Расчёт ректификационных колонн. Учебное пособие.

Минобрнауки России
федеральное государственное бюджетное образовательное учреждение
высшего образования
«Санкт-Петербургский государственный технологический институт
(Технический университет)»
Кафедра технологии нефтехимических и углехимических производств
А.А. Гайле, В.Н. Клементьев, Б.В. Пекаревский
РАСЧЁТ РЕКТИФИКАЦИОННЫХ КОЛОНН
Учебное пособие
Санкт-Петербург
2018
УДК 665.612.3.66.02
Гайле, А.А. Расчет ректификационных колонн: учебное пособие/ А.А.Гайле, В.Н.
Клементьев, Б.В.Пекаревский. – СПб.: СПбГТИ(ТУ), 2018. - … с
Рассмотрены методы расчета ректификационных колонн, предназначенных для
разделения многокомпонентных углеводородных систем и нефтяных фракций. На примерах
расчета колонны выделения бензола из смеси ароматических углеводородов, а также
колонны блока вторичной ректификации бензиновых фракций проиллюстрированы типовые
алгоритмы расчета и их реализация в системе MathCAD.
Пособие предназначено для курсового проектирования студентов четвертого курса,
обучающихся по специальностям «Технология органических веществ» и «Технология
природных энергоносителей и углеродных материалов» и является дополнением к курсу
лекций «Оборудование и основы проектирования предприятий органического синтеза»,
читаемого студентам этих специальностей в Санкт-Петербургском государственном
технологическом институте.
Рис., табл., прил., библиорг. наименов.
Рецензенты: 1.
2.
Утверждено на заседании учебно-методической комиссии факультета химической и
биотехнологии от _______________ г.
Рекомендовано к изданию РИСо СПбГТИ(ТУ)
2
Содержание
Предисловие ко второму изданию. .................................................................................................. 5
Введение ............................................................................................................................................. 6
1 Расчет бензольной ректификационной колонны установки ЛГ 35-8/300Б ............................... 8
1.1 Задание на проектирование ........................................................................................................ 8
1.2 Место бензольной ректификационной колонны в технологической схеме установки ЛГ
35-8/300Б ............................................................................................................................................. 8
1.3 Материальный баланс бензольной колонны ............................................................................. 9
1.4 Расчет температуры продуктов в верхнем и нижнем сечении колонны .............................. 10
1.5 Расчет мольной доли отгона сырья, поступающего в колонну ............................................. 13
1.6 Расчет минимального флегмового числа................................................................................. 15
1.7 Расчет числа теоретических тарелок колонны........................................................................ 16
1.8 Расчет числа практических тарелок ......................................................................................... 18
1.9 Тепловой баланс......................................................................................................................... 19
1.10 Расчет величин внутренних потоков пара и жидкости в колонне ...................................... 23
1.11 Предварительный расчет диаметра колонны ........................................................................ 24
1.12 Поверочный гидравлический расчет выбранной тарелки .................................................. 28
1.14 Построение диаграммы производительности тарелки ......................................................... 32
1.15 Расчет высоты ректификационной колонны ......................................................................... 35
2 Расчет ректификационной колонны выделения фракции нк-850 блока вторичной
ректификации установки АВТ-6 .................................................................................................... 36
2.1 Задание на проектирование ...................................................................................................... 36
2.2 Место ректификационной колонны выделения фракции нк-850 в технологической схеме
блока вторичной ректификации установки АВТ-6 ...................................................................... 36
2.3 Определение физико-химических свойств компонентов питания. ...................................... 37
2.4 Материальный баланс колонны................................................................................................ 41
2.5 Расчет температуры продуктов в верхнем и нижнем сечении колонны .............................. 43
2.6 Расчет процесса однократного испарения сырья, поступающего в колонну ...................... 44
2.7 Расчет минимального флегмового числа ................................................................................. 46
2.8 Расчет числа теоретических тарелок колонны........................................................................ 47
2.9 Тепловой баланс......................................................................................................................... 47
2.10 Расчет величин внутренних потоков пара и жидкости в колонне ...................................... 49
Пример 3. .......................................................................................................................................... 50
3
3.1 Задание на проектирование ...................................................................................................... 50
3.2 Материальный баланс бензольной колонны ........................................................................... 50
Пример 4. .......................................................................................................................................... 52
4.1 Задание на проектирование ...................................................................................................... 52
4.2 Материальный баланс ректификационной колонны разделения алканов С4-С5. ................ 52
Пример 5. .......................................................................................................................................... 54
5.1 Задание на проектирование ...................................................................................................... 54
5.2 Материальный баланс колонны разделения алканов С4-С5 методом Хенгстебека ............. 54
6. Характеристика контактных устройств ректификационных колонн ..................................... 57
7. Направления совершенствования ректификационных процессов .......................................... 60
Список литературы .......................................................................................................................... 64
Приложение А − Теплоемкости углеводородов в жидком состоянии ....................................... 70
Приложение Б – Основные параметры тарелок ректификационных колонн ............................ 81
Приложение В – Примеры расчёта ректификационных колонн в среде MathCAD .................. 92
Приложение Г – Номограмма для определения констант фазового равновесия ...................... 93
Приложение Д - Темы курсовых проектов.................................................................................... 94
4
Предисловие ко второму изданию.
При втором издании учебного пособия [1] в него внесены следующие дополнения и
изменения:
−
примеры составления материального баланса ректификационной колонны для
разделения многокомпонентной смеси методами ключевых компонентов и Хенгстебека при
различных формах задания исходных данных, определяющих чёткость разделения ключевой
пары компонентов;
−
приведено описание методики поверочного гидравлического расчёта выбранной
тарелки;
−
приведены дополнительные главы – характеристика контактных устройств
ректификационных
колонн
и
направления
совершенствования
ректификационных
процессов;
−
пример расчёта насадочной ректификационной колонны;
−
дополнен
список
использованной
литературы
монографиями, изданными после 2006 г;
−
исправлены опечатки, имеющиеся в первом издании.
5
учебными
пособиями
и
Введение
Ректификационные процессы находят широкое применение в нефтепереработке и
нефтехимии, промышленности основного органического синтеза. Разделению подвергаются
чаще
всего
не
бинарные
системы,
а
многокомпонентные
или
сложные
смеси,
индивидуальный состав которых не известен.
Ректификация используется как для разделения нефти на фракции, подготовки сырья
для синтезов, так и для разделения продуктов нефтехимического и основного органического
синтеза. Расчет ректификационных колонн для разделения многокомпонентных и сложных
смесей более сложен, чем ректификации бинарных систем, и рассмотрен в ряде монографий
и учебных пособий [2-4].
Расчет процесса ректификации продуктов органического синтеза, в которых
присутствуют, как правило, полярные соединения, осложнен вследствие неидеальности
разделяемых систем. Коэффициенты относительной летучести компонентов в этом случае
должны рассматриваться с учетом коэффициентов активности. Коэффициенты активности
компонентов могут быть рассчитаны в зависимости от состава системы и температуры,
меняющихся по высоте ректификационной колонны, с помощью различных теоретических и
полуэмпирических моделей – UNIFAC, Вильсона, NRTL, UNIQUAC и других [5-7].
Однако
углеводородные
системы
можно
считать
в
первом
приближении
идеальными, подчиняющимися закону Рауля. Величины даже предельных коэффициентов
активности углеводородов, определенные при бесконечном разбавлении в углеводородах
других классов, обычно не превышают значения 2 (io  2) [8].
В данном учебном пособии приведен пример расчета ректификационной колонны
для разделения многокомпонентной углеводородной смеси. Рассмотренный пример должен
помочь правильному оформлению студентами пояснительной записки к курсовому проекту
или соответствующего раздела технологической части дипломного проекта.
В приложении А к учебному пособию приведены константы уравнения,
описывающего зависимость мольной теплоемкости 300 углеводородов в жидком состоянии
от температуры. Данные взяты из литературного источника [7], отсутствующего в
библиотеке СПбГТИ. В доступной справочной литературе [8 - 12] приведены константы
подобных уравнений для веществ, находящихся, как правило, лишь в паровой фазе.
В приложении Б приведены основные геометрические параметры клапанных, Sобразных, колпачковых, желобчатых и ситчатых тарелок.
6
В приложении В приведены примеры расчёта ректификационных колонн в системе
MathCAD.
В приложении Г представлена номограмма Винна-Хэддена для определения
констант фазового равновесия углеводородов и нефтяных фракций.
В приложении Д приведены типовые задания для выполнения курсовых проектов по
теме «Расчёт ректификационных колонн».
7
1 Расчет бензольной ректификационной колонны установки ЛГ 35-8/300Б
1.1 Задание на проектирование
Рассчитать ректификационную колонну установки ЛГ 35-8/300Б, предназначенную
для выделения товарного бензола.
Производительность колонны по сырью 14000 кг/ч.
Состав сырья, мас.% : бензол – 42.2, толуол – 54.6, арены состава С8 (принять за мксилол) – 3.2.
Температура сырья 1150С. Давление, МПа : верхнее сечение колонны – 0.15, секция
питания – 0.17, нижнее сечение – 0.185.
Содержание бензола в дистилляте 99.9 мас.%, в кубовом остатке 0.05 мас.%.
1.2 Место бензольной ректификационной колонны в технологической
схеме установки ЛГ 35-8/300Б
Бензольная колонна (К-103) входит в состав блока экстракции установки ЛГ 358/300Б, технологическая схема которого представлена в справочнике [15] и учебнометодическом пособии [16].
Ароматические углеводороды (бензол, толуол, ксилолы) получают в процессе
каталитического риформинга гидроочищенной фракции 62 – 1050С с последующей
экстракцией
из
стабильного
катализата
диэтиленгликолем,
триэтиленгликолем,
N-
формилморфолином, смесью N-метилпирролидона и этиленгликолем, сульфоланом или
смесью триэтиленгликоля и сульфолана [17-21]. Из экстрактной фазы, полученной в
экстракционной колонне К-101, в отпарной ректификационной колонне К-102 отгоняют
рисайкл (насыщенные углеводороды, оставшиеся в экстрактной фазе, вместе с частью
бензола), возвращаемый в экстрактор, и экстракт.
Далее по технологической схеме установки, разработанной в Ленгипронефтехиме,
предусмотрена
водная
отмывка
примесей
экстрагентов,
попадающих
в
экстракт.
Значительное снижение расхода воды достигается при промывке не всего экстракта, а
кубового остатка толуольной колонны К-104, в котором концентрируются экстрагенты [22,
23]. Предложенная реконструкция узла водной отмывки экстрагентов (сульфолана и
триэтиленгликоля), попадающих в экстракт, осуществлена на установке ЛГ 35-8/300Б ПО
«Киришинефтеоргсинтез».
8
В предбензольной колонне К-107 из экстракта отгоняется головная фракция, в
которой в виде азеотропных смесей с бензолом концентрируются примеси насыщенных
углеводородов. Дистиллят колонны К-107 возвращается в экстрактор, а кубовый остаток
служит сырьем бензольной колонны К-103.
Колонна К-103 предназначена для выделения товарного бензола, а в следующей
ректификационной колонне К-104 отгоняется товарный толуол.
1.3 Материальный баланс бензольной колонны
В связи с тем, что в задании на проектирование указано требующееся содержание
бензола в дистилляте и кубовом остатке, при составлении материального баланса колонны
может быть использован метод ключевых компонентов [2, 4]. Бензол выбран в качестве
легкого ключевого компонента, а ближайший к нему более высококипящий углеводород –
толуол, концентрирующийся в кубовом остатке, служит тяжелым ключевым компонентом. В
соответствии с допущением метода, м-ксилол – углеводород, менее летучий по сравнению с
тяжелым ключевым компонентом, считается остающимся полностью в кубовом остатке.
Из системы уравнений материального баланса колонны в целом по потокам и по
бензолу
F  D W
F  X Fi  D  y Di  W  X Wi
(1.1)
(1.2)
находят расход дистиллята
X Fi  X Wi
F
D=
y Di  X Wi
D=
(1.3)
0.422  0.0005
14000  5910 кг/ч
0.999  0.0005
и расход кубового остатка
W  FD
(1.4)
W = 14000 – 5910 = 8090 кг/ч
Материальный баланс бензольной колонны, составленный с учетом метода
ключевых компонентов, приведен в таблице 1.1. Все последующие расчеты выполняются с
использованием концентраций компонентов, выраженных в мольных долях:
9
X i/ 
Xi / Mi
(1.5)
n
(X
i
/ Mi)
1
Таблица 1.1 - Материальный баланс бензольной колонны
Компонент
X Fi
Бензол
Толуол
м-Ксилол
Всего
мас.
доля
0.422
0.546
0.032
1.000
Сырье
Fi,
кг/ч
5908
7644
448
14000
/
Fi
X
мол.
доля
0.4645
0.5096
0.0259
1.0000
Дистиллят
Di,
y Di
y D/ i
кг/ч
мас.
мол.
доля
доля
0.999
5904 0.9992
0.001
6 0.0008
------1.000
5910 1.0000
Кубовый остаток
W i,
X Wi
X W/ i
кг/ч
мас.
мол.
доля
доля
0.0005
4
0.0006
0.9441
7638
0.9510
0.0554
448
0.0484
1.0000
8090
1.0000
Проверка выполнения материального баланса по ключевым компонентам :
Di + Wi = Fi
5904 + 4 = 5908 кг/ч бензола
6 + 7638 = 7644 кг/ч толуола.
1.4 Расчет температуры продуктов в верхнем и нижнем сечении колонны
Температура в верхнем сечении колонны рассчитывается итерационным методом
таким образом, чтобы выполнялось условие для жидкой фазы, равновесной с парами
дистиллята :
m
m
1
1
 X i/   ( y D/ i / K i,в )  1
(1.6)
Температура в нижнем сечении колонны рассчитывается из условия для паровой
фазы, равновесной с кубовым остатком :
K
K
1
1
 yi/   ( K i,d  X W/ i )
(1.7)
Константы фазового равновесия компонентов Кi можно определять по номограмме
Уинна-Хэддена (Приложение Г). Однако при давлении Р  1 МПа углеводородные системы
можно считать в первом приближении подчиняющимися законам Рауля и Дальтона,
рассчитывая значения Кi по формуле :
Кi = Рi0 / P
(1.8)
10
Давление насыщенного пара компонентов Рi0 может быть рассчитано по уравнению
Антуана:
ln Pi 0  Ai 
Bi
Ci  T
(1.9)
константы которого, а также температурные пределы, при которых эти константы можно
использовать, приведены в таблице 1.2.
Таблица 1.2 - Константы уравнения Антуана [11]
Компонент
Бензол
Толуол
м-Ксилол
А
15.9008
16.0137
16.1390
В
2788.51
3096.52
3366.99
С
52.36
53.67
58.04
Тмин., К
280
280
300
Тмакс., К
377
410
440
Примечание: При использовании уравнения Антуана следует обратить внимание на
различные формы уравнения, представленные в различных литературных источниках, а
также на размерность коэффициента А, определяющую, в конечном счете, размерность Рi0 (в
данном примере – мм. рт. ст).
При расчете температуры продуктов в нижнем сечении колонны, которая не
укладывается в температурные пределы, указанные в табл. 2 для бензола, расчет значений Р 0
для бензола проводился по уравнению Антуана в следующей форме [10] :
ln Pi 0  Ai 
Bi
,
Ci  T
(1.10)
где Р0 в мм рт.ст.; t – в 0С; А = 6.91210; В = 1214.645; С = 221.205;
tмин. = 5.530С; tмакс. = 1900С.
Расчёт и графическое определение физико-химических свойств органических
веществ, в том числе углеводородов, а также нефтей и нефтепродуктов, включая давление
насыщенного пара, константы фазового равновесия и других характеристик, необходимых
для расчёта ректификационных колонн, представлены также в учебных пособиях,
монографиях и справочниках [24-33].
Уравнения (6) и (7) аналитически неразрешимы относительно температуры. Поэтому
для их решения воспользуемся численным методом Ньютона-Рафсона для решения
нелинейных уравнений. Перепишем уравнения (6) и (7) в виде:
m
g (T )   ( y D/ i / K i ,в )  1  0
(1.11)
1
11
K
g (T )   ( K i ,н  X W/ i )  1  0
(1.12)
1
Итерационная формула для определения улучшенного значения корня будет
выглядеть следующим образом:
   
T r 1  T r   g T r  g / T r 
(1.13)
где r – номер итерации.
Производная от Кi по температуре выглядит следующим образом:
K i
B K
 i i2
T T  Ci 
(1.14)
Тогда итерационная формула для определения температуры в верхнем сечении
колонны будет выглядеть так:
m
 
T r 1  T r    T r   T r  
В
качестве
 1   ( y D/ i / K i ,в )
1
(1.15)


Bi  y D/ i
1  K  T  C 2 
i
 i ,в

m
начального
приближения
рекомендуется
принимать
значение
температуры в секции питания (в нашем случае 115 ОС). Это, как правило, обеспечивает
довольно быструю сходимость метода.
Результаты расчета температуры в верхнем сечении колонны (tв) сведены в таблицу 1.3.
Таблица 1.3 - Расчет температуры в верхнем сечении колонны
Компонент
r=1; T r  = 1150С
y Di
Бензол
0.9992
Pi0,
МПа
0.264
Толуол
0.0008
0.114
Всего
1.0000
Компонент
 T r  
r=2; T r  = 84.270С
T r 1
1.763
Pi0,
МПа
0.114
0.763
0.76
0.045
0.298
K i ,в
-30.73
84.27
Бензол
0.9992
Pi0,
МПа
0.144
Толуол
0.0008
0.058
Всего
1.0000
 T r  
T r 1
0.962
1.00
0.386
0.06
0.403
1.37
12
T r 1
92.20
r=4; T r  = 93.570С
Pi0,
МПа
0.15
K i ,в
 T r  
7.93
r=3; T r  = 92.200С
y Di
K i ,в
93.57
K i ,в
 T r  
0.03
T r 1
93.60
Как видно из данных таблицы 1.3, уже 4-я итерация обеспечивает достаточно
удовлетворительную точность определения температуры в верхнем сечении колонны,
которую, в конце концов, принимаем равной 93.6 0С.
Руководствуясь аналогичными рассуждениями, получим формулу для расчета
температуры в нижнем сечении колонны:
k
 
T r 1  T r    T r   T r  
 1   ( xW/ i  K i ,н )
1
(1.16)
 Bi  K i ,н  xW/ i 
1  T  C 2 

i

k
Результаты расчета температуры продуктов в нижнем сечении колонны (tн) сведены в
таблицу 1.4.
Таблица 1.4 - Расчет температуры в нижнем сечении колонны
Компонент
r=1; T r  = 1150С
xWi
 T r  
r=2; T r  = 138.970С
T r 1
Бензол
0.0006
Pi0,
МПа
0.264
Толуол
0.9510
0.114
0.617
0.212
1.146
м-Ксилол
0.0484
0.050
0.272
0.101
0.544
Всего
1.0000
Компонент
Бензол
Толуол
м-Ксилол
 T r  
K i ,н
138.97
T r 1
2.262
2.253
0.191
1.030
0.190
1.026
0.089
0.483
0.089
0.481
0.19
134.44
T r 1
134.63
r=4; T r  = 134.440С
Pi0,
МПа
0.417
K i ,н
 T r  
4.34
r=3; T r  = 134.630С
xWi
1.0000
2.487
-23.97
Pi0,
МПа
0.418
Всего
1.429
Pi0,
МПа
0.460
K i ,н
K i ,н
 T r  
T r 1
0.0003 134.44
Таким образом, температуру потоков в нижнем сечении колонны принимаем равной
134.40С.
1.5 Расчет мольной доли отгона сырья, поступающего в колонну
Расчет мольной доли отгона сырья при температуре и давлении в секции питания
проводится итерационным методом с использованием уравнений Трегубова [2-4]:
13
n
n
1
1
 X i/  
n
Y
X F/ i
1  e /  ( K i  1)
n
/
i
1
  K i X  
1
1
(1.17)
K i  X F/ i
n
/
i
1
1  e /  ( K i  1)
1
(1.18)
Мольная доля отгона может быть, в принципе, рассчитана по любому из
вышеприведенных уравнений. Однако, для лучшей сходимости целесообразно использовать
целевую функцию, предложенную Ричмондом и Райсом [5], которая получается
объединением уравнений (1.17) и (1.18):
K i  X F/ i
n
g (e )  
/
1
1  e /  ( K i  1)
Соответствующий
X F/ i
n

1
1  e /  ( K i  1)
алгоритм
K i  1  X F/
n

1
i
1  e /  ( K i  1)
Ньютона-Рафсона
будет
0
(1.19)
выглядеть
следующим
образом:
n
e/
 r 1
 e/
r 
  e
  e/
r 
/ r 

K i  1  X F/
1 e
1
i
/
 ( K i  1)
(1.20)
 K i  1  X F/ i 
1 1  e /  ( K  1)   X F/ i


i
2
n
В качестве начального приближения можно выбрать любое значение e / , лежащее в
пределах от 0 до 1 (рекомендуется e / 0  = 0.5).
Следует отметить, что температура и давление однократного испарения сырья
должны обеспечивать его двухфазное состояние. Для этого необходимо одновременное
n
 ( K i,F  X F/ i )  1 и
выполнение двух условий:
1
n
 ( K i,F  X F/ i )  1.072 , а
1
n
( X
/
Fi
n
( X
/
Fi
K i , F )  1 . В нашем случае
1
K i , F )  1.046 , т.е. требуемые условия выполняются.
1
Результаты расчета мольной доли отгона сырья и составов жидкой и паровой фаз
при полученном значении e / = 0.36 приведены в таблице 1.5.
Таблица 1.5 - Результаты расчета мольной доли отгона сырья
Компонент
X
Бензол
Толуол
м-Ксилол
Всего
0.4645
0.5096
0.0259
1.0000
e = 0.36
/
Fi
Pi0, МПа
0.2644
0.1141
0.0504
14
Кi
X
1.556
0.671
0.296
0.387
0.578
0.035
1.000
/
i
Yi /
0.602
0.388
0.010
1.000
1.6 Расчет минимального флегмового числа
Минимальное флегмовое число рассчитывается с использованием уравнений
Андервуда [2, 4]:
n
[ X
i
/
Fi
/( i   )]  e / ; 0  e /  1
(1.21)
1
m
Rmin   [ i y D/ i /( i   )]  1
(1.22)
1
Средние геометрические значения коэффициентов относительной летучести i по
отношению к наиболее высококипящему компоненту (ВКК) сырья рассчитываются по
формуле :
i  i,в  i,н  ( Ki / Kвкк )в  ( Ki / Kвкк )н
(1.23)
Константы фазового равновесия компонентов, отсутствующих в табл. 3 и 4,
рассчитываются дополнительно. В данном случае константа фазового равновесия м-ксилола
при температуре и давлении в верхнем сечении колонны:
Км-кс. = (Р0м-кс)93.60С / Рв = 0.0249 / 0.15 = 0.166
Вспомогательный

коэффициент
подбирается
методом
последовательных
приближений, при этом должно выполняться условие:
ТКК    ЛКК
(1.24)
Поэтому в качестве начального приближения следует выбрать значение , лежащее в
пределах от
ТКК до ЛКК (рекомендуется 
(0)
=  ТКК   ЛКК  2 ). В противном случае
полученный корень уравнения не будет иметь физического смысла. Алгоритм НьютонаРафсона будет выглядеть следующим образом:
n
 r 1   r     r     r  
 e /   [ i X F/ i /( i   )]
1
(1.25)
n
[ X
i
/
Fi
/( i   ) ]
2
1
Результаты
 0  
расчета

значения
5.325  2.281
 3.803 приведены в таблице 1.6.
2
15
при
начальном
приближении
Таблица 1.6 - Результаты расчета коэффициента 
Компонент
Бензол
Толуол
м-Ксилол
Всего
i, в
i, н
i
ХFi
6.049
2.439
4.688
2.135
5.325
2.281
0.4645
0.5096
  r    0.311   r    0.011
1.000
1.000
1.000
0.0259
1.0000
 r 1  3.492  r 1  3.481  r 1  3.481
 r   3.803
 r   3.492
 r   3.481
  r    0
Принимаем  = 3.481.
5.325  0.9992 2.281  0.0008
Rmin 

 1  1.884
5.325  3.481 2.281  3.481
С учетом коэффициента избытка флегмы рабочее флегмовое число:
R = 1.2.Rmin
R = 1.2.1.884 = 2.26
(1.26)
1.7 Расчет числа теоретических тарелок колонны
Минимальное число теоретических тарелок, соответствующее бесконечно большому
флегмовому числу, рассчитывается по уравнению Фенске [2, 4]:
N min
 yD/ , l X W/ , h 
lg /  / 
y
X W , l 
D,h
 
1
lg  l / h
(1.27)
0.9992  0.9510
)
0.0008  0.0006  1  16.05

lg( 5.325 / 2.281)
lg(
N min
Число теоретических тарелок, соответствующее рабочему флегмовому числу, может
быть определено по графику Джиллиленда или рассчитано с использованием уравнения,
аппроксимирующего графическую зависимость Джиллиленда [4]:
N  N min
R  Rmin 0.5668
 0.75  0.75(
)
N 1
R 1
(1.28)
N  16.1
2.26  1.884 0.5668
 0.75  0.75(
)
N 1
2.26  1
N = 35.2
Метод Фенске – Джиллиленда используется и для расчета числа теоретических
тарелок в отгонной и укрепляющей секции колонны. Минимальное число теоретических
тарелок в отгонной секции рассчитывается по уравнению:
16
N min,отг.
 X F/ ,l X W/ ,h
lg /  /
X
X W ,l
F ,h
 
lg  l / h ,отг.



 1
(1.29)
Среднее геометрическое значение коэффициента относительной летучести ключевой
пары компонентов для отгонной секции рассчитывается по формуле:
l / h,отг.  (
l / h,отг. 
N min,отг. 
Kl
K
)F  ( l ) H
Kh
Kh
(1.30)
1562
.
2.240

 2.258
0.674 1018
.
lg(
0.4645 0.9510

)
0.5096 0.0006  1  8.0
lg 2.258
Минимальное число теоретических тарелок в укрепляющей секции рассчитывается
по уравнению:
N min, укр .
 y D/ ,l X F/ ,l
lg /  /
y
X F ,h
D ,h
 
lg  l / h , укр .




(1.31)
Среднее геометрическое значение коэффициента относительной летучести ключевой
пары компонентов для укрепляющей секции рассчитывается по формуле:
l / h, ук р.  (
l / h, ук р. 
N min, ук р. 
Kl
K
)в  ( l ) F
Kh
Kh
(1.32)
1003
.
1562
.

 2.398
0.404 0.674
lg(
0.9992 0.4645

)
0.0008 0.5096  81
.
lg 2.398
Число теоретических тарелок, рассчитанное пропорционально значениям Nmin для
отгонной и укрепляющей секции, составило 17.4 и 17.8 соответственно.
Число теоретических тарелок колонны может быть рассчитано и другими методами:
«от тарелки к тарелке», Хенгстебека [2, 4, 34]. Средняя погрешность расчета числа
теоретических тарелок методом Фенске – Джиллиленда равна 7%, а средняя погрешность
расчета коэффициента полезного действия практической тарелки при ректификации
17
многокомпонентных смесей, как правило, еще выше. Поэтому считается, что метод Фенске –
Джиллиленда обеспечивает точность, достаточную для инженерных расчетов.
1.8 Расчет числа практических тарелок
Коэффициент
полезного
действия
практической
тарелки
ректификационной
колонны зависит от эффективности тарелок и от свойств разделяемой смеси, прежде всего от
вязкости : чем она ниже, тем эффективнее осуществляются массообменные процессы и тем
выше к.п.д. тарелки. Для расчета к.п.д. тарелок можно использовать различные
эмпирические критериальные уравнения, включающие вязкость системы, однако они
приводят к средним отклонениям расчетных значений от экспериментальных на уровне 10 –
13% [4].
Часто для расчета к.п.д. тарелок применяется упрощенное эмпирическое уравнение
[30]:
 = 0.17 – 0.616 lg
(1.33),
где  − динамическая вязкость разделяемой смеси в жидкой фазе при средней температуре в
колонне, в сантипуазах.
Как известно, вязкость – свойство, не являющееся аддитивным. Поэтому в качестве
допущения примем в качестве основных компонентов при расчете вязкости смеси в отгонной
секции толуол, а в укрепляющей секции – бензол.
Вязкость компонентов в зависимости от средней температуры Т(К) рассчитывается
по уравнению [11] :
1 1
lg = А(  )
T B
(1.34)
Значения констант для толуола : А = 467.33, В = 255.24;
для бензола : А = 545.64, В = 265.34.
При средней температуре потоков в отгонной секции
Тотг. = (115 + 134.4) / 2 = 124.70C = 397.85K
lg = 467.33 (
для толуола
1
1

)  0.656
397.85 255.24
Средний к.п.д. тарелок отгонной секции колонны:
отг = 0.17 – 0.616 ( 0.656) = 0.574
Число практических тарелок в колонне рассчитывается по формуле:
18
N пр = N / 
(1.35)
Для отгонной секции колонны
N протг. = 17.5 / 0.574 = 30.5  31
Аналогично с
использованием значения динамической
вязкости
основного
компонента укрепляющей секции рассчитывается число практических тарелок в этой секции
колонны.
При средней температуре потоков в укрепляющей секции
Тукр = (93.6 + 115) / 2 = 104.3оС = 377.45 К
для бензола
lg = 545.64 (
1
1

)  0.611
377.45 265.34
укр = 0.17 – 0.616 ( 0.611) = 0.546
Для укрепляющей секции колонны
Nпрукр = 17.8 / 0.546 = 32.6  33
Общее число тарелок в колонне
Nпр = Nпр
укр
+ N протг. = 33 + 31 = 64
1.9 Тепловой баланс
Уравнение теплового баланса колонны без учета теплопотерь в окружающую среду [4]:
QF + QB = QD + QW + Qd
где
(1.36)
QF  приход тепла с сырьем;
QB  количество тепла, которое необходимо подвести в кипятильник;
QD  количество тепла, которое отводится с дистиллятом;
QW  количество тепла, которое отводится с кубовым остатком;
Qd  количество тепла, которое отводится наверху колонны, например в
холодильнике – конденсаторе.
Приход тепла с сырьем рассчитывается по уравнению :
QF = F (1 – e) iFж + F e iFn
ж
(1.37),
n
где iF , iF – энтальпия жидкой и паровой фаз сырья при температуре сырья.
19
Если орошение в колонне создается с использованием холодильника – конденсатора,
то Qd рассчитывается из уравнения теплового баланса холодильника – конденсатора:
Qd = D (R + 1) (iвn – iх.орж )
n
(1.38),
ж
где iв , iх.ор – энтальпия дистиллята в паровой фазе при температуре верхнего
сечения колонны и жидкого дистиллята при температуре холодного орошения.
Примем температуру холодного орошения t
х. ор.
= 50оС. Для расчета энтальпий
потоков в жидкой и паровой фазах необходимы значения мольных теплоемкостей и
энтальпий испарения компонентов.
Мольная теплоемкость паров рассчитывалась по формуле [11] :
Cp = a + b·T + c·T2 + d·T3
(1.39)
Таблица 1.7 - Константы уравнения (30) для расчета Ср, кал/(моль  К)
Углеводород
а
b  101
c  105
d  108
Бензол
– 8.101
1.133
– 7.206
1.703
Толуол
– 5.817
1.224
– 6.605
1.173
м-Ксилол
– 6.966
1.504
– 8.950
2.025
Мольная теплоемкость компонентов в жидком состоянии рассчитывалась по
формуле [9]:
Ср = А – В  10-3 Т + С  10-6Т2
(1.40)
Константы уравнения (1.40) приведены в Приложении А.
Таблица 1.8 - Константы уравнения (1.40) для расчета Ср, Дж / (моль  К)
Углеводород
А
В
С
Тмин, К
Тмакс, К
Бензол
155.63
271.05
675.08
279
478
Толуол
147.04
114.05
489.67
178
504
м-Ксилол
185.13
193.87
617.70
225
526
Значения мольных теплоемкостей углеводородов в жидком состоянии, рассчитанные
по уравнению (1.40) при температуре холодного орошения (50оС), верхнего сечения (93.6оС),
сырья (115оС) и нижнего сечения колонны (134.4оС), приведены в табл.1.9.
20
Таблица 1.9 - Значения Ср жидких углеводородов, Дж / (моль  К)
Углеводород
323.15 К
366.65 К
388.25 К
407.55 К
Бензол
138.5
147.0
152.1
157.2
Толуол
180.7
171.0
176.5
181.8
м-Ксилол
187.0
197.1
202.9
208.6
Мольные теплоемкости углеводородов в паровой фазе, рассчитанные по уравнению
(1.40) при температуре верхнего сечения, сырья и нижнего сечения колонны, приведены в
таблице 1.10.
Таблица 1.10 - Значения Ср углеводородов в паровой фазе, Дж / (моль  К)
Углеводород
366.65 К
388.25 К
407.55 К
Бензол
103.0
108.9
114.0
Толуол
128.8
135.8
141.8
м-Ксилол
155.5
166.6
170.8
Примечание: значения Ср пересчитаны в Дж / (моль  К), исходя из соотношения
1 кал = 4.187 Дж
Значения теплот испарения углеводородов найдены интерполяцией величин Нисп.,
приведенных в справочнике [10] при температурах, кратных 10оС (таблица 1.11).
Таблица 1.11 - Теплоты испарения углеводородов
93.6оС
Углеводород
115оС
134.4оС
ккал/моль
кДж/моль
ккал/моль
кДж/моль
ккал/моль
кДж/моль
Бензол
7.16
30.0
6.85
28.7
6.56
27.5
Толуол
8.24
34.5
7.95
33.3
7.69
32.2
м-Ксилол
9.39
39.3
9.11
38.1
8.83
37.0
Энтальпия жидкой фазы сырья :
 n

iFж    C р iж X Fi  t F
 1

(1.41)
iFж  (152.1  0.383 + 176.5  0.582 + 202.9  0.035)  115 = 19320 Дж/моль
Мольный расход сырья :
21
n
F   ( Fi / M i )  5908 / 78  7644 / 92  448 / 106  1631
. кмоль / ч
1
Расход жидкой фазы сырья :
Fж = F (1е) = 163.1 (1  0.36) = 101.1 кмоль/ч
Приход тепла с жидкой фазой сырья :
QFж  F ж  iFж  101.1  103  19.32 = 1.95  106 кДж/ч
Расход паровой фазы сырья :
Fn = F  e = 163.1  0.36 = 62 кмоль/ч
Энтальпия паровой фазы сырья :

n
i Fn   Cpin yi t F  yi H исп

(1.42)
1
iFn  0.598 (108.9  115 + 28.7  103) + 0.392 (135.8  115 + 33.3  103) +
+ 0.010 (166.6  115 + 38.1  103) = 44400 Дж/моль
Приход тепла с паровой фазой сырья :
QFж  F ж  iFn  62  103  44.4 = 2.75  106 кДж/ч
Энтальпия паровой фазы сырья, а также паров, отводимых с верха колонны, при
известном составе потоков в мольных долях для углеводородных многокомпонентных
систем может быть рассчитана проще с использованием энтальпии индивидуальных
углеводородов интерполяцией значений iпi , представленных в справочнике [18] (с. ) с шагом
100°С, к температуре парового потока.
Приход тепла с сырьем :
QF  QFж  QFn
(1.43)
QF  1.95  106 + 2.75  106 = 4.7  106 кДж/ч
Мольный расход дистиллята :
m
D    Di / Mi  5904 / 78 + 6 / 92 = 75.8 кмоль/ч
1
Энтальпия дистиллята в паровой фазе при температуре верхнего сечения колонны :
iвn  0.9992 (103  93.6 + 30  103) + 0.0008 (128.8  93.6 + 34.5  103) = 39600 Дж/моль
Энтальпия дистиллята при температуре холодного орошения :
iхж.о р.  (138.5  0.9992 +180.7  0.0008)  50 = 6930 Дж/моль
22
Количество тепла, отводимое в холодильнике – конденсаторе, рассчитывается по
уравнению (1.38):
Qd  75.8  103 (2.28 + 1) (39.6 – 6.93) = 8.1  106 кДж/ч
Расход тепла с дистиллятом при температуре холодного орошения :
QD  75.8  103  6.93 = 0.5  106 кДж/ч
Расход тепла с кубовым остатком:
QW  W  iWж
(1.44)
Мольный расход кубового остатка:
W = F – D = 163.1 – 75.8 = 87.3 кмоль/ч
Энтальпия кубового остатка:
iWж = ( 157.2  0.0006 + 181.8  0.951 + 208.6  0.0484)  134.4 = 24500 Дж/моль
QW  87.3  103  24.5 = 2.1  106 кДж/ч
Количество тепла, которое необходимо подвести в кипятильник колонны, находят
по разности из уравнения (27) :
QB  0.5  106 + 2.1  106 + 8.1  106 – 4.7  106 = 6.0  106 кДж/ч
С учетом теплопотерь в окружающую среду, принятых равными 5% от значения QB :
QB'  1.05  6.0  106 = 6.3  106 кДж/ч
1.10 Расчет величин внутренних потоков пара и жидкости в колонне
Расход пара и жидкости через произвольные сечения колонны рассчитывается при
совместном решении уравнений теплового и материального балансов [4].
Так, расход пара, проходящего через произвольное сечение укрепляющей секции
колонны, рассчитывается по уравнению:
G 
в
Qd  D( iвж  iхж.о р. )
(1.45)
iвn  iвж
Расход жидкости, стекающей вниз через произвольное сечение укрепляющей секции
колонны :
L 
в
Qd  D( iвn  iхж.о р. )
(1.46)
iвn  iвж
23
Расход пара в верхнем сечении колонны может быть рассчитан также по формуле :
G в  D (R + 1)
(1.47)
G в  75.8  103 (2.26 +1) = 248.6  103 моль/ч = 248.6 кмоль/ч
Расход жидкости в верхнем сечении колонны :
Lв  G в – D
(1.47)
Lв  248.6 – 75.8 = 172.8 кмоль/ч
Расход пара в нижнем сечении колонны можно рассчитать по уравнению [4] :
QB'
G  n
iH  iWж
H
(1.48)
Энтальпия паров, равновесных с кубовым остатком, состав которых приведен в
таблице 1.4:
iHn  (141.8  134.4 + 32.2  103 )  0.97 + (170.8  134.4 + 37  103 )  0.03 = 51460 Дж/моль
GH 
6.3  10 6
 233.7 кмоль/ч
(51.46  24.5)  10 3
Расход жидкости в нижнем сечении отгонной секции колонны :
LH  G H + W
LH  233.7 + 87.3 = 321 кмоль/ч
1.11 Предварительный расчет диаметра колонны
Примем расстояние между клапанными тарелками Н = 500 мм, высоту сливной
перегородки hc = 45 мм, ориентировочную величину динамического подпора жидкости над
сливной перегородкой hg = 50 мм.
Приблизительная высота сливной перегородки принимается hс = 40-70 мм для
колпачковых тарелок; hс = 80 мм для S-образных и hс = 40-50 мм для клапанных и ситчатых.
Ориентировочная величина динамического подпора жидкости над сливной перегородкой
принимается в пределах Δhд=30-70 мм.
Линейная скорость паров в точке «переброса» жидкости рассчитывается по
уравнению [4]:
Wpпе р  С 0.2
H  hc  Bhg
(1.49)
An
24
 – поверхностное натяжение на границе пар – жидкость при рабочих
где
условиях, дин/cм;
п – плотность пара, кг/м3;
А, В, С – коэффициенты, зависящие от типа тарелок.
Для клапанных тарелок А = 36.6, В = 4.1, С = 0.62 [4].
Для остальных типов тарелок значения A, B и C соответственно следующие:
колпачковая 38.3, 5.8, 0.55; S-образная 58.2, 4.3, 0.59; ситчатая 36.9, 2.65, 0.46.
Для верхнего сечения колонны, считая, что пары верхнего продукта состоят
практически из бензола,  = 19.5 дин/cм (рассчитано экстраполяцией по данным [11, c.516]).
Плотность паров в верхнем сечении рассчитывается по формуле :
n 
M  Pв  27315
.
22.4  P0  Tв
(1.50)
где М – средняя молекулярная масса дистиллята.
n 
78  0.15  273.15
 3.84 кг/м3
22.4  0.1013  366.75
Wpпер  0.62 19.50.2
500  45  41
.  50
 150
. м/c
36.6  384
.
Объемная нагрузка по пару в верхнем сечении колонны :
Gв
V
3600n
V
(1.51)
5910(2.26  1)
 1.40 м3/c
3600  3.84
Рабочая площадь тарелки [4] :
Sp 
V
0.9Wpпе р
Sp 
140
.
 104
. м2
0.9 150
.
(1.52)
Допускаемая скорость жидкости в сливном устройстве [3] :
Wждоп 
Н  const
103
5
(1.54)
При малой интенсивности пенообразования, характерной для ректификации
углеводородных смесей при Р  0.1МПа, const = 300мм.
25
Wждоп 
500  300 3
10  016
. м/с
5
При средней интенсивности пенообразования (колонны атмосферной переработки
нефти,
углеводородные
абсорбенты)
const
=
+
150
мм;
при
сильном
пенообразовании(вакуумная ректификация, разделение водных растворов спиртов, кетонов и
т.д.) const= − 150 мм.
Площадь сливных устройств [4]:
Sсл 
Q
0.9  3600  Wждоп
(1.55)
где 0.9 в уравнениях (1.52) и (1.55) – коэффициент запаса.
Объемная нагрузка по жидкости:
L
Q
(1.56)
ж
Плотность жидкости в верхнем сечении при tв = 93.5оС рассчитана экстраполяцией
данных о плотности бензола: ж = 799 кг/м3 [10].
Массовая нагрузка по жидкости в верхнем сечении
L = Lв  МD  172.8  78 = 13480 кг/ч
Q
13480
 16.9 м3/ч
799
Sсл 
16.9
 0.0326 м2
0.9  3600  016
.
Аналогичные расчеты проводятся для нижнего сечения колонны. Основной
компонент кубового остатка – толуол. Поверхностное натяжение толуола при tH = 134oC,
рассчитанное экстраполяцией по справочным данным [10],  = 14.85дин/см.
Средняя молярная масса кубового остатка
Мср = 78  0.0006 + 92  0.951 + 106  0.0484 = 92.67 г/моль
Плотность паров в нижнем сечении колонны рассчитывается по уравнению (1.50) :
n 
92.67  0185
.  27315
.
 5.07 кг/м3
22.4  01013
.
 40715
.
Линейная скорость паров в точке «переброса» жидкости – по уравнению (1.49) :
Wpпер  0.62 14.850.2
500  45  41
.  50
м/с
 1234
.
36.6  5.07
Средняя молярная масса паров, проходящих через нижнее сечение :
26
Мср = 92  0.97 + 106  0.03 = 92.42г/моль
Объемная нагрузка по пару
V
G H Mс р
3600n

2337
.  92.42
 1183
. м3/c
3600  5.07
Рабочая площадь тарелки (уравнение (1.52)):
Sp 
1183
.
м2
 1065
.
0.9 1234
.
Допускаемая скорость жидкости в сливном устройстве остается равной
Wждоп  016
. м/c
Плотность жидкости в нижнем сечении при 134оС [10]: ж = 755 кг/м3 (значение
получено экстраполяцией справочных данных для толуола).
Массовая нагрузка по жидкости:
L = Lн  Мср = 321  92.67 = 29750 кг/ч
Объемная нагрузка по жидкости:
Q
29750
 39.4 м3/ч
755
Площадь сливных устройств (уравнение (1.55)):
Sсл 
39.4
 0.076 м2
0.9  3600  016
.
Диаметр колонны выбирается по двум параметрам – Sp и Scл. Рабочая площадь
тарелки для верхнего и нижнего сечений колонны различается незначительно. Площадь
сливных устройств для нижнего сечения более чем вдвое больше, чем для верхнего сечения.
Однако, как следует из Приложения Б, Sсл не является лимитирующим параметром в данном
случае.
Выбираем
следующие
параметры
клапанной
однопоточной
ВНИИНЕФТЕМАШа по ОСТ 26—02—1401—76 :
диаметр колонны – 1.4 м;
шифр тарелки – А;
рабочая площадь тарелки Sp = 1.10 м2;
периметр слива В = 1.12 м;
площадь слива Sсл = 0.22 м2;
длина пути жидкости LT = 0.65м;
доля живого сечения при шаге между рядами отверстий to = 75мм fo = 0.110;
27
тарелки
межтарельчатое расстояние Н = 500мм.
Диаметр тарелок выбран одинаковым для укрепляющей и отгонной секций колонны,
так как лимитирующий параметр – Sсл несколько больше расчетных значений Sсл для
верхнего и нижнего сечений колонны.
1.12 Поверочный гидравлический расчет выбранной тарелки
Проведем гидравлический расчет тарелки для верхнего сечения колонны.
1. Определение минимальной нагрузки по жидкости и проверка на отсутствие
конусообразования.
Удельная нагрузка по жидкости:
LV 
Q
B
LV 
16.9
 151
. м2/ч
112
.
(1.57)
Динамический подпор жидкости над сливной перегородкой:
hg  2.843 LV2
(1.58)
hg  2.843 (151
. )2  17 мм
Минимально допустимая величина для клапанных, ситчатых и S-образных тарелок
hg 13 мм. Условие выполняется, т.е. нежелательного явления конусообразования
(отталкивания жидкости от отверстий) не должно проявляться.
2. Определение величины уноса жидкости парами
Отношение объемного расхода паров к рабочей площади тарелки:
Wp  V / S p
(1.59)
Wp  140
. / 110
.  127
. м/c
Высота пены на тарелках:
Z f  ( AWp2 n  Bhg  hc )  3
C
(1.60)

где A = 59.5, B = 2.2, C = 1.74 для клапанных тарелок.
Для остальных типов тарелок значения A, B и C соответственно следующие: колпачковая
44.0, 4.6, 2.30; S-образная 71.0, 1.3, 2.96; ситчатая 14.9, 3.0, 3.85.
28
174
.
Z f  [59.5  (127
. )2  384
.  2.2 17  45]  3
 292 мм
19.5
Условие Z f < H выполняется. Если условие не выполняется, то необходимо
увеличить расстояние между тарелками или диаметр колонны.
Рассчитывается комплекс


833
. Wp
(1.61)
H  Zf
833
. 127
.
 0.509
500  292
Удельный унос жидкости:
eo 
D


(1.62)
где для клапанных тарелок D = 1.72,  = 1.38.
Для остальных типов тарелок значения D и α соответственно следующие:
колпачковая 4.13 и 1.16; S-образная 1.97 и 1.52; ситчатая 3.44 и 1.61.
eo 
172
.
 ( 0.509)1.38  0.0347
19.5
Объемный расход жидкости с учетом уноса:
Qp  Q 
eo G
(1.63)
ж
где G = D(R+1) – массовый расход паров, м3/ч
G = 5910 (2.26 + 1) = 19 385 кг/ч
Qp  16.9 
0.0347 19385
 17.74 м3/ч
799
3. Проверка на захлебывание сливного устройства
Отношение скорости жидкости в сливе к площади слива:
Wж 
Wж 
Qp
(1.64)
3600Sсл
17.74
 0.0224 м/с
3600  0.22
. м/c выполняется.
Условие Wж  Wж  016
доп
29
Если последнее условие не выполняется, то необходимо провести одно из
следующих мероприятий:
-увеличить расстояние между тарелками;
- перейти на многопоточную тарелку;
- увеличить диаметр колонны;
- одновременно увеличить и диаметр, и расстояние между тарелками.
Отношение скорости жидкости в зазоре под сливным стаканом к поперечному
сечению зазора:
Wc 
Qp
(1.65)
3600 B  а
где а − зазор под сливным стаканом.
Для создания гидрозатвора должно выполняться условие hc  а ; для атмосферных
колонн принимается а = (hc – 13) мм.
а = 45 – 13 = 32 мм = 0.032 м
Wc 
17.74
 014
. м/c
3600 112
.  0.032
Условие Wc  0.45м/c выполняется.
Если последнее условие не выполняется , то необходимо перейти на многопоточную
тарелку, увеличить диаметр колонны или увеличить зазор α под сливным стаканом.
4. Проверка на захлебывание тарелки (переброс)
Удельная нагрузка по жидкости и динамический подпор жидкости с учетом уноса:
L'V 
Qp
(1.66)
B
17.74
L'V 
 1584
. м2/ч
112
.
hg'  2.843 ( L'V )2  2.843 (1584
. )2  17.9 мм
Скорость паров в точке переброса рассчитывается по уточненной формуле :
пе р
n
W
 161
. f 
0.5
o
0.2
H  hc  Bhg'
An
(1.67)
где А и В – коэффициенты к уравнению (1.49).
Где 1.61 – константа для клапанных тарелок (для S-образных и ситчатых тарелок
значения константы 1.57 и 1.46 соответственно).
30
Wnпер  161
.  011
. 0.5 19.50.2
500  45  41
. 17.9
 159
. м/с
36.6  384
.
Объемная нагрузка по пару в точке переброса:
V пе р  Wnпе р S p
(1.68)
V пер  159
. 110
.  175
. м3/с
Условие V
пер
 V = 1.40м3/с выполняется.
Если последнее условие не выполняется, то следует увеличить расстояние между
тарелками или диаметр (либо одновременно H и D), перейти на многопоточную тарелку или
использовать другую конструкцию тарелки с большей пропускной способностью.
5. Проверка на отсутствие провала жидкости
Скорость паров в режиме провала для клапанных тарелок:
Woп р ов  ( 0.00253L'V  C )
ж
n
(1.69)
где С – константа, зависящая от LT ; при LT  1.5м С = 0.16 (если LT=1.5-2.5 м, то
С=0.19; если LT≥2.5 м, то С=0.19).
Woп р ов  ( 0.00253 1584
.  016
. )
799
 2.89 м/c
384
.
Объемный расход паров на нижней границе эффективной работы тарелки:
V п р ов  Woп р ов  So
(1.70)
где площадь прохода паров
So  S p  f o
So  110
.  011
.  0121
. м2
V п р ов  2.89  0121
.  0.35 м3/c
Условие V
п р ов
 V выполняется.
Минимальная нагрузка по пару в устойчивом режиме работы:
Vmin  015
. So
ж
1
n
Vmin  015
.  0121
.
(1.71)
799
 1  0.26 м3/с
384
.
Условие Vmin  V соблюдается.
31
Для чёткой ректификации при отсутствии провала жидкости должно соблюдаться
условие Vпров<V, а для относительно нечёткой ректификации условие Vmin<V. Если эти
условия не выполняются , то необходимо провести одно из следующих мероприятий:
- перейти на многопоточную тарелку;
- уменьшить диаметр колонны и увеличить расстояние между тарелками;
- перейти на другую конструкцию тарелки с более широким диапазоном устойчивой
работы.
Для других типов тарелок (не клапанных) методика проверки на отсутствие провала
жидкости существенно отличается, использующиеся при этом формулы приведены в
пособии [4].
1.14 Построение диаграммы производительности тарелки
1. Предельная нагрузка по жидкости, исходя из допустимой скорости жидкости в
сливе:
Qn.c.  3600Wждоп  Sсл
(1.72)
Qn.c.  3600Wc  B  а
(1.73)
Qn.c.  3600  016
.  0.22  126.7 м3/ч
Qn.c.  3600  0.45 112
.  0.032  58 м3/ч
Меньшее из значений Qn.c. наносится на ось абсцисс и проводится линия А,
параллельная оси ординат и ограничивающая пропускную способность слива по жидкости.
2. Построение линии В – линии захлебывания тарелки.
Произвольно
Q1  Qp  17.74 м3/ч
выбираются
и
два
Q2  50 м3/ч.
значения
При
нагрузки
выбранных
по
жидкости,
нагрузках
по
например
жидкости
рассчитываются величины LV − по уравнению (1.57), hg − по уравнению (1.58), Wn
пер
уравнению (1.67) и объемная нагрузка по пару в точке переброса V
пер
− по уравнению (1.68).
Для Q1  Qp все расчеты уже были приведены ранее, значение V1
пе р
Для Q2  50 м3/ч:
LV 
50
 44.6 м2/ч
112
.
hg  2.843 ( 44.6)2  358
. мм
32
-- по
 175
. м3/с.
Wnпер  161
.  011
. 0.5 19.50.2
500  45  41
.  358
.
 143
. м/с
36.6  384
.
V2пе р  143
. 110
.  157
. м3/с
пе р
Точки В1 ( Q1 ,V1
пе р
) и В2 ( Q2 ,V2
) наносятся на диаграмму производительности
тарелки и через них проводится линия захлебывания В.
3. Построение линии С1 , ограничивающей зону эффективной работы тарелки.
При тех же выбранных нагрузках по жидкости Q1 и Q2 рассчитываются нагрузки
по пару в режиме провала V
п р ов
с использованием уравнений (1.69) и (1.70).
При Q1 = Qp  17.74 м3/ч эти расчеты уже проведены : V1
п р ов
 0.35 м3/с.
При Q2 = 50 м3/с :
Woп р ов  ( 0.00253  44.6  016
. )
V2
п р ов
799
 394
. м/c
384
.
 394
.  0121
.
 0.477 м3/c
4. Построение линии С2 , ограничивающей зону устойчивой работы тарелки.
Рассчитанное ранее по уравнению (1.71) значение Vmin = 0.26м3/с наносится на ось
ординат и проводится прямая С2 , параллельная оси абсцисс.
5. Построение линии D – минимальных нагрузок по жидкости.
Минимальная нагрузка по жидкости рассчитывается по уравнению :
Qmin  LV ,min  B
(1.74)
Для клапанных, S-образных и ситчатых тарелок LV,min = 10м2/ч, для колпачковых
LV,min = 10м2/ч
Qmin  10 112
.  112
. м3/ч.
Точка Qmin наносится на ось абсцисс и проводится прямая D, параллельная оси
ординат.
На диаграмму производительности тарелки наносится рабочая точка М с
координатами, равными рабочим нагрузкам Qp  17.74 м3/ч и V = 1.40 м3/с. Рабочая точка
М находится в области удовлетворительной работы тарелки.
Для нижнего сечения колонны объемная нагрузка по жидкости Q = 39.4 м3/ч
существенно ниже предельно допустимой нагрузки по жидкости для выбранной тарелки.
Объемная нагрузка по пару для нижнего сечения V = 1.183 м3/с также находится в
33
допустимых пределах. В связи с этим поверочный гидравлический расчет нижнего сечения
колонны не проводится.
sytrsyutrsyutrsyutrsyutrsytrs yugfouyfgouyf
D
V, м3/с
.
.
.
B1
B2
M
1.5
A
B
1
.
.
0.5
С1
0
Qmin
С1
С2
С2
20
40
Q, м3/ч
60
Qпс
hfuklyflyuflglkgluih 'piu;iouhiohuguigoiuyg
Рисунок 1 - Диаграмма производительности тарелки
34
1.15 Расчет высоты ректификационной колонны
Полная высота колонны рассчитывается по уравнению [4] :
Hк = h1+(Nукр—1) H + h2 + (Nотг – 1) H + h3 + h4
где
(1.75)
h1 – расстояние от верхнего днища до первой ректификационной тарелки;
h1  0.5D;
Nукр и Nотг – число тарелок в укрепляющей и отгонной секциях;
h2 – высота секции питания; h2 = 0.8 – 1.2 м;
h3 – расстояние между нижней тарелкой колонны и нижним днищем;
h4 – высота опорной части колонны; h4 = 4 – 5 м.
Величина h3 рассчитывается с учетом необходимого запаса жидкости на случай
прекращения подачи сырья в колонну. Необходимый для этого объем нижней части колонны
рассчитывается по формуле:
Vн  VW  
(1.76)
где VW -- объемный расход кубового остатка, м3/ч;
 - запас времени (0.2 – 0.3 ч).
VW  W / W  8090 / 755  10.7 м3/ч
Vн  10.7  0.3  321
. м3
h3 
4VH
4  321
.

 21
.м
2
  D   (14
. )2
Hк = 0.9 + (33 – 1) 0.5 + 1.0 + (31 – 1) 0.5 + 2.1 + 4.0 = 39.0 м
35
2 Расчет ректификационной колонны выделения фракции нк-850 блока
вторичной ректификации установки АВТ-6
2.1 Задание на проектирование
Рассчитать ректификационную колонну выделения фракции нк-850 из фракции нк1850 блока вторичной ректификации установки АВТ-6.
Производительность колонны по сырью 102000 кг/ч.
Состав сырья:
фракция
36-620
62-850
85-1050
105-1200
120-1400
140-1600
160-1850
мас.%
3.9
11.5
13.0
15.5
16.0
15.1
25.0
Температура сырья 1550С. Давление, МПа : верхнее сечение колонны – 0.24, секция
питания – 0.25, нижнее сечение – 0.28.
Содержание фракции 62-850 в дистилляте не менее 73.5 мас.%, в кубовом остатке не
более 0.5 мас.%.
2.2 Место ректификационной колонны выделения фракции нк-850 в
технологической схеме блока вторичной ректификации установки АВТ-6
Сырьем блока вторичной ректификации является широкая бензиновая фракция,
прошедшая стабилизацию. Продукция установки и основные направления ее использования
представлены в таблице 2.1.
Таблица 2.1 - Основные направления использования бензиновых фракций
Фракция
Возможные направления использования
нк -620
Сырье установок изомеризации, компонент товарных бензинов
62-850
Сырье установок риформинга для производства ароматических углеводородов (бензол)
85-1050
Сырье установок риформинга для производства ароматических углеводородов (толуол),
либо компонентов высокооктанового бензина
0
105-140
Сырье установок риформинга для производства
ароматических углеводородов
(ксилолы), либо компонентов высокооктанового бензина
140-1850
Компонент товарного керосина, сырье установок риформинга для производства
компонентов высокооктанового бензина, сырье установок гидроочистки керосина
36
Бензиновая фракция нк-1850 поступает в колонну К-1, с верха которой отгоняется
фракция нк-850. Эта фракция затем поступает в колонну К-2, где делится на две фракции – нк
-620 и 62-850. Фракция 85-1850 с низа К-1 подается в колонну К-3. С верха К-3 получают
фракцию 85-1050, а с низа – фракцию 140-1850. Фракция 105-1400 выводится из К-3 в виде
бокового погона.
2.3 Определение физико-химических свойств компонентов питания.
Поскольку представленные в данном примере компоненты питания не являются
индивидуальными
углеводородами,
а
представляют
собой
смеси
углеводородов,
выкипающих в определенном диапазоне температур, для оценки физико-химических свойств
используются средние температуры выкипания узких фракций (или псевдокомпонентов).
Относительная плотность узких парафинистых малосернистых фракций
d 420
определяется по уравнению [35]:
d
20
4
 t cp 

 0.736  
100


0.13
(2.1)
d
20
4
 0.5  36  62 
 0.736  

100


d
20
4
 0.5  62  85 
 0.736  

100


d
20
4
 0.5  85  105 
 0.736  

100


Для фракции 105 -1200:
d
20
4
 0.5  105  120 
 0.736  

100


Для фракции 120 -1400:
 0.5  120  140 
d 420  0.736  

100


Для фракции 140 -1600:
 0.5  140  160 
d 420  0.736  

100


0
Для фракции нк -62 :
0
Для фракции 62-85 :
0
Для фракции 85 -105 :
0
Для фракции 160 -185 :
d
20
4
0.13
 0.671
0.13
 0.707
0.13
 0.5  160  185 
 0.736  

100


 0.731
0.13
 0.747
0.13
 0.762
0.13
 0.776
0.13
 0.790
Для дальнейших расчетов нам понадобятся значения относительных плотностей
15
псевдокомпонентов d15
, которые могут быть получены исходя из значений d 420 по формуле:
37

15
d15
 d 420  5  9.1  10 4  1.3  10 5  d 420

(2.2)

 0.707  5  9.1  10
 0.731  5  9.1  10
 0.747  5  9.1  10
 0.762  5  9.1  10
 0.776  5  9.1  10
 0.790  5  9.1  10

 0.707  0.712
 0.731  0.736
 0.747  0.752
 0.762  0.766
 0.776  0.780
 0.790  0.795
Для фракции нк -620:
d 420  0.671  5  9.1  10 4  1.3  10 5  0.671  0.675
Для фракции 62-850:
d 420
Для фракции 85 -1050:
d 420
Для фракции 105 -1200:
d 420
Для фракции 120 -1400:
d 420
Для фракции 140 -1600:
d 420
Для фракции 160 -1850:
d 420
4
 1.3  10 5
4
 1.3  10 5
4
 1.3  10 5
4
 1.3  10 5
4
 1.3  10 5
4
 1.3  10 5
15
Среднее значение относительной плотности сырья d15
можно рассчитать по правилу
аддитивности:
d 
15
15 F

1
n  X

 15Fi 



i 1  d 15 i 
(2.3)
 
d 
15
15 F

1
 0.758
0.039 0.115 0.130 0.155 0.160 0.151 0.250






0.675 0.712 0.736 0.752 0.766 0.780 0.795
Характеризующий
фактор
узких
фракций,
определяющий
степень
«парафинистости», определяется по формуле:
KW 
1.216  3 Tcp
(2.4)
15
d15
Для фракции нк -620:
KW 
1.216  3 0.5  36  62  273
 12.342
0.675
Для фракции 62-850:
KW 
1.216  3 0.5  62  85  273
 12.002
0.712
Для фракции 85 -1050:
KW 
1.216  3 0.5  85  105  273
 11.846
0.736
Для фракции 105 -1200:
KW 
1.216  3 0.5  105  120  273
 11.771
0.752
Для фракции 120 -1400:
KW 
1.216  3 0.5  120  140  273
 11.725
0.766
38
их
Для фракции 140 -1600:
KW 
1.216  3 0.5  140  160  273
 11.698
0.780
Для фракции 160 -1850:
KW 
1.216  3 0.5  160  185  273
 11.688
0.795
Молекулярная масса узких фракций может быть рассчитана по уравнению
Б.М.Воинова и А.С.Эйгенсона:
M  7  KW  21.5  0.76  0.04  KW   t cp  0.0003  KW  0.00245  t cp2
(2.5)
Для фракции нк -620:
M  7  12.342  21.5  0.76  0.04  12.342  0.5  36  62  0.0003  12.342  0.00245  0.5  36  62 
80.9 кг кмоль
Для фракции 62-850:
2
M  7  12.002  21.5  0.76  0.04  12.002  0.5  62  85  0.0003  12.002  0.00245  0.5  62  85 
89.3 кг кмоль
Для фракции 85 -1050:
2
M  7  11.846  21.5  0.76  0.04  11.846  0.5  85  105  0.0003  11.846  0.00245  0.5  85  105
98.6 кг кмоль
Для фракции 105 -1200:
2
M  7  11.771  21.5  0.76  0.04  11.771  0.5  105  120  0.0003  11.771  0.00245  0.5  105  120
107.1 кг кмоль
Для фракции 120 -1400:
M  7  11.725  21.5  0.76  0.04  11.725  0.5  120  140  0.0003  11.725  0.00245  0.5  120  140
116.4 кг кмоль
Для фракции 140 -1600:
M  7  11.698  21.5  0.76  0.04  11.698  0.5  140  160  0.0003  11.698  0.00245  0.5  140  160
128.0 кг кмоль
Для фракции 160 -1850:
M  7  11.688  21.5  0.76  0.04  11.688  0.5  160  185  0.0003  11.688  0.00245  0.5  160  185
142.2 кг кмоль
Среднее значение молекулярной массы сырья можно рассчитать по правилу аддитивности:
MF 
1
n  X
 Fi


i 1  M i
(2.6)




39
MF 
1
 113.0 кг кмоль
0.039 0.115 0.130 0.155 0.160 0.151 0.250






80.9
89.3
98.6 107.1 116.4 128.0 142.2
Мольные доли компонентов в питании определим по формуле:
Х F/ 
X Fi
Mi
MF
(2.7)
Для фракции нк -620:
Х F/ 
0.039
 113.0  0.054
80.9
Для фракции 62-850:
Х F/ 
0.115
 113.0  0.146
89.3
Для фракции 85 -1050:
Х F/ 
0.130
 113.0  0.149
98.6
Для фракции 105 -1200:
Х F/ 
0.155
 113.0  0.163
107.1
Для фракции 120 -1400:
Х F/ 
0.160
 113.0  0.155
116.4
Для фракции 140 -1600:
Х F/ 
0.151
 113.0  0.134
128.0
Для фракции 160 -1850:
Х F/ 
0.250
 113.0  0.199
142.2
Полученные результаты сведем в таблицу.
Таблица 2.2 - Физико-химические свойства компонентов питания
молекул.
Фракция,
массовая
мольная
°С
доля X F
доля Х F/
36 -62
0.039
0.054
0.671
0.675
12.342
80.9
62-85
0.115
0.146
0.707
0.712
12.002
89.3
85-105
0.130
0.149
0.731
0.736
11.846
98.6
105-120
0.155
0.163
0.747
0.752
11.771
107.1
120-140
0.160
0.155
0.762
0.766
11.725
116.4
140-160
0.151
0.134
0.776
0.780
11.698
128.0
160-185
0.250
0.199
0.790
0.795
11.688
142.2
d
20
4
d
15
15
KW
масса М,
кг/кмоль
40
2.4 Материальный баланс колонны
В целом составление материального баланса колонны для ректификации нефтяных
фракций с помощью метода ключевых компонентов ничем не отличается от составления
материального баланса колонн, предназначенных для ректификации многокомпонентных
смесей (см.пример 1 настоящего пособия). Поэтому ограничимся кратким описанием
алгоритма.
Вначале рассчитаем мольный расход сырья:
F /  F M F  102000 113.0  902.4 кмоль ч
Затем рассчитываются массовые и мольные расходы каждого компонента в
сырьевом потоке:
Fi  F  X Fi 

/
/
/ 
Fi  F  X Fi 

(2.8)
Результаты приведены в таблице 2.3.
Таблица 2.3 - Состав и расходы компонентов питания
d 
15
15 F
 0.758 ;
Фракция, °С
M F  113.0 кг кмоль
массовая доля
мольная доля
массовый расход
мольный расход
XF
Х F/
F, кг ч
F / , кмоль ч
36 -62
0.039
0.054
3973
49.1
62-85
0.115
0.146
11768
131.8
85-102
0.130
0.149
13233
134.2
105-120
0.155
0.163
15779
147.3
120-140
0.160
0.155
16307
140.0
140-160
0.151
0.134
15440
120.6
160-185
0.250
0.199
25500
179.9
Всего
1.000
1.000
102000
902.4
По формуле (1.3) рассчитаем расход дистиллята:
D=
X Fi  X Wi
y Di  X Wi
F 
0.115  0.005
 102000  15421 кг ч
0.735  0.005
Массовый расход легкого ключевого компонента (фракция 62-850) в дистилляте:
D6285  y D,6285  D  0.735  15421  11335 кг ч
41
В
соответствии
с
принципом
ключевых
компонентов,
компоненты
более
легкокипящие, чем легкий ключевой (в нашем случае речь идет о фракции 36-620),
полностью переходят в дистиллят. Следовательно, для фракции 36-620 справедливо
соотношение:
D3662  F3662  3973 кг ч
Поскольку компоненты более высококипящие по сравнению с тяжелым ключевым
полностью переходят в кубовый остаток, их расходы в дистилляте принимаем равными
нулю, и расход тяжелого ключевого компонента (фракции 85-1050) в дистилляте можно
найти как разность между расходом дистиллята и суммарным расходом фракций 36-620 и 62850 в дистилляте:
D85105  D  D3662  D6285   15421  3973  11335  114 кг ч
Массовый расход кубового остатка находим по уравнению (1.4):
W  F  D  102000  15421  86579 кг ч
Расходы всех компонентов в кубовом остатке находят по разности между их
расходами в сырье и в дистилляте.
Определение
мольных
долей
и
мольных
расходов
компонентов,
средней
молекулярной массы и относительной плотности для дистиллята и кубового остатка
проводится абсолютно аналогично потоку питания, поэтому ограничимся тем, что приведем
результаты расчетов (таблицы 2.4-2.5)
Таблица 2.4 - Состав и расходы компонентов дистиллята
d 
15
15 D
 0.702 ;
Фракция, °С
M F  87.0 кг кмоль
массовая доля
мольная доля
массовый расход
мольный расход
уD
у D/
D, кг ч
D / , кмоль ч
36 -62
0.258
0.277
3973
49.1
62-85
0.735
0.716
11335
126.9
85-105
0.007
0.007
114
1.2
Всего
1.000
1.000
15421
177.2
42
Таблица 2.5 - Состав и расходы компонентов кубового остатка
d 
15
15 W
 0.769 ;
M W  119.4 кг кмоль
массовая доля
мольная доля
массовый расход
мольный расход
XW
Х W/
W , кг ч
W / , кмоль ч
62-85
0.005
0.007
433
4.8
85-105
0.152
0.184
13119
133.1
105-120
0.182
0.203
15779
147.3
120-140
0.188
0.193
16307
140.0
140-160
0.178
0.166
15440
120.6
160-185
0.295
0.247
25500
179.9
Всего
1.000
1.000
86579
725.2
Фракция, °С
2.5 Расчет температуры продуктов в верхнем и нижнем сечении колонны
Давление насыщенных паров узких нефтяных фракций (выраженное в Па) при
умеренных давлениях в системе может быть рассчитано по уравнению Ашворта:


lg Pi 0  3158  7.6715  2.68 
f T 
f Tcp ,i 
(2.9)
Значения вспомогательной функции от рабочей температуры f(Т) и средних
температур выкипания узких фракций f(Тсрi) определяются из соотношения:
f T  
1250
T 2  108000  307.6
1
(2.10)
Температуры Т и Тсрi в уравнениях (2.9) и (2.10) должны быть выражены в К.
Температуры верха и низа колонны определяются как корни уравнений (1.11) и
(1.12) методом Ньютона-Рафсона (1.13). При этом следует отметить, что поскольку
аналитическое выражение производных функций, стоящих в левых частях уравнений (1.11) и
(1.12) довольно громоздкое и неудобное для практического использования, рекомендуется
 
заменить производную g / T r  в выражении (1.13) отношением конечных разностей:
g / T  
g T  T   g T 
T
(2.11)
Величину T можно принять равной 0.001  T
Результаты определения температур верха и низа колонны представлены в таблицах
2.6 и 2.7.
43
Таблица 2.6 - Результаты расчета температуры в верхнем сечении колонны
t В  100.4 0 C ; f 100.4  273  5.585
Фракция, °С
мольная доля
f Tcp ,i 
Pi 0 , МПа
K В ,i
у D/ ,i
у D/ ,i
K В ,i
36 -62
0.277
7.197
0.394
1.641
0.169
62-85
0.716
6.355
0.210
0.876
0.818
85-105
0.007
5.728
0.118
0.490
0.013
Всего
1.000
1.000
Таблица 2.7 - Результаты расчета температуры в нижнем сечении колонны
t Н  168.9 0 C ; f 168.9  273  4.143
Фракция, °С
мольная доля
f Tcp ,i 
Pi 0 , МПа
K Н ,i
xW/ ,i  K Н ,i
xW/ ,i
62-85
0.007
6.355
0.843
3.012
0.020
85-105
0.184
5.728
0.544
1.944
0.357
105-120
0.203
5.282
0.375
1.338
0.272
120-140
0.193
4.885
0.254
0.906
0.175
140-160
0.166
4.481
0.159
0.569
0.095
160-185
0.247
4.081
0.093
0.331
0.082
Всего
1.000
1.000
2.6 Расчет процесса однократного испарения сырья, поступающего в
колонну
Мольная доля отгона сырья, определяется как корень уравнения (1.19). В нашем
случае при 1550С и 0.25 МПа e / = 0.363. Массовые доли компонентов в паровой и жидкой
фазах определяются по уравнению (1.5). Результаты расчета мольной доли отгона, а также
составы паровой и жидкой фаз сырья при его однократном испарении представлены в
таблице 2.8.
44
Таблица 2.8 - Результаты расчета процесса однократного испарения сырья
Фракция,
Х F/ ,i
Pi 0 , МПа
Ki
X i/
Xi
Yi /
Yi
36 -62
0.054
1.094
4.375
0.024
0.017
0.107
0.084
62-85
0.146
0.666
2.662
0.091
0.069
0.242
0.209
85-105
0.149
0.419
1.675
0.119
0.099
0.200
0.190
105-120
0.163
0.282
1.128
0.156
0.141
0.176
0.182
120-140
0.155
0.187
0.748
0.171
0.168
0.128
0.144
140-160
0.134
0.115
0.459
0.166
0.180
0.076
0.094
160-185
0.199
0.065
0.260
0.272
0.326
0.071
0.097
Всего
1.000
1.000
1.000
1.000
1.000
°С
15
Относительные плотности жидкой и паровой фаз сырья d15
определим по правилу
аддитивности (2.3):
d 

15
15 Х
1
n
 Xi 
15
15 Y
1
 0.767
0.017 0.069 0.099 0.141 0.168 0.180 0.326






0.675 0.712 0.736 0.752 0.766 0.780 0.795

1
 0.741
0.084 0.209 0.190 0.182 0.144 0.094 0.097






0.675 0.712 0.736 0.752 0.766 0.780 0.795
  d  


15
15 i
i 1
d 


1
 Yi
n

  d  


i 1
15
15 i
Аналогично, по уравнению (2.6) определим среднюю молекулярную массу паровой
фазы:
MY 
1
 Yi


i 1  M i
n




1
 103.6 кг кмоль
0.084 0.209 0.190 0.182 0.144 0.094 0.097






80.9
89.3
98.6 107.1 116.4 128.0 142.2
Массовая доля отгона рассчитывается по уравнению:
e  e/ 
MY
MF
e  0.363 
(2.12)
103.6
 0.333
113.0
45
2.7 Расчет минимального флегмового числа
В соответствии с методикой, изложенной в примере 1, вначале по уравнению (1.23)
рассчитываются средние геометрические значения коэффициентов относительной летучести
i по отношению к наиболее высококипящему компоненту (ВКК) сырья:
i  i,в  i,н  ( Ki / Kвкк )в  ( Ki / Kвкк )н
После этого определяется значение вспомогательного параметра  как корень
уравнения (1.21):
n
[ X
i
/
Fi
/( i   )]  e / ; 0  e /  1
1
Напоминаем, что физический смысл имеет только корень, расположенный в
интервале  ТКК ,  ЛКК  .
Результаты расчета коэффициентов относительной летучести компонентов и
значения  приведены в табл.2.9.
Таблица 2.9 – Результаты расчета коэффициента 
Фракция, °С
Х F/ ,i
i, в
i, н
i
n
[ X
i
/
Fi
/( i   )]
1
при  = 10.064
36 -62
0.054
29.716
14.574
20.811
0.105
62-85
0.146
15.862
9.114
12.023
0.896
85-105
0.149
8.873
5.883
7.225
-0.379
105-120
0.163
5.434
4.047
4.689
-0.142
120-140
0.155
3.294
2.740
3.004
-0.066
140-160
0.134
1.856
1.723
1.788
-0.029
160-185
0.199
1.000
1.000
1.000
-0.022
Всего
1.000
0.363=e/
46
Минимальное флегмовое число рассчитывается с использованием уравнения (1.22) :
m
Rmin  [ i y D/ i /( i   )]  1 
1
20.811  0.277
12.023  0.716
7.225  0.007


 1  3.916
20.811  10.064 12.023  10.064 7.225  10.064
С учетом коэффициента избытка флегмы рабочее флегмовое число:
R  1.2  Rmin  1.2  3.916  4.699
2.8 Расчет числа теоретических тарелок колонны
Число теоретических тарелок в режиме полного орошения ректификационной
колонны рассчитывается по уравнению Фенске (1.27) :
 y D/ ,l X W/ ,h
lg /  /
y
X W ,l
D ,h
 
lg  l / h
N min

0.716  0.184

lg(
)

 1 
0.007  0.007  1  14.73
lg(12.023 / 7.225)
Число теоретических тарелок, соответствующее рабочему флегмовому числу,
рассчитывается с использованием корреляционного уравнения Джиллиленда (1.28) :
N  N min
R  Rmin 0.5668
 0.75  0.75(
)
N 1
R 1
N  14.73
4.699  3.916 0.5668
 0.75  0.75(
)
N 1
4.699  1
откуда N = 30.88
Расчеты по уравнениям (1.29)-(1.32) дают нам значения N min,отг  5.31 и N отг  11.79 .
2.9 Тепловой баланс
При составлении теплового баланса ректификационных колонн, предназначенных
для разделения нефтяных фракций, для определения массовых энтальпий нефтепродуктов
следует пользоваться формулами:
Энтальпия жидких нефтепродуктов (кДж/кг):
I tж 
1
d
15
15

 0.0017  T 2  0.762  T  334.25

(2.13)
Энтальпия паров нефтепродуктов при атмосферном давлении (кДж/кг):



15
I tп  129.58  0.134  T  0.00059  T 2  4  d15
 308.99
Температура в уравнениях (2.13) и (2.14) должна быть выражена в К.
47
(2.14)
Для упрощенных расчетов энтальпии нефтепродуктов могут быть определены
графически [33].
При увеличении давления в системе энтальпия нефтяных паров снижается
вследствие уменьшения теплоты испарения. Однако при небольших давлениях изменением
энтальпии можно пренебречь.
Чтобы избежать путаницы при определении приходных и расходных статей
теплового баланса, последний удобно представлять в виде таблицы (потери тепла в
окружающую среду принимаем равными 5%; температуру холодного острого орошения – 80
°С).
Таблица 2.10 - Тепловой баланс ректификационной колонны
Поток
фаза
t, °С
15
d15
I t , кДж/кг
G, кг/ч
Q, кДж/ч
102000
4.57.107
приход тепла
Сырье:
паровая фаза
п
155
0.741
647.4
жидкая фаза
ж
155
0.767
348.4
0.333  647.4  1  0.333  348.4
447.9
парожидкостное
питание
дополнительное тепло в
куб колонны
???
4.57.107
Всего
расход тепла (без учета потерь в окружающую среду)
дистиллят
ж
80
0.702
174.9
15421
0.27.107
кубовый остаток
ж
168.9
0.769
381.3
86579
3.30.107


тепло, отнимаемое
п
ж
D  R  1  I100
.4  I 80  15421  4.699  1  554.7  174.9
орошением
3.34.107
6.91.107
Всего
С учетом тепловых потерь в окружающую среду дополнительное количество
теплоты, подводимое в куб колонны:


QB  6.91  10 7  4.57  10 7  1.05  2.46  10 7 кДж ч
48
2.10 Расчет величин внутренних потоков пара и жидкости в колонне
Расход пара, проходящего через произвольное сечение укрепляющей секции
колонны, рассчитывается по уравнению (1.47):
G в  D  R  1  15421  4.699  1  87885 кг ч
Расход жидкости, стекающей вниз через произвольное сечение укрепляющей секции
колонны:
Lв  G в  D  87885  15421  72464 кг ч
Расход пара в произвольном сечении отгонной секции колонны можно рассчитать по
уравнению (1.48):
GH 
QB
2.46  10 7

 84150 кг ч
673.2  381.3
i Hn  iWс
Расход жидкости в произвольном сечении отгонной секции колонны:
LH  G H + W = 84150  86579  170729 кг ч
Гидравлический расчет тарелок выполняется абсолютно аналогично расчету,
рассмотренному в примере 1, поэтому в настоящем пособии он не рассматривается.
Реализация приведенных алгоритмов расчета в системе MathCAD представлена в
приложении В.
49
Пример 3.
Четкость разделения при ректификации многокомпонентных систем или нефтяных
фракций может быть задана не по содержанию одного из ключевых компонентов как в
дистилляте, так и в кубовом остатке (как в примерах 1 и 2), а по концентрации одного из
ключевых компонентов в дистилляте, а второго ключевого компонента в кубовом остатке. В
таком случае составление материального баланса ректификационной колонны методом
ключевых компонентов несколько отличается от приведенного в примерах 1 и 2.
3.1 Задание на проектирование
Составить материальный баланс бензольной колонны установки ЛГ 35-8/300 Б.
Производительность колонны и состав сырья соответствует примеру 1. Содержание бензола
в кубовом остатке 0.05% мас., содержание толуола в дистилляте 0.1 % мас.
3.2 Материальный баланс бензольной колонны
В соответствии с методом ключевых компонентов и ключевой парой бензол-толуол,
как и в примере 1, допускается, что м-ксилол, менее летучий по сравнению с тяжелым
ключевым компонентом, полностью остаётся в кубовом остатке. Отличие от примера 1
состоит лишь в расчёте расходов дистиллята и кубового остатка. Для этого необходимо
составить систему из трёх уравнений:
(3.1)
Второе уравнение для расхода кубового остатка:
(3.2)
Третье уравнение – уравнение материального баланса для толуола:
(3.3)
Подставляя в уравнение (3.3)
и заданные в условии величины, получаем:
(3.4)
(3.5)
Вычитая из уравнения (3.4) уравнение (3.5), получаем уравнение с одним
неизвестным:
(3.6)
50
Далее
легко
составляется
таблица
соответствующая таблице 1.1.
51
материального
баланса
колонны,
Пример 4.
4.1 Задание на проектирование
Составить материальный баланс ректификационной колонны производительностью
по сырью 30000 кг/ч.
Состав сырья, % мас.: изобутан-20, н-бутан – 35, изопентан – 17, н-пентан – 28.
Содержание н-бутана в кубовом остатке – 0,5 % мас., изопентана в дистилляте – 0.3 % мас.
4.2
Материальный баланс ректификационной колонны разделения
алканов С4-С5.
В соответствии с методом ключевых компонентов и заданием лёгкий ключевой
компонент – н-бутан, тяжёлый ключевой компонент – изопентан; изобутан, как более
летучий по сравнению с н-бутаном, считается полностью переходящим в дистиллят, а нпентан полностью остаётся в кубовом остатке.
Рассчитывается содержание каждого компонента в сырье в кг/ч (табл. 4.1) и для
расчёта расхода дистиллята и кубового остатка составляется система из трёх уравнений:
(4.1)
Второе уравнение – для расхода дистиллята:
(4.2)
Третье уравнение – уравнение материального баланса для н-бутана (второго
компонента):
(4.3)
Вычитая из уравнения (4.2) уравнение (4.3) получаем уравнение с одним
неизвестным:
(4.4)
Далее несложно заполнить остальные графы табл. 4.1 и пересчитать составы потоков
из % мас. в мольные доли.
52
Таблица 4.1 – Материальный баланс колонны разделения алканов C4-C5.
Сырьё
№
Компонент
№
%
мас.
кг/ч
Дистиллят
мол.
%
д.
мас.
Кубовый остаток
кг/ч
мол. д.
%
мас.
кг/ч
мол.
д.
1
Изобутан
20
6000
0.219
36.4
6000
0.3642
-
-
-
2
н-Бутан
35
10500
0.384
63.3
10432.4
0.6334
0.5
67.6
0.0062
3
Изопентан
17
5100
0.150
0.3
49.4
0.0024
37.4
5050.6
0.3735
4
н-Пентан
28
8400
0.247
-
-
-
62.1
8400
0.6203
100
30000
1
100
16481.8
1
100
13518.2
1
Сумма
53
Пример 5.
5.1 Задание на проектирование
Составить материальный баланс ректификационной колонны, предназначенной для
разделения
бутан-пентановой
фракции,
пользуясь
методом
Хенгстебека.
Производительность колонны по сырью 10000 кг/ч. Состав сырья, % мас.: изобутан – 20, нбутан – 25, изопентан – 23, н-пентан – 32. Средняя температура в колонне 66 °С, среднее
давление 5 кгс/см2. Отношение мольных расходов ключевых компонентов в дистилляте и
кубовом остатке
: для н-бутана 12, изопентана 0.1.
5.2 Материальный баланс колонны разделения алканов С4-С5 методом
Хенгстебека
По номограмме Винна-Хэддэна можно определить при средних рабочих параметрах
колонны константы фазового равновесия компонентов и рассчитать коэффициенты
относительной летучести углеводородов по отношению к изпентану – тяжелому ключевому
компоненту (таблица 5.1)
Таблица 5.1 – Коэффициенты относительной летучести и отношения
Углеводород
Ki
αi
Изобутан
1.97
3.13
2.35
224
н-Бутан
1.46
2.32
1.079
12.0
Изопентан
0.63
1.00
-1
0.1
Н-Пентан
0.50
0.79
-1.32
0.048
По двум точкам для ключевых компонентов (н-бутана и изопентана), используя
линейную зависимость Хенгстебека
значения
от αi, проводят прямую на рисунке 2 и находят
для изобутана и н-пентана. Далее, решая для каждого компонента
систему уравнений:
54
где: cFi – количество молей i-компонента в сырье, кмоль/ч, находят абсолютные
значения di и wi, и составляют таблицу материального баланса ректификационной колонны
(табл. 5.2)
3
1
2.32
2
1.079
1
0
1
2
1
3
1
2
Рисунок 2 – Зависимость
от коэффициентов относительной летучести
компонентов
55
Таблица 5.2 – Материальный баланс ректификационной колонны.
№ Компонент
Сырьё
Дистиллят
Кубовый остаток
% мас.
кг/ч
мол. д.
кмоль/ч
кмоль/ч
кг/ч
мол. д.
кмоль/ч
кг/ч
мол. д.
1
Изобутан
20
2000
0.224
34.483
34.33
1991
0.434
0.153
9
0.002
2
н-Бутан
25
2500
0.280
43.103
39.787
2308
0.503
3.316
192
0.044
3
Изопентан
23
2300
0.207
31.944
2.904
209
0.037
29.040
2091
0.388
4
н-Пентан
32
3200
0.289
44.444
2.036
147
0.026
42.408
3053
0.566
Сумма
100
10000
1
153.974
79.057
4665
1
74.917
5345
1
56
6. Характеристика контактных устройств ректификационных колонн
Характеристика контактных устройств ректификационных колонн – тарелок,
нерегулярных и регулярных насадок, плёночных и роторных ректификационных аппаратов
приведена в ряде учебных пособий, монографий и справочников [2, 4, 36-44]. Патентная
информация о конструкциях контактных устройств ректификационных колонн за период
2001-2010 гг. представлена в учебном пособии [38].
Сравнительная характеристика тарельчатых устройств приведена в таблице 6.1 [2], а
насадок в таблице 6.2 [45, 46]
Таблица 6.1 – Сравнительная характеристика тарельчатых устройств ректификационых
колонн
Тарелки
Насадки
Показатель
колпачковые ситчатые
Производительность
клапанные
двухпоточные
насыпные
регулярные
3
4
4
5
5
5
4
4
4
5
5
5
Эффективность
4
3
4
3
4
5
Устойчивость работы
5
3
5
1
4
5
Перепад давления
2
3
3
3
4
5
Стоимость
3
5
4
5
2
1
3
3
3
4
2
1
4
4
3
2
3
3
по пару
Производительность
по жидкости
Работа с
загрязненными
средами
Расчетная
надежность
57
Таблица 6.2 – Сравнительная характеристика насадок ректификационных колонн
Относительное
Тип насадки
Производительность Эффективность
гидравлическое
сопротивление
Кольца Рашига (d=25 мм)
1.0
1.0
1.0
Кольца Палля (d=25 мм)
1.4-1.5
1.0-1.25
0.7-0.75
1.08-1.25
1.11
0.6-0.7
1.2-1.4
1.3
0.45-0.50
1
2.5-2.6
0.3
1.1-1.3
5-6
1.0-1.17
Гудлоу
1.15-1.20
3.5
0.13
Sulzer
~2
2.5
0.25-0.45
3-3.5
3-3.5
0.25-0.30
Седла Берля
Седла Инталокс
Кольца Борада (d=12.7 мм)
Насадка Стедмана (сетчатая)
ГИПХ-8
Примерные абсолютные значения числа теоретических тарелок и гидравлического
сопротивления на 1 м слоя кольчатых насадок приведены в таблице 6.3 [47], а высота,
эквивалентная теоретической тарелке (ВЭТТ) и гидравлическое сопротивление регулярных
насадок в – в таблице 6.4 [48].
Таблица 6.3 – ЧТТ и гидравлическое сопротивление на 1 м слоя кольчатых насадок
Тип колец
ЧТТ
Гидравлической сопротивление, мм. вод. ст.
Nor-Pac
2
25
Hiflow
~2.8
~65
Палля
~3.2
~90
58
Таблица 6.4 – ВЭТТ и гидравлическое сопротивление регулярных насадок
Тип насадки
Фирма-разработчик
ВЭТТ, м
Удельное
гидравлическое
сопротивление, кПа/ т.т.
Перекрёстноточная Уфимский гос. нефт. ун-т
-
0.08-0.13
Ромбовидная
ВНИИНефтемаш
0.9
0.19
Mellapak
Sulzer
0.5
0.14
При регулярной укладке, например, миникольцевой насадки «MICHM-X-2»
аэродинамическое сопротивление в 2.5 раза ниже, чем при нерегулярной укладке [43].
Между
слоями
насадки
устанавливают
перераспределители
жидкости
[///],
необходимые для предотвращения перетока большей части жидкости к стенкам колонны.
«Пристенный эффект» обусловлен тем, что вблизи стенок колонны с насадкой порозность
слоя выше, поэтому гидравлическое сопротивление потоку жидкости в пристенной области
ниже.
Конструкции распределителей жидкости представлены в [37, 42, 49]. В отличие от
регулярной насадки они могут иметь более значитеьльное гидравлической сопротивление.
Регулярные насадки превосходят насыпные по удельной поверхности, однако при их
использовании необходимо обеспечить равномерное распределение жидкости на входе в
верхнюю часть пакета. Перспективны комбинированные контактные устройства в виде
чередующихся по высоте колонны слоёв регулярной и насыпной насадки [50],
комбинирование регулярных насадок с различной удельной поверхностью и пропускной
способностью [51].
Комбинирование тарелок и насадок в ректификационных колоннах также позволяет
объединить преимущества этих контактных устройств: улучшить распределение паровой
фазы, снизить унос капель жидкости, повысить производительность [52].
59
7. Направления совершенствования ректификационных процессов
На проведение процессов ректификации расходуется до 30% всех энергозатрат, а в
США при ректификации потребляется 7% всей производственной энергии [42, 53]. В связи с
этим, направлениям совершенствования ректификационных процессов в химической, нефтеи газоперерабатывающей, нефтехимической промышленности уделяется большое внимание
[38-40, 42, 54-60].
В приведенных литературных источниках рассмотрены следующие направления
снижения энергозатрат и повышения чёткости разделения компонентов при ректификации:
1.
Использование принципа теплового насоса для утилизации тепла паров верхнего
продукта колонны, которые подвергаются адиабатическому сжатию в компрессоре до температуры,
превышающей температуру в кипятильнике. Теплота конденсации сжатых паров используется для
нагревания кубового остатка колонны. Так, в таблице 7.1 приведены технико-экономические
показатели ректификации пропан-пропиленовой смеси на установке фирмы «Юнион Карбайд» в
США производительностью по сырью 68 тыс. тонн в год, на которой принцип теплового насоса
применяется с 1971 г. [55].
Таблица 7.1 – Технико-экономические показатели ректификации пропан-пропиленовой
фракции
Ректификация
Показатели
по обычной схеме
Давление в верхнем сечении, МПа
с тепловым
насосом
1.89
0.805
Верха
55.5
15.6
Куба
62.8
23.9
Сжатых паров
-
57.2
Давление сжатых пород, МПа
-
2.2
Мощность компрессора, кВт
-
2050
Пар
372
-
Электроэнергия
-
262
Охлаждающая вода
64
33
Температура, °С:
Энергозатраты, тыс. долл./год, в том числе:
60
При использовании принципа теплового насоса можно также, как следует из данных
таблицы 7.1, понизить температуру верха колонны и соответственно давление, что позволяет
уменьшить металлоёмкость и стоимость колонны. Снижение температуры приводит к
повышению коэффициента относительной летучести разделяемых компонентов и чёткости
разделения.
Приведены примеры использования принципа теплового насоса при разделении
изомеров ксилола, выделения изобутана [61], стирола от высококипящих примесей [62].
Отмечается, что наиболее перспективно использование тепловых насосов, если в
конденсаторе
требуются
низкотемпературные
хладагенты
или
в
кипятильнике
–
высокопотенциальное тепло. В качестве ограничения к применению этого принципа (с
учётом стоимости пара и электроэнергии) указывается, что разность температур в
холодильнике и конденсаторе не должна превышать 36°С [63].
2.
Снятие тепла в холодильнике-конденсаторе не воздухом или водой, а сырьём для его
предварительного нагревания – этот способ утилизации тепла применяется на зарубежных
установках АВТ. Для нагревания сырья можно также использовать кубовый остаток колонны.
3.
Минимальная реконструкция контактных устройств (КУ): секционирование потоков;
изменение формы и высоты перегородок; установка отбойников; организация второй зоны контакта
фаз; оптимизация свободного сечения КУ. Эти мероприятия могут снизить энергозатраты на 5-10%.
4.
Оптимизация режимов работы ректификационной колонны: оптимизация флегмового
числа; оптимизация давления в колонне; поддержание нагрузки по сырью, которая обеспечит
наивысшую эффективность работы тарелок; это может снизить энергозатраты на 10-30%.
5.
Замена КУ на новые, более эффективные: регулярные насадки с низким
гидравлическим сопротивлением вместо тарелок, особенно
в вакуумных колоннах; вихревые и
центробежные КУ; тарелки с двумя зонами контакта фаз – ОСТ 26-1078-85. Это направление требует
значительных капиталовложений, но последующая экономия энергоресурсов может составить до 3050%.
Так, сравнительная
характеристика тарелок и структурированной насадки,
использованной для разделения смеси циклогексанол-циклогексанол при производстве
капролактама приведенв в таблице 7.2.
61
Таблица 7.2 – Показатели работы ректификационных колонн для разделения системы
циклогексанол-циклогексанон
Колонна
Показатели
тарельчатая
с структурированной
насадкой
Давление, кПа:
Верх
6
6
Низ
31.9
11.3
Верх
72
71
Низ
122
101
-
1.3
Число теоретических тарелок
45
72
Флегмовое число
4.5
3.2
-
0.24
Температура, °С
Коэффициент
увеличения
производительности
Период окупаемости, лет
Таким образом, замена тарелок на структурированную насадку позволила на 30 %
повысить производительность колонны по сырью, снизить перепад давления по высоте
колонны и температуру в нижнем сечении, увеличить число теоретических тарелок (ВЭТТ –
высота, эквивалентная теоретической тарелке данной структутрированной насадки – 450
мм). Увеличение ЧТТ колонны сделало возможным снижение флегмового числа и удельных
энергозатрат при ректификации.
6.
Увеличение числа тарелок в колонне, что позволяет снизить кратность орошения и
тепловую нагрузку на колонну. Однако при этом необходимы тарелки с малым гидравлическим
сопротивлением.
7.
Оптимизация схем ректификационного разделения многокомпонентных систем. Так, в
монографии [54] отмечается, что приведеенные энергентические затраты на ГФУ на Омском НХК
были на 35% выше, чем на Нижнекамском НХК.
8.
Использование ректификационных колонн с вертикальной перегородкой в средней
части аппарата, что позволяет эффективно разделять трехкомпонентные смеси в одной клолонне и
снижать капитальные затраты и энергозатраты [64]. Аналогичные колонны применяются и для
проведения процесса экстрактивной ректификации по технологии «Morphylane» при выделении
аренов из риформатов и пироконденсатов
с N-формилморфолином в качестве селективного
растворителя. Применение колонны с вертикальной перегородкой и структурированной насадкой
62
позволяет совмещать в одном аппарате экстрактивную ректификацию с регенерацией Nформилморфолина [7].
Использование
9.
совмещенных
реакционно-ректификационных
процессов
[65].
Совмещение различных процессов в одном аппарате приводит к значительному снжению
капитальных затрат, и при экзотермических обратимых реакциях позволяет повысить селективность
и выход основного продукта, снизить потребление тепла на 70-80%.
10.
Многоколонная ректификация – обогрев второй колонны парами верхнего продукта
первой колонны, работающей при более высоком давлении [66, 67].
11.
Совершенствование схем теплообмена с использованием пинч-анализа. Так, на
Кременчугском НПЗ на установке первичной переработки нефти в результате оптимизации схемы
теплообмена расход топлива был снижен на 12% , охлаждающей войны – на 18% [68].
12.
Двухпоточный или многопоточный ввод сырья в колонну частичного отбензинивания
нефти [69] и в атмосферную колонну колонну первичной перегонки нефти [70, 38] – позволяет
повысить производительность колонн, снизить тепловую нагрузку холодильников-конденсаторов и
печи.
13.
Оптимизация схем разделения многокомпонентных смесей в колоннах с частично
связанными потоками проведена В.Н. Деменковым с сотрудниками [38]. Так разделение бензиновых
фракций
в
трёх
колоннах
с
частично
связанными
потоками,
реализовано
в
ООО
«Пермьнефтеоргсинтез», позволило снизить на 10% тепловую нагрузку нагревателей и добиться
более чёткого разделения – снижения содержания фракции н.к.-60 °С в целевой фракции 65-105 °С
[71].
63
Список литературы
1. Гайле, А.А. Расчёт ректификационных колонн: учебное пособие / А.А. Гайле, Б.В.
Пекаревский. – СПб.: СПбГТИ(ТУ), 2007. – 86 с.
2. Александров, И.А. Ректификационные и абсорбционные аппараты. Методы
расчета и основы конструирования / И.А. Александров. – М.: Химия, 1978.—280с.
3. Кузнецов, А.А. Расчеты процессов и аппаратов нефтеперерабатывающей
промышленности / А.А. Кузнецов, С.М. Кагерманов, Е.Н. Судаков. – Л.: Химия, 1974. – 344с.
4. Гайле, А.А. Оборудование нефтехимических заводов и основы проектирования.
Процессы и аппараты для разделения углеводородов и нефтехимических продуктов: Учеб.
пособие / А.А, Гайле. – Л.: ЛТИ им. Ленсовета. – 1986. – 84с.
5. Уэйлес, С. Фазовые равновесия в химической технологии: В 2-х ч./ С. Уэйлес. –
М.: Мир, 1989. – 664с.
6. Термодинамика равновесия жидкость – пар / А.Г. Морачевский, Н.А. Смирнова,
Е.М. Пиотровская и др.; Под ред. А.Г. Морачевского. – Л.: Химия, 1989. – 344 с.
7. Гайле, А.А. Процессы разделения и очистки продуктов переработки нефти и газа:
Учеб. пособие / А.А. Гайле, В.Е. Сомов. – СПб.: Химиздат, 2012. – 376 с.
8. Gmehling, J. Activity Coefficients at Infinite Dilution / J. Gmehling, J. Menke, M.
Schiller. DECHEMA Chemistry Data Series. – Vol. 9. – Pt. 3, 4. – Frankfurt / Main, 1994. – 1844
p.
9. Йоус, С.Л. Расчет теплоемкости жидкостей /С.Л. Йосус // Нефть, газ и
нефтехимия за рубежом. – 1992. – N5. – C. 101 – 105.
10. Физико-химические свойства индивидуальных углеводородов (рекомендуемые
значения)./ Под ред. В.М. Татевского. – М.: Гостоптехиздат, 1960. – 412 с.
11. Рид, Р. Свойства газов и жидкостей: Справочное пособие / Р. Рид, Дж. Праусниц,
Т. Шервуд. – Л.: Химия, 1982. – 592 с.
12. Справочник химика. Т.1. – Л.: Химия, 1971. – 1072 с.
13. Сталл, Д. Химическая термодинамика органических соединений / Д. Сталл, Э.
Вестрам, Г. Зинке. – М.: Мир, 1971. – 944 с.
14. Справочник нефтехимика. Т.1 / Под ред. С.К. Огородникова. – Л.: Химия, 1978. –
496 с.
15. Гайле, А.А. Ароматические углеводороды: Выделение, применение, рынок:
Справочник/ А.А. Гайле, В.Е. Сомов, О.М. Варшавский. – СПб. : Химиздат, 2000. – 544 с.
64
16. Баннов, П.Г. Процессы переработки нефти. Часть I / П.Г. Баннов– М.:
ЦНИИТЭнефтехим, 2000. – 224 с.
17. Биттрих, Г.-Й. Разделение углеводородов с использованием селективных
растворителей / Г.-Й. Биттрих, А.А. Гайле, Д. Лемпе и др. – Л.: Химия, 1987. – 192 с.
18. Гайле, А.А N-Метилпирролидон. Получение, свойства и применение в качестве
селективного растворителя / А.А. Гайле, Г.Д. Залищевский. – СПб.: Химиздат, 2005. – 704 с.
19. Гайле, А.А. Морфолин и его производные. Получение, свойства и применение в
качестве селективных растворителей / А.А, Гайле, В.Е. Сомов, Г.Д. Залищевский. – СПб.:
Химихдат, 2007. – 336 с.
20. Гайле,
А.А.
Селективные
растворители.
Разделение
и
очистка
углеводородсодержащего сырья / А.А. Гайле, В.Е Сомов, Г.Д. Залищевский. – СПб.:
Химиздат, 2008. – 736 с.
21. Гайле, А.А. Сульфолан. Свойства и применение в качестве селективного
растворителя / А.А. Гайле, В.Е. Сомов. – СПб.: Химиздат, 1998. – 144 с.
22. Сомов, В.Е. Способ экстракции ароматических углеводородов из катализата
риформинга фракции 62 – 1050С / В.Е. Сомов, А.А. Гайле, Г.Д. Залищевский и др.: Пат.
2177023 Россия, 2001. Бюл. изобр. N35.
23. Гайле, А.А. Экстракция ароматических углеводородов смешанным экстрагентом
триэтиленгликоль – сульфолан / А.А. Гайле, А.С. Ерженков, Л.В. Семенов и др. // Ж. прикл.
химии. – 2001. – Т.74, N10. – C.1618 – 1621.
24. Гайле,
А.А.
Курсовое
и
дипломное
проектирование
процессов
нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности. Часть 2. Физико-химические
свойства углеводородов и продуктов нефтепереработки и нефтехимии: Учебное пособие /
А.А. Гайле, Н.В. Кузичкин, Н.В. Лисицын. – СПб.: СПбГТИ(ТУ), 2014. – 146 с.
25. Григорьев, Б.А. Теплофизические свойства нефти, нефтепродуктов, газовых
конденсатов и их фракций / Б.А. Григорьев, Г.Ф. Богатов, А.А. Герасимов. – М.: МЭИ, 1999.
– 372 с.
26. Григорьев, Б.А. Теплофизические свойства и фазовые равновесия газовых
конденсатов и их фракций / Б.А. ГригорьевА.А. Герасимов, Г.А. Ланчаков. – М.: МЭИ, 2007
– 344 с.
27. Кирсанов, Ю.Г. Расчётные и графические методы определения свойств нефти и
нефтепродуктов: учеб. пособие / Ю.Г. Кирсанов; [науч. ред. М.Г. Шишов]. – Екатеринбург:
Изд-во Урал. ун-та, 2014. – 136 с.
65
28. Рябов, В.Г. Химическая технология топлива и углеродных материалов. Сборник
задач для проведения расчётов физико-химических свойств нефти и нефтепродуктов
графическими методами: учеб.-метод. пособие / В.Г. Рябов, А.В. Кудинов, К.В. Федотов. –
Пермь: Изд-во Перм. гос. техн. ун-та, 2007. – 162 с.
29. Характеристики
углеводородов.
Анализ
численных
данных
и
их
рекомендованные значения: Справочное издание / Ю.А. Лебедев, А.Н. Кизин, Т.С. Панина и
др. – М.: ЛЕНАНД, 2012. – 558 с.
30. Рудин, М.Г. Краткий справочник нефтепереработчика / М.Г. Рудин, А.Е.
Драбкин. – Л.: Химия, 1980. – 328 с.
31. Рудин, М.Г. Карманный справочник нефтепереработчива / М.Г. Рудин, В.Е.
Сомов, М.А. Лебедской-Тамбиев; под. ред. М.Г. Рудина. – СПб.: Химиздат, 2015. – 351 с.
32. Сарданашвили, А.Г. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и газа
/ А.Г. Сарданашвили, А.И. Львова. – М.: Химия, 1980. – 256 с.
33. Гайле, А.А. Графические методы определения физико-химических свойств
углеводородов и нефтепродуктов: Метод. указания / А.А. Гайле. – Л.: ЛТИ им. Ленсовета,
1984. – 33 с.
34. Рейхсфельд, В.О. Оборудование производств основного органического синтеза и
синтетических каучуков / В.О. Рейхсфельд, Л.Н. Еркова. – Л.: Химия, 1974. – 440 с.
35. Мановян, А.К. Определение Определение физических свойств узких нефтяных
фракций при расчётах ректификационных колонн / А.К. Мановян // В.кн.: Технология
переработки нефти и газа. Производство топлив. – М.: Химия, 1968. – Вып. 22. – С. 96-107.
36. Технология переработки нефти. Ч. 1. Первичная переработка нефти: Учебное
пособие / Под ред. О.Ф. Глаголевой, В.М. Капустина. – М.: Химия, 2005. – 400 с.
37. Насадки массообменных колонн / Б.А. Сокол, А.К. Чернышев, Д.А. Баранов и
др.; под ред. Д.А. Баранова. – М.: ЗАО «ИНФОХИМ», 2009. – 358 с.
38. Гайле,
А.А.
Курсовое
и
дипломное
проектирование
процессов
нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности. Часть 3. Первичная
переработка нефти: Учебное пособие / А.А. Гайле, Н.В. Кузичкин, Н.В. Лисицын. – СПб.:
СПбГТИ(ТУ), 2015. – 234 с.
39. Гречухина, А.А. Совершенствование работы установок перегонки нефти: учеб.
пособие / А.А. Гречухина, А.А. Елпидинский, А.Е. Пантелеева. – Казань: КГТУ, 2008. – 119
с.
40. Ахметов, С.А. Технология переработки нефти, газа и твердых горючих
ископаемых / С.А. Ахметов, М.Х. Иштияров, А.А. Кауфман. – СПб.: Недра, 2009. – 827 с.
66
41. Справочник нефтепереработчика: Справочник / Под ред. Г.А. Ластовкина, Е.Д.
Радченко, М.Г. Рудина. – Л.: Химия, 1986. – 648 с.
42. Лаптев, А.Г. Основы расчёта и модернизация тепломассообменных установок в
нефтехимии: монография [в 2 ч.] / А.Г. Лаптев, М.И. Фархадов, Н.Г. Минеев. – Казань: Издво КГЭУ, 2010-2011.
Ч.1. Устройство и расчёт аппаратов. – 2010. – 216 с.
Ч.2. Повышение эффективности процессов и модернизация аппаратов. – 2011. – 220 с.
43. Пушнов, А.С. Структура и гидродинамика колонных аппаратов с насадкой / А.С.
Пушнов, А.М. Каган. – СПб.: Изд-во Политехнического института, 2011. – 134 с.
44. Контактные устройства массообменных колонн крупнотоннажных установок
переработки нефти: Сб. научн. тр. / ВНИИнефтемаш. – М., 1982. – 131 с.
45. Леонтьев, В.С. Современные насадочные колонны: особенности конструктивного
оформления / В.С. Леонтьев, С.И. Сидоров // Хим. промышленность. – 2005. – Т. 82. – « 7. –
С.. 347-356.
46. Должанская,
Ю.Б.
Совершенствование
массообменных
аппаратов
для
ректификации химических продуктов коксования (Обзор)/ Ю.Б. Должанская, И.Н. Питюлин,
М.И. Рудкевич // Кокс и химия. – 2000. - №11-12. – С. 23-30.
47. Каган, А.М. Сравнение характеристик промышленных насадок кольцевой и
седлообразной формы из полимерного материала для осуществления процессов абсорбции и
ректификации в химической технологии / А.М. Каган, А.С. Пушнов, Л.А. Юдина // Хим.
пром-ть. – 2008. Т. 85. – №6. – С. 294-299.
48. Чуракова, С.К. Технико-эксплуатационные характеристики вакуумных колонн,
оборудованных регулярными насадками различных типов / С.К. Чуракова, И.Д. Нестеров,
К.Ф. Богатых // Нефтепереработка и нефтехимия. – 2013. - №4. – С. 51-56.
49. Расперделеители жидкости стандартной производительности // Химия и
технология топлив и масел. – 2005. - № 4. (Вкладыш между С. 28-29)
50. Беренгартен, М.Г. Комбинированные насадки для контактных пааратов / М.Г.
Беренгартен, А.О. Невельсон, А.С. Пушнов // Хим. и нефтегазовое машиностроение. – 2012. № 12. – С. 9-12.
51. Зейдан, А. Практический подход к модернизации вакуумного блока / А. Зейдан //
Нефтегазовые технологии. – 2006. - № 5. – С. 72-74.
52. Микуленок, И.О. Комбинированные контактные устройства массообменных
колонн / И.О. Микуленок // Хим. нефтегазовое машиностроение. – 2012. - №2. – С.7-10.
67
53. Кулов, Н.Н. Энергосбережение в процессах разделения смесей / Н.Н. Кулов //
Химическая технология: Сб. тезисов докладов Международной конференции по хим.
технологии ХТ'07. Т.1. – М.: ЛЕНАНД, 2007. – С. 95.
54. Александров, И.А. Перегонка и ректификация в нефтепереработке / И.А.
Александров. – М.: Химия, 1981. 352 с.
55. Михайловер,
М.В.
Развитие
энергосберегающей
технологии
в
нефтеперерабатывающей промышленности за рубежом. – М.: ЦНИИТЭнефтехим, 1982. – 76
с.
56. Михайловер, М.В. Анализ энергоёмкости процессов и производств на
нефтеперерабатывающих предприятиях России в сопоставлении с достижениями мировой
практики (проблема энергосбережения, их результативность, технические решения,
рекомендации) / М.В. Махайловер. – М.: ОАО «ЦНИИТЭнефтехим», 2001. – 104 с.
57. Степанов, А.В. Пути снижения энергетических затрат в нефтепереработке и
нефтехимии / А.В. Степанов, Н.И. Сульжик. – М.: ЦНИИТЭнефтехим, 1983. – 60 с.
58. Степанов, А.В. Ресурсосберегающие технологии переработки нефти / А.В.
Степанов, В.С. Горюнов. – Киев: Наукова думка, 1993. – 270 с.
59. Голомшток, Л.И. Снижение потребления энергии в процессах переработки нефти
/ Л.И. Голомшток, К.З. Халдей. – М.: Химия, 1990. – 140 с.
60. Лаптев, А.Г. Проектирование и модернизация аппататов разделении я в нефте- и
газопереработке / А.Г. Лаптев, Н.Г. Минаев, П.А. Мальковский. – Казань: Песатный двор,
2002. – 250 с.
61. Беккер, Ф.Э. Система утилизации тепла парообразных продуктов перегонки /
Ф.Э. Беккер, А.И. Закак // Нефть, газ и нефтехимия за рубежом. – 1985. – № 5. – С. 98-102.
62. Мейли, А. Снижение энергозатрат на дистилляционную колонну / А.Мейли //
Нефтегазовые технологии. – 2005. - №2. – С. 63-65.
63. Хэмфри, Дж. Л. Новые способы экономии энергии / Дж.Л. Хэмфри // Нефть, газ и
нефтехимия за рубежом. – 1982. - № 7. – С. 82-85.
64. Ларина, И.Я. О промышленном внедрении фракционирующих колонн с
разделительной перегородкой / И.Я. Ларина // Экспресс-информация: Переработка нефти и
нефтехимия. – ОАО ЦНИИТЭнефтехим, 2001. - №12. – С. 28-30.
65. Технология основного органического синтеза. Совмещенные процессы: Учебное
пособие для вузов / Л.А. Серафимов, В.С. Тимофеев, Ю.А. Писаренко, А.В. Солохин. – М.:
Химия, 1993. – 412 с.
68
66. Айнштейн, В.Г. Многоколонная ректификация (принцип и процессуальные
схемы) / В.Г. Айнштейн, М.К. Захаров // Хим. пром-сть. – 2001. - №6. – С. 39-47.
67. Захаров, М.К. Многоколонная ректификация как способ энергосбережения при
разделении бинарных смесей / М.К. Захаров, Е.Д. Моисеева // Хим. пром-сть сегодня. – 2003.
- №9. – С. 35-42.
68. Клемеш,
Й.
Применение
метода
пинч-анализа
для
проектирования
энергосберегающих установок нефтепереработки / Й. Клемеш, Ю.Т Костенко, Л.Л.
Товажнянский и др. // Теор. Основы хим. технологии. – 1999. – Т. 33. - №4. – С. 420-431.
69. Фролова, Л.Н. Вопросы теории и практики применения ректификационных
колонн со многими вводами сырья / Л.Н. Фролова, А.В. Лазарев, А.А. Кондратьев // IV
Всесоюзная конф. по ректификации. Тезисы докладов. – М.: ЦНИИТЭнефтехим, 1978. – С.
281-284.
70. Салихов, Р.М. Двухпоточный ввод нефти в сложную колонну установки
атмосферной перегонки нефти / Р.М. Салихов, И.Р. Хайрудинов, В.Н. Деменков и др. //
Нефтепереработка и нефтехимия – 2002: научно-практ. конф. (Уфа, 21 мая 2002 г.): Матер.
научно-практ. конф. – Уфа: Изд-во ИНХП, 2002. – С. 51-53.
71. Деменков, В.Н. Разделение бензиновой фракции в трёх колоннах с частично
связанными потоками / В.Н. Деменков, А.А. Кондратьев // Химия и технология топлив и
масел. – 1998. - №6. – С. 12-16.
72. Нефтегазовый комплекс России и первичная переработка нефти / А.А. Гайле,
Н.В. Кузичкин, Н.В. Лисицын, М.А. Лебедской-Тамбиев; Под ред. А.А. Гайле. – СПб.:
Химиздат, 2016. – 448 с.
69
Приложение А − Теплоемкости углеводородов в жидком состоянии
Таблица А.1 - Константы уравнения Ср = А – В  10-3 Т + С  10-6 Т2 , Дж/ (мольК) для
расчета теплоемкости углеводородов в жидком состоянии [9].
Бруттоформула
Углеводород
А
В
С
Тмин, К
Тмакс, К
СН4
Метан
54.87
94.678
859.29
91
162
С2Н4
Этилен
62.90
38.007
379.04
104
240
С2Н6
Этан
66.34
20.867
304.22
90
260
С3Н6
Пропен
82.16
12.818
249.71
88
310
С3Н6
Циклопропан
76.03
33.698
237.63
146
338
С3Н8
Пропан
87.31
12.359
258.96
86
314
С4Н6
1,3-Бутадиен
113.86
56.588
327.64
164
361
С4Н6
1-Бутин
119.81
32.867
259.71
147
394
С4Н8
1-Бутен
103.23
9.5007
233.53
88
357
С4Н8
цис-2-Бутен
111.05
33.050
276.43
134
368
С4Н8
транс-2-Бутен
112.71
56.768
317.93
168
364
С4Н8
Циклобутан
99.08
44.500
234.32
182
394
С4Н10
Бутан
120.03
37.830
309.29
135
362
С4Н10
Изобутан
114.87
26.310
296.60
114
347
С5Н8
Циклопентен
103.19
74.229
438.99
138
430
С5Н10
1-Пентен
124.80
78.326
603.01
108
395
С5Н10
цис-2-Пентен
127.26
91.967
609.57
122
404
С5Н10
транс-2-Пентен
129.30
110.36
647.59
133
400
С5Н10
2-Метил-1-бутен
132.85
117.96
678.83
136
395
С5Н10
3-Метил-1-бутен
136.88
17.434
273.50
105
383
С5Н10
2-Метил-2-бутен
130.26
121.85
668.44
139
400
С5Н10
Циклопентан
116.24
122.05
519.69
179
435
С5Н12
Пентан
143.61
144.77
762.17
143
400
С5Н12
2-Метилбутан
132.36
95.425
679.06
113
392
С6Н6
Бензол
155.63
271.05
675.08
279
478
70
Продолжение таблицы А.1
БруттоУглеводород
формула
А
В
С
Тмин, К
Тмакс, К
С6Н10
Циклогексен
133.86
105.99
487.15
170
476
С6Н12
1-Гексен
157.71
115.78
678.78
133
432
С6Н12
цис-2-Гексен
166.92
114.47
686.30
132
440
С6Н12
транс-2-Гексен
167.79
127.28
707.03
140
439
С6Н12
цис-3-Гексен
165.42
117.91
686.95
135
439
С6Н12
транс-3-Гексен
172.28
163.92
768.29
160
442
С6Н12
2-Метил-1-пентен
161.65
121.61
693.59
137
431
С6Н12
3-Метил-1-пентен
150.40
95.934
649.91
120
421
С6Н12
4-Метил-1-пентен
149.98
95.144
648.65
120
421
С6Н12
2-Метил-2-пентен
166.94
122.24
694.05
138
440
С6Н12
3-Метил-цис-2-пентен
152.11
111.70
632.72
138
440
С6Н12
3-Метил-транс-2-пентен
151.56
105.57
618.19
135
443
С6Н12
4-Метил-цис-2-пентен
156.08
135.40
740.84
139
417
С6Н12
4-Метил-транс-2-пентен
156.38
123.50
721.60
132
419
С6Н12
2-Этил-1-бутен
165.11
129.09
707.60
142
434
С6Н12
2,3-Диметил-1-бутен
150.85
91.615
646.60
116
426
С6Н12
3,3-Диметил-1-бутен
147.30
149.00
718.81
158
417
С6Н12
2,3-Диметил-2-бутен
191.51
238.16
867.42
199
445
С6Н12
Циклогексан
178.98
321.57
796.77
280
470
С6Н12
Метилциклопентан
137.23
82.890
518.99
131
453
С6Н14
Гексан
181.77
215.50
875.55
178
432
С6Н14
2-Метилпентан
162.65
108.72
721.20
120
424
С6Н14
3-Метилпентан
169.63
157.79
767.73
155
429
С6Н14
2,2-Диметилбутан
167.85
200.52
850.35
173
415
С6Н14
2,3-Диметилбутан
160.72
139.46
736.36
165
425
С7Н8
Толуол
147.04
114.05
489.67
178
504
С7Н14
1-Гептен
190.40
146.98
727.91
154
457
С7Н14
Циклогептан
227.52
306.92
822.80
265
512
С7Н14
Этилциклопентан
163.77
91.761
549.07
135
484
С7Н14
1,1-Диметилциклопентан
180.76
204.72
735.49
203
468
71
Продолжение таблицы А.1
БруттоУглеводород
формула
А
В
С
Тмин, К
Тмакс, К
С7Н14
цис-1,2-Диметилциклопентан
188.31
224.26
738.86
219
480
С7Н14
транс-1,2-Диметилциклопентан
169.34
126.56
627.40
156
470
С7Н14
цис-1,3-Диметилциклопентан
166.26
106.13
603.16
139
468
С7Н14
транс-1,3-Диметилциклопентан
166.40
104.87
598.37
139
470
С7Н14
Метилциклогексан
163.15
105.48
564.75
147
486
С7Н16
Гептан
211.96
229.93
903.05
183
459
С7Н16
2-Метилгексан
198.01
175.79
837.62
155
451
С7Н16
3-Метилгексан
181.71
84.770
695.96
100
455
С7Н16
3-Этилпентан
197.16
159.49
777.22
155
460
С7Н16
2,2-Диметилпентан
195.87
167.44
840.96
149
442
С7Н16
2,3-Диметилпентан
194.10
161.45
804.40
149
457
С7Н16
2,4-Диметилпентан
200.12
180.99
872.30
154
443
С7Н16
3,3-Диметилпентан
188.22
126.89
718.08
139
456
С7Н16
2,2,3-Триметилбутан
232.61
401.59
1123.9
248
451
С8Н8
Стирол
184.57
214.93
626.30
243
525
С8Н10
Этилбензол
172.16
121.18
518.75
178
525
С8Н10
м-Ксилол
185.13
193.87
617.70
225
526
С8Н10
о-Ксилол
196.55
221.79
638.85
248
536
С8Н10
п-Ксилол
210.61
315.37
763.12
286
525
С8Н16
1-Октен
222.61
173.86
762.52
171
486
С8Н16
Циклооктан
277.94
352.05
867.74
288
550
С8Н16
Пропилциклопентан
204.13
140.07
675.03
156
513
С8Н16
Этилциклогексан
206.72
129.36
622.54
162
518
С8Н16
1,1-Диметилциклогексан
218.31
267.16
796.17
240
502
С8Н16
цис-1,2-Диметилциклогексан
223.45
230.51
749.99
223
515
С8Н16
транс-1,2-Диметилциклогексан
203.43
165.02
668.84
185
507
С8Н16
цис-1,3-Диметилциклогексан
203.30
186.02
695.44
198
502
С8Н16
транс-1,3-Диметилциклогексан
204.26
175.78
706.14
183
508
С8Н16
цис-1,4-Диметилциклогексан
204.59
165.26
667.98
186
508
С8Н16
транс-1,4-Диметилциклогексан
216.91
264.05
798.14
236
500
72
Продолжение таблицы А.1
БруттоУглеводород
формула
А
В
С
Тмин, К
Тмакс, К
С8Н18
Октан
256.35
322.16
1036.0
216
484
С8Н18
2-Метилгептан
230.52
196.66
877.55
164
477
С8Н18
3-Метилгептан
224.99
178.56
857.45
153
479
С8Н18
4-Метилгептан
226.12
173.07
843.90
152
478
С8Н18
3-Этилгексан
224.20
175.11
846.50
152
481
С8Н18
2,2-Диметилгексан
211.13
165.12
811.64
152
467
С8Н18
2,3-Диметилгексан
227.66
201.48
857.10
172
480
С8Н18
2,4-Диметилгексан
221.00
206.29
872.00
172
471
С8Н18
2,5-Диметилгексан
234.87
243.69
960.20
182
467
С8Н18
3,3-Диметилгексан
220.11
164.83
833.61
147
478
С8Н18
3,4-Диметилгексан
223.02
151.51
783.77
147
484
С8Н18
3-Этил-2-метилпентан
223.04
180.75
840.29
158
482
С8Н18
3-Этил-3-метилпентан
234.23
209.41
843.51
182
490
С8Н18
2,2,3-Триметилпентан
217.75
182.79
834.93
161
479
С8Н18
2,2,4-Триметилпентан
214.64
193.74
860.45
166
462
С8Н18
2,3,3-Триметилпентан
227.71
186.27
806.42
173
487
С8Н18
2,3,4-Триметилпентан
226.49
181.95
826.91
164
481
С8Н18
2,2,3,3-Тетраметилбутан
236.69
185.56
820.75
172
483
С9Н12
Пропилбензол
200.05
128.65
563.58
174
543
С9Н12
Кумол
196.44
135.40
574.97
177
537
С9Н12
м-Этилтолуол
200.36
139.14
583.59
178
541
С9Н12
о-Этилтолуол
208.99
153.37
591.12
192
553
С9Н12
п-Этилтолуол
210.77
186.22
638.04
211
544
С9Н12
1,2,3-Триметилбензол
225.08
228.95
656.38
248
565
С9Н12
1,2,4-Триметилбензол
215.05
208.82
654.27
227
552
С9Н12
1,3,5-Триметилбензол
204.00
201.65
628.96
228
544
С9Н18
1-Нонен
271.82
234.04
892.56
192
503
С9Н18
Бутилциклопентан
237.66
159.62
720.63
165
531
С9Н18
Пропилциклогексан
242.00
170.47
710.67
179
543
С9Н18
цис,цис-1,3,5237.21
275.44
863.42
223
517
Триметилциклогексан
73
Продолжение таблицы А.1
БруттоУглеводород
формула
А
В
С
Тмин, К
Тмакс, К
циклогексан
226.18
214.98
808.46
189
512
С9Н20
Нонан
288.80
344.80
1083.6
220
506
С9Н20
2-Метилоктан
269.06
272.04
994.88
193
499
С9Н20
3-Метилоктан
258.94
208.57
912.12
166
502
С9Н20
4-Метилоктан
254.61
195.50
892.91
160
499
С9Н20
3-Этилгептан
255.30
195.27
892.40
160
499
С9Н20
4-Этилгептан
253.14
194.70
890.16
160
497
С9Н20
2,2-Диметилгептан
243.07
191.04
875.21
160
490
С9Н20
2,3-Диметилгептан
252.54
193.54
882.53
160
501
С9Н20
2,4-Диметилгептан
243.39
197.16
894.22
160
490
С9Н20
2,5-Диметилгептан
247.06
194.25
885.43
160
494
С9Н20
2,6-Диметилгептан
249.87
215.94
915.59
170
491
С9Н20
3,3-Диметилгептан
252.16
211.87
899.73
170
500
С9Н20
3,4-Диметилгептан
256.47
212.63
903.06
170
503
С9Н20
3,5-Диметилгептан
250.92
214.97
910.60
170
496
С9Н20
4,4-Диметилгептан
250.04
215.16
909.78
170
498
С9Н20
3-Этил-2-метилгексан
249.60
195.54
887.60
160
500
С9Н20
4-Этил-2-метилгексан
244.52
196.22
890.43
160
493
С9Н20
3-Этил-3-метилгексан
252.84
188.63
863.29
160
508
С9Н20
3-Этил-4-метилгексан
252.54
192.98
878.72
160
505
С9Н20
2,2,3-Триметилгексан
242.06
171.76
833.47
153
500
С9Н20
2,2,4-Триметилгексан
233.58
177.65
854.69
153
487
С9Н20
2,2,5-Триметилгексан
235.77
206.53
893.59
167
483
С9Н20
2,3,3-Триметилгексан
248.06
176.19
835.91
156
507
С9Н20
2,3,4-Триметилгексан
249.61
179.97
849.82
156
505
С9Н20
2,3,5 -Триметилгексан
236.67
162.01
832.48
145
492
С9Н20
2,4,4-Триметилгексан
240.79
190.49
870.41
160
494
С9Н20
3,4,4-Триметилгексан
256.90
202.87
863.27
172
512
С9Н20
3,3-Диэтилпентан
292.88
373.55
1075.9
240
519
С9Н20
3-Этил-2,2-диметилпентан
249.66
211.84
884.33
174
502
С9Н18
цис,транс-1,3,5-Триметил-
74
Продолжение таблицы А.1
БруттоУглеводород
формула
А
В
С
Тмин, К
Тмакс, К
С9Н20
3-Этил-2,3-диметилпентан
262.70
207.00
870.62
174
516
С9Н20
3-Этил-2,4-диметилпентан
244.92
170.77
839.98
151
503
С9Н20
2,2,3,3-Тетраметилпентан
300.39
444.00
1156.2
263
516
С9Н20
2,2,3,4-Тетраметилпентан
241.15
168.15
823.39
152
504
С9Н20
2,2,4,4-Тетраметилпентан
262.48
299.58
1026.0
206
488
С9Н20
2,3,3,4-Тетраметилпентан
258.11
206.54
876.13
171
516
С10Н8
Нафталин
226.62
104.73
244.12
353
636
С10Н14
Бутилбензол
229.13
154.94
619.83
185
562
С10Н14
м-Диэтилбензол
229.31
161.04
626.86
189
564
С10Н14
о-Диэтилбензол
251.39
248.51
726.50
242
569
С10Н14
п-Диэтилбензол
248.61
249.87
756.46
231
559
С10Н14
1,2,3,4-Тетраметилбензол
257.60
294.58
755.42
267
591
С10Н14
1,2,3,5-Тетраметилбензол
253.90
274.71
759.63
249
577
С10Н18
цис-Декалин
234.54
194.41
609.37
230
597
С10Н18
транс-Декалин
239.26
222.61
655.00
243
584
С10Н20
1-Децен
293.75
259.67
906.36
207
523
С10Н20
1-Циклопентилпентан
277.58
219.50
828.18
190
550
С10Н20
Бутилциклогексан
280.35
210.03
773.03
198
567
С10Н22
Декан
335.15
440.91
1225.6
244
524
С10Н22
2-Метилнонан
306.33
307.41
1078.1
199
519
С10Н22
3-Метилнонан
297.29
275.68
1026.2
188
521
С10Н22
4-Метилнонан
298.36
253.14
1027.0
174
519
С10Н22
5-Метилнонан
300.76
279.81
1056.5
185
518
С10Н22
3-Этилоктан
295.81
272.16
1027.7
185
522
С10Н22
4-Этилоктан
292.42
279.33
1047.5
185
518
С10Н22
2,2-Диметилоктан
301.05
357.92
1122.1
219
512
С10Н22
2,3-Диметилоктан
310.89
360.32
1127.1
219
521
С10Н22
2,4-Диметилоктан
300.51
368.40
1148.3
219
509
С10Н22
2,5-Диметилоктан
303.64
365.25
1140.3
219
513
С10Н22
2,6-Диметилоктан
307.57
364.98
1142.3
219
513
75
Продолжение таблицы А.1
БруттоУглеводород
формула
А
В
С
Тмин, К
Тмакс, К
С10Н22
2,7-Диметилоктан
305.17
362.55
1134.3
219
512
С10Н22
3,3-Диметилоктан
306.64
356.22
1115.8
219
520
С10Н22
3,4-Диметилоктан
309.67
359.05
1123.1
219
522
С10Н22
3,5-Диметилоктан
304.96
366.67
1143.1
219
515
С10Н22
3,6-Диметилоктан
306.43
362.04
1131.6
219
517
С10Н22
4,4-Диметилоктан
302.37
363.65
1134.4
219
516
С10Н22
4,5-Диметилоктан
308.31
363.36
1134.0
219
520
С10Н22
4-Пропилгептан
303.31
378.57
1173.5
219
511
С10Н22
4-Изопропилгептан
304.71
371.17
1153.2
219
516
С10Н22
3-Этил-2-метилгептан
307.32
365.99
1140.3
219
519
С10Н22
4-Этил-2-метилгептан
301.43
374.49
1162.2
219
512
С10Н22
5-Этил-2-метилгептан
305.34
366.59
1142.8
219
516
С10Н22
3-Этил-3-метилгептан
310.18
356.83
1115.6
219
527
С10Н22
4-Этил-3-метилгептан
308.66
365.76
1138.8
219
522
С10Н22
3-Этил-5-метилгептан
303.59
367.91
1145.0
219
516
С10Н22
3-Этил-4-метилгептан
309.66
365.19
1137.4
219
523
С10Н22
4-Этил-4-метилгептан
306.53
360.38
1124.4
219
523
С10Н22
2,2,3-Триметилгептан
301.51
348.04
1093.8
219
520
С10Н22
2,2,4-Триметилгептан
290.75
364.19
1135.5
219
505
С10Н22
2,2,5-Триметилгептан
293.50
358.87
1122.5
219
508
С10Н22
2,2,6-Триметилгептан
291.02
357.97
1121.1
219
504
С10Н22
2,3,3-Триметилгептан
304.68
344.85
1085.2
219
525
С10Н22
2,3,4-Триметилгептан
304.92
354.59
1110.4
219
522
С10Н22
2,3,5-Триметилгептан
306.24
359.48
1123.4
219
521
С10Н22
2,3,6-Триметилгептан
300.04
358.23
1121.2
219
513
С10Н22
2,4,4-Триметилгептан
293.94
360.68
1126.2
219
510
С10Н22
2,4,5-Триметилгептан
300.84
359.78
1124.3
219
516
С10Н22
2,4,6-Триметилгептан
289.81
364.84
1138.5
219
502
С10Н22
2,5,5-Триметилгептан
295.89
355.99
1114.4
219
512
С10Н22
3,3,4-Триметилгептан
306.87
343.85
1082.1
219
529
76
Продолжение таблицы А.1
БруттоУглеводород
формула
А
В
С
Тмин, К
Тмакс, К
С10Н22
3,3,5-Триметилгептан
298.52
340.72
1075.8
219
518
С10Н22
3,4,4-Триметилгептан
305.85
344.27
1083.2
219
528
С10Н22
2,3,5-Триметилгептан
308.82
363.32
1133.5
219
521
С10Н22
2-Изопропил-2-метилгексан
314.52
364.35
1134.2
219
530
С10Н22
3,3-Диэтилгексан
313.20
352.00
1102.1
219
534
С10Н22
3,4-Диэтилгексан
310.90
365.13
1136.2
219
526
С10Н22
3-Этил-2,2-диметилгексан
300.06
354.14
1108.4
219
520
С10Н22
4-Этил-2,2-диметилгексан
288.94
361.24
1127.6
219
505
С10Н22
3-Этил-2,3-диметилгексан
309.03
341.01
1074.5
219
533
С10Н22
4-Этил-2,3-диметилгексан
306.22
353.97
1108.1
219
525
С10Н22
3-Этил-2,4-диметилгексан
305.21
354.40
1109.3
219
524
С10Н22
4-Этил-2,4-диметилгексан
305.83
344.16
1083.1
219
528
С10Н22
3-Этил-2,5-диметилгексан
298.07
363.34
1132.8
219
513
С10Н22
4-Этил-3,3-диметилгексан
308.18
343.30
1080.0
219
532
С10Н22
3-Этил-3,4-диметилгексан
307.30
345.61
1085.7
219
531
С10Н22
2,2,3,3-Тетраметилгексан
304.36
337.13
1064.8
219
530
С10Н22
2,2,3,4-Тетраметилгексан
302.66
340.61
1073.3
219
527
С10Н22
2,2,3,5-Тетраметилгексан
289.72
346.22
1088.8
219
511
С10Н22
2,2,4,4-Тетраметилгексан
297.28
355.89
1112.2
219
519
С10Н22
2,2,4,5-Тетраметилгексан
289.59
354.01
1108.7
219
509
С10Н22
2,2,5,5-Тетраметилгексан
303.06
481.51
1252.9
261
494
С10Н22
2,3,3,4-Тетраметилгексан
335.56
455.19
1190.5
261
538
С10Н22
2,3,3,5-Тетраметилгексан
322.82
479.16
1244.8
261
519
С10Н22
2,3,4,4-Тетраметилгексан
332.56
465.10
1212.9
261
533
С10Н22
2,3,4,5-Тетраметилгексан
326.90
479.86
1246.3
261
521
С10Н22
3,3,4,4-Тетраметилгексан
341.01
437.12
1150.3
261
550
С10Н22
2,4-Диметил-3-изопропилпентан
286.50
275.95
1007.7
191
522
С10Н22
3,3-Диэтил-2-метилпентан
302.42
262.52
968.50
191
544
С10Н22
3-Этил-2,2,3-триметилпентан
301.78
251.75
937.18
191
549
С10Н22
3-Этил-2,2,4-триметилпентан
284.11
270.52
991.46
191
523
77
Продолжение таблицы А.1
БруттоУглеводород
формула
А
В
С
Тмин, К
Тмакс, К
С10Н22
3-Этил-2,3,4-триметилпентан
301.84
256.18
950.37
191
546
С10Н22
2,2,3,3,4-Пентаметилпентан
319.60
355.34
1045.9
237
547
С10Н22
2,2,3,4,4-Пентаметилпентан
311.55
375.09
1101.1
234
533
С11Н10
2-Метилнафталин
232.75
78.416
223.80
308
650
С11Н16
Пентилбензол
265.76
187.73
690.36
198
578
С11Н16
Пентаметилбензол
326.40
179.94
433.32
328
611
С11Н22
1-Ундецен
336.12
373.83
1137.6
224
541
С11Н22
1-Циклопентилгексан
313.32
258.76
909.96
200
568
С11Н22
Пентилциклогексан
321.25
286.53
928.64
216
573
С11Н24
Ундекан
369.55
467.34
1271.0
248
544
С12Н10
Бифенил
251.50
83.525
211.53
342
671
С12Н18
Гексилбензол
300.99
222.06
753.06
212
593
С12Н18
1,2,3-Триэтилбензол
287.38
230.46
786.85
207
582
С12Н18
1,2,4-Триэтилбензол
287.38
230.46
786.85
207
582
С12Н18
1,3,5-Триэтилбензол
285.14
229.19
783.16
207
580
С12Н18
Гексаметилбензол
404.31
361.64
596.95
439
644
С12Н24
1-Додецен
380.30
443.39
1253.2
238
558
С12Н24
1-Циклопентилгептан
355.09
334.34
1044.2
220
577
С12Н24
1-Циклогексилгексан
382.75
442.26
1132.7
264
588
С12Н26
Додекан
414.35
540.85
1370.8
264
561
С13Н20
1-Фенилгептан
338.19
272.39
850.02
225
606
С13Н26
1-Тридецен
434.55
528.56
1406.0
250
573
С13Н26
1-Циклопентилоктан
391.11
371.51
1103.4
229
597
С13Н26
1-Циклогексилгептан
401.46
404.17
1127.0
243
602
С13Н28
Тридекан
448.73
557.54
1392.9
268
577
С14Н22
1-Фенилоктан
373.69
309.29
910.78
237
619
С14Н28
1-Тетрадецен
474.68
594.96
1509.3
260
586
С14Н28
1-Циклопентилнонан
432.14
440.17
1210.6
244
609
С14Н28
1-Циклогексилоктан
441.10
462.99
1222.7
253
615
С14Н30
Тетрадекан
493.41
625.99
1489.3
279
592
78
Продолжение таблицы А.1
БруттоУглеводород
формула
А
В
С
Тмин, К
Тмакс, К
С15Н24
1-Фенилнонан
409.86
349.19
973.38
249
630
С15Н30
1-Пентадецен
514.20
659.58
1605.8
269
598
С15Н30
1-Циклопентилдекан
467.73
487.10
1293.4
251
621
С15Н30
1-Циклогексилнонан
480.87
522.32
1317.7
263
627
С15Н32
Пентадекан
529.95
650.49
1522.7
283
610
С16Н26
1-Фенилдекан
443.26
383.39
1025.9
259
640
С16Н32
1-Гексадецен
550.87
723.35
1699.7
277
609
С16Н32
1-Циклопентилундекан
508.31
558.50
1400.6
263
632
С16Н32
1-Циклогексилдекан
519.01
582.48
1412.8
271
638
С16Н34
Гексадекан
573.13
707.51
1602.8
291
624
С17Н28
1-Фенилундекан
479.71
442.28
1126.3
268
649
С17Н34
1-Гептадецен
589.88
772.62
1765.2
284
623
С17Н34
1-Циклопентилдодекан
542.58
605.80
1482.4
268
642
С17Н34
1-Циклогексилундекан
556.63
639.95
1501.2
279
647
С17Н36
Гептадекан
598.25
743.51
1650.2
295
637
С18Н30
1-Фенилдодекан
512.25
476.22
1176.9
276
658
С18Н36
1-Октадецен
631.33
864.92
1917.3
291
628
С18Н36
1-Циклопентилтридекан
582.09
675.30
1582.0
278
651
С18Н36
1-Циклогексилдодекан
594.22
701.57
1596.1
286
657
С18Н38
Октадекан
561.47
273.09
724.39
301
636
С19Н32
1-Фенилтридекан
543.65
507.30
1221.6
283
666
С19Н38
1-Нонадецен
664.70
897.63
1947.3
297
642
С19Н38
1-Циклопентилтетрадекан
613.42
715.00
1652.1
282
656
С19Н38
1-Циклогексилтридекан
630.46
758.54
1682.2
292
666
С19Н40
Нонадекан
583.06
241.04
647.17
305
660
С20Н34
1-Фенилтетрадекан
573.75
537.62
1267.4
289
673
С20Н40
1-Эйкозен
608.48
284.04
755.93
302
651
С20Н40
1-Циклопентилпентадекан
655.49
814.90
1806.3
290
663
С20Н40
1-Циклогексилтетрадекан
665.33
817.21
1769.3
297
674
С20Н42
Эйкозан
615.93
310.83
791.26
310
652
79
Продолжение таблицы А.1
БруттоУглеводород
формула
А
В
С
Тмин, К
Тмакс, К
С21Н36
1-Фенилпентадекан
607.87
601.06
1370.6
295
680
С21Н42
1-Циклопентилгексадекан
686.83
848.13
1843.7
294
678
С21Н42
1-Циклогексилпентадекан
614.22
251.50
682.35
302
683
С22Н38
1-Фенилгексадекан
579.51
187.46
537.94
300
687
С22Н44
1-Циклогексилгексадекан
639.51
267.18
708.66
307
691
80
Приложение Б – Основные параметры тарелок ректификационных колонн
Таблица Б.1 - Параметры клапанных прямоточных тарелок ВНИИНЕФТЕМАШа
Диаметр колонны
Шифр тарелки
Рабочая площадь тарелки
Периметр слива
Площадь слива
Длина пути жидкости
Доля живого сечения
тарелки f0 в зависимости
от шага между рядами
отверстий t0
t0 = 50 мм
t0 = 75 мм
t0 = 100 мм
Межтарельчатое расстояние
Диаметр колонны
Шифр тарелки
Рабочая площадь тарелки
Периметр слива
Площадь слива
Длина пути жидкости
Доля живого сечения
тарелки f0 в зависимости
от шага между рядами
отверстий t0
t0 = 50 мм
t0 = 75 мм
t0 = 100 мм
Межтарельчатое расстояние
Примечания:
DK

м
1.0

2
SP
B
SСЛ
LT
f0
f0
f0
H
м
м
м2
м
DK
м

SP
B
SСЛ
LT
f0
f0
f0
H



1.2
1.4
м
м
м2
м



2.2
Б
А
Б
А
Б
А
Б
А
Б
0.50
0.60
0.79
0.93
1.10
1.30
1.47
1.65
1.83
2.17
2.24
0.84
0.76
0.97
0.84
1.12
0.93
1.26
1.12
1.43
1.20
0.14
0.09
0.17
0.10
0.22
0.12
0.27
0.18
0.36
0.19
0.35
0.45
0.20
0.65
0.65
0.85
0.80
0.95
0.90
0.120
0.134
0.149
0.162
0.160
0.170
0.181
0.180
0.080
0.075
0.095
0.092
0.110
0.120
0.113

0.059
0.080
0.073
0.082
0.089
0.087
2.4
А
Б
А
Б
2.68
2.76
3.18
3.81
3.77
1.60
1.32
1.74
1.51
1.92
1.65
0.45
0.23
0.52
0.31
0.66
0.37
1.15
1.00
1.30
1.15
1.40
1.25
1.55
0.184
0.185
0.192
0.198
0.197
0.198
0.205
0.210
0.128
0.118
0.125
0.131
0.119
0.130
0.134
0.161
0.137
0.096
0.096
0.083
0.099
0.104
0.098
0.103
0.123
0.105
300, 350, 400, 450, 500, 600, 700, 800, 900
2.8
3.0
3.2
3.4
3.6
3.8
4.0
А
Б
А
Б
А
Б
А
Б
А
Б
А
Б
А
Б
А
Б
3.84
4.52
4.41
5.35
5.01
5.94
5.76
6.88
6.44
7.76
7.39
8.73
8.08
9.54
8.96
10.78
2.05
1.73
2.23
1.80
2.40
2.04
2.54
2.11
2.72
2.26
2.85
2.38
3.03
2.57
3.20
2.64
0.74
0.39
0.87
0.40
1.03
0.56
1.14
0.58
1.32
0.68
1.40
0.73
1.61
0.88
1.82
0.91
1.40
1.75
1.50
1.95
1.60
2.00
1.75
2.20
1.85
2.35
2.00
2.50
2.10
2.60
2.20
2.80
0.206
0.214
0.213
0.213
0.210
0.216
0.214
0.220
0.217
0.221
0.219
0.224
0.221
0.226
0.223
0.227
0.138
0.145
0.141
0.141
0.140
0.144
0.147
0.149
0.144
0.148
0.136
0.149
0.146
0.150
0.150
0.152
0.106
0.107
0.108
0.108
0.103
0.111
0.108
0.113
0.108
0.111
0.108
0.113
0.121
0.115
0.114
0.115
мм
Зазор под сливным стаканом
Зазор между сливом и тарелкой
Площадь прохода паров
2.0
А
2.6
2
1.8
Б
мм

1.6
А
300, 350, 400, 450, 500, 600, 700, 800, 900
a = 0.08 м
b = 0.06 м
S0  f 0  S P
81
Таблица Б.2 - Параметры двухпоточных клапанных прямоточных тарелок ВНИИНЕФТЕМАШа
Диаметр колонны
Шифр тарелки
Рабочая площадь тарелки
Периметр слива
Площадь слива
Длина пути жидкости
Доля живого сечения
тарелки f0 в зависимости
от шага между рядами
отверстий t0
t0 = 50 мм
t0 = 75 мм
t0 = 100 мм
Межтарельчатое расстояние
Диаметр колонны
Шифр тарелки
Рабочая площадь тарелки
Периметр слива
Площадь слива
Длина пути жидкости
Доля живого сечения
тарелки f0 в зависимости
от шага между рядами
отверстий t0
t0 = 50 мм
t0 = 75 мм
t0 = 100 мм
Межтарельчатое расстояние
DK

м
1.4

2
SP
B
SСЛ
LT
f0
f0
f0
H
м
м
м2
м
DK
м

SP
B
SСЛ
LT
f0
f0
f0
H



1.6
1.8
м
м
м2
м



2.4
2.6
2.8
А
Б
А
Б
А
Б
А
Б
А
Б
А
Б
А
Б
А
Б
1.42
1.72
1.88
2.08
2.41
2.51
2.92
2.93
3.39
3.62
4.03
4.36
4.89
2.24
2.06
2.40
2.26
2.64
2.40
2.02
2.72
3.30
2.98
3.46
3.24
3.60
3.30
0.33
0.26
0.38
0.30
0.46
0.32
0.53
0.36
0.69
0.50
0.76
0.55
0.81
0.58
0.25
0.30
0.35
0.40
0.40
0.50
0.45
0.55
0.50
0.60
0.60
0.70
0.70
0.80
0.096





1.25
0.117
0.138
0.120
0.126
0.135
0.146
0.138
0.151
0.147
0.156
0.167
0.176
0.174
0.777


0.090
0.08
0.076
0.094
0.094
0.100
0.090
0.105
0.101
0.101
0.108
0.122
0.122
0.119



0.08

0.069
0.075
0.081
0.068
0.077
0.082
0.086
0.089
0.096
0.096
0.095
1.88
0.22
0.20
300, 350, 400, 450, 500, 600, 700, 800, 900
3.0
2
2.2
1.02
мм

2.0
3.2
3.4
3.6
3.8
4.0
4.5
5.0
А
Б
А
Б
А
Б
А
Б
А
Б
А
Б
А
Б
А
Б
4.74
5.39
5.59
6.18
6.23
7.11
7.11
8.07
7.68
8.93
8.75
10.00
11.04
12.60
14.32
15.50
4.08
3.66
4.22
3.92
4.52
4.08
4.76
4.26
5.14
4.46
5.28
4.70
6.05
5.04
6.44
6.06
1.03
0.77
1.12
0.83
1.32
0.89
1.43
0.95
1.69
1.11
1.79
1.22
2.24
1.41
2.48
1.83
0.70
0.85
0.80
0.90
0.85
1.00
0.90
1.10
0.95
1.15
1.15
1.25
1.20
1.30
1.45
1.60
0.174
0.183
0.177
0.185
0.179
0.182
0.182
0.195
0.188
0.194
0.192
0.202
0.199
0.203
0.208
0.212
0.120
0.124
0.120
0.122
0.126
0.129
0.119
0.131
0.127
0.132
0.126
0.133
0.132
0.138
0.135
0.143
0.091
0.092
0.093
0.098
0.091
0.100
0.095
0.101
0.095
0.097
0.098
0.100
0.104
0.104
0.105
0.110
мм
300, 350, 400, 450, 500, 600, 700, 800, 900
82
Продолжение приложения Б
Продолжение Таблицы Б.2
Диаметр колонны
Шифр тарелки
Рабочая площадь тарелки
Периметр слива
Площадь слива
Длина пути жидкости
Доля живого сечения
тарелки f0 в зависимости
от шага между рядами
отверстий t0
t0 = 50 мм
t0 = 75 мм
t0 = 100 мм
Межтарельчатое расстояние
DK

SP
B
SСЛ
LT
f0
f0
f0
H
м
5.5

2
м
м
м2
м



6.0
6.4
7.0
8.0
9.0
А
Б
А
Б
А
Б
А
Б
А
Б
А
Б
17.23
18.71
21.10
22.49
23.94
26.05
29.24
31.48
38.97
41.30
49.92
52.50
7.16
6.72
7.65
7.28
8.14
7.52
8.76
8.18
9.86
9.42
10.92
10.30
3.02
2.26
3.02
2.49
3.86
2.97
4.08
3.14
6.09
4.00
6.21
4.97
1.60
1.75
1.60
1.95
1.95
2.15
2.05
2.25
2.45
2.65
2.85
3.05
0.222
0.213
0.222
0.218
0.218
0.22
0.196
0.196
0.204
0.206
0.208
0.211
0.147
0.144
0.147
0.145
0.145
0.150
0.137
0.133
0.136
0.135
0.141
0.141
0.112
0.108
0.110
0.110
0.106
0.102
0.098
0.098
0.108
0.104
0.104
0.106
мм
300, 350, 400, 450, 500, 600, 700, 800, 900
Таблица Б.3 - Параметры четырехпоточных клапанных прямоточных тарелок
Диаметр колонны
Рабочая площадь тарелки
Периметр слива
Площадь слива
Длина пути жидкости
Доля живого сечения тарелки f0
в зависимости от шага между
рядами отверстий t0
Межтарельчатое расстояние
Примечания:
Зазор под сливным стаканом
Зазор между сливом и тарелкой
Площадь прохода паров
t0 = 50 мм
t0 = 75 мм
t0 = 100 мм
DK
SP
B
SСЛ
LT
f0
f0
f0
H
м
м2
м
м2
м



3.2
3.4
3.6
3.8
4.0
4.5
5.0
5.5
4.48
8.20
1.48
0.20
0.102
5.28
10.00
1.59
0.25
0.104
6.15
10.66
1.70
0.30
0.119
6.45
11.28
2.09
0.30
0.122
7.43
11.92
2.22
0.35
0.132
9.26
13.54
2.90
0.40
0.140
11.89
15.26
3.27
0.50
0.162
14.23
16.88
4.05
0.55
0.163


0.091
0.073
0.072
0.087
0.100
0.108
0.113


0.066 0.080

600, 700, 800, 900
0.091
0.081
мм
a = 0.08 м
b = 0.06 м
S0  f 0  S P
83
Таблица Б.4 - Основные параметры однопоточных тарелок из S–образных элементов по ОСТ 26-536-78
Диаметр колонны
Площадь поперечного сечения колонны
Площадь прохода паров
Рабочая площадь тарелки
Периметр слива
Площадь слива
Длина пути жидкости по тарелке
Количество щелей для прохода паров
Межтарельчатое расстояние
D
мм
SК м2
S0
м2
SP м2
B
м
SСЛ м2
LT м
шт
H
мм
1000
1200
1400
1600
1800
2000
2200
2400
2600
2800
3000
3200
3400
3600
3800
4000
0.785
1.13
1.54
2.01
2.54
3.14
3.80
4.52
4.31
6.16
7.08
8.04
9.07
10.18
11.34
12.57
0.064
0.125
0.172
0.225
0.286
0.352
0.125
0.511
0.604
0.701
0.608
0.915
1.035
1.12
1.35
1.495
0.645
0.91
1.24
1.61
2.00
2.48
2.98
3.54
4.16
4.79
5.48
6.20
7.05
8.19
9.08
10.07
0.70
0.85
1.01
1.16
1.32
1.47
1.83
1.78
1.93
2.09
2.24
2.40
2.54
2.53
2.76
2.90
0.069
0.103
0.151
0.199
0.256
0.33
0.417
0.49
0.573
0.685
0.787
0.92
1.01
0.993
1.13
1.25
0.897
0.826
0.950
1.084
1.208
1.334
1.468
1.592
1.716
1.840
1.974
2.000
2.224
2.482
2.606
2.730
5
6
7
8
9
10
11
12
13
14
15
16
17
19
20
21
450, 500, 600, 700, 800, 900
Таблица Б.5 - Основные параметры двухпоточных тарелок из S–образных элементов по ОСТ 26-536-78
Диаметр колонны
Площадь поперечного сечения колонны
Площадь прохода паров
Рабочая площадь тарелки
Периметр слива
Площадь слива
Длина пути жидкости по тарелке
Количество щелей для прохода паров
Межтарельчатое расстояние
D
мм
SК м2
S0
м2
SP м2
B
м
SСЛ м2
LT м
шт
H
мм
1600
2.01
0.165
1.26
2.2
0.332
0.466
6
1800
2.54
0.231
1.78
2.22
0.288
0.593
8
2000
3.14
0.27
2.04
2.84
0.552
0.593
8
2200
3.86
0.364
2.70
2.89
0.532
0.720
10
2400
4.52
0.412
2.98
3.38
0.672
0.720
10
2600
5.31
0.53
3.79
3.42
0.732
0.847
12
2800
6.16
0.646
4.63
3.43
0.686
0.974
14
450, 500, 600, 700, 800, 900
84
3000
7.06
0.706
5.87
4.05
0.840
0.974
14
3200
8.04
0.86
6.07
4.05
0.900
1.101
16
3400
9.07
0.935
6.55
4.66
0.960
1.101
16
Продолжение таблицы Б.5 - Основные параметры двухпоточных тарелок из S–образных элементов по ОСТ 26-536-78
3600
Диаметр колонны
D
мм
10.18
Площадь поперечного сечения колонны SК м2
1.0
Площадь прохода паров
S0
м2
6.96
Рабочая площадь тарелки
SP м2
5.20
Периметр слива
B
м
2
1.02
Площадь слива
SСЛ м
1.102
Длина пути жидкости по тарелке
LT м
16
Количество щелей для прохода паров
шт
Межтарельчатое расстояние
H
мм
Примечание: Зазор под сливным стаканом
a = 0.06 м
3800
11.34
1.16
8.20
5.30
1.08
1.226
18
4000
12.57
1.257
8.81
5.85
1.14
1.226
18
4500
15.90
1.67
12.17
6.00
1.35
1.466
22
5000
19.63
2.2
14.97
6.40
1.50
1.714
26
600, 700, 800, 900
Таблица Б.6 - Основные параметры четырехпоточных тарелок из S–образных элементов
Диаметр колонны
Площадь поперечного сечения колонны
Площадь прохода паров
Рабочая площадь тарелки
Периметр слива
Площадь слива
Длина пути жидкости по тарелке
Количество щелей для прохода паров
Межтарельчатое расстояние
Примечания:
D
мм
SК м2
S0
м2
SP м2
B
м
SСЛ м2
LT м
шт
H мм
Зазор под сливным стаканом
4000
12.57
1.06
7.91
12.40
2.02
0.573
16
5500
23.76
2.66
18.41
7.30
1.65
1.838
28
4500
15.90
1.224
8.27
14.84
2.23
0.568
16
600, 700, 800, 900
a = 0.06 м
85
5000
19.63
1.69
11.39
16.60
2.74
0.689
20
6000
28.27
3.12
21.79
8.20
1.80
1.969
30
6400
32.17
3.56
23.69
9.10
1.96
2.088
32
7000
38.48
4.39
28.9
9.60
2.10
2.336
36
8000
50.27
5.69
39.03
11.20
2.40
2.584
40
Продолжение приложения Б
Таблица Б.7 - Основные параметры однопоточных колпачковых тарелок типа ТСК-1
Диаметр колонны
Площадь поперечного сечения колонны
Площадь прохода паров
Рабочая площадь тарелки
Периметр слива
Площадь слива
Длина пути жидкости по тарелке
Зазор под сливным стаканом
Зазор между сливом и приемной
перегородкой
Общее количество колпачков
Диаметр колпачков
Межтарельчатое расстояние
D
SК
S0
SP
B
SСЛ
LT
a
b
мм
м2
м2
м2
м
м2
м
м
м
dK
H
шт
мм
мм
400
500
600
800
1000
0.126
0.007
0.09
0.22
0.005
0.22
0.035
0.020
0.196
0.013
0.146
0.28
0.008
0.30
0.035
0.022
0.283
0.026
0.215
0.36
0.0147
0.37
0.035
0.026
0.603
0.059
0.395
0.49
0.028
0.52
0.035
0.027
0.785
0.075
0.573
0.685
0.063
0.593
0.035
0.037
7
60
13
13
29
60
80
80
300, 350, 400, 450, 500
37
80
Таблица Б.8 - Геометрические размеры колпачков капсульных стальных
Единица
измерения
Наименование
Внутренний диаметр колпачка
Наружный диаметр парового патрубка
Внутренний диаметр парового патрубка
Ширина прорезей
Количество прорезей
Площадь внутреннего сечения колпачка
Площадь парового патрубка
Площадь кольцевого зазора
hПР = 20 мм
Площадь прорезей
hПР = 30 мм
Зазор между нижней кромкой колпачка и тарелкой, hЗ
86
мм
мм
мм
мм
шт
см2
см2
см2
см2
см2
мм
Наружный диаметр колпачков,
мм
60
80
100
150
56.8
76.8
96.8
146.8
42
57
70
102
35
50
63
95
4
4
4
4
16
20
26
40
24.6
45.5
72.5
167.5
9.6
19.6
31.2
70.9
11.5
20.9
35.0
87.3
18.4
23.0
29.9
46.0
31.8
39.8
51.7
79.5
0 15 (0 18 для тарелок ТСК-Р)
Таблица Б.9 - Параметры однопоточных ситчатых тарелок типа ТС, ТС-Р и ТС-Р2
Диаметр колонны
Шифр тарелки
Рабочая площадь тарелки
Периметр слива
Площадь слива
Длина пути жидкости
Зона без перфорации
Межтарельчатое расстояние
DK
SP
B
SСЛ
LT
SУ
H
м
м
м2
м
м2
мм
Диаметр колонны
Шифр тарелки
Рабочая площадь тарелки
Периметр слива
Площадь слива
Длина пути жидкости
Зона без перфорации
Межтарельчатое расстояние
DK
м


SP
B
SСЛ
LT
SУ
H
м
0.4
0.5
0.6
0.8
1.0

ТС
ТС
ТС
ТС
ТС-Р
ТС-Р
ТС-Р2
ТС-Р
ТС-Р2
ТС-Р
ТС-Р2
ТС-Р
ТС-Р2
ТС-Р
ТС-Р2
0.097
0.302
0.0044
0.215
0.058
0.140
0.400
0.0055
0.275
0.076
0.200
0.480
0.0105
0.345
0.101
0.410
0.570
0.0193
0.485
0.158
0.713
0.580
0.036
0.810
0.287
1.010
0.722
0.060
0.950
0.518
0.896
0.884
0.117
0.810
0.486
1.366
0.860
0.087
1.090
0.528
1.072
1.135
0.234
0.810
0.463
1.834
0.795
0.088
1.305
0.663
1.426
1.280
0.292
0.950
0.543
2.294
1.050
0.123
1.445
0.394
1.640
1.520
0.450
0.950
0.340
2.822
1.190
0.159
1.585
0.857
2.090
1.660
0.525
1.090
1.054
2
2
м
м
м2
м
м2
мм
1.4
1.6
1.8
2.0
300, 400, 500, 600, 700, 800, 900, 1000, 1200
200, 250, 300, 350, 400, 450, 500
2.2

1.2
2.4
2.6
2.8
3.0
3.2
3.4
3.6
ТС-Р
ТС-Р2
ТС-Р
ТС-Р2
ТС-Р
ТС-Р2
ТС-Р
ТС-Р2
ТС-Р
ТС-Р2
ТС-Р
ТС-Р2
ТС-Р
ТС-Р2
ТС-Р
ТС-Р2
3.478
1.240
0.161
1.800
0.734
2.460
1.850
0.670
1.165
1.300
3.900
1.570
0.317
1.800
1.286
2.960
2.000
0.770
1.310
1.330
4.784
1.540
0.258
2.100
1.263
3.270
2.250
1.015
1.310
1.776
5.640
1.575
0.260
2.300
1.018
3.960
2.385
1.100
1.445
2.123
6.430
1.715
0.315
2.435
1.590
4.520
2.610
1.270
1.445
3.025
7.268
1.860
0.385
2.575
1.605
5.030
2.740
1.505
1.585
2.405
8.308
1.905
0.376
2.790
2.345
5.880
2.870
1.590
1.800
2.640
9.000
2.240
0.590
2.710
2.570
6.300
3.100
1.950
1.800
3.225
300, 400, 500, 600, 700, 800, 900, 1000, 1200
87
Таблица Б.10 -Характеристика зазоров ситчатых тарелок типа ТС, ТС-Р и ТС-Р2
Шифр тарелки
Зазор под сливным стаканом
a
Зазор между сливом и приемной перегородкой b
ТС
0.025
0.025
м
м
ТС-Р
0.045
0.045
ТС-Р2
0.075
0.075
Таблица Б.11 - Толщина ситчатых тарелок типа ТС, ТС-Р и ТС-Р2
Диаметр колонны
Толщина тарелки
DK
Т
м
мм

S  0.907
Доля живого сечения тарелки f 0  1  У  
;
S Р  t 0 d 0 2

0.4  0.5
1.6
0.6  3.6
2.5
S0  f 0  S P
88
Продолжение приложения Б
Таблица Б.12 - Параметры двухпоточных ситчатых тарелок типа ТС-РБ и ТС-РЦ
Диаметр колонны
Шифр тарелки
Рабочая площадь тарелки
Периметр слива
Площадь слива
Длина пути жидкости
Зона без перфорации
Межтарельчатое расстояние
Примечания:
DK
м


SP
B
SСЛ
LT
SУ
H
м2
м
м2
м
м2
мм
1.4
1.6
1.8
2.0
2.2 2.4 2.6
ТС-РБ и ТС-РЦ
2.8
3.2
3.6
1.078
1.440
1.928
2.200
2.920
3.618
4.032
4.857
5.604
7.325
1.932
2.220
2.304
2.792
2.770
0.211
0.259
0.277
0.404
0.426
2.824
3.368
3.412
4.446
4.896
0.444
0.582
0.629
1.064
1.273
0.386
0.451
0.571
0.571
0.715
0.835
0.835
0.955
0.940
1.105
0.637
0.795
0.912
0.979
1.232
1.345
1.632
1.765
2.470
2.960
300, 400, 500, 600, 700, 800, 900, 1000, 1200
Зазор под сливным стаканом
a = 0.06 м
Зазор между сливом и приемной перегородкой b = 0.06 м

S  0.907
Доля живого сечения тарелки f 0  1  У  
;
S Р  t 0 d 0 2

S0  f 0  S P
Таблица Б.13 - Толщина ситчатых тарелок типа ТС-РБ и ТС-РЦ
Диаметр колонны
Толщина тарелки
DK
Т
0.4  0.5
1.6
м
мм
0.6  3.6
2.5
Таблица Б.14 - Характеристика перфорации ситчатых тарелок типа ТС, ТС-Р, ТС-Р2, ТС-РБ и ТС-РЦ
Диаметр отверстий
Шаг отверстий
d0
t0
мм
мм
Диаметр отверстий
Шаг отверстий
d0
t0
мм
мм
3
7
8
9
4
10
11
12
8
9
10
11
12
5
10
11
12
13
14
13
14
15
8
15
89
16
17
18
16
17
18
19
20
21
22
23
24
25
Приложение В – Примеры расчёта ректификационных колонн в
среде MathCAD
90
Приложение Г – Номограмма для определения констант фазового
равновесия
1 — водород в лигроине; 2 — азот; 3 — водород в бензоле; 4 — водород в толуоле; 5 —
окись углерода в декане; 6 — метан в бензоле; 7 — метав в: углеводородах C7 — С12 и
бензине: 8 — метан в риформате; 9 — метан в толуоле; 10 — метан в легких
углеводородах (отложена плотность в кг/м3 при 293 К); 11 — метан в циклогексане; 12 —
углекислый газ в природном газе в конденсате; 13 — водяной пар в бензине и керосине;
14 — метан в нефти; 15 — сероводород в бензине; 16 — сероводород в природном газе;
17 — пропан в бензоле; 18 — сероводород в газойле; 19 — толуол в метане.
Рисунок Г.1 - Номограмма для определения констант фазового равновесия
91
Приложение Д - Темы курсовых проектов.
1.
Рассчитать ректификационную колонну с клапанными тарелками для
разделения изопентан-пентановой фракции производительностью по сырью 12000 кг/ч.
Состав сырья, % мас.: н-бутан – 0.1, изопентан – 35.0, н-пентан – 64.5, фр. 40-70 (алканы C6)
– 0.4. Содержание изопентана в дистилляте- 99.5 % мас., в кубовом остатке – 0.5% мас.
Давление в верхнем сечении колонны 2.5 кгс/см2, в секции питания 2.9 кгс/см2, в нижнем
сечении 3.3 кгс/см2. Мольная доля отгона сырья emol=0.4.
2.
Рассчитать изобутан-бутановую колонну ГФУ производительностью по сырью
30 т/ч. Состав сырья, % мас.: пропан – 0.2, изобутан – 35.0, н-бутан – 64.5, изопентан – 0.3.
Содержание изобутана в дистилляте 99.0% мас., в кубовом остатке – 0.5 % мас. Давление в
верхнем сечении колонны с клапанными тарелками 6.7 кгс/см2, в секции питания – 7.1
кгс/см2, в нижнем сечении – 7.5 кгс/см2. Мольная доля отгона сырья emol=0.4.
3.
Рассчитать толуольную ректификационную колонну с клапанными тарелками
производительностью по сырью 15000 кг/ч. Состав сырья, % мас.: бензол – 0.1, толуол –
90.0, этилбензол – 3.0, изомеры ксилола (считать на м-ксилол) – 6.9. Содержание толуола в
дистилляте 99.7 % мас., в кубовом остатке – 1.0 % мас. Давление в верхнем сечении колонны
1.2 кгс/см2, в секции питания 1.35 кгс/см2, в нижнем сечении – 1.5 кгс/см2. Температура
сырья 120 °С.
4.
Рассчитать ректификационную колонну с клапанными тарелками для
разделения аренов С8 производительностью по сырью 30000 кг/ч. Состав сырья, % мас.:
этилбензол – 15, п-ксилол – 18, м-ксилол – 35, о-ксилол – 0.02. Среднее давление в колонне
1.6 кгс/см2, средняя температура 160 °С. Давление, кгс/см2: верхнее сечение – 1.2, секция
питания – 1.6, нижнее сечение – 2.0. Мольная доля отгона сырья emol=0.7.
5.
Рассчитать
о-ксилольную
ректификационную
колонну
с
клапанными
тарелками производительностью по сырью 15000 кг/час. Состав сырья, % мас.: м-ксилол –
0.2, о-ксилол – 90.0, мезитилен – 9.8. Содержание мезитилена в дистилляте – 0.1 % мас., оксилола в кубовом остатке – 1 % мас. Давление, кгс/см2: в верхнем сечении – 1.2, в секции
питания – 1.5, в нижнем сечении – 1.8. Мольная доля отгона сырья emol=0.9.
6.
Рассчитать
ректификационную
колонну
с
клапанными
тарелками,
предназначенную для разделения рекационной смеси процесса алкилирования бензола
этиленом, производительностью по сырью 30000 кг/ч. Состав сырья, % мас: бензол – 50.0,
этилбензол – 45.0, диэтилбензолы (принять за 1,4-диэтилбензол) – 5.0. Содержание
этилбензола в дистилляте – 0.1 % мас., бензола в кубовом остатке – 0.1 % мас. Давление,
92
Продолжение приложения Д
кгс/см2: в верхнем сечении – 1.2, в секции питания – 1.35, в нижнем сечении – 1.5. Мольная
доля отгона сырья emol=0.3.
7.
Рассчитать
ректификационную
колонну
с
клапанными
тарелками,
предназначенную для разделения реакционной смеси процесса получения стирола
дегидрированием этилбензола производительностью по сырью 10000 кг/ч. Состав сырья, %
мас.: бензол – 0.2, этилбензол – 30.0, стирол – 69.8. Содержание стирола в дистилляте – 0.3 %
мас., этилбензола в кубовом остатке – 0.1 % мас. Давление, кгс/см2: в верхнем сечении – 0.5,
в секции питания – 0.7, в нижнем сечении – 0.9. Мольная доля отгона сырья emol=0.3.
8.
Расссчитать
ректификационную
колонну
с
клапанными
тарелками
,
предназначенную для разделения рекакционной смеси процесса алкилирования бензола
пропиленом, производительностью по сырью 10000 кг/ч. Состав сырья,% мас.: бензол – 27.0,
кумол – 72.5, я-метил-4-изопропилбензол – 0.5. Содержание кумола в дистилляте – 0.1%
мас., бензола в кубовом остатке – 0.05 % мас. Давление, кгс/см2: в верхнем сечении – 1.2,
сеции питания – 1.3, в нижнем сечении – 1.4. Мольная доля отгона сырья emol=0.4.
9.
Рассчитать
ректификационную
колонну
с
клапанными
тарелками,
предназначенную для разделения реакционной смеси процесса алкилирования толуола
этанолом, производительностью по сырью 15000 кг/ч. Состав сырья, % мас.: толуол – 50.0, 1метил-3-этилбензол – 15, 1-метил-4-этилбензол – 25, 1-метил-2-этилбензол – 10. Мольное
отношение расходов в дистилляте и в кубовом остатке толуола – 90, 1-метил-2-этилбензола –
0.02. Среднее давление в колонне 1.4 кгс/см2, средняя температура 150 °С. Давление,
кгс/см2: верх – 1.2, секция питания – 1.4, нижнее сечение – 1.6. Мольная доля отгона сырья
emol=0.6.
10.
Рассчитать
ректификационную
производительностью по сырью
колонну
с
клапанными
тарелками
50000 кг/ч для выделения фракции 40-105 °С из
прямогонной бензиновой фракции. Данные о кривой ИТК сырья, °С (% мас.): н.к. 40, 10% 80,
30% 105, 50% 129, 70% 147, 90% 162, к.к. 200. Значение характеризующего фактора для всех
узкокипящих фракций считать постоянным К=11.5. Содержание фракций, % мас.: фр. 105125 °С в дистилляте -2.0, фр. 85-105 °С в кубовом остатке – 1.0. Давление, кгс/см2: верхнее
сечение – 1.5, секция питания – 1.65, нижнее сечение – 1.8. Мольная доля отгона сырья
emol=0.4.
11.
Рассчитать
ректификационную
колонну
с
клапанными
тарелками
производительностью по сырью 80000 кг/ч для выделения бензольной фракции 50-90°С из
широкой фракции риформата. Данные о кривой ИТК сырья, °С (% мас.): н.к. 50, 10% 65, 30%
93
Продолжение приложения Д
100, 50% 120, 70% 140, 90% 167, к.к. 190. Значение характеризующего фактора для всех
узкокипящих фракций считать постоянным K=10.7. Содержание фракций, % мас.: фр. 90125 °С в дистилляте – 1.0, фр. 65-90 °С в кубовом остатке – 0.5. Давление, кгс/см2: верхнее
сечение – 1.5, секция питания – 1.7, нижнее сечение – 1.9. Мольная доля отгона emol=0.4.
12.
Рассчитать
ректификационную
колонну
с
клапанными
тарелками
производительностью по сырью 40000 кг/ч для выденеия ксилольной фракции 105-140 из
риформата бензиновой фракции. Данные о кривой ИТК сырья, °С (% мас.): н.к. 105, 10% 118,
50% 128, 90% 155, к.к. 182. Значение характеризующего фактора для всех узкокипящих
фракций считать постоянным K=10.5. Содержание фракций, % мас.: фр. 140-160 °С в
дистилляте – 1.5, фр. 120-140 °С в кубовом остатке – 1.0. Давление, кгс/см2: верхнее сечение
– 1.2, секция питания – 1.35, нижнее сечение – 1.5. Температура сырья 140 °С.
13.
Рассчитать
ректификационную
колонну
с
клапанными
тарелками
производительностью по сырью 15000 кг/ч для разделения аренов C9. Состав сырья, % мас.
о-ксилол – 3.0, 1-метил-4-этилбензол – 8.0, иезитилен – 19.0, псевдокумол – 55.0,
гемимеллитол – 10.0, н-бутилбензол – 5.0. Содержание мезитилена в кубовом остатке – 1.0 %
мас., псевдокумола в дистилляте – 5.0% мас. Давление, кгс/см2: верхнее сечение – 1.2,
секция питания – 1.5, нижнее сечение – 1.8. Температура сырья – 179 °С.
14.
Рассчитать
псевдокумольную
колонну
клапанными
тарелками
производительностью по сырью 10000 кг/ч. Состав сырья, % мас.: мезитилен – 1.0,
псевдокумол – 80.0, гемимеллитолл – 14.0, н-бутилбензол – 5.0. Содержание гемимеллитола
в дистилляте – 0.75 % мас., псевдокумола в кубовом остатке – 5.0 % мас. Давление, кгс/см2:
верхнее сечение – 1.2, секции питания – 1.5, нижнее сечение – 1.8. Мольная доля отгона
сырья emol=0.8.
15.
Рассчитать
ректификационную
колонну
стабилизации
гидрогенизата
установки гидроочистки дизельной фракции с клапанными тарелками производительностью
по сырью 140 т/ч. Данные о кривой ИТК сырья, °С (% мас.):н.к. 195, 10% 215, 30% 247, 50%
271, 70% 292, 90% 308, к.к. 325. Значения характеризующего фактора для всех узкокипящих
фракций считать постоянным К=10.8. Содержание фракций, % мас.: фр. 195-220 °С в
дистилляте – 98.0, в кубовом остатке – 0.5. Давление, МПа: в верхнем сечении – 0.13, в
секции питания – 0.14, в нижнем сечении – 0.16. Температура сырья 272 °С.
16.
Рассчитать пропановую ректификационную колонну с клапанными тарелками
производительностью по сырью 54000 кг/ч. Состав сырья, % мас.: этан – 0.1, пропан – 21.0,
изобутан – 13.6, н-бутан – 34.0, изопентан – 17.8, н-пентан – 11.5, н-гексан – 2.0. Содержание
94
Продолжение приложения Д
пропана в кубовом остатке – 1.06 % мас., изобутана в дистилляте – 1.97 % мас. Давление,
кгс/см2: верхнее сечение – 20.0, секция питания – 20.2, нижнее сечение – 20.5. Температура
сырья 125 °С.
17.
Рассчитать ректификационную колонну с клапанными тарелками для
выделения алканов C4 производительностью по сырью 60 т/ч. Состав сырья, % мас.: пропан
– 0.1, изобутан – 20, н-бутан – 20, н-бутан – 35, изопентан – 19, н-пентан – 25.9. Содержание
изопентана в дистилляте 0.2 % мас., н-бутана в кубовом остатке – 0.1 % мас. Давление,
кгс/см2: в верхнем сечении – 6.0, в секции питания – 6.3, в нижнем сечении- 6.6. Мольная
доля отгона emol=0.6.
18.
Рассчитать ректификационную колонну с клапанными тарелками для
разделения пропан-пропиленовой фракции производительностью по сырью 25000 кг/ч.
Состав сырья, % мас.: этан – 0.1, пропилен – 95.0, пропан – 4.8, изобутен – 0.1. Содержание
пропилена в дистилляте 99.7 % мас., в кубовом остатке – 2% мас. Давление, кгс/см2: в
верхнем сечении – 17.0, в секции питания – 17.4, в нижнем сечении – 17.8. Мольная доля
отгона сырья emol=0.96.
19.
Рассчитать ректификационную колонну с клапанными тарелками для отгонки
бензола от хлорпроизводных бензола производительностью по сырью 20000 кг/ч. Состав
сырья, % мас.: бензол – 20, хлорбензол – 74, п-дихлорбензол – 6.5, о-дихлорбензол – 2.
Содержание хлорбензола в дистилляте – 0.2 % мас., бензола в кубовом остатке – 0.03 % мас.
Давление, кгс/см2: в верхнем сечении – 1.2, в секции питания – 1.3, в нижнем сечении – 1.4.
Мольная доля отгона сырья emol=0.3.
20.
Рассчитать
хлорбензольную
колонну
с
клапанными
тарелками
производительностью по сырью 16000 кг/ч. Состав сырья, % мас.: бензол – 0.03, хлорбензол
– 90, п-дихлорбензол – 6.5, о-дихлорбензол – 3.47. Содержание п-дихлорбензола в
дистилляте – 0.1 % мас., хлорбензола в кубовом остатке – 0.5 % мас. Давление, кгс/см2: в
верхнем сечении – 1.2, в секции питания – 1.35, в нижнем сечении – 1.5. Мольная доля
отгона сырья emol=0.9.
21.
Рассчитать бензольную колонну с клапанными тарелками дл яразделения
продуктов диспропорционирования толуола производительностью по сырью 30000 кг/ч.
Состав сырья, % мас.: бензол – 20, толуол – 52, п-ксилол – 7, м-ксилол – 13, о-ксилол – 8.
Содержание бензола в дистилляте – 99.8 % мас., в кубовом остатке – 0.1% мас. Давление,
кгс/см2: в верхнем сечении – 1.3, в секции питания – 1.5, в нижнем сечении – 1.7. Мольная
доля отгона сырья emol=0.3.
95
Кафедра технологии нефтехимических и углехимических производств
Учебное пособие
РАСЧЁТ РЕКТИФИКАЦИОННЫХ КОЛОНН
Александр Александрович Гайле
Василий Николаевич Клементьев
Борис Владимирович Пекаревский
Отпечатано с оригинал-макета. Формат 60х90 1/16
Печ.л. __ Тираж ___ экз. Зак.№___
Санкт-Петербургский государственный технологический институт
(Технический университет)
190013, Санкт-Петербург, Московский пр., 26
Типография издательства СПбГТИ(ТУ) 49-49-365
96