициента
Клапанная	4,8
Колпачковая	4,5 - 7,5
S-образная	20,0
Желобчатая	4,6 - 5,1
Струйная без перегородок	1,8
Струйная с перегородками	2,35 - 2,9
Ситчатая при = 0,03 - 0,05	1,95 - 2,0
Ситчатая при = 0,05 - 0,10	1,82
Ситчатая при = 0,15 - 0,20	1,4 - 1,5
Где - доля свободного сечения тарелки, м2/м2

Скорость паров (м/с) определяется из уравнения расхода:

,

где - объемный расход паров, м³/с, - площадь отверстий в тарелке для свободного прохода паров, м². Значение этой величины зависит от диаметра колонны и конструкции тарелки.

Таблица 2.20. Доля свободного сечения клапанных прямоточных тарелок

Диаметр колонны, м	Доля свободного сечения тарелки, ц0, м2/м2
	однопо точные тарелки	двухпоточные тарелки
1000	0,0769	-
1200	0,1044	-
1400	0,1142	0,0630
1600	0,1323	0,0724
1800	0,1323	0,0809
2000	0,1365	0,0895
2200	0,1426	0,0912
2400	0,1455	0,0956
2600	0,1491	0,1140
2800	0,1525	0,1232
3000	0,1487	0,1158
3200	0,1552	0,1235
3400	0,1538	0,1230
3600	0,1587	0,1275
3800	0,1580	0,1280
4000	0,1583	0,1340

Площадь отверстий для прохода паров при диаметре 2400 мм и ц₀=0,0956 м²/м²:

,

м².

Рассчитаем сопротивление тарелки отдельно для верхней и для нижней части колонны.

В верхней части колонны при расходе паров V_п=2,55 м³/с скорость паров в каналах сухой тарелки:

м/с.

В нижней части колонны при расходе паров V_п=0,35 м³/с скорость паров в каналах сухой тарелки:

м/с.

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки в верхней части колонны при плотности паров кг/м³:

Па.

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки в нижней части колонны при плотности паровкг/м³:

Па.

Гидравлическое сопротивление слоя жидкости (Па) на тарелке для всех тарелок, кроме колпачковых, определяем по формуле:

,

где - коэффициент аэрации, принимается в пределах 0,5-0,66, - плотность жидкости в данном сечении колонны, кг/м³, - высота сливной перегородки, м, - высота подпора жидкости над сливом, м.

Для тарелок со сливными перегородками должно выполняться условие:

+ ? 0,04 м.

В случае отсутствия подпора жидкости ( = 0) высота должна обеспечить это условие. Поэтому примем:

= 0,04 м.

Высота подпора жидкости (м) над сливом определяется по формуле:

,

где К - поправочный коэффициент, учитывающий влияние стенок колонны на работу сливного кармана, принимается в пределах К = 1,01-1,02, - нагрузка тарелки по жидкости на единицу длины слива сливной перегородки, м³/(м*ч).

Для верхней части колонны = 32,35 м³/(м*ч), кг/м³.

м.

Па.

Для нижней части колонны м³/(м*ч), кг/м³.

м,

Па.

Общее гидравлическое сопротивление тарелки в верхней части колонны:

Па.

Для нижней части колонны:

Па.

2.13 Высота колонны

Высота колонны рассчитывается по уравнению:

Н_к = Н_в + Н_н + Н_к + Н_и + Н_п + Н_о,

где Н_в - высота от верхнего днища до верхней тарелки, м, Н_н - высота от нижней тарелки до нижнего днища, м, Н_к - высота концентрационной тарельчатой части колонны, м, Н_и - высота исчерпывающей, отгонной тарельчатой части колонны, м, Н_п - высота секции питания, м, Н_о - высота опоры, м.

Значения Н_в и Н_н выбираем в соответствии с рекомендациями табл. 2.21.



Таблица 2.21. Значения Н_в и Н_н в зависимости от диаметра колонны

Диаметр колонны	Значение Нв, м	Значение Нн, м
0,4 - 1,0	0,6	1,5
1,2 - 2,2	1,0	2,0
2,4 и более	1,4	2,5

В нашем случае Н_в = 1,4 м и Н_в =2,5 м.

Высоты Н_к и Н_и зависят от числа тарелок в соответствующих частях колонны и расстояние между ними:

м,

м,

где h =0,60 м - расстояние между тарелками.

Высота секции питания Н_п берется из расчета расстояния между тремя-четырьмя тарелками. Примем расстояние в три тарелки:

Н_п = (3 - 1)*h = (3 - 1)*0,60 = 1,2 м.

Штуцер отбора нижнего продукта должен находиться на отметке не ниже 4-5 м от земли для того, чтобы обеспечить нормальную работу готового насоса. Поэтому высота опоры конструируется с учетом обеспечения необходимого подпора жидкости и принимается высотой не менее 4-5 м. Примем Н_о =4 м.

Полная высота колонны:

Н_к =1,4 + 2,5 + 9,6 + 7,8 + 1,2 + 4,0 = 26,5 м.



2.14 Диаметры штуцеров

Диаметры штуцеров определяют по допустимой скорости потока:

,

где V - объемный расход потока через штуцер, м³/c, - допустимая линейная скорость потока, определяется в зависимости от назначения штуцера и фазового равновесия потока (м/с):

Таблица 2.22. Зависимость линейной скорости потока от назначения штуцера и фазового равновесия потока

Скорость жидкостного потока
На приеме насоса и в самотечных трубопроводах	0,2 - 0,6
На выкиде из насоса	1 - 2
Скорость парового потока
В шлемовых трубах и из кипятильника в колонну	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 при подаче сырья в колонну	0,5 - 1,0

Таблица 2.23. Стандартные значения диаметров штуцеров

D, мм
10	50	200	600	1400	2600
15	65	250	800	1600	2800
20	80	300	900	1800	3000
25	100	350	1000	2000
32	125	400	1100	2200
40	150	500	1200	2400



Список использованных источников

1) Савченков А.Л. Технологический расчет ректификационной колонны: учебное пособие.-Тюмень: ТюмГНГУ, 2012. - 64 с.

2) Савченков А.Л. Курсовое проектирование: методические указания по дисциплинам «Основы проектирования и оборудование предприятий органического синтеза», «Основы проектирования и оборудование предприятий отрасли» для студентов специальности 240401.65 «Химическая технология органических веществ», направления 240100.62 «Химическая технология» всех форм обучения. - Тюмень: ТюмГНГУ, 2012. - 24 с.

3) Мановян А.К. Технология первичной переработки нефти и газа. Учебное пособие для вузов. Изд. 2-е, испр.-М.: Химия, 2001. - 568 с.

4) Справочник нефтепереработчика: Справочник / Под ред. Г.А. Ластовкина, Е.Д. Радченко, М.Г. Рудина. - Л.: Химия, 1986. - 648 с.

5) Подвинцев Е.Б. Нефтепереработка. Практический вводный курс: Учебное пособие. Долгопрудный: Издательский Дом «Интеллект», 2011. - 120 с.

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

Размещено на Allbest.ru