Примеры и задачи по технологии переработки нефти и газа: учебное пособие для вузов [Александр Георгиевич Сарданашвили] (pdf) читать онлайн

А. Г. САРДАНАШВИЛИ,
А. И. ЛЬВОВА

ПРИМЕРЫ И ЗАДАЧИ
ПО ТЕХНОЛОГИИ
ПЕРЕРАБОТКИ НЕФТИ
И ГАЗА
Учебное пособие
Издание шестое, стереотипное

ЛАНЬ
САНКТ-ПЕТЕРБУРГ • МОСКВА • КРАСНОДАР
2021

УДК 665.6
ББК 35.514я73
С 20

Сарданаш вил и А. Г. Примеры и задачи по технологии переработки
нефти и газа : учебное пособие для вузов / А. Г. Сарданашвили,
А. И. Львова. — 6-е изд., стер. — Санкт-Петербург : Лань, 2021. —
256 с. — Текст : непосредственный.

ISBN 978-5-8114-8520-8
В книге приведены примеры и задачи по курсу «Технология переработки нефти и
газа», относящиеся к процессам первичной переработки нефти (физические свойства
нефтей и нефтепродуктов, перегонка и ректификация), к процессам теплообмена,
разделения неоднородных систем, деструктивной переработке нефти и газа и др.
Пособие предназначено для студентов вузов, обучающихся по направлениям
подготовки и специальностям, входящим в УГС «Химические технологии». Также может
служить практическим руководством для инженерно-технических работников
нефтеперерабатывающих заводов.

УДК 665.6
ББК 35.514я73

Обложка
Е. А. ВЛАСОВА

© Издательство «Лань», 2021
© Коллектив авторов, 2021
© Издательство «Лань»,
художественное оформление, 2021

СОДЕРЖАНИЕ

Предисловие...............................................
5
Введение. Расчетные методы определения физико-химических
свойств и состава нефтей и нефтепродуктов................................... 7
Характеристические точки кипениянефтяных фракций .
,
7
Характеристический фактор........................................................
8
Плотность..........................................................................................
9
Задачи........................................................................................................ 12
Молекулярная масса
.....................................................................
13
Задачи........................................................................................................ 15
Давление насыщенных паров............................................................... 15
Критические параметры и приведенные константы
...
17
Коэффициент сжимаемости.................................................................... 20
Фугитивность............................................................................................ 22
Задачи........................................................................................................ 25
Вязкость..................................................................................................... 26
Задачи........................................................................................................ 29
Тепловые свойства...................................................................................30
Задачи..................................................... .......................................... 36
Массовый, объемный и мольный состав
......
37
Задачи
.
39

Раздел первый. Технологический расчет аппаратов
установок первичной переработки нефти и газа . .

40

ГЛАВА 1. РАСЧЕТ РЕКТИФИКАЦИОННЫХ КОЛОНН .
40
Приближенные методы построения линии однократного испа­
рения (ОИ)............................................................................................... 41
Температурный режим............................................................................46
Диаметр
...................................................................................................... 54
Высота
..................................................................................
56
Число тарелок......................................................................................... 58
Задачи..........................................
58
Материальный и тепловой балансы................................................ 62
Задачи
.
.
.
ГЛАВА 2. РАСЧЕТ ТЕПЛООБМЕННЫХ АППАРАТОВ
.
70
Тепловой расчет..................................................................................... 71
Холодильники и конденсаторы-холодильники................................... 75
Аппараты
воздушного охлаждения.................................................77
Задачи........................................................................................................ 82
ГЛАВА 3. РАСЧЕТ ТРУБЧАТЫХ ПЕЧЕЙ................................... 84
Радиантная секция ..........................................................................
89
Конвекционная секция
......................................................
Задачи
.
................................................ ......
108

ГЛАВА 4. РАСЧЕТ АППАРАТОВ, СОЗДАЮЩИХ
ПОНИЖЕННОЕ ДАВЛЕНИЕ....................................................... ПО
Барометрический конденсатор.............................................................110
Поверхностный конденсатор...............................................................112
Задачи...................................................................................................... 114

101

ГЛАВА 5. РАСЧЕТ ВЕРТИКАЛЬНЫХ ОТСТОЙНИКОВ

.

115

Диаметр.......................................................................................... 115
Высота............................................................................................ 117
Задачи
........................................................
......

119

Раздел второй. Технологический расчет основных ап­
паратов установок деструктивной переработки нефти
и газа.................................................................................................................. • •

121

ГЛАВА 6. РАСЧЕТ РЕАКЦИОННЫХ УСТРОЙСТВ
ТЕРМИЧЕСКИХ ПРОЦЕССОВ....................................................... 121
Реакционные змеевики и камеры установок термического
крекинга под давлением
..............................................................
121
Задачи
.
.
127
Реакционные аппараты установок коксования нефтяных
остатков.................................................................................................... 128
Задачи
.
.
139
Печи и реакторы установок пиролиза нефтяного и газового
сырья........................................................................................................ 140
Задачи............................................................................................... ,148

ГЛАВА 7. РАСЧЕТ РЕАКТОРОВ И РЕГЕНЕРАТОРОВ
КАТАЛИТИЧЕСКИХ ПРОЦЕССОВ................................................ 150
Аппараты установок каталитического крекинга
. .
.
. 150
Задачи
.
....................................................... .'
...
171
Аппараты установок каталитического риформинга .
.
. 173
Задачи................................................
181
Реакторы установок каталитической изомеризации .
.
. 181
Задачи...............................................................................................
184
Процесс гидрокрекинга..........................................................................184
Задачи
..............................................................
188
Процесс гидродеалкилирования
..................................................
189
Задачи...................................................................................................... 191

ГЛАВА 8. РАСЧЕТ РЕАКТОРОВ ДЛЯ ПРОЦЕССОВ
ПЕРЕРАБОТКИ УГЛЕВОДОРОДНЫХ ГАЗОВ ....

192

Реакторы установок полимеризации газообразных олефинов
192
Процесс каталитического алкилирования парафиновых и аро­
матических углеводородов олефинами.............................................. 197
Задачи
.
.
.............
202

ГЛАВА 9. ТЕПЛОВЫЕ ЭФФЕКТЫ ПРОЦЕССОВ
ДЕСТРУКТИВНОЙ ПЕРЕРАБОТКИ НЕФТИ И ГАЗА
Задачи

.................................................

.

.

204

.......

212

Приложения.................................................................................. 214
Перевод внесистемных единиц в единицы СИ 247
Литература..................................................... ......
. . . 248
Ответы назадачи.................................................................... 251

ПРЕДИСЛОВИЕ

Настоящее учебное пособие «Примеры и задачи по тех­
нологии переработки нефти и газа» предназначено для
расширения и углубления знаний студентов дневных, ве­
черних и заочных факультетов, изучающих технологию
переработки нефти и газа. Пособие составлено в полном
соответствии с программой курса технологии переработ­
ки нефти и газа (ч. 1 и 2). Большая часть задач пред­
назначена для решения на групповых семинарских за­
нятиях, но они могут быть использованы и в качестве
контрольных и домашних заданий. Пособие может быть
полезно также при выполнении студентами курсовых и
дипломных проектов. В нем приведены справочные мате­
риалы, необходимые для решения задач. При проработ­
ке материалов необходимо пользоваться основными
учебниками по курсу технологии переработки нефти и
газа [2, 15].
Пособие состоит из введения и двух разделов. Вве­
дение «Расчетные методы определения физико-химичес­
ких свойств и состава нефтей и нефтепродуктов» посвя­
щено аналитическим и графическим методам определе­
ния и пересчета различных характеристик нефтей и неф­
тепродуктов: относительной плотности, молекулярной
массы, давления насыщенных паров, вязкости, тепловых
свойств и компонентного состава.
В первом разделе «Технологический расчет аппара­
тов установок первичной переработки нефти и газа» да­
ны примеры и задачи на определение температурного ре­
жима и геометрических размеров ректификационных ко­
лонн, на расчет технологических параметров работы
теплообменных аппаратов и трубчатых печей, а также
5

на технологический расчет и определение размеров вакуумсоздающей аппаратуры и отстойников для разде­
ления неоднородных систем.
Во втором разделе «Технологический расчет аппара­
тов установок деструктивной переработки нефти и газа»
приведены примеры и задачи на определение выхода
продуктов в различных процессах, расчет технологичес­
ких параметров и геометрических размеров реакционно­
регенерационных устройств. Заканчивается второй раз­
дел примерами и задачами на определение тепловых эф­
фектов различных деструктивных процессов переработ­
ки нефти и газа.
Для лучшего усвоения материала в каждую главу
включены общие сведения о процессе и методе расчетов.
В главе 7 раздел «Расчет лифт-реактора установки
каталитического крекинга», а также все дополнения и
исправления и программа расчета доли отгона на ЭВМ
даны к. х. н. Е. М. Львовой.

6

ВВЕДЕНИЕ

Расчетные методы определения физико-химических
свойств и состава нефтей и нефтепродуктов

ХАРАКТЕРИСТИЧЕСКИЕ ТОЧКИ КИПЕНИЯ
НЕФТЯНЫХ ФРАКЦИЙ

Поскольку нефть и ее фракции не являются индивидуальными ве­
ществами, а представляют сложную смесь различных углеводоро­
дов и их соединений, нефтяные фракции выкипают не при фикси­
рованной температуре, а в интервале температур. В связи с этим
при расчетах пользуются понятием средней температуры кипения.
В зависимости от способа усреднения различают следующие тем­
пературы кипения: средне-объемную (4р. об), средне-молекуляр­
ную (4р. мол),
средне-массовую
(4р. масс),
средне-кубичную
(4р. куб) и средне-усредненную (4Р.уср). Значения этих температур
кипения могут быть определены из следующих уравнений:
средне-объемная температура кипения
у1 + у2+ ,_+уп

'ср.об-

средне-массовая температура кипения
^4 —Н 0^2 4 ■■ ■ 4~ Gntn
6i + б2 + ... +

4р.масс

(2)

средне-молекулярная температура кипения
*ср.мол “

где xi =

^4-^+...+^

или 4р. мол — 2 ^^

(3)

Ni

средне-кубическая температура кипения

"Г
—
3
'ф.куб = 2 кг ft + 273) 3 ]

- 273

1

средне-усредненная температура кипения
4р.МОЛ “Г 4р.куб
4р. у ср “
2
где Gb G2,..., Gn — массы (или % масс.) отдельных фракций; Кь К2,.... Vn —
объемы (или % объемн.) отдельных фракций; ^b N2,...»Nn — молп (или % мол.)
отдельных фракций; Mi — молекулярная масса отдельных фракций; Zb t2,...,tn.

7

// — среднеарифметические значения температур кипения фракций, °C; Х{— со­
держание узких фракций, мольные доли; ф/ — объемная доля компонента.

Средне-объемная температура кипения (7СР. об) определяется
наиболее просто по данным разгонки по ГОСТ
^Ср.об

(4)

5

При отсутствии кривой объемной разгонки можно пользовать­
ся кривой ИТК, приближенно оценивая /СР. Об как температуру ки­
пения фракции, равную температуре выкипания 50%. Для узких
фракций /ср. об можно определить как среднеарифметическое зна­
чение между началом и концом кипения фракции. Характеристи­
ческие точки кипения можно определить по графику Приложения 1
в зависимости от /СР. об и угла наклона кривой разгонки по ГОСТ.
Пример. Дана разгонка фракции нефтепродукта по ГОСТ:
10% — 140°С, 30% — 174°C, 50%—227°С, 70%—230°С, 90% —
260 °C. Определить ТОЧКИ КИПеНИЯ
/сР. усР)-

(/сР. об, /Ср. мол, /Ср. масс, /СР. куб,

Решение. Определяют средне-объемную температуру кипения
140-1- 174 4-227 4-230-4-260 „ „
*сР.об =------- ----- ----------------- -- ----- = 200 °C

Угол наклона кривой разгонки
260— 140
90 — 10 ~

По графику Приложения 1 определяем корректирующие до­
бавки и рассчитываем соответствующие температуры кипения
/ср.Мол = 200 °C - 14 = 186 °C
Aip)
(32)
Коэффициент сжимаемости зависит от природы вещества, тем­
пературы, давления и может быть найден экспериментально или
при помощи графиков [1—5]. Зная приведенные значения давле­
ния фпр) и температуры (Тпр), можно найти Z по графику (рис.
7). Для идеальных газов 2=1. При определении коэффициента
сжимаемости для нефтяных фракций и газовых смесей в формулы
(30) и (31) вместо критических параметров Гкр и Ркр следует под­
ставлять значения псевдокритических параметров (7п.кр и Рп. кР).
Пссвдокритические параметры для смеси газообразных индиви­
дуальных углеводородов, если неизвестен состав этой смеси, мож­
но с достаточной для практических расчетов точностью определить

Рис. 7. График для определения коэффициента сжимаемости Z.

по правилу аддитивности или по графику (рис. 8); на графике
представлена зависимость этих параметров от относительной (по
отношению к воздуху) плотности газовой смеси. В соответствии
с правилом аддитивности можно использовать формулы
А.Кр —

2 У^Кр}

Рн.кр ~

2 yt^^Pi

(33)

где yi — мольная доля компонентов смеси.

21

ФУГИТИВНОСТЬ

Фугитивность — это давление реального газа, свойства которого
выражены уравнением состояния идеального газа. Фугитивностью
пользуются при расчетах равновесных паровой и жидкой фаз и
числовых значений констант фазового равновесия.

Рис. 8. Зависимость псевдокритических па­
раметров смеси углеводородных газов от ее
относительной плотности.

Плотность газа (по
отношение н воздуху)
Для равновесной системы, согласно законам Рауля и Даль­
тона,
Рх' = Ру'

(34)

откуда
х' ~ П
где Р — давление насыщенных паров чистого компонента, Па; х' — мольная
концентрация компонента в жидкой фазе, %, мол; П — давление в системе, Па;
у' — мольная концентрация компонента в паровой фазе, %, мол; k— константа
фазового равновесия (Приложения 10 и 11).

Для идеальной системы значение k равно отношению давле­
ния насыщенных паров данного компонента к давлению в системе
и характеризует распределение данного компонента между паро­
вой и жидкой фазами.- Для реальных систем константа фазового
равновесия, вычисленная этим методом, не да«т вполне удовлетво­
рительных результатов.
Для реальных газов и растворов давление насыщенных паров
Р и давление в системе П заменяют соответственно фугитивностью
жидкости ffp и паров f"n. Уравнение (34) приобретает вид
f^'=й.пу’

а константа фазового равновесия равна
(35)

22

Фугитивность характеризует степень отклонения свойств ре­
ального газа от идеального в случае изотермического процесса.
При низких давлениях и высоких температурах реальный газ при­
ближается к состоянию идеального газа, а величина f —к вели­
чине Р. Фугитивность имеет ту же размерность, что и давление.
Отношение фугитивности к давлению называется коэффициентом
активности

7=4

W

Для идеального газа у=1.
Установлено, что коэффициент активности является функцией
приведенных температуры и давления. Поэтому значение фугитив­
ности можно определить, пользуясь графиком (рис. 9). По приве­
денной температуре Тпр и приведенному давлению Рпр находят ко-

Рис. 9. График для определения коэффициента активности у при известных при­
веденных температуре и давлении.

эффициент активности. Затем, подставляя в уравнение (36) давле­
ние насыщенных шаров Р или давление системы П, получают со­
ответственно фугитивность жидкости или паров.
Для точных расчетов константы фазового равновесия, когда
жидкий компонент находится не под давлением Р своих насыщен23

ных паров, а под любым другим давлением, фугитивность этого
компонента в жидкой фазе находят по формуле [6]
/Т.п

Ух (П - Р)

(37)
где f*n>f*p—фугитивность жидкости при давлении в системе П и давлении
насыщенных паров Р соответственно, Па; Vm — мольный объем компонента,
л/моль, м3/кмоль; П — давление в системе, Па; Р — давление насыщенных паров
чистого компонента, Па; R— универсальная газовая постоянная, КДж/(кмоль•К); Т — температура системы, К.

Пример 1. Определить фугитивность паров узкой бензиновой
фракции (М=100), находящейся при 400°C и 4,55 МПа. Крити­
ческие параметры фракции /кр=321 °C и ЛФ = 3,72 МПа.
Решение. Находим значения приведенных температуры и дав­
ления
Г
673
7пр~ Ткр “ 594 —

4(55
^пР- Ркр - 3|72
р

п

На рис. 9 по вычисленным ТПР и Рпр находим, что коэффициент
активности у = 0,7. Полученные данные подставляем в уравнение
(34). Фугитивность паров узкой бензиновой фракции при 400 °C и
4,55 МПа равна
^ = 4,55-0,7 = 3,181 МПа «3,2 МПа

Пример 2. Рассчитать константу фазового равновесия k для
н-гексана при 180 °C и 784 кПа. Критические параметры /КР =
= 234,7°C, йкр=2932 кПа. Давление насыщенных паров Р =
= 1252 кПа.
Решение. Приведенные температура и давление равны
Т
180-1-273
^пр — YKp — 234,7+273 “°»89

Aip —

П
Ркр

784
2932 ==0,267 «0,27

На рис. 9 для Гпр = 0,89 и РПР=О,27 находим коэффициент ак­
тивности у=0,86; фугитивность паров «-гексана
^п = уИ = 0,86-784 = 674 кПа

Определяем фугитивность жидкого «-гексана при 180 °C, дав­
лении собственных насыщенных паров Р=1252 кПа. Приведенное
давление равно
1252
'’“^ Ркр " 2932 = 0,427 « 0,43

Для значения Гпр = 0,89 и РпР = 0,43 по графику (рис. 9) нахо­
дим коэффициент активности у = 0,78. Фугитивность жидкого и-гек24

сана, находящегося при температуре t и под давлением собствен­
ных насыщенных паров Р, равна фугитивности его же паров при
тех же условиях, т. е.:
f^p = 0,78-1252 = 976,6 кПа « 977 кПа

Константа фазового равновесия равна
k~

“ 674 “ ,44

Задачи

27. Бензиновая фракция выкипает при атмосферном давлении в пределах
56—310 °C. Определить давление насыщенных паров фракции при 190 °C.
28. Узкая нефтяная фракция при атмосферном давлении имеет среднюю
температуру кипения 100 °C. Определить давление насыщенных паров этой
фракции при 250 °C.
29. Нефтяная фракция имеет при атмосферном давлении среднюю темпе­
ратуру кипения 165 °C. Определить давление насыщенных паров данной фрак­
ции при 266 °C.
30. Нефтяная фракция имеет температуру начала кипения 350 °C при
остаточном давлении 7,33 кПа. Определить температуру начала кипения этой
фракции при атмосферном давлении (по номограмме, см. Приложение 8).
31. При перегонке нефтяной фракции в ректификационной колонне в
момент замера температура паров была равна 250 °C, а остаточное давление
0,399 кПа. Каково значение температуры при атмосферном давлении? (См.
Приложение 8).
32. Температура начала кипения нефтяной фракции при атмосферном
давлении 127 °C. Какова температура кипения этой фракции при остаточном
давлении 13,3 кПа и при давлении 200 кПа?
33. Определить коэффициент сжимаемости Z для нефтепродукта (ЛГ=200,
Л'=12) при температуре 500 °C и давлении 5000 кПа.
34. Определить коэффициент сжимаемости для «-бутана при давлении
4900 кПа и температуре 300 °C.
35. Определить приведенные температуру (ГПр) и давление (Рпр) для
нефтепродукта молекулярной массы 102,5 с относительной плотностью d{t=
= 0,750 и следующим фракционным составом (по ГОСТ 2177—59): 10% отго­
няется при 88 °C, 50%—при 104 °C и 70%—при 120 °C. Температура и дав­
ление в системе соответственно составляют 120 °C и 1765 кПа.
36. Определить фугитивность н-гексана при 180 °C, когда он находится
под давлением собственных насыщенных паров (Р=1277 кПа). Критические
температура и давление 234 °C, 3028 кПа.
37. Определить фугитивность фракции автомобильного бензина, выходя­
щей с верха колонны, если температура там ПО °C, давление 539 кПа. Кри­
тическая температура бензина /кр = 220°С, критическое давление Рк₽=
=2451 кПа.
38. Определить фугитивность жидкой нефтяной фракции при 170 °C, если
критическая температура этой фракции /Кр=200°С, критическое давление
Ркр = 2400 кПа. Давление насыщенных паров фракции при 170 °C составляет
Р=800 кПа.
39. Определить фугитивность крекинг-бензина при 150 °C и 981 кПа. Кри­
тическая температура кипения бензина /кр=288°С, критическое давление
Ркр=3250 кПа.
40. Найти по графику фактор сжимаемости для «-гексана, имеющего
РКр = 2932 кПа и ^Р = 234,7°С в условиях температуры 180 °C и давления
784 кПа.

25

11

41. Определить фугитивность паров бензиновой фракции, имеющей сле­
дующий фракционный состав: 10%—85°С, 50%—120°С, 70%—130 °C. Моле­
кулярная масса ПО. Бензиновая фракция выходит с верха колонны, где дав­
ление 600 кПа и температура 180 °C.
42. Определить содержание «-гептана в равновесных парах внизу колон­
ны, если мольная концентрация его х' в отходящем из колонны жидком ос­
татке равна 0,01. Температура внизу колонны 310 °C, давление 150 кПа.
43. Определить константу фазового равновесия для продукта, выходя­
щего из колонны при 180 °C и под давлением 588 кПа. Критические температура и давление данного продукта 307 °C и 4020 кПа. Средняя температура
кипения бензина 120 °C.

вязкость
Вязкость является одной из важных характеристик жидкостей и
газов. Вязкость нефтепродуктов определяет их подвижность в ус­
ловиях эксплуатации двигателей, машин и механизмов, существен­
но влияет на расход энергии при транспортировании, фильтрации,
перемешивании. Вязкость определяет способность жидкости и газа
сопротивляться взаимному перемещению их частиц. Вязкость ха­
рактеризуется коэффициентом внутреннего трения (р), или коэф­
фициентом динамической вязкости, называемым также динамиче­
ской вязкостью. Коэффициент динамической вязкости р зависит
от природы жидкости (газа) и температуры. Единица динамичес­
кой вязкости в системе СИ — паскаль-секунда (Па-с). Для выра­
жения динамической вязкости целесообразно применить дольную
единицу — миллипаскаль-секунда (мПа• с).
В нефтепереработке наиболее широко пользуются понятием ки­
нематической вязкости. Кинематической вязкостью (v) называет­
ся отношение динамической вязкости к плотности данной жидко­
сти или газа при той же температуре
V=~

(38)

Следовательно, в СИ единицей измерения кинематической вяз­
кости является
1 дну
V =----- ^ = 1 М2/С

1 м3

Для практической характеристики нефтепродуктов пользуются
условной вязкостью (измеряемой в градусах В У — °ВУ), под кото­
рой понимают отношение длительности истечения 200 мл испытуе­
мого нефтепродукта из стандартного вискозиметра при температу­
ре испытания к длительности истечения того же количества дис­
тиллированной воды при 20 °C. Условную вязкость пересчитывают
в кинематическую по таблице (Приложение 12). Для перевода
26

больших значений вязкости (выше 16°ВУ) рекомендуется пользо­
ваться формулой
Vf = 7,4bByf

(39)

где v< — кинематическая вязкость при температуре t, мм2/с; BYt — условная
вязкость при той же температуре, °ВУ.

При выполнении технологических расчетов часто приходится
пересчитывать вязкость с одной температуры на другую. Для этой
цели предложен ряд формул [1—3, 6], но наиболее широко поль­
зуются номограммой, приведенной в Приложении 13. Пользование
номограммой объяснено в Примере 2.
Пример 1. Условная вязкость масляной фракции при 50 и
100 °C соответственно 20,1 и 2,26 °ВУ. Какова кинематическая вяз­
кость масляной фракции при тех же температурах.
Решение. По таблицам (Приложение 12). находим, что вязко­
сти 2,26 °ВУ соответствует vioo=14 мм2/с. Условную вязкость при
50 °C переведем в кинематическую, используя формулу (39)
v50 - 7,41-20,1 = 149 мм2/с

Пример 2. Условная вязкость масляной фракции при 100 и
50 °C соответственно 2,6 и 20°ВУ. Определить по графику (Прило­
жение 13) условную вязкость при 70 °C.
Решение. На графике определяем положение точек, соответст­
вующих данным значениям условной вязкости. Для этого из то­
чек, соответствующих 100 и 50 °C и расположенных на оси абс­
цисс, проводим две вертикальные прямые до пересечения каждой
с горизонтальной прямой, проведенной из точки, соответствую­
щей условной вязкости. Получаем на номограмме две точки пере­
сечения А и В, через которые проводим прямую АВ, дающую за­
висимость вязкости от температуры для данной фракции. На оси
абсцисс находим точку, соответствующую 70 °C, из которой восста­
навливаем перпендикуляр до пересечения с прямой АВ. Получаем
точку С и из этой точки проводим горизонталь до пересечения со
шкалой условной вязкости. Получаем значение ВУ=7,1.
В промышленности в ряде случаев смазочные масла работают
при высоких давлениях. С повышением давления вязкость жидко­
сти возрастает: до 24,5 МПа почти прямо пропорционально, а за­
тем более быстро. При небольших давлениях вязкость (цр) жид­
ких продуктов можно вычислить по формуле
Щ^МоП+ар)

(40)

где цо — динамическая вязкость при атмосферном давлении; р — избыточное дав­
ление, Па; а — постоянная «0,001.

Многим смазочным маслам приходится работать в широком
диапазоне температур. Чем меньше меняется вязкость масла с из­
менением температуры, тем более качественным оно считается.
Зависимость вязкости масел от температуры принято характеризо­
вать различными вязкостно-температурными контактами: отноше27

нием вязкости при двух температурах, индексом вязкости, вязко­
стно-массовой константой и др.
Характер изменения вязкости при изменении температуры при­
нято определять отношением кинематической вязкости при 50 °C
к кинематической вязкости при 100 °C. Отношение вязкостей при
двух температурах является приближенной мерой оценки измене­
ния крутизны вязкостной кривой в заданном интервале температур.
Одной из характеристик, показывающих зависимость вязкости
масел от температуры, является условная константа — индекс вяз­
кости (ИВ). Индекс вязкости находят по графикам [1—3, 6], один
из которых приведен в Приложении 14. Методика пользования
графиком пояснена схемой в правом углу чертежа. Из этой схемы
видно, что определение ИВ сводится к соединению прямыми из­
вестных величин кинематической вязкости vb v2 при двух темпе­
ратурах t\, /2 и продолжению этих прямых до взаимного пересече­
ния. Точка пересечения и определяет искомый ИВ.
Вязкостно-массовая константа (ВМК) устанавливает связь
между вязкостью и плотностью, но так как по плотности можно
в некоторой степени судить о химическом составе нефтепродукта,
то ВМК дает косвенную зависимость между вязкостными и хими­
ческими свойствами минеральных смазочных масел. Для опреде­
ления ВМК предложен ряд формул [1—3], но наиболее широко ис­
пользуют зависимость, предложенную Ю. А. Пинкевичем
^|- 0,468 -0,038 lg v100
ВМК =
0,689-0,011 lgv100

(40

где ВМК — вязкостно-массовая константа; d\l — относительная плотность неф­
тепродукта; Vioo — кинематическая вязкость нефтепродукта при 100 °C, мм2/с.

Для высококипящих фракций нефти ВМК изменяется в пре­
делах 0,75—0,90. Чем больше значение ВМК, тем ниже вязкост­
но-температурные качества масел.
Вязкость смеси. Вязкость — не аддитивное свойство, поэтому
вязкость' смеси нельзя вычислить по правилу аддитивности. Наи­
более надежно определять вязкость смеси экспериментально.
Предложен также ряд формул (1—3] и номограмм, но большая их
часть дает лишь приблизительные результаты. Наиболее надеж­
ные результаты можно получить для смесей, приготовленных из
компонентов, близких между собой по свойствам или взятых при­
мерно в одинаковых количествах. Вязкость смеси нефтепродуктов
можно вычислить по формуле Вальтера [1]. В практике широко
пользуются также номограммой, приведенной в Приложении 15.
Используя эту номограмму, можно определить вязкость смеси двух
нефтепродуктов различной вязкости при данной температуре и сме­
шанных между собой в определенном отношении, а также опре­
делить соотношение компонентов в смеси для получения продукта
определенной вязкости при данной температуре.
Пример 1. Смесь составлена из компонентов А и В. Для ком­
понента А ВУ5о = 2,2. Для компонента В ВУ50 = 9. Определить:
28

1) вязкость при 50 °C смеси, состоящей из 40% объемы, компонен­
та Л и 60% объемы, компонента В; 2) соотношение в смеси ком­
понентов А и В, при котором вязкость условная смеси ВУ5о = 5,9.
Решение. Для определения вязкости смеси построим линию за­
висимости вязкости смеси от соотношения компонентов. Для этого
отложим на ординате, отвечающей 100% компонента А (Прило­
жение 15), точку т, соответствующую вязкости ВУбо = 2,2, а на
ординате, отвечающей 100% компонента В, точку п, соответствую­
щую вязкости ВУ50 = 9. Соединив эти точки, получим прямую тп,
характеризующую зависимость вязкости смеси от концентрации
компонентов. Теперь можно ответить на оба вопроса: 1) отложим
на абсциссе точку, соответствующую 40% компонента А (и 60%
компонента В), и восстановим перпендикуляр до пересечения с
прямой тп, получив на ординате точку, которая показывает, что
вязкость данной смеси ВУ=4,3 (на графике — сплошная линия);
2) смесь с ВУ= 5,9 состоит из 25% компонента' А и 75% компо­
нента В (на графике —пунктирная линия).
Задачи

44. Масляная фракция имеет условную вязкость при 40 и 60 °C соответ­
ственно 5,24 и 3,81. Рассчитать, пользуясь формулой (39), кинематическую
вязкость этой фракции в м2/с при тех же температурах.
45. Условная вязкость сураханской нефти при 50 °C равна 1,63. Опреде­
лить кинематическую и динамическую вязкость нефти при той же темпера­
туре, если плотность ее р=879 кг/м3.
46. Кинематическая вязкость калинской нефти при 20 и 50 °C соответст­
венно равна 65 и 16. Найти условную вязкость нефти при тех же темпера­
турах.
47. Масляная фракция бинагадинской нефти имеет кипемитическую вяз­
кость при 20 и 50 °C соответственно 17,5-10-6 и 6,25-10~6 м2/с. Определить
кинематическую вязкость нефти при 0 и 100 °C.
48. Условная вязкость мазута бинагадинской нефти при 100 °C равна
3,41, при 0 °C —35. Определить условную вязкость этого мазута при 20 °C.
49. Нефтяная фракция имеет кинематическую вязкость v1Oo=2,45-10-6 м2/с
и v5o=3,5blO~6 м2/с. Определить кинематическую вязкость этой фракции
при 0 °C.
50. Найти вязкость смеси, состоящей из 30% объемн. масла вязкостью
ВУго=6,5 и 70% масла вязкостью ВУ2о=3,5.
51. Найти вязкость смеси, состоящей из 40% объемн. масла вязкостью
ВУго=2,5 и 60% масла вязкостью ВУ2о=8,О.
52. Определить соотношение компонентов в смеси, условная вязкость
которых при 20 °C равна 35 и 6,5. Вязкость смеси должна быть ВУ2о=П.
53. В каком соотношении надо смешать масла условной вязкостью
ВУ20=20 и ВУ2о=3,5, чтобы получить масло вязкостью ВУ20=10?
54. Масляный дистиллят плотностью d 15 = 0,930 имеет кинематическую
вязкость vIoo= 18,15-10-6 м2/с. Подсчитать его вязкостно-массовую константу
(ВМК).
55. Масляная фракция имеет плотность d20 = 0,873 и условную вязкость
2,5 и 1,56 при 20 и 50 °C соответственно. Определить ее ВМК.
56. Определить индекс вязкости фракции, имеющей кинематическую вяз­
кость v1Oo=7,2-10-6 м2/с и v50 = 30,l -10-6 м2/с.
57. Определить индекс вязкости фракции, имеющей ВУюо=1,86 и
ВУЙП=7.45°ВУ.
29

58. Определить необходимое соотношение компонентов масел в смеси,
имеющих вязкость при 50°C, равную V[=25'10~6 м2/с и v2=45-10~6 м2/с,
если вязкость смеси vCM = 30-10“6 м2/с.
59. Какой вязкости надо взять масло, чтобы получить 1 м3 смеси с
ВУ2о=1О, если второго компонента (ВУ2о=2О) в смеси 0,75 м3?
60. Определить условную вязкость смеси при 50 °C, если она состоит из
75% объемн. масляной фракции вязкостью ВУо=4О и 25% объемп. фракции
вязкостью ВУ25=2,1. Вязкость второй фракции vso=l-lO~4 м2/с.
61. Определить состав смеси, имеющей вязкость т’5о = 8О-1О-6 м2/с, если
первый компонент имеет v20=120-10~6 м2/с и Гюо=25-1О-6 м2/с, второй
v5o=9O- Ю~б м2/с.

ТЕПЛОВЫЕ СВОЙСТВА

При технологических расчетах аппаратов нефтеперерабатываю­
щих заводов приходится учитывать такие тепловые свойства неф­
тей и нефтепродуктов, как теплоемкость, теплота испарения и кон­
денсации, энтальпия (теплосодержание), теплота сгорания и др.
Удельная теплоемкость вещества — количество тепла, которое
требуется для нагрева 1 кг данного вещества на 1 °C. Удельная
теплоемкость зависит от температуры, при которой она определя­
ется. В приближенных расчетах иногда удельная теплоемкость
вещества принимается постоянной. В таких случаях надо брать
среднее значение удельной теплоемкости вещества в рассматривае­
мом пределе температур.
Единица измерения удельной теплоемкости в СИ — Дж/(кг-К),
кратные единицы — кДж/(кг-К), МДж/(кг-К).
Средняя теплоемкость жидких нефтепродуктов до температуры
200 °C может быть определена по формуле [1, 2, 5]

7Ж

(0,762 — 0,00347)

(42)

где ^11 —относительная плотность нефтепродукта; Т — температура нефтепро­
дукта.

Истинная теплоемкость нефтепродукта в паровой фазе при ма­
лом постоянном давлении можно подсчитать по формуле [1, 2, 5,
6]
с₽=Д^т^т211)

Ру--П-у^
Р

^Уг-п(Увп

константу фазового равновесия

где у — мольная доля углеводородных паров; Ууг,п, А^в.ц — углеводородные и
водяные пары, кмоль.
46

Пример 1. Определить парциальное давление паров бензина на­
верху ректификационной колонны, если оттуда уходит Gi =
= 6000 кг/ч (1,666 кг/с) паров безина молекулярной массы 142 и
G2=1200 кг/ч (0,333 кг/с)| водяных паров. Давление наверху ко­
лонны Р = 0,151 МПа.
Решение. Парциальное давление паров бензина равно
рл -Пу -П ;уб + Л,в п

где

Об
1,666
,
Ne=~M^= 142 =0’017

,
6В1П
0,333
‘VB'n==KT=
1$
s0,085

0,0117
рб = 0,151 q"Q3Q2 = 0,151 -0,3874 = 0,0584 МПа = 58,4 кПа

Пример 2. Определить температуру наверху ректификационной
колонны, в которой идет разделение этилбензола и ксилолов. Тем­
пература кипения этилбензола 136 °C, средняя для ксилолов
140,5°C. С верха колонны должна уходить фракция с содержанием
низкокипящего компонента £/ = 0,980. Давление в колонне близко
к атмосферному.
Решение. Для определения температуры верха колонны исполь­
зуют уравнение (56). Задаются температурой, при которой опре­
деляют величину ki = Pi/H для каждого компонента. Давление на­
сыщенных паров компонента Pi можно определить по Приложе­
нию 7 или по формуле (25). Основной компонент, уходящий свер­
ху колонны (максимальная доля в парах),— этилбензол, поэтому
задаются температурой верха колонны, близкой к температуре его
кипения. Принимают температуру 137 °C и проверяют, удовлетво­
ряет ли она условию, при котором соблюдается равенство (56).
Подсчеты сводят в таблицу:

Компонент

Этилбензол
Ксилолы

Температура
верха колонны,
°C

137
137

У

Р., кПа

ki

0,980
0,020

102,6
78,6

1,01
0,77

У;/к.

0,975
0,025

Итого. . . 1,000

Так как
___

считают, что температура подобрана верно и равна 137 °C.
47

Температура вывода боковых погонов (температура жидкости).
Более точные данные определения температуры выхода бокового
погона дает метод расчета всей колонны от тарелки к тарелке
[1, 2, 9]. Рекомендуют также определять температуру выхода бо­
кового погона как температуру начала однократного испарения

Температура выкипания
5О°/о по кривой ИТК,ОС

Рио. 17. Определение температур жидких потоков в колонне при разделении
сложных смесей:
/ — верхняя тарелка (абсолютное давление в колонне выше 0,101 МПа, широкие пределы
выкипания продукта); /а — верхняя тарелка (давление до 0,104 МПа); 2 — тарелка с бо­
ковым отбором жидкости (абсолютное давление в колонне выше 0,101 МПа, узкие пределы
выкипания фракций, орошение невелико); 2а — тарелка с боковым отбором жидкости (дав­
ление до 0,101 МПа).

Рис. 18. Кривые НТК и ОИ для фракции 190—240 °C (к примеру 3).

при нулевой доле отгона и парциальном давлении паров выводи­
мой фракции [8]. Температура начала однократного испарения
сложной смеси должна иметь значение, удовлетворяющее равенст­
ву (55).
При подсчете парциального давления фракции в колоннах, ра­
ботающих с водяным паром, следует учитывать влияние водяного
пара (би.п), паров орошения (GOP), имеющих состав выводимой
фракции, и паров верхнего продукта (D)
Pi^n

бру
4%р

^ор ,
Мор +

D
, б'в.п
MD + МВЛ1

При выборе температуры в качестве первого приближения мож­
но пользоваться кривыми (рис. 17) [8], где в зависимости от тем­
пературы выкипания 50% фракции по линии НТК находят прибли­
зительное значение температуры выхода этой фракции.
Температуру низа колонны рассчитывают, используя уравнение
(55). Температуру низа колонны, работающей с водяным паром,
48

можно определять на основе опытных данных. Эту температуру
можно также найти из уравнения теплового баланса отгонной ча­
сти колонны, предварительно задавшись количеством фракции,
которое необходимо отпарить из остатка. Рекомендуется [9] рас­
считывать колонну так, чтобы образовавшихся паров было не бо­
лее 25—35% от остатка.
Пример 3. Определить температуру выхода из колонны
6538 кг/ч (1,816 кг/с) жидкой нефтяной фракции молекулярной
массы 114,4. Линия ИТК фракции приведена на рис. 18. Давление
наверху колонны составляет 0,15 кПа. Фракция отбирается с 19-ой
тарелки сверху, через которую проходит 1000 кг/ч (0,2777 кг/с) во­
дяных паров, 1500 кг/ч паров бензина (М-100). Перепад давления
на каждой тарелке принят равным 0,399 кПа.
Решение. На рис. 18 дана линия разгонки данной фракции —
ИТК. К этой линии строят линию ОЙ (см. с. 41) при атмосфер­
ном давлении. По построенной линии ОИ видно, что началу однекратного испарения (0% отбора ) соответствует температура
210°С.
Определяют парциальное давление фракции
_ п______ ^Фр______
^ФР + Авл Т^б
„
Сфр
1,816
,
0,416
^р“А1фР - 114,4 —0Л1587
Уб = ^-=-у =0,00416
п

„

Ов.п

0,2777

Л-=А7 = — ^о.ош2
Давление в точке вывода фракции
П= 150+ 19-0,399= 157,5 кПа = 0,1575 МПа

Подставляют полученные значения
л
0,01587
Рфр — 0,1575 —q 0354 5 = 0,0705 МПа =70,5 кПа

Температуру начала однократного испарения корректируют на
парциальное давление по графику Кокса (см. Приложение 7). По­
лучают температуру 197 °C.
Пример 4. Определить температуру внизу изобутаповой колон­
ны, работающей под давлением 0,707 МПа. С низа колонны ухо­
дят компоненты, мольные доли которых в смеси следующие: изо­
бутана 0,045; «-бутана 0,377; пентанов 0,009; легкого алкилата
0,556 (средняя температура кипения 107°C), тяжелого алкилата
0,013 (средняя температура кипения 205°C).
Решение. Для определения температуры низа колонны исполь­
зуют равенство (55)

2 км=1
49

в котором мольные доли компонентов смеси известны. Надо опре­
делить величину ki (см. с. 22) для каждого компонента

п
Для определения этой величины необходимо знать давление
системы (в условии задачи Л = 0,707 МПа) и давление насыщен­
ных паров компонентов при t°C. Для решения задаются несколь­
кими значениями температуры и при этих температурах соответст­
венно определяют Pi (по графику Кокса или по формуле Ашвор­
та), затем ki и, наконец, ^kiXi, которая при правильно выбранной
температуре должна быть равна единице. Температуру кипения
бутанов при атмосферном давлении находят в справочнике: для
«-бутана 0,6 °C, для1 изобутана 10 °C. Температурой задаются, ис­
ходя из практических данных, либо определяют по началу линии
ОИ. Задаемся, исходя из практических данных, температурами
140 и 135 °C. Для этих температур находят давление насыщенных
паров изобутана и «-бутана по формуле Ашворта (25) и справоч­
ным данным [10], для остальных компонентов — по графику Кок­
са (см. Приложение 10). Результаты расчетов сводят в таблицу:
Температура 140 °C

Компонент

Изобутан
«-Бутан
Пентан
Легкий алкилат
Тяжелый алкилат

х'
1

0,045
0,377
0,009
0,556
0,013

Р., МПа

2,698
2,427
1,315
0,263
0,013

k.= Pi
1
Р

kixt

3,85
3,47
1,87
0,37
0,00

0,173
1,308
0,016
0,205
0,000

Итого. . . 1,702

Видно, что YkiXi не равна единице, т. е. выбранная температу­
ра не удовлетворяет равенству. Задаются температурой 135°C и
делают аналогичный расчет, результаты которого также сводят в
таблицу (см. с. 51).
При 135 °C Yk^ также нс равна единице. Следовательно, не­
обходимо задаваться значением температуры до тех пор, пока при
этом значении данная сумма не будет равна единице. Но можно
несколько упростить задачу, если провести экстраполяцию графи­
ческим методом. Для этого в координатах 'Lkix'i и t (рис. 19)
строят прямую по полученным при вычислениях, данным. Точка А
соответствует температуре 140°C и S^gi = 1,702, точка В — тем­
пературе 135 °C и S£txz = 1,554. По этой прямой определяют тем­
пературу, при которой Wi = l- Искомая температура 117 °C.
50

Температура сырья, поступающего в колонну. Так как сырье
поступает в колонну в паро-жидкостном состоянии, то температуру
входа сырья в колонну подбирают такую, при которой удовлетво­
ряется равенство (57) [7]. Следует учитывать, что в колонну с
Температура 135 °C

Компонент

Изобутан
н-Бутан
Пентан
Легкий алкилат
Тяжелый алкилат

Г
xi

Pv МПа

0,045
0,377
0,009
0,556
0,012

2,535
2,280
1,184
0,196
0,010

1

р

3,62
3,25
1,69
0,28
0,00

kixi

0,162
1,222
0,015
0,155
0,000

Итого. . . 1,554

кипятильником часто целесообразно подавать сырье с температу­
рой, при которой массовая доля отгона равна нулю, тогда расчет
ведут по формуле (55). Однако практически выбирают температу­
ру входа сырья, соответствующую большей доле отгона, чтобы
разгрузить низ колонны. В колонну, работающую с водяным па­
ром, подают сырье с достаточно высокой температурой, чтобы уве­
личить глубину отбора
легких фракций.
Очень часто темпера­
туру входа сырья в ко­
лонну находят методом
подбора так, чтобы при
заданном давлении обес­
печивалась необходимая

Рис. 19. График для определе­
ния температуры низа колон­
ны (к примеру 4).

доля отгона. При расчете отгона состав жидкой и паровой фаз оп­
ределяют по уравнениям
для жидкой фазы

= bP(vir

(58)

для паровой фазы
Pi = ki*i
51

Уравнения (58) позволяют определить концентрацию любого
компонента в жидкой и паровой фазах при однократном испарении
при известных температуре, давлении и мольных долях компонен­
тов в сырье. Пересчет массовой доли отгона е в мольную е ведут
по уравнению
- Му

где Мо — молекулярная масса исходного сырья; Mv — молекулярная масса паро­
вой фазы.

Программа расчета доли отгона на ЭВМ «Наири» дана в При­
ложении 30. На основании обследования работы колонн рекомен­
дуют расход водяного пара: в отгонную часть атмосферной колон­
ны 1,5—2% на сырье колонны; в стриппинги — лигроина 0,3—0,4%,
керосина — 0,2—0,3%, соляра 0,1—0,2%; в отгонную часть вакуум­
ной колонны 1,2—1,5% на мазут.
Пример 5. Определить массовую долю отгона от нефти при
300 °C и давлении в месте ввода сырья в колонну 120 кПа. Состав
нефти, молекулярная масса и средние температуры кипения приве­
дены в таблице. Мольную долю отгона принять е = 0,35.
Решение. Вычисляют давление насыщенных паров каждой
фракции при 300 °C по уравнению Ашворта (25). Для шестой
фракции давление паров принимают равным нулю, так как при
300°C фракция практически нс испаряется. Для определения доли
отгона нефти необходимо подсчитать мольную долю каждогоком­
Пределы
выкипания
фракции
°C

Массовая
доля

Молеку­
лярная
масса

Средняя
темпера­
тура кипе­
ния, °C

60—218
218—300
300—360
360—440
440—520
Выше 520

0,139
0,141
0,100
0,130
0,130
0,360

139
194
238
286
348
465

165
260
330
400
480
—

Итого . . .

— -

■

—

Давление
насыщенных
М =—I- .101
паров,
1 м.
кПа

1173,00
226,00
52,52
9,33
0,85
0

Мольная доля

Л°

ЕМ.

10,00
7,27
4,21
4,54
3,74
7,74

0,266
0,194
0,112
0,121
0,100
0,207

Syf -37,5

1,000

понента в паровой и жидкой фазах по уравнениям (58). Все дан­
ные для расчета известны. Результаты подсчета сведены в табли­
цу (см. с. 52 и 53). В результате подсчетов получают в графах 12 и
13 мольный состав равновесных паровой и жидкой фаз. В графе 14
даны произведения мольной доли компонентов в парах на их мо­
лекулярную массу. Эти произведения по существу представляют
52

|

собой массы каждого компонента, приходящиеся на 1 моль па­
ров. Сумма этих масс, данная в конце графы, составляет массу
1 моль паров, образовавшихся в результате однократного испаре­
ния, или численно равную ей молекулярную массу паровой фазы
Му= 162,5.
Среднюю молекулярную массу исходной нефти подсчитывают
по формуле

4=

1

^ Mi

Подставив суммарное
= 37,5), получим

значение ^Ni из графы 6 (SWrlO4 =

10 000
М° = 37,5 “266

Подсчитывают массовую долю отгона от нефти при 300 °C,
120 кПа и мольной доле е=0,35 по формуле
_
Му
162,5
Л ,
е~е Мо -°’35 266 —°»214

Пример 6. Определить температуру ввода сырья в колонну, ес­
ли давление в секции питания 668,7 кПа, мольные доли компоненТАБЛИЦА К ПРИМЕРУ 5
„_______ хоП
^(Р.-пу + п -1 е(Р.-П) + П уг= Л xi

Хо П

Pi-n

е (Pi-П)

31,92
23,28
13,44
14,52
12,00
24,84

1053.00
106,60
—67,48
—110,67
—119,14
—120,00

368,500
37,300
—23,618
—38,743
—41,701
—42,000

488,500
157,300
96,382
81,266
78,299
78,000

0,065
0,148
0,139
0,178
0,153
0,318

0,640
0,280
0,063
0,014
0,003
0,000

88,2
54,3
15,0
4,0
1,0
0,0

•—^м»

—

——

-——

1,001

1,000

М„ = 162,5

У^1

тов в сырье даны ниже в таблице. Средняя температура кипения
алкилатов: легкого 107, тяжелого 205 °C.
Решение. Считают, что сырье входит в колонну при температу­
ре начала кипения, т. е. массовая доля отгона равна пулю. При
расчете пользуются уравнением (55). Задаются двумя значениями
температуры: 60 и 70 °C. Для этих значений определяют давление
53

насыщенных паров для алкилатов по формуле Ашворта (20) или
по графику Кокса (см. Приложение 10), получая его в МПа: про­
пан 1,49; изобутан 0,8; н-бутан 0,628; пентаны 0,263; легкий алки­
лат 0,0293; тяжелый алкилат 0,013. Зная, что k^Pi/П, подсчиты­
вают для каждого компонента ki
и kix'i при 60 и 70 °C. Результаты
расчетов сведены в таблицу (см.
ниже).
По полученным данным (см.
таблицу) строят график в коор­
динатах t, °C и 2.kiXi (рис. 20).
Точка А имеет координаты t =

58

60 62 8k 66 68 70 72
Температура, °C

Рис. 20. График для определения тем­
пературы ввода сырья в колонну (к
примеру 6).

= 70 °C и Wi = l,125, точка В — координаты ^ = 60 °C и 2Ы =
= 0,964. Между этими точками проводят прямую, по которой оп­
ределяют искомую температуру 62,6 °C соответствующую 2Ы-1.
Температура 60 °C

Компонент

Пропан
Изобутан
«-Бутан
Пентан
Легкий алкилат
Тяжелый алкилат

Итого . . .

Температура 70 °C

xi

ki

kixi

г

kixi

0,0068
0,6831
0,1261
0,0036
0,1760
0,0044

2,25
1,20
0,95
0,40
0,045
0,02

0,0153
0,8196
0,1200
0,0011
0,0080
0,0000

2,52
1,40
1,20
0,32
0,03
0,025

0,017
0,957
0,150
0,001
0,0001
—

1,0000

0,9640

^^‘ »^

1,1251

ДИАМЕТР

Диаметр колонны определяют в зависимости от максимального
расхода паров и их допустимой скорости в свободном сечении ко­
лонны [6—8]. Предварительно вычисляют объем паров (V, м3/ч),
проходящих в 1 ч через сечение колонны в нескольких ее местах,
так как нагрузка колонны по парам’ по высоте различна. Для оп­
ределения объема паров, проходящих через поперечное сечение
аппарата в единицу времени, широко пользуются формулой
Т
0,101
V в*
Т = 22,4 273 ' Р
(60)
где Т — температура системы, К; Р — давление в системе, МПа; Gi— расход
компонента, кг/ч; Mi — молекулярная масса компонента.
54

Если давление паров и газов выше 0,4 МПа, то в формулу (60)
необходимо ввести величину Z (с. 21)
Т
0,101
^^W—Р"

Mi

По наибольшему объему паров вычисляют диаметр. Допусти­
мая скорость паров влияет па эффективность ректификации, так
как с увеличением скорости паров возрастает механический унос
Рис. 21. Значение коэффициента К
в зависимости от расстояния меж­
ду тарелками в колонне и усло­
вий ректификации:
1 — максимальные значения для пер­
форированных ситчатых, решетчатых,
каскадных и других тарелок подобно­
го типа; 2 — максимальные значения
для колпачковых тарелок с минимальным шагом между колпачками при
благоприятных нагрузках по жидко­
сти, а также для нормальных условии
работы ситчатых, каскадных и решет­
чатых тарелок; 3 — для колпачковых
тарелок при нормальной жидкостной
нагрузке при атмосферном и более вы­
соких давлениях; За, Зб— для колпач­
ковых тарелок при жидкостной нагруз­
ке меньше нормальной (до 90 м3/(м-ч);
4—для колпачковых тарелок старого
типа (кривая, построенная Саудерсом
и Брауном); 5 — для отпарных колонн;
6 — для абсорбционных колонн; 7 —
для вакуумных колонн; 8 — колонна
выделения о-ксилола; 9 — колонна вы­
деления этилбензола; 10 — дебутановая
колонна ГФУ; /1 — колонна выделения
широкой бензиновой фракции; 12 —
бензольная колонна; 13 — дсизопентановая колонна; 14—колонна выделе­
ния технического ксилола; /5 — колон­
на выделения толуола; 16 — деизобу­
тановая колонна;
17 — депентановая
колонна; 18 — две депентановые ко­
лонны.

Расстояние между тарелками, мм
^'-8^-9j В -70; ® -77; О-?2; ^-13', в-7У;
^-15; ^-16} ^-17; *-?8.

капель жидкости на вышележащую тарелку. Кроме того, чем вы­
ше допустимая скорость, тем меньше диаметр колонны и расход
металла. Допустимая скорость зависит от типа ректификационных
тарелок, расстояния между ними, давления в колонне и др.
В практике нефтепереработки для определения допустимой ско­
рости паров в колоннах с тарелками широко пользуются уравне­
нием Саудерса и Брауна
линейная (пд. л, м/с)
_ °’305

1 / Рж ~ Рп

збоо л Г

рп

(61)

массовая (кг/м2-с)

иД.в

0,305
л---------------3600 К У Ри (Рж Рп)

(62)

где /С — коэффициент, зависящий от расстояния между тарелками и условий
ректификации; рп и рж — абсолютная плотность соответственно паров и жид­
кости, кг/м3.

55

По рекомендации авторов [5, 6, 8, 9] коэффициент ^ опреде­
ляется в зависимости от расстояния между тарелками, типа тарел­
ки, нагрузки по жидкости и некоторых условий работы колонны.
На рис. 21 приведен график для определения коэффициента К
в уравнениях (61) и (62), полученный на основе обобщения рабо­
ты ректификационных колонн.
Скорость паров в атмосферных колоннах 0,46—0,84 м/с, в ва­
куумных 2,5—3,5 м/с (при расстоянии между тарелками 610 мм),
в колоннах, работающих под давлением, 0,2—0,7 м/с, в шлемовых
трубах атмосферных колонн 12—20 м/с, в шлемовых трубах ва­
куумных колони 30—60 м/с. Диаметр колонны (d, м) определяют
по уравнению

''Д^^.128/-?

(®)

где V — объем паров, м3/с; и — допустимая линейная скорость движения паров,
м/с.

Если найденный диаметр не совпадает со значением, данным в
ГОСТ, то принимают ближайший больший диаметр из следующих
приведенных значений: 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 м.
ВЫСОТА

Высота колонны зависит от числа и типа ректификационных таре­
лок в колонне, а также расстояния между ними. Для обеспечения
хорошей ректификации расстояние между тарелками должно быть
таким, чтобы не было уноса жидкости с нижележащих тарелок на
вышележащие; оно зависит от конструктивного расположения
смотровых люков и др. Обычно это расстояние принимается от 0,3
до 0,9, чаще всего 0,5—0,7 м. Если эта величина известна, то
общую рабочую высоту колонны (Н, м) можно определить по
формулам
с колпачковыми тарелками
Н = ипар

для насадочных колонн
Н = h3nT
где а — расстояние между тарелками, м; «пр— число практических тарелок;
Лэ — высота насадки, эквивалентная одной теоретической тарелке, м; Пт — число
теоретических тарелок.

Фактическая высота колонны больше, так как необходимо
учесть высоту, занятую отбойными тарелками, свободное прост­
ранство между верхней тарелкой и верхним днищем аппарата, вы­
соту слоя жидкости внизу колонны, высоту постамента колонны.
Высоту низа колонны рассчитывают, исходя из 5—10-минутного
запаса продукта внизу колонны, необходимого для нормальной ра56

боты насоса. Расстояние от уровня жидкости внизу колонны до
нижней тарелки принимается равным 1—2 м, чтобы пар, поступа­
ющий из кипятильника, равномерно распределялся по сечению
колонны ;[8].
Высота свободного пространства между верхней тарелкой и
верхним днищем колонны может быть принята равной */г диамет­
ра колонны, если днище полукруглое, и ’Д
диаметра, если днище полуэллипс.
Пример. Определить высоту колонны (рис.
22), в которой тарелки размещены следую­
щим образом: в концентрационной части 23
тарелки ректификационные и 4 отбойные, в
отпарной части 4 тарелки ректификационные.
В низ колонны поступает 31 560 кг/ч (8,766
кг/с) мазута плотностью 737 кг/м3 при темпе­
ратуре низа колонны. Диаметр низа колонны
3 м.
Решение. Высоту от верхнего днища до
первой ректификационной тарелки hi прини­
мают конструктивно равной V2 диаметра, т. е.
1,5 м. Высоты h2 и h4 определяют, исходя из
числа тарелок в этой части колонны и рас­
стояния между ними (принимаем «=0,6 м)

Рис. 22. Схема ректификационной колонны.

h2 = (п — 1) а = (27 — I) 0,6 = 15,6 м

h^ = (п — 1) а = (4 — I) 0,6 = 1,8 м

Высоту h3 берут из расчета расстояния между тремя тарелка­

ми
h3 = а • 3 = 0,6 ■ 3 = 1,8 м

Высоту h5 принимают равной 2 м. Высоту h6 определяют, исхо­
дя из запаса остатка па 600 с. Объем мазута внизу колонны состав­
ляет
8,766-600
= 7,14
Ум ~
737

Площадь поперечного сечения колонны
г
3,14.32
^ =----- — ~ 7 м2

Отсюда
«6 - р -

7 0

- 1 м

57

Высоту юбки h7 принимают, исходя из практических данных,
равной 4 м. Общая высота колонны составляет
^ = /!1 + ^2 4 ^3 + ^4 "И ^5 + ^6 + ^7 =

-1,5+ 15,6+1,8+ 1,8 + 2,0+1,0 + 4,0-27,7 м

ЧИСЛО ТАРЕЛОК

Число ректификационных тарелок в колонне в основном зависит
от требуемой четкости ректификации; разности температур кипе­
ния разделяемых фракций; количества подаваемого в колонну
орошения. Число теоретических тарелок в ректификационной ко­
лонне определяют обычно графически [1, 6, 8, 9], методом расче­
та от тарелки к тарелке [6, 8] и эмпирическими методами [8].
Можно подобрать число тарелок в колонне и на основании прак­
тических данных.
Тарелки с S-образными элементами применяют в колоннах ат­
мосферных, отпарных, под давлением, ГФУ, абсорбционных. Не
рекомендуют применять их для вакуумных колонн. Однопоточные
тарелки рекомендованы для колонн диаметром 1—4 м, двух- и
четырехпоточные — для колонн диаметром более 4 м. Клапанные
тарелки рекомендуют применять в колоннах АВТ, ГФУ, АГФУ,
азеотропной перегонки, четкой ректификации; ситчатые тарелки—
для колонн четкой ректификации, азеотропной перегонки, ГФУ, при
повышенных жидкостных нагрузках. Не рекомендуют для вакуум­
ных колонн, для загрязненных сред, при больших колебаниях на­
грузки, в колоннах большего диаметра (более 2,5 м). Струйные
тарелки рекомендуют применять для атмосферных колонн диа­
метром до 3,2 м, отпарных, в колоннах под давлением (диаметр
до 4 м). Струйные тарелки с отбойниками рекомендуют применять
для вакуумных колонн. Решетчатые тарелки провального типа
применяют в колоннах ГФУ, АГФУ, вторичной перегонки диамет­
ром до 2,4 м, при больших нагрузках по жидкости.
В Приложениях 31—33 дана характеристика ректификацион­
ных колонн атмосферно-вакуумных установок.
Задачи

93. На рис. 23 дана линия НТК фракции 320—420 °C. Построить линию
ОИ и определить температуру выхода жидкой фракции из колонны при пар­
циальном давлении 10 кПа.
94. Построить линию ОИ для туймазинской нефти. Линия ИТК дана на
рис. 24. Определить выход и характеристику фракций н. к.— 180 °C, 180—
240 °C и 240—350 °C.
95. Построить линию ОИ бензина, имеющего следующий фракционный
состав: н. к. = 45°С, 10%—80°С, 20%—100°С, 30% —115°С, 40%—125°С,
50%—145°С, 60%—160°С, 70% —172°С, 80%—185 °C, 90%—195СС, к.к.=
=205 °C.
96. Построить линию ОИ для фракции 350—480 °C туймазинской нефти
(см. рис. 24).
97. Построить линию ОИ для мазута туймазинской нефти с н. к. = 340 °C
(см. рис. 24).

58

98. Построить линию ОИ для фракции 300—500 °C Шпаковской нефти
(рис. 25).
99. Определить температуру выхода паров бензина с верха ректификаци­
онной колонны. Кривая разгонка бензина дана на рис. 26. Из колонны выхо­
дит 108200 кг/ч бензина и орошения (молекулярная масса 108) и 5286 кг/ч
водяных паров. Давление в испарительной части 126 кПа. Число тарелок в
концентрационной части колонны 21. Перепад давления на каждой тарелке
0,66 кПа.

Вь/ход,°/анасс.
Рис. 23. Кривая ИТ К масляной
фракции 320—420 °C.

Рис. 24. Кривые характеристик
туймазинской нефти.

100. Определить температуру верха колонны-деизобутанизатора, если
давление наверху аппарата Р~0,707 МПа, состав паров приведен ниже:
М

Компонент

СзН8 . .
нзо-СчНю .
н-С^Чо

•
•
»

я

«

•

•

»
1

•
»

•

44
58
58

Итого. . .

у.

0,0097
0,9790
0,0113

1,0000

101. Определить температуру выхода из колонны жидкой фракции 140—
240 °C ромашкинской нефти. Линия разгонки фракции (по НТК) дана на
рис. 27. Давление в месте вывода фракции 0,175 МПа. Расход фракции и флег­
мы 56 000 кг/ч (М= 153,1). Через данное сечение колонны проходит 8850 кг/ч
водяного пара и 10 000 кг/ч паров бензина (М = 100).
102. Какова температура выхода из колонны фракции 300—380 °C, если
давление вверху колонны 320,76 кПа, фракция отбирается с 15-й тарелки.
Расход фракции и флегмы 28 000 кг/ч (М = 253,1). В колонну подают водя­
ной пар 7580 кг/ч. Фракционный состав фракции (разгонка по ГОСТ):
н.к. = 300°С;
10%=305°С; 20%=310°С; 30%=3ei°C; 40%=330°С;
50% =350 °C; 60% =355 °C; 70% =365 °C; 80% =370 °C; 97,8% =375 °C.
Перепад давления на тарелку принять 0,4 кПа.
103. В ректификационную колонну поступает отбензиненная ромашкинская нефть. Давление в испарительной части колонны 187,4 кПа. Определить
долю отгона ё при температуре 340 °C.

59

Данные для расчета приведены ниже:
Пределы
выкипания
по НТК,
°C

85—140
140—240
240—300
300—350

^СР’
°C

м

xi

112,5
190
270
325

106,2
153,1
213,9
253,1

0,064
0,163
0,103
0,081

Пределы
выкипания
по НТК,
°C

Zcp>

м

xi

350—400
400—450
450—490
Выше 490

375
425
470
550

313,1
376,1
401,9
520

0,085
0,080
0,083
0,341

Итого. . .

1,ООО

Мольную долю отгона принять 0,58.
104. Нефть, нагретая в печи до 360 °C, поступает в колонну (давление
0,182 МПа). Определить массовую долю отгона от нефти при входе в колонну
(принять ё=0,54). Состав нефти следующий:
Пределы
выкипания
по НТК,
°C

^СР’
°C

м

Пределы
выкипания
по НТК,
°C

xi

^Р’
°C

м

0,0659 350—420
385
273
0,0886
112
85—140
105
0,1740 420—500
460
324
0,1750
140—240
190
154
232
560
0,1725 Выше 500
0,3240
400
240—350
295
105. Определить минимальное давление в буферной емкости орошения
изобутаповой колонны, если с верха колонны отбирают дистиллят следующе­
го состава:
Компонент
м

С3Н81 ....

•

•

♦

*

U3O-C4H10 .

й-СДЧю

.

.

44
58
58

0,046
0,928
0,026

Итого • • ■
1,000
Охлаждение водяное. Температура конденсации продукта 40 °C.

Рис. 25. Кривая ИТК для шкаповской нефти.
Рис. 26. Кривая НТК бензиновой фракции.

106. Определить температуру низа колонны. Состав продуктов, уходящих
с низа колонны (в кг/ч): пропан 13; изобутан 5512; «-бутан 550. Давление
внизу колонны 1,46 МПа.

60

107. Определить диаметр колонны, если максимальный объем паров в
ней равен 28,6 м3/с и допустимая скорость паров 0,92 м/с.
108. Определить секундный объем паров в сечении, через которое прохо­
дит 53 200 кг/ч паров фракции I (М = 307,9), 32 600 кг/ч паров фракции II
(М=350,5) и 10 640 кг/ч водяных паров. Температура в данном сечении 410 °C
и остаточное давление 13,3 кПа.
109. Определить секундный объем паров под верхней тарелкой (рис. 28),
если через сечение колонны проходит 117000 кг/ч паров бензина и 17970 кг/ч
водяных паров. Плотность бензина dl°=.
= 0,750, М=102, кратность орошения 2,
температура орошения на вводе в ко­
лонну 35 °C, температура верха колон­
ны 110 °C, давление наверху колонны
0,154 МПа. При определении 7С учесть
горячее орошение.
110. Определить секундный объем
паров над верхней
тарелкой колонны.
Пары бензина (6,10 кг/с) и водяные па­
ры (5,41 кг/с) покидают колонну при

Рис. 27. Кривая НТК фракции 140—
240 °C ромашкинской нефти.

Bb/ZOd, %WCC.

120 °C и 0,17 МПа. Количество паров горячего орошения 40140 кг/ч (М =
= 106,2).
Lil. Какова допустимая скорость движения паров в сечении колонны,
если проходит паров нефтепродукта 6=53 100 кг/ч (М = 213,9); водяного
пара 6В. п = 710 кг/ч; температура в данном сечении колонны /=230 °C; дав­
ление Р=17,7 МПа; плотность флегмы dI0 = 0,843; тарелки в колонне кла­
панного типа; расстояние между тарелками 0,6 м.
112. Определить допустимые массовую и линейную скорости движения
ларов в данном сечении вакуумной колонны, если температура в нем 220 °C,
давление Р = 7331 Па и проходит через него '(в кг/ч): 203 газов разложения
(М=48), 407 нефтяных паров (М=250), 167 000 орошения (М=363,4), 4249
водяного пара. Плотность флегмы ^l0 =0,887. Расстояние между тарелками

ИЗ. Определить диаметр колонны, если объем паров Vc =7,08 м3/с, плот­
ность паров и флегмы в условиях работы колонны соответственно 3,68 и
650 кг/м3. Расстояние между колпачковыми тарелками 0,6 м.
114. Определить диаметр изобутановой колонны, с верха которой отво­
дится (в кг/ч): 254 пропана; 16,978 изобутана, 1692 «-бутана. Количество
горячего орошения 48,045 кг/с. Молекулярная масса дистиллята 58, плот­
ность при 52 °C р = 560 кг/м3. Температура верха колонны 52 °C и давление
0,666 кПа. Тарелки в колонне с S-образными элементами. Расстояние между
тарелками 0,6 м.
115. Какова высота вакуумной ректификационной колонны, если в ее
концентрационной части расположено 16 клапанных тарелок, в отпарной — 4
тарелки. В низ колонны поступает гудрон—28,75 кг/с плотностью rf.p°=0,740.
Диаметр колонны 8 м. Запас гудрона внизу колонны 10-минутный. Расстояние между тарелками 0,6 м.
116. В атмосферную колонну поступает 724 650 кг/ч нефти. В колонне
отбирают фракции:
Пределы
выкипания,
°C

^1°

85—190
190—240

0,746
0,810

м

% масс,
на сырье

Пределы
выкипания,
°C

^°

Л1

% масс,
на сырье

126,9
174,4

16,9
9,1

240—350
Выше 350

0,856
0,914

239
-

18,2
55,8
61

В концентрационной части колонны 36 клапанных тарелок. Температур­
ный режим и давление в колонне даны на рис. 29. В колонне два циркуля­
ционных орошения: первое снимает 10967-103 кДж/ч тепла (dp = 0,746) и
забирается с третьей тарелки, второе (с 29-й) — 83301 ■ 103 кДж/ч (df° = 0,850,
М=200). Расстояние между тарелками 0,8 м. В колонну подают 3,514 кг/с
водяного пара и из отпарных колонн (второй и третьей фракции) поступает
1140 и 2310 кг/ч. Давление Р = 0,15МПа. Перепад давления на тарелку при­
нять 0,39 кПа. Определить диаметр колонны по максимальному значению
объема паров в сечении колонны.
МАТЕРИАЛЬНЫЙ И ТЕПЛОВОЙ БАЛАНСЫ

Материальный и тепловой балансы составляют для установивше­
гося режима колонны, учитывая, что сумма материальных и теп­
ловых потоков, (поступающих в колонну, равна сумме материаль­
ных и тепловых потоков, покидающих ее.

Рис. 28. Схема верхней части ректификационной колонны:
I — холодное орошение; II — пары бензина; III — водяные пары.
Рис. 29. Схема ректификационной колонны:
/ — сырье; //—фракция 85—190 °C; Ш — фракция 190—240 °C; /V—фракция 240—350 °C;
V — мазут; VI — водяной пар; VII — первое циркуляционное орошение; V111 — второе цир­
куляционное орошение.

Рис. 30. Схема материальных потоков в ректификационной колонне.

Материальный баланс колонны может быть составлен в мас­
совых единицах или процентах [5—7]. Результаты расчета мате­
риального баланса колонны для ректификации сложных смесей
сводят в таблицу (см. с. 63).
На рис. 30 дана схема колонны со следующими обозначения­
ми: G — масса сырья, кг/ч; D— масса ректификата, кг/ч; R— ос62

Взято

Продукт

°C

Получено

Продукт

кг/ч

% масс.

°C

% масс.

кг/ч

Верхний
Боковой
№ 1
№ 2
Нижний
Потери

Сырье

Всего . . .

Всего .

.

.

таток, кг/ч. Материальный баланс при установившемся режиме
можно записать следующим образом:
G = D^-R

(64)

Материальный баланс колонны по компоненту i представляет­
ся уравнением
6*oi =

^Уго + RxiR

(65)

где яол yiD, хш— массовые доли компонента i в сырье, ректификате и остатке-

При расчете колонны величины G и x^i известны. Задаваясь
четкостью ректификации, определяют величину D. Для этой цели
пользуются уравнением, полученным после совместного решения
равенств (64) и (65)
R

G

У ID

%iR

yiD

D
XOf

xoi—xiR

Тепловой баланс колонны учитывает все тепло, вносимое в ко­
лонну и выносимое из нее. Согласно закону сохранения энергии,
можно написать (без учета потерь тепла в окружающую среду)

2^=2 ^
где 2Q„x —суммарное тепло, входящее в колонну, Вт
суммарное тепло, выходящее из колонны, Вт или кДж/ч.

w
или кДж/ч; 2QBblx —

Тепл о, вводи м о е в к о л о н н у (см. рис. 30):
1) с сырьем, нагретым до температуры /0 (Qc, Вт или кДж/ч)
Qc - G/fo
где ItQ—энтальпия сырья, кДж/кг.

Если идет частичное испарение и доля отгона равна а, то тепло,
вносимое в колонну, будет равно
Qc = G^?0 + G(l-5^0

63

2) с водяным паром, подаваемым на отпарку, или горячей
струей (QD. 1Ь Вт или кДж/ч).
Общее количество тепла, вводимого в колонну, составит
QBX = 6>/70 + G(i--en^
Тепло выводится из колонны (см. рис. 30):
1) с парами ректификата (QD, Вт или кДж/ч)

Qd = D/"d

2) с жидким остатком (QR, Вт или кДж/ч)

3) с верхним орошением (Qcp, Вт или кДж/ч).
Общее количество тепла, выводимого из колонны, составит
Свых —

Qd и-' Qr 4' Qcp= 7)/7

4

"Ь Qcp

Подставляя полученные значения в равенство (66), получают
Qc + Qe.n = Qd ■ Ь Qr Д Qcp (67)

или
Ge/70 + G (1 -7) I* + QB.n = DI1^ + RI^ + QcP

(68)

где ё — массовая доля отгона; 7^, 7^ —энтальпия паров и жидкой части сырья
при температуре входа в колонну, кДж/кг; /0— температура нагрева сырья;
^—энтальпия паров ректификата при температуре верха колонны, кДж/кг;
/ж — энтальпия жидкого остатка при температуре низа колонны, кДж/кг.
*R

Пример 1. В ректификационную колонну подают 351800 кг/ч
нефти, нагретой до 360°C (d^°—0,875) и 9490 кг/ч водяного пара
(77=0,3 МПа, 7=400°C). В результате ректификации получают
28,6 т/ч бензиновой фракции (^° =0,712), 60 т/ч керосиновой
(^2° =0,776), 63,3 т/ч фракции дизельного топлива (d^° =0,8553)
и 199,9 т/ч мазута (d^° =0,9672). Определить необходимую массу
подаваемого в колонну циркуляционного орошения. Температур­
ный режим колонны дан на рис. 31.
При составлении теплового баланса следует учесть тепло, вно­
симое водяным паром, поступающим из отпарных колонн: фрак­
ции дизельного топлива 1266 кг/ч и керосиновой фракции 1200 кг/ч.
Кроме того, за счет подачи водяного пара в низ колонны от мазута
отпаривается 5300 кг/ч бензиновой, 8800 кг/ч керосиновой и
8800 кг/ч дизельной фракции.
Решение. Составляют тепловой баланс по секциям и данные
вносят в таблицы.
64

А ТЕПЛОВОЙ БАЛАНС СЕКЦИИ ДИЗЕЛЬНОГО ТОПЛИВА—КОНТУРА А (см. рис. 31)
Получено

Взято

Продукт

I Продукт

г °с

Сырье
паровая фаза —
фракции
бензиновая
керосиновая
дизельная
жидкая
фаза —
мазут
Водяной пар

Итого .

.

.

G, кг/ч

I, кДж/кг

Q, кДж/ч

Жидкая фаза —мазут
Паровая
фаза —
фракции
бензиновая
керосиновая
дизельная
Водяной пар

360

• «* м

360

23300
51200
54500
221800

1140
1127
1090
865

25570000
57710000
59410000
191860000

400

7024

3268

22954000

t, °C

О, кг/ч

I, кДж/кг

Q, кДж/ч

340
315

199900

795

158890000

315

28600
60000
63300
7024

1044
1021
985
3097

29860000
61260000
62350000
21750000

«*-«^

——«

i

——.

——

Итого .

358500000

.

.

334110000

II. ТЕПЛОВОЙ БАЛАНС СЕКЦИИ КЕРОСИНОВОЙ ФРАКЦИИ — КОНТУРА Б (см. рис. 31)
Получено

Взято
1

Продукт

Продукт
t, °C

CD
СП

Паровая
фаза —
фракции
бензиновая
керосиновая
дизельная

315

G, кг/ч

28600
60000
63300

1, кДж/кг

1044
1021
985

Q, кДж/ч

29860000
61260000
62350000

Паровая
фаза —
фракции
бензиновая
керосиновая

t, °C

С> кг/ч

I. кДж/кг

Q, кДж/ч

200

28600
60000

763
747

21820000
44460000

CD
CD

______________________________ _ __________________________ _____________________________________________ Продолжение
Взято

Получено

Продукт

Продукт
t, °C

Водяной пар
снизу атмосферной колонны
из отпарной секции

Итого ...

315

G, кг/ч

7024

1, кДж/кг

3097

400

1266

3268

—

—

—

Q, кДж/ч

4137000

Жидкая
фаза — дизельная
фракция
Водяной пар

179360000

Итого ...

21750000

---------------------

t, °C

G, кг/ч

315
200

63300
8290

740
2891

46840000
23960000

—

—

—

137080000

I, кДж/кг

Q, кДж/ч

П1. ТЕПЛОВОЙ БАЛАНС СЕКЦИИ БЕНЗИНОВОЙ ФРАКЦИИ — КОНТУРА В (см. рис. 31)
Взято

Получено

Продукт

Продукт
t, °C

G, кг/ч

I. кДж/кг

Паровая фаза—фракции
•бензиновая
керосиновая
Водяной пар
снизу колонны
из отпарной колонны

200

200
400

8290
12С0

2891
3268

Итого...

—

—

—

—
—

Q, кДж/ч

/, х

G, кг/ч

1, кДж/кг

Q, кДж/ч

Паровая фаза — бензиповая фракция
21821000
Жидкаяфаза
44460000 '
синоваяфракция
| Водяной пар
23962000
3921000

ИО

28600

564

16130000

ИО

9490

2709

25710000

94164000

—

—

—

69440000

21821000
28600
60000

763
741

Итого .. .

— керо-

200

60000

46027600000

Разность между теплом, входящим в секцию бензиновой фрак­
ции и выходящим из нее
AQ* = 94 164 000 — 69 440 000 = 24 724 000 кДж/ч

Таким образом, в бензиновой секции избыток
•103 кДж/ч следует снимать срошением,
масса которого составляет

тепла

24724-

AQ„
24724-1 С3
, Л
^ор = /п_ /ж — 555__ 84 — 51 400 кг/ч

Температуру острого орошения прини­
мают равной 40 °C. В первых двух секциях
избыточное тепло необходимо снять цирку­
ляционным орошением. Последнее реко­
мендуется вводить в колонну на 1—2 та­
релки выше вывода его из колонны. При­
нимают в колонне одно циркуляционное
орошение с температурой вывода Л =
= 240 °C и ввода ^^85сС. Энтальпия рав­
на /2^0 = 574 кДж/кг, /^=175
кДж/кг.
Этим орошением необходимо снять следуРис. 31. Схема колонны к примеру 1:
/ — нефть; // — бензин и водяной пар; /// — керосин;
дизельное топливо; V — водяной пар; VI — мазут.

IV —

ющее количество тепла:
AQ = AQ, -}- AQ2 = 2439-104 + 4228- 1С4 = 6667-Ю4 кДж/ч

Масса циркуляционного орошения составляет
AQ
6667-104
, ,
Gu-°P= /ж_ /« = 574—175 “ 6’ °4 КГ/Ч
0.
1'2
Задачи

■

I
;

117. На установке атмосферной перегонки нефти производительностью
12 млн. т/год получают следующие продукты (в % масс.): 1,5 газа; 12,2 ком­
понента автомобильного бензина; 14,9 топлива ТС-1; 20,4 дизельного топлива
ДС. Потери составляют 1 % масс. Число рабочих дней в году 340. Составить
материальный баланс установки (в кг/с, т/сут, тыс. т/год).
118. Составить материальный баланс атмосферно-вакуумной трубчатой
установки производительностью 6 млн. т/год нефти. Из нефти получают слсдующие продукты (в % масс.): 1,0 газа; 13,2 компонента автомобильного
бензина; 14,0 топлива ТС-1; 21,3 дизельного топлива; масляных фракций:
350—400 °C 9,3; 400—450 °C 5,3; 450—500 °C 6,5 и 28,4 гудрона. Потери по
установке составляют 1,0%. Число рабочих дней в году 340.
119, Наверху колонны поддерживается температура 110 °C и острым оро­
шением снимается 14413-103 кДж/ч тепла. Определить массу (в кг/ч) острого
орошения, если его плотность d|° =0,750 и в колонну оно подается с температурой 40 °C.

67

120. Составить материальный и тепловой балансы и определить количе­
ство необходимого орошения для вакуумной колонны, когда подается только
острое орошение и когда подаются верхнее и среднее циркуляционное ороше­
ния (Qi : Q2=2 : 1). Производительность установки по мазуту (^д0 =0,930)
75 000 кг/ч. Выход продуктов (в % масс.): 8,4 газойля (d5° =0,870): 38,4 ди -

Сырье
4-20 °C

Рис. 32. Схема колонны к задаче [120]:
I — пары газойля и водяного лара; II — острое орошение;
V — второй дистиллят; VI — гудрон; VII — водяной пар.

Рис. 33. Схема колонны к задаче 122:
/ — нефть; // — фракция 85—140 °C; /// — фракция 140—
240 °C; 7 V —фракция 240—300 °C; V — фракция 300—350 °C;
VI — остаток выше 350 °C; VII — водяной пар; VIII — острое
орошение; IX—XI — пары из отпарных колонн; XII — первое
циркуляционное орошение; XIII — второе циркуляционное
орошение; X/V —третье циркуляционное орошение.

стиллята I (^4° = 0,920); 18,1 дистиллята II (dl0 =0,930); 35 гудрона
(^4° =0,952). Температурный режим колонны приведен па рис. 32. В колон­
ну подается 5% водяного пара на сырье. Плотность циркуляционного оро­
шения d*0 =0,923 (потери не учитывать).
121. Определить количество тепла, которое необходимо снять циркуля­
ционными орошениями (двумя промежуточными и одним верхним) в колонне.
В колонну подается мазут, нагретый до 400 °C, причем при данной темпера­
туре недоиспаряется 6750 кг/ч дистиллята I и 11 150 кг/ч дистиллята II.
Доиспарение осуществляется иод действием 4000 кг/ч водяного пара, пода­
ваемого в низ колонны.
Необходимые данные для расчета приведены ниже:
Продукт

Мазут .
Дистиллят .
I .
. .
II . . .
Гудрон
Водяной пар .

4

:

ч•

G, кг/ч

0,9072

199000

400

0,8940
0,9150
1,060
-—■

33300
44600
122000
4000

240
ЗЮ
385
130*
380**

* Наверху колонны. ** На входе в колонну.

68

t, °C

Температура подачи в колонну орошений: первого циркуляци­
онного 60 °C, второго циркуляционного 135 °C; верхнего 60 °C, ко­
торое забирается из колонны при 180 °C.
122. В колонну подают отбензиненную нефть (рис. 33). Рабочее
давление в колонне /7 = 0,185 МПа. Расход водяного пара (/ =
= 400°C, Р= 1 МПа) 2,2% на сырье. Кроме того, в каждую отпар­
ную секцию для отпарки 15% дистиллята подают 2%’ (на дис­
тиллят) водяного пара. Определить количество орошения — цир­
куляционного и острого. Принять три циркуляционных орошения,
которые отбирать с 33-, 23-, 13-ой тарелок и подавать на тарелку
выше. Перепад температур на каждую тарелку принять 10 °C. Дан­
ные для расчета приведены на рис. 33 и ниже:
% на
420
Продукт
G, кг/ч
м
°C
4
сырье
Приход
Отбензиненная нефть . .
Расход
Фракция
85—140 °C...........................
140—240 °C...........................
240—300 °C...........................
300—350 °C...........................
Выше 350 °C
....

340

118
160
235
280
310

100

6,4
16,3
10,3
8 1
58,9

344700

0,900

--- -

22000
56000
35400
28000
203300

0,730
0,784
0,843
0,867
0,967

106,2
153, 1
213,9
253,1
-- -

69

РАСЧЕТ ТЕПЛООБМЕННЫХ АППАРАТОВ

Глава

Одним из основных видов технологического оборудования в неф­
теперерабатывающих, нефтехимических, химических, газовых и
смежных производствах является теплообменная аппаратура, со­
ставляющая примерно 30—40% (по весу) всего оборудования.
Теплообменные аппараты на заводах нефтеперерабатывающей и
нефтехимической промышленности используют для регенерации
тепла горячих потоков и нагрева холодных, конденсации, охлаж­
дения, испарения, кристаллизации, плавления.
На установках АВТ продукты, выходящие из ректификацион­
ных колонн, имеют довольно высокие температуры, папример на
АТ — от 100 до 300 °C, а па ВТ — от 300 до 400 °C. Использование
тепла этих горячих продуктов целесообразно с точки зрения эко­
номии топлива на нагрев сырья и экономии воды на охлаждение
этих продуктов до температур, безопасных при их транспортиро­
вании и хранении. Целесообразность регенерации тепла потока
зависит от конкретных условий. Теплообменные аппараты класси­
фицируют в зависимости от назначения (теплообменники, конден­
саторы, холодильники, кипятильники, испарители), способа пере­
дачи тепла (поверхностные и смешения), а также от конструктив­
ного оформления (кожухотрубныс жесткой конструкции с плава­
ющей головкой, с U-образными трубками; погружные змеевико­
вые, секционные; оросительные; типа «труба в трубе»; конденса­
торы смешения с перфорированными полками, с насадкой; воздуш­
ного охлаждения горизонтального, шатрового, зигзагообразного,
замкнутого типа; рибойлеры с паровым пространством с плава­
ющей головкой, с U-образными трубками). Погружные и ороси­
тельные теплообменные аппараты применяют в качестве конденса­
торов и холодильников. Кожухотрубные аппараты можно исполь­
зовать как конденсаторы, холодильники, теплообменники; по кон­
струкции они мало различаются. Такие теплообменные аппараты
обеспечивают более интенсивный теплообмен при меньшем рас­
ходе металла на единицу теплопередающей поверхности, чем ап­
параты погружного типа, что обусловило широкое их использова­
ние. В последнее время в качестве конденсаторов и холодильников
широко используют аппараты воздушного охлаждения.
70

ТЕПЛОВОЙ РАСЧЕТ

При проектировании технологических установок для нефтеперера­
батывающих заводов чаще всего проводят поверочный расчет
стандартных (нормализованных) теплообменных аппаратов, т. е.
определяют необходимое число стандартных аппаратов с поверх­
ностью, полученной при расчете. Теплообменные аппараты можно
рассчитывать по следующей схеме.
1. Выбирают тип теплообменника и направление движения
тепловых потоков.
2. Выбирают конечную температуру одного из теплоносителей,
которая должна обеспечить достаточно высокий средний темпе­
ратурный напор в аппарате.
3. Составляют тепловую нагрузку теплообменника и определя­
ют энтальпию, а затем температуру теплоносителя, для которого
эти величины были неизвестны.
4. Определяют средний температурный напор в теплообменни­
ке.
5. Определяют или подбирают по практическим данным коэф­
фициент теплопередачи.
6. Определяют поверхность теплообмена и необходимое число
стандартных теплообменных аппаратов по нормам Гипронефтемаша.
Тип теплообменного аппарата следует выбирать так, чтобы
скорость потоков была достаточно большой, что обеспечит высо­
кий коэффициент теплопередачи. Однако при этом следует пом­
нить, что с увеличением скорости потоков резко растет сопротив­
ление. Максимальная скорость потока по трубам в кожухотрубных
теплообменниках допускается до 2 м/с. Так, оптимальная скорость
для легких бензиновых фракций 1,5 м/с, для светлых нефтепродук­
тов 1 —1,2 м/с, для холодной нефти 0,8—0,95 м/с. В теплообменни­
ках типа «труба в трубе» скорость движения потоков 1 —1,5 м/с,
в межтрубном пространстве этих теплообменников она несколько
меньше.
При выборе схемы использования тепла на установке необхо­
димо учесть следующее.
1. С усилением степени использования тепла отходящих с ус­
тановки продуктов увеличивается необходимая поверхность теп­
лообменников, причем она возрастает не пропорционально коли­
честву использованного тепла, а более резко. В основном это объ­
ясняется падением средней разности температур
.*
2. У теплообменников 1 м2 поверхности в 6—8 раз дешевле, чем
1 м2 огневой поверхности нагрева. Однако установка теплообмен­
ника практически выгодна, только если теплонапряженность его
будет не менее 8380 кДж/(м2-ч), или 2326 Вт/м2.
* Во избежание чрезмерного увеличения поверхности нагрева необходимо,
чтобы низшая средняя разность температур была не менее 20—30 °C.
71

Использование тепла потока горячих продуктов зависит от за­
паса у него тепла, т. е. от его массы и температуры.
3. Регенерация тепла паров нефтепродуктов не всегда рекомен­
дуется, так как обычно при работе на нефтях, содержащих серу,
наблюдается коррозия пародистиллятных теплообменников.
4. При выборе направления движения потока следует учиты­
вать, что более загрязненный поток целесообразно направлять по
трубам, так как их легче чистить во время ремонта теплообмен­
ника.
5. Коррозионно-активные среды рекомендуется направлять по
трубам, так как замена части труб или всего пуска экономически
выгоднее, чем замена корпуса аппарата.
Тепловую нагрузку аппарата определяют, составляя тепловой
баланс
Q= ^

Ц^ - Л 2) ц = 02 (Л3 - Zf