/
Text
УДК 66.048.37 + 66.071.7
А 46
Александров И. А. Ректификационные и абсорбцион-
ные аппараты. Методы расчета и основы конструирования.
В книге рассмотрены методика технологического расчета
и основы технологического конструирования ректификацион-
ных и абсорбционных аппаратов ведущих установок нефте- и
газоперерабатывающих заводов: дается определение основных
параметров технологического режима и основных размеров ап-
парата; приводится расчет всех внутренних устройств колонн,
включая наиболее широко известные конструкции тарелок, на-
садок, сепараторов, распределителей и других устройств.
На основе новейших исследований в области массопере-
дачи в системе газ — жидкость н обобщения опыта эксплуата-
ции ректификационных и абсорбционных аппаратов описы-
ваются основные направления улучшения их работы и совер-
шенствования конструкции.
Материал иллюстрирован конкретными примерами рас-
чета.
Книга предназначена для инженерно-технических работни-
ков предприятий и проектных организаций нефте- и газопере-
рабатывающей, химической и смежных с ними отраслей про-
мышленности (коксобензольной, пищевой, фармацевтической и
др.), в которых используются ректификационные и абсорб-
ционные аппараты.
В книге 33 таблицы, 133 рисунка, 454 библиографических
ссылок.
3-14-2
73-71
Игорь Аркадьевич Александров
Ректификационные и абсорбционные аппараты
Методы расчета и основы конструирования
’ Издательство «Химия», М., 1971 г.
296 с.
Редактор Р. А4. Степанова
Технический редактор В. В. Коган
Художник А. С. Александров
Корректоры 3. И. Невская, Н. А. Ваничкова
Т-10662. Подписано к печати 21/VII 1971 г. Формат бумаги бОХЭО'/ы
Печ. л. 18,5+1 вкл. 0,5 п. л. Уч.-изд. л. 19,41. Тираж 10600 экз.
Типогр. бум. № 2. Цена 1 р, 11 к. Тем. план 1971 г., ,Va 73. Зак. 1114.
Ордена Трудового Красного Знамени
Ленинградская типография № 2 имени Евгении Соколовой
Главполиграфпрома Комитета по печати при Совете Министров СССР.
Измайловский проспект, 29.
содержание
Из предисловия к первому изданию...................................7
Предисловие ко второму изданию................................... 8
Условные обозначения ............................................. 9
Глава I. Общие сведения о ректификационных н абсорбционных аппаратах 15
1. Сущность процессов ректификации и абсорбции...................15
2. Современные ректификационные и абсорбционные аппараты. Выбор
технологической схемы аппарата ...................................16
3. Расчет колонны и некоторые его особенности....................29
Глава II. Технологический расчет тарельчатых колонн 33
1. Составление материального баланса.............................34
2. Определение давления и температуры...........................37
Выбор давления и температуры в ректификационных колоннах . . 37
Оптимальное давление процесса ректификации.....................40
Расчет температур внешних потоков в ректификационной колонне . 41
. Выбор давления и температуры в абсорберах и десорберах ... 51
3. Определение флегмового числа.................................52
Минимальное флегмовое число....................................52
Оптимальное флегмовое число....................................54
Флегмовое число при ректификации сложных смесей................56
4. Составление теплового баланса ректификационной колонны ... 58
5. Определение внутренних материальных потоков ректификационной
колонны .........................................................62
6. Определение числа теоретических тарелок при ректификации би-
нарных смесей ...................................................63
7. Определение числа теоретических тарелок при ректификации много-
компонентных смесей..............................................71
Расчет методом «от тарелки к тарелке»........................71
3
Приближенные методы расчета............................... 73
Эмпирические методы расчета...................................74
8. Определение составов боковых погонов при ректификации много-
компонентных смесей.............................................75
9. Расчет процессов абсорбции и десорбции углеводородных газов . 76
10. Термодинамический расчет процессов разделения многокомпонент-
ных смесей на электронно-вычислительных машинах..............82
Расчет процесса ректификации..................................83
Расчет процесса абсорбции.....................................87
Расчет сложных ректификационных и абсорбционных систем ... 90
Сходимость при расчете методом последовательного приближения . 91
11. Кинетический расчет ректификационных и абсорбционных аппаратов 93
12. Определение числа теоретических и реальных тарелок при ректи-
фикации сложных смесей..........................................102
13. Выбор типа тарелки ;........................................106
Глава III. Гидравлический расчет колонн с переливными тарелками 110
1. Описание работы переливных тарелок............................ПО
2. Выбор расстояния между тарелками.............................115
3. Определение диаметра колонны.................................116
4. Выбор схемы движения жидкости по тарелке и определение основ-
ных ее размеров.................................................123
5. Определение свободного сечения тарелки и проверка диапазона ее
устойчивой работы.....................: ........................126
6. Расчет гидравлического сопротивления тарелок............... 131
7. Определение величины межтарельчатого уноса жидкости..........135
8. Расчет перешивного устройства.................._.............138
9. Расчет дренажных отверстий тарелок...........................141
Глава IV. Гидравлический расчет колонн с провальными решетчатыми
тарелками 142
1. Описание работы провальных тарелок...........................142
2. Определение диаметра колонны................................144
3. Расчет гидравлического сопротивления тарелок и определение рас-
стояния между ними..............................................148
Глава V. Особенности расчета насадочных колонн 151
1. Выбор типа насадки . . ......................................151
2. Описание работы насадочных колонн « - • 156
4
3. Определение диаметра колонны . -.............................158
4. Определение высоты слоя насадки..............................160
5. Расчет гидравлического сопротивления слоя насадки .......... 167
Глава VI. Гидравлический расчет отдельных узлов тарельчатых и наса-
дочных колонн 170
1. Расчет каскадных промывных тарелок............,..............170
2. Расчет отбойных устройств.................................. 172
3. Расчет распределителей жидкости и пара.......................178
4. Расчет трубопровода, соединяющего низ колонны с кожухотрубным
теплообменником ............................................... 180
5. Расчет трубопровода, соединяющего парциальный конденсатор с
емкостью орошения.............................................182
6. Определение диаметров штуцеров................................183
7. Определение емкости низа колонны..............................184
Глава VII. Технологическое конструирование ректификационных и абсорб-
ционных колонн 185
1. Способы отвода тепла из колонны.............................185
2. Способы подвода тепла в низ колонны.....................' . • 189
3. Внутренние устройства тарельчатых и насадочных колонн .... 192
Тарелки с переливными устройствами...........................192
Тарелки провального типа .................................... 201
Насадки ......................................................203
Каскадные промывные тарелки................................. 204
Отбойные устройства..........................................205
Узел ввода сырья.............................................210
Узлы отбора и подвода жидкости................................212
Распределительные устройства для жидкости и пара ..'.... 213
Опорные конструкции под насадку..............................218
Глава VIII. Примеры расчета ректификационных и абсорбционных колони 218
1. Расчет тарельчатой ректификационной колонны для разделения би-
нарной смеси..................................................218
Технологический расчет ..................................... 218
Гидравлический расчет ..................................... 223
2. Технологический расчет ректификационной колонны для разделения
сложной смеси...................................................232
3. Основные элементы технологического расчета ректификационной ко-
лонны для разделения многокомпонентной смеси . . . . . . . . 238
3
4. Технологический расчет абсорбционной колонны..............246
5. Технологический расчет абсорбционно-отпарной колонны......247
6. Гидравлический расчет абсорбционной колонны с решетчатыми та-
релками провального типа......................................248
7. Элементы технологического и гидравлического расчета насадочной
ректификационной колонны......................................251
8. Гидравлический расчет узла сепарации жидкости в абсорбционной
колонне ..................................'...................255
IX. Приложения ......................... '...................... 258
Литература ..................’..................................\ . 276
Предметный указатель.............................................. 287
ИЗ ПРЕДИСЛОВИЯ К ПЕРВОМУ ИЗДАНИЮ
Ректификационные и абсорбционные колонны являются основ-
ными аппаратами нефте- и газоперерабатывающих заводов.
Значительный рост потребления нефтепродуктов, более жесткие
требования к их качеству, расширение ассортимента выпускаемых
продуктов вызывают необходимость создания колонн более совер-
шенных конструкций, обладающих высокой производительностью
и эффективностью. Поэтому особое значение приобретают всесто-
ронний расчет колонн и правильное их конструирование, возмож-
ные лишь тогда, когда проектировщику и конструктору знакомы
все особенности работы колонны и ее основных узлов, например
условия взаимодействия пара и жидкости на тарелке, влияние раз-
личных технологических и конструктивных факторов на эффектив-
ность и производительность колонны и пр.
В большинстве учебников и монографий, посвященных расчету
ректификационных и абсорбционных колонн, мало внимания уде-
ляется таким важным, с нашей точки зрения, разделам, как опре-
деление экономичных условий работы колонн и ее основных разме-
ров, расчет тарелок и конструирование колонн и тарелок. Это
относится также к особенностям расчета и конструирования ректи-
фикационных и абсорбционных аппаратов установок НПЗ и ГПЗ.
В настоящей работе преследуется цель до некоторой степени вос-
полнить отмеченные пробелы.
При изложении материала книги автор старался, во-первых,
придерживаться последовательности, в которой должен прово-
диться расчет колонны, и, во-вторых, меньше касаться теории рас-
сматриваемых вопросов, с тем, чтобы концентрировать внимание
читателя на расчете по каждому этапу. Подобное изложение мате-
риала, естественно, потребовало конкретных рекомендаций в виде
уравнений или графиков по отдельным этапам расчета.
В книге используются не только общепринятые теоретические
методы расчета, но и эмпирические уравнения и даже опытные
данные, поскольку без них в настоящее время практически немыс-
лим расчет ректификационных и абсорбционных аппаратов.
ПРЕДИСЛОВИЕ КО ВТОРОМУ ИЗДАНИЮ
Во второе издание внесены следующие изменения и дополнения.
Наиболее существенно переработаны разделы, касающиеся вы-
бора технологической схемы аппарата, расчета числа теоретиче-
ских тарелок, термодинамических расчетов процессов разделения
на электронно-вычислительных машинах, определения диаметра
колонны и конструирования аппаратов, где вместо подробного опи-
сания типовых конструкций внутренних устройств сообщаются
только общие сведения по технологическому оформлению аппарата
в целом и отдельных его узлов, необходимые инженеру-технологу
при проектировании.
В технологическом расчете колонн дополнительно рассмотрены
проверенные практикой приближенные методы расчета ректифика-
ции многокомпонентных и сложных смесей в простых и сложных
колоннах, расчеты процессов абсорбции и десорбции в простых и
комбинированных аппаратах, а также общая схема и принципы
построения кинетического расчета массообменных аппаратов.
Дополнены разделы по определению оптимального флегмового
числа, по расчету основных гидравлических параметров перелив-
ных тарелок и насадочных колонн.
Кроме того, внесен целый ряд небольших изменений и добав-
лений, в которых учтены также и замечания читателей.
УСЛОВНЫЕ ОБОЗНАЧЕНИЯ*
А — фактор абсорбции.
а —удельная поверхность контакта фаз, л»2/эи3 (гл. II); линейный размер
наиболее узкого сечения перелива, м (гл. III); удельная поверхность
насадки, м2/м3 (гл. V и VI).
aR, —стоимость единицы поверхности нагревателя и конденсатора, руб/м2.
В — количество тепла, подаваемого в низ колонны в единицу времени (теп-
ло кипятильника), ккал/ч (гл. II); длина сливной планки, м (гла-
ва III).
ДВ — потери тепла по высоте колонны в единицу времени, ккал/ч.
Ь — ширина прорези колпачка или щели решетчатой тарелки, м.
С — стоимость узлов колонны и эксплуатационные расходы, руб;’
с —средняя теплоемкость жидкости, ккал/(кмоль • град), ккал/(кг град).
D — количество дистиллята, кмоль/ч, кг/ч; диаметр колонны, м; диаметр
трубопровода, м (гл. VI).
Dn, Г>ж - коэффициенты диффузии в паре и жидкости соответственно, м2/ч.
D° — коэффициент диффузии в разбавленном растворе, м2/сек.
Dy — коэффициент турбулентной диффузии, м2/сек.
d — количество тепла, отнимаемого на верху колонны в единицу времени
(тепло орошения), ккал/ч.
di — количество i'-того компонента в дистилляте, кмоль/ч.
d' — количество тепла, отнимаемого в конденсаторе, острым (испаряю-
щимся) орошением, ккал/ч.
dx — диаметр капель жидкости, м.
dK — диаметр колпачка, м.
^отв—Диаметр отверстия, м.
dH — диаметр насадки, м.
dn — количество тепла, снимаемого циркуляционным орошением, ккал/ч.
^экв — эквивалентный диаметр насадки, м.
Е— общий к. п. д. тарелки (гл. II); эффективность сепарации капель жид-
кости заданного размера отбойным устройством (гл. VI).
Е'— эффективность сепарации капель жидкости заданного размера одним
рядом насадки отбойного устройства.
£м, El — к. п. д. Мерфри по пару и жидкости соответственно.
Ev — локальный к. п. д. тарелки.
е — весовая доля отгона; относительный унос жидкости, моль/моль, кг/кг
пара.
* Единицы измерения большинства величин приводятся в международной си-
стеме единиц СИ. Для сохранения числовых коэффициентов эмпирических фор-
мул единицы измерения некоторых величин даны по первоисточнику.
9
е'— мольная доля отгона.
F — расход сырья при ректификации, кмоль/ч, кг/ч (гл. II); отношение рас-
хода сырья к расходу дистиллята (гл. V).
— количество неконденсируемых компонентов в сырье, кмоль/ч.
FK — площадь кольцевого зазора между колпачком и патрубком, м2.
Fnarp — площадь патрубка колпачковой тарелки, м2.
Fp — свободное сечение опорной решетки под насадку отбойника, м2/м2.
Fc—фактор стоимости.
/•'св- свободное сечение тарелки или насадки, м2/м2.
/—рабочая площадь тарелки, м2.
fK — площадь поперечного сечения колонны, м2.
/отв — площадь отверстия, м2.
fn — площадь одного перелива на тарелке, м2.
/пр-площадь одной прорези в струйной тарелке по наименьшему сече-
нию, м2.
fi — количество i-того компонента в сырье, кмоль/ч.
G — расход парового потока в произвольном сечении ректификационной ко-
лонны, кмоль/ч, кг/ч.
GB — расход воды в конденсаторе или холодильнике, кг/ч.
Св.п—расход водяного пара, кмоль/ч, кг/ч.
GK — производительность конденсаторов и теплообменников На единицу по-
верхности теплообмена, кг/{м2-ч).
Одоп— допустимая скорость пара, кг/{м2-ч).
g — ускорение силы тяжести, м/сек2.
ga — количество циркуляционного орошения, кг/ч.
gxon — количество холодного орошения, кг/ч.
gi~ расход (-того компонента в паре в произвольном сечении ректифика-
ционной колонны, кмоль/ч.
&gi — количество компонента, поглощенного абсорбентом в единицу времени,
кмоль/ч, кг/ч.
// — расстояние между тарелками, мм (гл. II—IV); высота слоя насадки,
м (гл. V).
Н] — высота слоя насадки между перераспределителями жидкости, м.
Нп — энтальпия паров, ккал/кмоль, ккал/кг-, высота вспененного слоя жидко-
сти в сливном устройстве, мм.
//с —высота сепарационного пространства, м (гл. III), мм (гл. IV).
//ж — энтальпия жидкости, ккал/кмоль, ккал/кг.
&Н — расстояние от верха колпачка до вышележащей тарелки, мм.
ЬНа ~ разность энтальпий потоков при абсорбции в единицу времени, ккал/ч.
l\I!:(Ол — разность энтальпий потоков в холодильнике в единицу времени, ккал/ч.
й —рабочее время в году, ч (гл. II); высота подъема клапана на клапан-
ной тарелке, м (гл. III); высота между изгибами слоя насадки типа
Спрейпак, мм (гл. V); высота слоя насадки в отбойном устройстве, м
(гл. VI).
h] — высота одного слоя насадки, м (гл. V); напор жидкости, м вод. ст.
(гл. VI).
йб — глубина барботажа, мм.
hz — зазор между колпачком и основанием тарелки, мм.
йг, йж — высота единицы переноса массы в газовой и жидкой фазах соответ-
ственно, м.
hn — высота переливной планки на тарелке, мм.
hnp — высота прорезей на колпачковой тарелке, мм.
йпогр — глубина погружения прорезей, мм.
йоткр — высота открытия прорезей, мм.
йог — общая высота единицы переноса массы, выраженная через концентра-
ции компонента в газовой фазе (ВЕП), м.
h№ — высота слоя светлой жидкости на тарелке, м.
К — высота слоя светлой жидкости в сливном устройстве, м.
йст — статический уровень жидкости на тарелке, м.
йЭКв — высота насадки, эквивалентная одной теоретической тарелке (ВЭТТ), м.
10
hr — превышение отметки Штуцера для отбора бокового потока над отмет-
кой приемного штуцера насоса, м.
hs — высота подпора на приеме насоса, м.
&h— высота подпора жидкости над водосливом, мм.
feor—общий коэффициент массопередачи, выраженный через концентрации
компонента в газовой фазе, м/ч.
kx — коэффициент массопередачи в жидкой фазе, м/час.
k— константа фазового равновесия (гл. II); коэффициент вспениваемости
жидкости на тарелке (гл. III).
— коэффициенты теплопередачи в подогревателе и конденсаторе,
ккалЦм2 • ч град).
L — расход жидкого потока в произвольном сечении ректификационной
колонны, кмоль/ч, кг/ч\ расход абсорбента при абсорбции, кмоль/ч,
кг/ч.
Lv — расход жидкости на единицу длины сливной планки, лг3/(Л • ч)
(гл. III); объемный расход жидкости, м3/сек (гл. IV—VI).
Ly — расход жидкости на единицу площади поперечного сечения колонны,
м.3/(м2 ч).
Lp — условная нагрузка жидкости на единицу длины смоченного периметра
насадки, м3/(м ч).
Il — расход /-того компонента в жидкости в произвольном сечении колон-
ны, кмоль/ч, кг/ч.
1С~ суммарное расстояние между колпачками в ряду, перпендикулярном
потоку жидкости, мм.
//•—суммарное расстояние между патрубками на колпачковой тарелке
в ряду, перпендикулярном потоку жидкости, мм.
/ш — шаг между колпачками или отверстиями, м.
М — молекулярный вес — масса 1 кмоль, кг/кмоль.
т — тангенс угла наклона касательной к кривой равновесия.
N — число теоретических тарелок.
Nц — число реальных (действительных) тарелок.
Nor — общее число единиц переноса массы, выраженное через концентрации
компонента в газовой фазе.
Л/г, Л/ж — число единиц переноса массы в газовой и жидкой фазах соответ-
ственно.
Nh. — число теоретических тарелок, приходящееся на 1 м высоты колонны.
п — число секций полного перемешивания (гл. II); диапазон устойчивой
, работы тарелки (гл. III); степень смачиваемости насадки (гл. V);
число отверстий, прорезей или количество рядов насадки в отбойнике,
расположенных перпендикулярно потоку газа (Гл. VI).
«1 — число элементов насадки в 1 м3.
пк — число колпачков на тарелке.
пк -г- число колпачков, приходящихся на единицу рабочей площади тарелки.
пх — число каскадных тарелок.
Пр — число рядов колпачков или паровых патрубков тарелки из S-образных
элементов на одном потоке жидкости.
Р — абсолютное давление, атм.
Рк — стоимость единицы объема колонны, руб/м3.
Рэ — давление на входе в эжектор, мм рт. ст.
Рр — давление в питательной секции колонны, мм рт. ст.
&.Р — общий перепад давления на тарелке или в слое орошаемой насадки,
потеря напора, мм вод. ст.
ДРсух — сопротивление «сухой» тарелки или насадки, мм вод. ст.
&Рж~ потеря напора газового потока в слое жидкости на тарелке, мм вод. ст,
ДРж.п — сопротивление движению жидкости в переливе, мм ст. жид.
р — шаг насадки или расстояние между ромбами насадки Спрейпак, мм.
Pi — количество отпариваемых фракций, %.
11
Рр — давление насыщенных нефтяных паров в питательной секции колонны,
мм рт. ст.
pw — давление водяных паров на входе в эжектор, мм рт. ст.
Pq~ удельные затраты на подвод тепла в низ колонны, руб/ккал.
Qn, Qw ~ количество пара и жидкости, проходящие через поперечное сечение
трубопровода, м3/сек.
R — расход остатка, кмоль/ч, кг/ч; флегмовое число.
Rx ~ объемная доля жидкости в двухфазном потоке пар — жидкость.
г — теплота парообразования водяного пара, ккал/кг (гл. II); вылет струи
жидкости, м (тл. VI).
г/ — количество i-того компонента в остатке, кмоль/ч.
S— фактор отпарки (гл. II); максимальная ширина переливного устрой-
ства, м (гл. III).
s— число псевдосекций полного перемешивания (гл. II); максимальная
ширина переливного устройства, м (гл. III); ширина просвета между
уголками отбойника, м (гл. VI); ширина перемычки между отвер-
стиями или диаметр проволоки насадки Спрейпак, мм (гл. V).
Т~ температура, °К.
t— температура, °C.
Л/ — градиент температур по колонне, °C; среднелогарифмическая разность
температур, °C.
MD — перепад температур в подогревателе и конденсаторе, °C.
U — боковой отбор жидкого потока, моль/ч.
V — объемный расход газа, м3/сек-, количество газа при абсорбции,
кмоль/ч (гл. II).
Fnep — объем переливного устройства, м3.
7Пр— объем газа, проходящего через одну прорезь колпачка, м3/сек.
V— расход компонента в газе в произвольном сечении абсорбера и десор-
бера, кмоль/ч.
W — боковой отбор парового потоку; моль/ч-, производительность эжектора,
кг/ч.
W3 — расход водяного пара на эжектор, кг/ч.
И7НН — расход неконденсируемых паров на эжектор, кг/ч.
w — скорость пара в свободном сечении колонны, м/сек.
Wj — скорость пара в рабочем сечении тарелки, м/сек.
w0 — скорость пара в наиболее узком сечении тарелки, м/сек.
гг>макс) — максимально- и минимально допустимые скорости пара в свободном
и’мин! сечении колонны, м/сек.
wx — скорость движения жидкости по тарелке, м/сек (гл. II); скорость жид-
кости в свободном сечении колонны, м/сек (гл. V).
wn — скорость движения вспененного слоя жидкости по тарелке, м/сек.
х, у — весовые или мольные концентрации компонента в жидкости и паре
соответственно, вес. доли, мольн. доли.
у — величина вылета ниспадающей струи жидкости в переливном устрой-
стве, м (гл. III).
z— состав концентрация компонентов в сырье; коэффициент сжимаемости
(гл. II).
— длина пути жидкости по тарелке, м.
zQ — запас жидкости на тарелке, м3/м2.
а — коэффициент относительной летучести компонента смеси (гл. II); угол
расположения отверстий в трубчатом распределителе жидкости, град
(гл. VI).
а' — угол наклона кривой ИТК, °C на 1 °/о отгона.
Р — коэффициент избытка флегмы (гл. II); коэффициент, характеризую-
щий различную вспениваемость жидкости на тарелке (гл. IV).
у — коэффициент активности.
ун — к. п. д. нагревательного устройства.
А —• градиент уровня жидкости на тарелке (разность статических уровней
на входе и выходе), мм.
12
б — толщина тарелки, м.
е — относительная рабочая площадь тарелки, мг/мг.
е9ф — относительная эффективная рабочая площадь тарелки, м2)м^.
Л — фактор извлечения (Л=тб/Д); теплота испарения, ккал/кмоль,
ккал/кг (гл. II); коэффициент сопротивления слоя насадки (гл. V).
ц — коэффициент истечения жидкости через щель.
Рп — динамическая вязкость пара, кг селфР.
Цж — динамическая вязкость жидкости, спз.
v — кинематическая вязкость, ж2/ч.
0 — дбдя байпасируемой жидкости или коэффициент поперечной неравно-
мерности.
£ — коэффициент сопротивления сухой тарелки.
я — общее давление системы, атм.
р — плотность потока, кг)м3.
Г (
рж — плотность жидкости по отношению к воде.
pz _ относительная плотность вспененной жидкости в переливном устрой-
стве по отношению к исходной.
а — поверхностное натяжение жидкости, дин}см.
т— срок амортизации оборудования, ч (гл. II); время, сек (гл. III); доля
сечения щели, занятая стекающей жидкостью, лг2/.«2 (гл. IV).
тж, тп — среднее время пребывания пара и жидкости на тарелке, ч.
Тдоп — допустимое время пребывания жидкости в переливе, сек.
Те — время стока жидкости из колонны, ч.
q — коэффициент аэрации жидкости на тарелке (гл. III); степень извлече-
ния компонента из газа (гл. V).
Фа. Фд ~ коэффициенты извлечения при абсорбции и десорбции соответственно.
Индексы
в.п — водяной пар.
г — газ.
ж — жидкость.
ин — инертные компоненты в паровом потоке.
О—состав парового и жидкого потоков сырья в питательной
секции колонны.
ор — орошение.
п — пар.
п.ж — система пар—жидкость.
D ~ дистиллят.
F — паровой и жидкой потоки сырья в питательной секции ко-
лонны.
R — остаток.
S — боковой погон.
q — номер последующего приближения при итерационном рас-
чете.
j, п, m, N — номера тарелок.
Р — наиболее труднолетучий компонент.
i, k — произвольные компоненты (I < i ... k < Р).
I, h — легкий и тяжелый ключевой компоненты.
(I — k)~ пара разделяемых компонентов.
* — условие равновесия системы пар—жидкость.
Критерии *
_ w d„ _. . , ,
Rer = -р------Рейнольдса газовой фазы для насадочных колонн.
г CBVr
* При вычислении критериев подобия единицы измерения всех величин
должны быть выражены в единицах одной системы.
13
Ре,
Кеж V^d-^св)
Rer=^
RejK=^£L
Vjk
Wxa
Fr = ——------Фруда жидкой фазы для насадочных колонн.
z2
—-----Пекле для газовой фазы.
I Тг
Z2
Реж = ———------Пекле для жидкой фазы.
^Т.Ж^Ж
Scr = -^--Шмидта для газовой фазы.
£)г
= -^— Шмидта для жидкой фазы.
Dx
—£-----Вебера,
^ст^ж
— Рейнольдса жидкой фазы Для насадочных колонн.
Рейнольдса газовой фазы ДЛЯ тарельчатых колонн.
— Рейнольдса жидкой фазы ДЛЯ тарельчатых колони.
We =
Глава I
ОБЩИЕ СВЕДЕНИЯ О РЕКТИФИКАЦИОННЫХ
И АБСОРБЦИОННЫХ АППАРАТАХ
1. СУЩНОСТЬ ПРОЦЕССОВ РЕКТИФИКАЦИИ
И АБСОРБЦИИ
Процесс ректификации предназначен для разделения жидких
смесей на практически чистые компоненты или фракции, различаю-
щиеся температурой кипения.
Различают смеси из двух компонентов (бинарные), многоком-
понентные и сложные (непрерывные). К сложным смесям отно-
сятся нефть и ее фракции.
Физическая сущность процесса ректификации заключается в
двустороннем массо- и теплообмене между неравновесными пото-
ками пара и жидкости при высокой турбулизации поверхности
контактирующих фаз. В результате массообмена пар обогащается
низкокипящими, а жидкость — высококипящими компонентами.
При определенном числе контактов можно получить пары, состоя-
щие в основном из низкокипящих, а жидкость — из высококипящих
компонентов.
На практике ректификация, как и всякий диффузионный про-
цесс, осуществляется в противотоке пара и жидкости, что обеспе-
чивает различие температур и неравновесность составов встречных
потоков. Жидкое орошение при ректификации паров создается пу-
тем конденсации части парового потока в верхней части колонны,
а паровое орошение при ректификации жидкости — путем испаре-
ния части жидкости в нижней части колонны.
Абсорбция — это процесс разделения газовых смесей путем из-
бирательного поглощения отдельных компонентов смеси жидким
поглотителем — абсорбентом. Физическая сущность процесса аб-
сорбции заключается в молекулярной и конвективной диффузии
вещества из газовой фазы в жидкую вследствие разности пар-
циальных давлений извлекаемого компонента в контактирующих
фазах. Различие парциальных давлений компонентов во встреч-
ных фазах обеспечивается противоточным движением газа и жид-
кости.
Когда парциальное давление компонента в газе становится
меньше, чем в жидкости, начинается выделение его из жидкости,
т. е. диффузия вещества из жидкой фазы в газовую. Такой процесс
называется десорбцией,
15
В связи с тем что газовые смеси можно разделить как при по-
мощи абсорбции, так и при помощи ректификации (после ожиже-
ния газовых смесей), выбор способа разделения определяется в
основном технико-экономическим анализом конкретной схемы про-
цесса.
Процессы ректификации и абсорбции осуществляются в аппа-
ратах, технологическая схема которых зависит от назначения аппа-
рата и давления в нем, а конструкция—от способа организации
контакта фаз. Наиболее простое конструктивное оформление рек-
тификационных и абсорбционных аппаратов применяется при
движении жидкости от одной ступени контакта к другой под дей-
ствием силы тяжести. В этом случае контактные устройства (та-
релки) располагаются одно над другим и разделительный аппарат
выполняется в виде вертикальной колонны. В промышленной прак-
тике известны также разделительные аппараты, выполненные в
виде горизонтальной емкости. Подачу жидкости от одной ступени
контакта к другой и отделение жидкости от пара или газа после
контакта в этих аппаратах осуществляют при помощи вращаю-
щихся деталей, приводимых в движение от двигателя.
При ступенчатом осуществлении процесса ректификации или
абсорбции в колонных аппаратах контакт пара и жидкости может
происходить в противотоке (например, на тарелках провального
типа), в перекрестном токе (например, на колпачковых тарелках)
и в прямотоке (например, на струйных тарелках). Если процесс
ректификации или абсорбции осуществляется непрерывно во всем
объеме колонного аппарата, то контакт пара и жидкости при дви-
жении обеих фаз может происходить только в противотоке (напри-
мер, в слое насадки).
2. СОВРЕМЕННЫЕ РЕКТИФИКАЦИОННЫЕ
И АБСОРБЦИОННЫЕ АППАРАТЫ.
ВЫБОР ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ СХЕМЫ АППАРАТА
Современные ректификационнные и абсорбционные аппараты
можно классифицировать в зависимости от технологического на-
значения, давления и внутреннего устройства, обеспечивающего
контакт между паром и жидкостью.
По технологическому назначению ректификационные аппараты
подразделяются на колонны атмосферно-вакуумных установок, тер-
мического и каталитического крекингов, вторичной перегонки неф-
тепродуктов, а также на колонны для ректификации газов, стаби-
лизации легких нефтяных фракций и т. д.
В зависимости от применяемого давления аппараты подразде-
ляются на вакуумные, атмосферные и работающие под давлением.
В зависимости от внутреннего устройства различают аппараты
тарельчатые, насадочные, пленочные и роторные (с вращающимися
деталями). В нефтяной, нефтехимической и газовой промышленно-
стях в настоящее время наиболее широко распространены тарель-
чатые и насадочные колонны, в связи с чем в данной книге рассма-
16
игривается расчет и конструирование только тарельчатых и наса-
|дочиых колонн.
I К современным ректификационным и абсорбционным аппара-
там предъявляются следующие требования: высокая разделитель-
ная способность и производительность, достаточная надежность и
гибкость в работе, низкие эксплуатационные расходы, небольшой
|вес и, наконец, простота и технологичность конструкции. Последние
[требования не менее важны, чем первые, поскольку они не только
[определяют капитальные затраты, но и в значительной мере
[влияют на величину эксплуатационных расходов, обеспечивают
[легкость и удобство изготовления аппарата (особенно при серий-
|ном изготовлении), монтажа и демонтажа, ремонта, контроля,
[испытания, а также безопасность эксплуатации и пр.
| В настоящее время особенно важное значение приобретает на-
дежность работы ректификационных и абсорбционных аппаратов
Остановок, производящих сырье для нефтехимических процессов,
в связи с тем, что указанные установки стоят во главе целого неф-
техимического комплекса, стоимость которого во много раз превы-
шает стоимость самих установок. Кроме того, установки, произво-
дящие сырье для нефтехимических комплексов (например, этиле-
новые установки), строятся в начале и до освоения остальных
комплексов работают не на полную мощность. Таким образом, обо-
рудование указанных производств должно работать надежно в ши-
роком диапазоне изменения нагрузок—сначала при малых и за-
тем при полных проектных нагрузках.
Кроме перечисленных выше требований ректификационные и
абсорбционные аппараты должны отвечать также требованиям го-
сударственных стандартов, ведомственных нормалей и инспекции
(Госгортехнадзора.
Технологическая схема аппарата зависит от состава разделяе-
мой смеси, требований к качеству получаемых продуктов, от воз-
можностей уменьшения энергетических затрат, назначения аппа-
рата, его места в технологической цепочке всей установки и от
многих других факторов, учесть которые для однозначной рекомен-
дации по выбору технологической схемы аппарата просто невоз-
можно. Выбор технологической схемы зачастую производится ин-
туитивно или на основе опыта промышленной эксплуатации, на-
пример, при разделении сложных смесей. Однако в большинстве
случаев при выборе технологической схемы аппарата определяю-
щими являются перечисленные выше факторы. Учитываются также
известные схемы ведущих аппаратов различных установок. Это по-
зволяет более обоснованно подойти к выбору технологической схе-
мы вновь проектируемой колонны хотя бы в первом приближении.
Следует отметить также, что правильный выбор технологической
схемы вновь проектируемого аппарата или улучшение существую-
щей схемы в целом ряде случаев позволяет получить более замет-
ный эффект (улучшение качества продуктов, увеличение произ-
водительности аппарата, снижение энергетических затрат) по
17
сравнению с тем, который дает применение новых конструкций
внутренних устройств.
Рассмотрим основные типы ректификационных и абсорбцион-
ных аппаратов и особенности их технологических схем.
Для заданного разделения любой исходной смеси на две части
Рис. 1-1. Простые ректификационные
колонны:
а — полная колонна; б — укрепляющая колонна;
в —отгонная колонна; / — колонна; 2 — конден-
сатор-холодильник; 3 — емкость орошения;
4 — кипятильник; / — сырье; //—дистиллят;
/// — остаток.
применяется схема полной ректификационной колонны (простая
колонна) (рис. 1-1, а). В таком
аппарате сырье подается в се-
редину колонны, дистиллят,
обогащенный низкокипящими
компонентами или фракциями,
отбирается сверху, а остаток,
обогащенный высококипящими
компонентами или фракция-
ми, — снизу колонны. Для соз-
дания жидкостного и парового
орошений колонна имеет кон-
денсатор вверху и кипятиль-
ник внизу. Секция колонны,
расположенная выше ввода
сырья, называется концентра-
ционной, или укрепляющей; сек-
ция, расположенная ниже вво-
да сырья, — отгонной, или исчерпывающей. Верхняя тарелка отгон-
ной секции колонны, на которую поступает жидкая часть сырья,
называется тарелкой питания.
Для выделения небольшого количества высококипящих или
легкокипящих компонентов или
тификационные колонны, ук-
репляющие и отгонные (рис.
1-1,6, в). В укрепляющую ко-
лонну сырье подается в паро-
вой фазе под нижнюю тарелку,
в отгонную — в жидкой фазе
на верхнюю тарелку колонны.
В полных ректификацион-
ных колоннах или в отпарных
колоннах наряду с подогревом
фракций применяют неполные рек-
Рис. 1-2. Простые ректификационные
колонии, работающие с водяным паром:
^ — вакуумная колонна; б —колонна под да-
влением; в — отпарная колонна; /—колонна;
2 — конденсатор-холодильник; 3 — емкость оро-
шения; 4 — подогреватель; 5—отстойник;
/ — сырье; // — дистиллят; III — остаток; IV — во
дяной пар; V — вода.
или вместо него- в низ колонны
подается водяной пар или
инертный газ. В вакуумных и
отпарных колоннах (рис. 1-2, а,
в) водяной пар снижает пар-
циальное давление паров про-
дукта и способствует отпарке
легких фракций без значительного повышения температуры. В пол-
ных колоннах, работающих под атмосферным и повышенным дав-
лением, водяной пар применяется для снижения температуры низа
колонны или увеличения производительности подогревателя за
18
счет повышения средней разности температур потоков (рис. 1-2,
а, б).
При разделении многокомпонентных и сложных смесей на три и
более фракции применяют несколько последовательно работающих
колонн, одну сложную колонну либо сочетание простых и сложных
колонн. Сложная колонна — это колонна с несколькими вводами
Рис. 1-3. Принципиальная схема разделе-
ния многокомпонентной или сложной смеси
на четыре фракции с помощью простых
ректификационных колонн:
I — колонна; 2 — конденсатор-холодильник; 3 — ем-
кость орошения; 4 — подогреватель; / — сырье;
II — первая фракция; III — вторая фракция;
IV — третья фракция; V — четвертая фракция (оста-
ток).
питания или боковыми отборами продуктов по высоте.
При многоколонной схеме сырьем каждой последующей колон-
ны могут служить как дистиллят, так и остаток предыдущей ко-
лонны. На рис. 1-3 в качестве примера показана схема разделения
исходной смеси на четыре
фракции тремя простыми
колоннами; более тяжелые
компоненты или фракции от-
бираются сверху последую-
щей колонны.
Большое количество воз-
можных вариантов разделе-
ния при многоколонной схе-
ме, даже при сравнительно
небольшом числе компонен-
тов в смеси или небольшом
количестве получаемых
фракций сложной смеси, за-
трудняет определение опти-
мальной схемы разделения и
приводит к необходимости
использования электронно-
вычислительных машин (ЭВМ). Отметим, что для указанных целей
вполне достаточно провести только статические расчеты разделе-
ния [1]. В качестве первого приближения, а также для ускорения
расчетного определения с помощью ЭВМ оптимальной схемы раз-
деления можно рекомендовать следующие правила. В первых ко-
лоннах следует выделять наиболее летучие компоненты или легко-
кипящие фракции при сравнительно небольшом содержании их в
сырье. При значительном их содержании в сырье, например при
разделении легких углеводородных газов методами абсорбции, с
энергетической точки зрения выгоднее в первых колоннах выделять
более тяжелые компоненты [2]. Для промежуточных колонн реко-
мендуется применять схему, обеспечивающую минимальную чисто-
ту промежуточных продуктов [3].
Предварительную оценку экономичности той или иной схемы
разделения можно проводить по минимальному расходу тепла на
разделение или по суммарному расходу паров, проходящих через
колонны.
С подробным описанием и выбором многоколонной схемы
разделения можно ознакомиться по специальной литературе
[3—5].
19
Рассмотрим сложные ректификационные колонны, которые наи-
более часто встречаются в схемах разделения нефти (установки
АВТ) и широких фракций (установки каталитического крекинга и
замедленного коксования) [6—9].
В атмосферных колоннах для перегонки нефти (рис. 1-4, а) кро-
ме верхнего и нижнего продуктов, например бензина и мазута,
получают также несколько боковых погонов: лигроин, керосин и
соляровый дистиллят. Каждый боковой погон, отбираемый из ко-
лонны, направляется в свою отгонную колонну, где происходит от-
парка легких фракций. Таким образом, атмосферная колонна фак-
Рис. 1-4. Сложные ректификационные колонны:
а — атмосферная колонна для перегонки нефти; б —колонна для перегонки широкой
фракции с установки каталитического крекинга; в —вакуумная колонна для пере-
гонки мазута; / —колонна; 2 — тарелки; 3 — холодильник; 4 — конденсатор-холодильник;
5 — емкость орошения; б — отпарная колонна; 7 — отбойник; 8 — глухая тарелка; 9 —кас-
кадные тарелки; / — отбензиненная нефть; //—бензин; /// — лигроин; /V — керосин;
V — мазут; VI — водяной пар; VII —вода; //// — широкая фракция; IX — легкий газойль;
X — тяжелый газойль: XI — остаток тяжелого газойля; XII — газ; ХШ — легкая фрак-
ция; XIV — некондиционный продукт на циркуляцию в атмосферную колонну; XV ~ водя-
ной пар и иекоиденсируемые газы; X// —гудрон.
тически представляет собой несколько простых колонн, объединен-
ных в одну. Концентрационные части этих колонн расположены в
одном корпусе, а отгонные части оформлены в самостоятельные
отпарные колонны. При наличии в сложных колоннах одного верх-
него орошения разные секции имеют различные паровые и жид-
костные нагрузки и флегмовые числа. В связи с этим в каждой
секции [10] либо в отдельных секциях создают самостоятельные
циркуляционные орошения. Кроме перераспределения нагрузок и
флегмовых чисел по высоте колонны, применение циркуляционных
орошений позволяет улучшить энергетические показатели процесса
за счет использования тепла этих потоков. Например, за счет реге-
нерации тепла горячих потоков, и в том числе циркуляционных
орошений атмосферных и вакуумных колонн установки АВТ,
удается предварительно нагреть нефть до 160—170° С. Именно бла-
годаря применению циркуляционных орошений установки АВТ ха-
рактеризуются высоким коэффициентом использования тепла, ко-
20
торый для современных укрупненных и комбинированных устано-
вок достигает приблизительно 7.
Рассмотрим особенности технологической схемы вакуумной ко-
лонны для разделения мазута на широкую фракцию и гудрон
(рис. 1-4, в). Для получения заданного качества целевой фракции
колонна имеет три секции и два дополнительных боковых отбора;
верхняя секция предназначена для выделения легких фракций,
присутствие которых обычно нежелательно в основном продукте;
секция, расположенная ниже отбора основного продукта, обеспечи-
вает качество получаемого продукта по содержанию смолистых и
нелетучих соединений. В приведенной технологической схеме пока-
зан внешний переток жидкости из концентрационной части в отгон-
ную. В вакуумных колоннах для перегонки мазута, а также в ат-
мосферных колоннах для перегонки нефти подвод тепла в низ
колонны ограничен возможностью изменения физико-химических
свойств нефтепродуктов, поэтому все необходимое тепло вносится
только с сырьем. В связи с этим ограничен также и отвод тепла
с орошением, а следовательно, — возможность увеличения флегмо-
вого числа колонны. Дополнительный подвод тепла в колонну обес-
печил бы дальнейшее увеличение качества получаемых продуктов.
Один из возможных вариантов дополнительного подвода тепла в
колонну осуществляется следующим образом [9, И]: жидкость с
нижней тарелки концентрационной части забирается насосом, по-
дается в атмосферную колонну и далее — в печь, а затем уже в
виде паров поступает в питательную секцию вакуумной колонны.
Такое решение позволяет улучшить качество продуктов не только
по фракционному составу, но и по цвету, поскольку продукт с ниж-
ней тарелки концентрационной части вакуумной колонны содержит
наибольшее количество нелетучих и смолистых соединений.
При ректификации мазута на масляные дистилляты в вакуум-
ных колоннах с обычными технологическими схемами [7] наблю-
даются значительные налегания температур начала и конца кипе-
ния получаемых продуктов, что, однако, в. большинстве случаев
удовлетворяет требованиям к их качеству, так как определяющими
параметрами обычно являются не температуры кипения, а вяз-
кость, температура вспышки и цвет продукта.
Улучшение качества продуктов современных схем вакуумной
перегонки мазута, так же как и при атмосферной перегонке нефти,
достигается применением выносных отпарных колонн с кипятиль-
никами вместо подачи в низ отпарных колонн водяного пара.
При необходимости четкого разделения мазута без налегания
соседних фракций и при сохранении прежних показателей по вяз-
кости, температуре вспышки и цвету применяют двухступенчатую
перегонку с давлением во второй ступени меньшим, чем в первой,
и составляющим, например, 60 и 25 мм рт. ст. вверху колонн [9].
Сложные колонны установки каталитического крекинга
(рис. 1-4, б) предназначены для разделения широкой фракции
обычно на три продукта: бензин, легкий газойль и тяжелый
21
газойль. Как и остальные сложные колонны, они кроме верхнего
орошения имеют промежуточные циркуляционные орошения и от-
парные колонны. Особенностью сложных колонн установок катали-
тического крекинга является наличие специальной секции с каскад-
ными промывными тарелками над вводом сырья, с циркулирующей
флегмой для охлаждения перегретых паров сырья, поступающих
в колонну, и отмывки от катализаторной пыли. Для последую-.
щего отделения катализаторной пыли от жидкости нижняя часть
а б
Рис. 1-5. Воздухоразделительные
аппараты:
а—двойная колонна; б —тройная ко-
лонна; / — нижняя колонна; 2 — кондеи-
сагор; 3 — верхняя колонна; 4—дроссель;
5—средняя колонна; 6 — укрепляющая
колонна; / — сжатый и охлажденный
воздух; // — азот; ///-кислород; /7—
аргон.
колонны может иметь специальный
отстойник.
Значительные изменения в техно-
логические схемы ректификацион-
ных аппаратов внесены в связи с
уменьшением энергетических затрат
на разделение. Уменьшение энерге-
тических затрат при ректификации
достигается путем рационального
использования тепла конденсации
орошения, за счет уменьшения не-
равновесности встречных потоков в
сечении ввода питания и уменьше-
ния потерь, обусловленных термоди-
намической необратимостью. Рас-
смотрим наиболее интересные ре-
шения, осуществленные в таких энер-
гоемких процессах, как разделение
воздуха и углеводородных газов.
Воздухоразделительный аппарат
состоит обычно из двух колонн, со-
единенных между собой теплооб-
менником (рис. 1-5, а) [12]. При дав-
лении в верхней колонне, равном 5 ат, и в нижней 1,5 ат теплооб-
менник одновременно выполняет роль конденсатора и подогрева-
теля верхней и нижней колонн соответственно, что и позволяет ис-
пользовать тепло конденсации орошения нижней колонны для
создания парового потока верхней колонны. В нижней колонне
воздух разделяется на жидкость, обогащенную кислородом, и пары
азота с небольшим содержанием кислорода. В верхней колонне
происходит дальнейшее извлечение азота из обогащенной кислоро-
дом смеси. В результате сверху аппарата отбирается азот, а сбо-
ку — почти чистый кислород.
Разработан также воздухоразделительный аппарат, состоящий
из трех колонн (рис. 1-5,6) [13] под давлением, соответственно 9,8;
5,6 и 0,7 ат, работающих по схеме, аналогичной описанной выше.
В схеме на рис. 1-5, б показана также укрепляющая колонна для
получения аргона.
Большой практический интерес представляют технологические
схемы ректификационных аппаратов с так называемым тепловым
22
насосом, т. е. с рекомпрессией верхнего или нижнего продуктов.
При рекомпрессии верхнего продукта тепло, выделяемое при кон-
денсации, используется для подогрева и испарения остатка
(рис. 1-6, а) [14]. Для того чтобы температура конденсации была
выше температуры низа колонны, пары верхнего продукта компри-
мируют. При ректификации углеводородных газов обычно верхний
и нижние продукты имеют близкие температуры кипения, и поэто-
му требуются сравнительно небольшие затраты на сжатие газа.
После прохождения теплообменника часть продукта, используемая
Рис. 1-6. Ректификационные колонны
с рзкомпрессией верхнего (а) и ниж-
него (б) продуктов:
/ — колонна; 2 — компрессор; 3 — дроссель;
4 — подогреватель; 5 — конденсатор-холо-
дильник; 6 — емкость орошения; / —сырье;
// — дистиллят; /// — остаток.
Рис. 1-7. Конденсационно-испаритель-
ные аппараты для разделения паро-
вых (а) и жидких (б) смесей:
/ — укрепляющая (конденсационная) часть
колонны; 2 — исчерпывающая (испаритель-
ная) часть колонны; 3 — редуктор; 4 — ком-
прессор; 5 — конденсатор-холодильник; /—
исходная смесь; // — дистиллят; /// — оста-
ток.
как орошение колонны, проходит через дроссель, который снижает
давление до его рабочей величины.
В аналогичных условиях применяется другая схема теплового
насоса, изображенная на рис. 1-6, б. Охлажденная после дроссели-
рования жидкость, отбираемая уже с низа колонны, используется
как хладоагент в конденсаторе. Образующиеся пары комприми-
руют и направляют в колонну.
Применение схемы теплового насоса в этиленовых колоннах
дало значительную экономию энергозатрат [15J.
Весьма перспективным с точки зрения дальнейшего уменьшения
энергозатрат является применение конденсационно-испарительных
аппаратов, в частности противоточных испарителей-дефлегматоров,
в которых тепло конденсации паров укрепляющей секции исполь-
зуется для испарения жидкости в исчерпывающей секции колонны.
Для этой цели в укрепляющей секции колонны поддерживается
большее давление, чем в исчерпывающей; конструктивно аппарат
выполняется в виде теплообменника, реализующего теплообмен
между парами и жидкостью верхней и нижней частей колонны.
23
На рис. 1-7, а, б показаны принципиальные схемы конденсацион-
но-испарительных аппаратов для разделения паровых и жидких
смесей. Работа колонны по таким схемам, например при разделе-
нии паровых смесей, будет протекать следующим образом. Исход-
ная паровая смесь поступает в трубное пространство колонны 7.
Проходя трубки, она частично конденсируется, в результате чего
в верхней части колонны образуется необходимое орошение и про-
исходит укрепление низкокипящих компонентов в парах. Жидкость,
стекающая из трубного пространства, через редуктор 3 подается на
верх колонны в межтрубное пространство 2, где поддерживается
пониженное давление. Стекая по межтрубному пространству, жид-
кость частично испаряется под действием тепла, выделяющегося
при конденсации в трубном пространстве. Образующееся паровое
орошение создает необходимые условия для исчерпывания низко-
кипящего компонента из кубовой жидкости. Уходящая из межтруб-
ного пространства паровая смесь компрессором 4 вместе с исход-
ной смесью направляется в трубное пространство колонны. Дистил-
лят отбивается сверху трубного пространства, а остаток — снизу
межтрубного пространства колонны.
В приведенных на рис. 1-7, а, б схемах отгонный пар из исчер-
пывающей секции сжимается компрессором до давления укрепляю-
щей секции колонны. Дополнительная энергия, расходуемая в ком-
прессоре, значительно меньше тепловых потерь ректификации,
протекающей по обычной схеме. Так, применение конденсационно-
испарительных аппаоатов для разделения воздуха или легких угле-
водородных газов позволит дополнительно уменьшить энергетиче-
ские затраты на разделение примерно на 30% по сравнению со
средствами, расходуемыми при использовании обычных схем раз-
деления [16, 17].
Кроме обычной конструкции трубчатого теплообменника, при-
меняемой на небольших установках опреснения морской воды [18],
для конденсационно-испарительных аппаратов можно воспользо-
ваться другими видами конструкции трубчатого теплообменника:
заполнением различного рода насадкой, использованием проваль-
ных тарелок в межтрубном пространстве [17], выполнением насадки
в форме волнистых листов с рядами прямоугольных отверстий [16].
Однако в настоящее время широкое применение конденсационно-
испарительных аппаратов для разделения газовых смесей в про-
мышленности, особенно при больших мощностях современных уста-
новок, сдерживается отсутствием надежной, простой и технологич-
ной конструкции аппарата, обеспечивающей достаточно высокую
эффективность разделения.
Для уменьшения термодинамической необратимости от смеше-
ния потоков в сечении ввода питания предлагается осуществлять
разделение многокомпонентных смесей в колоннах со связанными
тепловыми потоками или с обратимым смешением потоков
(рис 1-8) [19]. Как видно из рисунка, предыдущая и последующая
колонны связаны противоположно направленными паровыми и
24
жидкостными потоками, соединяющими верх и низ предыдущей
колонны с точками ввода питания последующей.
Применение ректификационных колонн со связанными тепло-
выми потоками позволяет не только уменьшить термодинамическую
необратимость при смешении потоков, но и значительно снизить
общие затраты тепла и холода. Независимо от числа получаемых
продуктов технологические схемы с обратимым смешением потоков
имеют всего лишь один дефлегматор и один кипятильник. Недо-
статком указанных схем по сравнению с обычными является уве-
личение числа тарелок, потребного для заданного разделения.
Рис. 1-8. Принципиальная схема раз-
деления многокомпонентной смеси на
три фракции с помощью ректифика-
ционных колонн со связанными теп-
ловыми потоками:
] — колон на; 2 — конденсатор-холодильник;
3 — емкость орошения; 4 — подогреватель;
/ — сырье; // — первая фракция; /// — вто-
рая фракция; IV — третья фракция (остаток).
Рис. Ь9. Разрезные метановые ко-
лонны с промежуточными конденса-
торами и подогревателями:
/ — колонна; 2— парциальный конденсатор;
3 — емкость орошения; 4 — испаритель;
5 — сепаратор; 6 — конденсатор-холодильник;
/ — сырье; // — дистиллят; /// — остаток.
(Кроме того, схемы с обратимым смешением потоков наиболее легко
реализуются только при разделении близкокипящих многокомпо-
нентных смесей, так как лишь в этом случае в последней колонне
могут быть приняты температуры верха и низа, удовлетворяющие
экономичным условиям конденсации и испарения получаемых про-
дуктов.
Уменьшение энергетических затрат за счет снижения потерь, об-
условленных термодинамической необратимостью, достигается так-
же включением в технологическую схему промежуточных конден-
саторов и холодильников (в укрепляющую) и подогревателей (в
исчерпывающую секции колонны).
Применение указанных аппаратов улучшает условия регенера-
ции тепла, уменьшает расход тепла с высоким температурным
уровнем и низкотемпературного хладоагента. Характерным приме-
ром использования промежуточных холодильников для улучшения
25
Энергетических показателей процесса является применение проме-
жуточных циркуляционных орошений сложных жолонн. Другим
примером может быть разрезная колонна с промежуточным пар-
циальным' конденсатором для четкого разделения смеси легких
углеводородов (рис. 1-9, а) [20]. Применение данной схемы для
выделения пропана чистотой 95,1 мол. %, не содержащего водо-
рода и метана, из газовой смеси состава: Н2— 7, СН4— 14, С2Н6—
22, С3Н8 — 56, C4Hio—1 мол. %, при давлении 35 ат позволило
сократить капитальные затраты на 10%, а эксплуатационные рас-
ходы— на 25% по сравнению с экономическими показателями
обычных схем разделения. Основным источником экономии явилось
резкое сокращение потребностей в холоде.
Рис. 1-10. Принципиальная схема абсорбционных установок с по-
дачей абсорбента одним (а) и двумя (б) потоками:
1 — абсорбер; 2 — десорбер; 3 — холодильник; 4 — теплообменник; 5 — подогрева*
тель; / — исходный (жирный) газ; // — сухой газ; /// — десорбирующий агент;
IV — десорбирующий агент с извлеченными компонентами; V — абсорбент после
отпарки, илн тощий абсорбент.
Рассмотрим схему разрезной метановой колонны для разделе-
ния газов пиролиза на метано-водородную фракцию и фракцию
С2 — С4 [21, 22], применение которой позволяет значительно умень-
шить термодинамические потери тепла как от смешения потоков
в питательной секции колонны, так и вследствие переноса части
тепловой нагрузки с концов колонны в промежуточные сечения.
Колонна (рис. 1-9, б) состоит из четырех секций: двух укреп-
ляющих и двух отпарных. Охлажденный газ поступает в сепара-
тор 5. Жидкость из сепаратора подается в отгонную секцию, а пар
поступает в укрепляющую секцию колонны. Жидкость из укреп-
ляющей секции направляется в испаритель 4, в котором нагре-
вается и частично испаряется. Затем поток вводится в промежуточ-
ное сечение отгонной секции. Пар из отгонной секции охлаждается
и частично конденсируется в конденсаторе-холодильнике 6. Обра-
зовавшаяся жидкость вводится в промежуточное сечение укреп-
ляющей секции. На верх колонны подается орошение, полученное
в результате дальнейшего охлаждения отходящего газа.
Экспериментальное исследование узла низкотемпературной де-
метанизации пирогаза на полузаводской опытной установке с раз-
26
Лезнои колонной показало, что по сравнению с обычной схемой
Энергетические затраты были примерно на 18% меньше [1]. Приме-
нение схемы с разрезной колонной для деметанизации и деэтаниза-
ции различных углеводородных газов позволяет на 20—30% уве-
личить производительность колонны.
Схемы и конструктивное выполнение абсорбционных колонн
(абсорберов) и десорбционных колонн (десорберов) обычно до-
вольно просты.
На рис. 1-10, а показана принципиальная схема абсорбционной
установки разделения газа. Под нижнюю тарелку абсорбера по-
дается жирный газ, на верхнюю тарелку — тощий абсорбент. Из
нижней части абсорбера ухо-
дит насыщенный абсорбент с
извлеченными компонентами,
из верхней — сухой газ. На-
сыщенный абсорбент подается
на верхнюю тарелку десор-
бера, под нижнюю тарелку
поступает десорбирующий
агент, например водяной пар.
Из верхней части десорбера
уходит десорбирующий агент
а г
Рис. 1-11. Абсорберы:
а — схема абсорбера с охлаждением потоков;
б — двухступенчатый абсорбер; в ~ абсорбер
с отпарной секцией. 1 — колонна; 2 — холодиль-
ники; 3 —сепаратор; 4 — подогреватель; / — ис-
ходный газ; // — сухой газ; /// — насыщенный
абсорбент; /V—тощий абсорбент; / — тощий
тяжелый абсорбент; // —насыщенный тяжелый
абсорбент.
с извлеченными компонентами,
из нижней — тощий абсорбент.
Десорбцию растворенных в
абсорбенте компонентов мож-
но проводить также уменьше-
нием давления в колонне или
увеличением температуры низа.
В ряде случаев, например при осушке газа [23] или выделении
легких компонентов из многокомпонентной смеси [24], потребуется
значительно меньший расход абсорбента и тепла или отпариваю-
щего агента в десорбере, если подавать абсорбент двумя потоками
по схеме, изображенной на рис. 1-10, б.
Для повышения эффективности процесса абсорбции и уменьше-
ния расхода абсорбента широко применяется предварительное
охлаждение и насыщение тощего абсорбента легкими углеводоро-
дами, доохлаждение насыщенного абсорбента и отбензинивание
жирного газа в теплообменнике-испарителе (рис. 1-11, а).
При абсорбции углеводородных газов в качестве абсорбента
применяют керосин или бензин. В этих случаях наряду с абсорб-
цией углеводородов внизу колонны происходит десорбция легких
фракций абсорбента и возможен их унос вместе с сухим газом. Чем
меньше молекулярный вес абсорбента, тем больше его потери с от-
ходящим газом. Для уменьшения потерь легких фракций абсор-
бента применяют сепараторы, установленные внутри аппарата, вы-
носные сепараторы на линии сухого газа, охлаждение сухого газа,
поступающего в сепаратор и двухступенчатые абсорберы [25, 26].
27
В двухступенчатых абсорберах (рис. 1-11, б) легкие фракции керо-
сина или бензина поглощаются в верхней части аппарата более
тяжелым абсорбентом, например дизельным топливом или соляро-
вым дистиллятом, который подается на верхнюю тарелку и выво-
дится с 4—5 тарелки сверху аппарата. Легкий абсорбент в этом
случае подается на тарелку, расположенную ниже отбора тяжелого
абсорбента.
При использовании
абсорбера — аппарата
Рис. 1-12. Десорберы:
а — абсорбционно-отпарная ко-
лонна; б-десорбер с ректи-
фикационной секцией вверху;
1 — колонна; 2 — холодильник;
3 — подогреватель; 4 — конденса-
тор-холодидьник; 5 — емкость
орошения; б —сепаратор; / — на-
сыщенный абсорбент; // — тощий
абсорбент; III —деэтаннзирован-
ный насыщенный абсорбент;
// — сухой газ; / — сжиженный
газ (извлеченные компоненты);
// — водяной пар; /// — вода.
двухступенчатого абсорбера в качестве ре-
для поглощения пропана, выделяющегося
при десорбции из насыщенного абсорбен-
та, он служит для предварительного на-
сыщения тощего абсорбента легкими уг-
леводородами — метаном и этаном [27].
Применение такого аппарата позволяет
значительно увеличить извлечение целе-
вых компонентов из смеси углеводород-
ных газов с относительно большим содер-
жанием легких компонентов.
При абсорбции углеводородных газов
в насыщенном абсорбенте может содер- •
жаться большое количество легких угле-
водородов. Для отделения их от извле-
ченных тяжелых компонентов абсорбер
снабжают отпарной секцией, расположен-
ной внизу аппарата (рис. 1-11, в). Ее на-
значение совпадает с назначением отгон-
ной части ректификационной колонны и
состоит в увеличении концентрации тя-
желых компонентов в отходящем .абсор-
бенте (остатке). При такой конструкции
аппарата потребуется несколько больший
расход адсорбента, так как вместе с лег-
кими компонентами частично отпариваются извлекаемые тяжелые
компоненты. На современных нефтеперерабатывающих заводах за
рубежом большинство абсорберов имеют отпарные секции и подо-
греватели низа [27].
На газоперерабатывающих заводах при высоком извлечении
легких компонентов из газа отпарные секции в абсорберах не при-
меняются.
За последние годы в промышленности широко используются
комбинированные аппараты различного назначения типа абсорбер-
десорбер [28, 29].
Характерным комбинированным аппаратом такого типа яв-
ляется абсорбционно-отпарная колонна (рис. 1-12, а), предназна-
ченная для десорбции легких углеводородов (метана и этана) из
насыщенного абсорбента. В нижней части аппарата происходит
отпарка метана и этана от насыщенного абсорбента, а в верхней —
абсорбция пропана. Для увеличения эффективности поглощения
• пропана верхняя часть колонны снабжается концевым холодильни-
ком. Такой аппарат называют также деэтанизатором или фракцио-
нирующим абсорбером.
С отходящим из десорбера жирным газом может уноситься
часть легких фракций абсорбента. В этом случае применяют ком-
бинированную колонну с ректификационной секцией вверху. Если
десорбция производится только путем подогрева низа колонны, то
десорбер будет похож на обычную ректификационную колонну
^В| (рис. 1-12, б).
Для уменьшения потерь от необратимости и улучшения отпарки
легких компонентов в десорберах, так же как и в ректификацион-
ных колоннах, используют промежуточные подогреватели [30, 31].
Применение двухступенчатых абсорберов, абсорбционно-отпар-
ных колонн и десорберов с ректификационной секцией позволяет
^добиться высокого извлечения целевых компонентов из таза на
современных абсорбционных установках нефте- и газоперерабаты-
вающих заводов, а на установках ГФУ и АГФУ наряду с абсорб-
цией углеводородных газов — проводить стабилизацию широких
фракций.
3. РАСЧЕТ КОЛОННЫ И НЕКОТОРЫЕ ЕГО ОСОБЕННОСТИ
ЦВ? Целью расчета колонны по заданной производительности .и чет-
₽ , кости разделения является определение технологического режима,
основных размеров аппарата и его внутренних устройств. Техноло-
гический режим колонны определяется температурами всех внеш-
них материальных потоков, рабочим давлением в аппарате, удель-
ным расходом тепла на испарение остатка и холода на конденса-
цию части верхнего продукта, флегмовым числом или удельным
расходом абсорбента. Основными размерами аппарата являются
его диаметр и высота, зависящие главным образом от типа тарелок
i и расстояния между ними; основными размерами тарелки — ее сво-
’ бодное сечение и размеры некоторых элементов, характерных для
каждого типа тарелок.
В целях систематизации и выбора наиболее рациональной схе-
мы расчета колонны условно разделим его на две части. К первой
' части отнесем определение параметров процесса разделения, кон-
тролирующих качество получаемых продуктов: показателей техно-
логического режима и число действительных тарелок. Ко второй —
определение параметров процесса, контролирующих производи-
тельность колонны: основных размеров колонны и ее внутренних
устройств. Первую часть расчета назовем технологическим расче-
том, поскольку основным его содержанием является определение
технологического режима колонны. Вторую часть расчета назовем
гидравлическим расчетом, поскольку основные размеры аппарата
определяются на основе гидравлических зависимостей взаимодей-
ствия двухфазного потока пар — жидкость.
28
29
Назначение технологического расчета колонны состоит в опре-
делении режима ее работы, обеспечивающего заданное качество
разделения исходного сырья; назначение гидравлического расчета
колонны — в обеспечении заданного разделения исходного количе-
ства сырья в колонне с запроектированными собственными разме-
рами и размерами внутренних устройств при допустимом диапа-
зоне изменения нагрузок. Изменение нагрузок и состава исходного
сырья является следствием взаимосвязанности работы всего завода
и колебаний собственного технологического режима. Поэтому для
обеспечения заданного разделения колонна должна обладать экс-
плуатационной гибкостью.
Кроме заданного разделения и устойчивой работы технологиче-
ский и гидравлический расчеты колонны должны обеспечить опти-
мальную конструкцию колонны и минимальные затраты на ее со-
оружение и эксплуатацию.
Наибольшую трудность представляет расчет оптимальной кон-
струкции, так как многие показатели, подлежащие определению,
зависят друг от друга. Например, в атмосферных колоннах, рабо-
тающих с большим числом тарелок, температурный режим будет
зависеть от числа тарелок колонны и их типа; диаметр колонны —
от расстояния между тарелками, нагрузок по пару и жидкости,
способа организации движения жидкости по тарелке и т. д. В ряде
случаев такая взаимосвязь нарушает принятое выше условное де-
ление расчета на две части и- обусловливает необходимость прове-
дения поверочных расчетов и даже применения метода последова-
тельного приближения.
Сложности выполнения расчетов процессов разделения много-
компонентных и непрерывных смесей обусловливают необходи-
мость применения электронно-вычислительных машин (ЭВМ).
В настоящее время все технологические, а в некоторых случаях
и гидравлические расчеты промышленных процессов и аппаратов,
используемых для разделения смесей, выполняются специализиро-
ванными организациями только на ЭВМ. Однако применение ЭВМ
не исключает целесообразности использования приближенных ме-
тодов расчета, если они соответствуют целям и задачам проектиро-
вания. В связи с этим в книге рассматриваются как точные, так и
приближенные методы расчета процессов разделения. Изложен
также термодинамический расчет разделения бинарных смесей, ме-
тодически необходимый для освоения более сложных расчетов раз-
деления многокомпонентных и непрерывных смесей.
Приведенная ниже последовательность технологического расче-
та относится главным образом к приближенным термодинамиче-
ским методам, поэтому порядок и особенности точных методов рас-
чета — термодинамического и кинетического, выполняемых на
ЭВМ, рассматриваются особо.
Рекомендуется следующий порядок технологического и гидра-
влического расчетов тарельчатых колонн, который и принят за
30
: основу при изложении материала (о возможном отклонении от
' этой схемы сказано в соответствующих разделах расчета). „
;. Последовательность технологического расчета: 1) составление
’ материального баланса колонны по внешнему контуру; 2) опреде-
• ление температурного режима и рабочего давления колонны;
' 3) определение флегмового числа и расхода водяного пара; 4) со-
ставление теплового баланса колонны; 5) определение внутренних
материальных потоков в колонне; 6) определение числа теоретиче-
ских тарелок; 7) определение числа реальных тарелок; 8) выбор
типа тарелок. '
Последовательность гидравлического расчета: 1) выбор расстоя-
ния между тарелками; 2) предварительное определение диаметра
колонны; 3) выбор схемы движения жидкости по тарелке, рабочей
'площади тарелки и площади, занятой под переливы; 4) уточнение
диаметра колонны; 5) определение основных конструктивных раз-
меров и свободного сечения тарелки; 6) определение устойчивой
работы колонны при минимальных нагрузках; 7) проведение по-
верочного расчета колонны при максимально допустимых на-
грузках.
Особо следует подчеркнуть необходимость выполнения гидра-
влического расчета колонны по нескольким сечениям в связи с тем,
что многие колонны на НПЗ и ГПЗ имеют разные нагрузки по
пару и жидкости в различных сечениях аппарата. В таких случаях
диаметр колонны по высоте следует принимать неодинаковым либо
менять основные конструктивные размеры тарелок. Содержание и
последовательность гидравлического расчета в значительной мере
зависят от типа и конструкции контактного устройства, например,
при выборе диаметра колонны, определении диапазона ее устой-
чивой работы, гидравлического сопротивления и т. д. Вследствие
этого специализированная организация, внедряющая в промыш-
ленность новую конструкцию контактного устройства, обеспечивает
ее всей необходимой документацией, в том числе методикой гидра-
влического расчета, использование которой, как правило, обяза-
тельно при проектировании колонны. Экспериментальный мате-
риал, на основе которого разрабатывались методы гидравлического
расчета, а зачастую и сами методы, в последние годы не публи-
куется, что, естественно, затрудняет проведение научных обобще-
ний в области гидродинамики массообменных аппаратов.
В связи с этим нецелесообразно, а иногда и просто невозможно
исчерпывающим образом изложить методы гидравлического рас-
чета колонн с тарелками различной конструкции. Поэтому в главе,
[освященной гидравлическому расчету колонн с переливными та-
>елками, наряду с изложением принятой в книге методики гидра-
лического расчета рассматриваются также основные положения
I предпосылки, используемые в настоящее время при разработке
методов гидравлического расчета колонн, а также общие принципы
:остроения методики гидравлического расчета; одновременно дают-
я рекомендации по расчету, которые могут быть использованы
31
либо для сравнения с соответствующими рекомендациями специа-
лизированных организаций, либо для предварительного расчета
при отсутствии таковых.
Расчеты фазового равновесия смесей, физико-химические свой-
ства пара (газа) и жидкости в рабочих условиях в книге не рас-
сматриваются, так как эти вопросы достаточно подробно освещены
в специальной литературе.
Глава II
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ ТАРЕЛЬЧАТЫХ
КОЛОНН
Основой излагаемого ниже технологического расчета тарельча-
тых колонн является термодинамический расчет процессов разделе-
ния, который выполняется на базе понятия о теоретической тарелке.
Под теоретической тарелкой понимается такая ступень контакта,
на которой осуществляется изменение концентраций фаз от рабо-
чего до равновесного состояния. Термодинамический расчет позво-
ляет определять максимальную разделяющую способность колон-
ны, поскольку теоретическая тарелка характеризует предельное
состояние массообмена при контакте фаз.
Истинное распределение концентраций и потоков по высоте
аппарата, количество реальных тарелок, оптимальное место ввода
питания и другие показатели, характеризующие работу аппарата,
могут быть найдены только при помощи кинетического расчета, т.е.
с учетом реально протекающего процесса массопередачи между га-
зом и жидкостью.
В настоящее время при выборе и анализе схемы процесса раз-
деления, а также при расчете аппаратов технологических установок
применяется главным образом термодинамический расчет. Его до-
стоверность в первую очередь зависит от того, насколько составы
продуктов, определяемые в результате термодинамического рас-
чета на основе теоретических тарелок, будут соответствовать фак-
тическим составам продуктов реальных аппаратов при заданных
потоках флегмы.
Опыт эксплуатации промышленных аппаратов и изучение про-
цессов разделения показывают, что, несмотря на отсутствие физи-
чески обоснованной связи между указанными составами, в ряде
случаев, например при разделении близкокипящих смесей, факти-
ческие составы внешних потоков достаточно точно соответствуют
расчетным составам, полученным на базе теоретических тарелок
[22, 31—35]. Указанное обстоятельство позволяет применять резуль-
таты термодинамического анализа процесса разделения, построен-
ного на базе теоретических тарелок, для технологического рас-
чета колонн, разделяющих многокомпонентные смеси. Очевидно,
по мере освоения кинетического расчета аппаратов области
2 Зак. 1114 33
целесообразного и надежного применения термодинамического и
кинетического расчетов процессов разделения будут очерчены бо-
лее конкретно и обоснованно.
Технологический расчет ректификационных и абсорбционных ко-
лонн рассмотрим главным образом применительно к проектной за-
даче, когда при заданном разделении определяется необходимое
число тарелок. Исходными данными в этом случае являются ко-
личество, состав и температура сырья, заданная четкость разделе-
ния по одному или нескольким компонентам, давление и флегмовое
число или расход абсорбента (в дальнейшем расчете может опреде-
ляться оптимальное флегмовое число или оптимальный расход аб-
сорбента). Искомыми величинами являются количество и состав
получаемых продуктов и число тарелок.
При расчете ректификации бинарных смесей и абсорбции двух-
компонентной газовой смеси, задавшись извлечением одного компо-
нента в верхнем и нижнем продуктах, флегмовым числом или рас-
ходом абсорбента и некоторыми другими параметрами и условиями
процесса, можно однозначно и сравнительно просто определить ко-
личество получаемых продуктов и число тарелок.
При разделении многокомпонентных и сложных смесей полные
составы внешних продуктов обычно нельзя задавать произвольно,
так как при этом не будут выполняться балансовые, термодинами-
ческие и кинетические уравнения процесса. Поэтому точный рас-
чет разделения таких смесей представляет немалые трудности.
1. СОСТАВЛЕНИЕ МАТЕРИАЛЬНОГО БАЛАНСА
Материальный баланс колонны составляется с целью определе-
ния количества получаемых продуктов по известным данным об
исходном сырье и заданной четкости разделения.
При ректификации бинарных смесей уравнения материального
баланса по общему количеству внешних потоков и по количеству
распределяемого между продуктами компонента позволяют опреде-
лять количество получаемых продуктов при заданном разделении,
т. е. при заданном содержании низкокипящего компонента в дис-
тилляте и остатке:
D хр — xR
F yD~ 1 * * * * * * * * XR
(П. 1)
При ректификации многокомпонентных смесей методика состав-
ления материального баланса колонны по внешним потокам будет
различаться в зависимости от четкости разделения смесей.
При четкой ректификации отдельные компоненты могут отсут-
ствовать или быть в незначительных количествах в дистилляте и
остатке. Для определения составов дистиллята и остатка исполь-
зуется понятие о ключевых компонентах. Ключевые компоненты в
этом случае определяются как пограничные, между которыми про-
изводится заданное разделение — наименее летучий компонент в
34
дистилляте будет легким ключевым и наиболее летучий в остатке—
тяжелым ключевым компонентом.
• С использованием понятия о ключевых компонентах внешний
материальный баланс колонны составляется следующим образом.
Исходя из заданного разделения ключевых компонентов, опре-
деляется количество этих компонентов в дистилляте и остатке. Ко-
личество остальных компонентов определяется из условия, что ком-
поненты более летучие, чем легкий ключевой компонент, полностью
переходят в дистиллят, а компоненты менее летучие, чем тяжелый
ключевой компонент, полностью переходят в остаток. После этого
определяют общий выход дистиллята и остатка и находят их со-
став (в мольных долях).
Если задано содержание одного из ключевых компонентов в ди-
стилляте и остатке, то количество дистиллята можно определить по
уравнению (II. 1). Распределение компонентов в дистилляте и ос-
татке, а также составы дистиллята и остатка находят аналогичным
образом.
Внешний материальный баланс колонны четкого разделения мо-
жно составить при помощи приведенных ниже уравнений, получен-
ных в результате, анализа работы колонны в режиме бесконечного
орошения [36]. Состав дистиллята определяется при помощи сле-
дующих уравнений:
XD,i~----1 N— (П-2)
2XD,{-l-XD,k M
i
где k — компонент, содержание которого задано в дистилляте и остатке; ak-i —
относительная летучесть, равная отношению константы равновесия fe-того ком-
понента к константе равновесия i-того компонента при средней температуре и
давлении в колонне; R — количество остатка.
При заданном разделении наиболее летучего компонента в ди-
стилляте (xB,i) по уравнениям (II. 2) и (II. 3) методом подбора
предварительно находят минимальное число тарелок Умив, после
чего по уравнению (II. 2) определяют состав дистиллята. Содержа-
ние компонентов в остатке находят из уравнений материального
баланса колонны в целом для каждого компонента:
fxp, j Dxd {
XR,i~ r
(II. 4)
Следует отметить, что в общем случае составы дистиллята и
остатка в режиме заданного и полного орошения различны [37,38],
но при четком разделении они достаточно близки [39, 40], поэтому
приведенные выше уравнения можно рекомендовать для техниче-
ских расчетов.
3* 35.
При нечеткой ректификации многокомпонентных смесей матери-
альный баланс колонны по внешним потокам может быть состав-
лен только после проведения полного потарелочного расчета ко-
лонны. Особенности и порядок подобных расчетов описываются да-
лее. Результаты расчета материального баланса вносят в табл. II. 1.
Таблица II. 1
Материальный баланс колонны при ректификации миогокомпоиентных
смесей
При ректификации сложных смесей материальный баланс ко-
лонны составляется только по общему количеству внешних мате-
риальных потоков.
Результаты расчета сводятся в табл. II. 2.
Таблица 11.2
Материальный баланс колонны при ректификации сложных смесей
Поток Фракция н. к. - к. к., °C Молекулярный вес Количество
вес. % К8/Ч
Приход Сырье
Итого ... Расход Верхний продукт .... Боковой погон Нижний продукт 100
Итого ... 100
36
Рис. II-1. Кривые ИТК нефтяных
фракций (типичные данные):
А — легкий бензин; В — бензин; С — ли-
гроин.
Четкость разделения и фракционный состав получаемых продук-
тов определены заданием на проектирование колонны. Фракцион-
ный состав нефтей и нефтепродук-
тов находят по графику истинных
температур кипения или кривых раз-
гонки (кривых ИТК) (рис. II-1).
Четкость погоноразделения при рек-
тификации сложных смесей харак-
теризуется либо разностью темпера-
тур выкипания 5 и 95% по кривым
ИТК разделяемых продуктов, либо
разностью температур начала и кон-
ца кипения фракции. При четкой
ректификации (пунктирная линия)
температуры выкипания 5 и 95% со-
седних фракций могут быть равны
или между ними может быть разрыв.
При нечеткой ректификации взаим-
но налагают температуры кипения
соседних фракций в этих точках,
вследствие чего отбираются разма-
занные фракции.
Современными нормами на неф-
тепродукты допускается довольно
значительное налегание температур
начала и конца кипения соседних
фракций, например между бензином
и дизельным топливом Т-1 30—40° С,
между бензином и осветительным
керосином 20—50° С, между керосином и дизельным топливом Т-1
порядка 100—150° С и т. д.
2. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ДАВЛЕНИЯ И ТЕМПЕРАТУРЫ
Выбор давления и температуры
в ректификационных колоннах
Давление и температура в колонне являются основными пара-
метрами технологического режима. Чем выше принимаемое давле-
ние, тем больше должна быть и температура в колонне, так как
с повышением давления увеличиваются температуры кипения и
конденсации разделяемых смесей.
В ректификационных колоннах определяющим параметром
обычно является температура, а определяемым — давление. Рас-
смотрим, каким образом выбирается давление в различных ко-
лоннах.
Вакуумные колонны. Понижение давления в колонне по срав*
нению с атмосферным необходимо в том случае, когда разделению
подлежат термически нестабильные смеси.
37
В нефтяной промышленности вакуумные колонны применяют
для разделения мазута на высококипящие дистилляты, используе-
мые для производства масел и битума, в качестве сырья для уста-
новок каталитического крекинга и т. д. Поскольку вакуумные ко-
лонны для разделения мазута работают без подвода тепла в низ
колонны, максимальная температура в них соответствует темпе-
ратуре вводимого сырья, которая и определяет расчетное давление
в колонне. Величина температуры вводимого в колонну сырья ог-
раничивается возможностью его термического разложения и за-
коксовыванием труб печи. Для поддержания заданного давления
в питательной секции необходимо иметь тем более глубокий ва-
куум на верху колонны, чем больше гидравлическое сопротивление
тарелок концентрационной части колонны.
Приведем примерный технологический режим, при котором ра-,
ботают вакуумные колонны для перегонки мазута:
Температура, °C
сырья . . . ......................................... 420 — 450
отбора верхнего продукта
при получении масел............................ 100 — 380
» » гудрона ......................... 400 — 430
» » широких фракций.................. 150—450
внизу колонны.................................... 400—420
Давление вверху колонны, мм рт. ст................. 30 — 80
При необходимости максимальной глубины отбора газойлевых
фракций от нефти значительно понижают давление в питательной
секции колонны. Например, в вакуумной колонне диаметром 12 м
установки АВТ производительностью по нефти 6 млн. т!год давле-
ние в питательной секции составляло 15—17 мм рт. ст., а в верх-
ней части колонны оно достигало 5 мм рт. ст. [41]. Повышение
четкости разделения мазута, достигнутое в этом случае, возможно,
связано с тем, что при столь малом давлении относительная лету-
честь дистиллятных фракций и смолистых соединений увеличилась.
Атмосферные колонны. Атмосферное давление в колонне или
небольшое превышение давления над атмосферным принимается то-
гда, когда пары дистиллята при этом давлении могут быть скон-
денсированы при помощи наиболее дешевого и доступного хладо-
агента, например воды или воздуха. Однако окончательный выбор
давления зависит также от ряда факторов. В первом приближении
при выборе давления температуру конденсации паров дистиллята
можно принимать не менее чем на 15—20° С выше температуры ох-
лаждающего агента на выходе из конденсатора. Для преодоления
потерь напора при движении пара через трубопроводы и аппараты,
расположенные после ректификационной колонны, необходимо, что-
бы давление вверху колонны несколько превышало расчетное. Дав-
ление низа колонны следует увеличить на величину, соответствую-
щую гидравлическому сопротивлению тарелок.
Температура сырья, вводимого в колонну в паро-жидкостном
состоянии, ограничивается возможностью термического разложения
38
продуктов и закоксовыванием труб в печи; правда, в атмосферных
колоннах это проявляется в меньшей степени, чем в вакуумных.
В атмосферных колоннах для перегонки нефти, работающих с
водяным паром, максимальная температура соответствует темпера-
туре вводимого сырья.
Атмосферные колонны для перегонки нефти имеют примерно
следующий технологический режим:
Температура, °C
ввода сырья.......................................... 330 — 350
верха колонны (бензин)...............................100—150
боковых потоков
лигроина..........................................160—170
керосина....................................... 190 — 220
газойля........................................ 230 — 300
низа колонны при работе с водяным паром . . . 310 — 340
Абсолютное давление, атм............................... 1,5 — 2
Колонны под давлением. Повышенное давление в колонне при-
нимается при разделении смесей с низкими температурами кипе-
ния, например углеводородных газов.
При разделении углеводородов С3—С.5 давление в колонне по-
вышается до такого значения, при котором охлаждающая вода или
воздух в конденсаторах воздушного охлаждения могут быть ис-
пользованы для конденсации верхнего продукта. По аналогии с
атмосферными колоннами в первом приближении можно ориенти-
роваться на давление, при котором пары дистиллята будут иметь
температуру на 15—20° С выше температуры охлаждающего агента
на выходе из конденсатора. Например, в пропановых колоннах при
конденсации верхнего продукта водой и абсолютном давлении в
колонне 18 ат температура верха колонны будет равна 55° С.
При выборе давления как для полной, так и для частичной кон-
денсации дистиллята можно пользоваться уравнением изотермы
жидкой фазы.
Если конденсатор расположен отдельно от колонны и связан с
ней трубопроводами, то при расчете давления непосредственно в
колонне необходимо учитывать перепад давления в шлемовой трубе
и в конденсаторе. В колоннах, работающих при достаточно боль-
шом избыточном давлении, этот перепад давления можно принять
равным 0,3—0,6 ат, а в колоннах, работающих при атмосферном
давлении 100—300 мм рт. ст., при наличии регулирующего клапана
на шлемовой трубе перепад давления следует увеличить.
Значительно сложнее обстоит дело с выбором температур и дав-
лений в колоннах для разделения более легких углеводородов, чем
пропан.
В метановых и этановых колоннах давление и соответствующая
температура выбираются в основном исходя из технико-экономи-
ческих соображений. В настоящее время проектирование установок
разделения легких углеводородов развивается в двух направлениях:
разделение при высоком и при низком давлении [2, 42, 43].
39
410. Белозеров П. А., Чехов О. С., Боярчук П. Г., Иванюков Д. В.,
авт. свид. СССР 194764, 13/1 1964 г.; Бюлл. пром, образцы и товарные знаки,
№ 9 (1967).
410a.Delnick W. V., Wagner J. L., Chem. Eng. Progr., 66, № 3, 50 (1970).
411. Dietz H., Muhlenbruch D., Chem. Techn., 21, № 7, 396 (1969).
412. Аэро в M. Э. и др., авт. свид. СССР 186967, 12/1 1965 г.; Бюлл. изобр.,
№ 20 (1966).
413. Huber М., пат. ФРГ 1167312, 22/Х 1964 г.
414. Маруяма Т а к э с и, яп. пат. 20808, 10/VII 1961 г.
415. Nouvel L., швейц, пат. 372644, 24/Ш 1961 г.
416. Marg an S. пат. США 3402105, 2/IV 1965 г.; РЖхим, 1969. реф. 18И98П.
417. Petrol. Ref., 42, № 6, 56 (1963).
418. Hydrocarb. Proc. Petrol. Ref., 43, № 2, 173 (1964).
419. Chem. Eng. Progr., 65, № 3 (1969).
420. К i r s c h b a u m E., Brit. Chem. Eng., 2, № 8, 426 (1957).
421. Eckert J. S„ Chem. Eng., 71, № 7, 79 (1964).
422. Гуревич И. Л., Технология нефти и газа, ч. I, Гостоптехиздат, 1952.
423, S t г а п d С. Р„ пат. США 2934326, 26/IV 1960 г.
424. Zimmermann М. А., пат. США 2394133, 5/II 1946 г.
425. Sherwood Р„ Chem. Age, 70, № 1805, 423 (1954).
426. Сорокин Ю. Л., Попчепков И. Н., Бурк ат В. С., Хим. и нефт.
машиностроение, № 12, 1 (1966).
427. Oil a. Gas J., 54, № 44, 115 (1956).
428. Oil a. Gas J., 57, № 35, 59 (1959).
429. York О., Chem. Eng. Progr., 50, № 8 (1954).
430. Мамедов M. А., Спектор Ш. III., Д а в и д я н Л. К., Нефтепереработка
и нефтехимия, ЦНИИТЭнефтехим, № 4, 34 (1966).
431. Кузнецов А. Г., Фахрутдинов А. А., Нефтехимия, № 372, ЦБТИ,
1965.
432. Weber G., Oil a. Gas J., 52, № 26, 82 (1953).
433. Бондаренко Б. И., Установки каталитического крекинга, Гостоптехиздат,
1958.
434. М a s s е у О. D., Chem. Eng. Progr., 55, № 5, 114 (1959).
435. Huntingtion R. L., Natural Gas and Natural Gasoline, N. Y., 1950.
436. Кузьмин H. П., Цветные металлы, № 5, 82 (1963).
437. Brit. Chem. Eng., 5, № 6, 400 (1960).
438. Oil in Canada, 6, № 5, 26 (1953).
439. Pepper D„ Ind. Chem., 34, № 398, 191 (1958).
440. Brink J. A. Burggrabe W. F., R a u s c h e r J. A., Chem. Eng. Progr.,
60, № 11, 69 (1964).
441. Brit. Chem. Eng., 11, № 8, 783 (1966).
442. Jard a n G. V., Chem. Eng. Progr., 61, № 10, 64 (1965).
443. Eckert J. S, пат. США 3217469, 21/111 1963 г.
444. Plaster W. E„ пат. США 3053521, 11/IX 1962 г.
445. СудзукиКаитиро, Repts., Res. Lab., 12, № 1, 71 (1962).
446. Oil a. Gas J., 30, № 8, 108 (1964).
447. Petrol. Ref., 43, № 3, 217 (1964).
448. Коган В. Б., Фридман В. М., Ка фаров В. В., Равновесие между
жидкостью и паром, Изд. «Недра», 1966.
449. Дубовкин Н. Ф., Справочник по углеводородным топливам и их продук-
там сгорания, Госэнергоиздат, 1962.
450. Павлов К. Ф., Романков П. Г., Носков А,-А., Примеры и задачи
по курсу процессов и аппаратов химической технологии, Госхимиздат, 1959.
451. Павлова С. Н., Дриацкая 3. В., Нефти восточных районов СССР
(Справочная книга), Гостоптехиздат, 1958.
452. Oil a. Gas J., 58, № 11, 201 (I960).
453. Колонные аппараты, Каталог-справочник ЦИНТИхимнефтемаш, 1966.
454. Аппараты колонного типа. Тарелки, конструкция и основные размеры, Изд,
«Стандартов», 1965.
ПРЕДМЕТНЫЙ УКАЗАТЕЛЬ
Абсорбенты
расход 81, 82
температура нагрева 51, 246
тощие 246, 248
Абсорбер(ы)
время стока жидкости 141
выбор технологической схемы 17,
18
давление 51, 52
двухступенчатые 27, 28
диаметр 119 сл., 144 сл., 250
захлебывание 250
классификация и требования к
ним 16, 17
насадочные см. Насадочные ко-
лонны и Насадки
отбойные устройства 172 сл., 209,
210, 255 сл.
отвод тепла 189
подводящие трубопроводы 180 сл.
производительность 199, 200
распределители пара и жидкости
178 сл , 213 сл.
скорость паров 119, 129, 250,
251
с отпарной секцией 27, 28
с охлаждением потоков 27
с тарелками см. также Тарельча-
тые колонны и Тарелки
— — выбор 106 сл.
-----каскадными промывными
170 сл.
----клапанными 129
----режимы работы 115
----решетчатыми 248, 250, 251
технологический расчет 246, 247
узлы ввода сырья 210 сл.
— отбора и подвода жидкости 212,
213
фракционирующий 29
Абсорбционно-отпарные колонны 28,
29
для разделения углеводородных
газов 79 сл.
технологический расчет 247 сл.
Абсорбция
бинарных смесей, материальный
баланс 34
блок-схема, расчет 89
давление 51, 52
ключевые компоненты 77
многокомпонентных смесей, термо-
динамический расчет на
ЭВМ 87 сл.
определение и технологическое
оформление процесса 15, 16
температура 51, 52
— повышение при поглощении
легких газов 78
тепловой эффект 51
углеводородных газов 27 сл.
— — общий к. п. д. тарелок 102
— — расчет процесса 76 сл., 266
фактор 76 сл.
число единиц переноса массы 163
Андервуда уравнение для расчета
флегмового числа 53
Аппараты
абсорбционные см. Абсорберы
воздухоразделительные 22, 23
конденсационно-испарительные 23,
24, 55, 56
массообменные, кинетический рас-
чет 93 сл.
— «скоростные» 194, 195
ректификационные см. Ректифи-
кационные колонны
Атмосферные колонны
давление 38, 39, 41
для перегонки нефти 20, 21, 39
для разделения сложной смеси,
расчет 232 сл.
отбойные устройства 127
отвод тепла 188
скорость паров 118; 119, 121, 122
сложные 20
с насадкой из отходов штамповки
клапанов 204
с переливными тарелками 104, 105,
108, 195
287
диаграмме t — у,х. При подаче сырья в паро-жидком состоянии с
заданной долей отгона е температуру сырья можно определить по
графику у — х. На этом графике (см. рис. П-2) проводится линия/,
тангенс наклона которой равен — -—- . Точка пересечения этой
линии с кривой равновесия определяет составы образовавшихся
паровой и жидкой фаз, по которым можно найти искомую темпе-
ратуру, пользуясь диаграммой t — у, х. При перегонке с водяным
паром или инертным газом температура потоков определяется с
Рис. П-2. Определение тем-
ператур внешних потоков
при разделении бинарных
смесей.
учетом их парциального давления.
При ректификации многокомпонент-
ных смесей температуры внешних пото-
ков определяются в результате подбора
таких значений температур, при которых
удовлетворяются следующие уравне-
ния:
для жидкого потока
р
iXnt i = 1 (II. 5)
i = l
для парового потока
dr-6)
для паро-жидкостного
гона е'
потока с заданной мольной долей от-
хр, i
(II. 7)
Для того чтобы уменьшить число приближений, можно пользо-
ваться линейной интерполяцией, сокращающей число попыток до
трех:
р
1 — (kfl, г)/( хп, i
_____________________i = i____________________________
^2 " ^1 Р
(kn, i)t-: xn, i 2 (^n- lhXn' i
i = l
(II- 8)
(II- 9)
где и (kn, — константы равновесия i-того компонента при темпера-
турах Н — tz соответственно {t2> i > ti).
43
Для увеличения точности в первом и во втором приближениях
надо брать заведомо меньшие и заведомо большие значения тем-
ператур. Температуру, полученную при помощи интерполяции,
всегда следует проверять.
Вместо линейной интерполяции можно также пользоваться сле-
дующей методикой расчета, обеспечивающей хорошую сходимость
при небольшом числе приближений [46].
Принимается температура t0 для первого приближения и при
этой температуре определяется критерий сходимости %:
для парового потока
р
~ (fe«,
4 = [
для жидкостного потока
—!-------- (II. II)
S хп, i (kn,
i=l
где (fen, Of—константа равновесия i-того компонента при температуре 1р.
Сходимость расчета проверяют
|1-%1<6 (11.12)
где б — заданная точность расчета.
При невыполнении этого условия корректируют константы рав-
новесия
(fe«.0Kopp = %(^n, (П.13)
и определяют новые значения температуры для последующего при-
ближения:
для парового потока
V tiyn-1
(kn, iEopp
G = ----------- (П. 14)
V j
(kn, /)корр
i = 1
для жидкостного потока
р
2 i (^п, Окорр
ti-=~--------------- ’ (11.15)
хп, i (&п, l)l<Opp
i = l
где Ii — температуры, соответствующие скорректированным значениям констант
равновесия (fen, ,)корр.
Если в результате аналогичных расчетов при втором приближе-
нии критерий сходимости % будет еще заметно отличаться от
43
единицы, исходную температуру потока для третьего приближения
рекомендуется определять по уравнению
где h — температура, рассчитанная во втором приближении.
Описанная методика определения температур паровых и жид-
костных потоков может быть использована также при расчете про-
цесса ректификации на электронно-вычислительных машинах. Ме-
тоды сходимости итерационных расчетов рассмотрены в разделе
10 данной главы.
Результаты расчета температур потоков по уравнениям (II. 5) и
(II. 6) обычно сводят в таблицы; например, расчет температуры
жидкостного потока проводят' по форме, иллюстрируемой в
табл. II. 3.
Таблица 11. 3
Определение температуры жидкостного потока при ректификации
многокомпонентных смесей
По уравнению (II. 7) можно определять не только температуру
паро-жидкостного потока с заданной , мольной долей отгона, но и
долю отгона при заданных температуре и давлении или давление,
соответствующее неполной конденсации дистиллята. Во всех ука-
занных случаях расчет проводится методом последовательного при-
ближения.
Определение доли отгона при испарении многокомпонентной
смеси, содержащей компоненты с константами равновесия как боль-
шими, так и меньшими единицы, целесообразно проводить по урав-
нению [47]
У = 0 (П17)
Lk е'(йг-1) + 1 U 1
i-1
обеспечивающему достаточно высокую точность расчета и требую-
щему не более двух-трех приближений. Для определения е' при по-
44
I следующем (q + 1)-м приближении (e?)?+1 можно воспользоваться
* следующим уравнением:
р р
где А — 2 41 (ki ~ О ~ сумма положительных величин; В = 2 fl — 1) —
сумма отрицательных величин; С — сумма положительных слагаемых из уравне-
ний (11.17); D.— сумма отрицательных слагаемых из уравнения (И. 17).
При определении зависимости е' (Т) можно воспользоваться
приближенным уравнением [48]
где Го — температура кипения жидкости исходного состава ,, рассчитанная
по уравнению (II, 5), °К; Г) — температура конденсации пара состава xr,t, рас-
считанная по уравнению (II. 6), т. е. при уп, i = xr, °К.
Если в результате однократного испарения в паровую фазу от-
гоняются только два компонента, содержание которых в исходной
смеси Xr,i и хг,2, то долю отгона можно определить по уравнению,
приведенному в работе [49]:
В этом уравнении
— Ь +угЬ2 — 4ас
(Н.20) .
ki ‘ k.
«2
XF, 2
--:-----X .
(11.21)
k\ XF, 1 XF,2
(11.22)
kyki
(II. 23)
Составы жидкой и паровой фаз, образовавшихся в результате
однократного испарения сырья, определяются из уравнений
XF, i
(II. 24)
Уп, I ~ kn, lxn, I
(II. 25)
Пересчет весовой доли отгона е в мольную е' производится по
уравнению
(П. 26)
Молекулярный вес образовавшейся паровой фазы опреде-
ляется по найденному составу г>той фазы; — молекулярный вес
сырья.
При ректификации сложных смесей температуры потоков опре-
деляются по аналогии с многокомпонентными смесями либо по
кривым однократного испарения (кривым ОИ).
45
В первом случае сложную смесь представляют состоящей из
фиксированного числа условных компонентов, каждый из которых
отвечает 20—30°-ной фракции на кривой ИТК. За температуру ки-
пения условного компонента принимается средняя температура рас-
сматриваемой фракции, а его летучесть определяется как летучесть
компонента, давление насыщенных паров которого совпадает сдав-
лением насыщенных паров данной фракции при средней темпера-
туре ее кипения. Дальнейший расчет температур потоков ничем не
Рис. П-З. Графики для построения кривых ИТК и ОИ по кривым фракцион-
кого состава, полученного стандартной разгонкой по ГОСТ 2177 — 48:
<1—6) — проценты отгона по кривой ИТК: /—(0—10); 2—(10—30); 3 — (30 — 50); 4 — (50— 70);
5 —(70—90); 6 — (90—100); {7—12) — проценты отгона по кривой ОИ: 7 — (10—30); £ — (30 — 50);
9 — (50—70); 10 - 170—90); 11— (0 — Ю); 12 — (90— J00); а —наклон кривой стандартной разгонки
в интервале между 10- и 30%-ным отгонами.
отличается от описанного выше расчета многокомпонентных смесей
и проводится по уравнениям (II.5) — (II.7).
При использовании кривых ОИ температуры потоков опреде-
ляются следующим образом. Температуры жидкостных потоков со-
ответствуют нулевому отгону, температуры паровых потоков —
1007о-ному отгону по кривым ОИ. Температура паро-жидкостного
потока при заданной доле отгона определяется также по кривым
ОИ. Доля отгона нефти, поступающей на разделение в атмосфер-
ную колонну, обычно принимается равной или несколько большей
отношения количества отбираемых боковых погонов и верхнего про-
дукта к общему количеству сырья. Для нефтей также пользуются
46
опытными кривыми ОИ, которые строятся по данным испытания
нефти на приборе однократного испарения.
Для построения кривых ОИ сложных смесей при атмосферном
давлении и для пересчета их на другие давления имеется несколько
приближенных методов расчета. Некоторые из них описаны в кни-
гах по расчету нефтеаппаратуры [50—52], другие — в отдельных
статьях [53, 54]. Не останавливаясь подробно на анализе различных
методов расчета, опишем построение кривых ОИ при атмосферном
давлении для дистиллятных фракций нефти при помощи графиков
Эдмистера [53, 54] и графика Обрядчикова и Смидович [50]; при-
ведем также пересчет на другие давления по методу Пирумова [50].
Графики Эдмистера (рис. П-З) позволяют строить кривые ОИ
по заданному фракционному составу смеси, полученному в резуль-
тате стандартной разгонки этой смеси на аппарате Энглера
(ГОСТ 2177—48). Построение проводится следующим образом. По
известной температуре выкипания 50 объемн.% при стандартной
разгонке (z5o°Cr) на графике, приведенном на рис. Н-З, в, определяют
разность между температурой выкипания 50 объемн.% по СИ ((эд11)
и указанной выше температурой (^о°СГ). Затем определяют наклон
отдельных участков имеющейся кривой стандартной разгонки и
при помощи соответствующих кривых графика на рис. П-З, а нахо-
дят наклон кривой ОИ на тех же участках.
Аналогичным образом, но с помощью графика П-З, б вместо
П-З, в, проводится построение кривой ИТК, необходимой для даль-
нейшего пересчета кривой ОИ на другие давления, а также для
определения четкости разделения сложных смесей и потребного чис-
ла теоретических тарелок.
Если принять, что кривая ОИ является прямой, то ее можно
найти по графику Обрядчикова и Смидович (рис. П-4). Крайние
точки прямой ОИ находят по температуре выкипания 50 объемн. %
на кривой ИТК и углу ее наклона. Угол наклона кривой ИТК оп-
ределяют по уравнению
= <П-27)
где и Ро — температуры выкипания 70 и 10 объемн.%, °C.
Для построения прямой ОИ при парциальном давлении паров
верхнего продукта, отличающемся от атмосферного давления, ор-
динату точки пересечения кривой ИТК и прямой ОИ пересчиты-
вают с использованием номограммы [51] (см. Приложения
рис. IX-1).
Пересчет ординаты производят следующим образом. По темпе-
ратуре, соответствующей точке пересечения кривой ИТК и пря-
мой ОИ при атмосферном давлении, на средней линии номограммы
находят точку. Для этой точки и заданного давления определяют
температуру, которую принимают за новое значение ординаты. Че-
рез полученную ординату проводят прямую, параллельную пря-
мой ОИ при атмосферном давлении.
47
, В колонне, работающей с водяным паром и снабженной пар-
циальным конденсатором или верхним циркуляционным ороше-
нием, определение парциального давления паров верхнего продукта
не представляет особых трудностей. Значительно сложнее опреде-
лить температуру верха колонны, работающей с водяным паром при
' Рис. П-4. К построению кривой ОИ:
(1—6) — температуры выкипания 50 объемн. % по кривой НТК. Верхние
кривые: I-100° С; 2-150° С; 3 - 200° С; 4 - 250° С; 5 - 300° С; 6 - 400° С.
Нижние кривые: 1 - 400° С; 2-300° С; 3-250° С; 4 - 200° С; 5 -150° С;
3-100° С.
применении острого испаряющегося орошения, поскольку в этом
случае из верхней части колонны вместе с парами верхнего про-
дукта D и водяного пара GB.n уходят также и пары орошения Gop.
Парциальное давление паров верхнего продукта с учетом паров
орошения:
=л
D Gpp
О , Gop . Gb.h
MD "op Ч.п
(11.28)
Поскольку количество горячего орошения можно найти только
после составления общего теплового баланса колонны, расчет тем-
пературы верха колонны производится методом последовательного
приближения. Для первого приближения Нельсон [51] рекомендует
определять температуру верха колонны по кривым 1 и 1а (рис. П-5).
Значения температуры по верхней кривой 1 рекомендуется прини-
мать в тех случаях, когда абсолютное давление в колонне больше
1 ат, количество водяного пара или инертного газа в колонне не-
велико, а интервал выкипания верхнего продукта широк.
Температуру жидкости на тарелках вывода боковых погонов
рекомендуется [51] определять по кривой ОИ при нулевом отгоне
и парциальном давлении паров вы-
водимой фракции. В связи с тем,
что над тарелкой вывода бокового
погона находятся: пары орошения
GOp, имеющие примерно тот же со-
став, что и выводимая фракция, па-
ры верхнего продукта D и водяные
пары GB. п, расчетное парциальное
давление определяется следующим
образом:
^ор
Мор
(П,29)
Л1 + + Л4
ор и в. п
Рис. П-5. Определение темпера-
тур жидких потоков в колонне при
разделении сложных смесей:
1, 1а —верхняя тарелка; 2, 2а —тарелка
с боковым отбором жидкости.
Поскольку количество орошения
находят после составления теплово-
го баланса колонны, температуру
определяют методом последовательного приближения. В качестве
первого приближения можно также пользоваться кривыми 2 и 2а
[51]. Значения температур по линии 2 следует принимать в тех слу-
чаях, когда абсолютное давление в колонне больше 1 ат; расход
водяного пара или инертного газа мал; температурный интервал
выкипания выводимого бокового погона узок; количество ороше-
ния в колонне невелико.
Известна еще одна методика определения температурного ре-
жима атмосферной колонны для перегонки нефти, в которой также
применяется последовательное приближение [55].
В связи с тем что описанный выше метод определения темпе-
ратуры внешних потоков колонны достаточно сложен, температуру
часто принимают на основе опыта промышленной эксплуатации
колонн либо используют эмпирические зависимости. Поскольку при
изменении четкости разделения заданного сырья температура вы-
кипания 50% каждого отгона остается практически неизменной, ее
можно использовать для определения температур внешних потоков.
Например, для атмосферных колонн перегонки нефти, работающих
49
с водяным паром, температуру боковых погонов можно определять
при помощи следующего эмпирического уравнения, рекомендуемого
для продуктов, у которых температура выкипания 50%, находится
в пределах от 176 до 343° С [56]:
t ~ 0,9/60 (II. 30)
Данное уравнение можно использовать также для нахождения
первого приближения при расчете температур по методу Нельсона.
Температуру низа отбензинивающей колонны /н можно опреде-
лить при помощи графика на рис. П-6 [57] и соотношения количе-
Рис. П-6. К расчету темпе-
ратуры низа отбензиниваю-
щей колонны.
ства тепла, подводимого с нефтью Ни,
к количеству тепла, подводимому в ниж-
нюю часть колонны горячей струей
Дг. с-
Температуру низа колонны, работаю-
щещс водяным паром и без кипятильни-
ка, можно определять на основе опытных
данных, принимая градиент температуры
низа равным 10—25° С. Эту температуру
можно определить также из уравнения
теплового баланса отгонной части колон-
j ны, задавшись предварительно количе-
ством отпариваемых фракций. Во избе-
жание чрезмерного расхода водяного па-
ра рекомендуется [6] рассчитывать ко-
лонну так, чтобы количество образовав-
шихся паров не превышало 25—35% от
количества остатка.
При расчете температурного режима ректификационной колон-
ны сложно рассчитать изменение давления по ее высоте (вслед-
ствие гидравлического сопротивления внутренних устройств оно
уменьшается снизу вверх). Трудность состоит в том, что общее гид-
равлическое сопротивление всей колонны, т. е. конечный итог ра-
счета, должен быть взят вначале за основу расчета. Поэтому в
большинстве случаев изменение давления по высоте колонны при
расчете не учитывается. Это вносит в расчет некоторую погреш-
ность, которая сказывается на значениях температур питания и
низа колонны и приводит к занижению расхода тепла в низ колон-
ны. Если величина общего гидравлического сопротивления внутрен-
них устройств составляет не более 10—20% от принятого давления
в колонне, погрешность, вносимая в расчет, будет невелика.
Сопротивление внутренних устройств оказывает большое влия-
ние на технологический режим и работу колонны в следующих слу-
чаях: в вакуумных колоннах — практически при любом числе таре-
лок, в атмосферных колоннах—-при четкой и сверхчеткой ректи-
фикации, а в колоннах, работающих под небольшим избыточным
давлением, — при сверхчеткой ректификации. В подобных случаях
при расчете колонн следует привлекать метод последовательного
50
приближения. В колоннах, в которых число тарелок принимается
на основе опыта промышленной эксплуатации, т. е. при разделении
сложных смесей, учет изменения давления по высоте колонны уже
не представляет такой сложности.
Выбор давления и температуры
в абсорберах и десорберах
Повышение давления или уменьшение температуры в абсорбере
благоприятно сказывается на извлечении компонентов: увеличив
давление, можно сократить расход абсорбента или уменьшить чис-
ло тарелок. Но работа при повышенном давлении связана е допол-
нительными эксплуатационными затратами, в связи с чем выбор
давления в абсорбере определяется технико-экономическим ана-
лизом общих затрат на разделение. В большинстве случаев абсорб-
цию углеводородных газов со средним или большим содержанием
извлекаемых компонентов проводят при абсолютном давлении не
выше 16 ат. Некоторые авторы [29] приводят более низкие цифры
(до 5—6 ат). Если на переработку поступает газ при более высо-
ком давлении, чем указано выше, это давление и принимается для
процесса абсорбции.
На современных газоперерабатывающих заводах давление аб-
сорбции принимается в зависимости от давления транспортировки
газа в газопроводах и достигает 40—70 ат.
Выбор температуры абсорбции в основном зависит от требуе-
мой глубины извлечения целевых компонентов. Чем больше глу-
бина извлечения легких компонентов, тем более выгодно приме-
нять низкие температуры абсорбции. Например, для извлечения
этана в количестве до 60% его содержания в газе необходима тем-
пература порядка 80—100° С. По оценке некоторых зарубежных
фирм, уменьшение общих затрат при переходе к низкотемператур-
ной абсорбции достигает 50—75% [58].
Абсорбция сопровождается выделением тепла, вследствие чего
температура процесса повышается. Температуру нагрева абсор-
бента можно определить по уравнению
= (П.31)
Количество тепла, выделившегося при абсорбции, равно
(1L32)
z=i
В случае применения промежуточного охлаждения абсорбента
количество тепла, отнимаемого в холодильнике АНХОЛ при задан-
ном градиенте температур в колонне, можно определить по урав-
нению
А/ = (П. 33)
51
Чем ниже давление и выше температура, при которой работает
десорбер, тем лучше идет процесс десорбции и тем меньше тре-
буется отпаривающего агента или тарелок. Если нет необходимости
конденсировать отпариваемые фракции абсорбента, то принимают
минимальное давление десорбции; в противном случае давление
определяется условиями конденсации.
Температура десорбции определяется на основе технико-эконо-
мического анализа оптимальных условий работы, так как ее повы-
шение связано с дополнительными эксплуатационными затратами.
При использовании водяного пара в качестве десорбирующего
агента температура десорбции должна быть выше температуры кон-
денсации водяного пара при рабочем давлении. Поскольку в про-
цессе десорбции жидкость охлаждается за счет тепла испарения,
температура в десорбере, работающем с водяным паром, растет
снизу вверх.
3. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ФЛЕГМОВОГО ЧИСЛА
Флегмовое число, или отношение количества горячего ороше-
ния к количеству дистиллята, вместе с числом тарелок является
основным параметром, определяющим заданное разделение в про-
цессе ректификации. При увеличении флегмового числа необходи-
мое числб тарелок уменьшается, и наоборот. Предельные значения
флегмового числа (R = О, R = оо) определяют характерные усло-
вия разделения. Минимальное флегмовое число соответствует по-
ложению, при котором в каком-либо сечении колонны движущая
сила процесса разделения равна нулю. Часто таким сечением яв-
ляется питательная секция колонны.
При минимальном флегмовом числе количество тарелок, по-
требное для разделения, будет равно бесконечности. При бесконеч-
ном флегмовом числе, т. е. когда нет отбора дистиллята, потреб-
ное количество тарелок становится минимальным. Таким образом,
предельными условиями работы колонны являются, с одной стороны,
минимальное флегмовое число при бесконечном количестве тарелок
и, с другой стороны, минимальное количество тарелок при беско-
нечном флегмовом числе. Реальные условия работы колонны соот-
ветствуют оптимальному флегмовому числу и оптимальному коли-
честву тарелок.
Минимальное флегмовое число
Минимальное флегмовое число при разделении бинарных сме-
сей определяется по уравнению
Кмин - v~"7° (П.34)
При ректификации многокомпонентных смесей определить ми-
нимальное флегмовое число значительно сложнее, чем в случае
бинарной смеси. Этому вопросу посвящен ряд работ, содержащих
52 -
различные методы расчета [38, 52, 55, 59]. Сложность расчета ми-
нимального флегмового числа объясняется главным образом не-
обходимостью взаимной увязки составов получаемых продуктов.
При четком разделении многокомпонентных смесей, когда
составы дистиллята и остатка можно с достаточной точностью опре-
делить начальными условиями разделения, для расчета минималь-
ного флегмового числа можно воспользоваться широко распростра-
ненными уравнениями Андервуда [60]:
/?МИН + 1 = У (И-35)
а(_Л-Н
(=1
р
i-l
где а,-/, — коэффициент относительной летучести i-того компонента по тяжелому
ключевому компоненту.
Корни уравнения (11.36) 0 определяют методом последователь-
ного приближения; искомый корень находится между значениями
относительной летучести легкого и тяжелого ключевых компонен-
тов. Относительные летучести компонентов подсчитываются при
средней температуре в колонне. Уравнения (11.35) и (11.36) по-
лучены на основе анализа разделения многокомпонентных смесей
при допущении постоянства мольных потоков пара и жидкости и
относительных летучестей компонентов по высоте колонны.
Рассмотрим метод определения минимального флегмового чи-
сла колонны, в которую сырье подается в виде кипящей жидкости.
Метод не требует применения трудоемких итерационных вычисле-
ний [4, 61].
о - Х°- i-k~yF. i-k . 1
Амин * (11. О?)
Ур, i-k ХР, i-k ''ч
где
Zn = -----1----- . (И.38)
(XD, i + KD, k) у N
XD. 1 “г ul — ixD, I
i=2
'g
x - D’ ‘
XD, i-k~ x . x
D-. i'XD>k
x Xp- 1
F, i-k ~ x + x
XF, i^xF, k
• = ai-kxF, i-k
F,i~k ^i-k~^XF,i-k + {
(11.39)
(11.40)
(И.41)
(II. 42)
53
Приведенный метод расчета используется далее (гл. II) при
определении числа теоретических тарелок в колонне.
Оптимальное флегмовое число
Флегмовое число зависит от многих величин, по-разному влияю-
щих на размеры капиталовложений и эксплуатационные затраты,
необходимые для осуществления заданного разделения. Например,
при увеличении флегмового числа эксплуатационные затраты уве-
личиваются, но уменьшается число тарелок, а следовательно, умень-
шаются и капиталовложения. При
Рис. П-7. Определение оптимального
флегмового числа:
'-«мии-Ь Wmhh = 10; 2~«мип=2. «мии=10;
3-ЛЛ1И11 = 1О. ЛГмин=50; 4-Лмии = 3,
“ 10; 5-«мин = 1°. «мин-io-
увеличении флегмового числа уве-
личиваются количество флегмы в
колонне и объем паров и, следо-
вательно, при заданных разме-
рах колонны увеличивается унос
жидкости и уменьшается произ-
водительность колонны и т. д. Ра-
счет оптимального флегмового
числа с учетом всех влияющих
факторов достаточно сложен, по-
этому пользуются приближенны-
ми методами,' два из которых рас-
сматриваются ниже.
В соответствии с первым мето-
дом [62] оптимальное значение
флегмового числа R0UT определя-
ется по минимальному объему ко-
лонны, который пропорционален
величине (R + 1)N.
Практически расчет проводится следующим образом. На гра-
фике зависимости
/? = /[(/? + !) АГ]
(II. 43)
находится минимум функции, отвечающий оптимальному варианту
расчета Rom- В большинстве случаев коэффициент избытка флег-
мы ₽ = R/Rmhh при минимальном объеме колонны равен 1,3—1,5.
По второму методу расчета [63, 64] оптимальное флегмовое чи-
сло, соответствующее минимальным затратам на сооружение ко-
лонны и ее эксплуатацию, находят по графику на рис. П-7. Фактор
стоимости Fq определяется по уравнению
CthEGnon
с7~
(II. 44)
где Ci — стоимость пара и хладоагента для испарения и конденсации 1 кг ди-
стиллята, руб/(ч • кг); С2—стоимость амортизационных отчислений на 1 мг сече-
ния колонны, руб/(м2 год) .
Поскольку для вычисления фактора стоимости необходимо рас-
полагать такими данными, которые могут быть получены только
54
после проведения полного расчета колонны, этот метод фактически
является поверочным — с его помощью можно лишь сравнивать
принятый коэффициент избытка флегмы с оптимальным значением
(R/Roni) •
Расчеты, проведенные Хеппелом [63], показали, что оптималь-
ный коэффициент избытка флегмы изменяется от 1,04 до 1,5, а оп-
тимальное число тарелок превышает минимальное число в 2—
3 раза. При этом оптимальное флегмовое число было довольно ча-
сто всего на несколько процентов больше своего минимального зна-
чения.
Расчеты оптимального флегмового числа, проведенные на элек-
тронно-вычислительной машине [65], также показали, что оптималь-
ный коэффициент избытка флегмы может принимать очень малые
значения (при расчете было получено значение 1,09).
Некоторые авторы [53] не рекомендуют пользоваться небольши-
ми значениями коэффициента избытка флегмы, особенно при ма-
лой летучести компонентов и четком разделении смесей [67], если
некоторые исходные данные для расчета числа тарелок, например
константы равновесия, точно не известны. В этих случаях целесо-
образно принимать значения коэффициента избытка флегмы, пре-
вышающие величины, полученные расчетом, но не более 1,5.
Вопросам расчета оптимального флегмового числа посвящен ряд
работ [66—70], в которых получены аналитические выражения для
коэффициента избытка флегмы.
Оптимальный коэффициент избытка флегмы [68, 69] рекомен-
дуется определять по уравнению
Ропт = 1 + 1/ 0,5 (р - 1) + ^ин
' 1+ АйД?
(11.45)
или по номограмме (см. Приложения рис. IX-2).
В уравнении (11.45) р = N/NMm— отношение числа тарелок при коэффи-
циенте избытка флегмы |3 = 1,5 к минимальному числу тарелок; ф = Ла/Л i— тех-
нико-экономический коэффициент; At— относительные капитальные затраты на
разделение, руб ч/кг; А2 — относительные эксплуатационные расходы и затраты
на теплообменное оборудование, руб ч/кг.
А2 — &
xPq
. Y/r
2KoPkH
3600£горп
о (, АЗ] Л
2а R 2ао\}+~1Г)
(11.46)
(II. 47)
где Л—теплота испарения, ккал/кг; И—расстояние между тарелками, м; Ко —
коэффициент, учитывающий массу колонны, не заполненную тарелками, и завися-
щий от типа колонны.
Для основных колонн, применяемых в химической и нефтепере-
рабатывающей промышленности, можно принять следующие зна-
чения коэффициента Ко [71]:
55
Ректификационные колонны........................ . 1,15—1,55
Вакуумные колонны
с большим числом тарелок..........................1,3—1,55
с малым числом тарелок.......................... 2—2,6
Испарители, отпарные колонны, десорберы и т. д......1,5—2,0
Для приблизительной оценки оптимального флегмового числа
можно воспользоваться рекомендациями Джиллиленда [72]:
_ о,1 -0,33 (Ц.48)
^?ОПТ + 1
При значении этого отношения, равном 0,23
Rom — l,3J?MHn + 0,3 (И, 49)
Флегмовое число при ректификации
сложных смесей
Теоретически разработанных методов расчета флегмового числа
при ректификации сложных смесей в настоящее время не суще-
ствует, поэтому его определяют главным образом на основе опыта
промышленной эксплуатации колонн.
По данным некоторых авторов [11, 51, 56], простые колонны (от-
бор только верхнего и нижнего продуктов) работают примерно при
следующих флегмовых числах:
Колонны установки АВТ
вакуумные...........................................2 — 3
вторичной перегонки бензина...........................1—3
стабилизаторы........................................ 3—6
Колонны установок термического и каталитического крекингов
основные ректификационные колонны.....................4—5
стабилизаторы высокого давления.......................6—8
Для сравнения интересно привести опытные данные [51] по
флегмовым числам колонн ГФУ с числом тарелок:
20 30 50 со
Этановая...................................2,5 1,6 — 1,0
Бутановая..................................2,9 1,8 — 1,2
- Пропановая............................... 3,8 2,5 2,0 1,6
Изобутановая.................................— — 6,3 4,0
Изопентановая ..............................— — .23,0 6,0
При определении флегмового числа колонн для разделения неф-
тяных фракций можно пользоваться также графиками зависимости
четкости разделения от флегмового числа и количества тарелок,
построенными на основе обработки фактических данных о работе
промышленных колонн [51].
Аналогичная обработка фактических данных о работе атмо-
сферных колонн с колпачковыми тарелками для перегонки нефти
позволила установить еще более простую зависимость четкости раз-
деления от флегмового числа и количества тарелок в колонне [57].
Так, налегание соседних фракций в пределах 20—30° С, т. е. преду-
56
смотренное современными нормами на нефтепродукты, соответ-
ствует произведению флегмового числа на число теоретических та-
релок RN = 20—40 (У<10); при уменьшении величины RN до
10 налегание температур начала и конца кипения резко увеличи-
вается до 100° С; при RN = 60—70 налегание практически отсут-
ствует.
Приведенные зависимости четкости разделения или налегания
соседних фракций могут быть использованы не только для опреде-
ления необходимого флегмового числа, но и для быстрой качествен-
ной оценки разделения сложных смесей.
В некоторых колоннах для разделения сложных смесей расход
орошения определяют непосредственно из теплового баланса ко-
лонны. Например, для колонн, работающих с водяным паром, сна-
чала определяют расход водяного пара, либо задаются его величи-
ной на основе опытных данных, а затем находят расход орошения
из теплового баланса колонны. Полученные значения флегмовых
чисел сравнивают с опытными данными.
Расход водяного пара в атмосферных колоннах для перегонки
нефти обычно составляет 1,2— 4 вес.%, а в вакуумных колоннах —
до 8 вес. % от исходного сырья. За рубежом [56] водяной пар расхо-
дуется в еще больших количествах (вес.%):
Лигроин ....................................2 — 3
Керосин.....................................3 — 5
Газойль.....................................4 — 7
Масляный погон средней вязкости............6—10
Масляный погон высокой вязкости, мазут . . . 8—12
Остаточное цилиндровое масло................12 — 16
Оптимальный расход водяного пара, подаваемого в низ вакуум-
ной колонны для перегонки мазута, соответствующий минимальным
затратам на разделение, можно определить также аналитическим
путем. Зная расход нефтяных паров в колонну, количество некон-
денсируемых компонентов в сырье, температуру в питательной сек-
ции колонны и охлаждающей воды в барометрическом конденсато-
ре, можно воспользоваться следующими расчетными уравнения-
ми [73]:
P3 = PW + М2]/(-g-) (^-) (-^) PPPW (П.50)
49р-°.6
_ р.52
Мии (Рэ ~ Р^) .
W
(11.51)
PF-^P + P3
(II. 52)
°в.п-^УР~(р + рт) (П-53)
где АР — общий перепад давления в колонне и в барометрическом конденсаторе,
мм рт. ст.-, Сэ1Са — отношение стоимостей водяного пара, подаваемого в эжек-
тор и в низ колонны.
57
Расчет величины Рэ по уравнениям (П. 50) — (П. 53) проводится
методом последовательного приближения. При заданных- темпера-
турах питательной секции колонны и охлаждающей воды на выходе
из барометрического конденсатора определяют соответственно уп-
ругости паров PF и Pw. Для первого приближения задаются отно-
шением Wa/W = 4 (указанное отношение изменяется в пределах от
3 до 10) и по уравнению (11.50) определяют Ра. Используя полу-
ченное значение, по уравнению (II. 51) проверяют правильность
принятого отношения Wa/W. При значительном расхождении вы-
численных и принятых ранее значений расчет повторяют, выбрав
новое значение WajW.
4. СОСТАВЛЕНИЕ ТЕПЛОВОГО БАЛАНСА
РЕКТИФИКАЦИОННОЙ колонны
Из теплового баланса кол'онны определяют расходы греющего
агента, подаваемого в низ колонны, охлаждающего агента, подво-
рие. П-8. Схема колонны с внешними тепловыми потоками;
а —при парциальной конденсации паров; б —при верхнем циркуляцион-
ном орошении; в —при остром испаряющемся орошении.
димого к верхней части, а также внутренние материальные потоки
в колонне.
Уравнение теплового баланса колонны, работающей с парциаль-
ным конденсатором или с верхним циркуляционным орошением
(рис. П-8, а, б), имеет следующий вид:
Fe//n,f + f(l-H^ + 5 = D//n>D + 7?//;K)/? + d (11.54)
При остром испаряющемся орошении (рис. II. 8, в) уходящий
с верха колонны дистиллят отводится из системы в жидком состоя-
нии. Уравнение теплового баланса для этого случая имеет следую-
щий вид:
FeHn, Р + F 0 - И "ж, F + В = D + RH^ R + d’ (II. 55)
58
Если острое испаряющееся орошение подают в виде кипящей
жидкости, то тепло, отнимаемое в конденсаторе, состоит из тепла
орошения и тепла конденсации дистиллята:
d' = d + £>Z (11.56)
Подставляя значение d' в уравнение (11.55), получим уравне-
ние (II. 54).
Если острое испаряющееся орошение подают в виде охлажден-
ной жидкости (так называемое холодное орошение), то тепло, от-
нимаемое в конденсаторе
d' = d+DZ + DC(/K-/XOJbO) (11.57)
где /к— температура конденсации верхнего продукта, °C; /ил, о—температура
холодного орошения или дистиллята, °C.
Подставляя значение d' из данного выражения в уравне-
ние (11.55), получим исходное уравнение (11.54). Таким образом,
уравнение (11.54) справедливо для любого вида отвода тепла из
колонны, с той лишь оговоркой, что при остром испаряющемся оро-
шении энтальпию парового потока дистиллята Ян, D следует опре-
делять не при температуре отбираемого из колонны продукта, а при
температуре его конденсации, т. е. так же, как и в остальных слу-
чаях подачи орошения.
Тепло орошения с точностью, достаточной для технических ра-
счетов, определяют по уравнению
d = LK (11.58)
где L — количество горячего орошения, подаваемого в колонну, кг/ч.
Энтальпию жидкого и парового потоков бинарных и многоком-
понентных смесей в колоннах, работающих при атмосферном дав-
лении, определяют по правилу аддитивности:
₽
У, ctxi (11.59)
1 = 1
1 = 1 i
где сг — теплоемкости компонентов в жидкой фазе при заданной температуре,
ккал/(кмоль • град); х,, г/,—содержание компонентов в жидкой и паровой фазах
соответственно, кмоль/кмоль', X — теплота испарения компонентов смеси при за-
данном давлении в колонне, ккал/кмоль.
При определении энтальпии мазута, поступающего на разделе-
ние в вакуумную колонну, следует проверять его температуру на
входе с учетом перепада температур в подводящем трубопроводе
по уравнению [57]
А/= 1,14-10-3FL ’ (11.61)
где А/ — перепад температур в трубопроводе между печью и колонной, °C; F —
расход сырья в колонну на единицу площади трубопровода, кг/(м2 • сек); L —
приведенная длина трубопровода с учетом всех сопротивлений между печью и
колонной, м.
59
Обычно из основного уравнения теплового баланса по предва-
рительно найденному значению d либо d' определяют величину В.
Лишь для колонн, работающих с водяным паром, по заданному
значению В определяют d либо d'.
Результаты расчета теплового баланса обычно сводят в табли-
цу. Примером служит табл. II. 4, составленная для атмосферной
колонны перегонки нефти.
Таблица II. 4
Тепловой баланс колонны
Поток t, °C Энтальпия, ккал!кг Расход, кг/ч Количество тепла, ккал!ч
Приход Сырье Водяной пар
Итого ... Расход Дистиллят Боковой погон Остаток
Итого ...
В сложной колонне с несколькими боковыми отборами и проме-
жуточными циркуляционными орошениями количество тепла, от-
водимого из отдельных секций, можно определять в такой последо-
вательности: из уравнения теплового баланса колонны находить об-
щее количество тепла, отнимаемого орошением. Затем составить
уравнения материального и теплового балансов для части колонны,
расположенной ниже тарелки, под которую подается нижнее цир-
куляционное орошение. Неизвестными в этих уравнениях являются:
количества жидкости, поступающей в секции циркуляционного оро-
шения, пара, поднимающегося с тарелок секции циркуляционного
орошения, и'тепла, отнимаемого циркуляционным орошением.
Принимая количество жидкости, стекающей в рассматриваемую
секцию колонны, равным нулю и решая данную систему уравнений,
определяют максимально возможный съем тепла нижним цирку-
ляционным орошением. Затем принимают фактическое количество
тепла, отнимаемого в данной секции колонны циркуляционным оро-
шением; оно должно быть меньше максимально возможного.
Составляя далее уравнения материального и теплового балансов
для части колонны, расположенной ниже тарелки, под которую по-
дается рассматриваемое циркуляционное орошение, аналогичным
образом находят количество тепла, отнимаемого в следующей сек-
ции колонны, и т. д.
60
Фактическое количество тепла, отнимаемого в каждой секции
колонны, принимают, исходя из условий наилучшей регенерации
тепла либо получения необходимых флегмовых чисел. Если жела-
тельны наиболее благоприятные условия регенерации, максималь-
но возможное количество тепла, очевидно, необходимо снимать в
нижележащих секциях колонны. В этом случае принимают, что ко-
личество тепла, снимаемого в каждой секции колонны, составляет
0,8—0,9 от максимально возможного значения.
Конкретный пример расчета атмосферной колонны для разделе-
ния нефти, приведенный в гл. VIII, более подробно иллюстрирует
описанную методику расчета.
Количество циркуляционного орошения определяют по уравне-
нию
,, =_________
&Ц ГТ тт
ПЖ,
(11.62)
гдеНж ^—энтальпии циркуляционного орошения при температурах входа
и выхода из колонны, ккал[кг.
При остром испаряющемся орошении количество холодного цир-
кулирующего орошения
d’
(II. 63)
где Нп, tK — энтальпия паров Орошения при температуре конденсации, ккал/кг;
^Ж1 ^хол q — энтальпия холодного орошения при температуре дистиллята, отби-
раемого из емкости орошения, ккал/кг.
Расход водяного пара в подогреватель низа колонны можно
определять с точностью, достаточной для технических расчетов, по
уравнению
GB. п = 4 (П.64)
Расход воды в конденсатор или холодильник при парциальной
конденсации или циркуляционном орошении равен:
Св = * - (П. 65)
*вых *вх
Расход воды в конденсатор-холодильник при остром испаряю-
щемся орошении
Св - -Г.- (11.66)
*вых — *вх
В уравнениях (II. 65) и (II. 66) d и d' определяют по уравне-
ниям (II. 56) —(II. 58); (вх, (вых —температуры воды на входе и
выходе из конденсатора цли холодильника, °C,
61
5. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ВНУТРЕННИХ МАТЕРИАЛЬНЫХ ПОТОКОВ
РЕКТИФИКАЦИОННОЙ КОЛОННЫ
При ректификации бинарных и многокомпонентных смесей ко-
личество флегмы, стекающей с тарелок верхней части колонны,
определяют в зависимости от принятого флегмового числа:
I.= RD (П.67)
При ректификации сложных смесей количество флегмы опреде-
ляют по уравнению
Л-4 (П-68)
Л
Тепло орошения d находят из уравнения теплового баланса ко-
лонны.
При подаче в колонну переохлажденного орошения нагрев жид-
кости до темпёратуры кипения происходит только на второй или
даже на третьей тарелках, считая сверху колонны. В этом случае
количество холодного орошения ёТол, вычисленное по уравне-
нию (11.63), и является фактической жидкостной нагрузкой верх-
ней тарелки колонны.
Расход жидкости в секции циркуляционного орошения опреде-
ляют как сумму расходов циркуляционного и горячего орошений.
' Расход пара в концентрационной части колонны определяется
как сумма количеств горячего орошения и дистиллята..
Когда тепло подводится в колонну путем подогрева остатка, ко-
личество паров в отгонной части колонны определяют по уравнению
G=~ (11.69)
где — теплота испарения остатка, ккал кг.
Если же паровое орошение низа колонны создается при помощи
водяного пара, а температуру низа определяют на основе опытных
данных, то количество паров, отходящих с верхней тарелки отгон-
ной части колонны, рассчитывают по уравнению теплового -баланса
этой секции колонны.
Количество жидкости, стекающей по отгонным тарелкам, равно
сумме количеств жидкой части сырья и жидкости, стекающей с ниж-
ней концентрационной тарелки.
Внутренние материальные потоки сложных колонн, в которых
расходы пара и жидкости значительно изменяются при переходе
от одной секции к другой, определяют для каждой секции в от-
дельности. Для этого совместно решают уравнения материального
и теплового балансов колонны для выбранных сечений каждой
секции.
Точно определить внутренние материальные потоки сложной ко-
лонны трудно, поскольку распределение температур по высоте ко-
лонны обычно бывает неизвестно. Однако для правильного выбора
.62
схемы колонны и определения основных ее размеров достаточно
иметь приближенные значения температур в различных сечениях
колонны.
В конце технологического расчета определяют объем паров и
физические свойства пара и жидкости в рабочих условиях. Эти дан-
ные необходимы для гидравлического расчета колонны. Объем па-
ров V (в м3/сек) определяют по уравнению
= 22,4G (273 + t)z
3600/W-273P ' ’
Расход пара G выражен в кг/ч. Молекулярный вес паров неф-
тепродуктов рассчитывают по уравнению Воинова или определяют
по графикам [50, 51]. Для ориентировочных расчетов объема паров
нефтепродуктов можно пользоваться следующими величинами мо-
лекулярных весов:
Бензин....................................100—110
Бензин — керосин..........................120—130
Бензин — керосин — соляровый дистиллят . . 140—150
(П.71)
(11.72)
(II. 73)
(П.74)
6. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ЧИСЛА ТЕОРЕТИЧЕСКИХ ТАРЕЛОК
ПРИ РЕКТИФИКАЦИИ БИНАРНЫХ СМЕСЕЙ
Число теоретических тарелок определяют путем совместного ре-
шения уравнений равновесия фаз, материального и теплового ба-
лансов для промежуточного сечения колонны. Применительно к
полной ректификационной колонне эти уравнения имеют следую-
щий вид.
Уравнение равновесия фаз, решенное относительно концентра-
ции пара и выраженное через коэффициенты относительной лету-
чести:
ахп
Уп~ 1 + хп (а - 1)
Уравнения материального и теплового балансов:
для концентрационной части колонны
yn~^G %«+i + 0 ~~g) yD
nG-^n+lL + ^D + d
для отгонной части колонны
ут = Хт+1 ~ (тг ~ !)
нп,т°-в-нж,т+1ь~нж< rR
Расчет процесса ректификации идеальных бинарных смесей при
постоянном значении коэффициента а можно проводить по урав-
нениям (П.71) — (11.75), выражая составы потоков как в весовых,
так и в молярных концентрациях, а их количество соответственно
в кг или в кмоль.
63
Уравнение (II. 71) устанавливает связь между составами пара
и жидкости, уходящими с тарелки; уравнения (II. 71) и (II. 74) —
между составами пара, уходящего с тарелки, и жидкости, посту-
пающей на эту же тарелку. Уравнения (11.73) и (11.75) дают воз-
можность учесть изменение количества потоков по высоте колонны.
Выражения (11.72) и (11.73) называются уравнениями рабочих ли-
ний соответственно концентрационной и отгонной частей колонны.
Расчет числа теоретических тарелок путем непосредственного
решения уравнений (II. 71) — (II. 75) связан с большим количеством
трудоемких вычислений и поэтому на практике применяется редко.
Обычно пользуются графическими или обобщенными аналитически-
ми методами расчета.
Рассмотрим графический метод расчета числа теоретических та-
релок по диаграмме у — х, известный в литературе как метод Мак-
Кеба и Тиле. Если соотношение потоков пара и жидкости остается
практически неизменным по высоте колонны, то рабочие линии, опи-
сываемые уравнениями (11.71) и (11.74), будут прямыми и расчет
становится достаточно простым.
Для облегчения графического расчета используют условную ли-
нию q, определяющую точки пересечения рабочих линий верхней
и нижней частей колонны. Положение этой условной линии зави-
сит от величины q, характеризующей состояние исходного сырья
(рис. П-9). При заданной температуре tF и составе исходного
сырья xF
Нп, Хр ~ Нц, tp
—Гр—
(11.76)
где Нп Хр— энтальпия насыщенных паров состава Hn tp — энтальпия исход-
ного сырья состава Хр при температуре tp.
Значение q и величина доли отгона е связаны между собой со-
отношением q = 1 — е' (при q = 0—1).
При графическом построении числа теоретических тарелок для
любого состояния исходного сырья (рис. II. 10) используется зна-
чение q, подсчитанное по уравнению (11.76). Из точки А на диаго-
нали диаграммы с координатой, соответствующей составу сырья xF,
проводится условная линия q, тангенс угла наклона которой ра-
вен ql(q—1). От точки D на диагонали диаграммы, координата
которой соответствует составу дистиллята, проводится прямая до
пересечения с условной линией q в точке С (рабочая линия концен-
трационной части колонны). Полученную точку С соединяют с
точкой Е на диагонали диаграммы, абсцисса которой соответствует
составу остатка.
Число теоретических тарелок определяют в результате построе-
ния ступенчатой линии между равновесной кривой и ломаной ли-
нией DCE. Оно равно числу построенных ступеней.
При подаче сырья в паро-жидкостном состоянии фактическое
положение ступенчатой линии DCE в области тарелки питания не-
сколько отличается от описанного выше [74]. Однако указанное раз-
64
личие настолько мало влияет на конечную величину числа теоре-
тических тарелок, что им можно пренебречь, чтобы не усложнять
общего построения.
При подаче сырья в жидкой фазе (г/ > 0) или в паро-жидкост-
ном состоянии тарелке питания соответствует ступень изменения
концентраций на графике (у — х), которую пересекает условная
линия q (рис. П-10,а), при подаче сырья в паровой фазе (<?^0) —
ступень изменения концентраций, расположенная ниже условной
линии q (рис. П-10, б).
Рис. П-9. Положение услов-
ной линии q в зависимости
от состава исходного сырья:
А — точка на диагонали диаграм-
мы с абсциссой хр; 1 — пере-
охлажденная жидкость (q < 1);
2 — кипящая жидкость
3 — паро-жидкостная смесь
4 — насыщенный пар
i/ = 0); 5 — перегретый пар (д>1).
Рис. П-10. Расчет числа теоретических тарелок
при подаче сырья в колонну в паро-жидкостном
виде (а) и в виде перегретого пара (б):
/ — равновесная кривая; 2 — рабочая линия верхней части
колонны; 3 — рабочая линия нижней части колонны;
4 — рабочие линии при минимальном орошении; 5 —услов-
ная линия; 6 — тарелка питания.
Описанный способ графического построения отвечает минималь-
ному числу тарелок в колонне и, следовательно, соответствует оп-
тимальному положению тарелки питания [38, 75].
Бесконечное число тарелок при минимальном флегмовом числе
отвечает такому положению на диаграмме у — х, когда рабочие ли-
нии пересекают кривую равновесия в точке, соответствующей со-
ставам паровой и жидкой фаз в питательной секции колонны (см.
рис. П-10,а). Рабочей линией колонны при минимальном числе
тарелок или бесконечном орошении является диагональ диаграм-
мы у — х.
При расчете числа теоретических тарелок колонны с двумя вво-
дами питания (рис. II-11, а) рабочие линии для верхней, нижней и
средней частей колонны строят отдельно. Построение рабочих ли-
ний и числа ступеней разделения аналогично описанному выше, так
как в этом случае тангенс угла наклона рабочих линий тоже равен
соотношению расходов жидкости и пара в соответствующих частях
колонны [52].
При наличии промежуточного отбора жидкости в секции ко-
лонны, расположенной ниже отбора, уменьшается соотношение
3 Зак. 1114
65
потоков жидкость — пар, следовательно, данная секция колонны
имеет свою рабочую линию. Для схемы колонны, изображенной на
рис. 11-11,6, рабочие линии части колонны, расположенной выше
отбора жидкости, и нижней части колонны находят обычным пу-
тем; положение условной линии q также не зависит от промежуточ-
ного отбора, и число теоретических тарелок определяют построе-
Рис. П-11. Расчет числа теоре-
тических тарелок в колонне
с двумя вводами питания (а),
с промежуточным отбором про-
дукта (б) и с промежуточными
отводами и подводами тепла (в).
нием ступенчатой линии между указанными рабочими линиями и
равновесной кривой.
В колонне с промежуточным подводом или отводом тепла изме-
няются по высоте флегмовые числа, и, следовательно, рабочие
линии разных секций колонны на диаграмме у — х будут иметь
разные углы наклона, однако пересекаться они будут в точках на
диагонали диаграммы, соответствующих заданным составам ди-
стиллята и остатка (рис. П-11, в) [76].
При ректификации бинарных смесей, подчиняющихся закону
Рауля — Дальтона, и при условии, что потоки пара и жидкости
практически не меняются по высоте колонны, число теоретических
тарелок можно определять также аналитическим путем.
66
(11.78)
(11.79)
(II. 80)
(11.81)
(II. 82)
(11.83)
(II. 84)
Минимальное число теоретических тарелок при бесконечном оро-
шении определяется по уравнению Фенске — Андервуда:
6 \ 1 — уп ха /
м = . -Д------О----5—L (П 77)
"мин- ]ga
Число теоретических тарелок в концентрационной Ni и отгон-
ной Ад частях колонны при заданном орошении можно определить
при помощи следующих уравнений [67, 77].
Для концентрационной части колонны
j ( Vp~d . с
xF-d)
= 1 , (a- 1) (c-d)
+ l-f-d(a-l)
c — a a2 — b
d = a — Ka2 — b
Г a ^nl
a = 0,5[1 +
6== (аЛ) R
где R = g’D — флегмовое число.
Для отгонной части колонны
(х п d с — Хц \
' -----------Л7’ I
с —х x—d
;v2 =-------2__2-----L
lg a
Величины а', с' и d' рассчитывают по уравнениям (11.79) — (11.81)
соответственно, причем в уравнения (11.80) и (11.81) вместо а и b
подставляют соответствующие им величины а' и Ь', определяемые
по уравнениям (11.82), (11.83) при подстановке xF вместо yD и пе-
ремене знаков на обратные: в уравнении (11.78)—в числителе и
знаменателе, в уравнениях (11.80) и (II.81)—под корнем и в
уравнении (11.82)—у второго и третьего членов в квадратных
скобках. Кроме того, в уравнениях (11.82) и (11.83) величину R
следует заменить на
7? = 1 + (7? + 1) F —'Т~ (11.85)
yD F
Число теоретических тарелок для разделения бинарных смесей
при бесконечном и заданном орошении можно определять прибли-
женно по номограмме, приведенной в Приложениях на рис. IX-3
[77]. Пользование номограммой пояснено следующим конкретным
примером (см. пунктирную линию): = 0,915; xR = 0,059; R = 3,4;
Ямин = 1,7; a = 2,47; N = 9,52; ДГМИН = 5,7.
3’
67
Отметим некоторые особенности расчета числа теоретических
тарелок для процессов сверхчеткой ректификации. Если коэффи-
циент относительной летучести компонентов изменяется на 10—
15% по высоте колонны вследствие изменения состава потоков, дав-
ления и температуры, то координаты линии равновесия рекомен-
дуется определять при помощи следующих уравнений [78]:
у = Кх (II. 86)
1 — k
x = (IL87>
К = «и %’
е . 1g «в
1g «н
(11.88)
(11.89)
где К — константа равновесия легкокипящего компонента; k—константа равно-
весия высококипящего компонента; <хн, <хв — коэффициенты относительной лету-
чести соответственно для низа и верха колонны (а = Klk).
Равновесные составы фаз определяют при произвольных зна-
чениях константы равновесия k, находящихся в реальных преде-
лах ее изменения. Далее расчет проводится обычным графическим
методом либо несколько более сложным аналитическим методом,
описанным в литературе [78].
При малых и больших значениях концентраций одного из ком-
понентов (х < 0,01 и у > 0,95 мол. доли) число теоретических та-
релок целесообразно определять графически, используя диаграмму
у — х (рис. П-12) в координатах: 1g (-• У_ (ордината), 1g )
(абсцисса) [79].
При определении числа теоретических тарелок для разделения
бинарных смесей с коэффициентом относительной летучести, близ-
ким к единице, графическое построение целесообразно комбиниро-
вать с аналитическим расчетом. Для участка кривой равновесия,
на котором можно допустить линейную зависимость, число теоре-
тических тарелок определяется при помощи следующих
ний [80]:
для верхней части колонны
уравне-
(а4
Ig
~(1-хо)(а-1) +1
(II. 90)
^i =
для нижнеи части колонны
= _ % ig
а \ I
XR (а — 1)
(11.91)
+1
В уравнениях (II. 88) и (II. 89) ха, х'а — состав жидкости, сте-
кающей с тарелки, который соответствует значениям концентра-
ции, являющимся границами линейности равновесной зависимости,
При значительном изменений давления по высоте колонны (на-
пример, ректификация под вакуумом) относительная летучесть ком-
понентов смеси также может сильно изменяться. В этом случае
расчет лучше проводить не по средним летучестям, а с использо-
ванием кривых равновесия для различных давлений, причем ра-
бочие линии со ступенями изменения концентраций следует строить
с учетом изменения давления в каждой ступени [81].
Число теоретических тарелок систем, при разделении которых
потоки пара и жидкости заметно изменяются по высоте колонны
(главным образом вследствие различных скрытых теплот испаре-
ния компонентов), целесооб-
разно определять при помощи
тепловой диаграммы [59,77,82].
На тепловой диаграмме
(рис. II-13) по оси абсцисс от-
ложены составы пара и жидко-
сти, а по оси ординат — их эн-
тальпии. Предельные линии эн-
тальпийной диаграммы соответ-
ствуют: верхняя ветвь—состоя-
нию насыщенного пара, ниж-
няя — кипящей жидкости. Ли-
нии ab, соединяющие точки
равновесных составов пара и
жидкости на обеих ветвях диа-
граммы, называются конодами,
а линии ас, соединяющие точ-
ки неравновесных составов, —
рабочими линиями. Рабочие
линии каждой секции колонны
Рис. 11-12. Расчет числа теоретических
тарелок при высоких и низких концен-
трациях извлекаемого компонента в ди-
стилляте и остатке соответственно.
пересекаются в одной точке, которая называется полюсом. Число
теоретических тарелок определяется при последовательном по-
строении рабочих линий и конод.
Рассмотрим наиболее общий случай ректификации — сырьё по-
дают в колонну в паро-жидкостном состоянии. Порядок построения
для определения числа теоретических тарелок следующий [83]. Ана-
литическим путем вычисляют ординаты полюсов Si и S2:
^п, D ^п, D [)
(11.92)
^ж, Д ^ж, К Д
(11.93)
Через крайние точки коноды сырья проводят прямые AS2 и BSi.
Находят точку пересечения этих прямых (полюс S3), позволяющую
в процессе построения достаточно просто переходить от верхней
части колонны к нижней. Из полюса S2 проводят вертикаль до пе-
ресечения с нижней пета.ыр трцдррой диаграмму л из точки
69.
пересечения — коноду. Полученную точку верхней ветви энталь-
пийной диаграммы соединяют с полюсом, следующая точка лежит
на пересечении этой линии с нижней ветвью диаграммы и т. д.
Построение проводят до тех пор, пока получаемые коноды не ока-
жутся левее коноды сырья. Точку С последней коноды соединяют
с полюсом S3, получают точку D и т. д. Описанный порядок по-
строения показан стрелками на рисунке; всего получено: для верха
Рис. II-13. Расчет числа теоретических тарелок
по тепловой диаграмме при подаче сырья в ко-
лонну в паро-жндкостном виде.
колонны — четыре теоретические тарелки, для низа — три. Если
Л321| BSlt то из точки С проводят параллельную прямую CD и на-
ходят точку D.
В случае изменения потоков по высоте колонны и при отсут-
ствии экспериментальных данных по энтальпиям разделяемых сме-
сей расчет числа теоретических тарелок можно проводить следую-
щими способами: по энтальпийной диаграмме, если ее предельные
линии считать прямыми, соединяющими точки, соответствующие
энтальпиям разделяемых компонентов, или обычным графическим
методом в координатах у—х, используя уравнения рабочих ли-
ний, учитывающие изменение потоков вследствие различия теплот
испарения компонентов [84].
70
Для концентрационной части колонны
( G \ Xn-l)
yn-yD~TVB (yD-xn+l)
где (G/G)|—соотношение расходов жидкости и пара в верхнем сечении
при x„+i = г/с.
В
(II. 94)
колонны
(II. 95)
yD
где Ха, Kw—теплоты испарения низко- и высококипящего компонентов
ственно.
Для отгонной части колонны
соответ-
где
х«+1 XR + l-B'(yn-xR)
— соотношение расходов пара и жидкости в нижнем сечении
при уп = Хд.
(II. 96)
колонны
(П.97)
7. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ЧИСЛА ТЕОРЕТИЧЕСКИХ ТАРЕЛОК
ПРИ РЕКТИФИКАЦИИ МНОГОКОМПОНЕНТНЫХ СМЕСЕЙ
Расчет методом «от тарелки к тарелке»
Метод расчета «от тарелки к тарелке» является наиболее*точ-
ным и его можно применять для расчета различных случаев раз-
деления.
Для определения числа теоретических тарелок методом «от
тарелки к тарелке» обычно задаются флегмовым числом и содер-
жанием двух компонентов в дистилляте и остатке [85]. Основными
расчетными уравнениями по каждому компоненту являются урав-
нения равновесия фаз
Уп, I ~ kn, ixn, I (II. 98)
и уравнения материального баланса по каждому компоненту:
для концентрационной .части колонны
Уп, i — -Q-Xn+i, I + (1—Уо> I (11.99)
для отгонной части
Ут, I = ~Q xm+l, I ~ (тГ “ Х R, ‘ (II. 100)
При необходимости учета изменения материальных потоков по
высоте колонны применяют также уравнения теплового баланса.
71
Процесс ректификации многокомпонентной смеси рассчиты-
вают по уравнениям (11.98) — (11.100), выражая составы потоков
в мольных концентрациях, а их количества — в кмоль.
Расчет обычно проводят, переходя от одной тарелки к другой,
сверху вниз для концентрационной части и снизу вверх для отгон-
ной,. задавшись предварительно полным составом дистиллята и
остатка. При расчете составов фаз на каждой тарелке определяют
также температуру.
Если в результате расчета верхней и нижней частей колонны
полученные составы потоков на тарелке питания резко различают-
ся, необходимо несколько изменить предварительно принятый со-
став дистиллята или остатка и повторить весь расчет сначала.
При расчете сверху вниз первое приближение рекомендуется за-
канчивать, когда соотношение составов ключевых компонентов в
парах станет таким же, как и в сырье (если сырье подается в виде
кипящей жидкости, то сравнение проводят с равновесным составом
паров) [52]. Подобным образом заканчивают расчет нижней части
колонны, когда соотношение составов ключевых компонентов в жид-
кости станет таким же, как и в сырье. Если сырье подается в виде
насыщенного пара, то сравнение производится уже с равновесным
составом жидкости. Расчет считается законченным в момент полу-
чения примерно одинаковых составов фаз на тарелке питания. Сле-
дует отметить, что состав жидкости на тарелке питания, как пра-
вило, отличается от состава сырья.
Потарелочный расчет многокомпонентных смесей является тру-
доемким, особенно если в сырье больше пяти компонентов.
Если допустить, что потоки постоянны по высоте колонны, ра-
счет значительно облегчается. С целью дальнейшего облегчения
расчетов иногда применяют еще одно допущение — о постоянстве
относительных летучестей компонентов по высоте колонны. Это
позволяет освободиться от трудоемких расчетов равновесных со-
ставов фаз. Расчетные уравнения в этом случае имеют следующий
вид:
(II. 101)
(II. 102)
При расчете четкого разделения рекомендуется применять сле-
дующие искусственные приемы, значительно облегчающие рабо-
ту [52]. Если потарелочный расчет проводится от верха и низа ко-
лонны к ее середине, то, начиная с третьей и четвертой тарелок,
в паровую и жидкую фазы необходимо добавлять незначительные
72
количества компонентов (0,001—0,005 мол. доли), не содержащих-
ся в дистилляте (при расчете концентрационной части) и в остатке
(при расчете отгонной части колонны).
При вычислении очередного приближения для потарелочного
расчета нет необходимости повторять весь расчет — достаточно
ограничиться повторением процедуры для тарелок, на которых кон-
центрации некоторых компонентов незначительны. Составы дистил-
лята и остатка определяются в этом случае только после получе-
ния заданной сходимости составов в питательной секции колонны.
Приближенные методы расчета
Приближенными методами расчета можно пользоваться для
определения числа теоретических тарелок при четком разделении.
В качестве примера рассмотрим приближенный метод расчета
по разделяемым парам компонентов (метод Львова — Серафимова)
[5, 39, 61], по которому определение числа теоретических тарелок
сводится к расчету бинарной смеси из определяющих пар компо-
нентов.
Чтобы найти определяющую пару для всех разделяемых пар
компонентов, надо рассчитывать величины (ZnR№m)i-k по уравне-
нию (11.37). Наибольшее произведение этих величин соответствует
определяющей паре компонентов.
Для определяющей пары компонентов рассчитывают относи-
тельные составы дистиллята, остатка и сырья, а также координаты
кривой равновесия по уравнениям типа (11.40) — (11.42).
Далее для определяющей пары компонентов находят следую-
щие величины: Zn на уровне тарелки питания по уравнению (11.38),
Zm — по уравнению
Zm = Zn Х°' * * (11.103)
тпх . + х .
Ki I К) к
минимальное флегмовое число по уравнению (11.37) и Zn, ср и
Zm> ср по уравнениям
Zn, с₽=-~~ (И. 104)
Zm, ср = -^±^- (11.105)
Задавшись затем коэффициентом избытка флегмы, определяют
значения Zn, ср и Zm, ср (R + tp), где <p — F/D. Полученные выра-
жения используют далее для построения рабочих линий концентра-
ционной .
Zn, cPR 1
У1~* = Zn, cpR + 1 Xi~k + Z„, cpR + 1 yD, i-k (И- Ю6)
и отгонной частей колонны х
У _______Zn- ср (/?_ф)_х________(<P-l)^, i-ft
yi-b Zm,cp(^ + <P)-(<P-1) zm, ср (R + <P) - (ф— 1) ( j
73
Число теоретических тарелок находят обычным графическим
путем, описанным ранее для бинарных смесей.
Эмпирические методы расчета
Упрощенные методы расчета необходимы для предварительной
оценки стоимости колонны. Достаточно простым методом, дающим
удовлетворительные результаты, является расчет при помощи гра-
фика Джиллиленда [72], по которому необходимое число теоретиче-
ских тарелок определяется в
Рис. П-14. К расчету числа теоре-
тических тарелок при ректифика-
ции многокомпонентных смесей.
зависимости от минимального числа
теоретических тарелок и минималь-
ного флегмового числа (рис. II-14).
Точки, по которым построена кри-
вая этого графика, взяты из расче-
тов большого числа бинарных и
многокомпонентных смесей методом
«от тарелки к тарелке».
Минимальное число теоретиче-
ских тарелок определяется так же,
как и для бинарных смесей, — по
уравнению Фенске — Андервуда, ко-
торое применительно к рассматри-
ваемому случаю принимает следую-
щий вид:
Nмнн ~
1 [ х°-1 . Хр- h
\xD,h xR,l
^al~h
(И. 108)
Здесь ai-h — летучесть легкого ключевого компонента по отно-
шению к тяжелому ключевому компоненту.
Величину относительной летучести можно определять как сред-
нее геометрическое летучестей в верху и в низу колонны.
Минимальное флегмовое число определяется по уравнению (11.34).
В некоторых случаях может быть полезно следующее уравне-
ние, по которому соотношение числа тарелок N/NMHH определяется
только в зависимости от коэффициента избытка флегмы
Р = R/Rmbh [86]:
N , X. ( ^МНН \ /ТТ |ЛЛ\
-fj--= a+b —р— (11.109)
N МНН \ К /
Значения коэффициентов а И Ь приведены. ниже:
N ЯДмнн 1 мнн а ь Примечание
<27 1,1-2.0 0 2,87
> 27 1,1-2,0 0 2,64
<27 2,0 1,0 1,0
> 27 2,0 0,92 1,0
— 2,0 1,05 0,42 Для укрепляющей
— 1.1-2,0 0 2,42 части колонны
74
Для приближенной оценки числа теоретических тарелок поль-
зуются еще одним эмпирическим приемом: общее число теоретиче-
ских тарелок должно быть примерно вдвое больше минимального.
8. ОПРЕДЕЛЕНИЕ СОСТАВОВ БОКОВЫХ ПОГОНОВ
ПРИ РЕКТИФИКАЦИИ МНОГОКОМПОНЕНТНЫХ СМЕСЕЙ
В тех случаях, когда в исходной смеси имеется небольшое ко-
личество компонентов, летучесть которых сильно отличается от ле-
тучести остальных компонентов, т. е. при ректификации широко-
кипящих фракций, применяют колонны с промежуточным отбором
продуктов (по аналогии с разделением нефти и ее фракций).
Если в смеси содержится небольшое количество сильнолетучих
компонентов, их отводят с дистиллятом. Основные продукты разде-
ления, содержащие компоненты, более легкие, чем легкий ключе-
вой компонент, выводят с боковым погоном, т. е. в виде жидкости,
отбираемой с Одной из тарелок колонны, расположенной в ее кон-
центрационной части. При этом в боковой погон попадает лишь
небольшая часть сильнолетучего компонента.
При наличии в смеси небольшого количества малолетучих ком-
понентов их выводят из колонны с нижним продуктом, а остальные
компоненты, более тяжелые, чем тяжелый ключевой, отводят с од-
ной из тарелок колонны, расположенной в нижней ее части (боко-
вой погон). При этом в боковой погон попадает также небольшое
количество малолетучих компонентов.
Расчет сложной ректификационной колонны проводится с целью
определения состава получаемых продуктов или количеств легкого
и тяжелого ключевых компонентов, попадающих в боковые погоны
при заданных условиях разделения. В работе [87] получен^! доволь-
но простые зависимости, позволяющие рассчитывать составы внеш-
них потоков при известных отборах продуктов и заданных условиях
разделения. Проведя ряд упрощающих преобразований, можно при-
вести рекомендуемые в работе [87] зависимости к следующему
удобному для расчета виду:
для концентрационной части
X.- _______________д ____________
' xF,i ______у"--1 (1-Z)
D (i-Z) + z(XX|(l-Zn'-1)
для отгонной части
F
S2, _________________R________________
xs2,t _________________\g)( }____________
Xp’ 1 kh ("S') Z(re2-1’ (1 “ Z) + kh (4 ~ ’) ~
(П. 1
(II. Ill)
75
где Sb S2 — количества боковых погонов вверху и внизу колонны соответственно;
ki и kh — константы равновесия легкого и тяжелого компонента для верха и низа
колонны соответственно; tii — число теоретических тарелок от верха колонны до
тарелки отбора; «г— число теоретических тарелок от низа колонны до тарелки
отбора, включая подогреватель низа колонны; Л — фактор извлечения.
9. РАСЧЕТ ПРОЦЕССОВ АБСОРБЦИИ И ДЕСОРБЦИИ
УГЛЕВОДОРОДНЫХ ГАЗОВ
В настоящее время при расчете процессов .абсорбции и десорб-
ции углеводородных газов используют различные приближенные
Рис. 11-15. Схемы абсор-
бера (а) и десорбера (б):
Vp — газ в абсорбер; VQ —отпа-
ривающий агент в десорбер;
£о — тощий абсорбент в абсор-
бер; Lp — насыщенный абсорбент
в десорбер; Vi—сухой газ из
абсорбера.
методы расчета, основанные на поня-
тии о теоретической тарелке [88—98].
Применение этих методов позволяет с
достаточной для практики точностью
определять количества и составы про-
дуктов и необходимые расходы абсор-
бента или отпаривающего агента. Срав-
нение различных приближенных мето-
дов расчета показало, что расчет по
Крейсеру [88] дает результаты, наибо-
лее близкие к реальным составам про-
дуктов как для тощих, так и для жир-
ных газов [33]. В связи с этим для ра-
счета процессов абсорбции и десорбции
углеводородных газов, в отличие от
первого издания [74], рекомендуется
только метод Кремсера. Следует отме-
тить также тот факт, что имеющиеся
в литературе данные по общему к. п.д.
колпачковых тарелок абсорбционных колонн при разделении угле-
водородных газов [99] рассчитаны также с использованием метода
Кремсера.
На рис. II-15 приведены схемы абсорбера и десорбера с обо-
значением основных потоков.
Основными параметрами процесса абсорбции являются: число
теоретических тарелок N, расход тощего абсорбента Lo и степень
извлечения отдельных компонентов q>a, <:
VF, i ~ °i, i
(II. 112)
При небольшом содержании остаточных компонентов в тощем аб-
сорбенте основные параметры процесса абсорбции связаны между
собой уравнением Кремсера [88]:
a7+i - А{
(И-ИЗ)
А = (11,114)
76
где Л<-—фактор абсорбции i-того компонента; kt — константа равновесия i-того
компонента при средней эффективной температуре абсорбции.
Если фактор абсорбции определять не по исходному газу [88—
100], а по сухому [97] так, как это отражено в уравнении (II. 114),
то расчет по Крейсеру дает приемлемые результаты для газов со
сравнительно небольшим содержанием извлекаемых компонентов.
Однако лучшие результаты получаются при определении фактора
абсорбции по среднему сечению колонны, кроме того, это больше
всего соответствует фактической картине изменения величины L/V
по высоте аппарата.
Для расчета процесса абсорбции с предварительным насыще-
нием тощего абсорбента и отбензиниванием или деметанизацией
насыщенного абсорбента (см. рис. 1-11) может быть использовано
следующее уравнение [101]
о, —_____Л; (а + Л1 — фа)_ ... .
ф А (а +А-фа)+ а₽ (1-фа) 1
определяющее общее извлечение в узле абсорбции при N теорети-
ческих тарелок в абсорбере и по одной теоретической тарелке в
узлах предварительного насыщения и отбензинивания (деметани-
зации) насыщенного абсорбента.
В уравнении (11.115) сро — степень извлечения в абсорбере, определяемая
уравнением (11.113); (3 = kjkf, а = k3/kt\ k2, k3— константы равновесия
компонентов в- абсорбере, аппаратах предварительного насыщения и отбензини-
вания (деметанизации) абсорбента соответственно.
При а = ₽=1 уравнение (11.115) после преобразований при-
водится к уравнению (11.113) с числом тарелок (АГ+ 2).
С целью облегчения расчетов по уравнению (II. 113) можно вос-
пользоваться графиком (см. Приложения рис. 1Х-4)*[102].
При расчете процесса абсорбции обычно либо задаются извле-
чением ключевого компонента <ра,л и по заданному расходу абсор-
бента определяют необходимое число теоретических тарелок, либо
при заданном числе теоретических тарелок вычисляют необходимый
расход абсорбента (такой расчет применяется чаще).
За ключевой компонент обычно принимается компонент, для
извлечения которого потребуется применение большего числа тео-
ретических тарелок или наибольший расход абсорбента; фактор
абсорбции ключевого компонента ближе всего к единице. Ключе-
вым компонентом чаще всего является наиболее летучий из ком-
понентов с максимальным извлечением.
Порядок расчета процесса абсорбции при заданном извлечении
ключевого компонента фа, л и принятом числе теоретических таре-
лок У в колонне будет следующим.
По графику (см. Приложения рис. IX-4) определяется фактор
абсорбции ключевого компонента Ah. Факторы абсорбции осталь-
ных компонентов определяются по уравнению
Ai = Ah~ (И. 116)
ki
77
Рис. 11-16. Повышение
температуры газа в аб-
сорбере вследствие по-
глощения легких угле-
водородов.
полученных значений,
значения температуры
По графику или по уравнению (11.113) рассчитываются степени
извлечения всех остальных компонентов сра, ь после чего опреде-
ляется количество сухого газа К. Расход абсорбента находят по
уравнению (11.114); фактор абсорбции берется по ключевому ком-
поненту.
Если абсорбция проводится с отводом тепла по высоте аппа-
рата, то начальная и конечная температуры потоков будут заданы
условиями задачи, следовательно, цель расчета будет заключаться
в определении количества тепла, отнимаемого в промежуточных'
холодильниках. При адиабатической аб-
сорбции температуру отходящего насыщен-
ного абсорбента определяют при помощи
уравнения (11.31), а температуру сухогога-
за — из теплового баланса абсорбера.
Если в качестве средней эффективной
температуры абсорбции брать среднеариф-
метическое между температурой исходного
и сухого газов, то в первом приближении
можно принять, что температура сухого га-
за на 2—3° С (абсорбция газов средней жир-
ности) или на 4—8° С (абсорбция жирных
газов) выше температуры тощего абсорбента.
Если принятая вначале расчета средняя
эффективная температура абсорбции будет
заметно отличаться от полученной в резуль-
тате расчетов, необходимо повторять весь
расчет сначала, принимая новые значения
температур сухого газа, до получения удо-
влетворительного совпадения принятых и
При давлении в колонне до 10,5 ат новые
сухого газа рекомендуется [102] определять
по графику, приведенному на рис. П-16, в зависимости от общего
количества поглощенных компонентов \g. Указанные расчеты не-
обходимы при значительном тепловом эффекте абсорбции, т. е. при
разделении жирных газов.
Опыт эксплуатации абсорбционных колонн и анализ их работы
показывают, что при выборе числа реальных тарелок не следует
выходить из интервала от 20 до 40, в оптимальном случае [30] число
тарелок должно быть равно 30.
При выборе абсорбента следует стремиться к тому, чтобы по
природе он был подобен разделяемому газу, так как при этом
процесс массообмена протекает более интенсивно. При абсорбции
углеводородных газов в качестве абсорбента обычно принимают
бензиновые или керосиновые фракции. При выборе абсорбента сле-
дует учитывать также его химическую стабильность, потери с су-
хим газом и влияние качества абсорбента на производительность
колонны. Чем ниже молекулярный вес абсорбента, тем меньшее
его количество потребуется для проведения процесса абсорбции и,
78
следовательно, тем выше может быть производительность колонны.
Однако при больших скоростях газа в колонне и при более легком
абсорбенте увеличиваются его потери с сухим газом. В последние
годы намечается тенденция к использованию более легкого абсор-
бента [25, 103], в связи с чем разработаны эффективные мероприя-
тия для уменьшения его потерь с сухим газом [25, 26]
Для расчета процесса десорбции углеводородных газов приме-
няются аналогичные уравнения.
Отношение количества извлеченного компонента к первоначаль-
ному содержанию его в насыщенном абсорбенте называется коэф-
фициентом извлечения или относительным извлечением компонента
из жидкости:
При десорбции абсорбента отпаривающим агентом с небольшим
содержанием остаточных компонентов основные параметры процес-
са десорбции связаны уравнением
+ 1_
Фактор отпарки определяется уравнением
= (И. 119)
где kt — константа равновесия i-того компонента при средней эффективной тем-
пературе отпарки.
*
Соотношение между факторами отпарки текущего и ключевого
компонентов S/ определяется уравнением
ь
Si = Sl-f- (11.120)
Для облегчения расчетов по уравнению (11.118) используется
также график (см. Приложения рис. IX-4).
Последовательность расчета по уравнению (II. 118) аналогична
порядку расчета процесса абсорбции.
На основании большой практики работы промышленных аппа-
ратов число реальных тарелок в десорберах принимается равным
20—40, расход водяного пара 0,01—0,06 кг/кг насыщенного абсор-
бента; при этом эффективность десорбции по нормальному пен-
тану достигает величины 0,99.
Определенные трудности расчета, обусловленные особенностя-
ми работы аппарата, присущи абсорбционно-отпарным колоннам.
В указанных колоннах одновременно осуществляются процессы
абсорбции и десорбции: выше ввода питания — абсорбция тяжелых
компонентов, а ниже ввода питания — десорбция легких компонен-
тов. В низ колонны подается строго определенное количество
79
и внутренних потоков:
F — насыщенный 4 абсорбент;
7? — отпаренный насыщенный
абсорбент; Lq — тощий абсор-
бент; V —сухой газ; Gc — сум-
марный газ; Lc— суммарная
жидкость.
тепла, которое зависит не только от температуры и давления в ап-
парате, но и от состава исходного сырья. На верх колонны по-
дается тощий абсорбент.
На рис. П-17 изображена схема абсорбционно-отпарной колон-
ны с обозначением основных внешних потоков газа и жидкости,
а также внутренних потоков питательной секции колонны.
В настоящее время для расчета абсорбционно-отпарной колон-
ны наибольшее распространение получила достаточно простая ме-
тодика [28, 104—106], основанная на урав-
нении Крейсера и, следовательно, не учи-
тывающая изменения потоков и темпера-
тур по высоте аппарата. Однако следует
отметить, что, так же как и использова-
ние расчета по Крейсеру для абсорбци-
онных колонн, применение излагаемой
ниже методики дает вполне удовлетвори-
тельное совпадение расчетных и факти-
ческих составов сухого газа и тощего аб-
сорбента.
Расчет абсорбционно-отпарной колон-
ны проводится с целью определения ко-
личества и состава получаемых продук-
тов — сухого газа Vi и отпаренного насы-
щенного абсорбента R и нахождения ко-
личества тощего абсорбента L(l.
Исходными данными расчета являют-
ся: состав сырья и его температура, тем-
пература тощего абсорбента, давление в
колонне, число теоретических тарелок в
абсорбционной и десорбционной Л^2
частях колонны, четкость разделения по
ключевым компонентам.
В качестве ключевых компонентов при
разделении углеводородных газов при-
нимают этан (этилен) и пропан (пропилен). Технологические усло-
вия процесса обычно определяют заданное содержание этана в
нижнем продукте (Zc2) и заданное извлечение пропана в нижний
продукт (2Сз).
' Z
ЛС2 г
'к
ГН
(П. 121)
(II. 122)
Zc' Сс.л + ^.л)
Предварительно следует задаться коэффициентом извлечения
пропана в абсорбционной части колонны qpa, л, коэффициентом из-
влечения этана <рд, i в отпарной части колонны и средними темпе-
ратурами абсорбции и отпарки:
«о -
^ср, а —
ьо га
2
, Рр, а "* ^R
'ср, д---------g
(И. 123)
(II. 124)
Расчет проводится следующим образом. По заданному извлече-
нию ф и принятому числу теоретических тарелок N при помощи
графика (см. Приложения рис. IX-4) определяют факторы абсорб-
ции и отпарки тяжелого и легкого ключевых компонентов — Ah и
S;. На основе полученных величин вычисляют факторы абсорбции
и отпарки для всех остальных компонентов по уравнениям (II. 116)
и (II. 120), а затем по уравнениям (II. 113) и (II. 118) или по гра-
фикам (см. Приложения рис. IX-4) и числу теоретических тарелок
определяют коэффициенты извлечения при абсорбции и десорбции
всех остальных компонентов — фа? , и фд,
Далее по уравнениям (II. 7), (II. 24) и (II. 25) определяют долю
отгона сырья в питательной секции колонны и составы образовав-
шихся фаз и находят [104] составы и количества:
суммарной жидкости, поступающей в отпарную секцию
z = lF, i + Sp, i^a, I C,i 1 - Фа, l фд, I (II. 125)
остальных потоков в питательной секции
&т, i ~ Дд, i (II. 126)
i ~ '^F-. i + &т, 1 (II. 127)
i~ &Cj I (II. 128)
внешних потоков колонны
(II. 129)
ri = lc, (II. 130)
Температуры суммарного газа, поступающего в абсорбционную
часть колонны tQc. отпаренного газа, уходящего из отпарной сек-
ции колонны tQmJ и отпаренного насыщенного абсорбента tR опре-
деляются обычным путем по уравнениям (II. 6) и (II. 5), как тем-
пературы многокомпонентных паровых и жидких смесей в состоя-
нии насыщения.
Расход тощего абсорбента рекомендуют [28, 104—106] опреде-
лять по уравнению
р
Ч=ЛА°С~2/п,1 (11.131)
г = 1
хотя по методу Крейсера расход тощего абсорбента должен быть
равен
до = лЛу (П.132)
81
Как показывает опыт эксплуатации абсорбционно-отпарных ко-
лонн, расчет по этому уравнению дает значения, более близкие
к реальным величинам.
Полученные в результате расчетов величины Zc2, Zc3, /ср, а и
/СР, д сравнивают с принятыми в начале расчета. При появлении
расхождений принимают новые значения и повторяют весь расчет.
В связи с тем что добиться точного совпадения четырех вели-
чин, принимаемых в начале расчета, при ручном счете довольно
трудно, следует ограничиться меньшей точностью расчета, удовле-
творяющей, однако, технологическим условиям проведения про-
цесса разделения. Несмотря на кажущуюся сложность получения
необходимой точности окончательного расчета, при определенном
навыке обычно бывает достаточно 2—3 приближений для получе-
ния удовлетворительной сходимости.
10. ТЕРМОДИНАМИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ ПРОЦЕССОВ
РАЗДЕЛЕНИЯ МНОГОКОМПОНЕНТНЫХ СМЕСЕЙ
НА ЭЛЕКТРОННО-ВЫЧИСЛИТЕЛЬНЫХ МАШИНАХ
Применение быстродействующих вычислительных машин позво-
ляет проводить точные расчеты процессов разделения многокомпо-
нентных смесей вместо использования приближенных методов,
основанных на различных упрощающих допущениях.
Поскольку система уравнений, описывающая процесс разделе-
ния многокомпонентных смесей, характеризуется высокой степенью
нелинейности, точное ее решение возможно лишь методом последо-
вательного приближения.
Многочисленные алгоритмы, подробно описанные в литературе
[74, 107], не обеспечивают надежного расчета процесса разделения
смесей в сложных колоннах, в особенности это относится к широко-
кипящим смесям. Отсутствие сходимости и неустойчивость решения
объясняются накоплением ошибок при расчете, необходимостью
увязки материальных балансов на тарелке питания и сложностью
расчета нераспределяемых компонентов.
Современные алгоритмы, изложенные в работах [108—115], сво-
бодны от ряда принципиальных ошибок вычисления, обусловлен-
ных принятой последовательностью алгебраических действий, обес-
печивают надежный расчет нераспределяемых компонентов и по-
зволяют рассчитывать составы потоков в колонне при заданных
температурах без итераций независимо от сложности ее техноло-
гической схемы. Вследствие этого отпадает необходимость приме-
нения специальных критериев, разработке и использованию кото-
рых посвящено большинство предыдущих исследований по машин-
ному расчету процессов разделения [116—127].
Наиболее простыми и в то же время достаточно универсальными
являются алгоритмы, основанные на потарелочных балансах [108,
109, 111—113]. В сочетании с современными эффективными мето-
дами сходимости эти алгоритмы обеспечивают быстрое и устойчи-
ва
вое решение и могут быть успешно реализованы на электронно-
вычислительных машинах средней мощности типа «Минск-22».
В основу излагаемых ниже алгоритмов положен метод незави-
симого определения концентраций потоков, по которому составы
потоков при ректификации или количества каждого компонента
при абсорбции определяются при помощи линеаризованных урав-
нений материального баланса при заданных начальных значениях
температур и потоков на тарелках. Алгоритмы разработаны для
решения поверочной задачи, когда при заданных числе тарелок и
флегмовом числе определяются составы продуктов. При решении
проектной задачи, очевидно, необходимо выполнить серию расче-
тов, которая даст возможность выбрать нужный или оптимальный
вариант. Основой технико-экономического анализа оптимального
варианта является зависимость числа теоретических тарелок от
флегмового числа N (R), в соответствии с которой величины Амин
и /?Мин находят как асимптотические значения функции А(/?).
Расчет процесса ректификации
На рис. II-18 показана схема сложной колонны, состоящей из
равновесных ступеней, с конденсатором и кипятильником, пита-
нием, отбором паровых и жидкостных потоков в виде боковых
погонов и промежуточными холодильниками или подогревателями
на каждой тарелке (помимо конденсатора и кипятильника). Дан-
ную модель можно привести к любой технологической схеме, при-
равняв нулю часть материальных и тепловых потоков.
Термодинамический расчет ректификационного разделения мно-
гокомпонентных смесей состоит из решения системы уравнений ма-
териального и теплового балансов, фазового равновесия при огра-
ничениях по составу:
п-1 - (Gn + Wn) У1, n~(Ln + Un) Xi, п + п+1 + FnZi, n = 0 (П. 133)
П = 2 ... (M- 1)
Лд— n—i “ (On 4- Wn) HUt fi (Ln + Un) Hж, n 4-
Gn + l^n, n+1 Fn^x, Fn ~ ^хол, n 134)
yi,n = kl,nXl,n (11.135)
p p
^Уг,п=1’ ^Xi,n=l Ш-136)
i=l (=1
Используя уравнения материального баланса для части колон-
ны, расположенной выше (и 4- 1)-й тарелки
+ 2 (Fk-Wk-Uk)-D п = 2 ... (1V-1) (П.137)
k-2
83
преобразуем уравнения (II. 133) и (II. 134) к виду
!+ С1х.;2 = £>1 (П,138)
AnXi, п-1 + Bnxi, П + CnXi, п+1 = Dn
n = 2...(N—l) (П.139)
ANXi,N-l + BNXi,N = DN (П-14°)
где
Bi = -[Gi(fei,i-1) + G2]; ci = G2ki,2> Di = 0 (IL141)
An —Ln_ i (П. 142)
Bn — — [(Gtt + ^n) ki, n + (Ln + U,J] (II. 143)
Cn = Gra+i^/, n+1 (11.144)
Вп-~рпЧп (П-145)
= + 5n = -(g^^ + ^ °n = ° (il146)
Решение системы уравнений (11.141) — (11.146) производится ме-
Рис. П-18. Схема сложной колонны с обозначением
основных материальных и тепловых потоков.
тодом исключения при помощи следующих выражений:
Cj _ Pl Pi Bt ’ qi вг P = -ГБ-—л—V « = 2 ... (N - 1) pn (Bn-Anpn) q = n = 2 ... N - n (Bn — Anpn^}) x{,n=4n-Pnxl,n + l n = (AI+!)...! (IL 147) (II. 148) (11. 149) (II. 150) (II. 151)
84
Полученные концентрации нормируются
xq
хСг = ----- (И. 152)
i = l
и температура на каждой тарелке 7’„+1 определяется по уравне-
нию изотермы
(”-153)
i = l
Для решения данного уравнения применялся метод нелинейного
интерполирования [111]; было отмечено, что этот метод обеспечи-
. вает более надежную по сравнению с методом Ньютона сходимость
при значительно меньшем времени счета.
Новые значения потоков по колонне определяются из
уравнения теплового баланса в зависимости от заданных потоков
Gi и Li и их энтальпий:
Gl+1 (" п, П+Г^ж, ») = (G„ - (" п.п - *ж, п) +
+ ^!(^ж,га-^ж,га-1)-^(^п,Х„-Дк,„) + ^хол,га (И. 154)
В качестве критерия сходимости принимается ограничение на~"
дисперсию температур:
N
ак = Дг5(7’Г1-7’1У<0)01 (11.155)
i = \
На рис. П-19 изображена принципиальная блок-схема расчета
процесса ректификации.
Исходными данными расчета являются состав и количество раз-
деляемой смеси, ее температура, давление в колонне, число таре-
лок вверху и внизу колонны, количество дистиллята D = (+i + Ui
и орошения Li или флегмовое число LiKGt + Ui). Определению
подлежат составы дистиллята и остатка, тепловые нагрузки на
конденсатор и кипятильник, распределение нагрузок и температур
по высоте колонны.
В качестве исходных данных принимаются также функциональ-
ные зависимости для энтальпий потоков и константы равновесия.
Если потоки пара и жидкости являются идеальными растворами,
их энтальпии рассчитываются как аддитивные функции состава по
уравнениям
р
Нп,п=Ъ^.,п,1Уп>1 (П-156)
р
(П. 157)
i = l
85
Для идеальных газов энтальпии чистого компонента и константы
равновесия являются функциями температуры и давления. Зависи-
мость этих характеристик от температуры может быть представле-
на в виде полиномов m-ой степени.
Допущение о подобном характере зависимости справедливо
только для определенного класса смесей, при ограниченном составе .
легких и тяжелых компонентов или
в условиях, далеких от критических.
Например, для углеводородных сме-
сей одного гомологического ряда
при значительном содержании лег-
ких и тяжелых компонентов одно-
временно принятие вышеприведен-
ных допущений может привести к
значительной ошибке вычисления
флегмовых потоков.
При расчете констант равнове-
сия с учетом влияния состава раз-
деляемой смеси углеводородных га-
зов удовлетворительную точность
обычно дают уравнения Чао и Си-
дера [128], а при расчете энтальпий
потоков — уравнения Ена и Алек-
сандера [129]. Причем алгоритм рас-
чета констант равновесия сравни-
тельно прост.
Последовательность расчета ко-
лонны поясняется блок-схемой, при-
первом приближении принимается
Рис. П-19. Блок-схема расчета
процесса ректификации (в скоб-
ках указаны номера расчетных
уравнений).
веденной на рис. II-19. В
линейное распределение температур Т„ и потоков G„ и постоян-
ство потоков по высоте колонны. Пунктирной линией показан по-
рядок расчета материального баланса в случае определения кон-
стант равновесия с учетом влияния состава смеси. При этом общее
время счета увеличивается примерно в 10 раз [112]. Поскольку
использование итерационного цикла по xif п мало улучшает сходи-
мость, для расчета материального баланса рекомендуется приме-
нять метод простых итераций, ограничившись двумя-тремя прибли-
жениями.
86
Расчет процесса абсорбции
Характерной особенностью процесса абсорбции является боль-
к м
шое количество легких компонентов, содержащихся в сырье, и
тяжелых компонентов — в тощем абсорбенте. Следовательно, на-
сыщенный абсорбент с растворенными в нем компонентами пред-
ставляет собой ширококипящую фракцию, для которой изменение
температуры более четко контролируется
изменением энтальпии потока, нежели
' констант, равновесия компонентов. Дей-
ствительно, при изменении температуры
константы равновесия тяжелых компо-
нентов изменяются почти неограниченно,
в то время как константы равновесия лег-
ких компонентов практически не меняют-
ся. В связи с этим при расчете абсорбции
используют такой алгоритм, по которому
потоки компонентов определяются из ма-
териального баланса, а их температу-
ры — из теплового баланса [НО, 112,
130].
На рис. П-20 приведена схема абсор-
бера с обозначением основных потоков
в колонне и на тарелках.
Исходная система состоит из уравне-
ний материального и теплового балансов
для каждой тарелки, фазового равнове-
Рис. П-20. Схема абсорбера
с обозначением основных
материальных и тепловых
потоков.
сия и суммирования потоков и имеет следующий вид:
l{,n-l + vi!n + l-Vi,n-li,n^Q
п=1 ... N
(II. 161)
Ln—1^ж, п—1 + Vrt+i#n, га+1 ~~ Уп^п, п LnHx, п = А//хол, п (!! 162)
1. —А. V,
t> п I. п ь п
(II. 163)
р р
1=1 »=1
Из уравнений (II. 161 — II. 164) получим
-О + Л-, 1)%1+V1,2=-ZO (II. 165)
Ai, n-lVi, п-1 ~ (’ + Ai, п) Vi, п + Vi, п+1 = 0 « = 2 • • .(N-l) (11.166)
Al, N-lVi, N-l ~(1 + Ai, iv) Vi, №" ~Vf,i (II. 167)
87
где
A Ln~x А - Ln
' i,n~X ki,n-lvn-l’ i,n ki,nvn’
(IL168)
Ki, Nv F
' Ln-^Vn + Lo-Vr (11.169)
Лге=Уп+1 + Л0-7, (П. 170)
Решение системы уравнений (11.165 — 11.167) выполняется мето-
дом исключения при помощи следующих выражений:
Pi--, А—: . А - (П.171)
1 + Л, 1 1 + At, 1
= -ТТЛ- -Л----------Ъ-- и = 2 ... (АГ - 1) (II. 172)
1 + At, п + Ai, n—\Pn-i
---- п = 2...(ЛГ—1) (11.173)
4“ Ai, п 4~ &i, п—\Рп — \
ut,N=4N (11.174)
i п = (ЛГ—!)...! (П.175)
Новые значения Vn для очередного приближения определяются
по уравнению (II. 164), а соответствующие значения Ln—-из урав-
нения (II. 170).
Значения температур определяются решением уравнений
(II. 162) для всех тарелок, поскольку энтальпии потоков являются
функциями температуры. Используя для решения данных уравне-
ний метод Ньютона — Рафсона, получают следующую систему
уравнений, содержащих температурные поправки \tn, необходимые
для очередного приближения:
Bl Mt + Ci Д/2 = Di (II. 176)
AnMn-i + BnMn + CnMn+i = Dn я = 2...(Л1 —1) (11.177)
AN + BN^N DN (II. 178)
где я Bn-i дНж, n-i (II. 179) (II. 180)
dtn-i т> _ Ж’ n I п дНn, n n~ . dtn dtn
Vn+l д#ж, ra+l (II. 181) (II. 182)
Dn ~ “ хол> n
Если влияние состава смеси на этальпии потоков учитывается,
производные дНж, n/dtn и дНп, n/dtn определяют численным диффе-
88
ренцированием; для идеальных растворов их определяют по урав-
нениям
дНп> п у
dtn Zj
f=i
(И. 183)
(II. 184)
т
k=l
dH^, n
dtn
Уравнения (II. 179) — (II. 181) решаются методом исключения
при помощи выражений (II. 147) —
(II. 149) и уравнений
= (11.185)
~ Цп Pn^n+1 (П.186)
Таким образом, при очередном при-
ближении температура на каждой
тарелке определяется по уравнению
гп+1 =тЧп + ^„ (И. 187)
Сходимость проверяется по уравне-
нию (II. 155).
На рис. (П-21) приведена прин-
ципиальная блок-схема расчета про-
цесса абсорбции.
Исходными данными расчета яв-
ляются: давление в колонне, коли-
чество, состав и температура сырья
и тощего абсорбента, число тарелок,
наличие холодильников и нагрузка
на каждый из них. Определению
подлежат составы сухого газа и на-
сыщенного абсорбента, распределе-
ние нагрузок и температур по высо-
Рис. П-21. Блок-схема расчета
процесса абсорбции (в скобках
указаны номера расчетных урав-
нений).
те аппарата.
Для первого приближения принимается количество сухого газа
и допускается линейное распределение потоков и температур по
колонне. Пунктирная линия показывает порядок расчета материаль-
ного баланса, при котором константы равновесия определяются как
функции температуры, давления и состава смеси.
Применение метода постоянного состава и форсирующих проце-
дур [107] совершенствует описанные алгоритмы расчета процессов
ректификации и абсорбции. По методу постоянного состава потоки
Ln и Уп рассчитывают по уравнению теплового баланса на основе
энтальпий потоков постоянного состава. Применение этого метода
целесообразно только в том случае, когда энтальпии потоков опре-
деляются по уравнениям (II. 158) и (П. 159), относящимся к иде-
альным растворам. Форсирующие процедуры или ограничение
83
изменения температур и потоков в процессе итерационного счета
применяются при появлении значительной «раскачки».
Наиболее перспективным направлением дальнейшего совершен-
ствования рассмотренных алгоритмов расчета ректификации и аб-
сорбции является использование метода Ньютона — Рафсона для
одновременного решения системы уравнений материального и теп-
лового балансов [108, 130а]. Основным достоинством указанных
методов является возможность разработки унифицированного алго-
ритма расчета процессов ректификации и абсорбции, обеспечи-
вающего устойчивое решение задачи в самых различных условиях
разделения. Однако успешное применение таких алгоритмов зави-
сит в первую очередь от наличия быстродействующих вычислитель-
ных машин, так как использование метода Ньютона — Рафсона
для решения системы уравнений с определителем высокого поряд-
ка требует большого объема вычислительных операций.
Расчет сложных ректификационных
и абсорбционных систем
Для любой сложной системы колонн со связанными потоками
материальные балансы i-того компонента на каждой тарелке обра-
зуют систему линейных алгебраических уравнений, которая в об-
щем виде может быть записана следующим образом (индекс ком-
понента опущен; в дальнейшем индексы i и j будут обозначать
элемент и строку матрицы, причем индекс / обозначает также теку-
щий номер тарелки):
abiy +аь2°2+ ••• +аь№лг = ^1
a2Vl+a2,2V2+ +a2,NVN = ^2
an,lVl+an,2V2+---+aN,NVN^yN
(И. 188)
Решить систему уравнений (II. 188) можно различными методами
[131а], реализуемыми, как правило, в виде стандартных программ
для ЭВМ. Например, при помощи алгоритма Гаусса [131а, 131]
решение системы уравнений (II. 188) можно записать следующим
образом:
1 ai, 1 г/г'=г/г'~^7Тг/| (II. 189)
а. . • i, j — 2 N'
1 г’ 1 I (II. 190)
~^Тач,1 (II. 191)
ч, Q i, j = 3 N; q = i — 1
„а <7-1 а1, q Vi q-l Vq aq. Я (II. 192)
90
Для абсорбционной установки, состоящей из трех колонн со
связанными потоками (рис. П-22), коэффициенты и Уг системы
уравнений (II. 183) будут иметь следую-
щие значения:
ai,j=sAj_i; j — i — 1; у = 2, 3, 5.9, 11, 12, 13;
= Л10 = °
,= - (1 +Ajy, i = .....13
~ Ci ~ 1; / =» / + 1;
j=l, 2, 4...8, 10, 11, 12; C3 = C9 = 0
a\, 5 ~ Л5 (1 ~ a6, 5 = Л5^’ °1, 3 = Л3; Л4, 13 = Лз;
й12, 9 ~ Л9’ = ^2 = ’ " = ^W-l’ У N~Vf, i
где | — доля жидкости, поступающей с 5-й тарел-
ки на 6-ю; Aj = — фактор абсорбции i-то-
го компонента на /-той тарелке.
Таким образом, использование пота-
релочных балансов и стандартных про-
грамм для решения системы линейных
алгебраических уравнений, а также опи-
санных выше алгоритмов расчета процес-
сов ректификации и абсорбции позволяет
разработать детальный алгоритм расчета
любой сложной системы колонн со свя-
Рис. П-22. Принципиальная
технологическая схема аб-
сорбционной установки:
а — абсорбер; б — абсорбционно-
отпарная колонна; в —десорбер;
1—13 — номера тарелок; 1 — ис-
ходный (жирный) газ; 11 — сухой
газ; 111 — отпаренный газ; IV—из-
влеченные компоненты; V — цир-
кулирующий абсорбент.
занными потоками. Реализация такого алгоритма относится к об-
ласти вычислительной математики и поэтому более детальна не
рассматривается.
Сходимость при расчете
методом последовательного приближения
Рассмотрим способы обработки вычисленных значений перемен-
ных при очередном приближении, обеспечивающие нахождение
искомого решения (сходимость задачи).
Способ простых итераций. Вычисленные значения используются
в качестве исходных данных для последующего приближения. Спо-
соб обеспечивает медленную сходимость либо вообще не приводит
к сходимости, поэтому применяется редко.
91
Метод секущих (линейное интерполирование). Последующие
значения находят на основе двух предыдущих по уравнению
Метод Маллера (нелинейное интерполирование) [111]В каче-
стве секущей используется квадратичная зависимость — кривая,
проходящая через три точки рассматриваемой функции f(z). Для
начальных условий принимают точки Zi, z2 и z3. Интерполяционная
формула имеет вид
z<? zq — 1 + (zq — 1 zq — 2) dq
(II. 197)
где
-2/ (z,-,) (1 + </,,)
4 b^± Vb2-4f dq-t (1 +dq-x) c
(II. 198)
(II. 199)
b = f (Zq_3) - f (29_2) (1 + dQ_tf +fM (1 + 2^-0
c — f (zq—s) dq-t — f (zq-2) (1 + dq-i) + f (Zq-i)
(II. 200)
(II. 201)
В процессе расчетов zQ_! заменяется на zq и расчет повторяется
до получения заданной сходимости.
Метод Ньютона (метод касательных) дает формулу:
f(xq)
xq+l ~ xq ft
(II. 202)
Успешное применение этого метода зависит от правильного выбора
начальных значений xq и проведения анализа функции f(xq) в
окрестностях корня. Метод Ньютона дает быструю сходимость,
однако не всегда обеспечивает решение задачи.
Метод Ньютона — Рафсона является распространением метода
касательных на функции нескольких переменных, например
ft(x,у) = 0 и 1г(х,у) =0. Последующие значения аргументов хд+1
и уд+1 определяют, решая следующую систему уравнений:
Л+4тДХг?+1 + ^ГД^+1 = 0
+ Д^+| д^+1 = 0
(II. 203)
^xq +1 — xq + l ~ xq ^Vq+l — Vq + l ~ dq
В уравнениях (11.203) fi(x,y) = 0, fz(x, y) = 0 и их производные
определяются при х = xq и у == yq.
Так же как и в методе Ньютона, в каждом конкретном случае
необходимо проводить исследование начальных значений н пове-
дения функций в окрестностях корня.
11. КИНЕТИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ РЕКТИФИКАЦИОННЫХ
И АБСОРБЦИОННЫХ АППАРАТОВ*
Кинетический расчет массообменных аппаратов относится к чис-
лу наиболее сложных,вопросов теории и практики диффузионной
кинетики гетерогенных процессов. Сложность указанной проблемы
объясняется в первую очередь поливариантностью системы газ —
жидкость в развитом барботажном слое на контактных устрой-
ствах колонных аппаратов и большим количеством факторов,
влияющих на процесс массопередачи.
Несмотря на многочисленные исследования в этой области, ки-
нетический расчет массообменных аппаратов не получил еще ши-
рокого распространения в практике проектирования промышлен-
ных установок. Тем не менее в целом рассматриваемая проблема
изучена настолько, что можно изложить общую схему и принципы
построения кинетического расчета тарельчатых массообменных ап-
паратов. По мере дальнейшего уточнения отдельных этапов и на-
копления опытных данных эти схемы и принципы могут быть реа-
лизованы в виде законченного алгоритма.
Кинетический расчет массообменных аппаратов, предназначен-
ных для разделения многокомпонентных смесей, так же как и тер-
модинамический расчет процессов разделения многокомпонентных
смесей, вследствие сильной нелинейности общей системы уравнений
может быть выполнен только с использованием ЭВМ.
Рассмотрим общую схему расчета реального распределения
концентраций потоков в сложной колонне, разделяющей много-
компонентные смеси (см. рис. II-18). Распределение концентраций
компонентов при ректификации бинарных смесей является частным
случаем разделения многокомпонентных смесей.
Предварительно отметим, что далее будут рассмотрены расчет-
ные уравнения, в которых кинетические и термодинамические эф-
фекты взаимодействия компонентов смеси при многокомпонентной
массопередаче [132—134, 156] отражены только в эффективных
значениях коэффициентов диффузии и тангенсов угла наклона ка-
сательной плоскости к равновесной поверхности [135].
Изложение методов расчета эффективности массопередачи в
многокомпонентных смесях [132—134, 156], которые позволили бы
наиболее правильно и физически обоснованно определять истинное
распределение концентраций потоков в аппарате, выходит за рам-
ки настоящей книги и поэтому здесь не рассматривается.
Поскольку эффективные коэффициенты диффузии могут быть
формально рассчитаны для всех компонентов смеси, фактические
температуры потоков предлагается определять, используя коэффи-
циенты эффективности массопередачи по всем компонентам [107].
Такой расчет температур потоков является условным, однако при-
емлемым для метода эффективных коэффициентов, учитывая тем
* Надисанр содиестир С ₽. 3- Рдйдо, .
S3.
более отсутствие рекомендаций по определению эффективности
теплопередачи [113].
При паро-жидкостном питании система уравнений: материаль-
ного баланса для каждой тарелки, соотношений неравновесных по-
токов (выражений эффективности массоцередачи по Мерфри) и
ограничений по составу — имеет следующий вид (уравнения тепло-
вого баланса записываются так же, как и в термодинамическом
расчете):
(Лп-1 + еп-1?«-1) х1, п-l ~ (°п + Гп) #i, n~(Ln + (Jn) xi, п + Gn+l#n+l +
+ en+lGn+lXi> п+1 + ° Л, n+l^F, i, n+1 + nXF, I, n = 0 П = 2, ..., (N - 1)
(II. 204)
n ^F, nx F, i, n + ^n-lxi, n-1 ~ (^F,n^~ Bn-1) xi, n ,,,
EL, n -----------------------------------—- (II. 205)
BF, nXF, i, n + Ln-lXi, n-1 ~ (BF, n+ Bn-1) ~k^
£ _ n+1 Gn + 1) Vi,n~ G F.n + lV F,i,n + 1 + Gn + lVj, n + 1 20g.
ДМ, n (GP n+i + G„+I) kt „Xi, n — Gf n+lyF + Gn+1yt^ n+i
iyitn=^ 2x+n^ (П-207)
1=1 1 = 1
Преобразуя уравнение (11.204) при помощи (11.205), получим
следующую систему уравнений материального баланса колонны,
включая конденсатор и кипятильник:
В1 AnXi,n-l + BnXi,n + ANXl Xl, 1 + C1X{, 2 = B1 CnXl,n+l^ Dn n^2 ( Л1-1 + BNXi, N = DN N- 1) (II. 208)
где
В, = = —| Gi (ki, i — 1) + G2 . (! ~BL, i,2)fei, 2^-1 BL, 1,2 (BF, 2 + ^l) 2. + Gf (II. 209)
Gi G2l p + Sj) (11.210)
\ L, 1,2 >
П Гг 1, 2 ~ 1) ki, 2LF, 2хF, 1,2 , „ Dl~ °2' E (L " + Z.1 "' + Gp,2^, 1,2 CL, i, 2 l Л,2ТМ1 (II. 211)
z '1 G2JrGF, 2 B (11.212)
lki, n
Ln—\ 4- enGn (G„+r„) CL> i, пЛ ^ti-V (11.213)
R — 0 BL, i, n + l) Bnki, n + 1
(j« + > p (T + l 1 L X, 1, n+1 1 F, n+l ^n)
+ (Gre + Wr k ‘ )p + Ln +Un +enGn+en+iGn.+ (П. 214)
L> i> n
94
Dn = -
r (EL,l,n + l *)A
'J n + l ---------------
(II. 215)
z> / ^Z. n+1
Un — Un + 1 | p
\c£, i, n+1
k
EL, i, n+1 (EF, n+1 + En)
-(G 4- W 1 ^L’ ' Lp’ nXp' *• nki' n 4-1 r
X^ П " fl) p / j ’I \ ‘ p. rtX F
* bL,i,n(LF,fi + Ln~l) ~ Л’
+ GF, п + ^Ур, i, n+1
(11.216)
En~l
^(LF,k + GF,k-Wk-Uk) + GF,n-Gl
k-l
En Gn+l + Zj(Ep,k + Gp,ll Gk) + GF,n+l Gl
/г®=1.
an~gn^ +ew)+^
- [GM (ki, N ^Cv) + ^Л' = 0
(11.217)
(11.218)
(11.219)
Отметим, что система уравнений (11.208) полностью аналогич-
на рассмотренной ранее системе уравнений термодинамического
расчета разделения многокомпонентных смесей и становится то-
ждественной ей при EL, it п — 1, еп — 0 и при подаче питания в
жидкой фазе. В связи с этим полученная система уравнений ре-
шается при помощи тех же зависимостей (II. 147) — (II. 151).
Из уравнений (11.205), (11.206) и условия (11.207) получим
выражения
р р
2 ЕМ, I, nkL nXi, n - 2 ЕМ, i, n^l, n+1 = 0 22°)
Z-l Z-l
(II. 221)
позволяющие рассчитывать температуры потоков жидкости и пара,
уходящих с n-ой тарелки. Отметим, что только в случае одинако-
вых значений коэффициентов эффективности массопередачи для
всех компонентов Ем, {, п = Ем, л и EL it п = ELi п, потоки пара и
жидкости будут находиться в состоянии насыщения; в общем слу-
чае жидкость находится в переохлажденном состоянии, а пар в
перегретом.
Соотношение между коэффициентами эффективности Ем, it п и
El, i, п имеет вид
el, i, n
где
ЕМ, i, n^i, n
1 +EM, I, n^{,n~ 0
(II. 222)
^Z> n
it fl fl
Ln-i
(II. 223)
95
р
а. У\ а.х.—а. (а. + а. х. — а.а.
I Au к k I \ I iitnf I I i, т
k=l
mi, п ----------Т~р-----у----------- . (И. 224)
( 2 akxk )
\fc=i /
р
а а. = — У а, (И. 225)
г’п k„, п i,mp^4k ' '
k=i
1
Для технических расчетов рекомендуется принимать п ~
= at, п [136]. В более поздней работе [137] показано, что величина
mt, п представляет собой не наклон равновесной линии в точке, а
наклон хорды, соединяющей точки кривой равновесия (для бинар-
ных смесей), отвечающие составам жидкости, стекающей с та-
релки и поступающей на нее.
Приведенная выше схема расчета материального баланса
реального распределения концентраций потоков по высоте ректи-
фикационной колонны, очевидно, может быть реализована также
и для расчета абсорбционных колонн с учетом особенностей алго-
ритма термодинамического расчета процесса абсорбции и поэтому
из-за недостатка объема книги специально не рассматривается.
Эффективность массопередачи по Мерфри (Ем, t, п) является
сложной функцией кинетических и гидродинамических параметров
процесса [138] и определяется с одинаковым успехом на основе
диффузионной или секционной модели тарелок.
Разработка единой методики, учитывающей влияние любой
сложной гидродинамической обстановки в аппарате, вряд ли целе-
сообразна, так как это приведет к значительному усложнению ал-
горитма расчета. В связи с этим следует рассмотреть несколько
вариантов расчета эффективности массопередачи, отражающих
пребладающее влияние тех или иных факторов и характеризующих
сложную гидродинамическую обстановку в аппарате.
При наличии неполного продольного перемешивания жидкости,
уноса, поперечной неравномерности потоков в условиях полного
перемешивания жидкости по высоте вспененного слоя (главным
образом для низких барботажных слоев), а также при заметном
перемешивании пара в сепарационном пространстве колонны и от-
сутствии провала жидкости расчетные уравнения эффективности
массопередачи имеют следующий вид:
.- (П.226)
1 + 1 _ 0 СМ, i, п
по диффузионной модели [139, 140]
Е'м i п 1-е'(0'+реж) . (е(3'_!)
~--------]---в^ГрГТ + -I-------Г----\ <“• 227)
(D +Pej(l + A±^) ₽(, -p-j^-L;-)
96
по секционной модели [141]
где
(1-6) (1+-^)
\ 1/
(И. 228)
(И. 229)
(И. 230)
Практический интерес имеют также и другие условия взаимо-
действия потоков; ниже для них приводятся соответствующие рас-
четные выражения Ем, t, п-
при отсутствии перемешивания пара в сепарационном простран-
стве колонны и однонаправленном движении жидкости на смежных
тарелках [142]
J 11~7Г+в^~7Г+вг+г1 (IL23i)
\Ev,i,n (1+B)S ]
при отсутствии перемешивания пара в сепарационном простран-
стве колонны и разнонаправленном движении жидкости на смеж-
ных тарелках [142]
(1+BT
i, п = т лр i
к,г,Л+в')'
____[_____1
(1 + B')S (В' + 2)[ (1+B')2S
(II. 232)
При полном перемешивании жидкости (Реж = 0и$ = 1), отсут-
ствии уноса жидкости (е = 0) и поперечной неравномерности по-
токов (0 = 0) из уравнений (11.226)— (11.232) следует, что
Ем, i, п = EV: г, п- В уравнениях (11.227) — (11.232) Ey,t,n— это
эффективность массопередачи в элементарном объеме вспененного
слоя жидкости или локальная эффективность контакта, характери-
зующая эффективность массопередачи и зависящая от гидродина-
мической структуры потока газа. Ее величина определяется сле-
дующими уравнениями:
для диффузионной модели [143]
(II. 233)
________Рег (2g 4- Рег)______
(а + Рег)2 е“ — а2е (“+Рег)
(II. 234)
4 Зак. Ш4
97
для секционной модели [143, 144]
/ /V \п
Е.. . = 1-14- —— (И. 235)
И, i, п \ п ) 4 '
В режиме идеального вытеснения (Рег-*оо и п—>оо) и полного
перемешивания (Рег = 0 ип = 1) локальная эффективность опре-
деляется следующими уравнениями:
Бу,1,п=1~е~^Т (”-236)
Для струйных тарелок, включая тарелки с отбойниками, рабо-
тающие в режиме перекрестно-прямоточного движения фаз, эффек-
тивность массопередачи по Мерфри следует также определять по
уравнению (11.226) с той лишь разницей, что локальную эффектив-
ность следует рассчитывать по уравнению
В уравнениях (11.226) — (11.235) параметрами гидродинамиче-
ских моделей являются: коэффициенты продольной турбулентной
диффузии -От.ж и DT. п, необходимые для получения значений кри-
териев Реж и Рег, или числа секций полного перемешивания s и п,
характеризующие соответственно степень продольного перемешива-
ния жидкости и газа, а также относительный унос жидкости е и
доля байпасирующей жидкости 0, характеризующая степень попе-
речной неравномерности потоков. Естественно, рассмотренные ме-
тоды расчета эффективности массопередачи могут быть успешно
реализованы лишь при известных значениях параметров гидроди-
намических моделей.
В настоящее время наибольшее количество исследований посвя-
щено определению степени продольного перемешивания жидкости.
Коэффициент продольной турбулентной диффузии в жидкости
можно рассчитать при помощи следующих зависимостей:
для колпачковых тарелок [139]
Г>т. ж = 9,3 • 10“2 [ 1 4- 0,044 — з)]2 (0,0124 4- 0,056^ 4- 0,00332.^ 4- 0,59Лп)2
(11.239)
для клапанных тарелок [145]
Пт. ж ~ 0,955wж (II. 240)
для ситчатых тарелок [146].
Л.,-0.14»,/(П. 241)
При определении числа секций полного перемешивания s мож-
но воспользоваться выражениями эквивалентной связи диффузион-
ной и секционной моделей [147, 148]:
s = 0,5 Реж 4- 1 (11.242)
98
Оценку степени продольного перемешивания жидкости в области
средних нагрузок по газу и жидкости (в диапазоне устойчивой
работы тарелок) можно проводить на основе следующих рекомен-
даций [149]: число секций s для колпачковых и клапанных тарелок
следует принимать на единицу больше числа рядов колпачков или
клапанов: для тарелок из S-образных элементов — равным числу
барботажных зон или количеству паровых патрубков; для ситча-
тых тарелок — из расчета: одна секция соответствует примерно
длине пути жидкости, равной (2—3)/гп или 150—200 мм.
Рис. П-23. Доля байпасирующего потока жидкости [150] на та-
релке (колонна диаметром 1200 мм, система толуол — ортоксилол):
®-с круглыми колпачками; х — из S-образных элементов; V “Клапанной
прямоточной; Q —струйной с отбойниками.
Продольное перемешивание газа в слое жидкости в настоящее
время практически не изучено. При расчете Ev,i,n предполагают,
что движение газа подчинено режиму идеального вытеснения и ис-
пользуют уравнение (11.236).
Относительный унос жидкости может быть рассчитан по урав-
нениям, приведенным в гл. III.
Мало изучена в настоящее время поперечная неравномерность
потоков, являющаяся, кстати, одной из основных причин, снижаю-
щих общую эффективность массопередачи в промышленных аппа-
ратах. В первом приближении для расчета величины 0 можно вос-
пользоваться графиком, приведенным на рис. П-23 [150], или реко-
мендациями, изложенными в работе [151].
При расчете кинетических параметров массопередачи общепри-
нятым является выражение общего сопротивления массопередачи
через сопротивления в паровой и жидкой фазах:
J_____1 mi,nGn 1
М>Г Л/г Nyt
Достаточно надежными и наиболее распространенными зависи-
мостями для расчета частных сопротивлений массопередачи на
4* 99
(II. 243)
колпачковых тарелках являются уравнения [139]
Л;г = (0,776 + 4,57ЛП - 0,238®1Р°’5 + 0,03^) Scr~°'5 (11.244)
^ж = 344^3(0,21ш1р°п'5 + 0,15)тж (II. 245)
где
Тж - т V (II. 246)
zc = 0,042 + 0,19ЛП - 0,0135®!р°'5 + 0,0007Ду (II. 247)
В уравнениях (11.244) — (11.247) /гп выражено в л/, Ау —-
в м3/(м • сек).
Для колпачковых, ситчатых и клапанных тарелок можно вос-
пользоваться уравнениями [152], обобщающими большое количе-
ство опытных данных, полученных преимущественно на моделях
полупромышленного типа:
где
(II. 248)
(II. 249)
п“ ЗбООш,
= 3,14йу? (--] + 1,64/г + 1,43 А/г - 0,0155
1 \ Рж - Рп )
(41,9 + 189/гп - 13,5^) р°'5 + 0.68Д,
Лсв =--------------------------------------
Рж
(II. 250)
(II. 251)
(II. 252)
Гопо , _1К 05 оло 2 ( 6,25\2 , .. .,1 / 900 \‘/в / 0,67\'/.2 / 70\7>»
а= 298 + 715ш1р"’° —202®jPn —I—т— + 5160 А/г I-----------рп I—-— I —
L \ «п / -1 \ Рж ) \ Рж / \ 0 /
(И. 253)
777 = ('KrFexp(1’065 "71 А/г “ 1-24а’1Рп5 + 21,6 АЛда1Р°’5) (II. 254)
В уравнениях (11.248) — (11.254) т^-время контакта жидкости,
подсчитанное по объему удерживаемой фазы, ч; Д/г, /гп, ftCB, Яп
выражено в м.
Достаточно надежными являются также критериальные уравне-
ния для расчета числа единиц переноса массы в газовой фазе на
колпачковых и ситчатых тарелках [153]:
NT = A Re?1 We"2 Sc"3 (11.255)
Для колпачковых тарелок А = 0,265, fti — 0,03, «г = —0,32, п3 —
= —0,5; для ситчатых тарелок А ~ 2,5, nt — —0,28, п3 = —0,25,
«з — —0,5.
Для определения числа единиц переноса массы в жидкой фазе
100
на ситчатых тарелках можно воспользоваться следующими зависи-
мостями, полученными на основе теоретического анализа массо-
передачи при интенсивном барботаже и обработки опытных дан-
ных по десорбции и хемосорбции труднорастворимых газов [154,
155]:
газов [154,
Лгж =
/гжаИп
(II. 256)
d'!1
‘-''мт
£ж = 0,12-----
(ДтТж)'Л
I — <p
1 — <р5/з
(II. 257)
L
a —
6<p
4?Cp
(II. 258)
KfF
ф i + p'f?
I о \0'6
dc„=5,12 ——)
k Рж? /
h~°-2
ПСТ
Fr==——>1
/ Иг^25 <p0,65
\Иж/ (1- <P)°’4
(II. 259)
(II. 260)
В уравнениях (11.256) — (11.258) все величины должны быть в одной систе-
ме единиц, отсюда а — в м?1м3; g— в м/ч.2; kM — в ж/ч; в уравнении (11.260)
g— в см!сек2; d<:;, (диаметр пузыря) —в см; heT — в см.
Для многокомпонентных смесей числа единиц переноса массы
Nor, г, п определяются по каждому компоненту смеси отдельно, в
зависимости от значений эффективных коэффициентов диффузии в
газовой Da,i,n и жидкой £>ж,п фазах [156]:
(II. 261)
(II. 262)
Для процесса ректификации р = 1, для процесса абсорбции
р = 0. Коэффициенты диффузии компонентов бинарных смесей
(жидкая фаза) рассчитывают по коэффициентам диффузии в раз-
бавленных растворах и коэффициентам активности [157]:
<П-263)
где В *
В заключение отметим эмпирические зависимости для общего
к. и. д. колонны (£ == [158, 159], которые могут быть исполь-
зованы для оценки числа действительных тарелок ректификацион-
ной колонны при проведении термодинамического расчета:
л / Л \0,3 0,ЗЛ„
£ = 0,47 (цжа)~°-245 10 п
Е = 0,316/7b°’25A°’2SSc^143
(II. 265)
(II. 266)
Для определения величины Е по уравнению (11.266) можно вос-
пользоваться номограммой (см. Приложения рис. IX. 5) [159].
При оценке общего числа действительных тарелок в абсорберах
Рис. П-24. Общий к. п. д. тарелок в про-
цессах абсорбции углеводородных га-
зов [96]:
1 — метан; 2 — этан; 3 — пропан; 4 — бутан.
можно воспользоваться графи-
ком, приведенным на рис. П-24
[99]. Многие авторы [51, 52, 92,
160] указывают на значительно
более низкие величины общего
к. п.д. колонны при абсорбции
углеводородных газов.
Сравнительные данные по
эффективности различных та-
релок приведены в работах
[161 — 163].
Следует отметить также ре-
комендацию [164] о необходи-
мости увеличения числа дей-
ствительных тарелок колонны
(не более чем на 30%) при
возможном значительном изме-
нении основных параметров технологического режима в процессе
непрерывной работы колонны.
12. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ЧИСЛА ТЕОРЕТИЧЕСКИХ И РЕАЛЬНЫХ
ТАРЕЛОК ПРИ РЕКТИФИКАЦИИ СЛОЖНЫХ СМЕСЕЙ
Для расчета разделения сложных смесей на дистиллят и оста-
ток существуют методы расчета числа теоретических тарелок на
основе понятия об условных компонентах [55, 165, 166], в соответ-
ствии с которыми принимается, что исходное сырье состоит из ко-
нечного числа фракций или условных компонентов. Это дает воз-
можность проводить расчет обычными методами, применяемыми
для многокомпонентных смесей. Точность подобного расчета зави-
сит от многих факторов и прежде всего — от принятого количества
условных компонентов [4, 5].
В последнее время появились интегральные методы расчета раз-
деления сложных смесей, основанные на функциональном предста-
влении сложной смеси [167—169]. Например, сложную смесь харак-
теризуют с помощью функций распределения относительных лету-
честей дифференциальных объемов, полученных при ее разгонке
[167]. Практическая реализация указанных методов расчета сдер-
живается еще целым рядом факторов, в том числе сложностью
103
математического аппарата, связанного с большим объемом вычис-
лительных операций.
Известны также методы расчета числа теоретических тарелок и
количества орошения, потребных для разделения соседних фрак-
ций, в зависимости от степени налегания или разрыва между их
началами и концами кипения [170—
172].
Рассмотрим один из указанных ме-
тодов расчета [172], по которому число
теоретических тарелок или составы по-
лучаемых продуктов могут быть опре-
делены с помощью сравнительно не-
сложной методики. Не вдаваясь в по-
дробности теоретических предпосылок
излагаемого ниже метода расчета, от-
метим, что вывод расчетных зависимо-
стей был проведен на основе уравне-
ния Фенске — Андервуда, при помощи
которого число теоретических тарелок
в режиме заданного орошения опреде-
ляется как «индекс фракционирова-
ния». Данная теоретическая предпо-
сылка была успешно использована и
проверена также расчетом составов
дистиллята и остатка при ректифика-
ции многокомпонентных смесей [173,
174].
В рассматриваемой методике расче-
та принимается, что исходная смесь со-
стоит из определенного числа условных
компонентов, так же как при расчете
температур кипения сложных смесей.
При заданных температурах кипе-
ния условных компонентов ti, их содер-
жаниях в сырье, дистилляте и остатке,
определяемых по кривым НТК исход-
ного сырья и получаемых продуктов
(рис. П-25), т. е. при заданных усло-
виях разделения, число теоретических
дующим образом. Находят параметр,
из уравнений:
для дистиллята
' 500
о --1--1--1-1--1-1--1—L_J
10 30 50 Ю SO
Рис. П-25. Типичные кривые
разгонки нефти и ее продук-
тов:
а — совмещенный график кривых
НТК; б — пограничная область ме-
жду двумя фракциями; 1—7 — нефть;
2 —бензин; 3—лигроин; 4 — керосин;
5 —газойль; б — остаток.
тарелок определяется сле-
покомпонентно решая одно
xc~xD In [1+ехр (-ф)]
хр ~ Д Ф
или остатка
XR~Xe , М1 + ехр (- Ф)]
--------= | ----- ------
х с — х-ib
р с Y
(II. 268)
103
В уравнениях (11.267) и (11.268) и на рис. П-25 (о — темпера-
тура кипения пограничного компонента, °C; tc— температурная
граница деления смеси, °C; хс — весовой процент выкипания кри-
вой разгонки исходного сырья, соответствующий переходу от одной
фракции к другой.
Далее по уравнению
10.59 (^ -/о)
273 + /;-
(II. 269)
определяют число теоретических тарелок, необходимое для задан-
ного разделения двух соседних фракций с известным содержанием
в них условных компонентов.
При известном числе теоретических тарелок и заданной темпе-
ратурной границе деления смеси по уравнениям (И. 267) — (II. 269)
могут быть определены составы получаемых продуктов в обратном
порядке.
В отечественной нефтеперерабатывающей промышленности чис-
ло тарелок для разделения сложных смесей принято определять
главным образом на основе опыта эксплуатации промышленных
колонн. Приведем рекомендуемые числа колпачковых тарелок в
колоннах для разделения, сложных смесей:
Отбензинивающая колонна.............................15 — 20
Атмосферная колонна для перегонки нефти.............20 — 40
Отпарная колонна ...................................10 — 20
Колонна вторичной перегонки бензинов................40—50
Стабилизатор среднего давления......................30—40
Стабилизатор высокого давления......................40—50
Колонны отделения пропана и бутана от метана и этана 40 — 50
Изобутановая колонна................................. 70—100
Колонна сверхчеткой ректификации (например, ксилольная) 70 — 300
В табл. II. 5 приведены числа тарелок, которые рекомендуется
выбирать для колонн, разделяющих нефтяные фракции [51—56].
Увеличивающиеся с каждым годом требования к четкости раз-
деления привели к тому, что в нефтяных ректификационных колон-
нах стали применять примерно такое же число тарелок, как и в
колоннах для разделения углеводородных газов. Например, на раз-
личных технологических установках США в основных колоннах
имеется следующее число тарелок [175]: в колонне атмосферной
перегонки нефти — 35 *, в колонне вторичной перегонки — 45, в ва-
куумной колонне — 50 (атмосферная колонна служит для получе-
ния широкой фракции и мазута, колонна вторичной перегонки —
для получения легкого и тяжелого бензина, лигроина и керосина и
вакуумная колонна — для получения легкого и тяжелого газойля
и остатка); на установке каталитического крекинга в основной
ректификационной колонне имеется 30—40 тарелок, а в дополни-
тельной колонне для получения фракции бензина с к. к. — 100—
130°С — 50—60 тарелок; на установке полимеризации в колонне
* Здесь и ниже приводятся данные по колпачковым тарелкам.
104
Таблица 11.5
Число колпачковых тарелок в колоннах для разделения фракций
сложных смесей
Колонна Фракция Чясло тарелок по данным
Белла [56] Нельсона [51]
Атмосферной перегонки Бензин — лигроин 3-8 4-5
нефти с водяным па- Лигроин — керосин 3-6 3-5
ром Бензин — керосин 6-8 5 — 6
Керосин — газойль 4-7 4-5
Газойль — масляный дистиллят Нижннй боковой погон — ввод 4-5 4—5
сырья 3-4 2-4
Остаток 4-6 4-5
Вакуумной перегонки Из отпарных колонн Газойль — парафинистый дистил- 4-5 3-5*
мазута лят Масляный дистиллят средней 2 — 4 2-3
И ВЫСОКОЙ вязкости , Масляный дистиллят средней 4-5 2-3
вязкости — цилиндровый остаток Цилиндровый остаток — ввод 3—5 3-5
сырья 3-4 2-4
Ректификационного от- Из отпарных колонн Крекинг-бензин — широкая фрак- 3-4 2-4
деления крекинг-уста- ЦИЯ 10-12 . 10-12
новки Крекинг-бензин — лигроин .... Крекинг-бензин — рециркулирую- 7-9 6-8
щая флегма Лигроин-рециркулирующая флег- 10-12 8-11
ма 4-5 4-6
* Или 7 каскадных промывных тарелок [51].
вторичной перегонки 20—30 тарелок; на установке платформинга
в колонне вторичной перегонки и стабилизаторе — по 40—60 таре-
лок; в вакуумных колоннах масляных установок 30—40 тарелок,
а в колонне установки для получения асфальта — до 20 тарелок.
В отечественной нефтеперерабатывающей промышленности на
установках, построенных за последние годы, также значительно
увеличено число тарелок в основных ректификационных колоннах.
Например, на установке ГК-3 отбензинивающая колонна имеет
31 тарелку, атмосферная колонна для перегонки нефти с получе-
нием пяти дистиллятов — 55 тарелок; на установках АВТ вакуум-
ные колонны имеют по 6—8 тарелок на каждую фракцию; колон-
ны вторичной перегонки бензинов — по 60 тарелок и т. д. [7].
В некоторых случаях для увеличения четкости разделения в
вакуумных колоннах применяют схему двух последовательно рабо-
тающих колонн с одинаковым давлением в обеих колоннах и чис-
лом тарелок от 10 до 16 на каждую фракцию. Однако опыт
105
эксплуатации подобных колонн показывает, что четкость разделения
в этом случае остается практически такой же, как и при одно-
колонной схеме с меньшим числом тарелок. Очевидно, дальнейшее
увеличение четкости разделения в вакуумных колоннах может быть
достигнуто увеличением не числа тарелок, а флегмового числа или
уменьшением остаточного давления в колонне.
При разделении сложных смесей число тарелок, принятое в сек-
ции циркуляционного орошения, можно проверить по уравнению
АГд = (II. 270)
Рекомендуются следующие значения теплонапряженностей зоны
барботажа q- 10-5, ккал/(м2-ч) [57]:
для вакуумных колонн установок АВТ . . . 0,5 — 1
для атмосферных колонн установок
АВТ и каталитического крекинга ...... 5—7,5
13. ВЫБОР ТИПА ТАРЕЛКИ
В ректификационных и абсорбционных колоннах, применяемых
в нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности,
используют несколько типов тарелок, область применения которых
зависит главным образом от нагрузок по пару и жидкости и от их
физических свойств [176—179].
В общем случае можно считать, что вакуумные колонны харак-
теризуются малыми нагрузками по жидкости (малые объемные
расходы жидкости) и большими нагрузками по пару (высокие ли-
нейные скорости пара); атмосферные колонны — умеренными на-
грузками по пару и жидкости; колонны, работающие под давле-
нием,— малыми нагрузками по пару и большими по жидкости.
Особенно велики нагрузки по жидкости в абсорберах и десорберах.
Необходимость применения тарелок различных типов диктуется
также спецификой и особенностями работы нефтеперерабатываю-
щих и газобензиновых заводов, например производительностью
различных связанных между собой установок, которая зависит не
только от количества исходного сырья, но и от его состава.
Далее приведем описание конструкции и расчет семи типов та-
релок: колпачковых с круглыми колпачками, колпачковых с S-об-
разными элементами, клапанных, ситчатых, струйных, струйных с
отбойниками и решетчатых провального типа. Перечисленные типы
тарелок в основном удовлетворяют разнообразным требованиям,
предъявляемым к ним, главным образом в силу указанных выше
особенностей работы колонн нефтегазоперерабатывающих заводов.
В нашей стране наибольшее распространение получили тарелки
из S-образных элементов и клапанные тарелки; за рубежом — кла-
панные и ситчатые.
Колпачковая тарелка (рис. 11-26, а) состоит из основания в виде
диска 1, перекрывающего большую часть сечения колонны. В диске
имеются круглые отверстия, в которых установлены патрубки 2,
106
над которыми крепятся колпачки 3. В нижней части колпачка
имеются прорези. Тарелка имеет переливные устройства, сливную
регулируемую планку 4 и иногда — затворную перегородку 5. Как
правило, колпачки располагаются в вершинах равностороннего или
равнобедренного треугольника, а ряды колпачков—перпендику-
лярно потоку жидкости.
Тарелка из S-образных элементов показана на рис. П-26, б.
В Центральной части тарелки располагаются S-образные элемен-
ты 6 одинакового профиля,
которые, будучи соединены
между собой, образуют па-
трубки 2 для прохода пара.
С одной стороны в каждой
секции имеются трапециевид-
ные прорези. С обеих сторон
колпачки закрывают за-
глушками. С одной стороны
тарелка заканчивается жид-
костной секцией 7, которая
крепится к сливной перего-
родке 4, причем вертикаль-
ная стенка этой секции слу-
жит одновременно сливной-
планкой. Высота сливной пе-
регородки равна высоте сек-
ции. С другой стороны та-
релка заканчивается паро-
вой секцией 9. Тарелка име-
ет переливное устройство
обычной конструкции.
Рис. И-26. Конструкция тарелки с пере-
ливным устройством:
а —колпачковая; б — из S-образиых элементов;
в — струйная; г — клапанная; д — ситчатая; е—струй-
ная с отбойниками; 7 —основание тарелкн; 2—па-
трубок; 3 —колпачок; 4 — сливная планка; 5 — за-
творная перегородка; 6 — S-образный элемент;
7 —жидкостная секция; в —желоб; 9 — паровая
секция; 10— прорези с отогнутой направляющей
(«языком»); // — клапан; 12 — перфорированный
лист; 13 — отбойник; 14 — фигурная переливная
плаика.
Основным элементом клапанной тарелки (рис. П-26, г) являются
клапаны 11 круглой или прямоугольной формы, закрывающие от-
верстия в основании тарелки. Конструктивной особенностью кла-
пана является то, что он может подыматься только на определен-
ную высоту. Расположение клапанов круглой формы на плоскости
тарелки аналогично размещению колпачков на колпачковой та-
релке. Тарелка имеет переливное устройство обычной конструкции,
сливную регулируемую планку 4 и в некоторых случаях — затвор-
ную планку 5.
Ситчатая тарелка (рис. П-26,<3) представляет собой плоский
перфорированный лист 12 с обычными переливными устройствами.
Струйная тарелка (рис. П-26, в) состоит из плоского листа, на
котором в шахматном порядке сделаны прорези в форме «языка»
с отогнутой вверх вырезанной частью 10. Все «языки» отогнуты
в одну сторону и на одинаковый угол. Тарелка имеет сливное
устройство обычной конструкции, однако не имеет сливной планки
на выходе жидкости, применение затворной планки в данном слу-
чае не обязательно.
107
Струйная тарелка с отбойниками (рис. 11-26, е) состоит Из
основания 1, перекрывающего все сечение колонны за исключением
переливных устройств, и из наклонно расположенных отбойни-
ков 13. Основание и отбойники выполняются из просечно-вытяж-
ного листа. Просечно-вытяжные листы основания тарелки уложены
так, что отогнутые кромки листов образуют с плоскостью тарелки
острый угол, направленный к переливному устройству. На отбой-
никах отогнутые кромки просечно-вытяжных листов направлены
вниз в сторону слива жидкости с тарелки и образуют с плоскостью
тарелки острый угол. Тарелка не имеет сливной планки на выходе
жидкости; на входе жидкости имеется фигурная переливная план-
ка 14.
В табл. II. 6 приведены конкретные области применения ука-
занных тарелок основных колонн установок нефтегазоперерабаты-
вающих заводов. Для некоторых тарелок вводится ограничение,
зависящее от диаметра колонны, так как применение колонн боль-
шего диаметра малоэффективно.
Таблица II. б
Рекомендуемые типы тарелок для колонн установок
нефтегазоперерабатывающнх заводов
Колонна Тип тарелки Ограничение по диаметру
Предварительного испарения уста- новки АВТ; вторичной перегонки; стабилизаторы низкого и среднего давления; установок каталитиче- ского и термического крекингов С S-образными элемен- тами Нет
Атмосферной части установки АВТ; отпарная и отгонная С S-образными элемен- тами Клапанная Струйная Нет Не менее 3 м До 3,2 м
Вакуумной части установки АВТ; вакуумные испарители Струйная с отбойни- ками, клапанная Ситчатая Нет
Установки Г ФУ и АГФУ, четкой До 2,4 мм
и сверхчеткой ректификации (про- Кла панная Не менее 2,4 м
пановая, бутановая, изобутановая и пр.); азеотропной перегонки Абсорберы и десорберы Решетчатая Провальная До 3,2 м
Решетчатая Провальная До 3,2 м
Любой установки, особенно прн от- сутствии надежных данных для проектирования Колпачковая Нет
Возможности использования различных типов тарелок не огра-
ничиваются данными, приведенными в таблице, особенно если этого
требуют условия разделения.
Как видно из табл. II. 6, для некоторых колонн рекомендуются
тарелки нескольких типов. Например, для атмосферной колонны
установки АВТ можно применять следующие тарелки: колпачко-
вые, с S-образными элементами, струйные и клапанные. В таких
108
случаях для выбора типа тарелок прибегают к сравнительной их
оценке применительно к конкретным условиям разделения. Сравне-
ние проводится по следующим показателям: производительности,
эффективности, диапазону устойчивой работы, гидравлическому
сопротивлению, удерживающей способности, возможности работы
на загрязненном сырье, стоимости или весу колонны. В тех слу-
чаях, когда нет четко выраженных особых требований к заданному
процессу разделения, сравнительная оценка различных типов таре-
лок становится затруднительной, так как требует сопоставления
большого числа факторов. В табл. II. 7 приведены основные отно-
Основные показатели тарелок
Таблица II. 7
Тип тарелки Относи- тельная произво- дитель- ность Относитель- ная эффективность (при нагрузке, составляющей 85% от максималь- ной) Диапазон устойчивой работы (отношение максимально и минимально допустимых нагрузок) * Величина гидравличе- ского сопротивле- ния при опти- мальной нагрузке, мм вод. ст. Относительная стоимость , тарелки
из угле- родистой стали s § 41 X S Ч та е; М та та о с_, s а и
Колпачковая . . 1 1 2-3,5 70-100 1,0 1,4
С S-образными элементами . . 1-1,1 1-1,1 2-2,5 70-100 0,60 1,0
Клапанная . . . 1.2-1,5 1-1,1 3-4 50-80 0,65 1.0
Ситчатая ** . . . 1,2-1,4- 1-1,1 2-3 ' 30-40 0,60 1.0
Струйная .... 1,2 0,8 2-3 20-50 0,50 0,85
Струйная с от- бойниками . . . 1,4 0,8-0,9 2-3 10-30 0,50 0,85
Решетчатая про- вальная .... 1,2-1,4 0,75 1.5-1,8 30-40 0,50 0,85
* Меньшие цифры доказывают нагрузки по жидкости, составляющие 30—60 м3/(м-ч),
большие — нагрузки меньше 30 м3/(м-ч); расстояние ме>рду тарелками 450—600 мм.
** Тарелка, свободное сечение которой равно 10%.
сительные показатели различных тарелок. В качестве эталона ис-
пользовалась колпачковая тарелка.
Для правильного выбора типа тарелки в задании на проектиро-
вание, кроме расходных параметров и физических свойств системы,
должны быть приведены следующие данные: потребность в высо-
кой производительности или Эффективности тарелок; пределы из-
менения рабочих нагрузок, определяемые по допустимым мини-
мальным нагрузкам (в % от максимальной); наличие в сырье
механических примесей и возможность образования твердых отло-
жений, забивающих тарелку; возможность полимеризации или тер-
мического разложения продуктов; необходимость доступа к тарел-
кам для чистки и ремонта (в случае агрессивности среды или
образования осадка); ограничение на допустимое гидравлическое
сопротивление тарелки; агрессивность среды и материал тарелки;
металлоемкость и стоимость тарелки.
109
Глава III
ГИДРАВЛИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ КОЛОНН
С ПЕРЕЛИВНЫМИ ТАРЕЛКАМИ
1. ОПИСАНИЕ РАБОТЫ ПЕРЕЛИВНЫХ ТАРЕЛОК
Для оценки возможности эффективной работы колонны при
различных нагрузках по пару и жидкости используют обычно гра-
фик области устойчивой работы тарелок, построенный в координа-
тах скорость пара — расход жидкости. Типичный пример такого
графика для переливных тарелок приведен на рис. Ill-1.
Устойчивая работа переливной тарелки, как и всякого контакт-
ного устройства, в первую очередь определяется высокой эффек-
тивностью разделения. Поскольку эффективность массообмена в
значительной степени зависит от гидродинамических условий на
тарелке, устойчивая работа тарелки соответствует таким нагруз-
кам, при которых пар равномерно проходит через все сечение та-
релки, а жидкость сливается через переливное устройство.
Неустойчивая работа тарелки характеризуется либо неравно-
мерным проходом пара по сечению тарелки, либо нарушением нор-
мального перетока жидкости с тарелки на тарелку.
При чрезмерно больших нагрузках по пару, превышающих ма-
ксимально допустимые величины, жидкость интенсивно накапли-
вается на тарелке и переток ее затрудняется вследствие заполнения
всего переливного устройства вспененной жидкостью. При неболь-
ших нагрузках по пару, приближающихся к минимально допусти-
мым величинам, значительная часть жидкости свободно перетекает
через контактные устройства на нижележащую тарелку.
При увеличении расхода жидкости максимально допустимые
нагрузки по пару для тарелок всех типов уменьшаются. Для мини-
мально допустимых нагрузок эта зависимость оказывается сложнее
и проявляется по-разному в зависимости от типа тарелок. Мини-
мально допустимые нагрузки могут уменьшаться (как это показано
на рис. Ш-1), увеличиваться или оставаться практически неизмен-
ными при увеличении расхода жидкости. Единственной линией,
резко ограничивающей область устойчивой работы тарелки, яв-
ляется линия максимально допустимых нагрузок, определяемая
захлебыванием. Другие режимы не имеют такой резкой границы
с областью устойчивой работы тарелки, поэтому остальные линиг
являются до некоторой степени условными.
НО
Рассмотрим работу различных тарелок и особенности основных
режимов при взаимодействии пара и жидкости на тарелке.
Работа тарелок (колпачковых, с S-образными элементами, кла-
панных и ситчатых) протекает следующим образом (рис. Ш-2, а).
Жидкость, поступающая на тарелку через переливное устройство
вышележащей тарелки, распределяется равномерно по всей пло-
скости основания, перетекает к сливной перегородке и далее в
сливное устройство. На колпачковых и S-образных тарелках пары
проходят через паровые патрубки и прорези, барботируют через
жидкость, образуя вспененный слой; при этом заданному расходу
пара соответствует определенная степень открывания прорезей. На
Рис. III-1. График области устойчивости
работы переливных тарелок:
/ — область устойчивой работы; // — область про-
рыва струй пара и интенсивного уноса жидкости;
/// — область повышенного уноса жидкости;
IV — область захлебывания; V — область мало ин-
тенсивного контакта или плохого распределения
пара; VI — область провала жидкости с тарелки и
малоэффективной работы тарелки; / — линия мак-
симально допустимых нагрузок по пару; 2 — линия
минимально допустимых нагрузок по пару; 3 — ли-
ния максимально допустимых нагрузок по жидко-
сти; 4 — линия минимально допустимых нагрузок
по жидкости; 5, 6 — линии' постоянной эффектив-
ности при основном сопротивлении массопередачи
в жидкой (5) или газовой (6) фазе; 7 —линия по-
стоянного сопротивления тарелки.
клапанных тарелках высота подъема клапанов зависит от расхода
пара, и пока клапан не будет открыт полностью, скорость паров
в образовавшейся щели между клапаном и основанием тарелки
остается практически постоянной. При неполном открывании поло-
жение клапанов неустойчиво —• по всей плоскости тарелки клапаны
как бы «дышат», совершая вертикальные колебания. На ситчатых
тарелках пары проходят через отверстия, барботируют через
жидкость и создают равномерный вспененный слой.
Режимы работы приведенных тарелок характеризуются следую-
щими особенностями структуры паро-жидкостного слоя.
В области устойчивой работы все пространство между тарел-
ками можно разбить на зону вспененной жидкости, где в основном
происходит массообмен, зону интенсивных выбросов жидкости и
крупных капель и зону мелких витающих капель. В зоне мелких
витающих капель от пара отделяются обычно крупные и даже
достаточно мелкие капли жидкости; поэтому такую зону принято
называть также сепарационным пространством. При высоких на-
грузках по пару выбрасываемые массы жидкости размывают верх-
нюю границу вспененного слоя жидкости. Характерно, что эта гра-
ница выражена тем ярче, чем больше рабочее давление в колонне.
Следовательно, в колоннах, работающих под повышенным давле-
нием, практически не существует зоны выброса больших масс
ЖИДКОСТИ.
111
В соответствии с описанной выше картиной унос жидкости в
различных колоннах будет состоять из капель разных размеров.
В колоннах под давлением уносимая на вышележащую тарелку
жидкость состоит в основном из витающих капель; в атмосферных
и вакуумных колоннах — из крупных капель, а в некоторых слу-
чаях — и из больших количеств выбрасываемой жидкости. Как
правило, чем больше давление в колонне, тем меньшее количество
жидкости уносится паром. Поэтому в колоннах, работающих под
давлением, верхние предельные нагрузки определяются не чрез-
мерным уносом жидкости, а захлебыванием, другими словами,
область III на рис. Ш-1 будет уменьшаться, а область IV—увели-
чиваться.
Рис. Ш-2. Схемы работы тарелок с переливами:
а — колпачковые, с S-образиыми элементами, клапанные и ситчатые; б — струйные;
в —струйные с отбойниками;
/ — слой вспененной жидкости; 2 — дисперсный слой пара (газа) и жидкости.
Захлебывание указанных тарелок возникает вследствие повы-
шения уровня жидкости в сливном устройстве до верхней кромки
сливной планки вышележащей тарелки, что приводит к накоплению
ее на тарелке и, следовательно, к резкому повышению давления в
колонне. Захлебывание колонны происходит тем резче, чем больше
расход жидкости на единицу длины сливной планки, так как сте-
кающая с тарелки жидкость захватывает пары и создает вспенен-
ный слой жидкости в сливном устройстве. Вспененный слой жидко-
сти как при захлебывании, так и при наличии чрезмерного уноса
жидкости характеризуется интенсивным и пульсационным переме-
шиванием жидкости в горизонтальной плоскости, ухудшающим
эффективность разделения.
Частичное стекание жидкости с рабочей площади тарелки в об-
ход переливного устройства характеризуется неравномерным рас-
пределением Потоков по сечению колонны: жидкость стекает с од-
них участков тарелки, а пар барботирует на других участках.
Из-за наличия градиента уровня жидкость обычно стекает через
первые по ходу контактные устройства тарелки. Сток жидкости в
начале тарелки может быть особенно большим, если устройства
для прохода пара расположены близко к переливной планке и пе-
ретекающая через планку жидкость ударяется о них. Неравномер-
ная работа тарелки может возникнуть также при очень высоких
112
нагрузках по жидкости, даже когда нет ни стока жидкости, ни
захлебывания. В этом случае сечение тарелки используется не пол-
ностью из-за неравномерного распределения пара.
Работа струйных тарелок, включая также тарелки с отбойни-
ками, существенно отличается от работы тарелок других типов. На
струйную тарелку (рис. Ш-2, б) жидкость поступает через пере-
ливное устройство, равномерно распределяется по всей ее ширине
и перетекает в направлении слива. Отогнутые элементы отклоняют
пары, поступающие на тарелку, от вертикального направления в
сторону слива и ускоряют движение жидкости по тарелке.
При малых и умеренных нагрузках по жидкости и оптимальных
условиях работы вся жидкость находится над тарелкой и движется
вместе с газом. При этом максимальной высоты жидкость дости-
гает над тарелкой у перелива, а сливается в переливное устройство
главным образом по стенке колонны. Контакт пара и жидкости
осуществляется в разреженном паро-жидкостном слое, состоящем
из струй пара и жидкости. При больших расходах жидкость дви-
жется только по тарелке и сливается в переливное устройство так
же, как и на колпачковой тарелке. Следовательно, в отличие от
описанных выше типов тарелок на струйных тарелках пар дви-
жется над плоскостью тарелки к сливу, резко меняя направление
при переходе от тарелки к тарелке.
Струйные тарелки с отбойниками (рис. Ш-2, в) при оптималь-
ных нагрузках работают следующим образом. Жидкость, посту-
пающая на тарелку, подхватывается идущими снизу парами и на-
правляется на отбойные элементы, поскольку пар, проходящий
через просечку основания, отклоняется от вертикали в сторону
слива. Жидкость перетекает через просечки отбойника на его внеш-
нюю сторону и направляется вниз к основанию, а пар уходит на
верхнюю тарелку. Далее жидкость подхватывается паром и напра-
вляется на следующий отбойник и т. д., пока она не попадает в
зону над переливом, где, ударяясь о стенку колонны, стекает вниз.
При такой работе зона контакта паров и жидкости находится в
разреженном прямоточном слое струй пара и жидкости. Следова-
тельно, отбойные элементы фактически выполняют роль тарелки,
т. е. устройства, на котором удерживается жидкость, а основание
является направляющей для потока паров.
Можно отметить следующие особенности режима работы струй-
ных тарелок, включая тарелки с отбойниками. Область повышен-
ного уноса жидкости на этих тарелках практически отсутствует и
предельные нагрузки определяются главным образом захлебыва-
нием, которое в данном случае характеризуется нарушением пря-
моточного движения пара и жидкости в результате образования
зоны уплотненного потока над переливом (струйная тарелка) или
около отбойников (струйная тарелка с отбойниками). Нарушение
прямотока приводит, в свою очередь, к резкому накоплению жидко-
сти на тарелке и, следовательно, к резкому повышению давления
в колонне.
ИЗ
Существенное влияние на эффективность массопередачи при
взаимодействии пара и жидкости на контактных устройствах ока-
зывают режимы движения потоков или их структуры.
При равномерном распределении потоков по сечению тарелки
и одинаковых скоростях всех частиц пара и жидкости структуры
потоков соответствуют режиму идеального вытеснения или поршне-
вого движения. В этом случае эффективность массопередачи дости-
гает максимального значения при прочих равных условиях разде-
ления. Вследствие продольной и поперечной неравномерности рас-
пределения скоростей потоков по сечению тарелки и беспорядочной
флуктуации частиц потоков, структуры жидкости и пара отвечают
вполне определенной степени продольного и поперечного переме-
шивания, снижающей общую эффективность массопередачи кон-
тактного устройства.
При весьма интенсивном перемешивании жидкости может про-
изойти полное выравнивание концентраций распределенного ком-
понента на контактном устройстве — в этом случае структуры пото-
ков соответствуют полному перемешиванию.
В реальных условиях взаимодействия потоков пара и жидкости
на контактных устройствах промышленных размеров могут возник-
нуть более сложные структуры потоков, характеризующиеся не
только заданной степенью продольного и поперечного перемеши-
вания, но и наличием застойных и циркуляционных зон, байпасных
потоков, продольной и поперечной неравномерности распределения
потоков и прочими видами неравномерности, снижающими общую
эффективность массопередачи на контактном устройстве. В связи
с этим следует отметить, что общая эффективность массопере-
дачи может быть даже ниже, чем при полном перемешивании по-
токов.
При устойчивой и равномерной работе тарелок промышленных
размеров с чисто перекрестным током фаз, таких, как колпачковые,
клапанные и ситчатые, жидкость сравнительно мало перемеши-
вается по длине тарелки и достаточно интенсивно перемешивается
по высоте вспененного слоя. При правильной организации движе-
ния потоков пара и жидкости по тарелке структуры потоков в
области устойчивой работы тарелки обычно характеризуются срав-
нительно небольшой поперечной неравномерностью, небольшим ко-
личеством застойных зон и байпасных потоков. Однако при чрезмер-
но больших нагрузках по жидкости и при отсутствии необходимых
конструктивных решений структуры потоков могут сильно отли-
чаться от идеальных и характеризоваться значительной неравно-
мерностью. Этот факт не следует забывать при расчете и проекти-
ровании контактного устройства, поскольку наличие указанных
структур может сильно уменьшить общую эффективность массо-
передачи и привести в итоге к потере заданной разделительной
способности аппарата в целом.
Для тарелок с однонаправленным движением потоков, таких,
как струйные и струйные с отбойниками, вопреки существующему
114
мнению, характерна также вполне определенная степень продоль-
ного перемешивания потоков.
В пределах области устойчивой работы большинства перелив-
ных тарелок характер изменения их эффективности в процессах
абсорбции существенно зависит от растворимости газа в жидкости
[62]. Для хорошо растворимых газов, когда основное сопротивление
массообмену определяется сопротивлением газовой фазы, с увели-
чением расхода газа эффективность тарелки непрерывно повы-
шается и, следовательно, оптимальный режим работы подобных
аппаратов соответствует максимально допустимой скорости газа.
Для плохо растворимых газов, когда основное сопротивление мас-
сообмену определяется сопротивлением жидкой фазы, кривая за-
висимости эффективности тарелок от скорости газа в пределах
области устойчивой работы имеет максимум и минимум, которые
отвечают различным гидродинамическим режимам движения
жидкости и газа на тарелке. Подобная картина изменения эффек-
тивности тарелок в случае плохо растворимых газов характерна
не только для переливных тарелок, но и для многих других кон-
тактных устройств (см. гл. IV и V). В тарельчатом аппарате кри-
вая изменения общей эффективности извлечения компонентов,
очевидно, не будет иметь таких резких колебаний, и поэтому опти-
мальный режим работы колонны будет определяться также макси-
мально допустимыми нагрузками по газу.
Степень растворимости газа в жидкости можно оценивать в
первом приближении по величине константы Генри Н, ат см3/кмоль.
При Н < 3 можно считать, что газ хорошо растворим в жидкости,
при Н > 3000 — плохо растворим в жидкости [180].
В процессах ректификации сопротивление массообмену обычно
сосредоточено как в паровой, так и в жидкой фазах; в области
устойчивой работы зависимость эффективности тарелок от нагруз-
ки по пару обычно характеризуется наличием максимума. Поэтому
скорости пара, соответствующие максимальной эффективности раз-
деления, и принимают обычно в качестве оптимальных.
2. ВЫБОР РАССТОЯНИЯ МЕЖДУ ТАРЕЛКАМИ
Для нахождения оптимальных размеров колонны расстояние
между тарелками должно определяться одновременно с диаметром
аппарата при проведении анализа общих затрат на разделение.
Расчеты показывают, что очень близкие к оптимальным эконо-
мические показатели можно получить, если расстояние между та-
релками выбирать в соответствии с данными, приведенными
ниже:
D, м........ < 0,8 0,8-1,6 1,6-2,0 2,0-2,4 >2,4
Н, м........ 200 - 350 350 - 400 400 - 500 500 - 600 >600
115
На практике указанные рекомендации не всегда выполняются,
так как обычно расстояние между тарелками определяется не
только оптимальной конструкцией колонны. Для большинства рек-
тификационных колонн нефте- и газоперерабатывающих заводов
(особенно это относится к установкам АВТ и каталитического кре-
кинга) расстояние между тарелками обусловливается удобством
чистки, ремонта и инспекции тарелок: в колоннах диаметром до
1,5—2 м оно должно быть не менее 450 мм; в колоннах большего
диаметра — не менее 600 мм; в местах установки люков — не менее
600 мм. Для колонн, устанавливаемых в помещении, расстояние
между тарелками принимают обычно не более 350 мм.
Выбор больших расстояний между тарелками объясняется так-
же необходимостью иметь достаточную эксплуатационную гибкость
колонны в случае изменения состава сырья или загрузки установки.
Эксплуатационная гибкость колонны определяется главным обра-
зом допустимым диапазоном изменения нагрузок тарелок, который
зависит от расстояния между тарелками. Ориентировочные значе-
ния допустимого диапазона изменения нагрузок в зависимости от
расстояния между тарелками (в мм) приведены ниже:
Тарелка 350 450 600
Клапанная .................................. 2,5 3 — 4 4—5
Колпачковая с круглыми колпачками 100 мм) 2,0 3 3,5 — 4
Струйная с отбойниками........................ 2,5 2,5 3,0
Ситчатая, струйная.......................... 1,5 2 3
С S-образными элементами.................... — 2 2,5
Приведенные цифры достаточно убедительно показывают не-
обходимость больших расстояний между тарелками при желании
иметь гарантированную эксплуатационную гибкость колонны. При
очень малых расстояниях между тарелками колонна, очевидно,
будет работать в жестком режиме, т. е. всякое отклонение от за-
данного режима будет приводить к заметному ухудшению качества
продуктов. В частности, при малых расстояниях между тарелками
не рекомендуется применять тарелки с S-образными элементами
из-за неэффективной их работы при низких нагрузках по пару.
3. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ДИАМЕТРА КОЛОННЫ
Диаметр колонны с переливными тарелками определяется по
максимально допустимой скорости газа, значение которой должно
быть несколько ниже предельных нагрузок, лимитирующих даль-
нейшее повышение производительности аппарата.
Предельные нагрузки колонн в зависимости от условий эксплуа-
тации определяются следующими факторами: захлебыванием таре-
лок, чрезмерным уносом жидкости с тарелки, чрезмерным перепадом
давления в колонне. Производительность аппарата может лимити-
роваться также и некоторыми другими случайными факторами, не
характерными для условий нормальной его эксплуатации: непра-
вильно сконструированным узлом ввода паров в низ колонны из
116
Подогревателя, накоплением на верхних тарелках колонны третьей,
более тяжелой фазы, например воды (при работе с водяным па-
ром), возможным увеличением давления в колонне до критического
и т. д.
* Экспериментальное изучение предельных нагрузок, а также об-
общение обширного материала по эксплуатации промышленных
колонн показывают, что для большинства ректификационных ко-
лонн, работающих под атмосферным и повышенным давлением,
предельные нагрузки определяются захлебыванием тарелок; для
вакуумных колонн — чрезмерным уносом жидкости с паром на
нижнюю тарелку концентрационной части колонны или с тарелки
на тарелку или чрезмерным перепадом давления в колонне; и, на-
конец, для абсорбционных колонн — недопустимым уносом жидко-
сти с верхней тарелки в линию сухого газа. Для указанных выше
условий работы различных колонн наибольшие нагрузки соответ-
ствуют работе колонн при атмосферном и повышенном давлении
и значительно меньшие нагрузки достигаются в вакуумных колон-
нах и абсорберах.
Опыт эксплуатации промышленных ректификационных колонн,
предназначенных для разделения легких углеводородных газов при
высоком давлении, показывает, что предельные нагрузки в этом
случае также значительно меньше, чем в остальных колоннах, где
они определяются захлебыванием тарелок [181]. Возможно, что
этот факт объясняется интенсивным вспениванием жидкости в пе-
реливном устройстве из-за большого расхода на единицу длины
слива и низкого поверхностного натяжения жидкости [182].
Опыт промышленной эксплуатации и многочисленные исследо-
вания показали также, что величина предельной нагрузки зависит
главным образом от типа или конструкции тарелки, расхода жид-
кости, расстояния между тарелками и соотношения плотностей фаз.
В настоящее время в практике проектирования наибольшее рас-
пространение получила следующая зависимость для расчета макси-
мально допустимой скорости газа [183—187]:
®макс = Смаке 1/ (III. 1)
г Рп
Коэффициент смакс определяется в зависимости от типа тарелки,
расстояния между тарелками и нагрузки по жидкости на единицу
длины слива [51, 187], в зависимости от плотности пара [188] или
величины комплекса (L/C) (рта/рж)0,5 [161, 189], характеризующего
одновременно нагрузку по жидкости и физические свойства систе-
мы. Последний метод определения величины коэффициента смакс
в некоторых работах отмечается как предпочтительный для расче-
та вакуумных колонн [163, 190].
Рассмотрим указанные методы определения коэффициента смакс.
В соответствии с рекомендациями [74, 187], значение коэффи-
циента смако можно определить по уравнению
Смаке = 8,47 • КГ5 [kikiCi - с2 (Л - 35)] (III. 2)
I
117
В зависимости от типа тарелки коэффициент имеет следующие
значения:
Колпачковая тарелка........................ 1,0
Тарелка из S-образных элементов..............1,0
Клапанная тарелка (FCb = 4—10%).............1,15
Ситчатая тарелка (Тсв = 4 —8%), струйная та-
релка ................................... 1,2
Струйная тарелка с отбойниками.............1,4
Остальные величины уравнения (III. 2) находят следующим обра-
зом.
Для ректификационных колонн, работающих при атмосферном
и повышенном давлениях (кроме колонн для разделения легких
углеводородов). При расстоянии между тарелками Я > 350 мм
k2 = 1; ci определяется по рис. Ш-3 (кривая /); с2 равно 5 для
струйных тарелок и с2 — 4 для остальных тарелок.
Коэффициент X находят из следующего выражения:
Принимается, что при Lv < 10 м3/ (м • ч) величина X = 10, а при
L > 65 м3/ (м • ч) X = 65.
Для колпачковых тарелок при расстоянии между тарелками
Н = 200—350 мм k2 = 1, с2 = 0 [74, 185, 186]
с, =5,9-^^ , (III. 4)
d 13
для остальных тарелок
С) =27,4 Ун-120 (III. 5)
Для ситчатых тарелок кислородных колонн при Н > 100 мм
с/отв = 0,9 мм и КСв = 0,08 м21м2 [13]:
сМакс = 0,0148е УД (III. 6)
Для ректификационных колонн, разделяющих легкие углеводо-
родные газы под высоким давлением (метановые, этановые, эти-
леновые и пропиленовые колонны), рекомендуется следующая за-
висимость коэффициента смакс от расстояния между тарелками и
поверхностного натяжения жидкости [181]:
Смакс=9-Ю“5Нс' (III. 7)
Коэффициент с' определяется по рис. Ш-4.
Для вакуумных ректификационных колонн при остаточном дав-
лении вверху колонны 40—100 мм рт. ст. коэффициент ci опреде-
ляется по рис. Ш-3 (кривая 2), с2 = 0, k2 = 1 для колонн с про-
мывным сепаратором в питательной секции колонны, k2 = 0,9 для
колонн без сепаратора, k2 = 0,6 при перегонке пенящихся или вы-
соковязких жидкостей.
118
Для абсорберов и десорберов. k2 = 1 для абсорберов, k2 = 1,13
для десорберов; коэффициент Ci определяется по рис. Ш-3 (кри-
вая 3).
Приведенные рекомендации по определению коэффициента смакс
обеспечивают работу колонн со скоростями паров несколько мень-
шими, чем требуется современным нормам расчета, которые ис-
пользуются специализированными организациями, однако по срав-
нению со старыми нормами расчета скорости паров достаточно
высоки [183]. В качестве примера
на рис. IX-6 Приложений приве-
ден расчетный график для опре-
деления диаметра колонн с кла-
панными тарелками типа Флекси-
трей для разделения непенящих-
ся углеводородов по данным фир-
мы «Кох». (США). По указанно-
му графику диаметр колонны оп-
ределяется так же, как и по урав-
нениям (III. 1) и (III. 2)—в за-
висимости от расхода жидкости.
Значения коэффициента и, опре-
деляющие влияние расстояния
между тарелками, приведены на
рис. Ш-5 [191]- Использование по-
добных графиков особенно удоб-
но в том случае, когда стендовые
испытания новой конструкции та-
релки дают достаточно сложную
зависимость c(Lv). Располагая
для каждого диаметра колонны и
типа тарелки основными ее кон-
Рнс. Ш-3. К определению скорости
паров:
1 — колонны, работающие при атмосферном
и повышенном давлении; 2 — вакуумные-
колонны; 3 — абсорберы и десорберы.
структивными размерами (Вив),
при помощи уравнения (III. 1) и соотношения между диаметром ко-
лонны и секундным объемом паров в колонне нетрудно предста-
вить графическую зависимость c(Lv) в виде зависимости комплек-
’ са V1/ ——— от расхода жидкости L (по типу графика на
‘ Рж ~ Рп
рис. IX-6). В качестве примера можно отметить еще две работы,
в которых подобные графики используются в нормах расчета стан-
дартных колпачковых [192] и ситчатых [193] тарелок.
Фирма «Глитч» (США) рекомендует определять величину коэф-
фициента сМакс для клапанных балластных тарелок по уравне-
нию [188]
Смаке ~ fif2е
(III. 8)
Коэффициент fi характеризует уменьшение максимально допусти-
мой нагрузки по отношению к предельной. Рекомендуемое значе-
ние этого коэффициента — от 0,65 до 0,75. Коэффициент f2
113
характеризует вспениваемость жидкости и определяется следую-
щим образом:
Жидкость непенящаяся (ректификация нефтяных фракций,
углеводородных газов и г. д.)......................... 1.00
Интенсивность ценообразования жидкости
слабая..............................................0.90
средняя (абсорбция углеводородных газов керосином,
растворами аминов)................................. 0,85
сильная (осушка газа растворами гликолей)...........0.73
Коэффициент с определяется по рис. Ш-6 в зависимости от
плотности пара и расстояния между тарелками.
Рис. Ш-4. К определению скоро-
сти паров в колоннах для разде-
ления углеводородных газов.
Рис. Ш-5. К определению макси
мально допустимой скорости пара
в колонне с клапанными тарелка-
ми [191]:
I - Рп < 24 кг/м3’, 2 — Рп > 24 кг/м3.
Фирма ЭССО (США) рекомендует [191] определять значения
коэффициента смакс Для струйных тарелок по уравнению
Смакс = О,О19фС1С2Я0’5 (Ш. 9)
где ф= ((к— fa)/fK; с2 — коэффициент,’ определяемый для углеводородных си-
стем при помощи рис. Ш-7; ci при р 3,5 ат равно 1,9, при р = 3,5—17,5 ат
оно составляет 1,7 и при р > 17,5 ат ci — 1,5.
Приведенные методы расчета максимально допустимых нагру-
зок или коэффициента смакС, несмотря на эмпирический характер
рекомендуемых зависимостей, обладают следующими несомнен-
ными достоинствами: во-первых, они отражают указанное выше
изменение предельных нагрузок в различных колоннах и, во-вто-
рых, в них используется единая зависимость для расчета предель-
ных нагрузок в колоннах вакуумных, атмосферных и работающих
под давлением.
Рассмотрим теперь рекомендации по определению коэффициен-
та сМакс в зависимости от величины комплекса (L/G) (рп/рж)0,5 [189,
194]. Они могут быть использованы для расчета диаметра вакуум-
ных и некоторых атмосферных колонн с колпачковыми и ситча-
тыми тарелками, разделяющих непенящиеся жидкости
120
(о >20 динасы), причем производительность этих колонн лимити-
руется межтарельчатым уносом жидкости. На рис. Ш-8 приведен
график зависимости коэффициента cnpea, соответствующего услов-
ной предельной нагрузке, приходящейся на сечение колонны за вы-
четом площади одного перелива, или зависимость комплекса
2с„ред/(1 + е) от комплекса (L/G) (рп/рж)0’5, а также графики зави-
симости относительного уноса жидкости между тарелками от на-
грузки по пару в процентах от условной предельной нагрузки.
Расчет допустимой скорости пара при помощи данных графиков
производится следующим образом.
Рис. Ш-3. К определению макси-
мально допустимой скорости пара
в ректификационных колоннах с кла-
панными балластными гарелка-
_/ ' ми [188].
Рис. Ш-7. К определению коэффи-
циента Смаке по уравнению (Ш.9) для
колонн со струйными тарелками:
1 — Р I ат; 2—7 ат-, 3 — 14 ат; 4 — 21 ат.
Для определения коэффициента смакс при заданных значениях
комплекса (L/G) (рп/рж)0,5 и величин Н и е значение комплекса
А = 2спред/(1 4-е) определяется по графику на рис. Ш-8,а, а по
графику на рис. Ш-8, б, в, г — значение ф. Искомая величина коэф-
фициента Смаке равна
Смакс ~ 0,5фЯ(1+е) (Ш. 10)
Приведенные зависимости рекомендуется применять для ситча-
тых тарелок, имеющих следующие конструктивные размеры:
с/отв 6,5 мм и Есв> 0,1 е м21м2. Если свободное сечение тарелок
меньше (0,06—0,08) 8 лг2/ж2, коэффициент смаке следует уменьшить
соответственно на 10 и 20%.
Некоторые исследователи и проектировщики [49, 189] считают,
что следует принимать еще более низкие максимально допустимые
или расчетные скорости пара по сравнению с величинами, преду-
смотренными приведенными выше нормами расчета, при этом они
руководствуются следующими соображениями. Если стоимость рек-
тификационных или абсорбционных колонн составляет менее 3%
от общей стоимости установки, то, чтобы обеспечить возможность
дальнейшего форсирования производительности всей установки,
121
расчетные скорости пара в колоннах надо принимать на 20—25%
меньше, чем их предельные величины. В случае если стоимость
колонн составляет более 30% от стоимости установки, для них
следует запроектировать максимальную нагрузку. Если колонны
являются основными аппаратами нового процесса, рекомендуется
предусмотреть возможность дальнейшего увеличения их нагрузок.
ПРЕД
Рис. Ш-8. К определению скорости паров в вакуумных н атмосферных ко-
лоннах:
а —условная предельная нагрузка; б, в, г — относительный унос жидкости с колпачковых (б);
ситчатых (в) и струйных (г) тарелок.
По максимально допустимой или расчетной скорости пара w и
секундному объему паров V предварительно определяется диаметр
колонны:
(III. 11)
Окончательный диаметр колонны выбирается из нормального ряда
диаметров, причем принимаемое значение должно быть ближай-
шим к расчетной величине и превышающим ее.
Ниже приведен принятый в нефтяной промышленности нор-
мальный ряд диаметров колонн (в м), предусматривающий равно-
мерное увеличение площади поперечного сечения колонны при пе-
реходе от одного диаметра к другому:
1,0 1,2 1,4 1,6 1,8 2,0 2,2 2,4 2,6 2,8 3,0 3,2 3,4 3,6 3,8 4,0
4,5 5,0 5,5 6,0 6,4 7,0 8,0 9,0
В химической промышленности принят другой нормальный ряд
диаметров колонн (в м):
0,4 0,5 0,6 0,8 1,0 1,2 1,4 1,6 1,8 2,2 2,6 3,0
122
4. ВЫБОР СХЕМЫ ДВИЖЕНИЯ ЖИДКОСТИ ПО ТАРЕЛКЕ
И ОПРЕДЕЛЕНИЕ ОСНОВНЫХ ЕЕ РАЗМЕРОВ
От таких конструктивных элементов тарелки, как соотношение
рабочей площади и площади переливов, расположение барботаж-
ных устройств, периметр слива жидкости, зависит равномерная,
устойчивая и эффективная работа тарелок и колонны в целом при
максимально допустимых жидкостных и паровых нагрузках.
Тарелка работает устойчиво и равномерно всем сечением лишь
в том случае, когда величина градиента уровня жидкости значи-
тельно меньше сопротивления сухой тарелки. Градиент уровня
жидкости зависит от ее расхода, типа барботажного устройства и
а б в г д е
Рис. Ш-9. Конструкции тарелок с различными схемами движения жидкости:
а _ Однопоточные; б — двухпоточные; в — трехпоточные; г — четырехпоточные; д — пяти-
, поточные; е — двухпоточные каскадные.
длины пути жидкости по тарелке. Перечислим конструктивные ре-
шения, позволяющие уменьшить градиент уровня жидкости при
больших и умеренных ее расходах и, следовательно, обеспечиваю-
щие более равномерную работу тарелки:
увеличение числа колпачков, отверстий, щелей, расположенных
вблизи слива с тарелки;
более высокое расположение колпачков;
увеличение количества стоков жидкости и длины слива;
уменьшение длины пути жидкости по тарелке.
Наиболее эффективны и наиболее часто применяются два по-
следних решения, определяющие схему движения жидкости по та-
релке. При неравномерном расположении колпачков по высоте и
в плоскости тарелки, а также отверстий и щелей конструкция та-
релки отклоняется от стандартной и нормализованной. Поэтому
первые три конструктивных решения применяются главным обра-
зом для обеспечения равномерной и устойчивой работы тарелок и
колонны при нагрузках по пару, значительно больших, чем макси-
мально допустимые, и когда уменьшение длины пути жидкости и
увеличение периметра слива не обеспечивают равномерной работы
тарелок при максимальных нагрузках по пару и очень больших
нагрузках по жидкости.
На рис. Ш-9 показаны конструкции тарелок, отличающиеся раз-
личными схемами движения жидкости. Однопоточные тарелки
123
применяются при небольших расходах жидкости; при больших рас-
ходах жидкости применяются главным образом двух- и четырех-
поточные тарелки. Однако может оказаться, что целесообразно
также применять тарелки с тремя и пятью потоками жидкости.
С целью уменьшения гидравлического градиента уровня жидкости
и обеспечения более эффективной работы тарелок в колоннах боль-
шого диаметра с однопоточными и двухпоточными тарелками при-
меняют тарелки каскадного типа.
Наибольшая величина градиента уровня жидкости наблюдается
на колпачковых тарелках, поскольку колпачки оказывают большое
сопротивление течению жидкости.
Было найдено [195], что градиент уровня жидкости колпачковых
тарелок при длине пути жидкости до 1 м становится заметен при
расходах жидкости, превышающих 10 м3/(м-ч). При той же длине
пути градиент уровня жидкости на тарелках с S-образными эле-
ментами уменьшается [196], а на клапанных и ситчатых [197, 198],
струйных и струйных с отбойниками падает до нуля. Таким обра-
зом, применение различных схем движения жидкости по тарелке
будет зависеть не только от расхода жидкости, но и от диаметра
колонны и типа тарелки.
Равномерное распределение пара по сечению колпачковых таре-
лок с круглыми колпачками наблюдается в случаях, когда вели-
чина градиента уровня текущей жидкости не превышает 20—25 мм
[199—200] или когда нагрузка по жидкости не превышает
65 м3/(м.ц) [187].
Выбор схемы движения жидкости по тарелке или конструирова-
ние тарелок с S-образными элементами, колпачковых, клапанных,
ситчатых и струйных на основе указанных предельно допустимых
нагрузок по жидкости обеспечит устойчивую и эффективную ра-
боту колонны с тарелками стандартных размеров при максимально
допустимых нагрузках по газу. Для струйных тарелок с отбойни-
ками максимально допустимые нагрузки по жидкости равны
40 м3/(м-ч).
В настоящее время благодаря улучшению отдельных элементов
конструкции тарелок большинство специализированных организа-
ций рекомендует значительно большие величины максимально до-
пустимых расходов жидкости. Например, фирма «Кох» (США) ре-
комендует для клапанных тарелок типа Флекситрей максимально
допустимые нагрузки порядка 90—100 м3/(м-ч) (см. Приложения
рис. IX-6).
При применении тарелок с большим числом потоков следует
учитывать, что такие конструкции уменьшают длину пути жидко-
сти и, следовательно, эффективность тарелок и разбивают колонну
на несколько самостоятельных отсеков, что препятствует перерас-
пределению пара по сечению колонны в целом и ухудшает равно-
мерность работы тарелок.
Учитывая различие нагрузок по жидкости в колоннах, работаю-
щих под разным давлением, можно рекомендовать ориентировоч-
124
ные значения относительной длины
оптимальные условия работы:
слива В/D, обеспечивающей
Тарелка
Однопоточная ....
Двухпоточная ....
Четырехпоточная . .
При Рср, ат
1 27 20
(абсорберы)
0,75 0,8 0,85
0,6-0,7 0,7 0,75
0,6 0,6 0,65
Для многопоточных тарелок длину пути жидкости для каждого
потока принимают одинаковой. Минимальная длина пути жидкости
Рис. III-10. Относительная рабочая
площадь и относительная длина пути
жидкости на однопоточной тарелке.
Рис. III-11. Ориентировочные зна-
чения эффективной рабочей площади
одно поточных (7) и двухпоточных (II)
тарелок.
не должна быть меньше 500—600 мм, т. е. на одном потоке жид-
кости следует размещать не менее трех-четырех S-образных эле-
ментов или столько же рядов колпачков или клапанов. В каскад-
ных конструкциях необходимо принимать следующую длину пути
жидкости на первом каскаде от слива: для колпачковых тарелок —
1 м, для клапанных — 2 м. По соображениям технологии изготов-
ления длину пути жидкости на следующих каскадах можно при-
нимать по этим рекомендациям или определять приближенно по
уравнению
Вг + 1
zi+i^BTzi (in. 12)
где z;, Bi — соответственно длина пути жидкости и длина сливной планки на
i-том каскаде.
Длину пути жидкости, рабочую площадь тарелки и площадь пе-
реливов для однолоточных тарелок можно определить по рис. Ш-10,
125
зная относительную длину слива. При подсчете рабочей площади
тарелки по этому рисунку не учитывается свободная площадь, не
Рис. III-12. Зависимость длины пути
жидкости на тарелке от диаметра
колонны:
1 — однопоточная тарелка; II — двухпоточная
тарелка; ZZZ — четырехпоточная тарелка.
занятая барботажными устрой-
ствами у стенок колонны, воз-
ле переливной и сливной пла-
нок, и площадь, занятая под
опорный каркас. Иногда это
оказывает существенное влия-
ние на работу тарелок; особен-
но сильно оно сказывается в
колоннах малого диаметра.
Поэтому в дальнейших расче-
тах при определении основных
показателей работы тарелок
целесообразно пользоваться
эффективной рабочей пло-
щадью тарелки, т. е. площадью,
занятой непосредственно под
барботажные устройства. Для
ориентировочной оценки эф-
фективной рабочей площади
тарелки в колоннах диаметром
до 3 м можно пользоваться
рис. Ш-11.
Для определения длины пу-
ти жидкости на тарелках лк>
бых конструкций можно поль-
зоваться рис. Ш-12.
Основные параметры нор
мализованных тарелок, необходимые для проведения дальнейших
расчетов колонны, приведены в табл. IX. 1 — IX. 5 (см. Прило-
жения) .
5. ОПРЕДЕЛЕНИЕ СВОБОДНОГО СЕЧЕНИЯ ТАРЕЛКИ
И ПРОВЕРКА ДИАПАЗОНА ЕЕ УСТОЙЧИВОЙ РАБОТЫ
Свободное сечение тарелок и расстояние между ними являются
основными факторами, определяющими диапазон их устойчивой
работы. В отличие от расстояния между тарелками, которое влияет
только на максимально допустимые нагрузки, величина свободного
сечения влияет также и на минимально допустимые нагрузки по
пару, изменяя тем самым диапазон устойчивой работы. Например,
когда для ситчатых тарелок с переливами в определенных усло-
виях разделения свободное сечение равно 5%, а диапазон устойчи-
вой работы 3, то при свободном сечении, равном 15%, несмотря на
некоторое увеличение производительности колонны, диапазон ус-
тойчивой работы может снизиться до 1,5, а в некоторых случаях
максимально допустимые нагрузки могут стать равными минималь-
126
но допустимым, т. е. колонна будет работать эффективно лишь при
одной производительности [195]. Таким образом, при заданном
расстоянии между тарелками свободное сечение и диапазон устой-
чивой работы связаны между собой.
В связи с этим безразлично, что надо определять, а что зада-
вать: свободное сечение тарелок или диапазон их устойчивой ра-
боты. На практике можно поступать следующим образом: диапазон
устойчивой работы определять для тарелок, свободное сечение ко-
торых практически постоянно (колпачковые, с S-образными эле-
ментами, клапанные), а свободное сече-
ние— для тарелок, у которых оно может
изменяться в довольно широких преде-
лах (ситчатые, струйные и струйные с от-
бойниками) .
Определение свободного сечения таре-
лок и проверка диапазона их устойчивой
работы являются особо важными элемен-
тами расчета в следующих случаях:
когда предусматривается возможность
работы колонны с нагрузками, состав-
ляющими менее 50—70% от максимально
допустимых, при замене в действующих
колоннах старых тарелок новыми, более
высокопроизводительными и при измене-
нии паровых и жидкостных нагрузок по
высоте колонны, корпус которой имеет
диаметр, постоянный по высоте. Во всех
этих случаях фактически проверяется
стабильность тарелок (равномерная и
Рис. III-13. К определению
диапазона устойчивой ра-
боты колонны и тарелок:
/ — линия максимально допусти-
мых нагрузок; 2 — линия мини-
мально допустимых нагрузок;
3 — рабочая линия колонны, со-
ответствующая изменению ее
производительности при постоян-
ном флегмовом числе; 4 —рабо-
чая линия колонны, соответ-
ствующая изменению ее произ-
водительности при постоянном
расходе жидкости.
устойчивая работа) при нагрузках, значительно меньших макси-
мально допустимых.
Диапазон устойчивой работы указанных выше тарелок прове-
ряется по графику области устойчивой работы (рис. Ш-13), по-
строенному в координатах c = f(Ly), на котором, кроме линий
максимально и минимально допустимых нагрузок, проведена ра-
бочая линия, соответствующая конкретным условиям работы ко-
лонны. При работе колонны с постоянным флегмовым числом
рабочая линия проходит через начало координат, а при ра-
боте с постоянным расходом по жидкости рабочая лйния рас-
полагается параллельно оси ординат. Отношение ординат точек а
и б, а также а' и б' определяет диапазон устойчивой работы та-
релок и.
Линию минимально допустимых нагрузок для колпачковых та-
релок [199, 201] можно построить, пользуясь графиком, приведен-
ным на рис. Ш-14. На этом графике даМИн обозначает скорость
пара в свободном сечении колонны, соответствующую началу рав-
номерной работы тарелки.
127
Расчетная минимально допустимая скорость пара, при которой
наблюдается устойчивая и эффективная работа колпачковой та-
релки, должна быть несколько увеличена, а именно:
^мин^'мин+8,47- 10-3 (III. 13)
График,-приведенный на рис. III-14, особенно полезен при кон-
струировании тарелок, работающих с повышенными жидкостными
и низкими паровыми нагрузками, так как он позволяет правильно
выбрать h3 и /гр, которые будут способствовать равномерной и
устойчивой работе тарелок.
Рис. Ш-14. Линии минимально допустимых нагрузок по пару для
колпачковых тарелок с круглыми колпачками диаметром 100 мм-
I — «= 10 мм\ II — hr, ~ 25 мм\ III — й =45 мм; IV — h^^Q мм; 1 — /Я + \h\ = 0;
□ 3 3 з \ 1IO1 р /
2 - (йпогр + ДЛ) = 12 ям- 3 - (йпогр + Д/1) = 25 ям-
Некоторые авторы [52, 200] считают, что для обеспечения рав-
номерной и эффективной работы колпачковых тарелок величина
статического погружения прорезей должна быть не менее 12 мм,
так как это предотвратит отдув жидкости от колпачков и возмож-
ность «конусообразования».
Для колпачковых тарелок линию минимально допустимых на-
грузок можно построить также на основе соотношения между гра-
диентом уровня жидкости на тарелке и сопротивлением сухой та-
релки [197, 202]:
ДРсух = 2Д (III. 14)
Считается, что при указанном соотношении ряды колпачков, рас-
положенные со стороны входа жидкости, будут иметь нагрузку по
пару, составляющую 85% от номинальной, а со стороны выхода
жидкости—120% [203], т. е. тарелка будет работать достаточно
равномерно по всему сечению.
Порядок расчета сопротивления сухой тарелки и градиента
уровня жидкости на тарелке описывается в следующем разделе.
Определение минимально допустимых нагрузок по уравнению
(III. 14) требует достаточно трудоемких вычислений, поскольку ве-
128
Личина градиента уровня жидкости на тарелке является сложной
функцией скорости пара.
Р Для тарелок с S-образными элементами линию минимально до-
пустимых нагрузок можно построить по уравнению
^ = СминТ/Рж^ (III. 15)
Г Рп
Причем
f при ^<4,7 смин = 5,75- 10"3(7- ^'-);
при ^->4,7 счин = 1,32 10~2.
Ир
Здесь пр обозначает число паровых патрубков на 'один поток
жидкости.
Равномерная работа клапанных тарелок обычно определяется
*' условием
> р°’5 ~ 5 (Ш. 16)
£ Г СВ
ji Визуальные наблюдения работы клапанных тарелок в абсорбере
^диаметром 2 м показали, что при указанном условии сильный про-
вал жидкости через клапаны прекращается [204]. На основе при-
веденного соотношения коэффициент смин в уравнении (III. 15) для
минимально допустимых нагрузок клапанных тарелок можно вы-
разить следующим образом:
= (III. 17)
V Рж - Рп
Для клапанных балластных тарелок рекомендуется [195] сле-
дующая зависимость:
смии = 0,0915FCB (HL 18)
Свободное сечение клапанных тарелок можно определять по
уравнению
/л \2
FCB = 0,916-^2- (Ш. 19)
\ Ш /
Свободное сечение струйных тарелок, включая тарелки с от-
бойниками [187], можно определить по эмпирическому уравнению
Г — ^макс
св aLv + bn
(III. 20)
Коэффициент Смаке находят по уравнению (III. 1).
Для струйных тарелок а = 47,3, b = 5530; для струйных с от-
бойниками а — 20, Ь = 2430. Проведенные расчеты показали, что
умеренные величины сопротивлений тарелок получаются в том
случае, если диапазон их устойчивой работы определять по
рис. III. 15.
| 5 Зак. 1114
129
Свободное сечение ситчатых тарелок можно определять по урав-
нению [205], полученному при анализе минимально допустимых на-
грузок, соответствующих прекращению провала жидкости через
перфорацию:
(Ш. 21)
Расчетные величины свободного сечения следует подвергнуть
Проверке.
Для струйных тарелок возможность использования расчетного
свободного сечения проверяется с помощью следующего нера-
венства:
/прбэф
СВ 2 (&! + 01) (&2 + О2)
(Ш.22)
здесь bi, bz, a.i, йг— размеры отверстий и расстояние между ними,
л; 8Эф определяется по рис. Ш-11.
Возможность использования расчетного свободного сечения
струйных тарелок с отбойниками проверяется тем, что свободное
сечение просечно-вытяжного листа
может составлять от 10 до 20%.
Возможность использования рас-
четного свободного сечения ситча-
тых тарелок [205] подтверждается в
том случае, если отношение /ш/<4>тв,
определяемое по уравнению (III, 19),
находится в пределах своих опти-
мальных значений (2,5—5,0):
Ли „ _ Т / Гэф
-3—= 0,95]/ (Ш. 23)
“отв г ~ св
Если /ш/^отв < 2,5, следует при-
менять наклонные сливные перего-
Рис. Ш-15. К выбору диапазона
устойчивой работы тарелок:
2 — струйвых и струйных с отбойни-
ками; 2 —ситчатых.
родки, так как при этом увеличи-
вается рабочая площадь тарелки. Если /ш/<А>тв > 5, то необходимо
либо заглушить часть тарелки, либо увеличить длину слива и, сле-
довательно, уменьшить рабочую площадь тарелки. После конструк-
тивной проработки основных узлов определяется действительное
значение 8Эф. Подставляя его в уравнение (III. 23), определяем от-
ношение Imides, определяющее равномерное распределение отвер-
стий по основанию тарелки.
При значительном изменении паровых и жидкостных нагрузок
по высоте колонны следует уменьшать свободное сечение некото-
рых тарелок, перекрывая часть рабочей площади тарелки глухими
130
листами. Новое значение величины свободного сечения FCB опре-
деляется по уравнению
р' ~р
* СВ 1 св Л
t-макс
(III. 24)
здесь смаКс и Сраб — коэффициенты, соответствующие максимально
допустимым и рабочим скоростям пара в колонне.
Свободное сечение тарелки целесообразно уменьшать в направ-
лении от слива жидкости навстречу ее движению.
6. РАСЧЕТ ГИДРАВЛИЧЕСКОГО СОПРОТИВЛЕНИЯ
ТАРЕЛОК
Широко принята следующая схема расчета: сопротивление оро-
шаемой тарелки рассматривается как потеря напора на сухой та-
релке АРсух и в слое жидкости АРЖ:
ДР — ДР СуХ + APjk
(III. 25)
Многие исследователи учитывают также составляющую от сил
поверхностного натяжения жидкости. Однако для описанных в на-
стоящей работе тарелок ею можно пренебречь.
Первую составляющую в уравнении (III. 25) обычно рассматри-
вают как потерю скоростного напора газа (пара) вследствие пре-
одоления ряда местных сопротивлений на сухой, неорошаемой та-
релке:
wl
кРсух — ‘S рп (III. 26)
Коэффициенты сопротивления сухой тарелки £ для различных
тарелок имеют следующие значения:
Колпачковая тарелка..............................., 4,0—5,0
Тарелка с S-образными элементами....................... 4,1
Клапанная тарелка..................................... 3,6
Ситчатая тарелка.................................... 1,1—2,0
Тарелка струйная с отбойниками........................ 1,5
Струйная тарелка с элементами нормальных размеров , , 1,2
Коэффициенты сопротивления колпачковых тарелок можно оп-
ределять как сумму местных сопротивлений при поворотах, вне-
запном расширении, сужении потока и пр. по уравнению [206]
(III. 27)
5*
, 131
где 5— коэффициенты местных гидравлических сопротивлений; оц— скорость
паров в различных сечениях колпачка, л/сек; гг>0 — скорость паров в патрубках,
м/сек.
С некоторым приближением коэффициент сопротивления кол-
пачковых тарелок можно определить также по рис. Ш-16 [202] в
зависимости от отношения площади кольцевого зазора между кол-
пачком и патрубком FK к площади патрубка Гпатр-
Коэффициент сопротивления клапанных тарелок со стандарт-
ными клапанами определяется по отношению высоты подъема кла-
Рис. Ш-16. К определению коэффи-
циента сопротивления колпачковых
тарелок с круглыми колпачками.
пана к диаметру отверстия [207,
208]:
при
Л I h \~1>175 '
-у——<0,23 £ = 0,541 ММ
“отв \ “отв /
при
-Д->0,23 5 = 3,12
С1отв
Коэффициент сопротивления
тарелок при полностью открытых
клапанах
5 = 0,541 (8 :40)-1’175 = 3,63
Коэффициент сопротивления ситчатых тарелок [209] можно оп-
ределить по уравнению
(Ш. 28)
Коэффициент k в уравнении (III. 28) определяется по рис. Ш-17.
Вторая составляющая уравнения (III. 25) для колпачковых та-
релок определяется [6, 12] по общей высоте слоя невспененной
жидкости:
' ‘ = ^погр ^откр 'l' ~2~) Рж (III. 29)
По данным ряда авторов [59, 200, 210], \РЖ не всегда равно
высоте слоя светлой жидкости и поэтому в расчет вводят поправку,
так называемый фактор аэрации [200]. Если не вводить подобной
поправки, как это делается в настоящей работе, то в результате
расчета получим несколько завышенное значение сопротивления.
Высота погружения прорезей /гпогр определяется как разность
отметок верхней кромки сливной перегородки и верхнего обреза
прорезей (рис. Ш-18). Высота открытия прямоугольных прорезей
132 *
Аоткр определяется по уравнению [52]
Лоткр
^пр т /
= 756 —~1/
b ’
Рп
Рж ~ Рп
(Ш. 30)
Рис. Ш-17. К определению ко-
эффициента сопротивления сит-
чатых тарелок:
1 - Re=4000 — 20 000; 2-Re-3000; 3-
Re-2000.
Для треугольных и трапециевидных прорезей рекомендуется сна-
чала найти нагрузку при полностью открытых прорезях, а затем
определить . высоту действительного открывания, пользуясь
рис. Ш-19 [52, 211]. Высоту открывания прорезей можно опреде-
лить также и по другим уравнениям [58, 212]. Для приближенных
расчетов величины сопротивления при максимально допустимых
нагрузках можно принимать /готкр = 2/з hnp. Уравнения, определяю-
щие высоту открывания прорезей, иногда применяются также для
юценки устойчивой работы тарелок.
• Подпор жидкости над сливной
планкой Д/г (в мм) определяется по
[уравнению
Д/г = (Ш.31)
где ki — коэффициент, зависящий от формы
сливной планки; k2 — коэффициент, учиты-
вающий сжатие потока стенками корпуса ко-
лонны.
При прямой сливной планке
k} = 2,8—3,2 [51], при зубчатой слив-
ной планке с треугольными вырезами
(угол при вершине равен 90°) и высо-
той выреза, не превышающей подпора
жидкости над водосливом, fei = 6,13
[51]. Коэффициент k2 определяется по
рис. Ш-20. Для большинства колонн,
за исключением абсорберов и десорбе-
ров сравнительно небольшого диаметра, k2 = 1,01 —1,02 [202].
Градиент уровня жидкости на колпачковой тарелке можно оп-
ределить при помощи графика на рис. Ш-21, а и уравнения [100,
213]
д1.5 , Р .
° (Г,5лр- 1,4)
йп + Дй+Л3(-^--1)| д°-5
\ *с / J
6,66- 103BL.X'5
(Ш-32)
где В — средняя ширина потока жидкости на тарелке, м; С — коэффициент,
определяемый по рис. Ш-21, б.
* Уравнение (III. 32) может быть решено методом последователь-
ных приближений или графически.
Для определения градиента уровня жидкости на колпачковой
тарелке можно воспользоваться также номограммой (см. При-
ложения рис. IX-7), построенной на основе уравнения (III. 32)
[214].
Для тарелок с S-образными элементами составляющая ДР»
[из уравнения (III, 25) определяется [187, 215] по высоте слоя
133
вспененной жидкости и дополнительному сопротивлению, вызван-
ному трением газа (пара) о струи и капли жидкости:
д?ж=копр + ал+°-02 )2,4 ] р; (in. зз)
Для тарелок со стандартными S-образными элементами глу-
бина погружения прорезей йПОгр = 27 мм.
Рис. III-18. Схема работы колпачковых
тарелок с круглыми колпачками и таре-
лок с S-образными элементами (условно
жидкость на тарелках и в переливе изо-
бражена как светлая, невспененная).
Рис. Ш-19. К расчету высоты
открывания прорези:
1 — треугольной; 2 — трапециевидной;
3 — прямоугольной,
Для клапанных тарелок АР® определяется высотой слоя свет-
лой жидкости на тарелке. Сопротивление жидкости можно оценить
приближенно по уравнению
АТ’ж (Лп + АЛ) рж
(III. 34)
Для ситчатых тарелок ДРЖ определяется высотой сливной план-
ки hn и подпором жидкости над водосливом Ай:
АРЖ = Ф (Лп + АЛ) рж
(III. 35)
Коэффициент аэрации <р зависит от расхода пара и жидкости
й общей высоты слоя невспененной жидкости на тарелке. По не-
которым данным [216], ф изменяется от 1,2 до 0,4, по другим [217] —
остается постоянным и равным 0,85. Поскольку в большинстве слу-
чаев ф < 1, то для технических расчетов можно принять, что <р = 1
либо 0,85,
134
Для струйных тарелок [218] величина ДРЖ зависит главным
образом от расходов пара и жидкости и определяется по уравнению
ЛРЖ = 2,7 • 10~3 ДРйух (4)2 РпРж (IIL 36>
Для струйных тарелок с отбойниками [219] можно использовать
следующее уравнение:
ЛРЖ=1,87ДР -^Рж (Ш-37)
^iPn
Величина составляющей АРт
дает возможность оценить высоту
вспененного слоя жидкости Ни на
колпачковых тарелках, тарелках
с S-образными элементами, кла-
панных и ситчатых тарелках по
уравнению
= (1П38)
Рж
Рис. Ш-20. К расчету высоты подпора
жидкости над сливом.
Для мало- и среднепенящихся жидкостей коэффициент вспени-
вания k = 4 — 5.
Рис. Ш-21. К определению градиента уровня жидкости на
колпачковой тарелке.
Для указанных тарелок рекомендуется [152] определять Нп по
Уравнению (II. 251).
7. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ВЕЛИЧИНЫ МЕЖТАРЕЛЬЧАТОГО
УНОСА ЖИДКОСТИ
Для определения величины межтарельчатого уноса жидкости в
настоящее время используют различные эмпирические корреляции,
полученные при обработке опытных данных по испытанию тарелок
главным образом на холодных стендах.
135
Ниже Приводится несколько принципиально различных методов
расчета, применение которых позволит более надежно определять
величину межтарельчатого уноса жидкости.
Для различных тарелок величину уноса жидкости можно опре-
делять [6, 215, 220] по обобщенному уравнению
Л(0,052/гб- 1,72) 7 w W
Л^ф2 \ еэф/и /
ГДе
- / а \0,295 / о.„ _ Ог| \0,425
m = 5,63 • 10-51| Рп
\ рп/ \ Мп /
(Ш.39)
(III. 40)
При Ж 400 Л.И Д = 9,48-107 и (3 = 4,36; •
при Я^400 мм Д = 0,159 и р = 0,95.
Для колпачковых тарелок величина ftg определяется с учетом
открывания прорезей, 52 мм. Расчетное значение коэффициен-
та ф можно принимать по следующим данным:
Колпачковые тарелки.............................0,4*—0,6**
Тарелки с S-образными элементами................0,3*—0,6**
Клапанные тарелки...............................0,6* —0,8**
Ситчатые тарелки................................0,8* —0,9**
• Пр^скоростях пара w - 0.5t»MaKC
* * При максимально допустимых скоростях.
Величина уноса жидкости со струйных тарелок, включая та-
релки с отбойниками, в пределах допустимых нагрузок обычно не
Превышает 0,1 кг/кг. Поскольку струйные тарелки с отбойниками
рекомендуется применять в вакуумных колоннах, приведем неко-
торые зависимости для оценки величины уноса жидкости с этих
тарелок [219].
При Н = 450 мм можно пользоваться следующими уравнениями:
для тарелок, изготовленных из просечно-вытяжного листа со
Свободным сечением 20% У основания и 30% у отбойников
при Др--С 10 л/•’/(.«• ч) А = 2,7 -10~5,
при Lv > 10 м3/(м • ч) Д == 5,5 • 10"5,
коэффициент т определяется по уравнению (Ш.40);
для тарелок, изготовленных из просечно-вытяжного листа со
свободным сечением 30% у основания и 50% у отбойников
е=1’5-10~4(т^Г10г9 (1П-42)
Большое распространение получил также метод обработки опыт-
ных данных и расчета величины уноса жидкости в зависимости
от комплекса wjH,- [139, 221—226]. Используя методику перехода
136
от системы вода — воздух к реальной газо-жидкостной системе [6,
220], расчетные графики можно - привести к. следующему виду
(рис. Ш-22). Различное положение кривых на этом графике лиш-
ний раз подтверждает отсутствие надежных методов расчета ве-
личины уноса жидкости. Рекомендуется пользоваться только кри-
выми 1 и 2, так как они обеспечивают некоторый запас по числу
тарелок.
Определенный практический интерес, в частности для вакуум-
ных колонн, представляет метод расчета величины уноса жидко-
сти в зависимости от комплекса
(LfG) (рп/рж)0,5 и относительной па-
ровой нагрузки при помощи графи-
ков на рис. Ш-8, б, в для колпачко-
вых и ситчатых тарелок [189, 194] и
на рис. Ш-8, г для струйных тарелок
[227]. Расчет по этим графикам про-
изводится следующим образом. Для
определенного значения комплекса
(L/G) (рп/рж)0,5 и принятого расстоя-
ния между тарелками Н по рис.
Ш-8, а определяется величина
Рис. Ш-22. К определению величины уноса
жидкости с тарелок:
/-колпачковых -[221]; 2-ситчатых [222]; 3-ситчатых
с отогнутыми вверх краями отверстий [367]; 4 - из
S-образных элементов [223]; 5-решетчатых про-
вального типа [224); 6 — струйных [225]; 7 —клапан-
ных балластных [226].
0,4
£mtiz
2сПред/(1 + е). Далее вычисляется аналогичная величина для рабо-
чей нагрузки 2сРаб/(1 + е) и определяется отношение ф = Сраб/Спред-
По полученному значению ф и рис. Ш-8, а — г находят величину
комплекса еЦе + h/G) и далее — искомую величину е. Условная
предельная нагрузка для струйных тарелок на рис. Ш-8, г опреде-
ляется такой скоростью пара, при которой общий перепад давле-
ния на тарелке в мм столба жидкости численно равен расстоянию
между тарелками [227].
Оптимальная величина уноса жидкости еопт, соответствующая
минимальным затратам на разделение, по данным различных ав-
торов [228—230], может быть найдена из уравнения"
«опт = °-2 (4) ~ C w + тЕм (4) (ПЕ 43)
Для реальных условий разделения (mG/L<.l и Г) вели-
чина еопт может изменяться в пределах от 0,05 до 0,3 кг/кг, т. е.,
с точки зрения оптимальной конструкции, в отдельных сечениях
колонны допустимо иметь высокие величины межтарельчатого уно-
са жидкости,
137
Для практических расчетов достаточно определять величину
уноса жидкости с точностью до ±(10—20) %. Столь невысокая
точность расчета оправдывается тем, что при изменении величины
уноса жидкости в указанных пределах эффективность тарелок бу-
дет изменяться соответственно не более чем на 1—2%.
В результате расчетов ректификационных колонн с колпачко-
выми тарелками при скоростях пара, определенных по уравнению
Саудерса и Брауна [183], и при расстоянии между тарелками Н =
= 0,45 — 0,6 м было найдено [6, 202, 206], что величина уноса
жидкости в колоннах, работающих под давлением, равна 0,01 —
0,015 кг/кг пара, в атмосферных колоннах 0,03—0,06 кг/кг и в
вакуумных колоннах 0,26—0,54 кг/кг. В связи с этим межтарель-
чатый унос жидкости при // = 0,45 — 0,6 м надо определять лишь
в колоннах, работающих при атмосферном давлении и под вакуу-
мом.
8. РАСЧЕТ ПЕРЕЛИВНОГО УСТРОЙСТВА
В результате расчета переливного устройства определяются раз-
меры наиболее узкого сечения перелива и проверяются высота
слоя жидкости в сливном устройстве, вылет ниспадающей струи
жидкости и время пребывания жидкости в переливе (см. рис. Ш-18).
Принимаемая высота слоя светлой невспененной жидкости в
сливном устройстве определяется по уравнению
АР
й = йп + Ай + А 4 -г—I- АРЖ. п (ИГ. 44)
Рж
В данном уравнении /гп обозначает высоту сливной или затвор-
ной планки. Для расчетов следует принимать большую величи-
ну /гп- Для колпачковых тарелок с круглыми колпачками Д опре-
деляется по уравнению (III. 32) или по рис. IX-7 Приложений. Для
тарелок с S-образными элементами величину Д можно уменьшить
в 1,5 раза; для клапанных и ситчатых тарелок — в 2 раза по-срав-
нению со значением, вычисленным для колпачковых тарелок.
Градиент уровня жидкости на ситчатых тарелках можно опре-
делить по уравнению [198]
где йб выражено в ..и.
(уВ + й6)
(Вйб)3 рж
(Ш. 45)
Для струйных тарелок, включая тарелки, с отбойниками, ве-
личину Д можно не учитывать. Сопротивление движению жидкости
в переливе определяется по уравнению
ДР-п = ^(те-)2 (Ш-4б>
Для тарелок без затворной планки k = 190, с затворной план-
кой 250 [52, 231]. Наиболее узкое сечение перелива а должно быть
13§
не менее 40 мм. По данным других авторов [196], размер а должен
быть меньше 40 мм, чтобы обеспечить равномерное распределение
жидкости по длине переливной планки. При этом сопротивление
перетоку все же не должно быть больше 25 мм столба жидкости
[202, 232].
Как правило, жидкость в переливном устройстве содержит пу-
зырьки пара. Степень насыщения ее паром настолько велика, что
необходимо учитывать вспениваемость жидкости, которая зависит,
во-первых, от интенсивности пенообразования самой жидкости и,
во-вторых, от ее расхода, так как падающая струя жидкости увле-
кает с собой пузырьки пара. С учетом вспениваемости уровень
жидкости в сливном устройстве
К
Рп
(III. 47)
Ниже приведены величины средней относительной плотности
вспененной жидкости в переливном устройстве:
Интенсивность пенообразования . .
Слабая...........................
Средняя .........................
Большая..........................
Расход ЖИДКОСТИ, Л43/(Л4-Ч)
65 65-100 100
0,65 0,6 0,5
0,55 0,5 0,4
0,4 — —
Интенсивность пенообразования жидкости в переливном устрой-
стве для различных условий разделения примерно следующая [200]:
в колоннах стабилизации и разделения углеводородных газов (кро-
ме легких углеводородов типа метана, этана)—малая; в атмо-
сферных колоннах перегонки нефти, абсорберах и десорберах —
средняя; в вакуумных колоннах перегонки мазута и в колоннах
очистки и осушки газов растворами гликолей и аминов — большая.
Величину, вылета ниспадающей струи у определяют по урав-
нению [233]
у = ^4,5 -^- - 0,Зб) j/'А(Я + йп + 1,7 \h-h') (III. 48)
или по уравнению [202]
у = 0,8 VMi(H + h„~h') (III. 49)
В уравнениях (III. 48) и (III. 49) все линейные размеры выра-
жены в м, Lv — в м3/ (м - сек).
Для колонн с колпачковыми и ситчатыми тарелками, работаю-
щих с большими нагрузками по жидкости, а также под давлением,
рекомендуют определять условное время пребывания жидкости в
переливе [198]
Vпер ‘ 3600
(III. 50)
139
и сравнивать его с допустимым значением
тДоп = 8- 6^- ( (III. 51)
где Н выражено в м.
Для средне- и сильнопенящихся жидкостей допустимое время
должно быть увеличено соответственно в 1,5 и 2 раза.
Для колонн с клапанными балластными тарелками допустимое
время пребывания жидкости в переливе можно определить на ос-
нове рекомендуемой в работе [188] допустимой скорости жидкости
в переливе:
= (III. 52)
12 г Рж Рп
Коэффициент fi, характеризующий вспениваемость жидкости,
определяется на основе данных, приведенных выше (см. стр. 120).
Для нормальной работы колонны без захлебывания необходимо,
чтобы выполнялись условия
H'<H + ha (III, 53)
y<S (III. 54)
Тдоп<т (III. 55)
Если не выполняется первое условие, то обычно увеличивают
расстояние между тарелками, если второе и третье, то увеличи-
вают ширину сливного кармана, что, однако, не всегда возможно,
так как может привести к уменьшению рабочей площади тарелки.
В последнем случае улучшают условия дегазации жидкости в пе-
реливе: например, создают направленный поток жидкости около
слива, обеспечивающий разрыв ниспадающей струи жидкости; при-
меняют ступенчатую сливную планку и пр. Однако в большинстве
случаев, если не выполняются второе и третье условия, уменьшают
производительность или при заданной производительности увели-
чивают диаметр колонны до ближайшего большего значения по
нормальному ряду диаметров и снова проверяют выполнение ука-
занных выше условий.
При расчете переливногц устройства следует учитывать межта-
рельчатый унос жидкости, если его величина превысит 20% от
общего расхода жидкости (e>0,2L/G). В этом случае расчетная
величина расхода жидкости
Ly расч = ^Г U ) (.111.56)
Рекомендуемая методика проверки условий нормальной работы
тарелки без захлебывания в основном справедлива лишь для кол-
пачковых, клапанных и ситчатых тарелок, а при больших расходах
жидкости — и для тарелок с S-образными элементами. Захлебыва-
ние струйных тарелок, включая тарелки с отбойниками, начи-
нается раньше, чем уровень жидкости в переливе достигнет выше-
140
лежащей тарелки, так как захлебывание этих тарелок вызывается
накоплением жидкости на тарелке за счет образования уплотнен-
ного паро-жидкостного потока над переливом.
9. РАСЧЕТ ДРЕНАЖНЫХ ОТВЕРСТИЙ ТАРЕЛОК
На колпачковых тарелках и тарелках с S-образными элемен-
тами предусматривают дренажные отверстия для стока жидкости
на случай подготовки колонны к проведению ремонтных работ.
Число отверстий и их размеры принимаются в зависимости от вре-
мени полного опорожнения всей колонны от жидкости.
Время стока жидкости из колонны рассчитывается при помощи
следующего уравнения [202]:
Те = 4,67 —D У- п (Ш. 57)
/отв
В уравнении (III. 56) площадь дренажных отверстий /отв
выражена в мм2/м2 площади тарелки.
Рекомендуется [202] принимать /Отв = 280 мм2{м2, например че-
тыре отверстия диаметром 10 мм на 1 м2 площади тарелки. Столь
большая площадь дренажных отверстий оправдывается лишь в тех
случаях, когда для колонны с большим числом тарелок желатель-
но получить сравнительно небольшое время стока жидкости из ко-
лонны. Например, при ND = 50 и 100 мм тс = 8,3 ч. При сравни-
тельно небольших расходах жидкости целесообразнее принять
большее время стока жидкости, например 20—30 ч, и для задан-
ных конкретных условий определить необходимую площадь отвер-
стий.
Глава IV
ГИДРАВЛИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ КОЛОНН
С ПРОВАЛЬНЫМИ РЕШЕТЧАТЫМИ ТАРЕЛКАМИ
1. ОПИСАНИЕ РАБОТЫ ПРОВАЛЬНЫХ ТАРЕЛОК
Решетчатая тарелка представляет собой плоский лист, пере-
крывающий все сечение колонны, с выштампованными в нем прямо-
угольными щелями. Поскольку тарелка не имеет специальных пе-
реливных устройств, то жидкость стекает с нее через те же щели,
через которые проходит пар. При нормальной работе тарелок ме-
ста стока жидкости и барботажа пара располагаются равномерно
по' сечению колонны.
На рис. IV-1 показан типичный график области устойчивой ра-
боты тарелок провального типа. Область устойчивой работы та-
релки соответствует нагрузкам по пару и жидкости, при которых
фазовый контакт наиболее интенсивный, а эффективность разде-
ления высока. Эта область ограничивается в основном линиями
верхних / и нижних 2 предельных нагрузок по пару (газу).
Верхняя предельная нагрузка по пару для колонны с решет-
чатыми тарелками провального типа определяется расходом одной
из фаз, при котором происходит захлебывание. Внешне захлебы-
вание проявляется довольно четко: сопротивление тарелок резко
возрастает, давление в колонне начинает сильно колебаться-. Ниж-
няя предельная нагрузка по пару соответствует сформировавшее
муся вспененному слою жидкости на тарелках и определяется на-
чалом устойчивой и эффективной работы тарелок и всего аппара-
та в целом. При очень малых нагрузках по жидкости наблюдается
прорыв струй пара через слой жидкости, а при очень больших на-
грузках— независимое движение жидкости и пара через различ-
ные участки тарелки. Как при слишком малых, так и при слишком
больших нагрузках по жидкости работа тарелки малоэффективна,
в связи с чем область устойчивой работы ограничивается линиями
максимально 2 и минимально 3 допустимых нагрузок по жидкости.
Рассмотрим некоторые особенности работы решетчатых таре-
лок при различных нагрузках по пару и жидкости.
При малых нагрузках по пару (область ///) жидкость накапли-
вается на тарелке, однако в основном жидкость и пар движутся
через различные сечения тарелки, слабо взаимодействуя друг с
другом.
142
лучаев составляет 20—50 мм,
линии 1, равна 150—300 мм
В области устойчивой работы / выше линии 2 наблюдается рав-
номерный и устойчивый барботаж и слив жидкости. Ближе к ли-
нии 1 начинается перемешивание жидкости на тарелке в горизон-
тальной плоскости и слив ее становится пульсирующим. Работу
тарелки при таких нагрузках можно охарактеризовать как нерав-
номерную, но устойчивую.
Высота вспененного слоя жидкости при нагрузках, соответ-
ствующих линий 2, в большинстве <
а при нагрузках, соответствующих
(большие цифры соответствуют
большим расходам жидкости).
На тарелках провального типа
структуры потоков пара и жидкости
могут не соответствовать полному
перемешиванию при любых нагруз-
ках. Даже при сравнительно неболь-
шой высоте вспененного слоя струк-
тура потока жидкости может соот-
ветствовать структуре потока при
двух секциях полного перемешива-
ния, в то время как степень переме-
шивания пара может быть неболь-
шой.
При работе тарелок провального
типа, особенно если диаметр колон-
ны велик, возникает поперечная не-
равномерность, увеличивающаяся
при уменьшении скорости пара и
приводящая к резкому снижению
общей эффективности контактного
устройства.
Если нагрузки не выходят за пределы области устойчивой ра-.
боты тарелки, кривая зависимости эффективности разделения от
скорости пара при постоянном расходе жидкости имеет один мак-
симум и один минимум, отвечающие различным гидродинамиче-
ским режимам движения жидкости и пара. Это относится к си-
стемам, в которых основное сопротивление массопередаче сосредо-
точено в жидкой фазе. Максимум отмечается при нагрузках, соот-
ветствующих линии 2, минимум — промежутку между линиями /
и 2. В многотарельчатом аппарате с тарелками, имеющими одина-
ковые конструктивные размеры, общая эффективность разделения,
очевидно, будет в меньшей степени зависеть от колебаний внешних
нагрузок, так как минимумы и максимумы разделения на разных
тарелках не будут соответствовать одной и той же нагрузке и кри-
вая эффективности разделения для всего аппарата в целом будет
иметь сглаженный характер даже при незначительном изменении
внутренних материальных потоков и физических свойств системы
по высоте колонны.
Рис. IV-1. График области устой-
чивой работы тарелок проваль-
ного типа:
/ — устойчивая работа; If — захлебыва-
ние; III — начало нормальной работы
тарелки; IV — прорыв струй газа; мало-
эффективная работа; V — плохое распре-
деление пара и жидкости по сечению
тарелки, малоэффективная работа;
1, 2 — линии максимально и минимально
допустимых нагрузок по пару; 3, 4 — ли-
нии минимально и максимально допу-
стимых нагрузок по жидкости.
143
При разделении смесей, в которых основное сопротивление мас-
сопередачи сосредоточено в паровой фазе, с увеличением скорости
пара эффективность тарелок непрерывно возрастает во всем диа-
пазоне устойчивой работы.
2. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ДИАМЕТРА КОЛОННЫ
От диаметра колонны и основных размеров тарелок зависит эф-
фективная и устойчивая работа колонны (в особенности это отно-
сится к тарелкам провального типа).
В настоящее время мы еще не располагаем широко проверен-
ными на практике методами расчета диаметра колонны с решетча-
тыми тарелками, поэтому данные, полученные при расчете по из-
ложенным ниже методам, требуют не только взаимного сопостав-
ления, но и опытной проверки. Это значит, что принятая произво-
дительность колонны должна уточняться непосредственно на уста-
новке.
При расчете колонн с решетчатыми тарелками на заданную
производительность определяемыми параметрами являются диа-
метр колонны и расстояния между тарелками. В начале расчета
обычно принимают свободное сечение тарелки и ширину щели. Со-
ображения, касающиеся выбора основных конструктивных разме-
ров тарелок, изложены далее.
Расчетное уравнение для скоростей пара (газа), соответствую-
щих различным гидродинамическим режимам, имеет следующий
вид [234, 235]:
2,6р1Лс7У'25р^5'!(ТГ,;!У'1'5 .
с а ‘ ж /tv 1 \
W ЛЫ25~сГ.681,0,08,10,07 (1V• 1'
у "п Нж М-п
Здесь иж выражено в кгс • сек/м2, а — в кгс/м.
Значение комплекса Y для тарелок с любой шириной щелей,
кроме 3 мм, определяется по рис. IV-2 в зависимости от соотноше-
ния нагрузок по жидкости и пару и соответствует определенным ре-
жимам.
Для скоростей захлебывания L/G = 0,4—20 комплекс Узахл мо-
жно определить также по уравнению
/ г ,-0,78
Узахл = m (-Q- + 0,05j (IV. 2)
Для тарелок со щелями шириной 3 мм величина т = 9,4 • 10~3, для
остальных тарелок т = 6,5-10~3.
Уравнения (IV. 1) и (IV. 2) проверены и рекомендуются для
следующего диапазона влияющих параметров:
FCB.......................... 0,1 —0,3 м2/м2
Ь............................ 0,002-0,012 м
D............................ 0,1-1,8 м
рп .......................... 0,3 — 60 кг)м3
144
рж............................. 300—1000 kz[mz
и.......................... (5 — 73) 10~* кгс/м
рж...........................(0,1—4)10 4 кгс • сек/м2
рп ..........................(1 —10)10~ кгс • сек/м2
Если для расчета приходится пользоваться значениями отдель-
ных параметров, выходящих за указанные пределы, следует счи-
Рис. IV-2. Обобщенный график области устойчив эй работы решетчатых тарелок
провального типа:
а — режим подвисания; Ъ— режим аэрации; с — режим пульсации; d —режим волнообразова-
ния; е — режим захлебывания;
таться с возможностью отклонения расчетных значений от факти-
ческих.
145
Для расчета диаметра колонны удобно преобразовать уравне-
ние (IV. 2), выразив диаметр колонны через расход пара:
0 = 1/ — (IV. 3).
го
После преобразований уравнение (IV. 1) будет иметь следую-
щий вид:
2 з JуО, 1112^0,89рО,472^0,267уО,445
W = /0,1112^0,695 0,0712 0,0623 (1У- 4)
0 Рп Иж Рп
Величина комплекса У также определяется по рис. IV-2 в за-
висимости от отношения 0/0. Высокая точность показателей сте-
пени в данном уравнении принята для того, чтобы при одних и тех
же начальных условиях можно было получать одинаковые значе-
ния скоростей пара по уравнениям (IV. 1) и (IV. 4). При этом сле-
дует придерживаться такой последовательности: задаться основ-
ными, размерами тарелки, выбрать режим работы колонны, а затем
определить соответствующее значение комплекса У.
Оптимальный режим работы колонны, соответствующий макси-
мальному съему продукции с единицы объема аппарата, отвечает
нагрузкам по газу, располагающимся на графике вблизи точки за-
хлебывания, поэтому выбирать его следует, исходя из соотношения
рабочей скорости газа и скорости захлебывания (k = щраб/^захл)
Рекомендуется принимать k = 0,85—0,95. Величина комплекса У
для принятого оптимального режима определяется по уравнению
1, = 1,захл£2. (IV. 5)
Расчетную скорость пара в свободном сечении колонны', отве-
чающую уравнениям (IV. 1) и (IV. 4), можно определить также по
номограммам, см. Приложения рис. IX-8 и IX-9.
Если диаметр колонны, вычисленный по расчетной скорости пара
и уравнению (IV. 4), будет отличаться от нормализованного, сле-
дует изменить принятое вначале значение свободного
релок, с тем чтобы обеспечить фактическую их работу
гидродинамическом режиме: '
сечения та-
в заданном
(IV. 6)
за — скорость
где = свободное сечение тарелок, принятое в начале расчета;
газа, вычисленная по уравнению (IV. 4) и принятому в начале свободному сече-
нию тарелок; гиРаб—фактическая скорость газа, вычисленная по уравнении)
(IV. 3) для принятого по нормали диаметра колонны.
Таким образом, диаметр колонны рассчитывается фактически
по графику области устойчивой работы, построенному в обобщен-
ных координатах (см. рис. IV-I и IV-2).
В первом приближении можно ориентироваться на следующие
значения допустимых нагрузок по жидкости: минимальное —
10 м3/(м2-ч), максимальное — 70 м3/(м2-ч). Следовательно, поло-
146
жение линий максимально и минимально допустимых нагрузок по
жидкости на графике области устойчивой работы в обобщенных
координатах будет меняться в зависимости от диаметра колонны:
чем больше диаметр колонны, тем с большими соотношениями L/G
- можно работать.
В настоящее время широко распространен метод расчета ре-
шетчатых тарелок, по которому скорость паров или диаметр ко-
лонны определяется по зависимостям сопротивления тарелок от
различных параметров [236—239]. Сущность подобного расчета со-
стоит в том, что для определения оптимальной скорости газа в ще-
лях задаются некоторым сопротивлением тарелки [236, 237] или
сопротивлением газо-жидкостной смеси [238, 239]. Такой подход к
расчету не лишен основания, так как на линиях предельных на-
грузок величина перепада давления изменяется в сравнительно не-
больших пределах. Если задаться величиной статического давления
барботажного слоя жидкости на тарелке (АЛк = 25—35 мм вод. ст.),
то скорость пара в свободном сечении колонны можно определить
по уравнению [238]
= тсв ]/[лрж - -Д- • (IV. 7)
где b выражено в мм.
Долю сечения тарелки, занятую стекающей жидкостью, находят
по уравнению
Коэффициент истечения жидкости pi = 0,62. Коэффициент со-
противления сухой тарелки § для тарелок со щелями шириной 3—
4 мм, толщиной 3—4 мм, при FCB = 18—20% равен 1,5 [237]. Коэф-
фициент сопротивления сухой тарелки можно рассчитать по урав-
нению
/ b \о.2
£ = 1,75(1 -КДЦу) (IV. 9)
Коэффициент Р, характеризующий различную вспениваемость
жидкости на тарелке, для малопенящихся жидкостей можно опре-
делять по следующему уравнению [239]:
/ Оп \0,118
0=1,11 (IV. 10)
\ Рж /
Рассмотрим теперь соображения, касающиеся выбора основных
размеров тарелок.
В отношении свободного сечения тарелок можно сказать сле-
дующее. Увеличение его во всех случаях приводит к увеличению
производительности колонны. Для систем, в которых основное
сопротивление массопередаче сосредоточено в паровой фазе,
147
Повышение свободного сечения тарелок приводит к заметному
уменьшению эффективности разделения [240]. В связи с этим выбор
свободного сечения тарелок для этих систем должен производиться
на основе анализа технико-экономических показателей на соору-
жение и эксплуатацию колонны. В промышленности наиболее ча-
сто применяют тарелки с относительно небольшим свободным се-
чением (18—20%). Для систем, в которых основное сопротивление
массопередаче сосредоточено в жидкой фазе, эффективность раз-
деления практически не зависит от свободного сечения тарелок при
одинаковых гидродинамических режимах. Для таких систем целе-
сообразно применять максимально возможное свободное сечение
тарелок.
Если колонна должна работать при изменяющихся нагрузках
по жидкости, следует применять тарелки с небольшим свободным
сечением (15—18%), так как они обеспечивают максимальное из-
менение производительности колонны при колебаниях расхода жид-
кости.
При выборе ширины щели следует руководствоваться следую-
щими соображениями. Максимальная производительность колонны
по газу достигается при ширине щели 3 мм. При увеличении ши-
рины щели производительность колонны несколько уменьшается.
С другой стороны, при неизменном свободном сечении тарелки уве-
личение ширины щели до 12 мм практически не сказывается на
эффективности тарелки [240, 241]. Следовательно, исходя из произ-
водительности колонны, желательно иметь щель шириной 3 мм.
Однако с точки зрения технологии изготовления тарелок и возмож-
ного влияния ширины щели на работу тарелки (что обусловлено
неточностью ее изготовления и коррозией металла) предпочтитель-
на щель большего размера. Тарелки со щелью шириной 3 мм сле-
дует применять лишь тогда, когда в процессе их изготовления и
эксплуатации может быть выдержана ширина щели с допуском
±0,5 мм.
3. РАСЧЕТ ГИДРАВЛИЧЕСКОГО СОПРОТИВЛЕНИЯ
ТАРЕЛОК И ОПРЕДЕЛЕНИЕ РАССТОЯНИЯ МЕЖДУ НИМИ
' Сопротивление тарелок является менее ответственным парамет-
ром, характеризующим их работу, чем скорость пара, однако по
нему определяют расстояние между тарелками, поэтому остано-
вимся на расчете сопротивления несколько подробнее.
Расчетное уравнение для определения сопротивления тарелок
в пределах области устойчивой работы вплоть до захлебывания
имеет следующий вид [234, 242]:
р2 р0,52 1,09 0,8
1 СВ “ж v
Обозначения величин и их размерности в данном уравнении та-
кие же, как и в уравнении (IV. 1). Величина комплекса Z опреде-
(IV. 11)
148
ляется по рис. IV-2 в зависимости от соответствующих значений У
и L/G. Влияние отдельных параметров уравнения (IV. И), кроме
вязкости жидкости и пара, проверено в том же диапазоне, что и для
уравнения (IV. 1). Вязкость жидкости изменялась в пределах цж =
= (0,8—2) 105 кгс-сек/м2, а вязкость пара p(I = (1— 2) 10~6 кгсХ
Хсек м2. В связи с этим при расчете сопротивления при значениях
вязкости пара и жидкости, выходящих за указанные пределы, сле-
дует пользоваться рекомендуемыми крайними значениями.
Если известны условия работы колонны в точке захлебывания,
то сопротивление тарелки при рабочей скорости пара можно опре-
делить по уравнению [243]
захл
Z
2захл
(IV. 12)
где
/ [_ \0,25
дрзахл=31(^-) (IV. 13)
Величину комплекса 2заХл можно определить по линии е
(рис. IV-2) или по уравнению
/ ь\п
2захл = A (-g-j (IV. 14)
при Цв = 0,12—35 А = 107, п = 0,862; *
при LIG = 3,5—32 А = 6,9 • 10е, п = 1,26.
Величину гидравлического сопротивления тарелок можно опре-
делять также по номограмме см. Приложения рис. IX-10.
Из большого количества уравнений для расчета сопротивления
решетчатых тарелок, приведенных в литературе [236, 238, 244—251],
отметим лишь одно, получившее наибольшее распространение в
практике расчета [238]:
ДР =--- .. ------ [j_T(1_p)]+—?£--- (IV. 15)
2g^B(l-p)(l-T)3 &(!-₽)
Величины гД и р определяются соответственно по уравнениям
(IV. 8) —(IV. 10).
Высоту вспененного слоя жидкости на тарелке определяют по
величине сопротивления тарелки:
ffa = - g 2 '' (1 V‘ 16)
РпРж 2gFCB(l т) рпрж
Значения относительной плотности вспененной жидкости лежат
в пределах р'=0,2 —0,4; при нагрузках, соответствующих точке
захлебывания, — по уравнению [252]
, I L \о,н
Р>0,24^) (IV. 17)
Расстояния между тарелками должны соответствовать работе
колонны при нагрузках, приводящих к захлебыванию. Тогда будет
149
обеспечена нормальная эксплуатация колонны в пределах области
устойчивой работы.
Расстояние между тарелками должно быть больше суммы высот
вспененного слоя жидкости на тарелке и сепарационного про-
странства:
#>ЯП + ЯС (IV. 18)
Высоту сепарационного пространства определяют, исходя из ве-
личины межтарельчатого уноса жидкости [6, 224], которая должна
быть не более 5% (наиболее вероятное значение расчетной вели-
чины оптимального уноса жидкости). С учетом физических свойств
паро-жидкостной системы [6] расчетное уравнение высоты сепара-
ционного пространства будет иметь следующий вид:
I Иг, \0,43 / о,, \0,285
Яс= 1,24 • 1Овау -Н2-] -——| (IV. 19)
\ & / \ Рж — рп /
Высоту сепарационного пространства не следует принимать
меньшей, чем 100 мм. Для ориентировочных расчетов можно при-
нять, что Нс = 100—300 мм. По данным [238], величина уноса жид-
кости е = 0,05 кг]кг в колоннах промышленного размера соответ-
ствует высоте сепарационного пространства 250—300 мм,
В работах [240, 253, 253а] описано значительное уменьшение
эффективности решетчатых тарелок при изменении расстояния ме-
жду ними от 600 до 180 ш; это явление нельзя объяснить только
одним влиянием уноса жидкости [240, 253]. При прочих равных ус-
ловиях уменьшение расстояния между тарелками вызывает одно-
временно уменьшение высоты вспененного слоя жидкости, что и
оказывает решающее влияние на эффективность разделения [253а].
Следовательно, применять малые расстояния между решетчатыми
тарелками провального типа нецелесообразно.
Поскольку успешное применение колонн с решетчатыми тарел-
ками провального типа в значительной степени зависит от точно-
сти и правильности их расчета, для колонн с изменяющимися по
высоте материальными потоками и физическими свойствами сле-
дует обязательно проводить расчет тарелок в нескольких сечениях.
Кроме того, учитывая возможное отклонение фактического режима
от расчетного вследствие погрешностей уравнений или неправиль-
ного учета изменения весовых потоков по высоте колонны, целе-
сообразно перед пуском колонны определить ее характеристику по
разделению, с тем чтобы более точно найти оптимальный режим.
' Г л а в a V
ОСОБЕННОСТИ РАСЧЕТА НАСАДОЧНЫХ КОЛОНН
1. ВЫБОР ТИПА НАСАДКИ
Насадочные колонны применяются главным образом для пере-
гонки высокоагрессивных или вязких продуктов, а также при не-
обходимости иметь небольшой перепад давления или малый запас
жидкости в колонне. Новые типы высокоэффективной насадки при-
меняются также для разделения компонентов, имеющих близкие
температуры кипения.
Применение насадочных колонн ограничивается их сравнитель-
но небольшими диаметрами (порядка 0,8—1,0 м). Подобное поло-
жение в основном объясняется тем, что в колоннах большого диа-
метра жидкость и газ могут двигаться через различные сечения,не
взаимодействуя друг с другом; эффективность разделения при этом
будет резко падать. Однако правильная организация гидродинами-
ческого режима и применение высокоэффективной насадки позво-
ляют значительно уменьшить избирательное движение фаз и по-
лучить высокую эффективность разделения даже в колоннах боль-
шого диаметра [254].
Насадочные колонны с высокоэффективной и сравнительно не-
дорогой насадкой при правильной организации гидродинамического
режима во многих случаях могут оказаться даже значительно бо-
лее экономичными, чем тарельчатые [255, 255а].
Поскольку конструкция насадки является одним из существен-
ных факторов, определяющих эффективность работы колонны, рас-
смотрим более подробно различные типы насадок: кольца, седла,
насадка из сетки, стекловолокна и проволочной спирали, плоско-
параллельная и блочная насадки.
Кольца. Наиболее распространены кольца Рашига и их различ-
ные модификации: кольца Паля, кольца Лессинга [6, 255—258],
показанные на рис. V-1. Насадка этого типа представляет собой
кольцо, диаметр которого равен его высоте. Кольца Рашига внутри
пустые, кольца Лессинга имеют одну внутреннюю перегородку,
кольца Паля — несколько внутренних фигурных перегородок. Из-
вестны также кольца с двумя крестообразными или спиральными
перегородками, однако они встречаются значительно реже. Кольца
Изготовляют из металла, фарфора, керамики, графита и различных
151
Рис. V-1. Различные типы насадок:
<_ копыта Рашига; 2-спиральные кольца; 3 - кольца с перегородками; 4 кольца
Паля- 5-седла Верля; 6 - седла Инталлокс; 7-насадка Спрейпак; S насадка Гуд-
лое; 2-насадка Стедмана,
Пластиков. Металлические кольца делают из углеродистой или
легированной стали, реже из меди или алюминия. Выпускают коль-
ца самых разнообразных диаметров (от 5 до 150 мм), однако в
промышленных колоннах в основном применяют кольца диамет-
ром 25 и 50 мм. Кольца меньших размеров сильно увеличивают
стоимость колонны, больших размеров — уменьшают эффективность
разделения. Толщина стенки кольца выбирается исходя из условий
прочности; кольца загружают в колонну либо в укладку, либо вна-
вал. В укладку загружают кольца главным образом диаметром
50 мм и выше.
Седла. В промышленности широко распространена насадка типа
седел Берля и Инталлокс, показанная на рис. V-1 [6, 256—257]. На
поверхности седел Инталлокс имеются небольшие выступы, что
исключает возможность плотного прилегания насадки друг к другу.
Седла изготавливают только из керамики и загружают в колонну
внавал. Имеются седла размером от 6 до 35 мм.
Насадка из сетки подразделяется на кольца Диксон и Борад,
насадку Спрейпак, Гудлое и Стедмана [259—263]. Насадки Диксон
и Борад по форме представляют собой кольца Лессинга, выполнен-
ные из сетки (см. рис. V-1); диаметр применяемых колец колеб-
лется от 3 до 12 мм, размеры сетки от 2 до 4 меш/мм.
Насадка Спрейпак состоит из одного или нескольких слоев
сетки с ячейками размером от 3 до 4 мм. Сетка гофрируется;
при соединении соседних листов образуются крупные ячейки
в форме ро^ба с максимальным расстоянием между вершинами
250 мм. В колоннах большого диаметра насадка монтируется сек-
циями.
Насадка Гудлое изготавливается из металлической вязаной сет-
ки, из проволоки диаметром 0,1 мм (см. рис. V-1). Для увеличения
свободного сечения насадки поверхность сетки имеет гофры, рас-
положенные под углом 60° к вертикали. Высота пакета насадки
колеблется от 100 до 200 мм.
Насадка Стедмана изготавливается из гофрированной сетки,
диаметр проволоки 0,25 мм. Сетки образуют фигуру, собранную из
усеченных конусов, сваренных друг с другом (см. рис. V-1). В по-
следние годы стали применять насадку из сеток в виде вертикаль-
ных гофрированных листов [264], пакетов из гофрированной двой-
ной ленты [265], колпачков [266] и по типу плоскопараллельной на-
садки [267]. Такие насадки обладают высокой эффективностью и
производительностью.
Плоскопараллельная насадка. Плоскопараллельная насадка
представляет собой вертикальные пакеты из плоских или волнистых
металлических листов, обычно устанавливаемых на расстоянии
10 мм [268—271]. Для абсорберов, работающих при невысокой тем-
пературе, вместо металлических листов рекомендуется применять
стеклоткань [272].
Плоскопараллельной насадке аналогична хордовая насадка,
обычно выполняемая из дерева.
153
Блочная насадка представляет собой пустотелые блоки боль-
ших размеров, изготовленные из керамики. Блоки имеют прямо-
угольную форму; в колонну их укладывают упорядоченно. Широ-
кого применения в промышленности блочная насадка еще не на-
шла [273, 274].
Насадка из стеклоткани представляет собой пакеты стеклово-
локна, диаметр которого равен 78 мм [275]. Насадка предназна-
чается для работы в условиях невысоких температур. Она выгодно
отличается от остальных насадок: площадь ее свободного сечения
доходит до 95%, а удельная поверхность составляет 2990 л«2/ж3.
Насадка из проволочной спирали. Насадка из проволоки, свер-
нутой в пружины, обладает крайне низким сопротивлением и до-
статочно высокой производительностью, поэтому она широко при-
меняется в вакуумных колоннах [270].
Перечисленные типы насадок не исчерпывают их многообразия.
Конструкция насадок постоянно совершенствуется, что является
ярким выражением существующей тенденции к интенсификации
работы насадочных колонн. Рекомендуется также улучшать работу
насадочных колонн за счет интенсификации гидродинамического
режима [276, 277].
В табл. IX. би IX. 7 Приложений приведены основные характе-
ристики наиболее широко распространенных в промышленности
типов насадок [6, 255—257, 278].
Таблица V. 1
Сравнительная характеристика колонн с различными видами насадок
(ориентировочные данные) *
Вид насадки Производи- тельность Число теоретических тарелок на единицу высоты колонны Относитель- ный перепад давления на одну теоретическую ступень контакта Литература
Кольца Рашига .... 0,4-0,5 0,75-1,0 0,50 [5, 256 — 257, 275 278, 282 — 284]
Кольца Паля ..... 0,6-0,7 1,09 0,36 [161, 258]
Седла Берля 0,5-0,9 0,65-0,85 0,30 [257, 275, 282,
Седла Инталлокс . . . 0,55-1,0 0,7-0,95 0,25 [278, 284]
Кольца Диксон и Борад 0,5 10 0,5 [259, 260, 278]
Спрейпак 1,3-1,5 1,03 У* 0,30 [/6/, 261, 281,
Гудлое 1,0 10 — [50, 262, 280]
Стедмана 1,0 10 — [50, 263]
Плоскопараллельная . . 4-5 0,5 0,25 [271, 274]
Блочная 0,5 1,0 0,25 [274]
Стекловолокно 4-5 0,1-0,15 — [275]
Колпачковая тарелка . . 1,0 1,0 1,0
* По отношению к колпачковой тарелке.
154
При выборе насадки для конкретных условий разделения могут
быть полезны сравнительные данные по работе колонн с различ-
ными видами насадок (табл. V. 1) и номограмма относительной
стоимости насадочных колонн (см. Приложения рис. IX-11) [279].
В качестве эталона для сравнения различных видов насадок
принята колонна с колпачковыми тарелками. Цифры, приведенные
в табл. V. 1, следует рассматривать только как ориентировочные,
так как основные показатели, характеризующие работу насадочной
колонны, зависят от многих факторов, учесть которые даже при
сравнительных испытаниях довольно трудно. Более точные данные
по отдельным показателям могут быть получены только в резуль-
тате расчета по уравнениям, приводимым далее.
На основе данных табл. V. 1 и номограммы (см. Приложения
рис. IX-11) можно разграничить области применения различных
насадок. Если нужен небольшой перепад давления и не требуется
высокая четкость разделения, лучше применять наиболее дешевые
насадки: кольца Рашига, Лессинга, Паля, седла и блоки. При раз-
делении компонентов с близкими летучестями целесообразно при-
менять высокоэффективные насадки: кольца Диксон и Борад, на-
садки Стедмана и Гудлое. При переработке больших количеств
продуктов наиболее целесообразно применять насадку Спрейпак,
плоскопараллельную насадку и насадку из стекловолокна.
Для увеличения эффективности разделения в тех случаях, ко-
гда основное сопротивление массопередачи сосредоточено в жидкой
фазе, рекомендуется [285] выбирать насадку, способствующую вол-
нообразованию, т. е. ту, кромки которой имеют острые, не скруг-
ленные формы. Когда же основное сопротивление массопередачи
сосредоточено в газовой фазе, для увеличения эффективности раз-
деления требуется максимально развитая поверхность насадки; в
этом случае рекомендуется насадка со скругленными формами.
Более обоснованно выбрать тип насадки можно на основе тех-
нико-экономического анализа общих затрат на разделение в кон-
кретных условиях.
Одним из существенных и положительных моментов в характе-
ристике насадок новых типов является то, что их эффективность
мало снижается в колоннах большого диаметра. Например, на-
садки Спрейпак и Гудлое успешно применяются в колоннах диа-
метром до 2—3 м [261, 280].
Несколько слов относительно выбора материала насадки. Ме-
таллическая насадка применяется в тех случаях, когда возможно
отложение осадка и требуется частая чистка аппарата (в особен-
ности это касается насадки сложной конфигураций), а также в ва-
куумных колоннах, поскольку металлическая насадка имеет зна-
чительно больший объем по сравнению с фарфоровой и керамиче-
ской. Фарфоровая и керамическая насадки применяются в тех
случаях, когда не требуется частая чистка аппарата или при раз-
делении смесей, вызывающих коррозию материала насадки. Но-
вые материалы (графит и различные пластики) целесообразно
155
применять при переработке высокоагрессивных продуктов. Насадки
из пластиков можно применять лишь при невысокой температуре
в колонне. Поскольку полимерные материалы плохо смачиваются
жидкостью, производительность колонн с насадкой из пластиков
меньше, нежели с металлической или керамической насадкой [279а].
При выборе размеров насадки следует руководствоваться та-
кими соображениями. Чем больше размер элемента насадки, тем
выше производительность колонны, но ниже ее эффективность и
гидравлическое сопротивление, а также общая стоимость колонны.
Подобный характер изменения основных показателей объяс-
няется тем, что размер элемента насадки влияет на равномерность
распределения потоков по сечению колонны: чем меньше размер
насадки, тем равномернее распределение потоков. Однако распре-
деление потоков зависит не столько от абсолютного размера на-
садки, сколько от соотношения размера насадки и диаметра аппа-
рата: чем меньше размер насадки по сравнению с диаметром ап-
парата, тем равномернее будет распределение потоков по сечению
колонны. Поэтому рекомендуется насадка таких размеров, при
которых отношение ее максимального размера к диаметру аппа-
рата было бы не более 0,125 [278]. Некоторые авторы рекомендуют
принимать насадку еще меньшего размера, руководствуясь при
этом такими цифрами для соотношения максимального размера
насадки к диаметру аппарата: для колец Рашига не более 0,033,
а-для колец Паля, седел Бер ля, и Инталлокс не более 0,066 [286].
Очевидно, последними рекомендациями целесообразно пользо-
ваться, если необходимо равномерное распределение потоков по
сечению колонн, диаметр которых сравнительно велик (более 1 м).
2. ОПИСАНИЕ РАБОТЫ НАСАДОЧНЫХ КОЛОНН
Контакт газа (пара) и жидкости в насадочной колонне осущест-
вляется по схеме противотока. При заданной конструкции на-
садки интенсивность контакта зависит от гидродинамического ре-
жима газа и жидкости в аппарате.
Обычно различные режимы движения газа и жидкости изу-
чают либо в колонне, работающей при постоянном расходе жид-
кости, либо в колонне с постоянным флегмовым числом и перемен-
ным расходом газа. В результате изучения характера движения и
взаимодействия двух фаз установлено, что определенному режиму
движения соответствует свой прямой .участок на кривой зависи-
мости сопротивления от скорости газа, построенной в логарифми-
ческих координатах (рис. V-2). Переход к новому режиму при уве-
личении скорости газа (пара) характеризуется точкой перегиба
кривой этой зависимости и более интенсивным ростом сопротивле-
ния колонны.
При малых нагрузках по газу жидкость стекает по насадке
в основном в виде тонких ламинарных пленок, слабо контактируя
с газом. Этот режим движения называют пленочным.
156
газа (.точка /I), ко-
Рис. V-2. Типичная
зависимость сопроти-
вления насадочных
колонн от скорости
газа при постоянном
расходе жидкости:
А — точка подвисания;
В — точка захлебывания;
АВ — область устойчивой
и эффективной работы
колонны; АС — режим
подвисания; BD — режим
захлебывания-.
Повышение скорости газа приводит к увеличению сил трения
и турбулизации потоков стекающей жидкости и поднимающегося
пара, в результате чего жидкость подвисает в насадке и более рав-
номерно распределяется по сечению колонны. Подобный режим
движения называют режимом подвисания. Переход от пленочного
режима к режиму подвисания характеризуется точкой перегиба
кривой зависимости сопротивления от скорости
торая называется точкой подвисания и прини-
мается за нижний предел устойчивой работы
насадочной колонны. При увеличении скорости
газа в области устойчивой работы движение
жидкости становится турбулентным и жид-
кость раздробляется на тонкие пленки, прони-
зываемые газом.
В пленочном режиме или в режиме подви-
сания могут иногда проявиться дополнитель-
ные точки перегиба, менее заметные и четкие,
чем точки подвисания.
В режиме подвисания структуры потоков па-
ра и жидкости соответствуют определенной сте-
пени продольного перемешивания и-могут ха-
рактеризоваться также появлением застойных
зон (при малых размерах элементов насадки)
или байпасных и циркуляционных потоков
(при насадке сравнительно больших разме-
ров).
Начиная с некоторой скорости газа замет-
но возрастает количество жидкости, удержи-
ваемой в насадке, а в верхней части слоя на-
садки появляется барботирующая жидкость.
Общее сопротивление возрастает еще более
резко, и на кривой зависимости сопротивления
от скорости газа появляется еще одна точка перегиба (точка В),
которую называют точкой захлебывания. Поскольку дальнейшее
увеличение нагрузок приводит к резкому росту сопротивления, со-
провождающемуся пульсациями давления, точка захлебывания
принимается обычно за верхний предел устойчивой работы колон-
ны. Следует обратить внимание на то, что противоточное движение
газа и жидкости возможно при любых нагрузках, даже при на-
грузках, превышающих точку захлебывания, однако при этом вся
система находится в крайне неустойчивом состоянии.
При нагрузках, соответствующих устойчивой работе колонны
(между точками А и В), характер зависимости эффективности раз-
деления от скорости газа, так же как для переливных и проваль-
ных тарелок, определяется в первую очередь степенью раствори-
мости газа в жидкости (см. гл. Ш).
Мнения различных авторов по вопросу определения.оптималь-
ных нагрузок насадочных колонн, т; е. нагрузок, соответствующих
157
максимальному съему продукции с единицы объема аппарата, раз-
делились. Так, широко распространено мнение, что оптимальный
режим работы соответствует точке захлебывания [251, 287—289]
или близок к ней, однако имеется немало работав которых утверж-
дается, что оптимальный режим соответствует точке . подвисания
[52, 257, 290, 291]. По нашему мнению, для эффективной и устойчи-
вой работы колонны необходимо, чтобы ее рабочие нагрузки были
примерно на 20% ниже точки захлебывания.
3. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ДИАМЕТРА КОЛОННЫ
Так же как и для тарельчатой колонны, диаметр насадочной ко-
лонны определяется в зависимости от максимального расхода па-
ров и допустимой скорости их в свободном сечении колонны, вы-
Рис. V-3. График для определения коэф-
фициента /г, в уравнении (V. 4) при рас-
чете насадочных колонн.
раженной в долях скорости
в точке захлебывания.
Для определения скоро-
сти пара в точке захлебыва-
ния можно рекомендовать
эмпирическую корреляцию
Шервуда [292], представлен-
ную позднее в виде уравне-
ния [293]
У = Лехр(-4Х) (V. 1)
где
у = w2a Рп „0,16
„53 ' р Иж
& св Рж
Значение коэффициента А, соответствующее скорости захлебы-
вания, для колец Рашига равно 1,05, а для седел Берля— 1,82 [294];
в более поздних работах [293] предельным скоростям потоков в
колоннах с насадкой из колец Рашига соответствует коэффициент
А = 1,2.
Для облегчения расчетов можно воспользоваться модифика-
цией уравнения (V. 1) [295] ___
— ’“тй]/— <V-4>
Рж V Рп
где ki — коэффициент, определяемый по графику, приведенному на рис. V-3;
Z>2 = I/ g — коэффициент, зависящий от конструкции насадки.
Для .более точных расчетов рекомендуется [160, 296] пользо-
ваться опытными значениями комплекса (см. Приложения,
табл. IX. 8). При отсутствии опытных данных следует пользоваться
данными, приведенными в табл. IX. 6 и IX. 7 Приложений.
158
Для приближенной оценки допустимой скорости пара в колон---
нах с насадкой из керамических колец Рашига можно воспользо-
ваться номограммой (см. Приложения рис. IX-12) [278, 297].
При правильно выбранных размерах насадки и правильно рас-
считанном диаметре колонны рекомендуется, чтобы степень сма-
чиваемости насадки п, определяе-
мая по номограмме (см. Приложе-
ния рис. IX-13), была не менее еди-
ницы [278, 297]. По этой же номо-
грамме определяются жидкостная
нагрузка на единицу площади по-
перечного сечения колонны Ly и ус-
ловная жидкостная нагрузка на
единицу длины смоченного перимет-
Рис. V-4. Г рафик для определения
коэффициента k в уравнении (V. 5)
при расчете вакуумных насадоч-
ных колонн.
pa Lp.
При разгонке под вакуумом рас-
чет по уравнениям (V. 1), (V. 4) дает
несколько завышенную допустимую
скорость паров. В связи с этим для
расчета диаметра вакуумных колонн с насадкой из колец Рашига
и Паля рекомендуется уравнение, полученное в результате обра-
ботки большого количества опытных данных по разделению
Рис. V-5. Скорость захлебывания для насадки Спрейпак из сетки
с отверстиями диаметром 3 мм.
различных смесей на стендах промышленных размеров при давле-
нии от 10 до 760 мм рт. ст. [365]
Q I а Рп 0,12,!,
® = 3>!« Нз---------------------Рж
\ * св Рж
(V.5)
где — отношение плотности рабочей жидкости к плотности воды; k — коэффи-
циент, определяемый при помощи рис. V-4. '
Для насадки Спрейпак скорость захлебывания можно опреде-
лить по рис. V-5 [52, 298].
159
Для насадки Гудлое скорость захлебывания определяется по
уравнению [52]
w = 0,042 Р"Л°-57 (у. 6)
\ Рп /
Изложенная выше методика определения предельных нагрузок
удобна в том случае, когда предварительно заданы или могут быть
вычислены соотношения расходов жидкости и пара, т. е. в основ-
ном при расчете диаметра колонны. В случае, когда желательно
проверить скорость захлебывания при определенном расходе жид-
кости в колонне заданного размера, более удобно воспользоваться
Рис. V-6. График для определения ско-
рости газа в точке захлебывания при
постоянном расходе жидкости.
для расчетов модифицированным графиком Зенза и Эккерта [299],
приведенным на рис. V-6.
4. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ВЫСОТЫ СЛОЯ НАСАДКИ
При достаточно большой высоте слоя насадки (Н > 0,5 м) ре-
жимы движения пара и жидкости в насадочных колоннах ближе
к идеальному вытеснению, нежели к полному перемешиванию.
В связи с этим можно определять высоту слоя насадки, предпо-
лагая вначале, что потоки движутся в режиме идеального вытесне-
ния, а потом учитывать влияние продольного перемешивания на
общую эффективность извлечения компонентов. Целесообразность
подобной схемы расчета определяется также сложностью непосред-
ственного нахождения высоты насадки в условиях заданной сте-
пени продольного перемешивания потоков.
Высоту слоя насадки в процессах абсорбции и ректификации
при режиме идеального вытеснения определяют из основного урав-
нения массопередачи [6, 255, 256]
160
которое можно записать также в более простом виде
где
ZZ — horNог (V. 8)
«к
л°‘ i у--у (V.9)
Уп
h w “r kQra (V. 10)
в котором
Существует еще один эмпирический метод расчета,
исходное уравнение аналогично уравнению (V. 8)
Я = Л9Кв#
(V. Н)
Рис. V-7. Г рафическое
определение числа еди-
ниц переноса.
Для насадочных колонн в отличие от тарельчатых определение
высоты колонны при помощи числа единиц переноса вполне обос-
новано и, безусловно, более правильно, чем
определение этой величины при помощи
числа теоретических тарелок. Этот факт яв-
• ляется признанным [38, 300]. Однако неко-
. торые авторы считают, что расчет насадоч-
ной колонны при помощи числа единиц пе-"
реноса более сложен [52].
Ниже рассматривается определение вы-
соты слоя насадки обоими методами. При
расчете ректификации бинарных смесей и
абсорбции однокомпонентного газа приме-
нение обоих методов расчета обеспечит
большую уверенность в правильности
окончательного выбора высоты колон-
ны.
Рассмотрим сначала определение чйсла
= единиц переноса графическим интегрирова-
нием подинтегрального выражения в урав-
нении (V. 7). Для этого в координатах —-
Ур У
i и определяем площадь, заключенную между
кальными линиями, проходящими через точки ун = xR и ук = yD,
1 и осью абсцисс (рис. V-7).
Известны также аналитические методы расчета числа единиц
х переноса при ректификации бинарных смесей [301—304].
Для идеальных бинарных смесей минимальное число единиц
переноса массы при бесконечном орошении определяется следую-
щим уравнением [301]:
— у строим кривую
этой кривой, верти-
1 Г {У п\ ( 1 ~
(Nог)мин = _ । I In I ~ I + Cl In I *: _
“ 1 L \ XR / \ 1
yD/J
(V. 12)
6 Зак. 1114
161
При заданном орошении и при подаче исходного сырья в жид-
кой фазе при температуре кипения общее число единиц переноса
определяется следующим уравнением [302]:
27? +В , (?Axd + В - ]/В2 + 4Лх0) (2Ахр + В + У В2 + 4Лхд) ,
°Г = 2 У В2 - 4Ах~ “ (2Ахр + В~ уВ2 + 4А^) (2Лхд + В + у В2 +~4AxD) +
27?' +В' (2А'хр + В'— У (В')2 — 4A'Xw)
+ 2 У (В7)2 - 4Л^" П (2A'xr + В^УуХВ')2 - 4АхR)
(2А'хр + В'+ У(ВУ^4АГУ)
(2A’xR +В'+ У(В')2~4А'х^)
1 Ахр + Вхр~~хп 1 А'х^ +В'х„ +Хп
+ — In •— --------— + - In ------r-5----(V. 13)
: 2 Axd + Bx0 — %i) Д % f + В xp — x
где
А = 7?(1- а) (V. 14)
В = 7? (а - 1) - xD (а - I) + а (V. 15)
R ~ в-1 (V. 16)
А’ = 7?' (1 — а) (V. 17)
В' — ??' (а — 1) + xR (а — 1) — а (V. 18)
Приведем также эмпирический метод расчета числа единиц пе-
реноса [305] при помощи рис. V-8, т. е. метод, аналогичный расчету
числа теоретических тарелок по Джиллиленду [72]. Максимальная
ошибка определения числа единиц переноса при помощи приве-
денного графика при N0P>9 не превышает 6%. На основе эмпи-
рических методов расчета числа теоретических тарелок и числа
единиц переноса получено уравнение связи между ними [305]:
No? _ 2а
N а +
где
1П----«-
1 ~Ур
1П^О
XR —
Из уравнений (V. 19) и (V.20) следует, что
7Vor = N при а — 1
Nor > N при 4 ~ XR- > ~
1~Ур ХР
Nor<N при ~Xr.<^£_
1~Ур XR
(V. 19)
(V. 20)
162
При абсорбции, когда равновесная и рабочая линии являются
прямыми, общее число единиц переноса можно определить по урав-
нению Кольборна [273, 306, 307]
N°? - ln [1 + (1 - *-)
(V. 21)
в котором
У2 - mx2
, mG
(V. 22)
где y\—мольная доля абсорбируемого компонента в газе, поступающем в низ
колонны; уг — мольная доля абсорбируемого компонента в газе, выходящем из
верха колонны; х2 — мольная доля абсорбируемого компонента в жидкости, по-
ступающей на верх колонны.
Значения высоты насадки, эквивалентной одной теоретической
тарелке (ВЭТТ), и высоты единицы переноса массы (ВЕП) по
аналогии с понятиями к. п. д.
тарелки и числа единиц пе-
реноса в тарельчатых ко-
лоннах обозначают эффек-
тивность контакта или эф-
фективность насадки. Эф-
фективность насадочной ко-
лонны зависит от различных
факторов: от расходных па-
раметров, физических
свойств пара и жидкости и
от типа насадки. Кроме того,
на эффективность колонны
сильно влияет неравномер-
ность распределения потоков
по сечению колонны, приво-
дящая к избирательному
движению пара и жидкости.
Для насадочной колонны
Рис. V-8. К расчету числа единиц пере-
носа при ректификации бинарных смесей.
характерна определенная закономерность перераспределения пото-
ков: пар имеет тенденцию двигаться в центре колонны, а жид-
кость — на ее периферии.
Перераспределение потоков увеличивается в колоннах большого
диаметра, особенно при плохом распределении фаз по сечению при
их поступлении в колонну. Сопоставление данных по эффективно-
сти колонн различного диаметра показало, что влияние размера
колонны на ее эффективность становится значительным для колонн
диаметром от 500—760 мм и выше, вплоть до 2,5 м [308—310].
На равномерность распределения потоков по сечению колонны
и, следовательно, на ее эффективность влияют также следующие
6*
163
факторы: первоначальное распределение орошающей жидкости,
размер насадки и материал, из которого она изготовлена, высота
слоя насадки и способ ее укладки [311—312]. Последнее обстоя-
тельство особенно важно для легкобьющейся насадки (керамика,
графит и пр.).
Несмотря на большой опыт изучения насадочных колонн, ВЭТТ
и ВЕП до настоящего времени определяются при помощи полу-
эмпирических и эмпирических уравнений и даже на основе опыт-
ных данных. Ниже приводятся некоторые эмпирические уравнения.
Для колонн с насадкой из колец Рашига можно пользоваться
следующим уравнением [255]:
h А ( W^r \°’2a~l,2F ( \П' ( V2 ( \ПЗ (V 23)
/гжв~А{^) а та та i-х (V-23)
где цг и Цж выражены в кгс сек!м2.
Для процессов абсорбции А = 48, П\ = 0,405, п2 = 0,225, п3 =
= 0,045.
Для процессов ректификации А = 28, ^ = 0,342, п2 = 0,19,
п3 = 0,038.
Уравнение (V. 23) справедливо для нагрузок, близких к точке
захлебывания.
Для колонн с насадками различного типа рекомендуется урав-
нение [313)
Лэкв = С (ЗбООшр п)а DbH°'33 } (V. 24)
Плотность жидкости выражена в г)см3.
Приведем значения коэффициента С и показателей степени а и
Ъ для различных насадок:
Тип насадки Размер, мм с а Ь
Кольца Рашига 9,5 13,1 -0,37 1,24
12,5 43,0 -0,24 1,24
25,0 2,31 -0,10 1,24
50.0 1,46 0 1,24
Седла Берля 12,5 25,2 -0,45 1,11
25,0 2,06 -0,14 1,11
Насадка Стедмана 50 0,016 0,48 0,24
75 0,048 0,26 0,24
150 0,032 0,32 0,24
Данное уравнение рекомендуется для перегонки при атмосфер-
ном давлении и умеренных нагрузках по жидкости. При его вы-
воде были использованы экспериментальные данные по колоннам
диаметром D 0,76 м; поэтому данное уравнение следует приме-
нять при подобных значениях диаметров.
Поскольку уравнения (V. 23) и (V. 24) получены в результате
обработки ограниченного количества экспериментальных данных,
значения ВЭТТ, рассчитанные по приведенным уравнениям, необ-
164
ходимо сравнивать с опытными данными, полученными при анало-
гичных условиях разделения. Опытные данные по эффективности
насадочных колонн диаметром от 300 до 900 мм, собранные в раз-
личных литературных источниках, приводятся Хенгстебеком [52].
Если необходимы точные и надежные данные по разделительной
способности колонны в рабочих условиях, не освещенных в лите-
ратуре, следует проводить специальные экспериментальные работы.
Рекомендуется проводить опыты в колоннах диаметром не менее
600 мм [315].
Величину ВЕП при ректификации бинарных смесей или при
абсорбции однокомпонентного газа обычно рассчитывают по урав-
нению
Лог = hr + ЛЛЖ (V. 25)
Определению величин hr и hm или коэффициентов массопере-
дачи kr и кж посвящено большое количество исследований, доста-
точно полный обзор которых с анализом многих расчетных уравне-
ний приведен в монографии [273]. Следует отметить еще одну
работу [314], в которой обобщен большой экспериментальный мате-
риал по коэффициентам массопередачи в жидкой фазе в колоннах
с насадкой из колец Рашига.
В- результате сравнения и анализа приведенных в литературе
уравнений для определения величин hr и [289] для практических-
расчетов высоты слоя насадки при ректификации и абсорбции ре-
комендуются зависимости, приведенные в работе [315]. Эти зависи-
мости получены при обработке экспериментальных данных по на-
садочным колоннам диаметром D 600 мм и высотой слоя на-
садки Н ^.7 м; они обеспечивают небольшое расхождение между
расчетными и фактическими данными по промышленным колон-
нам.
Am = O,26c0/7?>i5Sc^5 (V. 26)
0,21фЯ?’33 Sc3,5 / D \т
hr = ------------Цтг ------ (V. 27)
(0,205ржД^1У3),г \ 0,305/
где п = 0,6, т = 1,24 для колец Рашига; п = 0,5, т = 1,11 для се-
дел Берля
Л = (Цж/1,005)0,18 (V. 28)
/ 1fi \
(V.29)
\ Рж /
Коэффициенты с; ф и ф определяются по рис. V-9.
На рис. V-9, б по оси абсцисс отложена нагрузка по газу в %’
от нагрузки захлебывания.
Величины /гг и йж удобно определять по номограммам [278, 297]
(см. Приложения, рис. IX-14, а и б). На рис, 1Х-14, б нагрузка по
165
жидкости Lp определяется по рис. IX-J3. Преимущество данного
метода расчета состоит в том, что его можно применять для на-
садки различных типов.
Более точному определению высоты слоя насадки с учетом
влияния таких факторов, как продольное перемешивание потоков,
Z, кг/(мг-ч)
а.
поперечная неравномерность потоков и пр., в последние годы уде-
ляется большое внимание. В частности, можно отметить работы,
в которых рекомендуются расчетные методики определения эффек-
тивности массопередачи с учетом влияния продольного перемеши-
вания потоков [316], застойных зон [316а] и работы по определению
степени перемешивания газа и жидкости в колонне [317—319, 319а].
Однако практическое применение указанных методов расчета тор-
мозится отсутствием данных по кинетике массопередачи в наса-
дочных колоннах с учетом влияния продольного перемешивания и
различных видов неравномерностей потоков.
166
5. РАСЧЕТ ГИДРАВЛИЧЕСКОГО СОПРОТИВЛЕНИЯ
СЛОЯ НАСАДКИ
Для расчета сопротивления насадочной колонны можно вос-
пользоваться методикой, неоднократно описанной в литературе [6,
273, 255—256, 320].
Сопротивление слоя сухой насадки определяется по уравнению
ДРсУх = ^-§(^-)2 (V.31)
где
4^ СВ
«ЭКВ------
Для насадки из колец Рашига, загруженных внавал, при
Rer < 40
при Rer > 40
x = (v.33)
Для насадки из колец Рашига, загруженных в укладку
Л А (V. 31)
Д / Я \1.37 А = 3,12 + 17-^- hs \da) (V. 35)
где dB — внутренний диаметр кольца; dH — наружный диаметр кольца.
Сопротивление орошаемых насадок из колец Рашига опреде-
ляется по уравнению
ДР 1 (V. 36)
А^сух (сс —рД)3
где > 3 Рсв Г 2g (V. 37)
. 174 R^3(1-^cb)°’3 (V. 38)
В критерии Всж количество орошения L выражено в кг/(.и2 • сек); |.1Ж —-
в кгс • сек!м\
Коэффициенты а и |3 в уравнении (V. 36) имеют следующие
значения для различных видов насадки:
₽
а
Керамические кольца размером ме-
нее 30 мм........................
более 30 мм (А < 0,3).........
более 30 мм (А >0,3)..........
Стальные кольца............. , .
1-1,65-10
Г св
1
1,13
1
1
1
1,43
1,39
167
При высокой плотности орошения [до 150 м3/(м2 • ч)] сопротив-
ление орошаемой насадки можно определить при помощи рис. V-10
Рис. V-10. К. расчету гидравлического сопротивления оро-
шаемой насадки при высокой плотности орошения.
[321]; комплекс X определяется по уравнению
X = Fr!KRe-°’8[l+5-10-5Rer(-r^)l (V. 39)
Таблица V.2
Значения коэффициентов н показателей степени в уравнении (V. 40)
для расчета сопротивления орошаемых насадок
Тип насадки Размер, мм Свободное сечение ^СВ’ % а Р-108 Пределы изменения расхода жидкости £уРж,ка/(.и2-ч)
Кольца Рашига 19 74,2 45,5 1 460 9 250— 52 500
25 68,5 44,4 1 400 1 750-131 000
38 71,1 16,7 1 300 3 500- 87 500
50 73,4 15,5 955 3 500-104 000
Седла Берля ' 19 71,0 33,3 955 1 750 - 70 000
25 76,4 22,2 955 3 500-136 000
38 76,0 11,1 730 3 500-105 000
Седла Инталлокс 25 74,0 17,2 895 12 200- 68 000
38 80,8 7,8 730 12 200- 68 000
168
Для приближенного расчета сопротивления слоя орошаемой
насадки (кольца Рашига, седла Берля, насадки Инталлокс) высо-
той 1 м можно воспользоваться уравнением Лева [257]
= арп®2 • 10 (V. 40)
Значения коэффициентов а и [3, зависящих от размера насадки,
приведены в табл. V. 2.
Приближенные значения сопротивления слоя насадки из кера-
мических колец Рашига можно определить также по номограмме,
приведенной в Приложениях на рис. IX-15 [297].
Глава VI
ГИДРАВЛИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ ОТДЕЛЬНЫХ УЗЛОВ
ТАРЕЛЬЧАТЫХ И НАСАДОЧНЫХ КОЛОНН
1. РАСЧЕТ КАСКАДНЫХ ПРОМЫВНЫХ ТАРЕЛОК
Рис. VI-1. Прин-
ципиальная кон-
струкция и схема
работы каскадных
промывных таре-
лок:
— — — — жидкость;
----------газ.
Каскадные промывные тарелки применяются: при ректифика-
ции перегретых паров или паров, имеющих склонность к коксо-
образованию; при теплообмене горячих паров и холодной жидко-
сти и невысокой четкости разделения; при от-
парке легких фракций нефтепродукта с помощью
водяного пара; при ректификации паров, содер-
жащих взвешенные частицы (катализаторную
пыль, частицы кокса и др.).
Каскадные промывные тарелки перекрывают
только часть сечения колонны, в то же время они
не имеют специальных переливных устройств с
гидрозатвором (рис. VI-1). В отличие от обыч-
ных тарелок контакт пара и жидкости происхо-
дит здесь только в межтарельчатом пространстве.
При наличии отверстий в тарелках жидкость сте-
кает с них в виде отдельных мелких струй, что
обеспечивает большую поверхность контакта.
В случае применения промывных тарелок, вы-
полненных в виде неперфорированных листов,
жидкость переливается через водослив сплошной
завесой. В том и другом случае пары, проходя
путь между тарелками, пересекают стекающую с
них жидкость. Нормальной следует считать та-
кую работу тарелок, когда проходящий пар от-
клоняет струи жидкости в сторону своего движе-
ния, не вызывая их раздробления на капли.
Дальнейшее увеличение скорости пара приводит
к нежелательному чрезмерному уносу жидкости на вышележащую
тарелку и уменьшению эффективности контакта.
Диаметр колонны с каскадными промывными тарелками реко-
мендуется рассчитывать по скорости пара в свободном сечении,
которая определяется по уравнению (III. 1) [51, 322]. Значение
коэффициента смакс этого уравнения принимают по рис. VI-2 в за-
висимости от расстояния между тарелками [51]. В случае, когда
170
каскадные промывные тарелки используются в колонне вместе с
другими типами тарелок, имеющими меньшую производительность,
например с колпачковыми тарелками и тарелками из S-образных
элементов, по конструктивным соображениям можно принимать
диаметр колонны одинаковый по ее высоте и равный наибольшему
диаметру тарелки.
Минимальную площадь прохода газа в вертикальной плоскости
выбирают таким образом, чтобы скорость газа в этом сечении
Рнс. VI-2. К расчету диаметра колонн Рис. VI-3. К определению числа про-
с каскадными промывными тарел- мывных тарелок н их сопротивления
камн. L I рп \0-5
в вакуумных колоннах прн — I -—I =
= 0,023.
Общее сопротивление на. одну
теоретическую тарелку, мм Вод. ст.
была примерно в 2,5—3 раза больше скорости газа в свободном
сечении колонны. Расстояние между тарелками должно быть не
менее 400 мм. Если необходимо уменьшить расстояние между
тарелками, то применяют каскадные промывные тарелки из пла-
стин.
Приведем рекомендации по выбору конструктивных размеров
тарелок. Свободное сечение для прохода газа в горизонтальной
плоскости должно составлять не менее 30% от сечения колонны.
При работе на чистых жидкостях диаметр отверстий равен 4—5мм,
на загрязненных — 8—10 мм. Можно также вместо круглых отвер-
стий применять квадратные, создающие прерывистую струю сте-
кающей жидкости и повышающие тем самым эффективность массо-
передачи [323]. При работе на загрязненных жидкостях, например
при отмывке катализатора, желательно устанавливать тарелки с
наклоном 1 : 10 в сторону слива жидкости.
171
Число отверстий в каскадных тарелках можно определить из
уравнения
Высоту переливной планки можно принимать hu = 0,05—0,075 м.
Когда каскадные тарелки используют для охлаждения пара, их
число определяется обычным способом по экспериментальным зна-
чениям коэффициентов теплопередачи (см. гл. II).
•Для процессов абсорбции и ректификации число каскадных та-
релок находят по уравнению
~ UN h 2)
Значение Nh для вакуумной колонны можно определить по
рис. VI-3, полученному при испытании каскадных тарелок на опыт-
ном стенде диаметром 4‘ м с расстоянием между тарелками 750 мм.
На стенде проводилась десорбция ацетона из воды воздухом [161].
На этом же графике имеется кривая, с помощью которой можно
определить сопротивление тарелок. Как видно из графика, эффек-
тивность разделения каскадных промывных тарелок довольно низ-
ка, к тому же они обладают относительно большим гидравличе-
ским сопротивлением.
2. РАСЧЕТ ОТБОЙНЫХ УСТРОЙСТВ
Отбойные устройства предназначены для сепарации капель
жидкости из потока пара (газа); устанавливаются в верху абсорб-
ционных колонн и в различных сечениях ректификационных ко-
лонн [324]. Отбойные устройства, устанавливаемые в верху колонны,
должны обладать высокой эффективностью сепарации и надежно
работать в широком диапазоне изменения нагрузок по пару.
В некоторых ректификационных колоннах при вводе сырья в
питательную секцию поток пара уносит частицы жидкости с неле-
тучими соединениями: смолами, золой и т. д. При наличии уноса
жидкости с тарелки на тарелку нелетучие соединения будут увле-
каться потоком пара и транспортироваться им в верх колонны.
В итоге нелетучие соединения могут попасть в дистиллят и ухуд-
шить его качество (цвет, коксуемость, содержание золы, металлов
и пр.). Подобное явление наиболее часто встречается в вакуумных
колоннах для перегонки мазута, особенно при работе на форсиро-
ванных режимах; в некоторых случаях унос жидкости в пита-
тельной секции колонны ограничивает производительность ко-
лонны.
Отбойные устройства, устанавливаемые в питательной секции
колонны, должны обеспечивать достаточно высокую эффективность
сепарации, легко подвергаться чистке и ремонту.
172
В случае, когда колонна должна работать с большими величи-
нами межтарельчатого уноса жидкости, равными оптимальному
значению или превышающими его, можно применять межтарель-
чатые отбойные устройства, позволяющие создать более экономич-
ную конструкцию колонны.
Иногда применение отбойных устройств между тарелками об-
условлено спецификой работы или конструкцией колонны. Напри-
мер, отбойные устройства под каждой тарелкой применяются при
необходимости иметь небольшую высоту колонны; при установке
колонн в помещении; в колоннах разделения воздуха, где высота
Рис. VI-4. Отбойные устройства горизонтальные из на-
садки (а), из вертикально расположенных элементов (б),
из наклонно расположенных элементов или из на-
садки (в).
К отбойным устройствам, устанавливаемым под каждой тарел-
кой, предъявляются следующие требования: простота конструкции,
малый вес, низкая стоимость, легкость монтажа и обслуживания,
малое гидравлическое сопротивление и, наконец, достаточная, но не
высокая эффективность сепарации при заданных рабочих условиях.
Для сепарации капель жидкости из потока пара (газа) в аппа-
ратах нефтяной и химической технологии применяют в основном
отбойники ударного типа [325]. В атмосферных и вакуумных колон-
нах первичной перегонки нефти применяют отбойники из сеток и
уголков (рис. VI-4,а), а в абсорберах — из вертикально установ-
ленных уголков (рис. VI-4,6). Встречаются также отбойники с на-
клонно расположенными элементами (рис. VI-4, в). В том и другом
случае жидкость из потока пара (газа) выделяется в результате
соприкосновения капель с поверхностью элементов. Однако отвод
отсепарированной жидкости осуществляется по-разному, что и об-
условливает разную картину их работы и различные допустимые
скорости движения газа. В отбойном устройстве из насадки отсе-
парированная жидкость стекает навстречу восходящему потоку
пара, а в отбойниках из вертикально установленных пластин она
стекает по элементам в специальное устройство и далее через
гидрозатвор выводится из системы.
173
В отбойных устройствах из насадки уносимая жидкость прони-
кает в слой насадки и создает на ее поверхности ламинарную
пленку жидкости. Эта пленка стекает на нижние элементы, образуя
там крупные капли, которые отрываются и движутся навстречу
потоку пара. Подобная картина сепарации жидкости наблюдается
лишь до определенных значений нагрузок по пару и жидкости.
Начиная с некоторой скорости пара, жидкость заполняет весь
объем слоя насадки и часть ее уносится с отбойника вместе с ухо-
дящим паром, т. е. возникает вторичный унос жидкости. Нагрузки,
при которых еще нет вторичного уноса
Рнс. VI-5. График для опреде-
лении коэффициента ki урав-
нения (V. 4) прн расчете отбой-
ных устройств.
жидкости, считаются максимально до-
пустимыми, поскольку им соответст-
вует максимальная эффективность се-
парации.
При нормальной работе отбойных
устройств из вертикально расположен-
ных уголков жидкость ламинарной
пленкой стекает по поверхности угол-
ков. По достижении некоторой скоро-
сти пара движение жидкости становит-
ся волнообразным. Затем происходит
срыв пленки с поверхности уголков и
появляется вторичный унос жидкости,
уменьшающий эффективность сепара-
ции. Нагрузки, при которых еще нет
срыва пленки жидкости, считаются ма-
ксимально допустимыми, поскольку
они отвечают максимальной эффектив-
ности сепарации.
Рассмотрим расчет допустимых скоростей газа в свободном се-
чении сепараторов различных типов.
Для сепараторов из насадки с горизонтально расположенными
элементами можно пользоваться уравнением [295] (V. 4).
Коэффициент kit зависящий от количества жидкости в потоке
газа и от физических свойств газо-жидкостной системы, опреде-
ляется по рис. V-3 и рис. VI-5, коэффициент kz характеризует кон-
структивные элементы отбойника.
Для отбойника из различной насадки коэффициент kz можно
определить по уравнению
т f I Д, \°'35
k^V (VL3)
Для отбойника из уголков коэффициент kz определяется по
уравнению
.----/ F \0,35
й2= VqsF2CB (VI. 4)
Если Fp > Есв, в уравнениях (VI. 3) и (VI. 4) отношение этих
величин принимается равным единице.
174
Величину коэффициента А в уравнении (V. 4) можно принимать
равной 0,35—0,4 (нижний предел—для системы газ — жидкость,
верхний — для системы пар — жидкость).
Следует отметить, что в работах других исследователей [326]
для расчета максимальных скоростей газа в свободном сечении
отбойных устройств из вязаной сетки рекомендуются аналогичные
зависимости.
Кроме описанной методики определения рабочей скорости газа
в отбойнике, можно рекомендовать (для контроля) также уравне-
ния других авторов. Для сепаратора из сеток можно пользоваться
следующим уравнением:
w
УРж ~~ Рп
Рп
(VI. 5)
Коэффициент k зависит от условий перегонки и количества
жидкости, поступающей на отбойник и его конструкции. Для стан-
дартного сепаратора (FCB = 0,98 м2/м2, a = 200 м2/м3) при неболь-
шом уносе жидкости на отбойник принимают k = 0,107, для высо-
коэффективного сепаратора (FCB^0,99 мДм2, a 100 м21м2) k —
= 0,152 [94, 327, 328].
Некоторые авторы считают [327, 328], что рабочая скорость
газа в сечении отбойника должна быть на 25% меньше вычислен-
ной по уравнению (VI. 5). Еще более низкие скорости газа реко-
мендуется принимать в следующих случаях [327]:
при высоком вакууме в колонне (меньше 30—40 мм рт. ст.)
или высоком давлении;
при работе с высоковязкими жидкостями;
при работе на сырье, загрязненном механическими примесями;
при работе с вспениваемыми жидкостями или водными раство-
рами, имеющими низкое поверхностное натяжение.
Для вакуумных колонн, в которых остаточное давление превы-
шает 40 мм рт. ст., предельные скорости пара в сечении отбойника
можно определять по рис. VI-6 в зависимости от количества уно-
симой жидкости.
Высокая эффективность сепарации сетчатого отбойника сохра-
няется, если скорость газа не выходит за пределы 30—110% от
оптимальных значений, определяемых по предложенным выше
уравнениям.
Для сепараторов из насадки при наклонном расположении эле-
ментов или самого отбойника допустимые скорости газа, подсчи-
танные по приведенным -выше уравнениям, следует относить также
к сечению отбойника. При этом получается, что в свободном сече-
нии колонны можно допускать значительно большую скорость газа,
чем при горизонтальном расположении отбойника. Таким образом,
наклонные сепараторы следует применять в случаях, когда расчет-
ная скорость газа в сечении сепаратора меньше, чем в свободном
сечении колонны.'
175
К
Следует отметить, что наклонно установленное отбойное устрой-
ство работает нормально только при сравнительно небольшом уно-
се жидкости на отбойник.
Для сепараторов с вертикально расположенными элементами
рабочую скорость газа рекомендуется определять по уравнению
[329]:
4 __________
„ Л/ й'Мрж-Рп)
w = 0,045--р==----- (VI. 6)
<2 го со
е. нг/[ч мг)
Рис. VI-6. Нагрузки, соот-
ветствующие вторичному
уносу жидкости с сетчатого
отбойника вакуумной ко-
лонны при перегонке мазута.
Скорость газа, рассчитанная по этому уравнению, соответствует
величине уноса жидкости после сепаратора, примерно равной
25 мг)м3 газа. Высокая эффективность
сепарации наблюдается в тех случаях,
когда скорость газа не выходит из преде-
лов 80—120% от вычисленных значений.
Данное уравнение было проверено на се-
параторах газовых промыслов.
В сепараторах абсорбционных колонн
расчетная скорость газа должна быть на
30—50% меньше вычисленной по уравне-
нию (VI. 6).
Перепад давления в сепараторах удар-
ного типа обычно невелик. Потерю напо-
ра в отбойнике из колец можно опреде-
лять по уравнениям для расчета сопро-
тивлений сухих и орошаемых наса-
док [257, 320]. Сопротивление сетчатых отбойных устройств
можно рассчитать по специальным уравнениям и графикам
При испытании отбойных устройств из сеток на системе вода —
воздух при общей толщине слоя 100—150 мм потеря напора равна
12—25 мм вод. ст., а при толщине слоя до 300 мм сопротивление
достигает 75 мм вод. ст.
Расчет эффективности сепарации позволяет более обоснованно
принимать высоту отбойного устройства, обеспечивающую желае-
мую степень сепарации.
Высокое извлечение жидкости из потока газа необходимо в тех
случаях, когда унос из аппарата представляет собой прямые по-
тери ценных продуктов (например, абсорберы и контакторы) или
вызывает загрязнение атмосферы (например, при работе с радио-
активными и агрессивными веществами).
Для определения эффективности сепарации отбойных устройств
из насадки можно воспользоваться методом и уравнениями, пред-
ложенными для расчета эффективности сепарации жидкости с по-
мощью сетчатого отбойника [330], выразив общую поверхность про-
волоки в объеме отбойника через удельную поверхность насадки.
176
После несложных преобразований, которые здесь не приводятся,
конечное выражение будет иметь следующий вид:
/ nh \ Я
Е = 1 - 11 - 0,2 Е'\ (VI. 7)
Эффективность сепарации капель жидкости заданного размера
одним рядом насадки отбойного устройства Е' определяется по
рис. VI-7.
Значения безразмерных параметров k и ср на этом рисунке оп-
ределяются по уравнениям
1 Рж^ж
9
g РП^
Нпрж
(VI. 8)
(VI. 9)
Аналогичные зависимости для расчета эффективности сепара-
ции отбойных устройств из насадки приведены также и в более
поздней работе [331].
Для перехода от эффектив-
ности сепарации отбойником
капель жидкости заданного
размера к эффективности сепа-
рации всех капель необходимо
располагать данными о распре-
делении капель уносимой жид-
кости по размерам.
Капли жидкости диаметром
до 5 мк легко взвешиваются
Рис. VI-7. К определению эффективности
сепарации отбойных устройств удар-
ного типа.
и плохо сепарируются из по-
тока газа, однако, как прави-
ло, количество их составляет
не более 10—20 вес. % от об-
щей массы уносимой жидкости. В связи с этим расчет эффектив-
ности сепарации можно проводить, ориентируясь на капли жидко-
сти диаметром от 6—8 мк и выше. При полном извлечении капель
данного размера общая эффективность сепарации отбойным уст-
ройством будет равна примерно 80—90%.
Для отбойных устройств, устанавливаемых в питательной сек-
ции атмосферной и вакуумной колонн, не обязательно иметь очень
высокую эффективность сепарации. Высота отбойника из 10—
15 рядов сеток пли из 10—20 рядов колец Рашига, или из двух,
рядов уголков будет вполне достаточна для почти полной сепара-
ции нелетучих соединений кокса, смол и пр.
Для сепарации жидкости часто применяют специальные аппа-
раты— выносные сепараторы, пустотелые либо с установленными
в них отбойными устройствами (см. рис. VII-14). Метод расчета
таких аппаратов рассматривается в работе [332].
177
Максимально допустимая скорость паров в вертикальном вы-
носном сепараторе рассчитывается по уравнению (VI. 5), в котором
коэффициент k определяется при помощи рис. VI-8 в зависимости
от соотношения расходов отсепарированных потоков жидкость —
пар и их плотностей. При большом количестве жидкости в посту-
пающем потоке пара найденная скорость паров обеспечит остаточ-
ное содержание жидкости в уходящем паре не более 5%. При не-
обходимости более высокой степени сепарации жидкости в вынос-
ном сепараторе следует устанавливать отбойные устройства. Уро-
вень жидкости в сепараторе определяется по максимальному объ-
ему отсепарированной жидкости, накапливающейся в сепараторе в
Рис. VI-8. График для определения коэффи-
циента k уравнения (VI. 5) для расчета макси-
мально допустимой скорости паров в вертикаль-
ном выносном сепараторе.
течение 1—4 мин. Расстояние от уровня жидкости до Фтуцера по-
дачи сырья должно быть не менее 450 мм, а высота сепарационного
пространства— 1200 мм (см. также рис. VII-14). Если отношение
общей высоты сепаратора Н к его диаметру D больше 5, рекомен-
дуется принимать горизонтальный сепаратор. В соответствии с
предложенной методикой расчета [332] диаметр горизонтального
сепаратора можно определить по уравнению
D=2-25]/-f- . (VI. 10)
Максимально допустимая скорость паров w определяется по
уравнению (VI. 5) и рис. VI-8.
3. РАСЧЕТ РАСПРЕДЕЛИТЕЛЕЙ ЖИДКОСТИ И ПАРА
При конструировании распределителей дискретного типа (рас-
пределительные тарелки, желоба, трубчатые коллекторы и пр.)
следует устанавливать определенное количество точек орошения,
приходящееся на единицу площади поперечного сечения колонн,
178
для того чтобы, с одной стороны, иметь равномерное орошение тор-
ца насадки или верхней провальной тарелки и, с другой — не
усложнять конструкцию оросителя [286, 333]. На выбор числа то-
чек орошения существенно влияет способ укладки насадки [334]
(для регулярно уложенной насадки число точек орошения должно
быть значительно больше). В соответствии с высказанными сооб-
ражениями приведем рекомендуемые значения оптимального коли-
чества точек орошения на 1 м2 площади поперечного сечения:
Диаметр колонны, Регулярная Укладка
м уклздка внавал
0,4-0,8 344 20
0,8-1,2 173 20
Больше 1,2 43 . 20
В связи со значительной разницей в количестве точек ороше-
ния, потребном для упорядоченной и неупорядоченной насадок, в
ряде случаев засыпка небольшого слоя колец внавал поверх основ-
ного упорядоченного слоя может улучшить распределение жидко-
сти и повысить эффективность работы насадки.
Для перераспределительных тарелок с раздельным движением
пара и жидкости через различные патрубки допустимые скорости
потоков в патрубках можно принимать в соответствии с рекомен-
дациями по расчету штуцеров (см. гл. IV): для жидкости 0,2—0,6,
для пара 10—30 м/сек при атмосферном давлении.
Площадь одного отверстия трубчатого распределителя опреде-
ляют по уравнению расхода жидкости при истечении через отвер-
стие
Lv^ ^отв (VI. 11)
Коэффициент расхода ц при отношении толщины трубы к диа-
метру отверстия, составляющем 1,3—5, можно принять равным 0,8
[335]; число отверстий п принимается численно равным количеству
точек орошения. Обычно жидкость подается под напором не менее
2—6 м вод. ст. В тех случаях, когда в процессе работы колонны
возможно изменение общего расхода жидкости, принимаются боль-
шие значения напора.
Для размещения отверстий в трубе необходимо задаться рас-
пределением струй жидкости по сечению колонны. Угол, под кото-
рым должны быть расположены отверстия, можно определять из
следующего уравнения [273]:
- 1,45/г, + '02,1/г? + 2,9/г,//1- г2
cig а ------!------------------- (VI. 12)
Высота расположения распределителя над насадкой или тарел-
кой для трубчатого распределителя принимается равной 0,7—1,0 м.
Для распределительных желобов рекомендуются следующие
размеры: ширина не менее 120 мм, высота не более 350 мм; ско-
рость жидкости в желобе не более 0,3 м/сек. Расстояние от прорези
179
до дна желоба и до торцевой стенки должно быть больше ширины
прорези не менее чем в 3 раза. Высота прямоугольной црорези
принимается несколько больше высоты подпора жидкости, опреде-
ляемой из уравнения расхода жидкости через водослив
Ly = [ibnhl y/Sg-Aj (VI. 13)
Число прорезей п принимается равным количеству точек оро-
шения. Распределительные желоба устанавливают на расстоянии
1,2—1,4 м от слоя насадки или от тарелки.
4. РАСЧЕТ ТРУБОПРОВОДА, СОЕДИНЯЮЩЕГО НИЗ
КОЛОННЫ С КОЖУХОТРУБЧАТЫМ ТЕПЛООБМЕННИКОМ
При подводе тепла в низ колонны при помощи выносных кожу-
хотрубчатых теплообменников большое влияние на получение за-
данной циркуляции жидкости оказывает правильный выбор диа-
Рис. VI-9. К расчету потерь напора циркулирую-
щей жидкости:
а — при полной циркуляции остатка; б — при частичной
циркуляции остатка.
метра подводящих трубопроводов. Прямой расчет этих трубопро-
водов довольно сложен, так как, кроме диаметра, требуется еще
определить количество испарившейся жидкости и кратность ее цир-
куляции, вследствие чего такой расчет возможен только с помощью
метода последовательного прмближения.
Ниже приводится упрощенный метод расчета [336—338], преду-
сматривающий проверку сопротивления в принятой схеме подсо-
единения трубопроводов. На рис. VI-9 показаны схемы подсоеди-
нения трубопроводов к теплобменникам при полной и частичной
циркуляции остатка.
Для упрощения примем, что в теплообменнике и трубопроводе,
соединяющем теплообменник с колонной, движется паро-жидкост-
ная смесь. Тогда уравнение, определяющее нормальную работу
всей системы, будет иметь следующий вид:
^жРж ~~ hn, жрп. ж. > ДТ (VI. 14)
180
Высота столбов жидкости hm и паро-жидкостной смеси /1П, ж
приведена на рис. VI-9.
Плотность двухфазного потока пар — жидкость определяется
по уравнению
Рп,4К ~ Рп (1 ЯЖ) + Рж-^Ж (VI. 15)
Объемная доля жидкости в системе определяется по
Рис. VI-10. Объемное содержание жидко-
сти в двухфазном потоке пар—жидкость.
Рис. Vi-П. К определению сопроти-
вления двухфазного турбулентного
потока пар — жидкость.
рис. VI-10 в зависимости от комплекса X
Х = Ш0,9 CM0'5 (jM0'1
\ G / \ рж / \ Рп /
(VI. 16)
где G и L — количества соответственно образовавшегося пара и оставшейся жид-
кости, кг/ч.
Общую потерю напора циркулирующей жидкости можно рас-
сматривать как сумму
ДР = ДР1+ДР2 + ДР3 (VI. 17)
где ДР — сопротивление движению нагретой жидкости на участке АВС (см.
рис. VI-9); ДР2 — сопротивление движению паро-жидкостной смеси на участке
CDE; ДР3 — сопротивление, вызванное различной скоростью движения фаз смеси
на участке CDE.
Сопротивление однофазного потока в трубопроводе ДР] опреде-
ляется по уравнениям гидравлики [339].
Для определения сопротивления двухфазного потока пар —
жидкость можно воспользоваться уравнением [328], которое, как
показывают расчеты, дает удовлетворительную сходимость с экс-
периментальными данными при турбулентном режиме [336, 341,
342]
ДР2 = Ф2ДЛ[ (VI. 18)
где Д_Р2 ~ сопротивление однофазного жидкостного потока на том же участке;
для расчета сопротивления однофазного потока в кожухотрубчатом теплообмен-
нике можно воспользоваться данными, приведенными в литературе [343]; Ф —
параметр, определяемый по рис. VI-11.
181
Последняя составляющая уравнения (VI. 16) определяется сле-
дующим образом:
ДРз [# + (VI. 19)
8 I- ^жРж (1 ~ R.&} р рж J
где L' и G' — количества соответственно жидкой и паровой фаз, проходящие
через поперечное сечение трубопровода в направлении от теплообменника к ко-
лонне, кг/ (лг2 • сек).
Для расчетной проверки уравнения (VI. 14) следует задаться
долей отгона. Обычно максимальное количество жидкости, испа-
ряющейся в кожухотрубчатом теплообменнике, не превышает 25%
общего количества циркулирующей жидкости (G/Z.^ 0,33). На эту
величину следует проверять заданную кратность циркуляции или
сечение трубопровода.
5. РАСЧЕТ ТРУБОПРОВОДА, СОЕДИНЯЮЩЕГО
ПАРЦИАЛЬНЫЙ КОНДЕНСАТОР С ЕМКОСТЬЮ ОРОШЕНИЯ
При размещении парциального конденсатора непосредственно
на нулевой отметке (см. гл. VII) большое значение имеет правиль-
ный выбор-диаметра трубопровода, соединяющего емкость ороше-
ния с конденсатором. Сконденсированная жидкость поступает в
емкость орошения вместе с паром, при этом диаметр трубопровода
должен быть таким, чтобы сопротивление паровому потоку было
минимальным. Режим движения паро-жидкостной смеси должен
быть турбулентным, а не поршневым, так как поршневой режим
приводит к сильному колебанию давления в колонне.
Ниже приводятся проверенные в промышленных условиях урав-
нения для расчета диаметра трубопровода [344]
0,007 Fr > 1,056 - -7- Qn —
Чп + Чж
где
Fr = (и>п + ^ж)2 = о 165 (Qn + <Эж)2
gD ’ D5
(VI. 20)
(VI. 21)
При колебаниях расхода дистиллята следует предусматривать
два трубопровода: основной — с клапаном, который будет откры-
ваться при больших расходах и закрываться при малых, и допол-
нительный; диаметр дополнительного трубопровода рекомендуется
определять из соотношения
(VI. 22)
Расход жидкости через дополнительный трубопровод выби-
рается по минимальному значению расхода дистиллята.
182
6. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ДИАМЕТРОВ ШТУЦЕРОВ
Диаметры штуцеров обычно определяют по допустимой скоро-
сти потока, величина которой изменяется в зависимости от назна-
чения штуцера и фазового состояния потока (в м!сек)'.
Скорость жидкостного потока
на приеме насоса и в самотечных трубопроводах . . , 0,2 —0.6
на выкиде насоса.................................. 1—2
Скорость парового потока
в шлемовых трубах и из кипятильника в колонну (при
атмосферном давлении)............................. 10 — 30
в трубопроводах из отпарных секций..................10—40
в шлемовых трубах вакуумных колонн..................20—60
при подаче сырья в колонну........................30 — 50
Скорость паро-жидкостного потока сырья в колонну в пе-
ресчете на однофазный жидкостной поток...............0,5—1,0
Для колонн, работающих под давлением, расчетная скорость
пара в штуцерах определяется [345] по уравнению
аио
Wp~TF
(VI. 23)
где а«о и Wp—скорости пара при атмосферном и повышенном давлениях соот-
ветственно, м/сек.
При чрезмерно больших диаметрах штуцеров сильно услож-
няется конструкция аппарата; в таких случаях можно уменьшить
диаметры штуцеров, но при этом обязательно надо проверить об-
щее сопротивление потока в штуцере и в трубопроводе.
Рассчитанные по допустимым скоростям потока диаметры шту-
церов должны быть равны диаметрам подсоединяемых трубопро-
водов или меньше их.
При определении диаметра трансферного трубопровода и шту-
церов для подачи сырья в вакуумную колонну допустимый расход
мазута можно определить из уравнения (II. 61), ориентируясь на
перепад, температур между печью и колонной в пределах 10° С и
на величину приведенной длины трубопровода, не превышающую
60—65 м [57].
Определение диаметра технологических трубопроводов по при-
веденным выше минимальным значениям скоростей в ряде случаев
может привести к излишним затратам и перерасходу металла.
В то же время чрезмерное уменьшение диаметров трубопроводов
может привести к ограничению производительности колонны.
В тех случаях, когда потеря давления, в системе не является
решающим фактором, принятый диаметр трубопровода проверяется
с точки зрения оптимальных его размеров на основе технико-эко-
номического анализа.
Диаметры трубопроводов, размеры которых зависят только от
гидравлического сопротивления системы, проверяются на заданные
183
расходы [346]. Например, диаметр трубопровода циркуляционного
орошения на приеме насоса проверяется по формуле
AP^hr-hs (VI. 24)
где ДР — общие гидравлические потери, м.
Аналогичным образом проверяют линии трубопроводов цирку-
ляционного орошения после насоса; линии, по которым продукт из
колонны с большим давлением подается в колонну с меньшим дав-
лением; и, наконец, линии, по которым жидкость самотеком пере-
текает из одного аппарата в другой.
Диаметр трубопровода подачи водяного пара в колонну реко-
мендуется [97] определять по данным, приведенным в табл. IX. 9
Приложений. Чем больше диаметр трубопровода, тем большая до-
пускается скорость пара, чтобы по возможности уменьшить обра-
зование конденсата.
7. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ЕМКОСТИ НИЗА КОЛОННЫ
Емкость низа колонны рассчитывают, исходя из запаса для
5—10-минутной работы насоса в случае прекращения поступления
сырья в колонну. При опасности коксообразования или термиче-
ского разложения нижнего продукта принимают меньшие цифры.-
Расстояние от уровня жидкости в низу колонны до нижней тарелки,
колеблющееся от 1 до 2 м, выбирают таким, чтобы распределение
поступающего из кипятильника пара по сечению колонны было
равномерным; большие расстояния соответствуют колоннам боль-
шего диаметра.
I
Глава VII
ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЕ КОНСТРУИРОВАНИЕ
РЕКТИФИКАЦИОННЫХ И АБСОРБЦИОННЫХ КОЛОНН
1. СПОСОБЫ ОТВОДА ТЕПЛА ИЗ КОЛОННЫ
Жидкостное орошение, необходимое для осуществления процес-
са разделения в ректификационных колоннах, создается в резуль-
тате отвода тепла с верха аппарата. В сложных колоннах тепло
\ может отводиться с верхних частей отдельных секций для создания
в них самостоятельного орошения.
Конструирование узла отвода тепла заключается в выборе спо-
соба отвода тепла или конкретной схемы орошения колонны и
конструктивном оформлении этой схемы.
В промышленности применяют способы отвода тепла с по-
мощью парциального конденсатора, холодного (острого) испаряю-
щегося орошения и циркуляционного неиспаряющегося орошения.
Поскольку каждому способу присущи свои преимущества и недо-
статки, применение их зависит от конкретных условий разделения:
мощности установки, качества и состава сырья и получаемых про-
дуктов.
Рассмотрим более подробно каждую схему орошения колонны
в отдельности.
При отводе тепла при помощи парциального конденсатора
(рис. VII-1, а) лишь часть паров, уходящих из колонны, конденси-
руется и возвращается на верхнюю тарелку в виде флегмы (оро-
шения); остальная часть паров является целевым продуктом (ди-
стиллят). Для того чтобы сконденсированная жидкость стекала
,. самотеком на верхнюю тарелку, парциальный конденсатор уста-
: навливают на верху колонны или непосредственно в корпусе ко-
лонны. В этом случае парциальный конденсатор представляет со-
бой кожухотрубчатый теплообменный аппарат, по трубкам кото-
> рого движется охлаждающий агент, а в межтрубном простран-
... стве — пары дистиллята. При установке парциального конденсатора
| на верху колонны пары дистиллята можно отбирать также и до
| конденсатора, уменьшив паровую нагрузку на межтрубное про-
I странство.
I Известны случаи, когда в качестве парциального конденсатора,
I устанавливаемого на верху колонны, применяли воздушный кон-
денсатор. При этом общая стоимость сооружения узла отвода
185
тепла была несколько меньше стоимости установки кожухотрубча-
того конденсатора с водяным охлаждением [347].
К преимуществам отвода тепла при помощи парциального кон-
денсатора можно отнести следующие: значительное уменьшение
поверхности конденсатора и расхода хладоагента, а также потерь
напора парового потока в конденсаторе и более благоприятные по
сравнению с другими схемами условия регенерации тепла. Кроме
того, парциальный конденсатор осуществляет дополнительное раз-
деление, эквивалентное одной теоретической тарелке.
Недостатками схемы являются интенсивная коррозия паро-
дистиллятного теплобменника, усложнение конструкции колонны
Рис. VII-1. Способы отвода тепла в парциальном конденсаторе при
подаче орошения в колонну:
а —самотеком; б, в, г — насосом; / — колонна; 2 — конденсатор кожухотрубчатого
типа; 3 — конденсатор погружного типа; 4 — емкость орошения; 5 —насос.
и повышение расходов, связанных с установкой конденсатора на
большой высоте и сооружением специальных площадок и стремя-
нок для доступа к нему, а также невозможность надежного регу-
лирования величины флегмового числа (при установке конденса-
тора непосредственно в корпусе колонны).
Отвод тепла при помощи парциального конденсатора, установ-
ленного на верху колонны, применялся раньше вследствие трудно-
сти закачки легких нефтепродуктов на верх колонны. В настоящее
время этот способ применяется лишь для колонн периодического
действия или для непрерывнодействующих колонн небольшой
мощности, т. е. в основном в химической промышленности.
За последние годы разработаны новые схемы отвода тепла при
помощи парциального конденсатора, при которых конденсатор
устанавливается ниже верхней тарелки колонны и подачу ороше-
ния в колонну осуществляют насосом. На схемах, приведенных на
рис. VII-1,5 и в, конденсатор расположен выше емкости орошения.
Диаметр трубопровода (см. рис. VII-1,6), соединяющего емкость
орошения с конденсатором, следует принимать таким, чтобы в нем
186
не было подвисания жидкости. Схема, изображенная на рис. VII-1, в,
позволяет использовать конденсаторы погружного типа и поэтому
легко может быть применена на действующих технологических
установках [348—350].
При использовании горизонтальных емкостей орошения дости-
гается более компактное расположение аппаратов по высоте.
Схему, изображенную на рис. VII-1, б, можно применять в тех
случаях, когда дистиллят получают в паровой фазе и когда жела-
тельно иметь небольшой перепад давления в конденсаторе. Схему,
изображенную на рис. VII. 1, в, рекомендуют применять вместо
схемы с острым орошением. Проведенными расчетами было пока-
зано, что при переходе от острого орошения к этой схеме в ряде
случаев пропускная способность конденсаторов-холодильников по-
вышалась на 34—38% [348]. Однако при конкретном рассмотрении
такой замены необходимо учитывать появление интенсивной кор-
розии теплообменника.
Заслуживает внимания еще одна схема отвода тепла при по-
мощи парциального конденсатора (см. рис. VII-1, г), при которой
его устанавливают непосредственно на земле, т. е. ниже емкости
орошения [351]. Отсюда сконденсированная жидкость транспорти-
руется паром в емкость орошения, откуда насосом подается на
верх колонны. При такой работе особое внимание следует уделять
расчету сечения трубопровода от конденсатора до емкости ороше-
ния, описанному выше. Данная схема орошения рекомендуется для
случаев, когда гидравлическое сопротивление не является лимити-
рующим фактором, т. е. главным образом для колонн, разделяю-
щих углеводородные газы.
Способы отвода тепла при помощи парциального конденсатора
с успехом применяются в тех случаях, когда в качестве охлаждаю-
щего агента используется имеющийся на установке сжиженный
газ (например, в метановой и этановой колоннах), так как при
этом значительно уменьшается расход хладоагента.
При отводе тепла при помощи холодного (острого) испаряюще-
гося орошения (рис. VI1-2, а) пары, уходящие из колонны, полно-
стью конденсируются. Из конденсатора жидкость самотеком по-
ступает в емкость орошения, откуда часть ее насосом подается в
колонну в качестве орошения, а остальная часть используется как
готовый продукт. В ряде случаев в конденсаторе орошения жид-
кость переохлаждается и подается на верхнюю тарелку при тем-
пературе более низкой, чем температура кипения. В данной схеме
обычно используется конденсатор-холодильник погружного типа;
располагается он на уровне, не превышающем 6 м, емкость ороше-
ния — на высоте примерно 4 м. Вследствие простоты конструктив-
ного выполнения и отсутствия интенсивной коррозии оборудования
эта схема получила широкое распространение в нефтепереработке,
где, как правило, применяются колонны большой мощности.
На современных заводах все конденсаторы и холодильники
обычно располагаются на нулевой отметке, т. е. ниже емкости
187
орошения (см. рис. VII-l,a). Такая компоновка оборудования по-
зволяет отказаться от дорогих и громоздких металлоконструкций.
При отводе тепла при помощи циркуляционного орошения
(рис. VII-2, б) часть жидкости забирается насосом с одной из верх-
них тарелок колонны, прокачивается через холодильник и охла-
жденная возвращается на верхнюю тарелку колонны. В резуль-
тате контакта с циркулирующим на верхних тарелках орошением
пары конденсируются и образуют внутреннее жидкостное орошение
в колонне. В этой схеме обыч-
Рис. VII-2. Отвод тепла холодным испа-
ряющимся (а) и циркуляционным не-
испаряющимся (б) орошением:
/ — колонна; 2 — конденсатор погружного типа;
3 — емкость орошения; 4 — насос; 5 —холодиль-
ник погружного типа.
но применяют холодильники
погружного типа; устанавли-
вают их на нулевой отметке.
Для обеспечения нормальной
работы насоса циркуляционно-
го орошения тарелка, с которой
отбирается жидкость, должна
иметь относительно большой
запас жидкости в сливном уст-
ройстве. Преимуществом схемы
отвода тепла при помощи цир-
куляционного орошения явля-
ется наиболее простое кон-
структивное решение размеще-
ния холодильного оборудова-
ния и незначительная его кор-
розия. Недостаток этой схемы
заключается в необходимости
дополнительных энергозатрат
на перекачку большого коли-
чества циркулирующей жидкости, а также применение большего
числа тарелок в колонне из-за уменьшения разделяющей способ-
ности тарелок секции циркуляционного орошения.
Отвод тепла при помощи циркуляционного орошения с верха
колонньк применяется при перекачке высококоррозионного серни-
стого сырья.
Наиболее широко этот способ отвода тепла используется в слож- к
ных колоннах, в частности в атмосферных и вакуумных колоннах .
первичной перегонки нефти; с его помощью создается жидкостное
орошение в отдельных секциях. При нескольких циркуляционных
орошениях по высоте колонны-становится возможным регенериро-
вать тепло для предварительного подогрева исходного сырья и вы- ’
равнивать паровые и жидкостные нагрузки в разных сечениях ко- -
лонны, что, в'свою очередь, позволяет уменьшать диаметр колонны ,
при ее проектировании.
Целесообразно предусматривать не более двух циркуляционных
орошений, так как последующими промежуточными циркуляцион-
ными орошениями регенерируется сравнительно небольшое коли-
чество тепла, усложняется технологическая схема колонны и умень-
189
шаются флегмовые числа в вышерасположенных секциях колон-
ны [352].
В практике нефтепереработки применяется еще комбинирован-
ный способ отвода тепла с верха колонны при помощи острого и
циркуляционного орошения. Комбинированное орошение при пере-
работке сернистой нефти используется в случаях, когда отбирае-
мый сверху ректификат узкого фракционного состава имеет низ-
кую температуру конца кипения.
В абсорберах в настоящее время принята следующая схема
промежуточного охлаждения абсорбента (рис. VII-3, а). Со спе-
циальной глухой тарелки жидкость
стекает самотеком в трубчатый теп-
лообменник, охлаждается в нем и
поступает на нижележащую тарелку
обычного типа. Теплообменники
устанавливают на металлоконструк-
ции колонны непосредственно около
глухой тарелки. В качестве хладо-
агента применяют воду при низкой
температуре (артезианскую, подрус-
ловую и пр.). Можно также исполь-
зовать насосы для прокачки абсор-
бента через теплообменник (рис.
VII-3, б). В этом случае можно
уменьшить расстояние между глу-
хой и нижележащей тарелкой, а
Рис. VII-3. Схемы отвода тепла
из абсорберов:
а —жидкость движется самотеком;
б — жидкость подается насосом; / — хо-
лодильник; 2 — глухая тарелка; 3 — та-
релка обычного типа; 4 — насос.
теплообменник -установить на нуле-
вой отметке. При применении подобной схемы увеличиваются за-
траты на перекачку абсорбента, зато: уменьшаются затраты на
перекачку охлаждающей воды.
2. СПОСОБЫ ПОДВОДА ТЕПЛА В НИЗ КОЛОННЫ
В низ ректификационных колонн подводится тепло с целью
создания восходящего потока паров, так называемого парового
орошения. В промышленности используются в основном три схемы
подвода тепла, отличающиеся различным конструктивным выпол-
нением.
Конструирование узлов подвода и отвода тепла заключается в
выборе конкретной схемы обвязки низа колонны или способа под-
вода тепла и в конкретном конструктивном оформлении этой схемы.
Рассмотрим различные способы подвода тепла в низ колонны.
При применении подогревателя с паровым пространством
(рис.У11-4, а) жидкость с нижней тарелки поступает в емкость
низа колонны и далее самотеком в межтрубное пространство подо-
гревателя. Образующиеся пары возвращаются в колонну под ниж-
нюю тарелку, а часть жидкости стекает через вертикальную пере-
городку подогревателя и отводится как нижний продукт колонны
189
(остаток). При нагреве до 130—150°С в качестве теплоносителя
применяют водяной пар, при нагреве до более высоких темпера-
тур — соляровый дистиллят или дизельные фракции прямой пере-
гонки нефти. При использовании данной схемы для создания паро-
вого орошения в подогревателе с паровым пространством может
быть испарено до 80% подводимой жидкости.
Преимуществами данного способа подвода тепла являются воз-
можность использования стандартной аппаратуры, позволяющей
обеспечить любую поверхность теплообмена путем установки не-
обходимого количества подогревателей, и малое гидравлическое со-
противление каждого потока. Это позволяет обойтись небольшим
Рис. VII-4. Способы подвода тепла в низ колонны:
а — подогреватель с паровым пространством; б, в, а, д — хожухотрубчатые тепло-
обменники {б — с естественной циркуляцией жидкости; в, г — «термосифониые» верти-
кальные и горизонтальные; д — с принудительной циркуляцией жидкости).
объемом жидкости в низу колонны и располагать подогреватель
примерно на той же отметке, что и колонна. Подогреватели с па-
ровым пространством очень гибки в работе, так как допускают
высокую долю отгона.
Недостатком данной схемы является малый запас жидкости за
сливной перегородкой подогревателя.
Подвод тепла с помощью подогревателя с паровым простран-
ством широко применяется в нефте- и газопереработке: например,
в ректификационных колоннах газоразделения, стабилизаторах, в
колоннах вторичной перегонки и т. д.
При использовании кожухотрубчатых теплообменников (см.
рис. VII-4, б — д) большое значение имеет способ их подсоедине-
ния к колонне. Применение той или иной схемы подсоединения за-
висит в основном от способа циркуляции жидкости. При естествен-
ной циркуляции (см. рис. VII-4, б) жидкость с нижней тарелки
самотеком поступает в* межтрубное пространство теплообменника,
частично испаряется в нем и поступает в колонну под нижнюю
тарелку. Теплоноситель (большей частью водяной пар) проходит
через трубки теплообменника. Циркуляция жидкости в системе
обеспечивается разностью давлений между столбом горячей жидко-
сти в трубопроводе, ведущем от колонны к теплообменнику, и стол-
бом паро-жидкостной смеси в межтрубном пространстве теплооб-
менника и трубопроводе, соединяющем теплообменник с колонной.
190
При применении данной схемы можно испарить, например, 25%
циркулирующей жидкости. В случае образования отложений ин-
тенсивность циркуляции следует повысить.
Основное преимущество данной схемы — относительно низкие
капиталовложения. Когда не хватает места для установки горизон-
тальных подогревателей, ставят вертикальные кожухотрубчатые
теплообменники. Такая схема полезна, если нижний продукт ко-
лонны загрязняет поверхность теплообмена. В вертикальных теп-
лообменниках подогреваемую жидкость пропускают через трубки,
так как чистка внутренней поверхности труб теплообменника зна-
чительно проще чистки межтрубного пространства.
Некоторым недостатком вертикальных теплообменников являет-
ся то, что при их применении колонна должна устанавливаться
несколько выше уровня, на котором ее располагают при примене-
нии горизонтальных теплообменников, а также то, что необходимо
ограничиваться только однопоточными теплообменниками.
Интересна схема подвода тепла при помощи так называемого
«термосифонного» вертикального или горизонтального теплообмен-
ника (см. рис. VII-4, в и г). В этом случае только часть жидкости
поступает в теплообменник. Циркуляция жидкости обусловливается
разностью давлений столба жидкости и паро-жидкостной смеси.
По сравнению с теплообменником, изображенным на рис. VII-4, б,
«термосифонные» теплообменники обеспечивают большую гибкость
при регулировке за счет возможного изменения кратности цирку-
ляции жидкости и более высокий коэффициент теплопередачи.
Нормальная работа колонны без захлебывания нижних тарелок
при подводе тепла с помощью кожухотрубчатых теплообменников
зависит от правильного расположения их относительно колонны, от
диаметра подводящих трубопроводов, поэтому потеря напора цир-
кулирующей жидкости и паро-жидкостной смеси подвергается тща-
тельной расчетной проверке.
Циркуляция очень вязких жидкостей через горизонтальный и
вертикальный теплообменники осуществляется с помощью насоса
(см. рис. VII-4, д).
Использование огневого подогревателя или горячей струи об-
условливается необходимостью столь высокой температуры, кото-
рую трудно или практически невозможно обеспечить в обычных
теплообменниках и кипятильниках. В качестве огневого подогре-
вателя обычно применяют трубчатую печь, через которую насосом
прокачивается часть жидкости из низа колонны.
Подвод тепла при помощи огневого подогревателя не находит
широкого применения вследствие опасности термического разложе-
ния продуктов, а также из-за того, что для установки трубчатых
печей требуется больше места и нужны более значительные капи-
таловложения.
Необходимым условием правильного конструктивного выполне-
ния нижней части колонны является организация раздельного дви-
жения жидкости, стекающей с нижней тарелки отгонной части
19J
колонны, и пара, поступающего из Подогревателя под эту тарелку.
При однопоточных тарелках это условие обеспечивается заглубле-
нием сливной планки нижней тарелки в жидкость низа колонны
(см. рис. VII-4); при многопоточных тарелках необходимо приме-
нять специальные конструкции сливных устройств [353].
3. ВНУТРЕННИЕ УСТРОЙСТВА ТАРЕЛЬЧАТЫХ
И НАСАДОЧНЫХ КОЛОНН
В настоящее время большинство конструкций внутренних уст-
ройств ректификационных и абсорбционных колонн достаточно
подробно разработаны специализированными организациями каж-
дой отрасли промышленности, поэтому при проектировании приме-
няют в основном ‘нормализованные или стандартизованные кон-
струкции. В связи с этим нет необходимости подробно описывать
конструкции внутренних устройств, предусмотренные отраслевыми
нормалями и общесоюзными стандартами, а целесообразно отме-
тить только некоторые новые наиболее перспективные конструкции
и остановиться на особенностях технологического конструирования,
имеющих принципиальное значение.
Тарелки с переливными устройствами
Из новых конструкций переливных тарелок наибольший инте-
рес представляют усовершенствованные клапанные и ситчатые та-
релки, а также колпачковые тарелки с низкими колпачками.
Среди клапанных тарелок, имеющих более совершенную кон-
струкцию по сравнению с известными тарелками типа Флекситрей
и Глитч [74], можно отметить целый ряд конструкций [354—361]; из
них некоторые уже получили широкое распространение в промыш-
ленности [354—356, 361].
Клапанные прямоточные тарелки (рис. VH-5, а) имеют более
высокую производительность, обеспечивают низкое сопротивление
потоку газа и малое время пребывания жидкости на тарелке [354].
Тарелки с прямоугольными клапанами [355] (рис. VII-5, б) ха-
рактеризуются высокой производительностью, являющейся след-
ствием более компактного расположения клапанов на плоскости
тарелки, обеспечивающего большую площадь «ухода» или зеркала
барботажа [220].
Комбинированные ситчато-клапанные тарелки с отверстиями
между клапанами [356] и на клапанах [357] также имеют высокую
производительность, обусловленную увеличением площади свобод-
ного сечения и площади «ухода» [365].
Тарелки с вращающимися клапанами [358, 359] (рис. VII-5, в—г)
характеризуются высокой производительностью и эффективностью,
являющейся следствием дополнительной турбулизации потоков.
Тарелки с шаровыми клапанами (рис. VII-5, е) [360] имеют вы-
сокую производительность и создают небольшой перепад давления.
192
Определенный интерес Представляют также клапана, конструк-
ция которых позволяет полностью открывать отверстия или щели
[362, 363]. Один из вариантов конструктивного выполнения такого
клапана показан на рис. VH-5, д.
Для увеличения эффективности массопередачи поверхность кла-
пана можно делать волнистой [364].
Из усовершенствованных конструкций ситчатых тарелок можно
отметить тарелки с выступающими вверх краями отверстий [366,
367); их производительность выше, диапазон устойчивой и высоко-
эффективной работы шире, гидравлическое сопротивление ниже,
Рис. VII-5. Схемы клапанов различных конструкций
в открытом положении:
а — прямоточный клапан; б — прямоугольный клапан; в, г —вра-
щающийся клапан; д — опрокидывающийся клапан; е — шаровой
клапан.
а величина уноса Меньше, чем при обычной конструкции ситчатых
тарелок из плоского листа. При обработанной технологии изгото-
вления подобных конструкций применение их может дать значи-
тельный эффект.
Специально поставленные опыты на ситчатых тарелках показа-
ли, что если диаметр отверстий равен 3—10 мм, он не влияет на
эффективность контакта [368]. Кроме того, подтверждена [369] воз-
можность эффективной и устойчивой работы ситчатых тарелок с
отверстиями малого диаметра в достаточно широком диапазоне
нагрузок при работе на загрязненных продуктах (ректификация
широких фракций с установки каталитического крекинга).
В последние годы широкое распространение (в особенности в
зарубежной практике) получили также колпачковые тарелки с низ-
кими колпачками высотой около 50 мм\ они создают небольшое
гидравлическое сопротивление потоку газа и обеспечивают более
широкий диапазон устойчивой и эффективной работы по сравне-
нию с тарелками с высокими колпачками. Объясняется это тем,
что высота сливной планки на тарелке с низкими колпачками
7 Зак. 1.114 193
равна высоте колпачков, вследствие чего они погружены в
жидкость. В таких условиях градиент уровня жидкости на тарелке
в 2—2,5 раза меньше, чем при обычной конструкции колпачков
[370]. Кроме того, тарелки с низкими колпачками значительно де-
шевле и проще в изготовлении.
При работе в условиях глубокого вакуума тарелка должна об-
ладать следующими конструктивными особенностями: ее рабочая
площадь должна составлять 85—90%, а свободное сечение не ме-
нее 12—15% от сечения колонны; в барботажных устройствах чис-
ло поворотов парового потока следует свести к минимуму; все эле-
менты должны иметь по возможности скругленные формы; уровень
жидкости на тарелке должен быть минимальным. Соблюдение этих
условий обеспечит минимальную потерю напора парового потока
при высокой производительности и эффективности контактного
устройства. Поскольку вакуумные колонны имеют обычно большой
диаметр, к их тарелкам предъявляется также требование высокой
надежности в работе, т. е. уверенности в равномерной и устойчи-
вой работе тарелки по всему сечению.
В настоящее время в вакуумных колоннах чаще всего приме-
няют колпачковые тарелки с низкими колпачками, специально
сконструированные клапанные тарелки с клапанами круглой и
прямоугольной формы [371], а также тарелки с обычными клапа-
нами, закрывающими отверстия в основании тарелки, имеющие
кромки, отогнутые в виде сопла [365]. Рекомендуются также та-
релки с прямоугольными колпачками, расположенными перпенди-
кулярно потоку жидкости. Такие тарелки имеют прорези, отогну-
тые в одну сторону [372]. Испытание подобных тарелок в колонне
диаметром 0,8 и 1 м в условиях вакуумной перегонки показало,
что их производительность превосходит производительность кол-
пачковых тарелок при уменьшении сопротивления, приходящегося
на одну теоретическую тарелку. Учитывая особенности конструк-
ции данной тарелки, можно сказать, что применение их в вакуум-
ных колоннах будет оправдано лишь при малых нагрузках по
жидкости на единицу длины слива, т. е. в колоннах сравнительно
небольшого диаметра.
Весьма перспективной для вакуумных колонн может быть та-
релка, изготовленная из пористого термостойкого пластика, уси-
ленного металлической проволокой с большим количеством отвер-
стий малого диаметра. Диапазон высокоэффективной работы
(п = 4—6) подобной тарелки очень широк при производительности
по пару, составляющей wp°-5 = 6—10, эффективности, равной
70—85%, и гидравлическом сопротивлении, укладывающемся в ин-
тервале 1—1,5 мм рт. ст. [373].
Заканчивая описание новых перспективных конструкций пере-
ливных тарелок, следует остановиться также на струйно-центро-
бежных конструкциях [379—383] и «скоростных» аппаратах с пря-
моточными ступенями контакта [374—378].
194
Струйно-центробежные конструкции контактных устройств пред-
ставляют собой обычные кольцевые пластинчатые или перфориро-
ванные тарелки с кромками отверстий, отогнутыми в одну сторону
(по кругу), с центральным переливом в виде трубы и боковым пе-
реливом по всему корпусу [382—383]. Исследование гидродинамики
и массопередачи На тарелках подобной конструкции, испытывав-
шихся в моделях небольшого диаметра, показывает, что их произ-
водительность в несколько раз превышает производительность
обычных переливных тарелок с перекрестным током фаз [379—381].
Однако для получения высокой эффективности массопередачи на
струйно-центробежных тарелках в промышленных аппаратах сле-
дует устранить поперечную неравномерность потоков [138] в ре-
зультате проведения гидравлического моделирования их работы на
«холодных» моделях.
«Скоростные» массообменные аппараты представляют собой
обычные многоступенчатые противоточные массообменные аппара-
ты с однонаправленным движением фаз на каждой ступени кон-
такта или с так называемыми прямоточными ступенями контакта.
Работа прямоточных ступеней контакта характеризуется тем, что
пары, поступающие на нее, транспортируют всю жидкость на этой
ступени вверх, образуя однонаправленный двухфазный поток. Ско-
рость пара в сечении контактного устройства или его производи-
тельность ограничивается условиями сепарации фаз после их
контактирования. Поэтому реальные величины скоростей газа в ско-
ростных аппаратах могут быть на порядок выше скоростей в аппа-
ратах с обычными ступенями контакта. Существенным недостатком
прямоточных ступеней контакта является непрерывное и довольно
значительное уменьшение эффективности массопередачи при сни-
жении скоростей газа по сравнению с предельными значениями.
Кроме того, у прямоточных аппаратов с фиксированной межфаз-
ной поверхностью при увеличении производительности вес растет
быстрее, чем величина межфазной поверхности, в результате чего
при определенных значениях геометрических размеров затраты
металла и, следовательно, его стоимость на единицу производи-
тельности будут резко увеличиваться.
Рассмотрим теперь следующие принципиальные вопросы техно-
логического конструирования переливных тарелок: выбор высоты
статического уровня жидкости на тарелке и порядок установки та-
релок в колонне.
На основе многолетней практики эксплуатации ректификацион-
ных колонн (сопротивление прорезей плюс подпор жидкости над
водосливом) рекомендуются следующие величины затопления про-
резей колпачковых тарелок, выраженные в мм [202]:
Вакуумная колонна.........................12—40
Атмосферная колонна........................... 25—50
Колонна под средним давлением (до 7 ат) . . ..40—75
Колонна под повышенным давлением (до 35 ат) ..... 50 — 100
7*
195
. Для обеспечения равномерной работы ситчатых тарелок общую
высоту невспененного слоя жидкости следует принимать в преде-
лах 50—70 мм.
Для клапанных тарелок ряд зарубежных фирм рекомендует
принимать высоту сливной планки, равную 50 мм [384], что обес-
печивает высоту статического уровня жидкости на тарелке для
разных колонн в пределах 60—100 мм.
Опыт эксплуатации промышленных колонн, а также специаль-
ные исследования [385] показывают, что при изменении загрузки
колонны, вызывающей внутренние пульсации газо-жидкостной сме-
си на тарелках, качество получаемых продуктов может сильно
меняться. В этом случае для получения продуктов постоянного со-
става во всем рабочем диапазоне изменения нагрузок целесообразно
чередовать в аппарате контактные устройства с разными высотами
сливной планки.
Для стабилизации работы колонн при возможных изменениях
состава и количества исходного сырья предлагается удерживать на
тарелке питания большее количество жидкости по сравнению с дру-
гими тарелками за счет установки более высокой сливной планки
[386].
Весьма важными являются следующие вопросы, связанные с
установкой тарелок в колонне: уплотнение секций тарелок на опор-
ном каркасе и горизонтальность установки тарелок.
В современном отечественном аппаратостроении при установке
в колонне тарелок всех конструкций уплотнение мест соединений
осуществляется при помощи прокладок либо асбестового Шнура
с последующей заливкой соединений жидким стеклом. Особо тща-
тельно надо уплотнять секции тарелок, устанавливаемые в вакуум-
ных колоннах, так как объемные расходы жидкости в них неве-
лики, а также вследствие того, что в колоннах большого диаметра
большое количество соединений. Уплотнение колпачковых тарелок
можно проверять водой. Уплотнение считается хорошим, если за
20 мин уровень жидкости понижается не более чем на 25 мм от
верха сливной планки [202].
Действующими отраслевыми нормалями допускается отклоне-
ние плоскости тарелки от горизонтали (при изготовлении тарелок),
составляющее не более 3 мм на 1 м длины. Некоторые авторы
указывают, что общее максимальное отклонение плоскости тарелки
от горизонтали не должно превышать 6 мм [202]. Допускаемый ма-
ксимальный прогиб балок опорного каркаса в колоннах малого и
среднего диаметра не должен превышать 3 мм, а в колоннах боль-
шого диаметра — 6 мм [202].
Работы различных исследователей показали, что в ряде случаев
можно допустить значительно большую негоризонтальность таре-
лок без заметного уменьшения ее разделяющей способности, [240,
387—389]. Специально поставленные опыты показали, что при боль-
ших расходах жидкости, т. е, главным образом в колоннах, рабо-
тающих под давлением, в абсорберах и десорберах, можно допу-
196
стать отклонение от горизонтальной плоскости, не превышающее
10—12 мм [387].
Рассмотрим особенности технологического конструирования пе-
реливных устройств. На рис. VII-6 приведены различные конструк-
ции переливных устройств. В большинстве случаев применяют
сегментные переливы с прямыми переливными планками. При боль-
ших расходах жидкости для лучшей ее дегазации следует приме-
нять сегментные переливы с наклонными планками, площадь кото-
рых вверху должна быть в 2 раза больше, чем внизу. В колоннах
большого диаметра целесообразно применять арочные переливы,
так как они способствуют более эффективному использованию ра-
бочей площади тарелки. Переливные устройства из труб следует
Рис. VII-6. Конструкции переливных устройств:
а — сегментные с прямыми переливными перегородками; б —сегментные
с наклонными сливными перегородками н заглубленным дном сливного
кармана; в —арочные;- г — из труб; д — сегментные с фигурной перелив-
ной планкой.
применять как можно реже лишь при очень малых нагрузках по
жидкости и когда вся тарелка имеет съемную конструкцию. Тарел-
ка со сливами в виде труб должна иметь сливную планку, распо-
ложенную по хорде; верхняя кромка сливной планки должна быть
расположена в одной плоскости с основанием тарелки.
Большое влияние на работу перелива оказывают также кон-
струкции узлов ввода и вывода жидкости. Узел ввода жидкости на
тарелку должен, во-первых, создавать умеренное сопротивление
перетоку жидкости и, во-вторых, обеспечивать спокойный, равно-
мерный и безударный ввод жидкости. Если необходимо уменьшить
сопротивление перетоку жидкости, то по возможности стараются
не применять затворную перегородку, кромки сливных и перелив-
ных перегородок делать закругленными, а на прямоточных тарел-
ках не предусматривать начальный гидравлический затвор в узле
ввода жидкости.
Для обеспечения равномерного и безударного ввода жидкости
на тарелку можно применять заглубленный сливной карман или
располагать первый ряд барботажных устройств на таком расстоя-
нии, чтобы поступающая жидкость не ударялась о них.
Узел вывода жидкости с тарелки должен, во-первых, обеспечи-
вать равномерный, по возможности безударный слив жидкости и,
197
во-вторых, способствовать дегазации жидкости в переливе. Без-
ударный слив особенно необходим при больших расходах жидко-
сти. В некоторых случаях добиться этого можно при помощи сег-
ментных переливов с наклонными сливными перегородками. Для
обеспечения равномерного слива жидкости верхняя кромка слив-
ной планки не должна сильно отклоняться от горизонтали; при
малых расходах жидкости сливную планку следует делать зубча-
той. При больших или умеренных расходах жидкости применяют
фигурную сливную планку (рис. VII-6, д) [163], благодаря которой
увеличивается длина слива и достигается более равномерное рас-
пределение жидкости по сечению тарелки. На прямоточных тарел-
ках равномерный слив жидкости обеспечивается установкой над
переливом специальных отражателей или более эффективных от-
бойных устройств.
Для отделения пара от жидкости, поступающей в перелив, и
предотвращения выброса жидкости в перелив предлагается [390]
над сливной планкой устанавливать вертикальный сетчатый сепа-
ратор из небольшого количества рядов сеток, имеющего вид про-
должения сливной планки.
На тарелках с перекрестным током газа и жидкости, диаметр
которых меньше 0,8 м, особенно при средних и малых расходах
жидкости, и в колоннах любого диаметра при очень малых расходах
жидкости желательно предусматривать защищенный перелив, т. е.
на некотором расстоянии от сливной планки устанавливать пере-
городку, предотвращающую выбросы паром вспененной жидкости.
При большом диаметре тарелок или при больших расходах
жидкости защищенный перелив заметно уменьшает производитель-
ность аппарата [370]. [
При конструировании переливного устройства не следует пре-
дусматривать опорное кольцо над переливом. Подобная конструк-
ция часто встречается в опытных колоннах или при замене таре-
лок в колоннах, в которых опорное кольцо под тарелку размещено
но всей окружности корпуса колонны.
При конструировании переливного устройства величину началь-
ного гидравлического затвора рекомендуется принимать в соответ-
ствии с данными, приведенными ниже [202]:
Длина пути
жидкости
по тарелке, м
Высота
затвора, мм
1,5
1,5-3,0
3,0
12
25
40
z Максимальное отклонение сливной планки от горизонтали не
должно превышать 3 мм на 1 м длины. В основании сливного
устройства предусматриваются дренажные отверстия диаметром
10—16 мм, площадь которых должна составлять не более 0,01%
от площади сливного кармана.
В заключение рассмотрим ряд принципиальных вопросов, свя-
занных с возможностью увеличения производительности и эффек-
те
тивности аппаратов за счет улучшения конструкции контактного
устройства.
Самым простым и наиболее действенным решением, способ-
ствующим увеличению производительности ректификационных и
абсорбционных колонн, является применение тарелок с большим
свободным сечением. При свободном сечении тарелок порядка 25—
30 % конструкция контактного устройства уже не оказывает за-
метного влияния на производительность колонны [392], т. е. ко-
лонны с разными конструкциями тарелок большого свободного се-
чения будут иметь примерно одинаковую производительность. Про-
мышленные испытания тарелок с большим свободным сечением
показали, что эффективность их остается практически такой же,
как и у тарелок с малым свободным сечением, но диапазон устой-
чивой и эффективной работы заметно уменьшается [392].
Некоторое увеличение производительности ректификационных
колонн, предназначенных для разделения легких углеводородных
газов, очевидно, может быть достигнуто применением специальных
конструкций внутренних устройств с большой площадью перели-
вов (до 40% от сечения колонны), с наклонно расположенными
сливными планками, со специальными устройствами для дегаза-
ции жидкости и другими конструктивными решениями, улучшаю-
щими работу переливного устройства. Однако эффективность приме-
нения указанных конструктивных решений требует их эксперимен-
тальной проверки на реальных средах в аппаратах промышленного
размера. Последнее положение особенно важно, так как для модели-
рования предельных нагрузок минимальный размер аппарата дол-
жен быть не менее 300—400 мм [163]. Однако для большей надежно-
сти следует проводить специально поставленные опыты в колоннах
диаметром не менее 1 м, в которых все размеры перелива и условия
подхода жидкости к переливу будут воспроизведены без искажения.
Производительность вакуумных ректификационных колонн мо-
жет быть увеличена за счет применения конструкций внутренних
устройств, обеспечивающих меньшее гидравлическое сопротивление
паровому потоку и создающих небольшой унос жидкости.
Повышение производительности абсорбционных колонн должно
осуществляться главным образом за счет уменьшения уноса жидко-
сти с верхней тарелки абсорбера и улучшения работы сепара-
ционных устройств, поскольку унос жидкости из абсорбера в линию
сухого газа приводит к потерям абсорбента, а при дополнительном
сжатии газа и к ухудшению работы предназначенных для этого
компрессоров [393]. Кроме того, необходимо также сравнивать фак-
тические нагрузки с предельными, определяемыми захлебыванием
тарелок, так как в абсорберах нагрузки по жидкости обычно в не-
сколько раз больше, чем в ректификационных колоннах.
При работе на пенящихся системах, особенно при низкой тем-
пературе, увеличение производительности достигается главным об-
разом применением антивспенивателей, в качестве которых исполь-
зуются различные силиконы, например полидиметилснликон [394].
199
Эффективность от применения антивспенивателей достигается толь-
ко в случае подачи их в сырье в растворенном или распыленном,
диспергированном, состоянии.
Увеличение эффективности ректификационных и абсорбционных
аппаратов достигается в первую очередь за счет улучшения гидро-
динамической обстановки на контактных устройствах: устранением
различных видов продольной и поперечной неравномерности в их
работе (застойные зоны, байпасные потоки, циркуляционные по-
токи, неравномерное распределение потоков по сечению колонны,
провал жидкости с вышележащей тарелки на нижележащую, унос
жидкости с нижележащей тарелки на вышележащую).
Устранение различных видов неравномерности в работе кон-
тактных устройств, особенно в колоннах большого диаметра, целе-
сообразно проводить на гидравлических моделях [395].
В том случае, когда основное сопротивление массопередаче со-
средоточено в жидкой фазе (ректификация при Л > 1 и большин-
ство процессов абсорбции) увеличение эффективности разделения
на тарелках с заданной длиной пути жидкости может быть достиг-
нуто поперечным секционированием жидкостного потока.'На тарел-
ках из S-образных элементов, на колпачковых и клапанных тарелках
секционирование осуществляется самими контактными устрой-
ствами, при этом один S-образный элемент или один просвет
между двумя рядами колпачков или клапанов примерно соответ-
ствует одной секции полного перемешивания. Поскольку число сек-
ций не должно быть больше пяти-шести (дальнейшее увеличение
мало влияет на общую эффективность контактного устройства),
целесообразно стремиться к тому, чтобы на один поток жидкости
на тарелке приходилось не менее пяти-шести рядов колпачков,
клапанов или S-образных элементов. В связи с этим при не-
большой длине пути жидкости, т. е. в колоннах сравнительно не-
большого диаметра, целесообразно применять колпачки, клапаны
или S-образные элементы уменьшенных размеров [396]. При при-
менении S-образных элементов с размерами, в 2—3 раза мень-
шими по сравнению со стандартными, целесообразна установка от-
бойных устройств, подобных отбойникам ситчатых тарелок [397].
На тарелках, не имеющих специальных контактных устройств, та-
ких как ситчатые, струйные и пр., создают искусственное секциони-
рование жидкостного потока, устанавливая поперечные перегород-
ки; поперечные перегородки рекомендуется устанавливать и на
клапанных тарелках [398—400]. Исследование массопередачи на
секционированных тарелках показывает, что эффективность их уве-
личивается примерно на 20% [401—403].
В том случае, когда основное сопротивление массопередаче со-
средоточено в паровой фазе, что справедливо для большинства про-
цессов ректификации при Х< 1, секционирование жидкостного по-
тока не должно приводить к заметному увеличению эффективности
контактного устройства, поскольку перемешивание жидкости в этом
случае не играет такой существенной роли.
200
Тарелки провального типа
Для увеличения производительности и эффективности тарелок
провального типа необходимо в первую очередь обеспечить равно-
мерное распределение потоков по сечению колонны. Для этого пред-
лагается предусматривать гофрированную поверхность тарелок,
наподобие ситчатых волнистых тарелок (рис. VII-7, б) [404] или
тарелок из просечного листа с кромками отверстий или щелей, ото-
гнутыми в одну или в разные стороны (рис. VII-7, а) [405]. Поверх-
ность тарелок может быть и ступенчатой (рис. VII-7, в). Эксперимен-
тальное определение основных характеристик указанных конструк-
ций показало, что производительность их примерно в 2 раза выше
Рис. VII-7. Усовершенствованные конструкции тарелок проваль-
ного типа:
а —с отогнутыми кромками щелей; б— с гофрированной поверхностью; в —со
ступенчатым расположением листов; г —с двумя зонами контакта; д — с боль*
Шим количеством переливов.
производительности обычных решетчатых тарелок при несколько
лучшей или одинаковой эффективности разделения; такие тарелки
создают небольшое гидравлическое сопротивление и на них удер-
живается невысокий слой вспененной жидкости [406, 407].
Равномерное распределение потоков на противоточном контакт-
ном устройстве типа ситчатой провальной тарелки предлагается
осуществлять секционированием ее на отдельные ячейки с приме-
нением в каждой ячейке своего переливного устройства, не дохо-
дящего до нижележащей тарелки (рис. VII-7, г) [410]. Контакт
пара и жидкости на подобных устройствах осуществляется одно-
временно в барботажном слое у основания тарелки и в стекающих
струях. Гидравлический затвор обеспечивается столбом жидкости,
вытекающей через щели в низу переливного устройства.
Аналогичные конструкции (рис. VII-7, д) применяются также за
рубежом [410а], главным образом в колоннах для разделения угле-
водородных газов, где производительность лимитируется жидко-
стными нагрузками. Экспериментальные исследования и опыт
эксплуатации подобных конструкций показали их высокую эффек-
тивность, а сравнительные расчеты — предпочтительность их
201
применения по сравнению с обычными конструкциями'переливных
тарелок в условиях разделения при повышенных жидкостных на-
грузках.
Для равномерного распределения потоков по сечению решетча-
тых тарелок и, следовательно, для увеличения их эффективности
делают щели разной ширины и располагают их неравномерно по
сечению колонны. На тарелках со щелями разной ширины при ма-
лых нагрузках по газу будут работать главным образом узкие
Рис. VII-8. Решетчатая тарелка с неравномерным расположе-
нием щелей.
щели; по мере увеличения нагрузки в работу будут включаться
остальные щели. Очевидно, вопросы конструирования провальных
тарелок большого диаметра с точки зрения равномерного распре-
деления потоков по сечению колонны должны решаться в резуль-
тате испытания контактного устройства натуральной величины на
специальных стендах на системе вода — воздух. На рис. VII-8 в ка-
честве примера показан общий вид решетчатой тарелки большого
диаметра с неравномерным расположением щелей по плоскости
тарелки, полученный, очевидно, на основе гидравлического моде-
лирования работы этой тарелки на системе вода — воздух.
Значительное улучшение эксплуатационных характеристик ре-
шетчатых и ситчатых тарелок провального типа достигается путем
установки на большинстве (70—80%) щелей или отверстий клапа-
нов прямоугольной или круглой формы [411, 412]. Изучение разде-
лительной способности колонн с провальными тарелками обычной
конструкции, имеющими клапаны, показало, что [411] производи-
тельность, эффективность и диапазон их устойчивой работы увели-
202
чиваются от 20 до 50% при небольшом увеличении гидравличе-
ского сопротивления (от 20 до 40 мм вод. ст.).
Решетчатые тарелки провального типа целесообразно устанав-
ливать в колонне вместе с перераспределителями жидкости, из
расчета — один перераспределитель через каждые 8—10 тарелок,
при этом чем больше диаметр колонны, тем меньшее число таре-
лок должно быть между перераспределителями.
Высокую производительность и низкое гидравлическое сопро-
тивление имеют также тарелки, образованные из вертикально уста-
новленных металлических полос небольшой высоты [406]. Подобные
конструкции успешно применяются за рубежом уже в течение ряда
лет в вакуумных колоннах, а также при очистке и промывке га-
зов [408—409].
Очевидно, наиболее эффективные, надежные и в то же время
простые конструкции контактных устройств будут созданы путем
комбинирования рассмотренных выше способов улучшения кон-
струкций решетчатых и ситчатых тарелок провального типа и та-
релок с переливами.
Насадки
Особенности конструкции внутренних устройств насадочных ко-
лонн обусловлены стремлением к равномерному распределению по-
токов по сечению колонны. С этой целью предлагаются различные
а б 6 г
Рис. VII-9. Конструкции внутренних
устройств насадочных колонн:
/ — удерживающие решетки; 2 — слои на-
садки; 3 ~~ опорные конструкции под на-
садку; 4 — перераспределительные тарелки;
5 — продольные перегородки.
Рис. VII-10. На-
садка' ячеистой
структуры:
/ — секции ячеистой
структуры; 2 — на-
садка.
конструктивные решения: ограничение высоты слоя насадки с уста-
новкой между слоями 'насадки перераспределительных тарелок
(рис. VII-9, а), продольное секционирование по высоте с установ-
кой распределителей жидкости и газа [138, 413] (рис. VII-9, б, в),
заполнение средней части колонны более мелкой насадкой [414],
размещение насадки отдельными слоями, свободное пространство
между которыми примерно равно высоте отдельных слоев насадки
(рис. VII-9, а) [415].
203
Характерным примером нового типа высокоэффективной насад-
ки, сочетающим в себе многие отмеченные выше конструктивные
решения, является насадка ячеистой структуры, показанная на
рис. VII-Ю [416].
В литературе сообщаются положительные результаты примене-
ния насадки, изготовленнойиз отходов штамповки клапанов и уста-
новленной в колонне отдельными слоями по схеме, изображенной
на рис. VII-9, г [417—419]. Применение'указанной насадки в сек-
циях циркуляционных орошений атмосферных и вакуумных колонн
для перегонки нефти и мазута позволило увеличить их производи-
тельность почти в 2 раза по сравнению с колпачковыми тарелками
при получении одновременно высокой эффективности (йЭКв = 0,6 ж)
и низкого гидравлического сопротивления (ДР = 0,35 мм рт. ст.)
на одну теоретическую тарелку. Подобную насадку рекомендуется
применять в колоннах диаметром до 8 м.
При проектировании насадочных колонн следует ограничивать
высоту слоя насадки и принимать следующие максимальные зна-
чения соотношения высоты слоя насадки и диаметра колонны [245]:
Кольца Рашига..................2,5 — 3
Седла Берля и Инталлокс........5—8
Кольца Паля......................5—10
При больших нагрузках по газу и жидкости, когда перепад
давления в колонне больше 40—70 мм вод. ст. на 1 м высоты слоя
насадки, вверху слоя укладывают решетку для предотвращения
вскипания (ожижения) ее элементов. Вес решетки должен нахо-
диться в пределах 50—150 кг/м2 в зависимости от перепада давле-
ния в колонне; большие цифры соответствуют большим перепадам
давления в колонне. Свободное сечение этой решетки не должно
быть меньше свободного сечения слоя насадки.
Для увеличения производительности и эффективности колонны
рекомендуется [420] внутренние стенки ее покрывать волнистым
слоем какого-либо материала.
При плохой изоляции насадочной колонны на внутренних стен-
ках ее конденсируется пар и образующийся конденсат практически
не участвует в массообмене, заметно уменьшая общую раздели-
тельную способность колонны [421]. В связи с этим качество. изо-
ляции насадочных колонн должно быть особенно хорошим.
Каскадные промывные тарелки
Каскадные промывные тарелки различаются, во-первых, по рас-
положению элементов (горизонтальное или наклонное) и, во-вто-
рых, по форме выполнения самих элементов [422]. На рис. VII-11
показаны различные каскадные промывные тарелки, применяемые
в настоящее время в промышленности.
Тарелки сегментные и типа «диск — кольцо» с горизонтальным
расположением элементов (рис. VII-11, а и б) имеют отверстия для
204
прохода жидкости диаметром с/отв —• 8— 10 мм. Размещаются от-
верстия в вершинах равностороннего треугольника с шагом I =
= 2б/ОтВ; при малом числе отверстий их располагают как можно
дальше от края сегмента [423]. Для поддержания определенного
уровня жидкости тарелка имеет борт высотой 50—40 мм. Свобод-
ное сечение выреза составляет не менее 30% от площади сечения
колонны. Расстояние между полками промышленных колонн дол-
Рис. VII-11. Конструкции каскадных промывных тарелок:
I — с горизонтальным расположением элементов; // — с наклонным рас«
положением элементов; а — сегментные; б —типа «диск — кольцо»;
в — полочные.
Более сложные по конструкции полочные тарелки (рис. VII-11, в)
применяют в случаях, когда при других тарелках требуются боль-
шие расстояния между ними [424]. Элементы полочных тарелок не
имеют отверстий; жидкость сливается с них только через зубчатые
сливные планки. Для равномерной работы подобных тарелок в
верхней части колонны.необходимо иметь надежный распредели-
тель жидкости. Свободное сечение для прохода пара через полоч-
ные тарелки принимается таким же, как и для других тарелок. Ка-
скадные промывные тарелки с горизонтальным расположением эле-
ментов применяются главным образом на чистых жидкостях. В ко-
лоннах установок каталитического крекинга, где вместе с паром
увлекается катализатор, применяются тарелки с наклонно распо-
ложенными элементами, которые значительно меньше засоряются
и обеспечивают лучшую отмывку пара от катализаторной пыли.
205
Для уменьшения общей высоты колонн большого диаметра вместо
сегментных тарелок или тарелок типа «диск — кольцо» применяют
полочные тарелки.
Максимальный угол наклона элементов составляет 30°. Осталь-
ные размеры принимают такими же, как и для тарелок с горизон-
тально расположенными элементами.
Отбойные устройства
Отбойные устройства с горизонтальным расположением эле-
ментов из различной насадки, например из колец Рашига, из угол-
ков и сетки, выделяют из
Рис. VII-12. Отбойное устрой-
ство из уголков.
потока газа капли жидкости размером
до 5 мк [425]: при этом эффективность
сепарации в целом ряде случаев до-
стигает 99%.
Для нормальной работы отбойного
устройства из насадки необходимо,
чтобы свободное сечение опорной ре-
шетки было по возможности макси-
мальным и близким к сечению насад-
ки отбойника. В отбойниках можно
успешно использовать и другие извест-
ные типы насадок, имеющие более раз-
витую удельную поверхность, чем коль-
ца Рашига, например кольца Паля, седла и Берля и др. Кроме
того, в аппаратах с невысокими температурами с целью уменьше-
ния веса сепараторов и их удешевления можно также применять
насадки из полимерных материалов.
Уголковый, или жалюзийный, сепаратор (рис. VII-12) состоит
из нескольких рядов уголков, перекрывающих все сечение колонны.
Центральный угол может составлять от 90 до 120°. Расстояние
между уголками принимается из расчета препятствия свободному
проходу потока газа в вертикальном направлении и, следователь-
но, зависит от принимаемого размера уголков. Чем больше размер
уголков, тем меньше их будет в отбойнике. Размер уголков сле-
дует принимать таким, чтобы расстояние между ними составляло
10—15 мм. Отбойник с тремя поворотами или с двумя рядами
уголков обеспечивает достаточно высокую эффективность сепа-
рации, а отбойник с семью поворотами — остаточную влажность
порядка 0,01—0,0010 [426]. Основными недостатками подобных кон-
струкций сепараторов является их сравнительно большая металло-
емкость и высокая стоимость, особенно для колонн большого диа-
метра.
Сетчатый сепаратор (рис. VII-13) представляет собой вязаную
гофрированную сетку из проволоки диа-метром 0,2—0,3 мм, изго-
товленной из легированной стали, размер ячеек 4—5 мм, высота
гофр 8—10 мм. Смежные листы сеток укладываются гофрами пер-
пендикулярно друг другу. Гофры должны быть достаточно жестки-
206
ми и сохраняться в условиях эксплуатации. Рекомендуется приме-
нять вязаную сетку, поскольку она наиболее устойчиво сохраняет
форму и размеры ячеек. С целью облегчения монтажа сепаратор
собирают из отдельных пакетов сеток. В пакете по его высоте
укладывают 10—15 листов сеток, общая высота отбойника состав-
ляет 100—150 мм. Размеры пакетов принимают с учетом возмож-
ностей их транспортировки через люки колонны. Пакеты уклады-
вают на легкий каркас из полосовой и круглой стали. Сверху на
сепаратор помещают также опорный каркас. Положение всего се-
паратора в колонне фиксируется двумя уголками, пакеты сеток
прикрепляются к нижнему опорному каркасу проволокой. Свобод-
ное сечение сетчатого отбойника 0,97—0,98 м21м.2, поверхность про-
волок в объеме отбойника примерно 200 л2/л3, вес 1 м2 сепаратора
с опорным каркасом примерно 20 кг [427]. В настоящее время сет-
чатые отбойники изготавливаются для колонн различного диамет-
ра, вплоть до 12 м [428].
Зарубежный и отечественный опыт эксплуатации вакуумных ко-
лонн с сетчатыми отбойниками свидетельствует о том, что колонны
нормально работают без ремонта в течение 1 — 1,5 года [429—431].
В некоторых случаях для нормальной работы вакуумных колонн
с сетчатым сепаратором требовалась его чистка не менее 2 раз
в год. С целью удлинения межремонтных пробегов сепараторы уста-
навливают на две тарелки выше места ввода сырья [322]; периоди-
чески их промывают через ороситель соляровым дистиллятом, ко-
торый подают в количестве до 15—30 объемн. % на перегоняемый
мазут [430, 432, 433].
В некоторых случаях сетчатые отбойники помещают вне аппа-
рата, т. е. осуществляют сепарацию жидкости в специальных сепа-
раторах. Выносные сепараторы могут использоваться также и при
наличии отбойных устройств в колонне, в этом случае они служат
дальнейшему увеличению эффективности сепарации жидкости. На
рис. VII-14 показаны выносные вертикальные (а) и горизонталь-
ные (б) сепараторы с отбойниками из сетки. Вертикальный сепа-
ратор применяют, когда с потоком газа увлекается до 4 л!мин
жидкости; при больших уносах жидкости применяется горизонталь-
ный сепаратор [322]. Для обеспечения высокой степени сепарации
жидкости, доходящей до 99,9%, рекомендуется устанавливать двух-
ступенчатый сепаратор с расстояниями между отбойниками пер-
вой и второй ступени, равными 3% диаметра аппарата. Верхний
сепаратор изготавливается из сетки с более мелкими ячейками, чем
нижний [434].
При наклонном расположении описанных конструкций отбойных
устройств увеличивается эффективность сепарации, поскольку при
этом допускается большая скорость газа. Наклонно расположен-
ные отбойники из колец Рашига применяются в выносных сепара-
торах (рис. VII-15) [435], сетчатые отбойники —в шаровых скруб-
берах. Угол наклона отбойников обычно составляет 30—45°. Основ-
ным недостатком наклонно расположенных отбойников является
207
Рис. VII-13. Сетчатый отбойник:
общий вид; б— секции; в — насадка; г —возможные схемы вязки сеток.
потребность в большем месте для их установки, особенно в аппара-
тах большого диаметра. Поэтому их применяют в основном в
выносных сепараторах.
В сепараторах из уголков, расположенных вертикально, реко-
мендуют применять жалюзи (рис. VII-16) [329, 436]. Для равно-
мерного распределения газа по элементам сепаратора типа, при-
веденного на рис. VII-16, б, на расстоянии 50—100 мм после сепа-
ратора рекомендуют устанавливать дырчатый лист [329], создаю-
щий дополнительное сопротивление потоку газа. При значительном
удалении выходного штуцера от отбойного устройства свободное
Рис. VII-14. Выносной сепаратор с отбойником из на-
садки или сетки: '
а — вертикальный; б — горизонтальный.
сечение.листа должно составлять 15—25%; отверстия в-этом слу-
чае располагаются равномерно. При небольшом расстоянии до вы-
ходного штуцера следует применять неравномерное расположение
отверстий по площади листа. Длина пути стекания жидкости по
элементам не должна быть более 0,5—1,0 м во избежание возник-
новения вторичного уноса жидкости [329]; в противном случае от-
бойник следует выполнять из секций, высота каждой из которых
не должна превышать 1 м. Отдельные секции должны иметь свои
поддоны, обеспечивающие дренаж отсепарированной жидкости.
Большую эффективность и производительность обеспечивает кон-
струкция жалюзийного сепаратора, изображенная на рис. VH-16, а
[436].
Довольно часто в действующих абсорберах для сепарации уно-
симой жидкости используют несколько верхних тарелок, понижая
место ввода абсорбента в колонну. Не отрицая возможности улуч-
шения в этом случае сепарации жидкости, необходимо отметить,
.209
что колпачковые тарелки могут работать как сепараторы лишь при
обеспечении отвода отсепарированной жидкости, т. е. при удалении
с тарелок сливных планок. При проектировании новых абсорберов
следует иметь в виду, что эффективность сепарации при помощи
тарелок обычной конструкции значительно ниже, чем эффектив-
ность сепарации при помощи специальных отбойных устройств.
Рис. VII-15. Конструкция узла скруб-
бера для сепарации гликоля:
2 — центробежный сепаратор; 2 —отбойник
из колец Рашига; 3 — гидрозатвор.
Рис. VII-16. Отбойные устройства
из вертикально установленных эле-
ментов с расположением пакета на-
садки по окружности (а)_ или пер-
пендикулярно потоку газа (б).
В последние годы для высокрэффективной сепарации мелких
частиц жидкости из потока газа диаметром менее 3 мк успешно
применяют различные пористые материалы: керамику [437], пла-
стики и металлы [438] и стеклянную вату [439]. Сепараторы из по-
ристых материалов конструктивно выполняются, как обычные
сетчатые сепараторы, либо как трубы, в которых одна сторона
заглушена. Допустимые скорости газа в подобных сепараторах зна-
чительно меньше, чем скорости в сепараторах, описанных выше,
а перепад давления значительно больше и доходит до 250 мм вод. ст.;
зато эффективность сепарации очень высока [440—442].
Узел ввода сырья
При подаче сырья в колонну только в паровой или жидкой фазе
конструктивное выполнение узла ввода не вызывает особых затруд-
нений. При подаче сырья в колонну в паро-жидкостном виде узел
ввода имеет некоторые конструктивные особенности.
Конструкция ввода паро-жидкостного сырья в колонну должна
обеспечить хорошую сепарацию фаз и равномерное распределение
паров по сечению колонны. С этой целью в колоннах с однопоточ-
210
ними тарелками ввод сырья осуществляется через один танген-
циально расположенный штуцер. Далее паро-жидкостная смесь по
спирали направляется к центру колонны при помощи вертикально
установленного отбойного листа (рис. VII-17, а), который одновре-
Рис. VII-17. Узел ввода сырья в колонну:
а — с однопоточными тарелками; б — с двухпоточными тарелками.
менно защищает корпус колонны от эрозии. В колоннах большого
диаметра с двухпоточными тарелками сырье вводится двумя по-
токами через тангенциально расположенные штуцера. Далее при
помощи отбойных пластин потоки направляются к центру колонны
навстречу друг другу (рис. VII-17, б). Для улучшения сепарации
жидкости к верхней части верти-
кального отбойного листа можно
приваривать также и горизонталь-
ный отбойник, изготовленный из
просечно-вытяжного листа, с напра-
влением просечки по ходу движения
потока. Установка сплошных отбой-
ных листов нежелательна, так как
при этом нарушается равномерность
распределения пара по сечению ко-
лонны.
Для насадочных колонн предлага- Рис. VII-18. Узел ввода сырья
ется конструкция узла ввода сырья, в насадочную колонну,
изображенная на рис. VII-18 [443],
назначение которой состоит в том, чтобы разделить паровую и
жидкую фазы и распределить жидкость равномерно по сечению ко-
лонны. Устройство состоит из штуцера, расположенного тангенци-
ально по отношению к двум внутренним обечайкам 1 с отбойными
перегородками2, и желоба 3 для сбора отсепарированной жидкости.
В атмосферных и вакуумных колоннах перегонки нефти эвапо-
рационное пространство колонны должно иметь максимально
211
возможный объем, т. е. переливные устройства или переточные
трубы не должны мешать установке распределителей пара и сепа-
раторов жидкости. При наличии бокового отбора жидкости с ниж-
ней концентрационной тарелки переток жидкости из концентра-
ционной части колонны в отгонную осуществляют насосом.
Узлы отбора и подвода жидкости
Конструкция узла отбора циркуляционного орошения или бо-
ковых погонов должна предусматривать достаточную емкость, что-
бы обеспечить нормальную работу насоса, и не должна допускать
Рис. VII-19. Узел отбора жидкости из колонны:
а — с однопоточных тарелок; б — с двухпоточных тарелок; в — с четырехпоточных тарелок.
пропуск паров при больших отборах жидкости. Жидкость отводится
из сливного кармана, заглубленного по сравнению с уровнем та-
релки на 300 мм и более. При применении двух- и четырехпоточ-
ных тарелок жидкость отбирается из кармановхцентральных сли-
вов. При больших расходах боковых погонов над местом отбора
полезно устанавливать перегородку, которая обеспечивает гашение
энергии струи падающей жидкости и способствует тем самым по-
ступлению на прием насоса чистой дегазированной жидкости
(рис. VII-19). В этом случае переливные планки сливного устрой-
ства лучше делать наклонными.
Жидкость, отбираемая в виде бокового погона, обычно посту-
пает в отпарные колонны самотеком через гидрозатвор, образо-
ванный трубопроводом (см. рис. VII-19, б). Как правило, боковой
отбор жидкости должен составлять не более 60% от общего коли-
чества жидкости в колонне, с тем чтобы колебания отборов не
вызывали резкого нарушения работы колонны. Если необходимо
отбирать значительно большее количество жидкости, то лучше от-
качивать весь продукт насосом и возвращать в колонну часть жид-
кости. Такой способ позволит более точно контролировать расход
горячего орошения в колонне при небольшом его количестве.
Для того чтобы обеспечить гарантированное количество флегмы
в колонне с боковыми погонами, можно также отбирать жидкость
со специальной тарелки, имеющей регулятор уровня, что возможно
при отсутствии на этой тарелке барботажа [444]. На рис. VII-20
показан один из вариантов конструктивного выполнения одно- и
двухпоточных тарелок для отбора жидкости.
212
Узел ввода жидкости на промежуточные тарелки может быть
таким же, как узел вывода. При подаче жидкости на верхнюю та-
релку конструкция ввода должна обеспечивать гашение энергии
|струи жидкости, для чего в переливе устанавливают отражатель-
ную пластину (рис. VII-21).
Рис. VII-20. Конструкция однопоточной (а)
и двухпоточной (б) тарелок для бокового
отбора жидкости из колонны:
/ — контактные тарелки; 2— места подсоединения
регулятора уровня; 3 — тарелки для отбора жидко-
сти; 4 — места отбора жидкости.
Рис. VII-21. Узел
ввода жидкости на
тарелку:
1 — отражательная
пластина.
В колоннах, где возможна конденсация водяного пара на верх-
них тарелках, весьма важно выводить воду, так как ее накопление
в сливном кармане может привести к захлебыванию колонны. Кон-
денсация водяного пара может происходить, например, во фрак-
ционирующей части десорбера. Отвод воды наиболее просто можно
Рис. VII-22. Узел отбора воды из колонны:
а —отбор из сливного кармана; б — отбор со специальной та-
Фелки; 1 — зона отстоя.
осуществлять из заглубленного сливного кармана одной из верхних
тарелок. При наличии вспененной жидкости в переливе лучше уда-
лять воду со специальной тарелки, на которой с этой целью преду-
сматривается зона отстоя (рис. VII-22).
Распределительные устройства
для жидкости и пара
Весьма важным узлом в колоннах с тарелками провального
типа и с насадкой является распределительное устройство для жид-
кости.
213
-Л-
Рис. VII-23. Распределительная та-
релка.
—I LqJ I—([jJ 1
ки применяются для
Наиболее часто применяют следующие конструкции распреде-
лительных устройств, обеспечивающие неплохое распределение
жидкости по сечению аппаратов различного диаметра: распредели-
тельные тарелки, желоба, коллекторы, отражатели и центробежные
устройства.
Распределительные тарелки (рис. VII-23) имеют патрубки для
прохода паров.и ниппели для стока жидкости. Для того чтобы пар
проходил только через патрубки,
их делают выше, чем ниппели, и
сверху защищают от стекающей
жидкости козырьками. При не-
больших расходах жидкости нип-
пели имеют боковой срез или про-
рези. Такая конструкция менее
чувствительна к отклонению та-
релки от горизонтального поло-
жения. Распределительные тарел-
насадочных колонн, главным об-
разом с кольцами Рашига, при небольшом изменении жидкостных
нагрузок. Применяют их так же, как и перераспределитель-
ные тарелки, в колоннах с тарелками провального типа и с на-
садкой.
Распределители из желобов довольно просты по конструкции
(рис. VII-24), но требуют особо тщательной установки в колоннах
большого диаметра.
Часто в качестве распределителей
пара и жидкости применяют перфори-
рованные трубы, конструктивно выпол-
ненные либо в виде паука, либо в виде
коллектора (рис. VII-25). Основным их
недостатком является то, что они склон-
ны к засорению, и поэтому применя-
ются только на чистых продуктах. Кро-
ме того, трубчатые распределители ра-
ботают равномерно лишь тогда, когда
для заданного расхода и напора пара
или жидкости правильно выбрана пло-
щадь перфорации. В частности, для
распределителей пара, находящихся в
жидкости, рекомендуется принимать
площадь отверстий, равную 25% от площади поперечного сече-
ния трубы, а отверстия для выхода пара располагать вдоль
нижней образующей трубы [445]. Для жидкости распределители
из труб применяют в случае, если необходимо иметь около рас-
пределителей большое свободное сечение для прохода пара (до
50%).
Отражательные распределители могут (рис. VII-26) с успехом
применяться как для парового, так и для жидкостного потоков.
214
Они отличаются простотой конструкции и высокой производитель-
ностью, мало засоряются и обеспечивают равномерное распреде-
ление потока даже в аппаратах сравнительно большого диаметра.
Рис. VII-25. Распределители из труб:
а —паук; б —коллектор.
Ширина кольцевых каналов в распределителе должна быть равна
8— 10 мм.
Распределители центробежного типа применяют только в хи-
мической промышленности, например для
орошения сернокислотных башен; здесь они
не рассматриваются.
При конструировании распределителей
количество орошающих точек принимает-
ся в соответствии с расчетом или в зави-
симости от диаметра колонны (см.
гл. VI).
Когда штуцер вывода пара из аппарата
расположен выше распределителя жидко-
сти, около него необходимо иметь достаточ-
ную площадь для прохода паров: при на-
садке из колец Рашига — 30%, из седел Инталлокс — 50% и из ко-
лец Паля — 65% от сечения колонны [281].
Рис. VII-26. Отражатель.
Опорные конструкции под насадку
Наиболее часто опорную конструкцию делают в виде решетки
из полос, поставленных на ребро (рис. VII-27). Расстояние между
полосами должно быть не более 0,7 диаметра насадки. Для облег-
чения монтажа вся решетка изготавливается из отдельных секций,
транспортируемых через люки колонны.
В качестве опорной конструкции под насадку не следует при-
менять плиты с отверстиями или ситчатые тарелки, поскольку они
уменьшают производительность колонны.
215
Для высокопроизводительной насадки следует применять, опор-
ные конструкции, выполненные в виде решетчатых волнистых та-
релок провального типа (рис. VII-27) [446, 447].
Для колонн небольших диаметров хорошими опорными кон-
струкциями являются решетка из просечно-вытяжного гофрирован-
ного листа (рис. VII-27, б), из сетки (рис. VII-27, в) и из полос и
прутьев (рис. VII-27,г).
Площадь свободного сечения опорной конструкции под насадку
для отбойного устройства должна быть равна свободному сечению
насадки F; для насадочных колонн она может быть равна 0,757.
Рис. VII-27. Опорная конструкция под насадку:
а — из полос; б — из просечио-вытяжного листа; в —из сетки;
г — из полос и прутьев; д — т.ипа волнистой решетчатой тарелки.
Глава VIII
ПРИМЕРЫ РАСЧЕТА РЕКТИФИКАЦИОННЫХ
И АБСОРБЦИОННЫХ КОЛОНН
1. РАСЧЕТ ТАРЕЛЬЧАТОЙ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ КОЛОННЫ
ДЛЯ РАЗДЕЛЕНИЯ БИНАРНОЙ СМЕСИ
Ниже приводится расчет тарельчатой ректификационной колонны непрерыв-
ного действия для разделения смеси бензол — толуол при следующих исходных
данных. Начальная концентрация бензола в исходном сырье 50 вес.% * (хт —
==0,5). Сырье подается в колонну в паро-жидкостном состоянии; доля отгона
равна 30% (е = 0,3). Содержание бензола в дистилляте у г> — 0,95, в остатке
хя = 0,03. Производительность установки F = 10 000 кг/ч.
Технологический расчет
Схемы колонны
испаряющимся орошением (рис. VHI-1).
Принимаем схему колонны с острым
Рис. VTII-1. Схема -колонны и
температуры внешних потоков.
Давление и температура
Принимаем, что колонна работает под небольшим избыточным давлением,
так как при этом создаются благоприятные условия для конденсации верхнего
продукта и испарения остатка. При небольшом избыточном давлении темпера-
* Здесь и далее концентрации весовые.
218
тура кипения разделяемых компонентов будет мало отличаться от их темпера-
тур кипения при атмосферном давлении. При атмосферном давлении температура
кипения бензола 80,5° С, толуола 110,5° С.
Для преодоления потерь напора парового потока при движении его через
шлемовую трубу и конденсатор принимаем давление в верху колонны несколько
выше атмосферного, например 900 мм рт. ст. Таким образом, кривые равновесия
и изобары будем строить в пределах температур кипения бензола и толуола при
л = 900 мм рт. ст. (0,12 Мн/м2).
Опытные данные и расчетные уравнения для построения этих кривых приве-
дены в соответствующей литературе [4481. Результаты расчетов представлены
в табл. VIII. 1.
Таблица VIII.1
Координаты кривых равновесия и изобар
Температура, °C Давление насыщенных паров, мм рт. СТ. (Мн/м2) Мольная доля бензола Весовая доля бензола
бензола толуола х' У' X У
86 900 (0,12) __ 1 1 1 1
90 1013 (0,135) 408 (0,054) 0,812 0,918 0,787 0,904
95 1155 (0,154) 470 (0,063) 0,628 0,806 0,589 0,780
100 1335 (0,178) 555 (0,074) 0,442 0,655 0,402 0,618
105 1535 (0,205) 650 (0,085) 0,283 0,483 0,251 0,442
НО 1748 (0,233) 755 (0,101) 0,146 0,283 0,127 0,251
116 — 900 (0,12) 0 0 0 0
при t = 90° С
(Рб ~ давление насы-
толуола)
= 0,787
В качестве примера приведем расчеты
щенных паров бензола; рт — давление насыщенных паров
, л-рт 900-408 -
Рб-Рт 1013-408 ’
р'= — х'= 0,812 = 0,918
а л 900
х'Мб 0,812-78
Х~ х'Мб + (1 -х') Мт 0,812-78+ (1-0,812) 92
„ = У'М^ . . _________________0,91S-7S . = о 904
у у'Мб + (1 -у') Мт 0,918-78+ (1 -0,918) 92 ’
При построении кривых равновесия и изобар использованы уравнения, в ко-
торых составы выражены в весовых концентрациях (рис. VIII-2).
Определяем температуры низа и верха колонны: = 114° С, tD = 88° С. Для
определения температуры сырья через точку В проводим линию АВ, тангенс угла
1-е 1-0,3 о „„
наклона которой равен-----—---------—= —2,33, а затем определяем составы .
пара и жидкости в питательной секции колонны: у0 = 0,64; х0 = 0,43. Отклады-
ваем эти значения на графике изобар и определяем температуру сырья tr = 99° С.
Температуру жидкости в емкости орошения, т. е. температуру холодного оро-
шения, принимаем равной 35° С.
Для наглядности найденные температуры обозначены на схеме колонны (см.
рис. VIII-1).
Материальный баланс
Выход дистиллята определяем по уравнению (II. 1):
219
I
Количество остатка равно 4900 кг/ч.
Количество орошения и число теоретических тарелок
Минимальное количество орошения определяем по уравнению (11.34);
0,95 - 0,64 _
«мин- о,64-О,43 “ 1,40
Примем коэффициент избытка флегмы Р = 1,15; в дальнейшем расчете при
определении оптимального коэффициента избытка флегмы проверим: насколько
принятое значение отличается от оптимального.
Рис. VIII-2. Определение температур по-
токов н числа теоретических тарелок в ко-
лонне.
Рабочее флегмовое число
1,15- 1,48= 1,7
Число теоретических тарелок находим графическим путем (см. рис. VIII-2).
Построение производим следующим образом. Через точку С проводим рабочую
I j7
линию верхней части колонны с тангенсом угла наклона - = 0,63. Точку Д
соединяем с точкой Е, характеризующей состав остатка. Далее, между равно-
весной кривой н ломаной линией СДЕ строим ступенчатую линию, количество
ступеней которой и определяет число теоретических тарелок. В результате по-
строения получено вверху 7 и внизу 9 теоретических тарелок, роль одной теоре-
тической тарелки в низу колонны выполняет подогреватель.
Минимальное число теоретических тарелок определяем по уравнению (II. 77)
0,95 0,97
_ g 0,05 ' 0,03
"мин “ lg^4 7,4
Тепловой баланс
По справочной литературе [449] определяем необходимые для расчета тепло-
физические свойства бензола и толуола. Так как теплоемкости бензола и толуола
мало различаются между собой, для упрощения расчетов в качестве их телло-
220
емкостей примем среднее значение, вычисленное по их истинным теплоемкостям
(табл. VIII. 2). >
Таблица VIII.2
Теплофизические свойства бензола и толуола
Компонент Удельная теплоемкость жидкости. ккал/(кг*град), при температуре, °C Теплота испарения при р — 900 мм рт. ст., ккал/кг Температура кипения при р — 900 мм рт. ст., °C
35 88 99 П4_
Бензол 0,423 0,465 0,472 0,485 90 86
Толуол Принятые средние величины теплоем- 0,412 0,453 0,460 0,473 82,5 116
костей 0,417 0,460 0,466 0,479 — —
Тепло орошения определяем по уравнению (II. 58)
d = 1,7 5100 • 89,7 = 778000 ккал/ч
где Л = 0,95 • 90 + (1 — 0,95) §5,5 = 89,7 ккал/кг.
Тепло, отнимаемое в конденсаторе, определяем по уравнению (11.57)
d' = 778000 + 5100 • 89,7 + 5100 (0,46 • 88 - 0,417 • 35) =
= 1367000 ккал/ч (1584 кет)
Определяем приход и расход тепла с материальными потоками
FeHn< i=99 = 10000 0,3 (0,466 • 99 + 0,64 • 90 + 0,36 • 82,5) =
= 400000 ккал/ч (464 кет)
F (1 — е) Нж ;=99 = 10000 • 0,7 • 0,466 • 99 = 323000 ккал/ч (375 кет)
DHX ;=35 = 5 1 00 • 0,417 • 35 = 74400 ккал/ч (86 кет)
/?Т/’Ж^=114 = 4900 • 0,479 • 114 = 268000 ккал/ч (312 кет)
Количество тепла, которое необходимо подвести к низу колонны через ки-
пятильник
В =* 1367000 + 74400 + 268000 - 400000 - 323000 = 986400 ккал/ч (1145 кет)
С учетом тепловых потерь в окружающую среду количество тепла, подво- f
димого в низ колонны, увеличиваем на 10%, т. е. В = 1084600 ккал/ч (1250 кет).
Результаты расчета теплового баланса сведены в табл. VIII. 3.
Количество циркулирующего, холодного орошения
, _ 778 000 _
Лхол ~ 130,2-14,6 ~6730 Кг/Ч
где
Нп t=88 = 0,46 • 88 + 89,7 = 130,2 ккал/кг
Нж <s=35 = 0,417 • 35 = 14,6 ккал/кг
Расход водяного пара на подогрев низа колонны при давлении Р — 3 ат
г 1084600 ,
Вв. п = '—g-j-j- ~ 2120 кг/ч
Расход воды в конденсаторе-холодильнике при разности температур охла-
ждающей воды на входе и выходе из теплообменника Д1 = 20° С
GB = = 68300 кг/ч (68,3 м3/ч)
221
Тепловой баланс колонны
Таблица VIII.3
Подводимое (отводимое) тепло Темпера тура, °C Энтальпия, ккал/кг Расход, кг/ч Количество тепла, ккал/ч (кет)
Приход С сырьем (е = 0,7) В кипятильнике 101 101 134,2 46,8 3 000 7 000 400 000 (464) 323 000 (375) 986 400(1145)
Итого ... Расход С дистиллятом С остатком В конденсаторе 35 114 14,6 54,6 10 000 5 100 4 900 1 709 000 (1984) 74 400 (86) 268 000 (312) 1 367 000(1586)
Итого ... — — 10 000 1 709 400 (1984)
Внутренние материальные потоки
В верху колонны.
L = 1,7 • 5100 = 8680 кг/ч
6 = 8680 + 5100= 13780 кг!ч
Объем паров
Плотность паров
22,4-1 3780 (273 + 88) 760
3600 • 78 • 273 • 900
(-£- = 0,6з)
\ Сг )
= 1,22 м3!сек
13780 о , : з
Рп 3600-1,22 3’ Кг!М
Плотность жидкости [449] р,к = 834 кг/м3.
Объемный расход жидкости
_ 8680
Lv 834
= 10,4 м3!ч
В.низу колонны
L = 8680 + 7000 = 15 680 кг]ч
G = 15 680 - 4900 = 10 780 кг/ч = 1,45
Объем паров
22,4- 10 780 (273 + 114) 760
3600 • 92 • 373 900
= 0,863 м3!сек
Плотность паров
IV / 6V „ - , ,
₽п 3600 • 0,863 = 3,46 Кг,М
222
Плотность Жидкости [449] рж = 803 кг/м?.
Объемный расход жидкости
15680
Lv ~ 803
= 19,5 м3/ч
Принимаем тарелки колпачкового типа.
Гидравлический расчет
Диаметр колонны
Принимаем расстояние между тарелками Н = 400 мм\ последующим расче-
том проверим правильность принятого значения.
Допустимую скорость паров в свободном сечении колонны определяем по
уравнениям (III. 1) — (III. 3)
1 ласк in л 1/ 520 т/ 834-3,1
Л. 0,655-10,4 |/ 3600.1>22]/ зд 9-4
где
С] =520 при 77 = 400 мм (по рис. Ш-3).
смакс = 8,47 • 10~5 [520 - 4 (10 - 35)] = 0,0525
Шмакс = 0,05251/"8343~1"’'- = 0,855 м/сек
Для иижнего сечения колонны
Л-0,655.19,5 ]/ зажК00|863 /- 20.2 -
Смаке = 8,47 • 10-5 [520 - 4 (20,2 - 35)] = 0,049
шмакс = 0,049 1/ -„ - ’ = 0,74 м/сек
г 0,0
Диаметр колонны рассчитываем отдельно для верха и низа
0.7S5-O.S5S = 1,35 м
'’-/дажй-1'22-
В соответствии с нормальным рядом диаметров принимаем диаметр ко-
лонны D = 1,4 м. При расстоянии между тарелками 400 мм данное значение диа-
метра колонны соответствует оптимальным размерам колонны.
Реальные скорости паров будут равны: в верху колонны 0,792 м/сек, внизу
колонны 0,56 м/сек.
Следовательно, при примерно одинаковых физических свойствах пара и жид-
кости по высоте колонны в верхней части ее скорости паров в 1,42 раза больше,
чем в нижней, а нагрузки по жидкости на единицу длины слива в 1,9 раза мень-
ше. Такое распределение нагрузок говорит о том, что условия работы тарелок
будут примерно одинаковые, что и подтверждается, в частности, расчетом диа-
метра колонны. В этой связи все последующие гидравлические расчеты будем
проводить по одному верхнему сечению колонны.
223
Конструкция тарелок
В верху и в иизу колонны принимаем однопоточные разборные тарелки (см.
Приложения, табл. IX. 1). Общая длина слива составляет 1,09 м (8/0 = 0,78);
эффективная рабочая площадь тарелки еЭф = 0,54 ж2/л2; свободное сечение та-
релки 8Св = 0,088 мЦм2; число колпачков на тарелке пк = 49; диаметр колпачка
dK = 0,1 м; шаг колпачков /ш — 0,14 м; относительная длина пути жидкости
Ziti/D = 0,62 (см. рис. III. 10) или г1к = 0,87 м; рабочая площадь тарелки е = 0,7
(см. рис. III-10); расстояние от нижнего обреза колпачка до основания тарелки
10 мм; высоту прорезей принимаем равной 30 мм, затопление прорезей — 40 мм.
Высоту подпора жидкости на тарелке определяем по уравнению (111.31):
ДЛ = 3,0 • 1,02 -9,52/з « 14 мм
' где
10 4
^ = ^ = 9,5
L,. 10,4
&2=1,02 (по рис. Ш-20) при ° 9,1
Высота сливной планки
йп= 10 + 5 + 30 + 40- 14 = 71 мм
Принимаем, что высота сливной планки равна 70 мм, тогда затопление
прорезей составит 39 мм.
Диапазон устойчивой работы тарелки
Для определения диапазона устойчивой работы тарелок построим линию
минимально допустимых нагрузок. Координаты этой линии определяем по
? при nvL <80 Г = ^M---iPn = 0,05
гакеэф^св
npH«pLv=160 Г = 0,12
Для принятой конструкции тарелки число колпачков, приходящееся на 1 м2
рабочей площади тарелки
/ _ 49
0,785- 1,42.0,54
Число рядов колпачков, перпендикулярных потоку жидкости, пр = 6.
224
Подставляя значения п'к, пр и Рсв в комплексы Y и npLv и используя уравне-
ние (III, 13), получим:
т ,,,<> г // , г 0,05 • 59 • 0,54 • 0,088
при Lv <13,3 м Цм • ч) шмин =---------------------= 0,08 м/сек
шмин = 0,218 м/сек
г ОС-7 3// Ч / 0,12-59-0,54-0,088 . 1П| ,
при Др = 26,7 ма](м-ч) ^мии ~---------- о 5-------=0,191 м/сек
1^мин 0,329 м/сек
На основании полученных значений строим линию минимальных нагрузок
(рис. VIII-3); через точки, соответствующие рабочим нагрузкам, проводим ли-
нию АО. Точка пересечения этих прямых с линиями минимально допустимых
нагрузок определяет минимально допустимые нагрузки. Диапазон устойчивой ра-
боты
Следовательно, производительность колонны может быть уменьшена при-
мерно в 3,5 раза без заметного понижения эффективности разделения.
Гидравлическое сопротивление тарелок
Сопротивление сухой тарелкн
2 с /Г) 7Q2 \2
Д^сух = ТЭД (₽) ' ЗЛ = 3315 ММ в°д- СТ-
р„ 072 __ СД2
где по рис. Ш-16 1 = 2,6 при -=А-= 'Чл2 - =1,31.
гпатр 64
Высоту открытия прорезей определяем по уравнению (Ш.30)
, Г 0,000575 _ / ЗЛ Г’
АотКр-756|_—0>004 у 834_31 J -33 леи
где Vnp ~ расход пара на одну прорезь
1 22
Kip = = 0,000575 мА/сек
и ЬУ • оо
т. е. прорезь будет открыта полностью (йпр = 30 мм).
Градиент уровня жидкости определяем по уравнению (III. 32)
6,66- 103- 1,09 - 9,5 - 6!-5
0,65-327(1,5-6-1,4)
I 5
Л°’ + (1,5-6- 1,4)
[70 + 14+10 1)1 Др'5-
L \ /J
= 0
где /с =-g-(140 — 100) = 327 мм; 1Г = -g- (140 — 64) =605 мм.
Решая данное уравнение графическим путем, получим До = 3 мм. При
w j/’ph = 0,792 Кз, I =1,4 по рнс. Ш-21,а получим, что Д/До=1,О8’и, следова-
тельно, Д = 1,08 • 3 =» 4 мм.
Градиент уровня жидкости определяем также по номограмме (см. Приложе-
ния, рис. IX-7): Д =» 7 мм.
Общее сопротивление орошаемой тарелки ДР = 38,4 + (39 + 30 + 3,5) • 0,834 =
= 94 мм вод. ст.
1/28 Зак. 1114
225
Межтарельчатый унос жидкости
Определяем величину коэффициента т по уравнению (III. 40):
- / 19 \ 0,295 , 834 - 3,1 \ 0,425
' т = 5,63- 10 5 {-4т ) f ,„_к| =0,68
0,72- 10-6]
где а =19 дин!см [450] и цп = 0,72 • 10~6 кг • сек/м? [449].
Величина уноса жидкости по уравнению (III. 39)
0,159 (0,052-72- 1,72) / 0,792 \3,7
е ------ ---------5------ ----------- = 0,12 кг кг
400°’9э • 0,42 \ 0,54 • 0,68 /
Рассчитаем величину уноса жидкости в зависимости от комплекса X =
= (Д/G) (Рп/рж)0,5
X = 0,63
о,5 „
| =3,85-10“2
По рис. Ш-8, а при Н = 400 мм и X = 3,85- 10 2 находим, что
2сПред
—= 7,1 • 10~2. В то же время
2 С раб
7+7
Таким образом, имеем
0,792
--- — = 5,72 • 10~2
/ 834-3,1
V 3,1
5,72 -10-2 „„
гЬ —-----------— « 0,8
7,1 • 10-2
е
е + LJG
И, наконец, определяем величину уноса жидкости по рис. Ш-22. Для этого
рассчитаем сначала высоту сепарационного пространства
Нс = 400 - 4 • 72,5 = 100 мм
и величину комплекса мЦетН^)
По рис. 1Г1-8, б
1,2-10 откуда е = 0,086 кг/кг.
W 0,792
етНс 0,7-0,68-0,1 ’
Из рис. Ш-22 следует, что для данного комплекса величина уноса жидкости
должна быть порядка 0,2 кг/кг.
Таким образом, расчет величины уноса жидкости по трем методам дает
значения одного порядка. Сравнение полученных величин уноса жидкости с опти-
мальным значением будет приведено в конце расчета после определения эффек-
тивности тарелок.
Расчет переливного
устройства
Условная высота слоя светлой жидкости
94
' A=70+14+7+w
в переливе
+ 2 «• 204 мм
/ 12 5 \2
где ДРж. п = 250 I з~00 I =2 мм столба жидкости
£ГРасч “ 9-5 (1+ 0,2/0.63) - 12,5 м3/(м • ч)
. 226
Высота вспененного слоя жидкости в сливном устройстве
204
Я = Ti ce' = 314 мм
0,65
где р'=0,65.
Величину вылета ниспадающей струи определием по уравнению (III. 48)
/45-125 \ / 2
У==\ 0,014-3600 ~°'36) У gj (О-4+ 0,07+1,7-0,014-0,314) =0,14 м
Следовательно
‘ 314 мм< 400 + 70 = 470 мм
140 мм< 240 мм
Проведенный гидравлический расчет тарелок показывает, что, принимая боль-
шее значение диаметра колонны по сравнению с расчетным, можно получить не-
который запас по производительности.
Число реальных тарелок
Для определения числа реальных тарелок используем эмпирический метод
расчета по уравнениям (11.265) и (11.266). Однако для иллюстрации приведен-
ных расчетных уравнений определим также к. п. д. по Мерфри для тарелок верх-
ней части колонны.
Предварительно определим физические свойства пара и жидкости при сред-
нем по высоте колонны содержании в них распределяемых компонентов. Соответ-
ствующие величины и расчетные уравнения взяты из справочников [449, 450] и
известных курсов по процессам и аппаратам нефтяной и химической технологии.
Для верхней части колонны
Концентрации бензола в паре и жидкости
0 79 • 78
' Уср = о,79 0 21 = 0’795 хср ’ 0'^24
78 + 92
Масса 1 кмоль
Мер. п = 0,795 • 78 + 0,205 • 92 = 80,8
Масса 1 клолб
Мер. ж = 0,724 • 78 4- 0,276 • 92 = 81,9
Температура /ср = 94°С.
Плотность паров
80,8 • 900 • 273 3
Рн.ср (273 + 94)760-22,4 Кг'М
Плотность жидкости
9ж. ср = 0,724 • 834 + 0,276 • 803 = 829 кг/зг
>/28!
227
Вязкость паров
On. бенз = 0,712 • 10~6 j = 0,96 • 10-8 кгс - сек/м2 — (9,4 • 10~6 « • сек/м2)
\ /
/ QC7 \ 0,89
Рп. ТОЛ = 0.674- 10-8 -5=5- =0,875.10-8 кгс-сек/м2 (8,6.10“6 н • сек/м2)
Цп. ер =------------------777-------- 0,94 • 10-6 кгс - сек/л2 - (9,2 • I О'6 н • сек/м2)
U, I У v>^ 1
0,96-10-8 ' 0,875-10-6
Вязкость жидкости
Цж. СР = 0,724 • 0,275 + 0,276 • 0.283 = 0.277 спз (2,78 - 10-4 н • сек/м2)
Коэффициент относительной летучести
1155 олд
aci,=3 ’470" = 2,46
Коэффициент диффузии бензола в толуоле в паровой фазе
п 0,00155 - 367^ 1 ,1 ЛЛ1._ 2.
" 1,18(lll'/s+134,67s)2 V 78 92 ' Л "
Dn. ср = 0,0147 — (S’'’ = 0,0194 м2!ч
уии \ & t о j
Коэффициент диффузии бензола в толуоле в жидкой фазе
п 0,0278 1 , 1 |П-б 2,
. Вж = г,- . .--г-------ГТУ? I/ 'тД- + 7ГТ- = 8,3.|0 ,и2/ч
/0,277(111 /! + 134,6/з) У 78 92
Ож. ср = 8,3 • IO-8 [1 + 0,0112 (94 - 20)] = 1,53 -10-5 м2!ч
где ____
t- -0.0U2
j/829
Разбивая линию равновесия в пределах концентраций потоков верхней
части колонны на три участка, получим среднее значение тангенса угла на-
клона линии равновесия
1 + 0,69 + 0,5 Л
«ср --------з--------- 0,73
Определим величины Мт и по уравнениям (II. 244) —(II. 247)
zc = 0.042 + 0,19 • 0,07 - 0,0135 • 1,13-3,10’5 + 0,0007 -9,5 = 0.0351 м°!м2
0,0351 • 0,87 • 3600 „ .
тж ----------д-g---------- 11,6- сек г
0,792 .
=1,13 м[сек
дгж = 344(1,53• Ю~5)0,5(0.21 • 1,13-3,1°.5 +0,15) ц,б = 8,8
= (0,776 + 4,57 • 0,07 - 0,238 • 1,13.3,10,5 + 0,03 • 9,5) х
/ 0,94 • 10-6 • 9,8 • 3600 V0’5
Х( 3,1-0,0194 / ~‘'22
228
Определим величины Л1Г и Л1Ж также по уравнениям (II. 248) —(П. 254)
На
= 31.4 1,132 ( оа :3,!-л-, •) + 1,64 • 0,07 + 1,43-0,014 -0,0155 = 0,27 м
\ оо4 — 0,1/
, (41,9+ 189-0,07- 13,5-1,13-3,10-5+ 0,68-9,5)
Лев -------------------------------------------------= 0,042 м
834
0.27-0.042 ,„5
Тп = ' 3600-1713~~ =5,6' ° 4
а = (298 + 715- 1,13-3,10-5-202- 1,132 -3.1 - + 5] б0 . 0,014) X
900-3,1 \7«
834 }
/0,05\М 0,18 \7з
I ‘e'lw) ехр(1,065-71-0,014-
И - 1,24- 1,13-3,1°-5 + 21,6-0,014- 1,13-3,1°-5) = 0,172
.,_0 ,„./0,0194-5,6-10~5 У’5/' 0,27 \ ,
|| NT 2-1350 ^ 314 / ( 0,27-0,042/ ,88
уж = 2-135о(-1^12—Г (.0^.0,172 = 6,56
Для дальнейших расчетов примем меньшие значения чисел единиц пере-
носа в газовой фазе; при этом общая эффективность тарелок снизится
1 _ 1 1,16
Nov 1,22 + 8,38
откуда NOT = 1,04.
Локальный к. и. д. тарелки определим по уравнению (II. 236)
Ev = 1 — ехр (— 1,04) = 0,645
Определим степень перемешивания жидкости.
По уравнению (II. 239)
И Г / 0 1 \ I2
От.ж = 0,3052 1 +0,0441 у2--3 (0,0124 + 0,056-1,13 +
+ 0,0033 - 9,5 + 0,59 • 0,07)2 = 2,25 • 10-3 м^сек
И Критерий Пекле будет равен
I Реж =--------------- =29
2.25 10 3 11,6
И Определим величину комплекса /Л'у
| \Ev=^r 0,645 = 0,745
К v 0,63
8 Зак. 1114
229
По уравнениям (II. 227) и (II. 229) определяем к. п. д. по Мерфри (без
учета влияния уноса и байпасирования жидкости):
. 20,9 /п , 4-0,745 Л п „
Си I+~w—‘г073
Ем 1-ехр [-(0,73 + 20,9)] ехр 0,73-1
^=(0,73 + 20,9)(i;^3 + 20q-+ 0,73(1+^) “ М2
Откуда
Ем= 1,42-0,645 = 0,915
Определим теперь к. п. д. тарелки по уравнениям (II. 265) и (II. 266)
Е = 0,47 (0,277 • 2,46)~0-245 • 0,63°-3 • 1Оо>3‘0,7 = 0,49
Е = 0,316 • О,О88~0,25 • О,О70,25 (—-‘10 5 ’ 9-8'3600_ \ = 0 55
\ 834 • 1,53 • 10~5 /
цж = 0,277 спз = 2,83 -10 5 кг • сек/ж2
Для нижней части
колонны
Концентрации бензола в паре и жидкости
0,64 + 0,03 . „„
1/ср =---j-------- 0,33
хСр = 0,23
<р = 0,26
/ср = 0,367
1Ср=107°С
„ _ 1666 -9 33
“ср - -ууд
Цж. ср = 0,26 • 0,275 + 0,74 • 0,283 = 0,281 спз
I Общий к. п. д. тарелки определяем по уравнению (11.265)
£ = 0,47 (0,281 • 2.33)-0,245 • 1,450,3 • 1О0,3’0,07 = 0,61
Действительное число тарелок в верху колонны
М,= 7/0,49 =15
в низу
Д<2 = 8/0,61 = 13
Высота колонны
Принимаем запас жидкости в низу колонны из расчета в течение работы на-
соса 6 мин (0,1 ч). Объем жидкости в нижней части колонны
V = 19,5-0,1 = 1,95 ,+
и расстояние от уровня жидкости до сварного шва корпуса и днища
4 . 1,95-0,26- 1.43
h 0,785-1.42 = 0,8 М
230
Высота цилиндрической части корпуса аппарата будет равна
Я = 14-0,4+ 12-0,4 + 2-0,6+ 1,0= 12,6 м
Оптимальное флегмовое число
Оптимальное флегмовое число определяем при помощи рис. П-7 и уравнения
(11.44).
Количество тепла, необходимое для конденсации или испарения 1 кг дистил-
пята, можно принять равным теплоте испарения бензола, т. е. 90 ккал/ч.
При использовании водяного пара для подогрева низа колонны затраты на
испарение будут значительно больше, чем на конденсацию, поэтому
с, « — с = з,4 . ю-3 = 6 • 10-4 руб./ч
г 511
где с = 3,4*10“3 руб.[кг — стоимость водяного пара при давлении 3 ат.
При стоимости колонны 5400 руб. и времени амортизации колонны 10 лет
получим
с2 = 10-Т78°Г-Т.4г = 350 РУ6'1^2 ‘ го<5)
Сдоп = 0,855 • 3600 • 3,1 = 9550 кг/(м2 • ч)
4 = 330 • 24 « 8000 ч
Фактор стоимости по уравнению (11.44) будет равен
_ 6-10“4-8000-0,49-9400 с_ ,
F с =----------350------------ 63’5
По рис. (П-7) при /?мин “ 1.48, Л/Мии“7,4 и
Fc = 63,5 получим рОпт=1,15.
Рассчитаем оптимальное флегмовое число также по уравнениям (II. 45)—(II. 47)
5400 _ . „
pk~ 0,785 • 1.42 • 12,2 ~287 руб-'м
с 3,4 • 10 3 „ ,
Pq = — ----gj-j— = 6,75 • 10 руб./ккал
т = 10 • 330 • 24 = 8 • Ю4 ч
Принимаем также следующие значения ряда величин, входящих в уравне-
ние (II. 47), и, ориентируясь на цифры, приведенные в работе [69], получим
ун = 0,9; ао = ад = 31,8 руб.; kD = 260 ккал/(м2 • ч • град)
kR= 1340 ккал/(м2 • ч • град); Д/О = 35°С; A/^ = 53°C
Из уравнений (11.46) и (11.47) находим
. 2-1,15-287-0,4 п .
А' 3600-0,5-0,792-3,1 0,06 руб“11кг
Г 8 - 104 - 6,75 - 10~6 , 2-31,8 2-31,8(1+0,1)] -. , .
Лг“90[ 0,9 + 1340-53 + 260-35 J ”54 руб-' ^кг
54
Ф=адв=900
8*
231
По уравнению (II. 45)
₽-. + /«,S<1.3S-I>
где Л1мин = 7,4; N = 10 при (3=1,5 и р = 10/7,4 = 1,35.
Таким образом, принятое в начале расчета флегмовое число близко к своему
оптимальному значению.
2. ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ КОЛОННЫ
ДЛЯ РАЗДЕЛЕНИЯ СЛОЖНОЙ СМЕСИ
Проведем технологический расчет атмосферной колонны установки произво-
дительностью 6 млн. т’год нефти для разделения ромашкннской нефти горизонта
Di + Du [451].
Схема колонны с обозначением внутренних и внешних материальных пото-
(в т/ч) показана на рис. VIII-4. Потоки показаны без учета водяного пара.
ков
232
На основе опыта эксплуатации аналогичных аппаратов (см. табл. II. 5) рас-
пределим следующим образом количество тарелок по фракциям в концентрацион-
ной части колонны:
Фракция 85—190° С (1-я секция) .... 8 шт.
» 190 —240° С (2-я секция) .... 6 шт.
» 240 —350° С (3-я секция) .... 5 шт.
В секциях циркуляционного орошения примем по 3 тарелки. Таким образом,
при наличии двух циркуляционных орошений общее число тарелок в концентра-
ционной части колонны будет 25. В отгонной части колонны примем 5 тарелок.
Для установки в колонне примем тарелки клапанного типа.
Над местом ввода сырья н над верхней тарелкой установим отбойники из
гофрированной сеткн.
Материальный баланс колонны
Материальный баланс колонны составляем прн помощи кривой НТК нефти
(рнс. VIII-5). Пренебрегая нечеткостью погоноразделения, определяем фактиче-
ский выход отдельных фракций по потенциальному их содержанию в нефти.
Результаты расчетов сведем в табл. VIII. 4.
( Таблица VIII.4
Материальный баланс колоииы
Поток Расход
вес. % на исходную нефть вес. % на загрузку колонны кг!ч
Приход
Отбензиненная нефть 94 100 712 000
Итого ... 94 100 712 000
Расход
Фракция 85—190° С 15,5 16,5 117 500
» 190-240° С 7,5 8,0 57 000
» 240-350° С 17 18,1 129 000
Мазут 54 57,4 408 500
Итого . . . 94 100 712 000
Загрузка колонны определена из расчета
330 рабочих дней в году.
Давление и температура в колонне
Принимаем, что давление в верху колонны равно 1,5 ат (0,147 Мн/м2), а пе-
репады давления на тарелке при максимальных нагрузках составляют: в верху ко-
лонны 7 мм рт. ст. (935 н/м2), в секции циркуляционного орошения 10 мм рт. ст.
(1333 н/м2) и в низу колонны 3 мм рт. ст. (400 н/м2) (см. табл. П.7). Правиль-
ность принятых значений перепадов проверяется последующим гидравлическим
233
расчетом тарелок. Определим абсолютные давления в различных сечениях ко-
лонны:
Под тарелкой №... 3 10 16 20 25 30
Абсолютное давление,
ат (Мн/м2)............ 1,54 1,60 1,66 1,71 1,76 1,8
(0,151) (0,157) (0,162) (0,167) (0,172) (0,176)
Температуру верхнего продукта определяем по прямой ОИ при парциальном
давлении паров этой фракции.
Для определения парциального давления паров верхнего продукта предвари-
тельно задаемся расходом водяного пара в низ колонны в количестве 2% на
сырье
712 500-0,02= 14 250 кг/ч
и в отпарные колонны — также в количестве 2% на отбираемые фракции:
в первую отпарную колонну
57 000-0,02= 1140 кг/ч
во вторую отпарную колонну
129 000-0,2 = 2580 кг/ч
составит 17 970 кг/ч. Характеристика водяного
ат (0,294 Мн/м2), температура t = 350° С.
Общий расход водяного пара
пара: абсолютное давление р = 3
Рис. VIII-5. Кривые НТК н ОИ
нефти и нефтяных фракций,
получаемых в атмосферной
колонне:
Кривые ИТК: / — нефти; 2— фракции
240—350° С; 3- фракции 19(Г—240° С;
4 — фракции 80—190° С. Кривые ОИ:
5, 5а —нефти (Р = I ат и 1,76 ат
соответственно); 6, 6а — фракции
240—350° С (Р = 1 ат и 1,4 ат соответ-
ственно); 7, 7а—фракции 190—240° С
(Р =• 1 ат и 1,69 ат соответственно);
8, 8а — фракции 80—190° С (Р = 1 ат
и 1,73 ат соответственно).
Парциальное давление паров фракции 85—190° С
Л
м1 ,г 117 500:124,5 /пл-7,к лл. , г\
Pi = = 1’5П75007Т24;5+-17 97~Ж ° °'73 " ((W15 Мн/м )
Молекулярный вес паров фракции 85—190° С определен по приближенному
уравнению Воинова.
Температура верхнего продукта 1 = 145° С найдена по рис. VI1I-5. Прямая
ОИ при атмосферном давлении построена при помощи графика Обрядчикова и
Смидович, а поправка на давление сделана по методу Пирумова.
234
Температуру жидкости на тарелках вывода боковых потоков из колонны
определяем в первом приближении по эмпирическому уравнению (1Г. 30); прини-
маем, что температуры фракций, получаемых из отпарных колонн, на 10° ниже
этой температуры. В результате получены следующие температуры (в °C):
Жидкость на 11-й тарелке...... 190
Фракция 190—240 °C............. 180
Жидкость на 17-й тарелке....... 253
Фракция 240 — 350 °C........... 243
Для определения температуры ввода сырья задаемся весовой долей отгона
е = 0,45 (величиной, близкой к отбору светлых, равному 0,426) и по прямой ОИ
при абсолютном давлении Р = 1,76 ат (0,172 Мн/м?) находим i = 330° С (см.
рис. VIII-5). Температуру низа колонны определяем из расчета снижения тем-
пературы сырья на 20°, т. е. t = 310° С.
Ориентируясь на определенные выше температуры, оценим температуры жид-
кости на некоторых тарелках (в °C):
На 3-й тарелке . . 150
» 10-й » . . 185
» 16-й » . , 246
Температуру подаваемого в колонну
ной 60° С.
На 18-й тарелке . . 260
» 20-й » . . 280
циркуляционного орошения примем рав-
Тепловой баланс колонны
Предварительно определим теппофизические свойства всех внешних мате-
риальных потоков (табл. VIII. 5) [50].
Таблица VIII.5
Теплофизические свойства потоков
Поток Молеку- лярный вес Относи- тельная плотность ,20 Темпера- тура. °C Энтальпия, ккал!кг
нх
Отбензиненная нефть . . . 0,90 330 187 240
Фракция 85-190° С . . . 124,5 0,75 145 — 150
» 190-240° С . , . 171 0,82 180 95 —
» 240-350° С . . . 234 0,85 243 132
Мазут . — 0,87 310 175 —
Водяной пар 18 — 350 — 756
То же . 18 —* 145 — 632
Приходные н расходные статьи теплового баланса, за исключением ороше-
ния? приведены в табл. VIII. 6.
Общее количество тепла, которое необходимо отнять орошением:
d = 163 660 — 122 850 = 40 810 тыс. ккал/ч (47 350 кет)
.Количество тепла, отнимаемого первым (нижним) циркуляционным ороше-
нием, найдем в результате совместного решения уравнений материального н теп-
лового балансов для части колонны, заключенной между 17-й и 18-й тарелками
и низом колонны, т. е. по контуру I (см. рис. VIII-4):
di = F [tfu, f + (1 - e) #ж, F] - - L , - #ж, 1) +
+ * (#п, , - #ж, й) + в ("в. и - #в. n, ,) + D3 (#n, 1 - D3)
где индекс 1 относится к сечению между 17-й и 18-й тарелками, 7/в. п — энталь-
пия водяного пара; В — расход водяного пара,
235
Тепловой баланс колонны
Таблица VIII.6
Поток Темпера- тура, °C Энтальпия, ккал!кг Количе- ство, кг/ч Количество тепла, 103«ккал/ч (кет)
Приход Отбензиненная нефть в парах (е = 0,45) .... 330 240 320 000 76 800 (89 300)
в жидкости 330 187 392 000 73 300 (85 200)
Водяной пар 350 756 17 970 13 560 (15 750)
Итого . . . — — — 163 660 (190 250)
Расход Фракция 85—190° С 145 150 117 500 17 600 (20 400)
» 190-240° С 180 95 57 000 5 400 (6 300)
» 240-350° С 243 132 129 000 17 000(19 800)
Мазут 310 175 408 500 71 500 (83 200)
Водяной пар 145 632 17 970 11 350(13 200)
Итого ... — — 122 850(142 900)
Подставляем в приведенное выше уравнение известные величины
dj = 150 100 000 - 712 000 • 203 - Lr (203 - 138) +
+ 408 500 (203- 175) + 14 250 (756-710) + 129 000 (203 - 132)
и после преобразований получаем
« 26 830 000 - 65Li
Примем di = 0,8dMaKc = 0,8-26 830 000 = 21 500 000 ккал!ч (24 900 кет).
При данном количестве отводимого тепла получим Z-i = 82 000 кг/ч.
Количество первого (верхнего) циркуляционного орошения
gi =
21 500 000
158-27
= 164 000 кг/ч
где 158 и 27 ккал/кг— энтальпия первого циркуляционного орошения при 280 и
60° С.
Количество тепла, снимаемого вторым циркуляционным орошением
d2 = 40 810 000 - 21 500 000 = 19 310 000 ккал/ч (22 400 кет)
Количество второго циркуляционного орошения
19310 000 о.о.пп ,
82 = 81 — 27~~ = 358 °°° Кг^
где 81 и 27 ккал/кг— энтальпия второго циркуляционного орошения при 150 и
60° С.
Внутренние материальные потоки
Количество горячей флегмы, стекающей с 3-й тарелки
L =
19 310 000
152-80
= 268 000 кг/ч
где 152 и 80 ккал/кг — энтальпия паров и жидкости при 150° С.
236
Количество паров, поднимающихся с 4-й тарелки
G = 117 500 + 268 000 + 17 970 = 403 470 кг/ч
Количество горячей флегмы, стекающей с 20-й тарелки
, 21500 000 ,7?п.п ,
7 = 214- 157 = 377 °00 Кг/11
,е 214 и 157 ккал/кг— энтальпия паров и жидкости при температуре 280° С.
Количество паров, поднимающихся с 21-й тарелки
G = 712 000 + 377 000 - 408 500+14 250 = 726 250 кг/ч
В результате совместного решения уравнений материального и теплового ба-
лансов по контуру II (см. рис. VIII-4) находим количество жидкости, стекающей
с 16-й тарелки, и пара, поднимающегося с 17-й тарелки. Аналогичным образом
находим нагрузки на 10-ю и 26-ю тарелки. При составлении теплового баланса
по контуру IV температуры жидкости, поступающей на 26-ю тарелку, и пара, ухо-
дящего с этой же тарелки, принимали равными температуре сырья. Доля отгона
в нижней части колонны оказалась равной 93 : 408,5 = 0,227.
Определим флегмовые числа в различных секциях колонны:
1-я секция Ri= 268 : 117,5 = 2,28
238
2-я секция Rt = _ . =1,37 (при условии, что в выносной секции
' 1 1 (“Г” О (
отпаривается до 20% фракции 190 —240° С)
377
З-я секция Д3 = ii7.5 + 57+ 129 = L24
Проверим принятые в начале расчета температуры жидкости на 11-й и 17-й
арелках. Парциальное давление паров фракции 190—240° С на 11-й тарелке
250 ’ 171
р. = 1,61 ----— =0,69 ат (0,0704 Мн/ж2)
Тл‘ + 'Т2+5 + “18
'емпература начала кипения фракции 190—240° С при данном давлении равна
90° С (см. рис. VIII-5); таким образом, полученная температура соответствует
величине, принятой в начале расчета. Парциальное давление паров фракция
40—350° С на 17-й тарелке
123 ’ 234
р( = 1.66 ----57~-- ц7>5-----igj- = 0,4 ат (0,0407 Мн/ж2)
W +ТтГ+ 124,5 + 18
'емпература начала кипения фракции 240—350°С при данном давлении равна
40° С (см. рис. VIII-5). Эта температура уже заметно отличается от принятой ра-
:ее (253°С). Для получения более точных значений температур жидкости на та-
релках отбора боковых погонов было проведено несколько аналогичных расчетов
[ри новых значениях температуры жидкости на 17-й тарелке. Проведенные рас-
четы показали, что фактические температуры жидкости на 11-й и 17-й тарелках
близки к 190 и 240° С соответственно.
Поскольку при данных температурах внутренние материальные потоки ко-
юнны мало отличаются от рассчитанных в первом приближении, они далее не
приводятся.
237
Полученные весовые нагрузки по пару в разных секциях колонны пересчиты-
ваем в объемные и определяем плотность паров. Для третьей секции колонны,
имеющей максимальные нагрузки
/ 117 500 57 000 129 000+ 377 000 14 250/
И \ 124,5 + 171 + 234 + 18 ) Х
X -27?-Г718°и 112000
726 000 3 ,
Рп = ~i 12ооо' = 6’48 кг/м Р» = 660 кг1м
Для усвоения проведенного расчета определим диаметр колонны с клапан-
ными тарелками.
Принимаем, что расстояние между тарелками Н = 800 мм.
По уравнению (III. 3) ____
. .„., 352 000-1/ 1,15.900 п/"б60-4,5Г „„
Л = 0'665 -6ОТ~ И —07 000" У —1Д5— =119
и, следовательно:
Смаке = 8,47- 10“5[ 1,15-900 -4 (65 -35)] = 0.0774
где С] = 900 при 7/= 800 ,и,и (по рис. Ш-З).
По уравнению (III. 1)
шчакс == 0,0774 1/ 66°"°’48 = 0,774 м/сек
У 0,4о
Расчетный диаметр колонны
п 4-112 000
D У 3600-3,14-0,774 71 6 м
Диаметр колонны может быть принят равным 7 м.
Для сравнения отметим, что на действующей установке АВТ производитель-
ностью 6 млн. т/год нефти диаметр атмосферной колонны в средней ее части
также равен 7 м [452].
3. ОСНОВНЫЕ ЭЛЕМЕНТЫ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОГО РАСЧЕТА
ректификационной колонны для разделения
МНОГОКОМПОНЕНТНОЙ СМЕСИ*
Рассчитать число теоретических тарелок в колонне для выделения фракции,
содержащей 95 вес.% изопентана из стабильного бензина; в выделяемой фракции
содержится также н-бутан и н-пентан; в остатке имеется 2,13 вес. % изопентана.
Производительность колонн по стабильному бензину составляет 700 т/сутки.
Состав сырья, вес.%:
Бутан............. 0,4 Циклопентан ... 0,3
Изопентан .... 15,4 Гексан и выше . . 60,4
«-Пентан..........23,5
Сырье подается в колонну в виде кипящей жидкости.
Материальный баланс колонны
Количество получаемой фракции определяем по уравнению (II. 1)
п 0,154-0,0213 „п 1ПП ,
D ~ ' ОДЗ-ДОЗТз ' ’ 700 = 100 T/CyTKU
'* Пример расчета заимствован из книги Нормана [195] и изложен в последо-
вательности, принятой в настоящей работе.
238
Таблица VIII.7
Состав получаемых продуктов
Компонент Дистиллят Остаток
т/сутки вес. % т/сутки вес. %
Бутан 2.8 2,8 — —
Изопентан 95 95 12,8 2,13
л-Пентан 2,2 2,2 162,3 27,02
Циклопентан — 2,1 0,35
Гексан и выше . —. — 422,8 70,5
Итого ... 100 100 600 100
Таблица VIII.8
Материальный баланс колонны
Компонент Молеку- лярный вес мольн. доли Состав кг/ч
вес. % кмоль/ч
Сырье Бутан 58 0,0059 0,4 2,0 116
Изопентан 72 0,18 15,4 62,1 4 480
н-Пентан 72 0,275 23,5 95,3 6 860
Циклопентан 70 0,0036 0,3 1,2 87
Гексан и выше 95* 0,5355 60,4 185,5 17610
Итого ... — 1,0 100 346,1 29 153
Дистиллят Бутан 58 0,035 2,8 2.0 116
Изопентан 72 0,943 95,0 54,8 3 950
н-Пентап 72 0,022 2,2 1,2 90
Циклопентан 70 — —- — —
Гексан и выше 95* — — — —
Итого . . . — 1,0 100 58,0 4 156
Остаток Бутан 58
Изопентан 72 0,0254 0,0213 7,3 530
н-Пентан 72 0,326 0,2702 94,1 6 770
Циклопентан 70 0,0043 0,035 1,2 87
Гексан и выше 95* 0,6443 0,705 185,5 17610
Итого ... — 1.0 100 288,1 24 997
* Средний молекулярный вес гексана и высших углеводородов определен опытным путем.
239
Поскольку, начальные условия разделения соответствуют четкой ректифика-
ции, воспользуемся понятием о двух ключевых компонентах.
Легким ключевым компонентом будет изопентан, а тяжелым — н-пентан.
Компоненты, более летучие, чем легкий ключевой, будут целиком переходить в
дистиллят, а компоненты, менее летучие, чем тяжелый ключевой, — в остаток.
Составы продуктов при заданном распределении изопентана и четком раз-
делении смеси приведены в табл. VIII. 7.
Материальный баланс колонны приведен в табл. VIII. 8.
Температура и давление
Принимаем, что давление в верху колонны равно 2,2 ат (0,216 Мн/м2) и в ни-
зу— 2,5 ат (0,245 Мн/м2). Расчетные температуры верха и низа колонны состав-
ляют 55 и 97° С (табл. VIII. 9). Константы равновесия взяты из книги Багату-
рова [38].
Таблица VIII.9
К определению температур дистиллята и остатка
Компонент В верху колонны t — 55° С В низу колонны /“97° С
У k уФ X k kx
Бутан 0,035 2,19 0,016
Изопентан 0,943 0,985 0,958 0,0254 2,23 0,056
н-Пентан 0,022 0,80 0,027 0,326 1,85 0,604
Циклопентан .... — — —. 0,0043 1,24 0,005
Гексан и выше . . . — — 0,6443 0,536 * 0,345
Итого. . 1.0 — 1,001 1,0 . 1,010
* Средняя величина.
Флегмовое число
Минимальное флегмовое число определяем по уравнениям (11.35) и (11.36).
Результаты расчетов представлены в табл. VIII. 10. Летучести компонентов вы-
числены по отношению к гексану при средней температуре в колонне 71,5° С.
Таблица VII1.1O
Определение минимального флегмового числа по уравнениям (11.35)
и (П.36) при е' = 0
Компонент XF> мольн. доли а ахрЦъ — 0) при
е-=з,8 е = з,э 0 = 3,86
Бутан 0,0059 9,5 0,01 0,01 0,01
Изопентан 0,018 4,20 1,90 2,53 2,24
н-Пентан 0,275 3,45 -2,72 -2,10 -2,32
Циклопентан 0,0036 2,3 -0,005 -0.005 -0,005
Гексан и выше .... 0,5355 1,0 -0,192 -0,185 -0,188
Итого . . . 1,0 — -1,007 + 0,25 -0,263
240
Из выше приведенной табл. VIII. 10 можно сделать вывод о том, что значение
9 находится между величинами относительной летучести ключевых компонентов
изопентана и н-пептана. При помощи интерполяции находим, что 9 — 3,88. По
уравнению (II. 35)
_ 9,5 • 0,035 4,20 • 0,943 3,45 • 0,022
«мин+ - 9 5 _ 3 88 + 4 20 - 3,88 + 3,45 - 3,88 “ 2,3
^?МИИ = 1 1>3
Принимаем, что действительное флегмовое число R — 31,3 [195].
Число теоретических тарелок
Вначале число теоретических тарелок определим с помощью эмпирического
метода. Минимальное число теоретических тарелок
7 94,3 32,6 \
N gU,2 ' 2,54j
"миа~ 1g 1,217
величину 1,217 — относительную летучесть изопентана (по отношению к н-гген-
тану) находят как среднее геометрическое от летучестей компонентов в верху и
в низу колонны (см. табл. VIII. 9).
/ 0,985 2,23 \°<
a=l-0^-T85) =i’2!7
Определяем параметр
R 7?мин ___ 31,3 11,3
/?+1 ~ 31,3+1
По рис. П-14
N — Nмин _ а о
N + 1 “ ’
или
откуда N = 40.
Теперь определим число теоретических тарелок методом «от тарелки к та-
релке». Расчет проводится по уравнениям (11.98) — (11.100) при условии постоян-
ства мольных потоков и коэффициентов относительной летучести по высоте ко-
лонны.
Для отгонной части колонны
Расход паров
G = (I? + 1 )£) = 32,3 • 58 = 1870 кмоль/ч
Расход жидкости
L = Q + R = 1870 + 288,1 = 2158,1 кмоль/ч
~ = 0,868
Уравнение рабочих линий
хл+1 ==0-868^ + °'132хЛ
241
Таблица VIII.11
Составы пара и жидкости иа тарелках отгонной части колонны
Компонент Кипятильник Тарелка
1-я
X ах У X ах У
Изопентан 0,0254 0,0303 0,055 0,0504 0,061 0,084
я-Пентан 0,324 0,324 0,595 0,564 0,564 0,7735
Циклопентан .... 0,0043 0,0038 0,007 0,0066 0,004 0,0055
Гексан 0,6443 0,187 0,343 0,379 0,100 0,137
Итого ... 1,0 0,5451 1,0 1,0 0,729 1,0
Тарелка
Компонент 2- Я 3-я 4- я
X У X У X У
Изопентан 0,075 0,104 0,093 0,122 0,109 1,141
н-Пентан 0,716 0,824 0,759 0,829 0,760 0,817
Циклопентан .... 0,005 0,004 0,004 0,003 0,003 0,002
Г ексан 0,204 0,068 0,144 0,046 0,128 0,040
Т ар ел к а
Компонент 5-я 6-я 7 Я
X У X У X У
Изопентан 0,126 0,161 0,143 0,182 0,161 0,203
н-Пентан 0,752 0,800 0,738 0,780 0,720 0,760
Циклопентан .... 0,002 0,002 0,002 0,002 0,002 0,001
Г ексан 0,120 0,037 0,117 0,036 0,117 0,036
Т а р е л к а
Компонент 8-я 9-я 10 Я
X У X У X У
Изопентан 0,179 0,227 0,200 0,251 0,221 0,276
н-Пентан 0,702 0,736 0,631 0,712 0,661 0,688
Циклопеитан .... 0,002 0,001 0,002 0,001 0,002 0.001
Гексан ....... 0,117 0,036 0,117 0,036 0,116 0,035
242
Продолжение табл. VI 11.11
Компонент Та л к а
11'Я 12-я 13-я
X У X У X У
Изопентан 0,243 0,302 0,265 0,328 0,288 0,355
н-Пентан 0,639 0,662 0,617 0,636 0,594 0,609
Циклопентан .... 0,002 0.001 0,002 0,001 0,002 0,001
Гексан 0,116 0,035 0,116 0,035 0,116 0,035
Тарелка
Компонент 14 Я 15 Я
X У X У
Изопентан 0,311 0,382 0,335 0,441
н-Пентан 0,571 0,582 0,547 0,554
Циклопентан .... 0,002 0,001 0,002 0,001
Гексан 0,116 0,035 0,116 0,034
Для каждого компонента получим следующие уравнения:
Компонент
Изопентан . .
н-Пентан . .
Циклопентан
Гексан . . .
XR xn+i
0,0254 0,868z/„ + 0,0034
0,326 0,868z/„ +0,0432
0,0043 0,868y„ + 0,00057
0,6443 0,868yra + 0,0854
Результаты расчетов составов пара и жидкости методом «от тарелки к та-
релке» по полученным уравнениям и уравнениям равновесия приведены в
табл. VIII. 11.
На 15-й тарелке отношение концентрации легкого ключевого компонента
в жидкости к сумме концентраций обоих ключевых компонентов равно
0,335 : (0,335 + 0,547) = 0,38. Отношение концентраций этих же компонентов в
сырье довольно близко к этой величине и равно 0,395. В связи с этим 15-ю та-
релку принимаем за тарелку питания.
Для концентрационной части колонны
Расчет числа теоретических тарелок проводим, начиная с верхней тарелки.
Предполагается, что состав пара, покидающего верхнюю тарелку, н состав верх-
него продукта одинаковы.
Расход жидкости
L = Q - D = 1870 - 58 = 1812 кмоль/ч.
L/G = 0,969
Уравнение рабочих линий
у , = 0,969* + 0,031*_
sn-l п ' ’ D
243
Для каждого компонента получим следующие уравнения:
Компонент хд 1
Бутан................ 0,035 0,969хга + 0,0011
Изопентан .... 0,943 0,969хл + 0,0292
н-Пентан .... 0,022 0,969х„ + 0,00068
Циклопентан . . 0 0,969хга
Гексан................. 0 0,966хге
В табл. VIII. 12 приведены составы пара и жидкости для трех верхних та-
релок.
Таблица V111.12
Составы пара и жидкости на верхних тарелках концентрационной
части колонны
Компонент Тарелка
п п — 1 п — 2
У Д/а X У X У X
Бутан 0,035 0,013 0,016 0.017 0,008 0,009 0,004
Изопентан 0,943 0,766 0,957 0,956 0,959 0,958 0,956
н-Пентан 0,022 0,022 0,027 0,027 0,033 0,033 0,040
И-т ого ... 1,0 0,801 1,0 1,0 1,0 1,0 1,0
(п— 2) тарелке
его на оставшихся нижних тарел-
ках можно пренебречь. Вычисления со-
ставов пара и жидкости на нижних та-
релках концентрационной части колонны,
начиная с тарелки питания, показывают,
что уже на 18-й тарелке содержание
высококипящих компонентов становится
незначительным (табл. VIII. 13).
Поэтому смесь, находящуюся выше
18-й тарелки, можно рассматривать как
бинарную. В связи с этим расчет числа
теоретических тарелок колонны в пре-
делах изменения концентраций изопен-
тана в парах от 0,524 до 0,958 про-
водим графически как для бинарной
смеси изопентана и н-пентана (рис.
Из таблицы видно, что мольная доля бутана в жидкости на
составляет всего 0,004, поэтому содержанием
Рис. VIII-6. Определение числа тео-
ретических тарелок для концентра-
ционной части колонны.
VIII-6).
Из рисунка видно, что для
таких
пределов концентраций требуется 21,5
Рассчитаем минимальное флегмовое
методу Львова — Серафимова,
теоретической тарелки.
Таким образом, общее число теоре-
тических тарелок в колонне равно 18 +
+ 21,5 + 3 = 42,5. Сырье подается в ко-
лонну на 15-ю тарелку.
число и число теоретических тарелок по
244
Таблица VH1.13
Составы пара и жидкости для трех нижних тарелок
концентрационной части колонны
Компонент Тарелка
15-я 16-я 17-я 18-я
У ах X X У X У X
Изопентан 0,411 0,394 0,480 0,452 0,436 0,489 0,475 0,524
«-Пентан 0,554 0,570 0,570 0.5383 0,5548 0,508 0,522 0,475
Циклопентан 0,001 0,001 0,0007 0,0007 0,0007 0,0005 0,0005 0 0303
Гексан 0,034 0,035 0,010 0,009 0,009 0,0023 0,0024 0,0307
Итого . . . 1,0 1,0 1,0607 1,0 1,0 1,0 1,0 1,0
Минимальное флегмовое число для определяющей пары изопентан — н-пен-
тан находим по уравнениям (11.37) — (11.42)
х °-943 .................007S
xD,i-k 0,943 + 0,022 '
х =----------9:. * 8-= о 39§
xF,i-k 0,18 + 0,275 '
= _ 0|025_4____= о 0724
i~k 0,0254 + 0,326
, 1,215-0,396
yF.i-k (1,215 — 1) 0,396 + I = 0,444
4 2
3+5= 1,215
77 = 2.26
“-а-тйг-276
С 0,978 _ 0,604
g \ 0,022 ‘ 0,396
1g 1,215
2,2621,5 • 0,943 + 2,7625,5 0,022 = [ од5
0,035 + 2,2621,5 • 0,943 + 2.7621’5 • 0,022
/ 0,978 - 0,444 \ 1
к 0,444 — 0.396 ) 1,035 " 10,Ь
Определяем величины Zn, ср н Zm, ср по уравнениям (П.104), (II. 105)
7 . 0,943 + 0,022 „ о.
1,035 ' +0254 + 0+26 = 2,94
г», ср °—3|-+-‘ =1,017
Zm. ср = ——^±— = 1,97
= 21,5
Z !------------------
(0,943 + 0,022)
245
Уравнения рабочих линий получим нз выражений (11.106) и (11.107), приняв,
что рабочее флегмовое число Я = 31,3.
Для верхней части колонны
1,017-31,3 0,978
yi~k~ 1,017-31,7+1 Xi~k + 1,017-31,3+1
илн
yi-k = 0,97xi_k + 0,0297
Для нижней части колонны
1,97 (31,3 + 5,97) , (5,97— 1) 0,0724
yi~k 1,97 (31,3 + 5,97)-(5,97- 1) X'^k 1.97 (31,3 + 5,97) - (5,97 - 1)
или
уг_к = 1.07%f_fe-0,005
Уравнение линии равновесия
, 1,215х;_й
У1~к = 0,215х, . + 1
Построив ступенчатую линию между равновесной кривой и рабочими ли-
ниями верхней и нижней частей колонны, получим, что N = 45.
4. ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ АБСОРБЦИОННОЙ
КОЛОННЫ
Рассчитать абсорбер для разделения углеводородного газа следующего со-
става мол.%: Ns—15, СН4 — 36, CzHa — 22, С3Н3 — 18, — 6, h-CsHjs — 3.
Давление в колонне составляет 13 ат, температура исходного газа 35° С, а
тощего абсорбента 27° С.
Требуется определить составы отходящих потоков и расход абсорбента, не-
обходимый для извлечения 50% пропана в абсорбере с 6 теоретическими та-
релками.
Расчет
Принимаем температуру сухого газа /1= 27 + 8 = 35° С, тогда средняя эф-
фективная температура абсорбции /ср = 35° С.
Расчет проведен на 100 моль исходного газа и отражен в табл. VIII. 14.
При заданном извлечении целевого компонента <рСз =0,5 и А = 6 по номо-
грамме, приведенной в Приложениях (см. рис. IX-4), находим, что АСз=0,5. По
уравнению (11.116) определяем факторы абсорбции А,, а по номограмме — ко-
эффициенты извлечения qpj всех остальных компонентов. По уравнению (II. 112) '
определяем количество молей сухого газа н насыщенного абсорбента, получаем
следующие величины: Vi = 77,45 кмоль/ч, Ly = 60,05 кмоль/ч.
Количество молей тощего абсорбента определяем по уравнению (11.114)
Lc = 0,5 • 0,97 • 77,45 = 37,5 кмоль/ч
Температуру нагрева абсорбента определяем по уравнению (И.31)
Д/ = о7Л26£. = 20° С
37,5 • 96
где с = 96 ккал/(кмоль • град)—удельная теплоемкость тощего абсорбента, мо-
лекулярный вес которого А! = 180, а средняя температура кипения / = 93° С.
246
Таблица VIII. 14
К расходу абсорбционной колонны
Компонент Kt fcp. а " = 35° С р « 13 ат Ai <ра, i Исходный газ i, кмоль/ч Сухой газ «1, г = 0-^,0 °F. (• кмоль/ч Насы- щенный абсорбент lN, 1 =• = vF,i ~ - »I, i, кмоль/ч Теплота абсорбции д//а = = tN, i\l- ккал/ч
n2 50 0,010 0,01 15 14,85 0,15
сн4 15,7 0,031 0,03 36 34,9 1,1 1 760
с2нв 2,8 0,173 0,173 22 18,2 3,80 10 500
с3н8 0,97 0,5 0,5 18 9,0 9,0 28 500
С4НЮ 0,40 1,21 0,925 6 0,5 5,5 19 400
С3Н12 0,10 ',4,85 1,0 3 —. з,о 12 100
Абсорбент — — — — 37,5 —
Итого... 100 77,45 60,05 72 260
Температура насыщенного абсорбента
tN = 27 + 20 = 47° С
Температуру сухого газа определяем из теплового баланса абсорбера,
«36° С. Таким образом, средняя эффективная температура абсорбции выбрана
правильно и расчет можно считать законченным.
5. ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ АБСОРБЦИОННО-ОТПАРНОЙ
КОЛОННЫ
I Абсорбционно-отпарная колонна предназначена для деэтанизации насыщен-
ного абсорбента следующего состава (в м^л.0/»):
СН4 - 2,35; С2Нв - 5,84; С3Н8 - 16,92; пС4Н|0 - 7,38;
I /гС6Н12 — 6,08; тощий абсорбент (44 = 210) — 61,43.
Абсолютное давление в колонне равно 10 ат, температура исходного сырья
[составляет 47° С, тощего абсорбента— tLl = 26° С.
| Требуется определить количества и составы получаемых продуктов (сухого
газа и деэтанизированного насыщенного абсорбента) при заданном содержании
Ьтана в нижнем продукте гСг = 0,04 и заданном извлечении пропана в нижний
гродукт'гСз = 0,9 в колонне с 8 теоретическими тарелками в абсорбционной ча-
|сти и 10 теоретическими тарелками в отпарной части.
| Расчет
j Принимаем: <ра> с =0,84, <рд Сг = 0,92,
tcp. а ==45° С и /СР. д = 90° С.
Расчет проведем на 100 моль исходного сырья и отразим в таблице.
Факторы абсорбции и отпарки, а также коэффициенты извлечения и отпарки
всех компонентов определяем в соответствии с описанной ранее методикой, при-
мененной при расчете абсорбционной колонны.
При помощи уравнений (II. 7), (11.24) и (11.25) определяем долю отгона
сырья в питательной секции колонны и составы образовавшихся фаз g р ( и 1 р
Составы и количества внутренних потоков в питательной секции колонны и
247
внешних потоков колонны определяем по уравнениям (II. 125) — (II. 130). В каче*
стве примера приведем указанные расчеты для этана (в кмоль/г):
5,48 + 0,36 • 0,326 _
'с, С2 = 1-0,326-0,916
£т.Сг = 7,92-0,916 = 7,25
8с, с, = 0,36+ 7,25 = 7,61
I =7,61-0,326 = 2,48
оС! = 7,61-2,48 = 5,13
гс = 7,92 - 7,25 = 0,67
с» ’ ’
аналогичных расчетов для всех компонентов представлены в
Результаты
табл. VIII. 15.
Количество
Проверяем
тощего абсорбента Lo определяем по уравнению (II. 131):
' Z-o = 0,873 • 1,5 • 22- 12,92 = 15,83 кмоль/ч
правильность принятых в начале расчета величин
°>67 п дЧК
= W = 0,436
гс =-17Г^- = °>906
16,92
потоков жидкости, стекающих с нижних тарелок кон-
частей колонны (ln,i и г,), определяем температуры
при этом средние температуры абсорбции и отпарки
По заданным составам
центрационной и отгонной
t, =63 °C и tR = 135° С,
будут равны
/ср.
/ср. д —
а = 2Цбз=44,5оС
^±135=90 00
Поскольку сравнение полученных значений с заданными извлечениями клю-
чевых компонентов, а также принятых значений средних температур абсорбции и
отпарки с величинами, полученными в результате расчетов, демонстрирует до-
статочно хорошую сходимость, расчет считаем законченным.
6. ГИДРАВЛИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ АБСОРБЦИОННОЙ КОЛОННЫ
С РЕШЕТЧАТЫМИ ТАРЕЛКАМИ ПРОВАЛЬНОГО ТИПА
Определить основные размеры абсорбера с решетчатыми тарелками при сле-
дующих исходных данных: рабочее давление 13,3 кгс/см2, количество газа при
нормальных условиях 35 тыс. м3/ч, температура газа на входе в абсорбер 20° С,
объемная скорость газа в рабочих условиях V = 0,677 м3/сек, соотношение пото-
ков жидкость — газ /./0=1,87 кг/кг, плотность газа в рабочих условиях рГ =
= 19,7 кг/м3, рж = 800 кг/м3, 0 = 25-10-4 кг/м, рж = 10~4 кгс-сек/м2, цг =
= 1,3 • 1Q-6 кгс сек/м2.
Расчет
Принимаем основные размеры тарелки: а = 6 мм, F — 24%. Величину ком-
плекса Уаахл определяем по уравнению (IV. 2)
‘ Кзахл = 6,5 10-3 (1,87 + 0,05) -°-78 = 3,7 • 10-3
S -ж ж ® S а о g с* 0,67 15,30 7,38 6,08 77,26 69‘901
m С й Ю со 00
Щ co со 1 1 1
Сч' 15 — о
00 ОО о ь. со 1О
Я о сч' об иб об
сч
О —4 00 . о
0 со ^^4
С У Сч' сб 1 сч'
я 2 сч
s 2
я o ю о 00 00
си 5 00 сч ОО <О Tf" 1
сб =——<
я сч
CQ о сч <о ОО ,-г^ ^4
00. о со о ’С 00.
•W* [ч. Т^)4 сб <о
сч СО —
3
Я ’= » •»Й 00 со <“*1 СО сч сч
Я О ч 5- А Я 5 О co о S о” о 1 1О
о а- * 5 а л
X fx. ОО сч сч СО со 00
»я о У —7 Я Ь X м CO LQ со со. со' об
Я у СО о
а (Li'S
Я 2 °- о. о •w Ю сч 00 ОО со
Н О S и 3 \О и я £ co сч' ОО 15 о СО* со' о
о — СО о
Я Я 3 •*» СО 00 ю ю 00
о Я SS ю я я о =; bi В q 55 о* со. 00 со о 1 1
а о я ю 00
о СЧ сч 00 00 СО
из Co о о со 1 1
ю Я У я 15 < о о о
>> СТ* о
н ж 0
ф я 2 Q
Г* я •- [I © со н. со ю
Я а я я 4g II — я 11 ID co ь- сч — о 1 1
X о a. cl ^y
00
—— со <о
Ю сч со
e? о со 00 о 1 1
o’ о о —— —«
я сч со со
я 5 я 5 я 5 я s 4* о о сч со. 2,4 7,2 1 1
\О О. л и
У у О я < S* ki «=45‘ 10 ат ю S об 1 J
« ю о 1
ci CL •*4° сч
в в к ф ю о о
«О со о сч Q- о н
£ я сч я со я Я ю к
О У У У У
248
Принимаем оптимальный режим работы колонны, т. е. k = л = 0,95
и определяем величину комплекса У для этого режима по уравнению (IV. 5)
У = 3,7 • 10-3 • 0,951 2 = 3,32 • 10“3
По уравнению (IV. 1) определяем расчетную скорость газа в свободном се-
чении колонны
2,31 • 0,667°’1112 • 0,24°-89 • 8 0 00,472 (25 • 10~4 *)°’267 (3,32 • 1 о~3)°’445
w =---------------------------------------------------------------= 0,307 м сек
(6- IO"3)0’1112 • 19,30,005 (1О-4)0'07 2 (1,3 • 1О~6)0’0623
Определяем диаметр колонны
„ / 4 • 0,677 , _а
D У 3,14-0,307 168 Л
По нормали принимаем, что диаметр колонны равен 1,8 л; определяем ра-
бочую скорость газа в свободном сечении колонны
Шраб = Д = 0,266 м!сек
Для обеспечения выбранного оптимального режима в колонне диаметром
1,8 м свободное сечение тарелок должно быть скорректировано по уравнению
(IV. 6)
/ 0 266 \ 1.125
Лш = 0,24 -£££- = 0,202 Л42/Л2
\ U,о J/ /
Таким образом, в колонне должны быть установлены тарелки со свободным
сечением, составляющим 20%.
Находим расстояние между тарелками и сопротивление тарелок.
Вначале определяем скорость захлебывания
Шзахл = 0,266 • 0,95 = 0,28 м/сек
Определяем величину комплекса /захл по уравнению (IV. 14)
/захл = Ю7 • 1,87°’862 = 1,71 • 107
Сопротивление тарелок в точке захлебывания определяем по уравнению
(IV. 11)
= 0.47 (б - 1О~3)0,11 19,31,55 (1О~~4)0,94 (1,3- 1О~6)0,4
3“Л 0,212 • 1,80,52 • 8ОО1,09 (25 • 10-4)°’8
X 0,282 • 1,71 • 107 = 41,3 мм вод. ст. (405 н/м2)
Коэффициент сопротивления тарелки определяем по уравнению (IV. 9)
/ 6 \0.2
1,75 (1 — 0,20)2l-g-j =1,39
По уравнению (IV. 8) определяем долю сечения тарелки, занятую стекающей
жидкостью
1 872 --------L—-
’ 800 1,39-0,622 ло_ ,, ,
.... . . =г = 0,3b м2 м2
1,39- 0,622
Высоту вспененного слоя жидкости определяем по уравнению (IV. 16)
41 3 0 282 • 193
Иа = 0,25 • 0,8 ~ 1,39 2 • 9,81 • 0,202 (1 - 0,35)2 0,8 • 0,25 = 175 ММ
250
Высоту сепарационного пространства определяем по уравнению (IV. 19)
I / 1 . 1\0,43 / 1 g у \ 0,285
I /Zeen=l>24.l0e.0,28(-^-25—) (^~jj) = «0
" Определяем расстояние между тарелками
//= 175+ 100 = 275 мм
По нормали принимаем Н = 300 мм.
Сопротивление тарелки при рабочей скорости газа определяем по уравне-
нию (IV. 12)
/ 0 266 \2 I 4 - 10!
ДР = 41,3 . ,п7 =30,6 мм вод. ст. (300 н/м2)
\ O,zo / 1,/1 • 10
Расчетную скорость газа в свободном сечении колонны определим по урав-
нению (IV.7) для тарелок со свободным сечением, составляющим 20%, и шири-
ной щели, равной 6 мм, задавшись сопротивлением ДР>К = 25 мм. вод. ст.
w = 0,2
25-^-
1 - 0,72
2-25-10~4'
6-10~3
2 • 9,8 (1 — 0,35)3 (1 — 0,72) . л„ ,
-------------——---------= 0,27 м/сек
1,39- 19,7-0,72
где
/ 19.7 \ 0,118
-°'72
7. ЭЛЕМЕНТЫ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОГО И ГИДРАВЛИЧЕСКОГО
РАСЧЕТА НАСАДОЧНОЙ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ КОЛОННЫ
По исходным данным примера, приведенного в разделе 1 главы VIII, и по ре-
зультатам
проведенного в этом примере технологического расчета определим
основные размеры насадочной колонны. В качестве насадки принимаем кольца
Рашига размером 25 X 25 X 3 мм, загруженные внавал.
Диаметр колонны
Скорость захлебывания определяем по уравнению (V. 4)
Верхняя часть колонны
, „-г, 5 0,41 -0,148 ,
w = 1,05' ------- 16,3=1,13 м сек
O.2770’08
Коэффициент ki, равный 0,41, определен по рис. V-3 при
“,ы “ -в--0'1»
По табл. IX. 8 (см. Приложения) a/F = 446 для колец, засыпаемых в ко-
лонну без встряхивания
= 0,148
Допустимая скорость паров toaon = 0,8 -1,13 = 0,905 м/сек.
251
Нижняя часть колонны
w = 1,050,5 15,1 = 0,843 м/сек
0,281 °-08
Коэффициент fei = 0,33 определен по рис. V-3 при
и 4=1’45
г Рг V 3,5 (1
Допустимая скорость паров шДоп = 0,8 • 0,843 — 0,674 м/сек.
Диаметр колонны
Db = ]/< 0,785 - 0,905 =1’’31 *
„ , / ОДО , по
Dh У 0,785-0.674 ,28 м
В соответствии с нормальным рядом диаметров принимаем диаметр колонны
D = 1,4 л.‘ Тогда скорость паров в низу колонны будет равна 0,56 м/сек, а ввер-
ху — 0,792 м/сек.
Высота слоя насадки
Для иллюстрации, а также для сравнения вышеописанных методов
рассчитаем высоту слоя насадки с помощью различных методов.
Определим высоту слоя насадки по величине ВЭТТ. Воспользуемся
нием (V. 23).
Сначала определяем величину ВЭТТ (Азкв).
расчета
уравне-
^экв
Верхняя часть колонны
0,792-3,1
0,94- 10-6
~ ‘-2 -0,74
.0,342 / 83 4 W9
0,94 • Ю~6\0'038
27,7 • 10“®/
, 0,63
8 О 73
7ойг = 0’83"
0,63
Нижняя часть колонны
^ЭКВ
0,56'3,43 g ^°'2 20Q-1,2 - 0,74
0,915-10“®/
0,342 j 803 \0,19
0,915 - 10~6 \0-038
28,1 • 10
,-6
, 1,45
IgTT
---ГГ- = 0,61 м
i-LL
1,45
Высота слоя насадки в колонне
Нв - 7 • 0,83 = 5,8 м
//н = 7-0,61 =4,3 м
Н = 5,8 + 4,3 =10,1 м
Высоту слоя насадки определим по величине ВЕП. Предварительно найдем
общее число единиц переноса. По рис. VIII-7 в пределах концентраций от yD =
252
— 0,95 до xR = 0,03 находим движущую силу процесса. Для этого найдем ве- .
личину вертикальных отрезков между равновесной кривой и рабочими линиями
и вычислим величину-----. Результаты расчетов представлены ниже:
Ур~ У
У 0,95 0,90 0,80 0,75 0,70 0,65 0,63
Ур~У 0,03 0,045 0,063 0,06 0,055 0,03 0,02
1 33,3 22,2 15,9 16,7 18,2 33,3 50
Ур — У У 0,60 0,5 0,4 0,3 0,2 0,1 0,03
Ур-У 0,035 0,062 0,085 0,095 0,095 0,07 0,045
1 Ур-У 29,5 16,1 11,8 10,5 10,5 14,3 22,2
Заштрихованная площадь на рис. VIII-7 или число единиц переноса для
верхней части колонны МОГ = 6,2 и для нижней части колонны Маг = 10.
Рис. VIII-7. Графическое определение числа единиц переноса.
Определим число единиц переноса при помощи рис. V-8. По уравнению
(V. 12) имеем
(Vor)MHH » (2,46-IT [2’3 lg Ж + 2,46 ’ 2,3 lg (т=ж)]“7,3
для /?//?мин = 1/1,15 = 0,87 по рис. V-7 имеем
Уог/(Л^ог) мин = 2,23 и, следовательно, Nor = 2,23 • 7,3 = 16,2.
Величины ВЕП (йог) рассчитаем по уравнениям (V. 25) — (V. 30), приняв что
Hi = 2,5 м.
Для верха колонны
йж - 0,26 • 0,55 • 0,047 • 2,50’15 • 790-3 = 0,07 м
253-
Но рис. (V-8) находим с = 0,55; гр = 70 и Ф = 0,047
,Z 8680
при LV = 0 785 - 1,42 = 3° кг^м ч>
е 2,83 • 10-5 • 9,8 • 3600 „
Sc;K = ————5— = 79
834- 1,53 • 10’
0,21 70 • 2,5°’33 • 0,55°-5
Йг =-------------------------:5-------------------гГя" (-------I =0,4 м
(0,205 • 834 • 6,77 • 0,82 • 0,071 • 2,92)°-6 \ 0,305 /
где
Scr =
0,94 • 10-6 • 9,8 • 3600 п„
—- -------= 0,52
L‘
3,1 -0,0194
=0,287°’16
/ 16 \1.25
Иж) =0’071
Ь = (^0'8 = 2,92
= 0,82
Аог = * 9,07 — 0,48 м
Для низа колонны в результате аналогичных расчетов получим
Лог = 0,34 + -М- • 0,076 = 0,43 м
01 1,4b
Величины ВЕП (Лог) определим также по номограмме (см. Приложения,
рис. IX-14, а, б). Предварительно по номограмме (см. Приложения, рис. IX-13)
находим условную жидкостную нагрузку. Для верха колонны Гр = 0,05 мъ/м-ч
(п = 0,15) и для низа колонны Lv =0,1 м3/м ч (п > 1).
В верху колонны Лг = 0,3 м, Лж < 0,3 м
0 73
ЛОг = 0,3 + 0,3 = 0,65 м
В низу колонны Лг < 0,3 м, 1гж = 0,22 м
Лог = 0,3 + 0,22 = 0,54 м
1,4Ь
Общую высоту слоя насадки получим, суммируя большие значения
// = 6,2-0,65 + 10-0,54= 4 + 5,4= 9,4 м
Различные методы расчета дали примерно одинаковые значения высоты слоя
насадки в колонне. Окончательно можно принять среднее значение: в верху и
в низу колонны по 5 м.
Гидравлическое сопротивление слоя насадки
Для
высотой
верхней части колонны определяем сопротивление слоя сухой насадки
1 м по уравнению (V.31)
2 9 3 1 / 0 792 \2
да*' да- (да) ~36 мм вод'ст'(353 н,м2}
254
, ЬР 4-0,74 nn,.a
Йэкв----Г~~200 0,0148 М
Re^. 0^2^01 Л^1_ = 5230
0,74-0,96- 10~ь- 9,8
иию
Сопротивление слоя
(V. 36)
орошаемой насадки высотой 1 м определяем по уравне-
ДР = -7---------------------— = 47,0 мм вод. ст. (460 н[м2)
(1-1,б5-1О-1о-^г-О,О8б)
. 3 (1,9- 10~3)2- 0,262 -200
Л = '074>/ -----------Г9Д---------
, 1,74
5500,3
= 0,262
'де
„ 1,9- ИГ3- 0,025 -834 _еп
Кеж------------— 550
2,83- 10 -9,8(1 -0,74)
3600-0,785- 1,42 1>9’10 3 м/сек
Сопротивление слоя орошаемой насадки высотой 1 м в верху колонны, най-
.енное по номограмме (см. Приложения, рис. IX-15), будет равно 50 мм вод', ст.
(490 н/Т).
Сопротивление слоя орошаемой насадки в верху колонны
ДРв = 5-50 = 250 мм вод. ст. (2450 н/л2)
Сопротивление слоя орошаемой насадки высотой 1 м в низу колонны опре-
[еляем по уравнению (V. 40):
ДР = 44,4 • 3,5 • 0,562 • 10|400,|0~8,|°4 = 68 мм вод. ст. (667 н/л2)
1Л и
ДРН = 5 • 68 — 340 мм вод. ст. (3330 н/м2)
Общее сопротивление слоя насадки
ДР = 250 + 340 = 590. мм вод. ст. (5780 н/мг)
8. ГИДРАВЛИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ УЗЛА СЕПАРАЦИИ
ЖИДКОСТИ В.АБСОРБЦИОННОЙ КОЛОННЕ
Рассчитаем узел сепарации жидкости в абсорбере (горизонтальный сетчатый
отбойник и отбойное устройство с вертикально расположенными уголками) при
следующих исходных данных: ,
ри = 16,7 кг/м\ рж = 800 кг!м\ рж = 2,8 спз
(2,8 -10 3 н • сек/м2)
Рп = 200 • 10~е г/(см • сек), а — 10 • 10~4 кг/м (9,8 • 10~3 н/м\
е = 0,03 кг/кг газа
255
Скорость газа в свободном сечении абсорбера равна 0,3 м/сек.
Сетчатый сепаратор имеет следующие размеры: FСБ = 0,98 м?/м2, Fр =
= 0,8 лг2/л«2, а = 200 м?/м\ dH = 0,5 мм, высота гофрированного листа сетки
10 мм.
Расчет
Определяем допустимую скорость газа в свободном сечении сетчатого отбой-
ника. По уравнению (VI. 3)
, 1 а 0,983 / 0,8 \o.35
Й2=И9>8'200-(^) =°’202
По рис. VI-5 при -^- = 6,92 и е = 0,03 ki = 0,58
По уравнению (V. 4)
w = О,350,5 — ' °'202- 6,92 = 0,443 м/сек
2)8о,О8
Сечение отбойника должно быть меньше сечения абсорбера в 0,443 :0,3 =
= 1,5 раза.
По уравнению (VI. 6) допустимая скорость газа
л ,л_п / 800-16,7 л_„ ,
w — 0,1071/ ------------ 0,73 м/сек
Г 10,/
почти в 1,5 раза больше скорости, определенной выше. Очевидно, столь высокие
скорости газа допустимы при меньших величинах уноса жидкости и большем
свободном сечении опорной конструкции.
Определим эффективность сепарации отбойников, состоящих из 10, 15 и
20 рядов сеток. Для капель жидкости диаметром 6 мк по уравнениям (VI. 8) и
(VI. 9) определяем величины комплексов k и ф.
, 1 0,8- 44,3 (6- 10-3)2 ...
k = — • ---------„------у = 1 6,0
9 200•10~ • 5•10-2
<р =
9(16,7- 10~3)23- 10~2-44,3
200- 10-6-0,8
По рис. VI-7 находим, что Е' = 0,85. Отбойник, состоящий из 10 сеток (п =
= 10), будет иметь высоту 0,1 м. По уравнению (VI. 7) определяем эффектив-
ность сепарации
Аналогичным образом находим эффективность сепарации для отбойников,
состоящих из 15 и 20 сеток. Оиа составляет соответственно 0,998 и 0,999. В от-
бойнике устанавливаем 15 сеток; прн этом эффективность сепарации будет до-
статочно высокая.
Для отбойного устройства из вертикально расположенных уголков скорость
газа в свободном сечении определяем по уравнению (VI. 6)
4
лл../9,82-10 (800-16,7) ло_- ,
w = 0,045------------------= 0,325 м/сек
16,/
Принимаем скорость газа, на 30% меньшую (да = 0,25 м/сек).
256
Принимаем, что ширина отбойного устройства составляет 0,9 D, а его вы-
соту Н определяем из соотношения
b,9DHF - 0,25 = 0,785£>2 • 0,3
где F— свободное сечение отбойного устройства, л2/.и2.
Рис. УШ-8. Конструктивное выполнение узла
сепарации жидкости.
Если для отбойного устройства из уголков, расположенных вдоль потока
газа, F = 0,8 мг[мг, то Н = 1,3 D, а для отбойного устройства из уголков, рас-
положенных перпендикулярно потоку газа, при F = 0,2 Н = 5,2 D.
Возможное конструктивное выполнение узла сепарации жидкости и основ-
ные размеры показаны на рис. VIII-8.
IX. ПРИЛОЖЕНИЯ
Таблица IX.1
Основные параметры колпачковых тарелок [453, 454J
Диаметр, мм Общая длина слива *, мм Рабочая площадь тарелки, % Свободное сечение тарелки, % Число колпачков, мм Диаметр колпачка, мм Шаг кол* пачков, мм Вес тарелкн, кг
Однопоточные тарелки (неразборные)
400 220 50 6,35 7 60 90 23,1
500 280 54 7,15 13 60 90 28,2
600 360 48 9,2 13 80 ПО 36,3
800 490 60 11,3 29 80 НО 63,7
1000 685 49 9,8 37 80 НО 86,1
1200 818 51 9,1 34 100 140 140
1400 884 63 11,3 56 100 140 190
1600 1056 56 10,2 66 100 140 240
1800 1128 64 11,8 96 100 140 280
Однопоточ н ы е тарелки (р азборные)
1000 682 57,9 11,3 43 80 НО 90
1200 830 58,6 9,6 39 100 140 119
1400 1094 54,0 • 8,8 49 100 140 152
1600 1258 55,7 9,1 66 100 140 191
1800 1418 57,6 9,4 86 100 140 230
2000 1472 64,2 10,1 114 100 140 306
2200 1632 65,7 10,3 141 100 140 368
2400 1794 65,3 10,3 168 100 140 419
2600 1952 66,6 10,6 202 100 140 526
2800 2112 67,5 10,7 238 100 140 575
3200 2392 67,1 14,4 168 150 190 864
3600 2900 61,6 13,1 194 150 190 1000
Д в у хп оточи ы е тарелки
1400 2440 1860 40,9 8,0 60 80 НО 165
1600 2840 43,9 8,3 52 100 140 180
2230
1800 3280 2320 53,5 9,8 80 ' 100 140 270
* Значения, приведенные в числителе, относятся к тарелкам с центральным сливом,
в знаменателе — к тарелкам с боковым сливом.
258
Продолжение табл. IX.1
Диаметр, мм Общая длина слива *, мм Рабочая площадь тарелки, % Свободное сечение тарелки, % Число колпачков, мм Диаметр колпачка, мм Шаг кол- пачков, мм Вес тарелки, кг
2000 3680 2790 47,5 8,7 88 100 140 330
2200 4080 2820 55,4 10,5 124 100 140 400
2400 4480 2880 58,7 11,1 156 100 140 420
2600 4880 3420 56,3 10.7 176 100 140 500
2800 5280 3480 60,7 11,5 220 100 140 640
3200 6080 4500 52,9 12,8 136 150 190 900
3600 6840 4940 56,7 13,6 184 150 190 1250
4000 7640 5330 58,8 14,2 236 150 190 1500.
4400 8440 61,7 14,9 300 150 190 1700
5680
5000 9640 6580 60,8 14,5 378 150 190 2100
Таблица IX.2
Основные параметры тарелок
из S-образных элементов [361J
Диаметр, мм Общая длина слива **. мм Рабочая площадь тарелки **, % Свободное сечение тарелки **, % Количество паровых патрубков, шт. Вес двух та- релок из леги- рованной стали, кг
1000* 700 74,4 10,7 5
2200 53,0 8,2 6
1600 354
1160 78,5 11,2 8
2840 57,0 8,6 8
2000 484
1470 74,8 11,2 10
4050 66,0 10,0 14
3000 920
2240 75,3 11,4 15
4000 5850 65,8 10,0 18 1432
2900 78,9 11,9 21
5000 6400 74,5 11,2 26 2633
6000 8200 73,0 11,0 30 3457
7000 9600 75,1 11,4 36 4418
8000 11200 73,0 11,3 40 5396
* Для однопоточной тарелки.
Значения, приведенные в числителе, относятся к двухпоточным тарелкам, в знаме-
на1еле — к однопоточным.
259
Таблица /Х.З
Основные параметры клапанных тарелок [361]
Диаметр, мн Общая длина слива, мм Рабочая площадь тарелки, % Свободное сечение тарелки, % Количество клапанов на тарелке *, шт. Число рядов клапанов по ходу жидкости для одного потока Вес тарелки нз легиро- ванной стали кг
Однопоточные тарелки
1000 650 74,5 10,3 64 9 55
2000 1350 78,0 14,3 360 23 150
3000 2100 79,0 16,5 916 37 290
4000 2820 79,6 16,6 1658 51 550
Д в у хпоточные та ре лк И
1400 1720 41 5,7 70 5 120
2000 2500 44 7,8 204 7 225
196 210
3000 3700 59 10,1 656 14 390
620 380
4000 5400 60 11,9 1220 19 705
1192 680
5000 7120 61 13,0 2068 25 995
2028 360
6000 8200 66 13,7 3140 32 1510
3080 1445
7000 9460 70 14,7 4644 41 1975
4560 1890
8000 10260 74 14,8 6714 5916 51 2485 2390
* Значения, приведенные в числителе, относятся к тарелкам с центральным сливом,
в знаменателе — к тарелкам с боковым сливом.
Таблица IX. 4
Основные параметры струйных тарелок с отбойниками [361]
Диаметр, мм Общая длина слива, мм Рабочая пло- щадь тарелки, % Свободное сечение тарел- ки, % Число рядов отбойников, шт. Вес тарелки из легированной стали, кг
Однопоточные тарелки
1200 ' 800 54,5 12,6 3 70
2000 1500 59,0 13,5 5 140
3000 2100 65,0 15,0 9 305
4000 2700 70,5 16,2 13 455
Двухпоточные тарелки
2400 3200 38 9 4 485
3000 4200 46 11 6 660
4000 5400 55 13,2 10 990
5000 6600 62 14,8 14 1426
6000 7800 67 16,0 18 1820
7000 9000 69,5 16,7 22 2440
8000 10200 71,5 17,3 26 3160
260
Таблица IX.5
Основные параметры решетчатых тарелок [361]
Параметр Диаметр тарелки, мм
1000 1200 1400 1600 1800 2000 2200 2400
Свободное сече- ние, % ... Вес тарелки, кг 7-27 35-54 8-32 44-72 9-39 52-90 9-31 72-122 3-32 84-148 9-31 118-199 9-32 137-235 9—31 180-300
Примечания: 1. Толщина листа из легированной стали равна 2 мм, из углеродистой
стали — 4 мм. 2. Ширина щелей равна 4 и 6 мм, шаг между щелями 8—36 мм.
Таблица IX.6
Характеристика насадки, загружаемой в навал
Тип насадки Размер. мм Тол- щина стенки, мм Число элементов в 1 м$ Удельная поверх- ность, jw2/jw3 Свободный объем, м^м* Объемный вес, кг/м$ Материал
Кольца 15X15 2 192 000 330 0,76 590 Керамика
Рашига 25X25 3 48 000 200 0,74 530
35X35 4 14 300 140 0,78 590
50X50 5 6 000 90 0,78 530
10X10 0,5 910 000 500 0,88 960 Сталь
15X15 0,5 192 000 350 0,92 660
25x25 0,8 48 000 220 0,92 640
50x50 1,0 6 000 НО 0,95 430
Кольца 25X25 3 48 000 220 0,74 610 Керамика
Паля 35X35 4 14 300 165 0,76 540
50x50 5 6 000 120 0,78 520
15X15 0,4 192 000 380 0,9 525 Сталь
25X25 0,6 48 000 170 0,9 455
50x50 1,0 6 000 108 0,9 415
Кольца 15x15 2 192 000 360 0,71 710 Керамика
Лессинга 25x25 3 48 000 225 0,68 780
35x35 4 14 300 155 0,68 690
50x50 5 6 000 НО 0,69 690
10X10 0,5 910 000 650 0,86 1 140 Сталь
25X25 0,7 48 000 260 0,91 690
35X35 ' 0,9 14 300 175 0,92 610
50X50 1,2 6 000 125 0,93 580
Седла 20 2,0 190 000 310 0,69 800 Керамика
Берля 25 2,5 79 000 250 0,70 720
35 4,5 22 000 155 0,75 610
50 6,0 8 800 115 0,77 640
Седла 20 2 210 000 300 0,73 640 Керамика
Инталлокс 25 2,5 84 000 250 0,75 610
35 4,5 22 700 135 0,74 670
50 6,0 8 800 НО 0,75 610
261
Таблица IX.7
Характеристика насадки, загружаемой в укладку
Тип насадки Размер, мм Тол- щина стенки, мм Число элементов в 1 м3 Удельная поверх- ность, м2/м3 Свободный объем, М3/М3 Объемный вес, кг/м3 Материал
Кольца 75X75 8 1900 69 0,75 560 Керамика
Рашига 100X100 10 800 50 0,74 590
150X150 18 280 40 0,68 770
75X75 1,6 1900 72 0,94 450 Сталь
Кольца 75x75 9,5 1900 75 0,80 480 Керамика
Паля 100X100 7,5 800 55 0,82 410
Кольца 75X75 8 1900 79 0,71 690 Керамика
Лессинга 100X100 10 800 59 0,70 720
150X150 18 280 52 0,60 1000
75X75 1,6 1900 85 0,95 400 Сталь
Хордовая 100X10* 10 — 100 0,55 210 Дерево
100X20 10 —1 65 0,68 145
100X30 10 48 0,77 НО
* Указанные размеры характеризуют
в свету.
высоту планки н расстояние между планками
z Таблица IX,8
Экспериментальные значения комплекса a/FBB
Для расчета предельных нагрузок насадочных колонн [160]
Тип иасадки Условный размер, мм Внутрен- ний диаметр колонны, мм Значение комплекса a/FCB для колони
с сухой насадкой со смоченной насадкой
при засыпке без встряхи- вания при засыпке со встряхи- ванием
Фарфоровые Рашига . . кольца 6 152 2520 1942 2765
Г рафитовые Рашига . . кольца 6 305 9080 5460 6800
Фарфоровые Рашиг-а . . кольца 6 229 1696 1308 1966
Г рафитовые Рашига . . кольца 13 305 1224 1078 1298
Керамические Рашига , . кольца 13 305 2042 2039 2098
Седла Берля . 13 305 1882 1836 1718
262
Продолжение табл. IX.8
Тип насадки Условный размер, мм Внутрен- НИЙ диаметр колонны, мм Значение комплекса для колонн
с сухой насадкой со смоченной насадкой
при засыпке без встряхн- вания при засыпке со встряхи- ванием
Фарфоровые Рашига . . кольца 25 305 492 446 652
Графитовые Рашига . . кольца 25 305 557 475 636
Керамические Рашига . . кольца 25 305 548 456 590
Седла Берля . . . . 25 305 751 554 807
Фарфоровые Рашига . . кольца 38 305 355 311 447
Графитовые Рашига , . кольца 38 305 302 290 307
Фарфоровые Рашига . . кольца 51 305 152 145 184
Графитовые Рашига . . кольца 51 305 183 167 205 '
Таблица IX.9
К определению диаметра трубопроводов для водяного пара
Диаметр трубо- провода, мм Скорость пара, м/сек Расход насыщенного пара (в кг/ч) прн давлении, ат
4 5 6 8 10
25 12 56 ' 66 77 97 120
30 13 90 100 120 150 200
40 15 190 220 250 320 380
50 17 300 370 430 550 650
60 19 500 600 660 870 1050
70 20 700 870 1 000 1 300 1 550
80 22 1 000 1 250 1 400 1 800 2 200
90 23 1 300 1 500 1 800 2 200 2 700
100 25 1 800 2 100 2 500 3 000 3 800
125 25 2 900 3 500 4 000 5 000 6 100
150 25 4 100 4 900 5 700 7 000- 8 600
175 27 6 100 7 300 8 500 10 700 13 000
200 27 8 300 10 000 11 000 14 000 17 000
263
’ЛЖЯ7-1
20000 -
10000 -
7000 -
5000 -
'Зооо -
2000 -
1000-
700 -
500 -
зоо -
• .200 -
100-
70 -
50 -
зо -
20 -
ю-
7 Е
5~
3-
2 -
1 -
Рис. IX-1. Номограмма для определения давле-
ния паров и температуры кипения парафиновых
углеводородов и нефтяных фракций.
Рис. IX-2. Номограмма для определения оптимального коэффициента
избытка флегмы.
Зак. 1114
Рис. IX-3. Номограмма
для определения числа
теоретических тарелок
при ректификации бинар-
ных смесей с бесконеч-
ным и заданным оро-
шением.
Рис. IX-4. К расчету процессов абсорбции и десорбции углеводородных газов.
Рис. IX-5.
Номограмма для определения общего к. п. д.
колпачковых тарелок.
ЛИТЕРАТУРА
1. Моико Я. Д., Автореферат канд. диссертации, МИТХТ им. М. В. Ломо-
носова, 1966.
2. Ruhemann М., Charles worth Р. L., Brit. Chem. Eng., 11, № 8, 839
(1966).
3. Кондратьев А. А., Автореферат канд. диссертации, МИХМ, 1963.
4. Львов С. В., Некоторые вопросы ректификации бинарных и многокомпо-
нентных смесей, Изд. АН СССР, 1960.
5. Н a i п е s Н. W., Ind. Eng. Chem., 52, № 8, 663 (I960).
6. Скобл о А. И., Трегубова И. А., Егоров Н. Н., Процессы и аппа-
раты нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности, Гостоп-
техиздат, 1962.
7. Б а г и р о в И. Т., Высокопроизводительные атмосферные и атмосферно-ва-
куумные установки, Изд. «Химия», 1964.
8. Смидович Е. В., Технология переработки нефти и газа, ч. II, Изд. «Хи-
мия», 1966.
9. Petrol. Ref., 39, № 9, 175—284 (1960).
10. Маркарян Г. Г., Азерб. нефт. хоз-во, № 8, 31 (1962).
11. В о z е m a n Н. С., Oil a. Gas J., 62, № 6, 90 (1964).
12. Плановский А. Н., Николаев П. И., Процессы и аппараты химиче-
ской и нефтехимической технологии, Гостоптехиздат, 1960.
.13. Latimer R. Е., Chem. Eng. Progr., 63, № 2, 35 (1967).
14. Соколов В. А., Новые методы разделения легких углеводородов, Гостоп-
техиздат, 1961.
15. Туревский Е. Н., Выбор схемы узла выделения этилена, ЦНИИТЭнефте-
хим, 1967.
16. Петровский Ю. В., Фастовский В. Г., Герцовский В. А., Хим.
пром., № 10, 741 (1964).
17. Б ер го Б. Г., Хим. пром., № 10, 725 (1964).
18. В е 1 f о г d A. J., Chem. Proc. Eng., 47, № 12, 62 (1966).
19. Пет люк Ф. Б., Платонов В. М., Аветьян В. С., Хим. пром., № 11,
865 (1966).
20. Hoffman Е. J., Hydrocarb. Proc. Petrol. Ref., 42, № 3, 167 (1963); пат.
США 3238735, 8/Ш 1966.
21. Б ер го Б. Г., Разделение и анализ углеводородных газов, Сборник, Изд.
АН СССР, 1963.
22. Д а л и н М. А., Б е р г о Б. Г., Г е р ш В. С., Маркосов П. И., Мон-
ко Я- Д., Хим. пром., № 10, 785 (1964).
23. Основы технологии нефтехимического синтеза, под ред. А. М. Динциса и
Л. А. Потоловского, Гостоптехиздат, 1960.
24. G г a n v i 11 е W. Н., Brit. Chem. Eng., 8, № 9, 629 (1963).
25. Von di D., Petrol. Eng., 30, № 6, 16 (1958).
26. J о h n s t о n G. D., Petrol. Eng., 31, № 5, 3, 6—7 (1959).
27. Ч у p а к a e в A. M., Газоотбензинивающие установки, Изд. «Химия»,
1966.
28. Саркисьянц Г. А., Бе нья минович О. А., Хельцев В. В., К е л ь-
цев Н. В., Полозков В. Т., Халиф А. Л., Ход а нов ич И. Е., Пере-
работка и использование газа, Гостоптехиздат, 1962.
29. HengstebeckR. J., Petroleum Processing, N. Y., 1959.
30. К утю mob П. С., Газофракционирующие установки, Гостоптехиздат, 1959.
31. Платонов В. М., Б ер го Б. Г., Разделение многокомпонентных смесей,
Изд. «Химия», 1965.
32. Кузнецов В. А., Автореферат канд. диссертации, МИХМ, 1967.
33. X а л и ф А. Л., Александров И. А., Байкова М. А., Я к о в л е-
в а Л. А., Газ. пром., № 1, 53 (1967).
34. Наринский Г. Б., Хим. и нефт. машиностроение, № 6, 12 (1968).
35. М а н о в я н А. К., Сучков Б.. А., Гордиенко Н. А., Афанасье-
в а С. М., Химия и технол. топлив и масел, № 7, 29 (1968).
36. М и х а й л о в с к и й Б. Н., Хим. пром., № 4, 237 (1954).
276
37. Зыков Д. Д, Изв. АН СССР, ОТН, № 1, 100 (1958).
38. Б ага туров С. А., Теория-и расчет перегонки и ректификации, Гостоп-
техиздат, 1961.
39. Платонов В. М, Серафимов Л. А., Берго Б. Г. Хим пром № 9,
705 (1967).
40. С в е р ч и н с к и й Б. С., П о-п о в В. С., Гутман М. Б., Химия и технол.
топлив и масел, № 10, 35 (1967).
41. Казьмин Г. И., Гвоздецкий Л. А., Касаткин В. А., Семе-
нов Б. С., Нефтеперерабатывающие заводы США, Гостоптехиздат, 1962.
42. Б а р и н о в В. Е., Газофракционирующие установки, Гостоптехиздат, 1962.
43. Р а н к о В. В., Выбор схемы узла деметанизации установок производства
этилена и пропилена из газов пиролиза, ЦНИИТЭнефтехим, 1967.
44. Atkins G. Т., Wilson G. W., Petrol. Ref., 33, № 5, 144 (1954).
45. Clay H. A., Hanston A. T, Kleiss L. D, Chem. Eng., Progr. 50, № 10
(1954).
46. В erg a mini F, Hydrocarb. Proc. Petrol. Ref., 43, № 5, 169 (1964).
47. M о n t г о s s C. F., Chem. Eng. Progr., 46, № 2, 105 (1950).
48. П о п о в Д. M, ЖПХ, 39, № 11 (1966).
49. G а 11 a g h е г J. L., Hydrocarb. Proc. Petrol. Ref., 42, № 2, 157 (1963).
50. P а б и н о в и ч Г. Г., Расчет нефтеперегонной аппаратуры, Гостоптехиздат,
1941.
51. N е 1 s о n W. L., Petroleum Refinery Engineering, N. Y, 1958.
52. H e n g s t e b e c k R. J., Distillation, N. Y, 1961.
53. Edmister W. C, Petrol. Ref, 38, № 8, 117, 271 (1959).
54. E d m 1 s t e r W. C, Pollock D. H, Chem. Eng. Prog, 44, 905 (1948).
55. Г о p д о н К. Ф, Дэвис Д. А, Инженер-нефтяник, № 5 100 № 6 81
(1961).
56. В e 11 H. S, American Petroleum Refinery, Fourth Ed, N. Y, 1959.
57. M а н о в я н А. К, Автореферат каид. диссертации, г. Грозный ГрозНИИ,
1965.
58. Морган Ф. Л, Инженер-нефтяник, № 10, 50 (1967).
59. R о b i n s о n С. S, Gilliland Е. R, Elements of Fractional Distillation,
Fourth Ed, N. Y, 1950.
60. Underwood A. I. V, Trans. Inst. Chem. Eng, 10, 112, London (1932).
61. Серафимов Л. А, Тимофеев В. С, Мозжукин А. С, П о п о-
в а Л. М, Чирикова 3. П, Тюриков И. Д, Хим. пром, № 1, 42 (1965).
62. К а с а т к и н А. Г, П л а н о в с к и й А. Н, Чехов О. С, Расчет тарель-
чатых ректификационных и абсорбционных аппаратов, Стандартгиз, 1961.
63. Н а р р е 1 J, Chem. Eng, 65, Ns 14, 144 (1958).
64. Pyle C, Distillation in Practice, Ed. Ch. N. Nielsen, London, 1956.
65. Горбушин В. И, Платонов В. М, Федоренко Н П, Хим. пром,
№ 4 (1962).
66. Фролов А. Ф, Аронович X. А, Ученые записки Ярославского техно-
логического ин-та, т. 1 (8), Ярославское книжное изд, 1962.
67. П о п о в В. В, Молоканов Ю. К, Сверчинский Б. С, Химия и
технол. топлив и масел, № 10, 39 (1965).
68. Попов В. В, Химия и технол. топлив и масел, № 7, 23 (1964).
69. П о п о в В. В, Аэров М. Э, Вестник техн, и эконом, информ. № 9,
НИИТЭХИМ, 23 (1962).
70. Попов В. В, С ахи ев А. С, Кораблика Т. П, Пласт, массы, Ns 4,
18 (1961).
71. М о л о к а н о в Ю. К, Хим. машиностроение, Ns 5, 24 (1961).
72. G i 11 i 1 a n d E. R, Ind. Eng. Chem, 32, 1220 (1940).
73. West bo ok G. T, Petrol. Ref, 40, Ns 2, 113 (1961).
74. А л e к с а н д p о в И, А, Ректификационные и абсорбционные аппараты,
изд. 1-е, Изд. «Химия», 1965.
75. Б е н и е т К. О, Майерс Дж. Е, Гидродинамика, теплообмен и масса-
обмен, Изд. «Недра», 1966.
76. Н i р k i n Н, Chem. Eng. Progr, 62, № 4, 84 (1966).
77. Г е л ь п е р и н Н. И, Дистилляция и ректификация, Госхимиздат, 1947.
277
78. Winn F. M„ Petrol. Ref., 39, № 6, 139 (1960).
79. Atwood G. R., Chem. Eng., 72, № 8, 183 (1985).
80. Zvu L. V., Strojizenstvi, № 8, 745 (1958).
81. К p и в e н к о P. А., Хим. пром., Ns 12, 33 (1965).
82. Трегубов A. M., Теория перегонки и ректификации, Гостоптехиздат, 1946.
83. А л е к с а н д р о в И. А., Изв. вузов, Нефть и газ, № 9, 87 (1960).
84. К а н а ш к и н Е. К., Изв. вузов, Нефть и газ, № 7 (1963).
85. Lewis W. К-, Matheson G. L„ Ind. Eng. Chem., 24, № 5, 494 (1932).
86. E d u 1 j e e И. E., Chem. Age India, 17, № 9, 717 (1966).
87. O’Brien N. G., Petrol. Ref., 44, № 7, 139 (1965).
88. К r e m s e r A., Nat. Petrol. News, 22, 48 (1930).
89. Souders M., Brown G. G., Ind. Eng. Chem., 24, № 5, 519 (1932).
90. H a r t о n G., F r a n k 1 i n W. B., Ind. Eng. Chem., 32, № 10, 1384 (1948).
91. Edmister W. C., Ind. Eng. Chem., 35, № 8, 837 (1943).
92. P a r e c k R. H, Petrol. Ref., 34, № 6, 7 (1955).
93. .Shelton R. O., Petrol. Ref., 36, № 4, 153 (1957).
94. T г a у b a 1 R. E., Mass Transfer Operation, N. Y. — London, 1955.
95. E d m i s t e r W. C., Am. Inst. Chem. Eng. J., 3, 165 (1957).
96. Hogset t D. F„ Maddox R. N., Oil a. Gas J., 60, № 18, 64 (1962).
97. Смирнов А. С., Технология углеводородных газов, Гостоптехиздат, 1946.
98. С о г t е s J., Pressburg В. S., Chem. Eng., 67, № 20, 99 (1960).
99. Kennedy F. K., Chancellor J. N., Rac'hmes M. H., Oil a. Gas J.,
53, № 50, 113 (1955).
100. Sawistowsti H., Smith W., Masstransfer Process Calculations, N. Y.—
London, 1963.
101. Туревский E. H., Александров И. А., Халиф А. Л., Газ. пром.,
№ 9, 41 (1969).
102. Katz D. L., С о г n е 11 D. et al., Handbook of Natural Gas Engineering,
N. Y„ 1966.
103. Harper E. A., Petrol. Ref., 38, № 5, 144 (1959).
104. Glendening A. S., Sonderson C. F., Petrol. Proc., 4, № 1 (1949).
105. Халиф А. Л., Кельцев H. В., Отбензинивание попутных нефтяных га-
зов, Гостоптехиздат, 1955.
106. Кузнецов А. А., Кагерманов С. М., Судаков Е. Н., Расчет про-
цессов и аппаратов нефтеперерабатывающей промышленности, Изд. «Хи-
мия», 1966.
107. Холланд Ч. Д., Многокомпонентная ректификация. Изд. «Химия», 1969.
108. То mi ch J. F., Am. Inst. Chem. Eng. J., 16, Ns 2, 229 (1970).
109. Amundson N. R., P о n t i n e n A. J., Ind. Eng. Chem., 50, 730 (1958).
110. Friday J. R., Smith B. D., Am. Inst. Chem. Eng., 10, № 5, 198 (1964).
111. Wang J. С., H e n k e G. E., Hydrocarb. Proc. Petrol. Ref., 45, № 8, 155
(1966).
112. В u r n i n g h a m D. W., Otto F. D., Hydrocarb. Proc. Petrol. Ref., 46, № 10,
163 (1967).
113. Sergent R. W. H., M u r t a g h B. A., Trans. Inst. Chem. Eng., 47, № 4,
85 (1969).
114. Ф и ш м а н Л. Л., Берго Б. Г., Газ. пром., Ns 7, 41 (1968).
115. Б ер го Б. Г., Фишман Л. Л., Теор. основы хим. технол., 3, № 6, 816
(1969).
116. Берго Б. Г., Платонов В. М., Хим. пром., Ns 12, 839 (1961).
117. Берго Б. Г., Платонов В. М., Разделение и анализ углеводородных
газов, Сборник. Изд. АН СССР, 1963.
118. Берго Б. Г., М о н к о Я. Д., П л а т о н о в В. М., Газ. пром., № 3 (1963).
119. Reidel J. С., Oil a. Gas J„ 55, № 26, 103 (1957).
120. Bonner J. С., Chem. Eng. Progr., Sympos. Ser., 55, Ns 21 87 (1959).
121. Maddox R. N., E r b a r J. H., Oil a. Gas J., 57, Ns 18, 116 (1959).
122. С в e p ч и н с к и й Б. С., Хим. пром., Ns 8, 601 (1967).
123. Попов В. В., С в е р ч и н с к и й Б. С., Химия и технол. топлив и масел,
№ 3, 47 (1963).
124. Р else г А. М., Chem. Eng., 67, Ns 14, 129 (1960).
278
125. Lyster W. N., Sullivan S. L., et al., Petrol. Ref., 38, № 6, 221; № 7,
151; № 10, 139 (1959).
126. Hanson D. W,, D u f f i n J. H., So m e r v i e 1 a G. F., Computation of Mul-
tistage Separation Processes, N. Y. — London, 1962.
127. Amundson N. R., Pontinen A. J., Ind. Eng. Cherm 50, № 5, 730
(1958).
128. C-hao K. G., S e a d e r J. D., Am. Inst. Chem. Eng. J., 7, 598 (1961).
129. Jen L. C., Alexander R. E., Am. Inst. Chem. Eng. J., 11, 334 (1965).
130. McNeese C. R., Chem. Eng. Progr., Sympos. Ser., 58, № 37, 43 (1962).
130a. Golds tein R. P., S t a n f i e 1 d R. B., Ind. Eng. Chem., Proc. Design a.
Develop., 9, № 1, 78 (1970).
131. Г а н т м a x e p Ф. P., Теория матриц, Изд. «Наука», 1967.
131а. Ф а д д е е в ' Д. К., Ф а д д е е в а В. Н., Вычислительные методы линейной
алгебры, изд. 2-е, Изд. «Наука», 1963.
132. Toor Н. L., В u г с h а г d J. К., Am. Inst. Chem. Eng. J., 6, Ns 2, 202 (1960).
133. Toor H. L., Am. Inst. Chem. Eng. J., 10, № 4, 545 (1964).
134. Молоканов Ю. К., Teop. основы хим. технол., 1, № 1 (1967).
135. Toor Н. L., S е с h а г d i С. V., А г п о 1 d К. R., Am. Inst. Chem. Eng. J.,
11, 746 (1965).
136. Gerster J. A., Chem. Eng. Progr. 59, № 3, 35 (1963).
137. Plank C. A., G e r h a r d E. R., Ind. Eng. Chem., Process Design a. Deve-
lop., 2, Ns 1, 34 (1963).
138. Розен A. M., А к с e л ь p о д Л. С., Д и л ь м а н В. В., Теор. основы хим,
технол., 1, № 4, 446 (1967).
139. Bubble Tray Design Mannual, Am. Inst. Chem. Eng., N. Y., 1958.
140. Gerster J. A., H i 11 A. B. et al., Final Report from the University of De-
laware, Am. Inst. Chem. Eng., N. Y., 1958.
141. C a u t r e a u x M. F., O’C о n n e 11 H. E., Chem. Eng. Progr., 51, Ns 5 (1955).
142. Александров И. А., ЖПХ, 61, вып. 8, 1783 (1968).
143. Александров И. А., Химия и технол. топлив и масел, Ns 4, 38 (1969).
144. Молоканов Ю. К., Теор. основы хим. технол., 2, Ns 5, 691 (1968).
145. Welch N. Е., D u г b i п L. D., H о 11 a n d C. D., Am. Inst. Chem. Eng. J.,
10, Ns 3, 373 (1964).
146. Mi у an chi T. J., К u b о K-, Chem. Eng. Japan, 5, Ns 1, 20 (1967).
147. Д ильма н В. В., А й з e н б у д М. Б., Шульц Э. 3., Хим. пром., № 2,
43 (1966).
148. Молоканов Ю. К., Химия и технол. топлив и масел, Ns 4, 33, (1967).
149. М о л о к а н о в Ю. К. Автореферат'докт. диссертации, МИНХ и ГП им.
И. М. Губкина, 1967.
150. Лебедев Ю. Н., Александров И. А., Зыков Д. Д., Химия и тех-
нол. топлив и масел, Ns 5, 38, (1969).
151. Strand С. Р., Chem. Eng. Progr., 59, Ns 4, 58 (1963).
152. Hugh mark G. A., Chem. Eng. Progr., 61, Ns 7, 97 (1965).
153. Соломаха Г. И., .Автореферат докт. диссертации, МИХМ, 1969.
154. Аз б ель Д. С., Нароженко А. Ф., Теор. основы хим. технол. 3, Ns 4,
508, 1969.
155. Нароженко А. Ф., Автореферат канд. диссертации, Всесоюзн. заочный
политехнич. ин-т, 1969.
156. Александров И; А., Теор. основы хим. технол., 4, Ns 1; Ns 6 (1970).
157. Cullinan Н. Т., Ind. Eng. Chem. Fundament., 5, № 2, 281 (1966).
158. Englisch W., Wan Winke. Chem. Eng., 11, Ns 5, 241 (1963).
159. Chidambaram S., Brit. Chem. Eng., 11, Ns 4, 288’(1966).
160. Коуль А. Л., Ризенфельд Ф. С., Очистка газов, Гостоптехиздат, 1962.
161. Zuiderweg F. J., V e r b u r g H., Gillissen F. A., Intern. Symposium
on Distillation, London, 1960.
162. Д ы т н e p с к и й Ю. И., К а с а т к и н А. Г., X о л п а н о в Л. П., ЖПХ, 39,
Ns 1, 92 (1966).
163. Fair J. R., Chem. Eng., 72, Ns 14, 107 (1965).
164. Parkins R., Chem. Eng. Progr., 55, № 7, 60 (1959).
165. Козорезов Ю. И., Химия и технол. топлив и масел, № 5, 49 (1962).
279
166. Марушкин Ю. К., Нефт. хоз., № 8, 47 (1951).
167. А с т а х о в В. И., В с е м и р н о в Е. В., 3 ы к о в Д. Д., Изв. вузов, Нефть
и газ, № 6, 65 (1967).
168. Петлюк Ф. Б., Ямпольская М. X., Платонов В. М., Теор. основы
хим. технол., 3, № 1, 3 (1969).
169. Кондратьев А. А., Теор. основы хим. технол., 3, № 1, 12 (1969).
170. Packie J. W., Trans. Am. Inst. Chem. Eng., 37, 51 (1941").
171. Америк Б. К., Нефт. хоз., № 5, (1934).
172. Gilbert R. J. H., L e a t h e r J., E 11 i s J. F. G., Am. Inst. Chem. Eng. J.,
12, № 3, 432 (1966).
173. Зыков Д. Д., Труды МИХМ, вып. 26, 1966, стр. 50.
174. Кузнецов В. А., Астахов В. И., Зыков Д. Д. Хим. пром., № 4,
302 (1965).
175. Modern Petroleum Technology, Inst, of Petrol., N. Y. — London, 1962.
176. Александров И. А., Массообменные процессы химической технологии,
Сборник аннотаций, № 2, Изд. «Химия», 1967.
177. Александров И. А., Скоб л о А. И., Молоканов Ю. К., Новости
нефтяной техники, Серия «Нефтепереработка», № 5 (1959).
178. А л е к с а н д р о в И. А., С к о б л о А. И., Химия и технол. топлив н масел,
№ 1 (1962).
179. Brit. Chem. Eng., 6, № 2, 87 (1961).
180. Calvert S., К a p о G., Chem. Eng., 70, № 5, 105 (1963).
181. Smuck W. W., Chem. Eng. Progr., 59, № 6, 65 (1963).
182. Lin Tong Joe, Donnely H. C., Am. Inst. Chem. Eng. J., 12, № 3, 563
(1966).
183. Souders M., Brown G. G., Ind. Eng. Chem., 26, № 1, 98 (1934).
184. Huang C., Hodson J. R., Petrol. Ref., 37, № 2, 104 (1958).
185. Kirschbaum E., Chem. Ingr.-Techn., 23, 213 (1951); 28, 713 (1956).
186. Kirschbaum E., Distillier und Rectifizier Technik, Springer Verlag, I960.
187. Александров И. А., Химия и технол. топлив и масел, № 1 (1963).
188. Valentin F. Н. Н., Absorption in Gas-Liquid Dispersion, Lonoon, 1967.
189. Fair J. R., M a 11 h e w s R. L„ Petrol. Ref., 37, № 4, 153 (1958).
190. Chem. Ingr.-Techn., 38, № 12, A1915 (1966).
191. Oliver E. D., Diffusional Separation Processes. Theory, Design and Evalua-
tion, N. Y„ 1966.
192. Mitt el str ass M„ H о p p e K., Chem. Techn., 18, № 1, 13 (1966).
193. Hoppe K-, Mittelstrass M., Chem. Techn., 18, № 9, 533 (1966),
194. Фейр Дж. P., Инженер-нефтяник, № 10, 58 (1961).
195. Norman W. S., Absorption, Distillation and Water Cooling, Longmans,
1961.
196. Muller H. M., Othmer D. F„ Ind. Eng. Chem., 51, № 5, 115 (1959).
197. Hughmark G. H., O’Connell H. E., Chem. Eng. Progr., 53, № 3, 127
(1957).
198. Davies J. A., Gordon K. F., Petro/Chem. Eng., 33, № 11, 54; № 12, 83
(1961).
199. Good A. J., Ind. Eng. Chem., 34, № 12, 1445 (1942).
200. Локхарт Ф., Л e д ж e т т С. У., Новейшие достижения нефтехимии и
нефтепереработки, Сборник, вып. 1, Гостоптехиздат, 1960.
201. Perry J. Н., Chemical Engineers, Handbook, N. Y., 1950.
202. В о 11 e s W. L„ Petrol. Proc., № 2—5 (1956).
203. Cicalese J. J., D a v i s J. A., et al., Petrol. Ref., 26, № 4, 431 (1947).
204. Nitschke K-, Chem. Technol., 19, № 6, 365 (1967).
205. Александров И. А., Спиртовая пром., № 1, № 2 (1963).
206. Молоканов Ю. К., С к о б л о А. И., Изв. вузов, Химия и хим. технол.,
№ 4 (1961).
207. Norman W. S., Grocott G. J., Trans. Inst. Chem. Eng., 39, № 4, 305
(1961).
208. Малежик И. Ф., Ст а бликов В. Н., Изв. вузов, Пищевая технология,
№ 2 (1962).
209. К о 1 о d z i е Р. A., W i n k 1 е J. R., Am. Inst. Chem. Eng., 3, Ns 3, 305 (1958).
280
210. Kemp H. S., P у 1 e C., Chem. Eng. Progr., 45, 435 (1949).
211. Rogers M. С., T h i 11 e E. W., Ind. Eng. Chem., 26, 254 (1934).
212. Молоканов Ю. К., Скобло А. И., Изв. вузов, Нефть и газ, № 7
(1960).
213. Davis J. А„ Ind. Eng. Chem., 39, 774 (1947).
214. Gyokhegyi S. L., Czermann J. J,, Brit. Chem. Eng., 6, № 3, 158
(1961).
215. Александров И. А., Шейман В. А., Коган Ю. С., Швец Е. М.,
Химия и технол. топлив и масел, № 7 (1961).
216. Mayfield F. D„ Ind. Eng. Chem., 44, № 9, 2238 (1952).
217. Мухленов И. П., Т а р а т Э. Я., ЖПХ, 31, вып. 4, 542 (1958); 32, вып. 9,
2006 (1959).
218. Александров И. А., Шейнман В. А., Абросимов Б. 3., Вольшо-
нок Ю. 3., Химия и технол. топлив и масел, № 4, (1963).
219. Шейнман В. А., Александров И. А., Коган Ю. С., Вольшо-
нок Ю. 3., Л и з у н к о в В. П., Ш в е ц Е. М., Химия и технол. топлив и
масел, 5 (1962).
220. Молоканов Ю. К-, Скобло А. И. Изв. вузов, Нефть и газ, № 8
(1958).
221. Brown A. J. Н., Brit. Chem. Eng., 7, № 2, 102 (1962).
222. Hunt G., Hanson D. N., Wilke C. R., Am. Inst. Chem. Epg., 1, № 4,
441 (1955).
223. Шейнман В. А., Александров И. А., Труды Гипронефтемаша,
вып. Ill, Изд. «Недра», 1964.
224. Александров И. А., С к о б л о А. И., Химия и технол. топлив и масел,
№ 9, 42 (I960).
225. Масумов Д. И., Плановский А. Н., Дытнерский Ю. И., Бояр-
чук П. Г., Азерб. нефт. хоз-во, № 10 (1965).
226. Дытнерский Ю. И., Касаткин А. Г., Кочергин Н. В., Гер-
виц В. М., Хим. и нефт. машиностроение, № 2, 15 (1964).
227. Todd W. G., Van Winkle М., Ind. Eng. Chem. Design a. Developm., 6,
№ 1 (1967).
228. Александров И. А., Химия и технол. топлив и масел, № 12, 37 (1966).
229. Zenz F. A., Petrol. Ref., 36, 179 (1957).
230. Александров И. А., Скобло А. И., Изв. вузов, Нефть и газ, № 3
(1961).
231. Leibson J., Kelley R. Е., Bullington L. A., Petrol. Ref., 36, № 2,
127 (1957).
232. Edmister W. C., Petrol. Eng., 20, № 12 (1948).
233. X а м д и A. M., Скобло А. И., M о л о к а н о в Ю. К., Химия и технол.
топлив и масел, № 2 (1963).
234. Александров И. А., Гореченков В. Г., Халиф А. Л., К Р ж и-
ж е в с к а я Н. Г., Газ. пром., № 3 (1965).
235. Александров И. А., Гореченков В. Г., Короленко Т. П., Со-
рокин В. И., Халиф А. Л., Процессы химической техиологни, Сборник
статей под ред. М. Е. Позина, Изд. «Наука», 1965, стр. 50.
236. Дильман В. В. и др., Хим, пром., № 3 (1956).
237. А э р о в М. Э., Быстрова Т. А., Хим. наука и пром., 12, № 1 (1957).
238. С у м - Ш и к Л. Е. и др., Хим. пром., № 1 (1963).
239. С у м - Ш и к Л. Е. и др., Хим. пром., № 7 (1962).
240. Hu ml М, Standart G., Brit. Chem. Eng., 11, № 11, 1370 (1966).
241. Van Den Berg, J. Inst. Petrol., 41, 374, 45 (1955).
242. Александр Ob И. А. и др., Процессы химической технологии, Сборник
статей под ред. М. Е. Позина, Изд. «Наука», 1965, стр. 44.
243. Гореченков В. Г., Автореферат канд. диссертации, ВНИИгаз, 1966.
244. Касаткин А. Г. и др., Хим. пром., № 3 (1958).
245. Eduljee Н. Е., Brit. Chem. Eng., 4, № 1 24 (1959).
246. Selix М., Chem. Priim., 12, № 2, 73 (1962).
247. Каф аров В. В., Зелинский Ю. Г., Химия и. технол. топлив и масел,
№ 6 (1961).
281
248. Касатки нА. Г. и др., Хим. пром., № 7 (1961).
249. Молоканов Ю. К-, Хим. пром., № 4 (1962).
250. Молоканов Ю. К., Химия и технол. топлив и масел, № 3 (1962).
251. Каф аров В. В„ Зелинский ГО. Г., ЖПХ, 35, № 9, 1989 (1962).
252. Александре в И. А. и др., Хим. пром., № 3 (1966).
253. F о 1 d е s Р., Е v a n g е 1 i d i J., Brit. Chem. Eng., 13, № 6, 832 (1968).
253a. T у p e в с к и й E. H., Александров И. А., Халиф А. Л., Эст-
p и н В. Н., Быстрова Т. А., Газ. пром., № 1 (1971).
254. Hydrocarb. Proc. Petrol. Rev., 43, № 2, 193 (1964).
255. К а ф a p о в В. В., Основы массопередачи, Изд. «Высшая школа», 1963.
255а. F a i г J. R., Chem. Eng. Progr., 66, № 3, 45 (1970).
256. Касаткин А. Г., Основные процессы и аппараты химической технологии,
Издательство «Химия», 1971.
257. Leva М., Tower Pakings and Paked Tower Design, Akron, Ohio, 1951.
258. Pfannmuller W., Trans. Inst. Chem. Eng., 32, 151 (1954).
259. D i x о n O. G., J. Soc. Chem. Ind., 68, 88 (1947).
260. Randall D. G., Chem. a. Proc. Eng., Sept., 303 (1956).
261. M c W i 11 i a m s J. A., Trans. Inst. Chem. Eng., 34, № 1 (1956).
262. В r a g g L. B., Ind. Eng. Chem., 49, № 7, 1062 (1957).
263 Morton F., Trans. Inst. Chem. Eng., 29, 241 (1951).
264. Brit. Chem. Eng., 10, № 3, 216 (1965).
265. Daumard C., Sicardy L., Eyrand C., Chem. et Ind.-Gen, Chim., 97,
№ 4,669 (1967).
266. Акопов Ю. P., Г вер дците л и И. Г., Каминский В. А., Парца-
х а ш в и л и Г. Л., Атомная энергия, 17, вып. 5, 384 (1964).
267. Г а л а х о в А. В., Г и н з б у р г П. А., авт. свид. СССР 170918, 25/V 1961 г.;
Бюлл. изобр., № 10 (1965).
268. Пичугин Л. А., Боярчук П. Г., Б а с н е в И. М., авт. свид. СССР
183185, 10/XII 1963 г.; Бюлл. изобр., № 13 (1966).
269. L u d е г s е n A. L., Е u 1 е М., пат. ФРГ 1227870, 14/IV 1960 г.
270. В е v е г s К-, Chem. Ingr.-Techn., 36, № 3, 217 (1969).
271. Малюсов В. А., Жаворонков Н. М., Хим. пром., № 7 (1962).
272. С е м е н ов П. А., Шварцштейи Я< В., Хим. пром., № 7 (1953).
273. Р а м м В. М., Абсорбция газов, Изд. «Химия», 1966.
274. Р а м м В. М., 3 а к г е й м А. Ю., Труды по химии и химической технологии,
вып. 4, изд. НИИ химии Горьковского университета, 1961.
275. Chem. Proc., 25, № 7, 36 (1962).
276. К а ф а р о в В. В., Хим. пром., № 8 (1951).
277. К а ф а р о в В. В., Хим. наука и пром., 4, № 6 (1959).
278. Башенные насадки. Каталог фирмы «Гидронил», Англия, 1963.
279. Davis D. S., Brit. Chem. Eng., 47, № 6, 468 (1962).
279a. Eckert J. S., Chem. Eng. Progr., 66, № 3, 39 (1970).
280. Scofield R. C., Chem. Eng. Progr., 46, 405 (1950).
281. Chem. a. Proc. Eng., Sept., 309 (1959).
282. S t r e h 1 a n H., Chem. Techn., 13, № 1, 21 (1961).
283. Фастовский В. Г., Петровский Ю. В., Труды ВЭИ, вып. 61, Гос-
энергоиздат, 1958. «
284. Moisted К., Chem. Eng. Progr., 46, № 17, 7 (1950). .[
285. Atkinson В., T а у 1 о г В. N., Trans. Inst. Chem. Eng., 41, № 3, 140 (1963). iy
286. E c k e r t J. S., Chem. Eng. Progr., 57, № 9, 54 (1961). ; (
287. Schrader H, Kalte Technik, № 9, 290 (1958). i
288. Delzenne A., Indust. Chem. et le phosphate, 5, № 566, 380 (1964). ,;
289. Eckert J. S., Walter L. F., Hydrocarb. Proc. Petrol. Ref., 43, № 2, 107 Л-
(1964). ’
290. E d u 1 j e e H. E., Chem. Age India, 12, № 4, 311 (1961). |
291. Плановский A. H., Кафаров В. В., Хим. пром., № 4 (1946). f'
292. S с h е г w о о d Т. К., Shipley G. Н., Holloway F. A., Ind. Eng. Chem.,
30, № 7, 765 (1938). j
293. Кафаров В. В., Дытнерский Ю. И, ЖПХ, 30 (1957). ►
282
294. Bain W. A., Hongen O. A., Trans. Am. Inst. Chem. Eng., 40, № 1, 29
(1944).
295. Александров И. А., Скоб л о А. И., Изв. вузов Нефть и газ № 4
(1960).
296. L о b о W. Е., Trans. Am. Inst. Chem. Eng., 41, 693 (1945).
297. Czerman J. J., Gvokhegyi S. L., Hay J. J., Petrol. Ref. 37, 165
(1958).
298. Ellis F. A., Barker P. E., Hodson W. S., Trans. Inst. Chem. Eng. 38,
№ 5, 267 (1960).
299. Zenz F. A., Eckert R. A., Petrol. Ref„ 40, № 2, 130 (1961).
300. Авербух Я. Д., Говорков В. М., Материалы межвузовской конферен-
ции по машинам и аппаратам диффузионных процессов, Казань, изд. Казан-
ского ХТИ им. С. М. Кирова, 1961.
301. Chilton Т. Н., Colburn А. Р„ Ind. Eng. Chem., 27, 255 (1935).
302. Dodge В. F., Huffmann J. R., Ind. Eng. Chem., 29, 1434 (1937).
303. Астахов В. И., Зыков Д. Д., Кортиков В. С., Хим. пром., № 10,
763 (1964).
304. Acrivos A., Amundson R., Chem. Eng. Sci., 4, № 3 (1955).
305. J u К. T., С о u 11 J., Chem. Eng. Progr., 46, № 2, 89 (1950).
306. Colburn A. P., Trans. Am.. Inst. Chem. Eng., 35, 211 (1939).
307. Кузнецов M. Д., Докторская диссертация, МХТИ им. Д. И. Менделеева,
1946.
308. Chem. Eng. Progr., 58, № 11, 91 (1962).
309. Chem. Ingr.-Techn., 72, № 12, A-1915 (1966).
310. Trans. Ins't. Chem. Eng., 44. № 6 (1966).
311. Гильденблат И. А., Гурова H. M., Рамм В. М., Труды МХТИ
им. Д. И. Менделеева, вып. 47, 1964, стр. 11.
312. Bi a les G. A., Chem. Eng. Progr., 60, № 10, 71 (1964).
313. Murch D. P., Ind. Eng. Chem., 45, 2616 (1953).
314. Гриневич A. T., Большаков А. Г., Хим. и нефт. машиностроение,
№ 2, 14 (1965).
315. Cornell О., Knapp W. G. et al., Chem. Eng. Progr., 56, № 8, 48 (1960).
316. Miyanchi T., Vermeulen T., Ind. Eng. Chem., Fundament. 2, № 2,
113 (1963).
316a. Кафаров В. В., Перов В. Л., Рысин Г. Ш., ЖПХ, 63, вып. 2 (1970).
317. О t a k е Т К u п и g i t а Е., К a w a b е A., Chem. Eng. (Japan), 23, № 2, 81
(1959).
318. De Maria F., White R. R., Am. Inst. Chem. Eng. J., 6, № 3, 473 (1960).
319. Mohunta D. M., Laddha G. S., Chem. Eng. Sci., 20, № 12, 1069 (1965).
319a. Кафаров В. В., Методы кибернетики в химии и химической технологии,
Изд. «Химия», 1968.
320. Жаворонков Н. М., АэровМ. Э. Умник Н. Н., Хим. пром, № 9
(1948); № 3, № 10 (1949).
321. TeutschTheo, Chem. Ingr.-Techn., 36, № 5, 496 (1964).
322. Petrol. Proc., May, 233 (1957).
323. Ross T. K-, Coomble A. J., Trans. Inst. Chem. Eng., 44, Ns 5 (1966).
324. Александров И. А., Химия и технол. топлив и масел, № 7 (1964).
325. Скобло А. И., Александров И. А., Новости нефтяной и газовой тех-
ники, Сер. «Нефтепереработка», № 3 (1962).
326. York О. Н., Poppele Е. W., Chem. Eng. Progr.,' Petrol. Ref., 39, № 9,
175—284 (1960).
327. Niemeyer E. R., Petrol. Ref., 40, № 6, 155 (1961).
328. Cauruana G„ Brit. Chem. Eng., 10, № 7, 466 (1965).
329. Г в о з д е в Б. П., 3 а й ц е в В. И., Газ. пром., № 1 (1964).
330. Gar pen ter G. L., Othmer D. F., Am. Inst. Chem. Eng. J., 1, № 4, 549
(1955).
331. Jackson S„ Calvert S., Am. Inst. Chem. Eng. J., 12, № 6, 1075 (1966).
332. Watkins R. N., Hydrocarb. Proc. Petrol. Ref., 46, № 11, 253 (1967).
333. Головачевский Ю. А., Оросители и форсунки скрубберов химической
промышленности, Изд. «Машиностроение», 1967.
283
334. Ж а в о р о и к о в Н. М., Рамы В. М., Гильденблат И. А., Зак-
гейм А. Ю., Хим. маш., Xs 1 (1960).
335. Головачеве к ий Ю. А., Хим. пром., № 6 (1962).
336. F а 1 г J. R., Petrol. Ref., 39, № 2, 105 (1960).
337. F а 1 г J. R, Hydrocarb. Proc. Petrol. Ref., 42, Xs 2, 159 (1963).
338. Palen J. W., Small W. M., Hydrocarb. Proc. Petrol. Ref., 43, Xs 11, 199
(1964).
339. Автоматизация, приборы контроля и регулирования, кн. 1, Гостоптехиздат,
1962.
340. Martinally R. С., Putnam J. A., Lockhart R. W., Trans. Am. Inst.
Chem. Eng., 42, Xs 4, 681 (1946).
341. Schicht H. H., Chem. Ingr.-Techn., 37, № 3, 245 (1964).
342. Duckler A. F., Wicks M., Cleveland R. C., Am. Inst. Chem. Eng. J.,
10, Xs 1, 38 (1964).
343. Идельчик И. E., Справочник по гидравлическим сопротивлениям, Гос-
энергоиздат, 1960.
344. С a d у Р. D., Petrol. Ref., 42, 192 (1963).
345. Обрядчиков С. Н., Хохряков П. А., Расчет и конструкция ректифи-
кационных колонн для нефтезаводских установок, ОНТИ, НКТП, 1934.
346. Славинский Д. М.:, Новости нефтяной и газовой техники, Сер. «Нефте-
переработка и нефтехимия», Xs 7 (1962).
347. Dodt J., Chem. Ingr.-Techn., 33, № 3, 205 (1961).
348. Алексеева P. В., Эйгенсон А. С., Химия и технол. топлив и масел,
Xs 4 (1960).
349. Кондратьев А. А., Марушкин Б. К., Бондаренко М. Д., Химия
и технол. топлив и масел, Ns 2 (1961).
350. Скобло А. И., Химия и технол. топлив и масел, Xs 2 (1961).
351. Fry back М. G., Hufnagel J. A., Ind. Eng. Chem., 52, Xs 8, 655 (1960).
352. M а н о в я н А. К., Скобло А. И., Одинцов О. K-, Гончарова H. А.,
Химия и технол. топлив и масел, Xs 1, 42 (1969).
353. Kitterman L., Ross M., Hydrocarb. Proc. Petrol. Ref., 46, Xs 5, 216
(1967).
354. Александров И. А., Шей нм а и В. И., Абросимов Б. 3., Свежен-
ц е в В. С., авт. свид. СССР 169061, 28/1 1964 г.; Бюлл. изобр., Xs 6 (1965).
355. N u 11 е г J. Е„ пат. США 2951691, 6/IX 1960 г.
356. Т h г i f t G. С., пат. США 3056592, 2/Х 1962 г.
357. КуриямаМакото, яп. пат. 6508, 28/VII 1962 г.
358. J о n е s М. С., пат. США 3143582, 4/VIII 1964 г.
359. Маски V., N е 11 к F.., чехослов. пат. 107607, 22/1 1962 г.
360. Накадзима М., яп. пат. 2973, 5/Х 1960 г.
361. Шейнман В. И., Александров И. А., Свеженцев В. С., Хим. и
нефт. машиностроение, Xs 9, 30 (1967).
362. G о е d е г е п С. W., пат. США 3246887, 19/IV 1966 г.
363. Kottowski Н., пат. ФРГ 1200256, 9/IX 1965 г.
364. Англ. пат. 1026371, 3/1 1963 г.
365. Billet R.. Chem. Ingr.-Techn., 40, Xs 8, 377 (1968).
366. Ind. Eng. Chem., 54, № 7, 65 (1962).
367. T e 11 e r A. I., ChengS. R., Davis H. A., Am. Inst. Chem. Eng. J., 9, Xs 3
(1963).
368. Kirschbaum E., Chem. Ingr.-Techn., 34, Xs 4, 283 (1962).
369. Eagle R. S., Lemieux E. J., Chem. Eng. Progr., 60, X» 10, 74 (1964).
370. Бур ин В. Л, Тетюнников А. Б., Массообменные процессы химиче-
ской технологии, Сборник аннотаций, Xs 2, Изд. «Химия», 1967.
371. Chem. Eng. News. 41, Xs 25, 46 (1963).
372. Brit. Chem. Eng., 5, Xs 10, 100 (1960).
373. Brit. Chem. Eng., 11, Xs 9, 1045; Xs 11, 65 (1966).
374. Берковский M. А., Скобло А. И., Александров И. А., Шейн-
ман В. И., Химия и технол. топлив и масел, Ns 5, 41 (1966).
375. Николаев Н. А., Жаворонков Н. М., Хим. пром., Хэ 11 (1964); Ns 4
(1965).
284
376. Николаев Н. А. Мал юсов В. А., Жаворонков Н. М Хим пром.,
№ 7 (1961).
377. В е г г у J. L., пат. США 2805845, 1957 г.
378. Малафеев Н. А., М а л ю с о в В. А., авт. свид. СССР 190330, 25/П 1963 г.;
Бюлл. изобр., № 2 (1966).
379. Николаев Н. А., Жаворонков Н. М., Массообменные процессы хи-
мической технологии, ' Сборник аннотаций, № 3, Изд. «Химия», 1968,
стр. 126.
380. Слободяник И. П., Григорьев Л. Г., Массообменные процессы хи-
мической технологии, Сборник аннотаций, № 3, Изд. «Химия», 1968,
стр. 46.
381. Слободяник И. П., Троянов Л. Л., Изв. вузов, Пищевая технология,
№ 5, 189 (1967).
382. Kittel W., австр. пат. 207366, 26/1 1960 г.
383. Shimokawa J., англ. пат. 873407, 26/VII 1961 г.
384. Юрченко В. А., Химическое, нефтеперерабатывающее и целлюлозно-бу-
мажное машиностроение, № 2, 19 (1966).
385. Александров И. А., Гореченков В. Г., Щербаков В. В., Химия
и технол. топлив и масел, № 7, 7 (1966).
386. Индзима Токудзи, яп. пат. 12303, 19/IX 1962 г.
387. L о с k w о о d D. С., Glausser W. Е., Petrol. Ref., 38, № 9 281
(1959).
388. Ковшов А. Н., Никифоров А. Д., Боярчук П. Г., Артамо-
нов Д. С., Хим. и иефт. машиностроение, № 6 (1966).
389. Ковшов А. Н., Аксельрод Л. С., Плановский А. Н., Никифо-
ров А. Д., Д ильм ан В. В., Поз ин Л. С., Хим. и нефт. машиностроение,
№ 9 (1966).
390. S с h е i b е 1 Е. G., пат. США 3231251, 25/1 1966 г.
391. Аэро в М. Э., Боярчук П. Г., Быстрова Т. А., Поз ин Л. С., Л а-
говер И. И., Хим. и нефт. машиностроение, № 12, 18 (1966).
392. М а п п i п g Е., Ind. Eng. Chem., Intern. Ed., 56, № 4, 15 (1964).
393. Александров И. А., Туревский E. H., Газовое дело № 10 21
(1965).
394. В о 11 е s W. L., Chem. Eng. Prog., 63, № 9, 48 (1967).
395. Розен А. М., Л а п а в о к Л. И., Е л а т о м ц е в Б. В., Хим. и нефт. маши-
ностроение, № 4, 14 (1964).
396. Агушевич И. 3., Молокан ов Ю. К-, Кораблика Т. П., Массооб-
менные процессы химической технологии, Сборник аннотаций, № 2, Изд. «Хи-
мия», 1967, стр. 175.
397. Молоканов Ю. К., Кораблика Т. П., Рогозина Л. П., Агуше-
вич И. 3., авт. свид. СССР 181038, 19/VIII 1964 г.; Бюлл. изобр., № 9
(1966).
398. Ручинекий В. Р„ Дильман В. В., авт. свид. СССР 135872; Бюлл.
изобр., № 4 (1961).
399. R a g a t z Е. G., пат. США 2926754, 1/111 1960 г.
400. Chem. Eng. News, 41, № 20, 64 (1963).
401. М ii t z е п b е г g A., Chem. Ingr.-Techn., 34, № 21 (1962).
402. Дильман В. В., Р у ч и н с к и й В. Р., Изв. АН СССР, ОТН, Металлургия
и топливо, Na 4 (1961).
403. Chem. Eng., 70, № 13, 66 (1963).
404. Н a s е 1 d е n G. G., пат. США 2998234, 29/VIII 1961 г.
405. Молоканов Ю. К., Александров И. А., авт. свид. СССР 141143,
25/VIII 1961 г.; Бюлл. изобр., Ns 12 (1961).
406. Александров И. А., Туревский Е. Н., Кржижевская Н. Г., Со-
рокин В. И., Хим. и нефт. машиностроение, № 3, 1 (1967).
407. Беньяминович О. А., Никитина И. Е., Сухарев Н. Г., Яковле-
ва Л. А., Массообменные процессы химической технологии, Сборник анно-
таций, № 3, Изд. «Химия», 1968, стр. 156.
408. Chem. Eng., 70, Ns 9, 80 (1963).
409. Chem. Eng. News, 41, № 47 (1963).
285