Текст
РАСЧЕТЫ
ОСНОВНЫХ ПРОЦЕССОВ
И АППАРАТОВ
НЕФТЕПЕРЕРАБОТКИ
СПРАВОЧНИК
Под редакцией канд. техн, наук
Е. Н. СУДАКОВА
3-е ИЗДАНИЕ,
ПЕРЕРАБОТАННОЕ И ДОПОЛНЕННОЕ
МОСКВА., ИЗДАТЕЛЬСТВО «ХИМИЯ», 1979
I I
6П7.1
Р24
УДК 665.63/.65.001.2(031)
Расчеты основных процессов и аппаратов нефтеперера-
ботки: Справочник/Рабинович Г. Г., Рябых П. М., Хохря-
ков П. А. и др.; Под ред. Е. Н. Судакова. — 3-е изд., перераб.
и доп. — М.: Химия, 1979. — 568 с., ил.
В справочнике изложены теоретические основы процессов нефтепереработки,
описаны конструкции аппаратов, даны их сравнительные характеристики, эксплуата-
ционные данные и методы расчета. Два предыдущих издании справочника (второе
издание выпущено в 1941 г.) получили заслуженное признание читателей. Книга до
сих пор является настольным пособием для специалистов, занимающихся изучением
н проектированием технологических процессов переработки нефти и газа. Третье из-
дание переработано с учетом современных отечественных и зарубежных данных.
В справочнике приведены сведения о теплофизических свойствах углеводородов
и их смесей, о законах фазового равновесия.
Основные процессы (однократное испарение, ректификация , экстракция , нагре ш -
ние и охлаждение, отстаивание, фильтрация и перемешивание) и аппаратура для их
осуществления (ректификационные и экстракционные колонны, теплообменники, хо-
лодильники, конденсаторы, трубчатые печи, отстойники, фильтры, мешалки) рас-
смотрены применительно к условиям переработки углеводородного сырья.
Приведено большое число иллюстраций, обширный графический материал, ряд
примеров, облегчающих проведение необходимых расчетов процессов и аппаратуры.
Справочник предназначен для инженерно-технических работников проектных и
научно-исследовательских организаций, промышленных предприятий нефтегазопере-
рабатывающей, нефтехимической и химической отраслей промышленности. Он может
быть использован также преподавателями и студентами высших учебных заведений
технологических и механических специальностей при курсовом и дипломном проекти-
ровании.
568 с., 219 табл., 341 рис., список литературы 240 ссылок.
Авторы: Г. Г. РАБИНОВИЧ, П. М. РЯБЫХ, П. А. ХОХРЯКОВ
Ю. К. МОЛОКАНОВ, Е. Н. СУДАКОВ.
31407-089
₽ 050(01)-79 89'79
© Издательство «Химия», 1979 г.
СОДЕРЖАНИЕ
Предисловие................................................................. 7
Глава I. Основные физико-химические свойства углеводородов и нефтепродук-
тов ......................................................................... 9
Основные обозначения........................................................ 9
Общие физические свойства.................................................. 10
Плотность............................................................. Ю
Молекулярная масса....................................................23
Поверхностное натяжение...............................................25
Прочие физические константы ... 29
Вязкость..............................................................32
Характеризующий фактор................................................51
Тепловые свойства...........................................................56
Средняя температура кипения ......................................... 56
Теплоемкость ........................................................ 61
Теплота испарения ................................................... 69
Энтальпия.............................................................84
Теплопроводность .................................................... 96
Давление паров...........................................................Ш
Давление насыщенных паров..........................................111
Фугитивность.......................................................И7
Коэффициент активности.............................................122
Критические и псевдокритические константы ............................... 129
Критическая температура ........................................... 129
Критическое давление ............................................... 134
Критический объем....................................................139
Критическая плотность .............................................. 142
Псевдокритические константы ........................................ 142
Характеристики сжимаемости.................................................145
Фактор сжимаемости.................................................145
Ацентрический фактор...............................................154
Литература.................................................................157
Глава II. Равновесие фаз...................................................159
Основные обозначения.......................................................159
Законы состояния идеальных и реальных газов................................160
Идеальные газы.......................................................160
Реальные газы........................................................162
Определение равновесных составов фаз.......................................167
Равновесие между паровой (газовой) и жидкой фазами...................167
Расчет констант фазового равновесия ................................ 173
Эффективная температура кипения....................................181
Давление сходимости..................................................184
Крикондентерм-температура и крикопдепбар-давлеппс .................. 186
Константы фазового равновесия смесей, содержащих ароматические угле-
водороды, метан, азот и двуокись углерода............................187
Выбор метода расчета констант фазового равновесия..................191
Кривые равновесия....................................................200
3
Однократное испарение....................................................203
Аналитический расчет процесса однократного испарения ............ 207
Построение линии однократного испарения ......................... 208
Относительная летучесть ................................................ 220
Расчет относительной летучести .............................. 221
Литература...............................................................223
Глава III. Ректификация и ректификационные колонны........................224
Основные обозначения.....................................................224
Закономерности процесса ректификации .................................... 226
Основные сведения о процессе ректификации.........................226
Материальные и тепловые балансы...................................228
Расчет доли отгона сырья на входе в колонну.......................231
Расчет температур в основных сечениях колонны.....................231
Способы создания орошения в колонне...............................232
Способы создания парового потока в колонне ....................... 235
Выбор температуры и давления в ректификационной колонне .... 236
Пределы четкости деления смеси, ее связь с числом тарелок в колонне
и флегмовым числом..................................................237
Основные методы расчета числа теоретических тарелок и флегмового числа 239
Эффективность работы контактных устройств 247
Тарельчатые ректификационные колонны . . ’...........................251
Основы классификации ректификационных тарелок.....................253
Стандартные конструкции тарелок .................................. 256
Новые конструкции тарелок.........................................260
Основные расчетные параметры тарельчатых колонн...................... 263
Расчет диаметра тарельчатой колонны .............................. 263
Расчет переливных устройств.......................................268
Гидравлический расчет тарелок ........................................... 275
Сопротивление тарелки потоку пара ................................ 275
Величина открытия прорезей колпачков ............................. 282
Минимальная скорость перехода на беспровальный режим..............284
Градиент уровня жидкости на тарелке...............................284
Межтарельчатый унос жидкости......................................287
Эффективность тарелок действующих ректификационных колонн................292
Насадочные ректификационные колонны......................................292
Типы насадок......................................................292
Влияние различных факторов на работу насадочных колонн .... 303
Гидравлический расчет насадочных колонн..................................306
Расчет скорости пара в колонне....................................306
Сопротивление насадочных колонн .................................. 308
Эффективность насадочных колонн..........................................310
Литература...............................................................311
Глава IV. Экстракционная аппаратура ..........................................316
' Основные обозначения........................................................316
Основные закономерности процесса экстракции ................................. 317
Треугольная диаграмма . 317
Коэффициент распределения..............................................319
Расчет составов рафинатной и экстрактной фаз...........................319
Материальный баланс экстракционной колонны.............................321
Число теоретических и рабочих тарелок в экстракционной колонне . . 322
Определение основных размеров экстракционной колонны..........................323
Расстояние между тарелками.............................................323
Высота колонны..................................................... . 324
Экстракция в производстве нефтяных смазочных масел............................324
Расчет экстракции нефтяных масел.......................................325
Растворители для экстракции нефтепродуктов ........................... 325
Технологические показатели процессов экстракции...............................328
Деасфальтизация и очистка масел........................................328
Экстракция ароматических углеводородов.................................330
4
Конструкции экстракционных аппаратов...........................331
Жалюзийные колонны...............................................331
Насадочные колонны...............................................332
Тарельчатые колонны..............................................334
Роторно-дисковые колонны.........................................334
Пульсационные колонны и механические аппараты....................335
Особенности расчета экстракционных колонн 1...................335
Литература............................................................342
Глава V. Трубчатые печи................................................... 343
Основные обозначения...................................................... 343
Классификация трубчатых печей...............................................344
Общая характеристика трубчатых печей .................................344
Основы классификации печей............................................345
Печи пиролиза.........................................................355
Маркировка трубчатых печей............................................356
Показатели работы трубчатых печей.....................................357
Технологический расчет трубчатых печей.................................... 364
Расчет нагревательной печи............................................364
Расчет нагревательно-реакционной печи.................................370
Передача тепла излучением от твердых тел и газов......................371
Теплообмен между телами, разделенными лучепрозрачной средой . . . 375
Теплообмен от излучения несветящегося газового пламени в поглощающей
среде.................................................................377
Лучистый теплообмен между газом и стенкой.............................377
Степень черноты.......................................................380
Общее количество тепла, передаваемого поверхности нагрева .... 384
Процесс горения топлива ............................................. 384
Теплотворная способность топлива .................................... 389
Температура горения ................................................. 391
Поверхность нагрева радиантной секции змеевика трубчатой печи . . . 393
Поверхность нагрева конвекционной секции змеевика трубчатой печи . . 403
Подогреватели воздуха и газа..........................................411
Потери тепла в трубчатых печах........................................411
Расчет газового сопротивления и тяги........................................413
Гидравлическое сопротивление газовых каналов ........................ 413
Расчет газохода и дымовой трубы.......................................418
Рециркуляция газов ........................................................ 419
Гидравлический расчет змеевика трубчатой печи ............................. 419
Нагрев сырья без испарения............................................419
Нагрев и частичное или полное испарение продукта......................420
Нагрев, испарение и реакция...........................................422
Особенности расчета печей с излучающими стенами топки.......................423
Показатели расчета трубчатых печей пиролиза.................................427
Литература..................................................................428
Глава VI. Теплообменники, холодильники, конденсаторы ...... 429
Основные обозначения......................................................429
Классификация теплообменных аппаратов.....................................430
Характеристика конструкций теплообменных аппаратов ...................... 431
Погружные и оросительные конденсаторы и холодильники......................436
Технологический расчет теплообменных аппаратов............................440
Проектный и поверочный расчеты.......................................440
Формирование исходных данных.........................................440
Тепловой баланс теплообменного аппарата ............................ 445
Поверхность теплопередачи и тепловая нагрузка ...................... 446
Коэффициенты теплопередачи и теплоотдачи.............................447
Средняя разность температур ........................................ 454
Особенности расчета ............................................... 465
Проверка расчета по фактору конструктивности ....................... 469
Коэффициент загрязнения поверхности теплообмена......................471
Литература................................................................472
5
Глава VII. Смесительные устройства.......................................473
Основные обозначения.....................................................473
Общая характеристика процесса перемешивания..............................474
Механическое перемешивание.........................................474
Воздушное перемешивание............................................483
Объем смесительного сосуда и эффективность смешения......................484
Смесители проточного типа................................................485
Литература...............................................................488
Глава VIII. Аппаратура для разделения неоднородных систем................489
Основные обозначения.....................................................489
Неоднородные системы.....................................................490
Аппаратура для разделения неоднородных систем отстаиванием...............491
Горизонтальные цилиндрические отстойники ......................... 493
Вертикальные отстойники .......................................... 495
Горизонтальные отстойники-нефтеловушки.............................496
Интенсификация отстаивания с помощью деэмульгаторов................497
Электроосадительпые аппараты.......................................499
Аппаратура для разделения неоднородных систем фильтрацией................502
Типовые конструкции фильтров . ............................ . 504
Фильтрующие перегородки............................................509
Фильтрация с образованием сжимаемых и несжимаемых осадков . 510
Фильтрация с закупориванием пор фильтровальной перегородки . . . 511
Промывка осадка....................................................512
Продувка осадков...................................................514
Производительность фильтр-ирессов..................................515
Расчет барабанного вакуумного фильтра ............................ 517
Аппаратура для адгезионной сепарации неоднородных систем.................518
Литература...............................................................519
Приложения...............................................................520
Предметный указатель.....................................................556
ПРЕДИСЛОВИЕ
Справочник Г. Г. Рабиновича «Расчет нефтеперегонной аппарату-
ры», второе издание которого 'было выпущено в 1941 г., в течение
многих лет был настольной книгой инженеров-нефтепереработчиков. Он
содержал большой расчетный, графический, иллюстрационный и фак-
тический материал, позволявший достаточно 'быстро и наглядно выпол-
нять расчеты основных процессов и аппаратуры, применяемых в неф-
теперерабатывающей, нефтехимической и химической отраслях про-
мышленности.
За истекшие годы книга Г. Г. Рабиновича стала библиографиче-
ской редкостью. Существенно изменился и облик нефтеперерабатываю-
щей промышленности, что явилось следствием значительного увели-
чения единичных мощностей установок, качественных перемен в техно-
логии и конструктивном оформлении процессов, широкого внедрения
средств автоматизации и применения электронных вычислительных
машин (ЭВМ) при проектировании и исследовании действующих уста-
новок. Значительно возрос также объем добычи и переработки нефти
и газа.
За последние годы ряд методов расчетов претерпел принципиаль-
ные изменения; в практику расчетов были внедрены ЭВМ, позволив-
шие расширить возможности анализа различных вариантов с целью
выбора оптимальных. Однако приближенные методы расчетов не поте-
ряли своего значения.
За последние 10—15 лет в отечественной и зарубежной литературе
появились 'новые разработки в области процессов, методов их расчета,
а также аппаратуры разделения и теплопередачи, т. е. элементов, со-
ставляющих основу любого современного комплексного производства
в нефтегазопереработке и нефтехимии.
В этой связи авторами была поставлена задача систематизации и
уточнения большого отечественного и зарубежного материала по рас-
четам массообменной, теплообменной и разделительной аппаратуры.
Особое внимание было уделено законам состояния углеводородных
смесей при повышенных давлениях, методам расчета фазового равнове-
сия систем пар (газ) — жидкость, а также теплотехническим расчетам,
являющимся основой большинства технологических процессов.
Вместе с тем авторы не ставили перед собой задачи рассмотреть
все процессы, представляющие интерес для специалистов нефтеперера-
ботки и нефтехимии; внимание было сосредоточено на процессах, яв-
ляющихся наиболее массовыми, входящими в качестве составной части
в другие процессы нефтепереработки и нефтехимии. Вне рассмотрения
остались процессы в кипящем слое, каталитические процессы и др.
7
Как правило, в справочнике приводится только основная литера-
тура.
Приведенные в справочнике уравнения даны в .международной си-
стеме единиц, что в целом ряде случаев привело к существенному изме-
нению внешнего вида широко известных формул, а также граничных
значений переменных. Чтобы добиться удобства практического при-
менения единиц СИ, необходимо 'будет 'провести определенную работу.
Для удобства пользования в Приложении приведены соотношения ос-
новных единиц СИ с другими единицами измерения (табл. П.1).
Главы I, II, V и VI написаны Рабиновичем Г. Г. и Судако-
вым Е. Н., в том числе главы I и II совместно с Рябых П. М.; гла-
ва III—Молокановым Ю. К-, главы IV, VII и VIII — Хохряковым П. А.
совместно с Судаковым Е. Н.
К сожалению, в процессе работы над книгой авторский коллектив
понес тяжелые утраты — ушли из жизни, не увидев выхода книги
в свет, Г. Г. Рабинович и П. М. Рябых, внесшие большой вклад в под-
бор материала и формирование общего плана книги. Окончательная
отработка материала для издания была выполнена Е. Н. Судаковым
и Ю. К- Молокановым.
Авторы будут благодарны читателям за практические замечания
и пожелания, направленные на улучшение качества книги.
ГЛАВА I
ОСНОВНЫЕ ФИЗИКО-ХИМИЧЕСКИЕ СВОЙСТВА
УГЛЕВОДОРОДОВ И НЕФТЕПРОДУКТОВ
ОСНОВНЫЕ ОБОЗНАЧЕНИЯ
а — активность.
О — ортохор.
П — парахор.
Р — реохор.
а—константа в уравнении Ван-дер-Ваальса.
b — константа в уравнении Ван-дер-Ваальса.
с — константа; теплоемкость, кДж/(кг-К), кДж/(м3-К).
F —сила трения, Н.
/ — фугитивность, Па.
Н — количество тепла, Дж/кг, кДж/кмоль; мольная энтальпия,
кДж/моль.
h —• энтальпия, кДж/кг.
I — атомная и структурная константа.
К — характеризующий фактор.
L — лиопарахор.
М — молекулярная масса; модуль Джессапа.
т — число инкрементов; масса, кг.
N — число атомов.
п — расстояние, м.
Р— давление насыщенного пара, Па.
Р — функция молекулярной структуры; парциальное давление, Па.
q — тепловой поток Вт/м2.
R — универсальная газовая постоянная [7? = 8,315 кДж/(кмоль-К)] —
= 8314,8 Па-м3/(кмоль-iK); радикал; инкремент молекулярной
структуры.
г — теплота парообразования испарения, кДж/кмоль.
S — наклон линии разгонки, %/К; площадь, м2; константа Эверетта,
Дж/(кмоль-К); газовая постоянная Сатерленда.
Т — температура, К.
t — время, с.
U — внутренняя энергия, кДж/кг.
V — объем, м3.
w —• скорость, м/с.
х —• доля компонента в жидкости.
у — доля компонента в газовой (паровой) фазе.
г—• коэффициент (фактор) сжимаемости.
а — средняя температурная поправка относительной плотности на
один кельвин, К-1; остаточный объем, м3.
Р — коэффициент теплового расширения К-1.
у — коэффициент активности; функция молекулярной структуры.
Д — разность, приращение величины.
9
6 — параметр растворимости.
е — фактор теплопроводности.
0 —• температура, К; относительная температура.
Л— коэффициент теплопроводности, Вт/(м-К).
ц.— динамическая вязкость, Па-с.
v — кинематическая вязкость, м2/с.
л — давление, Па.
р — плотность, кг/м3; кмоль/м3; относительная плотность.
о — поверхностное натяжение, Н/м.
-г — температура безразмерная.
Ф — коэффициент фугитивности; функция вязкости.
<р — объемная концентрация взвешенной и распределенной фаз в сус-
пензиях и эмульсиях; функция молекулярной структуры.
ы — фактор расширения; фактор ацентричности.
Индексы
а — атомный.
Б — Бойль.
г — газ.
ж — жидкость.
и — исследуемый.
ид — идеальный.
инд — индекс.
НТК — истинная температура
кипения.
к —конечный.
кип — кипение.
к. к — конец кипения.
кр — критический.
М — мольное.
н — начальный.
н. <к. — начало кипения.
общ — общий.
п — пар, поправка.
пл —плавление.
пр — приведенный.
пс. кр— псевдокритический.
р —равновесный.
с —структура.
ср —средний.
Т — температура.
э — эталонное.
'—мольная доля.
О — начало отсчета; атмо-
сферные условия.
I— компонент смеси.
5 —насыщенный.
v — объемный.
ОБЩИЕ ФИЗИЧЕСКИЕ СВОЙСТВА
Плотность
Плотностью называется масса единицы объема вещества, т. е.
т
P = V (I.D
Относительной плотностью р?1 называется отношение плотности
г 7 2
вещества при температуре Т\ <к плотности эталонного вещества при
температуре Т2, другими словами, это отношение массы m некоторого
объема вещества при температуре 7\ к массе т' такого же объема
эталонного вещества при температуре Т2.
В случае жидких и твердых веществ в качестве эталонного веще-
ства обычно используется дистиллированная вода при Т=2П К,
а в случае газообразных — воздух при 7 = 273 К и л ='0,1 МПа.
10
Величина, обратная плотности, называется удельным объемом
Зависимость относительной плотности жидкости от температуры
основана на линейном законе
р2“ = р[77+а(Т-293) (1,3)
Уравнение (1,3) применимо в относительно небольшом интервале
изменения температур и для нефтепродуктов, не содержащих значи-
тельных количеств твердых парафинов и ароматических углеводоро-
дов.
Температурная поправка а рассчитывается по формуле:
а = 0,001828 —0,00132р^ (1,4)
Значения поправки а даны в табл. 1.1.
Таблица 1.1. Средние температурные поправки а на один Кельвин
для нефтей и нефтепродуктов
pi?? а Р277 а
0,690—0,700 0,00091 0,830—0,840 0,00072
0,700—0,710 0,00090 0.840—0,850 0,00071
0,710—0,720 0,00088 0,850—0,860 0,00070
0,720—0,730 0,00087 0,860—0,870 0,00069
0,730—0,740 0,00086 0,870—0,880 0,00067
0,740—0,750 0,00084 0,880—0,890 0,00066
0,750—0,760 0,00083 0,890—0,900 . 0,00065
0,760—0,770 0 00082 0,900—0,910 0,00063
0,770—0,780 0,00080 0 910—0,920 0 00062
0,780—0 790 0,00079 0,920—0,930 0,00061
0,790—0,800 0,00078 0,930—0,940 0,00059
0,800—0,810 0 00076 0,940—0,950 0 00058
0,810—0,820 0,00075 0,950—0,960 0,00057
0,820—0,830 0,00074 0,960—0,970 0,00055
В США и Англии испытуемый продукт и воду принято брать при
температуре 288 К, т. с. применять - В этом случае относительная
плотность продукта при температуре 293 К рассчитывается по фор-
муле:
Относительная плотность нефтепродуктов при температуре Т мо-
жет быть найдена по графику, приведенному на рис. 1-1 [1].
Усредненные числовые значения плотности нефтепродуктов при
критических температурах даны в табл. 1.2.
Плотность жидкого нефтепродукта при температуре Т
______Р293____ , т
Рг~ 1 +Р(7’— 293) '
11
Рис. 1-1. Зависимость относительной плотно-
сти нефтепродуктов от температуры.
Рис. 1-2. Коэффициент расширения нефтепродуктов по Крэгу:
а — зависимость от относительной плотности; б — вспомогательные коэффициенты
Лий.
А-Ю1*
Таблица 1.2, Плотность нефтепродуктов при критических температурах
гкр- К Ркр. кг/мЗ р288 и288 Ркр, КГ/мЗ
0,64 0,70 0,75 при этом Средн Коэфф приведены в которой 472 525 586 ий коэффицие о L т2- ициент объе: jm на рис. 1-2 - 240 247 260 о V?~ Р“ V273 (T нт объемного Л ( Vi -1) иного расшир , или рассчит р = 4 + 2В 1g (Л. 10s) = 1 ,С 2 1g (В-10е) = — f 0,80 0,85 0,90 “ ^273 — 273) расширен? - Тг-Л >ения опре мвается по Т — 288) 0,70 0 + 288 ^288 10 288 0 » 69 288 651 744 819 (Я жидкост? (£-) деляется п формуле [ 263 275 286 (1,7) (1,8) о графикам, н (1,9) (1,10) (1.П)
Формула (1,9) проверена для нефтепродуктов первичной перегон-
ки (рам от 0,51 до 1,0), не содержащих ароматических углеводородов,
асфальто-смолистых веществ и твердого парафина.
Для расчета жоэффициента объемного расширения нефтепродук-
тов применима также формула [2, т. I, с. 10]
0,04314
р = (7-кр _ 7)0,841 (1,12)
Средний коэффициент объемного расширения в интервале Т\—Т2
Л2 Л2
Р^-Ргг
Р- 2(^-7!)рГ1рГ2 (1’И)
По данным Бюро Стандартов США (коэффициент объемного рас-
ширения асфальтов и асфальтовых гудронов равен:
Л к ₽
288—338 ............ 0,00035
288—394 ............ 0,00036
288—450 ............ 0,00037
288—505 ............ 0,00038
Зависимость коэффициента объемного расширения от температу-
ры, давления и так называемого модуля Джессапа в общем виде пред-
ставляется так:
₽=/(М, Т, я)
(1,14)
13
Иногда коэффициент объемного расширения представляют в та-
ком виде:
Р = =/(?. Л1) (1,15)
г288
Модуль Джессапа
106
м =Pl1ilg(v311-104 (1’*6)
Зависимость относительной плотности узкой нефтяной фракции от
ее средней температуры кипения
Р^=Ро[(7’ср-273)/100Р (1,17)
при этом для фракций малосернистых нефтей ро=О,736 и показатель
степени п = 0,13, а для фракций сернистых нефтей ро = О,722 и п = 0,16.
Зависимость плотности нефтепродуктов при критическом и атмо-
сферном давлениях от температуры при различных значениях псевдо-
критической температуры показана на рис. 1-3.
Эдмистер предложил поправочные коэффициенты, 'учитывающие
температуру (температурный фактор р[), давление (фактор давле-
ния р2) и комбинацию температуры и давления (комбинированный
фактор рз) [3, с. 32—34]:
Р1=Рт/Р288 (1.18)
Ра = Ря/Ратм (1.1®)
Рз ~ (Pr/Pass) (Ря/Ратм) (1,20)
При учете различных факторов поправочные коэффициенты для
нефтяных фракций имеют следующие числовые значения:
Поправочный
коэффициент
Температурный фактор .... 0,1—1,0
Фактор давления................>1
Комбинированный фактор ... 0,1—1,0
Зависимости температурного и комбинированного факторов от тем-
пературы, модуля Джессапа и давления представлены на рис. 1-4.
Зависимость модуля Джессапа от относительной плотности и вяз-
кости представлена на рис. 1-5.
Зависимость модуля Джессапа от относительной плотности и ха-
рактеризующего фактора дана на рис. 1-6.
Зависимость модуля Джессапа от относительной плотности, сред-
ней объемной температуры кипения и наклона S кривой линии разгон-
ки изображена на рис. 1-7.
Взаимозависимость плотностей жидкости .выражается формулой
Pin = 2ркр + _ у (Рж.кнп — 2ркр) — рп —
1 кр 1 кип
= 2ркр + (Рж1 2ркр) — рп (1,21)
где рж— плотность жидкости при температуре Т; рЖ1 — то же при тем-
пературе Tt; ркР — то же при критической температуре 71ф; рж. кип —
то же при нормальной температуре кипения T^n.
14
10
Рис. 1-3. Зависимость отношения относительных плотностей нефтепродуктов при крити-
ческом и атмосферном давлении от температуры при различных значениях псевдокри-
тической температуры.
Температурный срок тор р'
Рис. 1-4. Зависимость температурного фактора расширения жидких нефтепродуктов от
модуля Джессапа, температуры, давления и комбинированного фактора.
Формула (1,21) получена для насыщенных жидкостей, но вследст-
вие незначительного изменения удельного объема жидкостей при изме-
нении давления, кроме области, близкой к критической, она применима
и для переохлажденных жидкостей. Формула проверена в интервале
температур (0,6—1,0) тПр.
Рис. 1-5. Зависимость модуля Джессапа
от кинематической вязкости и относи-
тельной плотности.
Модуль Джессапа., м
Рис. 1-6. Зависимость модуля Джессапа
от относительной плотности и характе-
ризующего фактора.
Зависимость плотности от приведенных температуры и давления
выражается через фактор расширения [4, с. 181]:
рТкР Лпр
РкрЛ4 гКтпр
(1,22)
Уравнение Уотсона
<01 = Pi =
“2 Ра = ^1
(1.23)
Зависимость фактора расширения от приведенных температуры и
давления, построенная по данным для пропана и изопентана, показана
на рис. 1-8. В критической точке <о —0,044.
Для данных соединений
<oV = <ох = 0,044 VKP = const (1,24)
При всех приведенных температурах и давлениях
°ИРкр = 0,044рх (1,25)
где (01 — фактор расширения при температуре 1\.
Произведение <oi Vi является постоянной величиной и его называют
фактором Уотсона. ♦
Мольный объем жидкости по Уотсону:
У = ш1У1(5,7+тпР) (1,26)
• *
16
Рис. 1-7. Зависимость модуля Джессапа от относительной плотности
средней объемной температуры кипения при разгонке по ASTM и на-
2—844
Ниже приведены значения фактора Уотсона для различных угле-
водородов: Н2 . . . . 1,05 Неогексан. . . . 16,48
СН4 . . . . 5,00 2,3-диметилбутан . 16,32
С2На . . . . 7,77 н-С7Н1а 18,96
с3на .... 9,70 н-С8Н18 21,39
H-C4H1Q . . . . 11,62 н-С9Н2а 23,83
изо-С4Н10 . . . . 11,69 «-С1аН22 26,28
н-С5Н12 . . . . 14,07 Бензол 11,64
изо-С5Н12 . . . . 14,08 Толуол 14,05
Н-СбН14 . . . . 16,52 Этилбензол .... 16,59
Фактор расширения как функцию приведенных величин можно
определять и при температурах, далеких от температуры застывания.
Рис. 1-8. Зависимость фактора расширения жидкости от приведенных температуры
и давления.
Для значений Тпр<0,65 и лпр<1,Ы06 Па фактор расширения рас-
считывается по формуле
<а = 0,1745—0,0838тпр (1,27)
Для углеводородов, включая тетрадекан, фактор Уотсона
ш1У1= 1 ,88+2,44Ус (1,28)
где Nc — число углеродных атомов в молекуле углеводорода.
Для нефтяных фракций коэффициент расширения жидкостей мо-
жет быть определен как функция модуля Джессапа, температуры и
давления; для индивидуальных углеводородов — по методу Уотсона,
т. е. как функция приведенных давления и температуры.
18 ?
По данным [4, с. 181] зависимость коэффициента расширения и
температуры плавления
(1,29)
М1 _ с / ? ^1 — Гпл \
шпл \ Т’кр — Тпл ]
где coi — коэффициент расширения жидкости при температуре 1\;
кпр
Рис. 1-9. Зависимость отношения относительных плотностей нефтепродуктов при повы-
шенном и критическом давлениях от приведенных давления и температуры.
Зависимость плотностей при данном и критическом давлениях от
приведенных давления и температуры показана на рис. 1-9.
Уравнения Лидерсена характеризуют зависимости удельных
объемов от приведенных плотностей жидкости
l^iPnpi = l^aPnpa (1,30}
Pnpi = Pi/Ркр, Рпра = Ра/Ркр (1.31)
Коэффициент сжимаемости жидкости равен
Zilc=nV/(RT) (1,32)
Для определения коэффициента сжимаемости жидкости Мейсне-
ром и Лидерсеном предложены графические зависимости
2Ж—f (тпр, Ппр) и 2Ж —f (тпр, Лпр, гкр) (1,33)
В отличие от газов, для которых при изменении лпр коэффициент
сжимаемости изменяется от 0,2 до 1,0, для жидкостей при тех же усло-
виях он варьируется в интервале от 0,002 до 0,3.
Обобщенные графики зависимости коэффициента сжимаемости на-
сыщенных паров и жидкостей от приведенных температуры и давле-
ния при различных значениях коэффициента сжимаемости в критиче-
ских условиях представлены на рис. 1-10 и 1-11.
Приведенная плотность насыщенной жидкости рассчитывается по
уравнению Мартина
рпр = 1+Л(1-тпр)1/з+В(1_тпр)’/» + П(1-тпр)^ (1,34)
2* 19
Рис. I-10. Зависимость фактора сжимаемо-
сти ненасыщенных паров и жидкостей от
приведенного давления и критического фак-
тора сжимаемости.
Рис. 1-11. Зависимость фактора сжимаемо-
сти насыщенных паров и жидкостей от при-
веденных давления и температуры при
zKp = 0,27 для чистых компонентов (сплош-
ная) и смесей (пунктир).
Уравнение (1,34) применимо при температурах, не достигающих
критической. Значения коэффициентов А, В, D зависят от величи-
ны zKP:
2кр А в D
0,20 1,9354 0,6706 0,2594
0,21 1,9278 0,7631 0,1669
0,22 1,9263 0,8289 0,1011
0,23 1,9218 0,8653 0,0647
0,24 1,9052 0,8703 0,0597
0,25 1,8773 0,8413 0,0887
0,26 1,7992 0,7763 0,1537
0,27 1,6914 0,7918 0,1382
0,28 1,5350 0,9811 —0,0511
0,29 1,3969 1,3783 —0,4483
0,30 1,0407 1,9872 —1,0572
Мольный объем жидкости в м3/кмоль рассчитывается по уравне-
нию Куртца и Санкина
VM = юз [fi {K1N1 + Х2уа + KsNa _ w + ГаКб] (1,35)
где Л^1 — число атомов углерода в алифатической цепи (число групп
СНз, СН2 и СН в открытых цепях); — число атомов углерода в
циклах (число групп СН2 и СН в кольцах, исключая места соединения
колец); Аз— число атомов углерода в циклических соединениях (число
групп СН в местах соединения колец); А4 — число двойных связей
в молекуле.
Коэффициент Fi зависит от давления, а коэффициент F2—от дав-
ления и температуры. Численные значения коэффициентов Fi, F2 и при-
ращения мольных объемов К), К2, Кз и К4 см. [5, с. 57—58].
Уравнение (1,35) применимо при температуре до 475 К и атмо-
сферном давлении, а также при температуре до 375 К и давлении до
9,81 -103 МПа, кроме того, его можно использовать для углеводородов,
молекулярная масса которых превышает 170.
Мольный объем углеводородов в м3/кмоль при 293 К и атмосфер-
ном давлении
VM = 103(16,28^ + 13,15^+9,7^ —6,2У4 +С) (1,36)
при этом С = 32,6 для н-парафинов и С=31,2 для прочих углеводоро-
дов; значения постоянных TVi, М2, А3 и А4— такие же, как и в уравне-
нии Куртца и Санкина.
Мольный объем жидкости в м3/кмоль при нормальной температу-
ре кипения может 'быть найден по уравнению Бенсона
Укип = Vkp/(0,422 1g лпр + 1,981)
при этом плотность жидкости
Ркип — Ркр^кр+кип — Ркр (0,422 1gЛПР + 1,981)
(1,37)
(1,38)
Аддитивно-групповой метод определения мольного объема в
м3/|кмоль базируется на величинах инкрементов атомов и структурных
групп
ум = 1о-з2л'л (с39)
21
где N{ — число атомов, связей и циклов в соединении; Ri — инкременты
атомов и структурных групп:
С, Н, О, N.......................+7,0
С1............................ +24,5
Вг.....................< . . +31,5
Кольцо (цикл) , . . . . . — 7,0
С = С (двойная связь) + 7,0
СэС (тройная связь) . . . +14,0
Пример 1. Определить мольный объем бромбензола при нормальной температуре
кипения. В молекуле бромбензола содержится 6 атомов углерода, 5 атомов водорода,
1 атом брома, три двойных связи и один цикл.
Решение. По формуле (1,39) имеем:
Ум = 10*3(6.7 4-5-7 + 1.31,5 +3.7 — 1-7) =0,1225 м3/кмоль
По экспериментальным данным Км=0,12 м3/кмоль.
Другие методы расчета мольных объемов углеводородов см. [5, с. 53; 6, с. 107].
Плотность смеси жидкостей рассчитывается по формуле
Рем = j ' (1,40)
где xVi — объемная концентрация какого-либо компонента смеси;
р, — плотность.
Соотношения (различных способов выражения концентрации ком-
понента А в жидкой смеси компонентов А и В даны в табл. 1.3; для
газовых смесей пользуются этой же таблицей.
Таблица 1.3. Соотношения между основными способами
выражения концентраций много- и двухкомпонентных смесей
Способы выражения концентраций Мольная доля Хр кмоль/моль Массовая доля, Хр кг/кг Относительная мольная доля X', кмольА/кмольВ Относительная массовая доля X* кг А/кг В
Мольная доля х], 1 Xi/Mc *А ХА/МА
кмоль/кмоль У XiJMi 1 1+х; ХА + 1 /ИА М&
Массовая доля xt, кг/кг 1 мА-хх хА
I Мв+МаХХ 1+хА
Относительная мольная доля X', кмоль А/кмоль В 4 МвхА 1 ЛТВХА
1 — 4 МА(1 — хА) А4а
Относительная массовая доля X, кг А/кг В МАх’А хА МАХ'А 1
AfB(i-4) 1 — хА мв
По зарубежным рекомендациям, если известны одно значение
мольного объема и критические параметры при любых давлениях, сле-
дует применять корреляцию Лидерсена
У1Рщ>1 = УаРпра (1>41)
22
Американский нефтяной институт рекомендует [7] определять
плотность чистых жидких углеводородов при давлении насыщения по
следующим формулам:
при относительно низких температурах (не выше 7’кр=31 К)
р= 103 (а — ВТ- (1,42)
при относительно высоких температурах (не ниже Ткр =—50 К)
р = 103 [G (Гкр - Т)}х'н + ркр (1,43)
где А, В, С, Е, G, Н — константы для данного углеводорода.
Если известно значение плотности pi при одной температуре, то
плотность р2 чистой жидкости или смеси известного состава при раз-
личных температурах и давлениях можно определять по формуле
P2=P!-§J- (1,44)
где Ci и С2 — соответствующие факторы плотности, определяемые по
графику, приведенному на рис. П-1 (см. Приложение).
Плотность смеси при температуре Г = 288 К и атмосферном давле-
нии можно определять по уравнению
п
S x'iMi
Рсм=^Г----— (1,45)
1 Р‘
в котором x'i — содержание i-ro компонента в смеси, мол. доли.
Определение плотности жидких нефтяных фракций, находящихся
под давлением до 1,5 МПа, как функции характеризующего фактора К,
относительной плотности и температуры осуществляется по номограм-
мам (рис. П-2 и П-3), приведенным в Приложении.
Плотность жидких нефтяных фракций под давлением свыше
1,5 МПа как функция относительной плотности и давления может 'быть
найдена на рис. П-4 (см. Приложение).
Молекулярная масса
Молекулярная масса — величина, показывающая, во сколько раз
молекулы данного вещества больше '/12 части массы атома изотопа
углерода С12.
Молекулярная масса индивидуальных веществ подсчитывается по
их химическим формулам и атомным массам элементов, входящих в
состав молекул.
Когда говорится о молекулярной массе таких сложных систем, как
нефть, нефтяные фракции и нефтепродукты (бензин, лигроин и т. д.),
то подразумевается их средняя молекулярная масса. Для ее расчета
пользуются уравнениями Воинова:
для расчета средней молекулярной массы нормальных парафино-
вых углеводородов и узких нефтяных фракций парафинового осно-
вания
Л4 = 52,63 —0,2467’+ 0,001Т2 (1,46)
23
для расчета средней молекулярной массы нефтяной фракции как
функции характеризующего фактора
М = (40,28Х — 411,6) +(2,0977— 0,2038Х) 7 + (0,0003К — 0,00245) Т* (1,47)
для ароматических углеводородов
Л4 =—8,8 + 0,067 + 0,000557а (1,48)
где Т — средняя мольная температура кипения.
Рис. 1-12. Зависимость молекулярной
массы от средней мольной температу-
ры кипения и характеризующего фак-
тора.
Рис. 1-13. Зависимость молекулярной
массы от средней мольной температу-
ры кипения и относительной плотно-
сти нефтепродуктов.
Характеризующий фактор, показывающий степень «парафинисто-
сти» нефтепродукта, определяется по формуле
К = 1,216 /77р“ (1,49)
Средняя мольная температура кипения равна
Т = 2*;т, (1,50)
В формуле (1,50) средние-арифметические температуры Т< кипе-
ния узких фракций принимают равными
Tt = (TH + TK)/2 (1,51)
при этом Тв и 7"к —соответственно температуры начала и конца ки-
пения.
Для нормальных парафиновых углеводородов пользуются уравне-
нием Эдвина — Кокса
lgTKMI = 1,07575 + 0,949 IgM-0,101 (IgM)a (1,52)
Для расчетов средней молекулярной массы бензинов и их фрак-
ций применяют формулу
Л4 = 0,47и —45 (1,53)
где Удо — температура выкипания 50% бензина.
Для определения молекулярной массы пользуются приближенным
уравнением Крета
М = 1,03 (Им — 43) = 44,29р2“/(1,03-р^8) (1,54)
в котором Vu — мольный объем жидкости при температуре 288 К.
24
Зависимости Л1 от средней мольной температуры кипения и харак-
теризующего фактора показана на рис. 1-12; зависимость М от средней
мольной температуры кипения и относительной плотности — на
рис. 1-13.
Средняя молекулярная масса смеси известного состава рассчиты-
вается по формулам
п
м = 2
1
(1,55)
л
Л1 = l/s (Xi/Mi)
1
(1,56)
Ниже приведены примерные значения средних молекулярных масс
некоторых продуктов:
Нефть.................. . . . 210—250
Бензин .......................... 95—120
Керосин........................ 185—200
Дизельное топливо, газойль . . . 210—240
Мазут.................., . 350—400
Масла различной вязкости
2-Ю-5 м2/с......................... 300—360
8,7 410-5 м2/с................. 370—470
Парафиновое смазочное масло
легкое..........................300
тяжелое......................600
Если отсутствуют опытные данные по молекулярной массе высо
кокипящих фракций, применим графический метод их определения
Рис. 1-14. Графическое определение
средней молекулярной массы тяже-
лых фракций.
Для этого на оси абсцисс откладываются массовые доли (х), на оси ор-
динат — отношения Mcp/Mt, где Мср — средняя молекулярная масса
нефти, а М{ — средняя молекулярная масса фракции (рис. 1-14). Про-
должение кривой в область, для которой отсутствуют опытные данные,
позволяет приближенно найти искомую среднюю молекулярную массу
высококипящей фракции [1].
Поверхностное натяжение
Поверхностное натяжение — величина, характеризующая состояние
поверхности жидкости и численно равная работе, которая затрачива-
ется при образовании единицы поверхности.
25
Эта работа затрачивается на преодоление сил притяжения между
частицами поверхностного слоя при выходе молекулы на поверхность.
В результате действия сил поверхностного натяжения жидкость стре-
мится сократить свою поверхность; в тех случаях, когда влияние силы
тяжести весьма мало, жидкость принимает форму шара.
Поверхностное натяжение характеризует границу раздела с возду-
хом или с насыщенным паром той же жидкости.
Величина поверхностного натяжения зависит от строения поверх-
ности жидкости, концентрации и природы молекул газовой фазы над
поверхностью жидкости.
Для углеводородов величина поверхностного натяжения увеличи-
вается от насыщенных парафиновых углеводородов к ненасыщенным
нафтеновым и, наконец, к ароматическим углеводородам. С увеличе-
нием молекулярной массы поверхностное натяжение увеличивается.
Неуглеводородные соединения, растворенные в нефтепродуктах, харак-
теризуются более низкими значениями поверхностного натяжения.
Поверхностное натяжение может быть найдено по формуле
ам= 10-аа1/2/3 , (1,57)
В зависимости от температуры значение Ум рассчитывается по формуле
Етвоса
У^3 = 10-5 К(ТкР-Т-6) (1,58)
Формула (1,58) применима, если при этом константа
К=2,12.
Для нахождения о пользуются уравнениями Катаяма
а = 10-5 К (Ткр - Т) [(рж - рп)/Л4]2/а * 10-» К (гкр - Т) (рж/М)2/3 (1,59)
а = 0,01085Ткип [(рж - рп)/Л4]2/3 (1,59а)
Зависимость поверхностного натяжения от парахора
а = 10-15[П(рж-рп)/МГ (1,60)
при этом парахор смеси
П = 2ПЛ< (1,61)
1
где П, —парахор i-ro компонента {8, с. 74].
Формула (1,60) применима, если полученные значения о не превы-
шают 0,85. Для расчета поверхностного натяжения в зависимости от
парахора и температуры используют уравнение Боудена
И / ЗПГкип — 0,004 Vм.кипТ \п
Кл J \ ЗПТкип 0,004₽м КИПТКИП j
(1,62)
При изменении температуры пересчет поверхностного натяжения
производится по соотношению
/ Т’кр — \п
аа/а! — Гкр _ (1,63)
В формулах (1,62) и (1, 63) показатель степени м=1,2 для неас-
социированных жидкостей; для ассоциированных жидкостей п<1,2.
Формулой (1,62) можно также пользоваться, если критическую темпе-
ратуру заменить псевдо1критической.
26
На основе формулы (1,63) построена номограмма, приведенная
на рис. 1-15 [2, т. II, с. 21].
Пример 2. Пользуясь номограммой (рис. 1Л5), определить поверхностное натяже-
ние бензола при температуре 71=423 К, если при температуре 72=293 К поверхностное
натяжение бензола равно <г2=0,028 Н/м, а критическая температура 7КР = 561,5 К.
Решение. Для пользования номограммой вычислим необходимые разности темпе-
ратур:
Ткр — Т1 = 561,5 — 423 = 138,5 К
7кР — 72 =561,5 —293 =268,5 К
При полученных разностях температур имеем
Oi/Oi =2,2
Тогда поверхностное натяжение бензола при температуре 71=423 К равно
0,028
~ 2,2 — °>01
Экспериментальное значение поверхностного
С повышением температуры по-
верхностное натяжение уменьшается;
при критической температуре о = 0. За-
висимость поверхностного натяжения
от температуры выражается форму-
лой
оу = 10-3 (I — Г/Гкр)4 (1,64)
где о0, п — константы для данной
жидкости, например, для н-парафинов
Оо = 54,29; п = 1,26.
С повышением давления поверх-
ностное натяжение уменьшается* и за-
висит от величины установившегося
давления
10'8 аЬл.
= ° — 1 4- 10-5 Ьп 10*10 ( 1'65)
где о — поверхностное натяжение при
атмосферном давлении; а, Ь, с — кон-
станты; л — давление.
Поверхностное натяжение при температуре кипения
Н/м
натяжения
(“кр 7г),К
500г;
300
200
100
60
40
30
20
10 L-
равно 0,0129 Н/м.
80 т
-50
30-
-20
10-
-6
&
-L/
ЛР-т,),к
-110
- 20
-30
- W
-60
- 80
-100
200
300
500
Рис. 1-15. Номограмма
ния формулы (1,63).
для реше-
°КИП -65,6-10-5грж кип
(1,66)
где г — теплота парообразования.
Эмпирические зависимости поверхностного натяжения от критиче-
ских параметров
Чиип “ 45 • 10*1° лкр (1,67)
сткип = 9,8- 10-е 7кр/Рм кр (1,68)
<Гкип — (6,5.10’)-1 (0,01лкр + 127кип) 1g Гкип (1,69)
* Исключением является система гелий над жидкостью, в которой с повышением
давления поверхностное натяжение возрастает.
27
Имеются и другие формулы для расчетов поверхностного натяже-
ния [5, с. 215; 8, с. 74—81].
Поверхностное натяжение смесей при атмосферном давлении
_______
см Ч- ^2^*1
(1,70)
Поверхностное натяжение смесей при повышенных давлениях
aCM = 10-i»S[n^x;
1
Рп ,]4
Л1П у‘\
(1,71)
Номограмма для определения поверхностного натяжения при раз-
ных температурах представлена на рис. 1-16 [5]. На сетке номограм-
мы в прямоугольных координатах X и У
Рис. 1-16. Номограмма для
определения поверхностного
натяжения жидкостей в за-
висимости от температуры.
(табл. 1.4), отыскивается положение точки
для соответствующей жидкости, а прямая ли-
ния, соединяющая эту точку и точку, отвечаю-
щую данной температуре на правой шкале,
определяет величину искомого поверхностного
натяжения на левой шкале.
Поверхностное натяжение нефтепродук-
тов с относительной плотностью р2?? = 0,60—
0,92
о = ю-6(5р2^- 1,5) (1,72)
Поверхностное натяжение нефтепродуктов
есть функция температуры
а7-=ао-10-зК(Т-То) (1,73)
где коэффициент ^=0,07—0,1.
Поверхностное натяжение нефтепродуктов
в интервале температур (243—373)К
стТ'=а27з — а (7 — 273) (1,74)
где константа а=10-4.
Зависимость поверхностного натяжения
нефтепродуктов от плотности
а=0,0515рг —0,0166 (1,75)
Большинство органических жидкостей при комнатной температу-
ре имеет поверхностное натяжение 0,025—0,04 Н/м. Ниже приведены
Таблица 1.4. Координаты X и У для определения
поверхностного натяжения по номограммам (рис. 1-16)
Наименование углеводо- рода X У Наименование углеводо- рода X Y
Бензол 30,0 110,0 Толуол 24,0 113,0
Гексан 22,7 72,2 Циклогексан 42,0 86,7
ж-Ксилол 20,5 118,0 Октан 17, 7 90,0
п-Ксилол 19,0 117,0
28
средние значения а некоторых нефтепродуктов в Н/м:
Бензин ...... 0,026
Керосин................0,03
Смазочное масло . . . 0,032—0,05
Прочие физические константы
Парахор — физическая константа, характеризующая зависимость
между мольным объемом и поверхностным натяжением и выражаемая
формулой
П = Ю(3+Зт)/та1/тЛ1 (рж _ Рп)-1 ~ 10(3+3m)/mal/mMp-l ~
~ 10(3+3m)Zmal/ml/M (1.76)
где т — константа для данного вещества, в среднем равная 4.
При т — 4 удельный (отнесенный к единице молекулярной массы)
парахор равен
П = 5624<т°.26 (рж — рп)-1 (1,77)
П = 40 + 2,38Л4 (1,78)
Числовые значения парахоров для органических жидкостей опреде-
ляются суммированием атомных и структурных составляющих
П = 2«Па (1,79)
где п — число атомов, связей или групп в молекуле; Па — атомные и
структурные составляющие парахора.
Числовые значения составляющих мольного парахора приведены
в табл. 1.5. Подробная информация об инкрементах мольного парахора
дана в литературе [2, т. I, с. 20; 4, с. 210; 5, с. 66; 6, с. 408; 8, с. 74; 9,
т. I, с. 391].
Таблица 1.5. Составляющие мольного парахора
Атом, группа или связь Па Атом, группа или связь Па
Углерод Водород Двойная связь, конец цепи Тройная связь 9,0 15,5 19,1 40,6 Кольца трехчленные четырехчленные пятичленные шестичленные 12,5 6,0 3,0 0,8
При температурах, которые значительно ниже критических, плот-
ность паровой фазы во много раз меньше плотности жидкости, поэтому
П = 5624сг°. 25Л1/РЖ (1,80)
На основе формулы (I, 80) построена номограмма, представленная
на рис. 1-17 [5, с. 64]. Для определения парахора соединяют точки Е
и D, соответствующие величине поверхностного натяжения и разности
плотностей рж—Рп- Через точку С пересечения линии ED с имеющейся
вспомогательной линией О и точку В, соответствующую молекулярной
массе, проводят линию СВ и продолжают ее до пересечения с ордина-
той числовых значений парахора П в точке А, соответствующей иско-
мому значению парахора.
29
Таблица 1.6. Мольный парахор для углеводородов при Т = 293 К
Углеводород Парахор Углеводород Парахор
Свн14 270,8 СдН2о 391,1
С7Н16 311,3 ^10^22 431,2
С8н1а 351,1 Спн24 470,6
Таблица 1.7. Мольный парахор для парафинов
Молекулярная масса Парахор
100 290
200 580
300 870
Таблица 1.8. Удельный парахор для парафиновых углеводородов
Углеводород Парахор Углеводород Парахор
н-Гексан 3,145 н-Октан 3,072
н-Гептан 3 097 2-Метилгептан 3,055
Метилгексан 3,062 2,5-Диметилгексан 3,027
2,4-Диметилпентан 3,051 н-Декан 3,022
2,2,3-Триметилбутан 3,010 Диизоамил 2,992
В небольшом интервале температур значение парахора практиче-
ски постоянно.
Числовые значения мольного и удельного парахоров для некоторых
углеводородов даны в табл. 1.6, 1.7 и 1.8. Значения мольного и удель-
ного парахоров можно также определить, воспользовавшись рис. 1-18
и 1-19 [1].
Парахор смеси рассчитывается по формуле (1,61).
Реохор — физическая константа, характеризующая жидкость при
нормальной температуре кипения в зависимости от вязкости, плотно-
сти и молекулярной массы.
Реохор вычисляется по уравнению Фриенда и Харгревса
1778МЦ1/8
Рж + 2рп
(1,81)
Числовое значение реохора получается суммированием инкремен-
тов, соответствующих атомам и их группам в молекулах [5, с. 70; 10,
с. 48].
Для неассоцииров'анных жидкостей
Р = 426Рм.кР (1,82)
Лиопарахор. В расчетах теплоты испарения .встречается комплекс,
который получил название лиопарахора
79,87-Ю-з (гнеп/М)^
ьп — || (1
V
м.п
30
Рис. 1-17. Номограмма для опре-
деления парахора.
Рис. 1-18. Молекулярный парахор:
I — для парафинов; II — для ненасыщенных углеводо-
родов, имеющих п двойных связей; III — для нафтенов,
содержащих т колец; IV — для ароматических углево-
дородов; V — для нафталинов.
Рис. 1-19. Удельный парахор:
I — для парафинов; II— для олефинов,
имеющих п двойных связей; III —для
нафтенов, содержащих т колец; IV —
для тетрагидробензолов; V — для дегид-
робензолов; VI— для производных бензо-
ла; VII — для нафталинов.
где VH. ж и VM. п — мольные объемы насыщенной жидкости и насыщен-
ного паря.
Значение лиопарахора может быть получено суммированием долей
составляющих [5, с. 169].
Ортохор — физическая характеристика, зависящая от вязкости,
плотности и молекулярной массы жидкости при двух температурах и
определяемая по формуле
0= PiHi-Pafa (1 84)
Р1 —Ра ' ’
где pi и р2— плотность жидкости при температурах 1\ и Т2', щ и
ц2 — динамическая вязкость жидкости при температурах Т\ и Т2.
Значение ортохора может быть получено аддитивным методом пу-
тем суммирования составляющих долей [5, с. 72].
Вязкость
Свойство жидкостей и газов оказывать сопротивление перемеще-
нию одной части жидкости или газа относительно другой называется
вязкостью.
Согласно закону Ньютона сила трения пропорциональна величи-
нам градиента скорости и площади рассматриваемого слоя:
dW
f = (1.85)
Коэффициент пропорциональности р, в формуле (1,85) называется
динамической вязкостью.
Отношение динамической вязкости к плотности называется кине-
матической вязкостью
v = р/р (1,86)
Для углеводородов характерно повышение вязкости с увеличением
их молекулярной массы или температуры кипения. Характер функцио-
нальной зависимости вязкости от молекулярной массы определяется
структурой и составом молекулы. Соединения с разветвленными цепя-
ми обладают более высокой вязкостью, чем парафиновые углеводороды
с прямыми цепями.
Вязкость нафтеновых углеводородов возрастает с увеличением чис-
ла боковых цепей и их длины; кроме этого, она зависит от положения
циклов и их природы. У полициклических углеводородов с увеличением
числа углеродных атомов в молекуле вязкость растет и зависимость
вязкости от числа циклов становится более заметной.
Вязкость топлив зависит от их углеводородного состава и растет
в следующей последовательности: углеводороды с нормальными цепя-
ми — ароматические углеводороды — нафтены.
Относительная или удельная вязкость равна отношению вязкости
нефтепродукта к абсолютной вязкости воды при той же температуре
(если нет других указаний). В СССР за основу принята вязкость воды
при температуре 277,15 К, равная 0,18 Па-с, а в США — то же при
температуре 293,85 К, т. е. 0,1 Па-с.
Вязкость жидкостей. За немногими исключениями вязкость жидко-
стей с повышением температуры понижается, а с повышением давления
повышается.
32
Вязкость как функцию температуры три атмосферном давлении
можно рассчитывать по уравнению Торпа я Роджера
10С
= 1 + а (Т-273) + 0 (Г - 273)«
в котором С, а, р — константы, числовые значения которых для неко-
торых углеводородов приведены в табл. 1.9.
Таблица 1.9. Значения констант в уравнении Торпа и Роджера
Углеводород а-юа 0.10» с- юз Углеводород а-102 0.10» с.103
Бензол 1,86 6,18 9,05 !м-Ксилол 1.42 3,92 8,02
и-Гексай 1.12 3,34 3,96 о-Кснлол 1,70 5,64 11,03
изо-Гексан 1.Ю 3,60 3,71 п-Ксилол 1.47 4,58 8,46
к-Гептан 1.21 4,00 5,18 Октан 1,39 4,93 7,02
изо-Гептан 1,20 . 3,86 4,77 н-Пентан 1,04 2,30 2,83
Изопрен 1,00 1,54 2,60 Толуол 1,46 4,22 7,68
С повышением давления (до 100—400 МПа) вязкость растет -про-
порционально давлению; в области сверхвысоких давлений этот рост
становится непропорциональным. Ориентировочно можно принять, что,
увеличение давления примерно на
3,3 МПа приводит к повышению вязкости
на величину, численно равную повыше-
нию вязкости при снижении температуры'
на один градус. При давлениях, не пре-
вышающих 4 МПа, можно считать, что
вязкость жидкости не зависит от давле-
ния. При давлениях порядка 100 МПа
вязкость многих жидкостей увеличивает-
ся в два и более раз по сравнению с вяз-
костью этих же жидкостей при атмосфер-
ном давлении и температуре 300—350 К.
Вязкости при любой температуре (в
пределах от 243 до 473 К) и атмосфер-
ном давлении может быть определена по
номограмме Перри [5], изображенной на
рис. 1-20; при этом должны быть*извест-
ны числовые значения вязкости при ка-
ких-либо двух значениях температуры,
желательно отстоящих от искомой не
менее, чем на 50°. Точка пересечения
двух линий «температура — вязкость»
Рис: 1-20. Номограмма для оп- •
ределения вязкости жидкости.
является полюсом, с помощью которого определяется вязкость вещества
при любой температуре в пределах 240—500 К. Значения координат X
и У полюсов при определении вязкости некоторых веществ приведены
в литературе [5, с. 290; 11, с. 95].
Вязкость -при температуре Т можно определить по формуле Гросса
Vx Т. — 273
lg^T=nlg Г*-—273 (1-88>
3—844
33
где vi и va — кинематическая вязкость при температуре Ti и Та; для
чего эту формулу надо решить относительно коэффициента
g V2
л = 273— (1.89)
Ig 7\ — 273
Полученное по формуле (1,89) значение коэффициента п и одно
из значений вязкости п или V2 используют в формуле (1,88) для опре-
деления вязкости vt- Формула Гросса применима в случае -высоких
температур и сравнительно малых вязкостей.
Расчет вязкости по формуле Филонова
1g ~-= л(Т2 — Т2) (1,90)
осуществляется в той же последовательности, что и по формуле Грос-
са, однако область применения формулы (1,90) ограничена низкими
температурами (273—325 К) и сравнительно высокими значениями вяз-
костей.
Для расчета вязкости нефтепродуктов, значение которой состав-
ляет не менее 0,2- lO^6 м2/с, применяется уравнение Вальтера
lg 1g 10е (v + 0,8-10"а) =a+&lgT (1,91)
Пример 3. Определить числовые значения констант уравнения Вальтера для неф-
тяной фракции, если при температуре 7\=283 К вязкость v2ea=3,96-10_» ма/с, а при
температуре 72=353 К v353= 1,21-Ю-8 м2/с.
Решение. Подставив исходные данные в уравнение Вальтера," получим систему
уравнений
Г lg)gl0*(vx+0,8-10-«) =a+felgTx
t lglgl0»(v2+0,8.10-')=e+61gr2 1 ’
Из первого уравнения системы имеем
a = lg 1g 10» (vj 4~ 0,8-10*») — b 1g 7\ (1,93)
Тогда из второго уравнения системы (1,85), предварительно подставив значение а,
. lglgl0»(Vi+0,8.10-«)-lglgl0»(v2+0,8.1()-«)
b- IgTj-lgTa U’94*
1g Л = lg283 =2,4518 lg Т2 = lg 353 = 2.J5478
lg lg 10® (vi 4-0,8.10-») = lg lg 10»(3,96-IO-» 4-0,8-10-") =
= lg lg 4,76 = lg 0,6776 =T,8309 = —0,1691
lg lg 10» (v2 4- 0,8.10-») = lg lg 10» (1,21.10-» 4- 0,8-10-») =
= lglg2,01 = lg 0,3032 = Г,4817 = —0,5183
Подставив в формулы (1,94) и (1,93) вычисленные значения величин,- получим
-0,1691 -(-0,5183) _
ь = 2,4518 — 2,5478 ----
a =—0,1691 — (—3,637) 2,4518 = 8,748
Искомое уравнение зависимости вязкости нефтяной фракции от температуры
имеет вид
lg 1g 10» (v 4- 0,8.10-»)= 8,748 — 3,637 lg Т (1,95)
34
Температурную зависимость вязкости можно установить путем
сравнения данной жидкости с какой-либо другой, по возможности род-
ственной по своей природе жидкостью, называемой «талонной. При.
этом используется формула Павлова
Ч’96>
где Т\ и Та —температуры, при которых известны вязкости pi и ца
исследуемого 'вещества; 01 и 02 — температуры эталонного вещества,
отвечающие тем же значениям вязкостей рц и Л—константа для
данной пары жидкостей.
Пример 4. Рассчитать по формуле Павлова вязкость хлорбензола при температуре
7=343 К, если вязкость при температуре 71=293 К gi = 0,9-10-3 Па-с, а при темпера-
туре Tt=323 К р.а=0,6-10—3 Па-с. В качестве стандартной жидкости принять воду, для
которой p.i = 1,0-10-3 Па-с и р,2=0,6-10-3 Па-с соответствуют температурам 0|=298 К
и 02=318 К.
Решение. Найдем константу для данной пары жидкостей
7-2-Л 323 -293
fc~ 0а—01 “ 318 — 298 ~ ’5 (1,97\
Температура воды, при которой ее вязкость равна вязкости хлорбензола при тем-
пературе 7=343 К, определяется так:
т-_т-
*='0—©Г (1,98)
откуда
Т-Л+Й01 343 -293 + 1,5 298
и =----------- =---------j—g------- = 331 ,3 К (1 ,99)
Вязкость воды при температуре 0=331,3 К равна 0,481-10~3 Па-с [12, с. 506],
следовательно, вязкость хлорбензола при температуре 7=343 К равна р.=0,481 10-3
Па-с.
Имеются зависимости вязкости в функции температуры частного
характера. В эти зависимости входят «константы только для данных
(исследованных) жидкостей. Такими зависимостями, например, явля-
ются:
уравнение вида
в
1бц = -у-+Д —3 (1,100)
уравнение Дина и Лана
10-'
а + Л (Г — 273) + с (Т — 273)2 (I,101)
уравнение Гузмана —Андреаде
ц = 10-3Дев/г (1,102)
уравнение Фогеля
[lgl0*(v — Л.10-«)][Т — (В+ 273)] =С (1,103)
формула -Слоуна и Вайнинга для смазочных масел
,g v = Г,8“(Т — 273) + 167 + л — 6 (1,1°4)
формула Умштеттера
Igv = 10'4-Blg7' —6 (1,105)
35
3
В уравнениях и формулах (I, 100) — (1,105) константы А, В, С, а,
Ь, с являются частными коэффициентами, характерными только для
изученных условий и для исследованных жидкостей.
Обзор формул, позволяющих рассчитать вязкость в зависимости от
температуры, давления и критических параметров, сделан в работах
[8, 13.].
Рис. 1-2.1. Обобщенная зависимость приведенной вязко- ,
сти газов от приведенных температуры и давления.
При небольших давлениях вязкость жидких продуктов можно вы-
числить по формуле
р. = ц0(1 +Ю-8 л) (1,106)
Для нефтепродуктов Мапстоном предложена формула
1g = 10-8-0,142л (0,0239 + 0,7627v“.2’8) (1,107)
-которая применима до температуры 7 = 500 К.
36
Вязкость жидкости при нормальной температуре кипения можно
рассчитать в зависимости от величины реохора Р
' / Р \8
Мкип ~ 10-’« ( у ) (1,108)
\ 'м.кип /
Эта формула удобна тем, что числовые значения реохора практически
не зависят от температуры до давлений порядка 600 МПа. Сведения
по расчету реохора были приведены выше.
Г/Ар.
Г,В-
«1
м
- л
o/t-
1,2-.’№
0,8--°'9
'.'0,6
"0,5
- -0,4
Oj
-/,2
-/,3
-7,4
-1,5
~',7
-2,0
'-2,5
-3,0
-3,5
-4,0
-4,5
-5,0
-5,5
Рис. 1-22. Номограмма для определения отношения вяз-
костей для газов.
Для углеводородов какого-либо гомологического ряда, для кото-
" рых число углеродных атомов всегда более пяти, используется следую-
щая формула
Икип = 0,0087р£бкип
(1,109)
Обобщенная диаграмма приведенной вязкости (рис. 1-21) приме-
нима как для жидкостей, так и для газов; нижняя кривая характеризу-
ет область, в которой вязкость не зависит от давления. Приведенная
вязкость при критической температуре (тПр= 1 и ЛпР—>0) равна цп₽в
=0,45.
37
Номограмма Грунберга и .Ниссана (рис. 1-22) применима для опре-
деления вязкости жидкостей и тазов. В основу построения номограммы
[5, с. 256] положено следующее уравнение:
Условия, ограничивающие применение номограммы Грунберга и
Ниссана: лПр<4 и рПр<1,8. Для расчета вязкости чистых органических
жидкостей предлагается следующее эмпирическое выражение
lg 1g (10* р) = 10-з к-^-2,9 (1,111)
где К — константа, определяемая уравнением w
К = 2«Л + 2'»с/с (1.42)
где та/а — произведение числа т& атамов данного элемента в молеку-
ле вещества на соответствующую атомную константу /а; tncIc—произ-
ведение числа тс структурных составляющих на константу соответст-
вующей структурной составляющей /с.
Атомные и структурные составляющие для вычисления констан-
ты К в выражении (I, 111) приведены в табл. 1.10 и 1.11.
Та'блица 1.10. Атомные константы для вычисления К
Агом, радикал Ja Атом, радикал ‘а
сн2 55,6 ОН 57,1
н 2,7 соо 90,0
С 50,2 соон 104,4
О 29,7 no2 80,0
Таблица 1.11. Структурные константы для вычисления К
Группа, связь <с Группа, связь» 'с
Двойная связь Пятичленное кольцо атомов углерода Шестичлённое кольцо атомов . углерода —15,5 —24,0 —21,0 R\ ZR Vhch^ R V R-C-R 1 R Боковая группа шестичленного кольца: +8,0 + 13,0
Орто- и пара-положение в шес- . тичленном кольце +3,0 молекулярная масса группы <17 —9,0
Мета-положение в шестичлен- 1 ном кольце + 1,0 то же > 16 —17,0
38
. Пример 5. Определить при температуре Т=293 К динамический коэффициент вяз-
кости о-ксилола СвН»(СНз)2, молекулярная масса которого А4= 106,1, а плотность
р293=881 кг/м3.
Решение. Для молекулы о-ксилола соответствующие числа атомов или структур-
ных составляющих равны: для углерода тс=8; для водорода /ин=10; для двойных
связей zn2=3, для шестичленных колец тк=1, для боковых групп СН3 тг=2; для
одного положения орто т=1.
Константа К имеет следующие значения:
К = т^а + 2 = 8-50,2 + 10-2,7 +3 (—15,5) +
+ 1 (—21,0)+2 (—9,0) + 1-3,0 =346,1
lglg(104p) = 10-3/(—-----2,9 = 10-3-346,1 2,9 = -0.03
откуда
р. = 1ОВ * 10 ’ ~4 = 0,8577-10-3 Па-с
По номограмме [5, с. 305] при
z = lg lg (104 р) = —0,03
вязкость р=0,86-10-3 Па-с.
Вязкость жидкостей при температуре ниже Ткип определяется по
уравнению Томаса
1g —
57-10Мр '
К1
(1.ИЗ)
где К — структурная постоянная вязкости, определяемая по формуле
Kl = Sm3Za + Sm^c (!.114)
где Га и /с — атомные и структурные инкременты, значения которых
даны в работе [5, с. 306]. Это уравнение применяется при следующих
условиях: тПр>0,7; цж< 15-10-3 fla-c.
Зависимость между вязкостью и плотностью нефтепродуктов пред-
ставлена на рис. 1-23 прямыми линиями, причем каждому значению
плотности соответствует своя прямая. Чем больше плотность' нефте-
продукта, тем выше располагается соответствующая прямая.
Вязкость разбавленных суспензий при концентрации твердой фазы
менее 10% (об.) определяется по зависимости
Рс = Рж(1 + 2,5<₽) (1,115)
Вязкость эмульсий можно подсчитать по формуле
_ 3/1АР ,, I1fi4
ут^-i ( -16)
В формулах (1,115) и (1,116) рж — динамическая вязкость сплош-
ной фазы; <р—объемная концентрация взвешенной (для суспензий) и
распределенной (для эмульсий) фазы.
Вязкость смесей жидкостей не может быть определена по правилу
аддитивности, однако текучесть (величина, обратная вязкости) прибли-
женно может считаться аддитивной величиной.
Уравнение Кендалла и Монроэ применяется для смеси двух неас-
социированных жидкостей, молекулярные массы и вязкости которых
различаются незначительно:
(1.117)
39
Для расчета вязкости смеси двух неассоциированных жидкостей
используется уравнение Аррениуса:
vCM = v^i'-vJa (1,119)
Уравнение Аррениуса применимо, когда количество одного ком-
понента в смеси значительно превышает количество другого и раз-
ность вязкостей не превышает 0,15-10~3 Па-с. В случае растворов,
Рис. 1-23. Зависимость вязкости нефтепродуктов от. относительной плотности.
приближающихся к неидеальным, уравнение Аррениуса дает значи-
тельные отклонения.
По уравнению Лима, представляющему собой модификацию урав-
нения (1,111), можно рассчитать вязкость смеси двух жидкостей
lg 1g (10* Рем) =-10-3 Рсм + (1,120)
где/ci и/с2 — структурные инкременты [5, с. 306]. , « '
Приближенно вязкость смеси нефтепродуктов можно подсчитать
по правилу смешения:
(/n + «)pifa
тР1 + пр,
(1,121)
где т и п — количество смешиваемых нефтепродуктов.
При большой разности вязкостей смешиваемых нефтепродуктов по-
лученная расчетом вязкость’ смеси оказывается завышенной.
-<0
Для определения вязкости смеси двух жидких нефтепродуктов
применяется уравнение Вальтера
lg 1g 1 о« (чад +10-« С) = хА lg 1g 10* (44 + Ю-» С) +
+ (l-x>l)lglgl0«(vB + 10-’C) (1,122)
Уравнение Тамура и Курата [2, т. I, с. 27] позволяет рассчитать
вязкость смеси двух жидкостей с различными вязкостными свойствами
Рсм=Х1ХО1Ц1+х^мца4-2ц11 (х^иХог)0-6 (1,123>
При данной температуре коэффициент gi2 является величиной посто-
янной [14].
Динамическую вязкость |лСм жидких смесей можно приближенно
определить по формуле
lggcM= Jx/lgHi (1,124)
Переход от вязкости по Энглеру к динамической вязкости осущест-
вляется по формуле
р.= 10* 1 0,0731 °Е — —)р (1,125>
где °Е — вязкость в градусах Энглера.
Изменение вязкости нефтяных смазочных масел в зависимости от
температуры является .эксплуатационной характеристикой механизмов
в широком интервале температур. Для оценки этой зависимости исполь-
зуются индекс вязкости (ИВ) и вязкостно-массовая константа (ВМК).
Индекс вязкости характеризует степень изменения вязкости масел
в сравнительно узком интервале температур (от 311 до 372 К), так как
именно в этом интервале происходит заметное понижение вязкости при
нагревании масел. Для расчета индекса вязкости применима формула
*ИНд=4^“ Ю0 (1,126)
где vi, v2, уи — вязкость первого и второго эталонного и испытуемого
масел в секундах Сейболта.
Для пересчета вязкости в секундах Сейболта в кинематическую
вязкость можно воспользоваться формулами:
при t < 100 с
• v = 10-« ^0,226/---(1,127)
при t> 100 с
v = IO-* f 0,22/— —-у—\ (1,128)
Индексы вязкости варьируются в пределах от —40 до +120.
При расчетах индексов вязкости пользуются таблицами и графи-
ками [17, с. 25; 18, с. 55—60].
Вязкостно-массовая константа выражает зависимость между вяз-
костными свойствами и относительной плотностью и позволяет косвен-
но судить о химическом составе масел.
Вязкостно-массовая константа ВМК углеводородов зависит от их
строения. Парафиновые углеводороды обладают низкими относитель-
ными плотностями и ВМК по сравнению с нафтеновыми и ароматиче-
скими.
41
Нафтеновые углеводороды обладают низкими относительными
плотностям^ и ВМК по сравнению с ароматическими углеводородами.
С увеличением числи колец в молекулах нафтеновых и ароматиче-
ских углеводородов повышаются их относительная плотность и ВМК
[18, с. 28].
Формула для определения ВМК имеет следующий вид:
Р388 _О,468 -0,038 lgv373
БМК- 0,689 — 0,011 lg v373
(1,129)
Для высококипящих фракций нефти и нефтепродуктов ВМК на-
ходится в пределах 0,75—0,90; для нафтеновых мдсел она составляет
0,9, для парафиновых масел 0,8. ВМК нельзя применять к фракциям
с большим содержанием ароматики.
Вязкость газов и паров. Температурная зависимость вязкости га-
зов и паров при атмосферном давлении в широком интервале измене-
ний температуры удовлетворительно описывается распространенными
уравнениями Сатерленда (1,130) и'Фроста (1,131)
273 Ц-С / Т V.6
Рт = Це у । q ( 273 ) (1,130)
/ Т \т ,
Hr =Ро (1.131)
Для приближенных расчетов вязкости величину постоянной С мож-
но находить по фбрмуле
С = 1,22ТКИП ^0,7Ткр -(1,132)
Значение С, m и р0 Для некоторых газов и паров приведены
в табл. 1.12.
Таблица 1.12. Значения констант С, и гц
в уравнениях Сатерленда
Газ Интервал температур, К с М-о-Ю8» Пас m Газ Интервал температур, К С Во 10е. Пас m
на 293—373 73,0 8,355 0,678 Н2О , 373—623 673,0 8,238 1,200
373—473 86,0 сн4 293—523 164,0 10,395 0,760
473—523 105,0 —-. С2Н. 293—523 252,0 8,600 0,900
986—1095 234,0 — с3н8 293—523 278,0 7,502 0,920
N, 298—553 103,9 16,671 0,680 я-С4Н10 293—393 377.4 6,835 0,970
293—1098 104,7 395—579 382,8 6,355 0,990
оа 293—553 126,6 19,417 0,693 394—580 436,1 5,904 1,030
288—903 125,0 —. — 373—525 445,0 5,247 1,050
Воздух 293—553 106,8 17,162 0,683 373—523 337,0 4,835 1,020
289—1098 111,0 — — свн„ 403—586 447,5 6,982 1,000
СО 295-550 101,2 16,573 0,695 С7Н8 333—523 370,0 6,610 0,890
соа 298—553 254,0 14,024 0,820
Следует заметить, что при низких температурах постоянная С бы-
стро возрастает с повышением температуры. Этим обстоятельством
объясняется несовпадение данных, приводимых в разных источниках.
Если критические значения лкр и Т^р неизвестны, то вязкость паров
индивидуальных углеводородов, для которых
30<Л4<120
42
при температуре 273 К можно рассчитать по формулам [15, с. 52]:
, р0 = (1,445 —0,42 1g Л4) 10-’ (1,133)
lg v0 =—3,4-г-1,23 lg М (1,134)
Вязкость газов возрастает с повышением температуры и может
увеличиться в 3—4 раза при возрастании температуры от 273 до 1273 К.
Изменение вязкости газов и паров в зависимости от температуры мож-
но проследить по уравнению
1*2
Pi
Л +1,47ГКИП
71 / Т2 + 1,47ТКИП
(1,135)
Для расчетов вязкости индивидуальных углеводородных газов
применяется формула Фроста
р = Т(6,6 — 2,251gA4) IO-» (1,136)
Динамическую вязкость как индивидуальных газов и паров, так
и смесей в зависимости от критических параметров при умеренном или
низком давлении можно приближенно вычислитыпо формуле
Л4°,5л2/3 т1’5
Если известна вязкость только при одной температуре, можно ис-
пользовать уравнение (1,137), приведенное Лихтом и Штехертом к
виду
/ *пр У-5
тпр 0 8
Tnpi + 0,8
(1,138)
где Цпр1 — вязкость при приведенной температуре тПрь
Уравнение Бромлея — Уилки для определения вязкости при тем-
пературе 273 К
1*273 —
33,3.10-8 (ЛЬTKp)0.s
1/2/3
’ м.кр
f(l,33-rnp)
(1,139)
где Ум. кр — мольный критический объем [8]; f (1,33 тПр)—величина,
рассчитываемая по формуле Шейбеля
•пЫе 0,261
/(1,33тпр)= 1.058Д645--^9-¥Т1^г . (1,140)
Для удобства пользования уравнением (I,140) числовые значения
1,33 тпр даны в табл. 1.13.
. Значения динамической вязкости при двух значениях температуры
связаны отношением
1*2____f (1,33т2пр)
Pi f (1,33т1пр)
(1.141)
в котором числовые значения /(1,ЗЗт1ПР) и [(1,33т2пр) при температу-
ре 71 и Т2 определяются с помощью табл. 1.13.
43
Таблица 1.13. Числовые значения f (1,33 Тпр)
’•33тпр Ч1-33^) ’^пр Ч'-ЗЗТпр)
0,30 0,197 I 3,5 1,879
0,40 0,254 4,0 2,072
0,50 0,313 4,5 2,254
0,60 0,375 5,0 2,426
0,70 0,438 10,0 3,866
0,80 , 0,502 20,0 6,063
0,90 0,566 30,0 7,880
1,00 1,630 40,0 9,480
1,50 0,932 50,0 10,958
2,00 1,205 100,0 17,137
2,50 1,450 200,0 26,800
3,00 1 673 400,0 41,900
Уравнение Арнольда используется для расчета вязкости газов в
зависимости от критической и приведенной температур, а также от тем-
пературы кипения
0,00027Л4°.6 T°'s
ftp
M1 - V2/3
r м.кип
(1,142}
1,47ТКИП
Т’кр
Уравнение Андрусова связывает динамическую вязкость с темпе-
ратурой газов в широком интервале (223—1273 К)
191,8-10? (1z ’’
р =--------------
(1,143)
v*3
при этом
п = Я — В-10*4 (Т — 273) +С10*’(Т- 273)2 (1,144)
Числовые, значения мольного объема Ум и коэффициентов А, В, С
и £ даны в табл. 1.14. '
Таблица 1.14. Значения постоянных величин в уравнении Андрусова
Газ уа/з.]да, - МЗ/КИОЛЬ 6 А В . С
Водород 4,00 0,583 0,674 0,034 *
Азот 8,41 . 0,859 0,753 1,300 0,4
Сероводород 10,29 0,678 1,020 2,400 —
Окись углерода 7,90 0,806 0,762 1,350 0,5
Метан 9,49 0,757 0,880 2,100 —
Этан 13,91. 0,712 0,940 1,300 —
Этилен 11,97 0,691 0,950 2,000
Ацетилен 10,69 0,044 0,960 1,800 —
Пропан 17,62 0,663 0,990 3,200
В области умеренных давлений (до 5—6 МПа) вязкость газа прак-
тически не зависит от давления. В области высоких давлений, когда
газы заметно отклоняются от законов для идеальных газов, вязкость
заметно возрастает, при повышении давления. Например, при давле-
нии 100 МПа вязкость азота в 2,5 раза больше вязкости при атмосфер;
ном давлении.
Ы
Теория вязкости газообразного й жидкого состояния при высоких
давлениях еще недостаточно строго разработана, однако выявлено, что
в гомологических рядах углеводородов влияние давления на вязкость,
за небольшим исключением, возрастает с длиной углеводородной цепи.
Теоретические исследования с целью разработки расчетных метог
дов и уравнений для вычисления коэффициентов вязкости газов при
высоких давлениях, с одной стороны, исходят из молекулярно-кине-
тической теории и приводят к уравнениям, по которым, имея ограни-
Рис. 1-24. Зависимость отношения ця/рКр для газов от приведенных температуры и дав-
' ленйя.
ченное число исходных данных, можно рассчитать вязкость с опреде-
ленной точностью. С другой стороны, при проведении исследований
используются принцип подобия и теория соответственных состояний,
устанавливающие графические или аналитические обобщающие зависи-
мости, которые позволяют на основе экспериментальных данных для од-
ного или нескольких веществ рассчитать вязкость многих других ве-
ществ в широких интервалах температур и давлений.
Графические зависимости обычно представляют в виде
Рпр= f (Тпр, Дпр) (1,145)
при этом
Рпр = Мя/Р-кр (1,146)
В литературе [8, 11, 13] приведены номограммы, которые позволя-
ют с достаточной точностью определить вязкость газов при высоких
давлениях.
45
В качестве практической иллюстрации на рис. 1-24 [2, т. I, с. 38]
приведена диаграмма Карра, базирующаяся на допущении, согласно
которому при одной и той же температуре и равных приведенных па-
раметрах для всех газов выдерживается равенство
= const (1,147)-
Икр
Такое допущение справедливо лишь для газов, обладающих хими-
ческим сродством и близких по свойствам. Например, для пропана и
пропилена расхождение между значениями pn/gKp составляет менее
3%; для этана и этилена оно еще меньше.
Номограммой Карра можно пользоваться и в случае определения
вязкости газовых смесей, заменив приведенные параметры псевдопри-
веденными величинами
тпс пр = 7'/7'пс кр (1,148)
япс.пр — л/япс.кр (1,149)
при ЭТОМ
Тпс.кр — У У<Гкрг , (1,150)
япс.кр = У У/Якрг (1,151)
где y'i, Ткр и лКр — соответственно мольные доли и критические пара-
метры отдельных компонентов смеси.
Числовые значения параметров Ткр и лКр приведены во многих ли-
тературных источниках. Обобщенная информация содержится в рабо-
те [8].
Для определения вязкости предельных углеводородов при умерен-
ных и высоких давлениях наибольший практический интерес представ-
ляют уравнения Яна, Энскога, Голубева, Варгафтика и Панченкова.
Подробный обзор названных и других уравнений содержится в опра-
вочных руководствах по вязкости углеводородов [’13, 15].
Для расчетов вязкости различных веществ в широком интервале
давлений Варгафтик предложил уравнение
цл = Ио + Юз (п-Плр" (1,152)
где ро — динамическая вязкость газа при давлении ло = О,1 МПа; А и
п —постоянные величины, определяемые опытным путем (по двум
известным точкам) и равные:
для азота А= 0,007; п=1,63;
для метана А =0,048; п = 1,50.
Если температурные условия отличаются от критических, то в слу-
чаях tnpd применяется уравнение
(Т
а в случаях 25^тпр> 1
(1,153)
(1,154)
Критическая вязкость газов при лКр и Т*р может рассчитываться по
нескольким формулам, приводимым ниже.
46
Формула Траутца
Л|°,бл2/3
^ = 1,63.10-10-—?^ - (1,155)
укр
В зависимости от мольного объема Ум. кр
„ ... (МГкР)о.»
Цкр—6,16 2/3 (1,156)
’м.кр
В зависимости от реохора Р
' 1 7 м3х* \1/в
Икр=6,66.10- (1Л57>
В зависимости от фактора расширения <о
— r 2/3 (МТУр)0’6 .. . _д,
Икр-6,160^ (И1й)1)3/3 (1,158)
где оэкр = 0,044 — фактор расширения в критической точке; Vi<oi — по-
стоянная величина для данного соединения («произведение мольного-
объема на фактор расширения).
Вязкость высокомолекулярных соединений рассчитывается по
формуле
3,58-10-1»
Нкр =-------^176----- (1,159)-
1 кр
Вязкость высокомолекулярных соединений зависит от фактора
ацентричности
ш = 0,1745 — 0,0838тпр
и рассчитывается по формуле
го.5 ( Pi \2/3
(Hjcai)2'5 Л41'8
Зависимость избыточной вязкости р,я—от приведенной плотности
для метана, этана, пропана, н-бутана, изо-бутана, пентана, азота, кис-
лорода и углекислого газа имеет вид:
[2,15-10’ (ця т - щ.7) I +. 10-‘]V« =
= 0,102 + 0,023рпр.+ 0,585р-р- 0,041р’р + 0,009р‘р (1,161)
где
I = ТУр6ММл-2/3 * (1,162)
Зависимость между критической вязкостью р.кр (вязкость в крити-
ческой точке) и вязкостью при критической температуре, но умеренном
давлении p0KP выражается константой К:
Икр = TQiqkp (I • 163)
где К — константа, равная 2,11 для двухатомных газов и 2,14—2,20-
для прочих газов [5, с. 254]; числовые значения этой константы для
некоторых первых членов гомологического ряда углеводородов приве-
дены в табл. 1.15.
4Т
Таблица 1.15. Значения Цкр/ц-окр
для некоторых углеводородов
Углеводород к Углеводород к
Q 2,13 С. 2,50
С4 2,26 с, 2,53
С3 2,37 Са 2,54
С6 2,47
С повышением плотности вязкость возрастает. Графическая зави-
симость избыточной вязкости (цл, т—Цо, т) и плотности р может быть
представлена одной кривой и поэтому, если известна вязкость при ка-
кой-либо одной температуре в широком интервале плотностей, то из
такого графика может 'быть определена вязкость при других темпера-
турах.
Численные значения избыточной вязкости цЛ,т—Цо,т для метана
и водорода при известной мольной плотности приведены в табл. 1.16.
Таблица 1.16. Избыточная вязкость цл т—Цо, т
метана и водорода
Для СН4 при Г=273—(73 К Для На при Т=298—398 К
р 103, КМОЛЬ/мЗ (Mjl, Т Uo -IO’, Па-с р-103, кмоль/мЗ (Рл, Т-Ро, г)10’. Пас
5 30 10 2
10 80 30 13
15 . 175 50 33
20 325 70 70
Зависимость вязкости от плотности для предельных углеводородов
от метана до н-октана дана в табл. 1.17.
Таблица 1.17. Зависимость вязкости предельных углеводородов
(от СН4 до н-С8Н18) от плотности
р Рпр — р РКр Рл, 7-М0( 7 Ркр~Ро кр - р Рпр Ркр . Рл, T-UOi г
ркр~ р0 кр
0,6 5 1,8 30
1,0 * 10 2,2 57
1,4 18 2,6 112
В практике расчетов нефтезаводской аппаратуры часто ставится
задача определения вязкости при заданной температуре, если известны
вязкости при двух других температурах. Такая задача решается гра-
фически. Известны два графических метода решения подобных задач:
метод Портера и метод Отмера. Оба метода основаны на теории подо-
бия физико-химических свойств соединений. С методом Отмера можно
познакомиться в [5, с. 242-*-243, 293]', а метод-Портера пояснен на
п’римере.
48
Пример 6. Определить по диаграмме Портера вязкость хлорбензола при темпера*
туре 7=333 К, если-при температуре 71=285 К его 'вязкость щ=0,9Ы0_’ Па-с, а при
7з=373 К Ц2=0,37-10-3 Па-с. В качестве эталонного вещества принять этанол, зависи-
мость вязкости которого от температуры известна: при температуре 7{=308,1 К его
вязкость равна = 0,91 • 10-3 Па-с, а при 7^=359 К Иа=0,37-10~3 Па-с.
Решение. Диаграмма линейности Портера строится т?к (рис. 1-25). На оси абс-
цисс откладываются числовые значения температуры эталонного вещества — этанола,
а на оси ординат — температура хлорбензола. На поле координат наносятся две точки,
имеющие координаты А (7(=308,1 К и 71=285 К) и В (7а=359 К и 7j=373 К) и сое-
диняют их прямой АВ. Точка на этой прямой, отвечающая температуре 7=333 К хлор-
бензола, определяет температуру этанола 7'=336 К.
Из диаграммы имеем
p-ззв ~ Цззз = 0,57• 1О'3 Па-с
Вязкость газовых смесей не может вычисляться с помощью пра-
вила аддитивности на основе соответственных величин для чистых га-
зов. Правило аддитивности мо-
жет применяться лишь для
смесей газов, физические свой-
ства которых мало различают-
ся, например таких, как кис-
лород — азот, пропан — пропи-
лен. Вязкость смеси, как пра-
вило, больше вязкости любого
из составляющих смесь компо-
нентов. Вязкость смеси газов,
так же как и вязкость индиви-
дуальных газов, увеличивается
с повышением температуры и
давления. Однако смеси, со-
держащие метан, не подчиня-
ются этому правилу. Так, у
смесей «метан — азот», «ме-
Рис. 1-25. Диаграмма Портера (стандартное’
вещество—этанол, исследуемое — хлорбензол).
тан—пропан» при относитель-
но низких давлениях вязкость
возрастает с повышением тем-
пературы, а при более высоких
давлениях с повышением температуры она понижается.
Кинематическая вязкость смесей газов обычно вычисляется по
формуле Манна
(1,164)
Приближенное уравнение для расчетов динамической вязкости
газовой смеси
Мем = у (1,165)
иг
Динамическую вязкость полярных газовых смесей с водородными
связями рассчитывают по уравнениям Флинна, Тодоса и Стила [5, 6].
Применение уравнения Флинна для газовых смесей с водородными
связями
(7,55тпр —0,55) IO-»
М-см -
(1,166)
tz1.125
Ь кр
4—844
49
и для смесей, не имеющих водородных связей
(1,9тпР — 0,29)«.8.10-7
Нем — -. 2/3
= 188,8.10-8
у1/з
м.кр
(1,9тпр— о, 29)0>8
(1,167)
ограничено условием тпР<2.
Вязкость углеводородных газовых смесей, не содержащих водород,
рассчитывается по уравнениям Тодоса и Стила. Названные уравнения
могут применяться и для расчетов вязкости сжатых газовых смесей
притпр<1,5
^=34.10-8 т0 94
(1,168)
при ТпР> 1,5
ng = 17,78.10-8 (4,58тпр—1,67)8/8
(1,169)
В уравнениях (I, 166) — (I, 169) £ —коэффициент, равный
T’^Al-o.s
? =----(1,170)
5 4645-
пр
Для определения вязкости смесей при давлениях, близких к атмо-
сферному (лПр < 0,6), Циппером*предложено уравнение
(1.171)
Для этих же условий (лпр<0,6) применимы уравнения Уилка
для двухкомпонентной смеси
_______И1 , На
Нем — у> "г у' .
(1,172)
для многокомпонентной смеси
----------------------------------------------Ч---- (1,173)
1 + уГФ1а+ у^Ф1зН----- 1+^-фД 1 + ^-ФазЧ
где Ф12, Ф21, Фгз— — функции вязкости и молекулярных масс состав-
ляющих.
Числовые значения Ф; рассчитываются по формулам
(1,174)
(1,174а)
Р“СМ ~~ • ч _
60
Для смеси газов, заметно отличающихся от идеальных, в уравне-
ния (1,174) и (1,174а) вводят поправки, зависящие от соотношений
плотностей pi/p2 и р2/рь
Числовые значения функций Ф варьируются в пределах
для Ф12 = 0,03—6,0
для Ф21 = 0,3—60,0
Пример расчета вязкости по уравнению Уилка и диаграммы для
определения функций Ф, приведены в работе [5, с. 268, 270].
Вязкость газовых смесей при умеренных давлениях может быть
рассчитана по уравнению, проверенному на ряде газовых смесей (кок-
совый и генераторный газы и др.)
У,
2
(1,175)
Числовые значения уЛ4ТКр даны в [5, с. 272] и в табл. 1.18.
Таблица 1.18. Значения У'МТнр для некоторых газов
Газ /«Лр ' Газ
Водород 8,13 Бутан 157,00
Метан 55,10 Пентан 184,00
Этан 95,60 Гексан 209,00
Этилен 89,00 Окись углерода 61,40
Пропан 128,00 Двуокись углерода 115,50
Если смесь газов содержит значительное количество водорода, то
при высоких температурах смеси уравнение (1,175) дает завышенные
результаты.
Уравнение (1,175) применимо и для сжатых газовых смесей; при
этом следует использовать псевдоприве^енные величины температуры
и давления. ,
Для расчета вязкости смеси газов применимо уравнение Андрусо-
ва (I, 144), при этом следует использовать величину молекулярной
массы смеси Л1см, мольного объема Ум. см и среднего поправочного ко-
эффициента |.
Взаимозависимость вязкостей пара и жидкости при температуре,
близкой к критической [16], имеет вид:
— + — = Ю-з [бззо + 1з (Г _ Г)] (1,176)
Нп Рж
Характеризующий фактор
Некоторые физические свойства, такие как удельная теплоемкость,
энтальпия и другие, можно представить как функции характеризующего
фактора Д'— паоаметра, определяющего химическую природу и сте-
пень парафинистости нефтепродукта. Обычно характеризующий фак-
тор выражают через среднюю мольную температуру кипения
X = 1,216/ (1,177)
4 *
51
Характеризующий фактор К может также выражаться через мо-
лекулярную массу, индекс вязкости, анилиновую точку, содержание
водорода, критическую температуру, октановое и цетановое числа, тем-
пературу застывания.
С достаточной степенью точности характеризующий фактор, опре-
деляемый по формуле (1,177), применим для описания физических
свойств продуктов первичной переработки нефти; при- использовании
для каталитических и некоторых синтетических продуктов, содержа-
щих значительные количества олефинов, диолефинов или ароматиче-
ских углеводородов, формула (1,177) дает недостаточно точные резуль-
таты.
Ниже приведены средние значения характеризующего фактора
нефтепродуктов:
Парафинистые Сз и выше................................ 12,5—13,0
Ароматические....................................... 9,8
ПолиароМатические................................ 8,5—9,1
Нафтеновые....................................... 9,5—11,5
Циклические...................................... 10,5—11,0
Продукты крекинга................................ 10,0—11,0
Кольца
бензольное................................... 9,8
нафтеновое , ........................... 11,0
нафталиновое ............................... 9,3
антраценовое ................................ 8,1—8,7
одно бензольное, одно циклическое .... 10,1
одно бензольное, два циклических .. . . . 10,7—11,3
два бензольных, одно циклическое . 10,2—10,8
С увеличением пределов выкипания нефтяных фракций числовое
значение характеризующего фактора сначала понижается, а затем воз-
растает:
. Средняя температура кипения, К Фактор К
366 12,0—12,4
450 11,0
644 11,7—12,6
Наличие боковых цепей в молекулах парафинов увеличивает фак-
тор К; исключение составляют низкокипящие парафины с прямой
цепью. '
Для узких нефтяных фракций вместо средней мольной температу-
ры, кипения может быть принята температура отгона 50% фракции по
методу Энглера или по ASTM. Значения К для каталитических рифор-
матов в зависимости от температуры отгона 50% фракции даны в
табл. 1.19.
Таблица 1.19. Значения характеризующего фактора,
каталитических риформатов в -зависимости
от 50%-ных отгонов по ASTM '
Температура . г50% ASTM' К НИ Фактор К
373 0,74 ’ 11,8
393 0,74 12,0
373 0,72 12,1
393 0,72 12,3
1?2
Рис. 1-26. Взаимозависимость мольной массы, критической темпера-
туры, плотности, средней мольной температуры кипения и характери-
зующего фактора нефтяных фракций.
Рис. 1-27. Зависимость характеризующего фактора от содержания
водорода и средней массовой температуры кипения.
У продуктов нефтепереработки характеризующий фактор отлича-
ется от величины этого показателя для сырья. Например, в табл. 1.20
приведены примерно одинаковые значения фактора для продукта гид-
рокрекинга, полученного из двух разновидностей сырья, различающих-
ся по величине фактора К.
Таблица 1.20. Средние значения характеризующего
фактора
/Характеризующий фактор К
Сырье гидрокрекинга Легкий продукт гидрокрекинга (фр. 309—355 К)
10,6 12,52
12,2 12,58
Взаимосвязь мольной массы, критической температуры, плотности,
средней мольной температуры кипения, характеризующего фактора
нефтяных фракций показана на рис. 1-26.
Рис. 1-28. Зависимость характеризующе-
го фактора от индекса вязкости для уз-
ких фракций.
Рис. Г29. Зависимость характеризующе-
го, фактора от анилиновой точки и сред-
ней мольной температуры кипения.
Зависимость фактора К от содержания водорода в продукте и
средней массовой температуры кипения представлена на рис. 1-27. Она
получена по данным для индивидуальных углеводородов и мазута. ,
Зависимость характеризующего фактора от индекса вязкости для
узких фракций изображена на рис. 1-28.
Связь между характеризующим фактором, средней мольной темпе-
ратурой кипения и анилиновой точкой представлена на рис. 1-29.
Значения К как функции плотности и других параметров могут
быть определены по номограммам и графикам, приведенным на
рис. 1-30—1-32.
Характеризующий фактор является величиной аддитивной, поэто-
му, если состав смеси задан в массовых долях, то для определения
54 ,
Рис. 1-30. Обобщенная номограмма для определения физических свойств нефтепродук-
тов.
характеризующего фактора смеси нефтепродуктов можно воспользо-
ваться формулой
Рис. 1-31. Определение характеризу-
ющего фактора в зависимости от
плотности нефтепродукта и средней
мрльной температуры кипения. (Для
узких фракций можно использовать
температуру выкипания 50% фракции
либо по ASTM, либо по Энглеру).
п
кси = 2 х^‘
1
(1,178)
Рис. 1-32. Зависимость кинематической
вязкости нефтепродуктов от относитель-
ной плотности, среднемольной темпера-
туры кипения и характеризующего фак-
тора.
ТЕПЛОВЫЕ СВОЙСТВА
Средняя температура кипения
В расчетах теплофизических свойств смесей (средней молекуляр-
ной массы, плотности, теплоты 'испарения и др.) используется средняя
температура кипения нефтепродукта. Известны следующие модифика-
ции средней температуры кипения: средняя массовая ТСР. масс, средняя
объемная ТСр..ов, средняя мольная Тер. м, средняя средних Тер. ср, сред-
няя (Кубичная ТСр. куб! их рассчитывают по формулам
Тср.масс = У xi.T I (1,179)
1
VT XiTi
n Zj Pi
TcP.o6=Y’xu£Ti = -^----- : ' d-180)
i v —
Zj pi
56
в» Ёжт‘
S ’ Еж
1 1
(I.181)
(1,182)
(1,183)
™ Т’ср.м + T ср.куб
1 cp.cp — 2
На рис. 1-33 .представлена зависимость разности АТ средней объем-
ной 'и средней мольной температур кипения от S — наклона кривой раз-
гонки по Д57'Л4:
S = Тв0~Тм- > ' (1,184)
где Тд0 и Т10 — температуры выкипания 90% и 10% фракции по ASTM.
зультаты при небольших величинах наклона кривых разгонок (до S =
= 1,7); для случаев S>1,7 значение, полученное по графику, может
оказаться завышенным в 1,0—1,5 раза.
Графическая зависимость AT=f(S) для средней массовой, средней
мольной и средней средних температур от средней объемной темпера-
туры кипения представлена на рис. 1-34 и 1-35 кривыми, построенными
по данным для ряда нефтей [19, с. 14—15]. Здесь
_ Г70% ~ Г10%
5итк — во
• „ Т70% ~ Т10‘/о
Sastm — 60
На оси абсцисс графика, приведенного на рис. 1-34, отложены зна-
чения наклона Зитк кривых разгонки нефтей на аппарате для опреде-
ления истинных температур кипения (приблизительно 15 теоретических
тарелок, флегмовое число 5:1).
На оси абсцисс графика, приведенного на рис. 1-35, отложены зна-
чения наклона SAStm кривых для разгонки нефтей по ASTM при
10%-ном интервале.
57
В общем случае средняя объемная температура кипения может
<быть определена по данным разгонки:
т Ло + Ло Ч Ь (1,185)
1 ср.об — 9 ' '
В случае наличия результатов разгонки по ИТК средняя объемная
температура вычисляется следующим образом:
Рис. 1-34. Взаимозависимость средних
температур кипения, используемая при
наличии разгонки по ИТК:
а ?ср. масс “ Гср. об
б-^р.ср-^ср. об + Л^
* ~ Гср. мол = Гср. об + ЛГз"
Рис. 1-35. Взаимозависимость средних
температур кипения, используемая при
наличии разгонки по ASTM:
а Т’ср. масс — Л:р. об
® ^ср. ср = ^ср. об
в — гср. МОЛ = ^ср. Об + *ГЗ-
для нефтей
_ - Т20 4- Т6о + Г80
‘ ср.об - 3
для фракций
Тер.об —
Гд ~Ь ЧТ60 -|- Т1аа
6
(1,186)
(1.187)
38 ,
В случае наличия результатов разгонки по ASTM:
для нефтей
т Т’зо+Ло + Ло ,яя.
Гср.об = з~ (1,188)
для фракций
т Ло + 276О + Тт
'ср.об = 4 • (1,189)
Наклон кривых вычисляется по формуле
S = Т-^Т-- (1.190)
Если кривые разгонок незначительно отклоняются от прямой ли-
нии, за среднюю объемную температуру кипения может быть принята
температура отгона 50% нефти или фракции.
При незначительных величинах наклона кривой разгонки (ниже
1.1 К/% для низкокипящих фракций со средней объемной температу-
рой кипения ниже 533 К) средняя объемная температура кипения с до-
статочной степенью точности может быть приравнена к другим сред-
ним температурам кипения.
Средняя объемная температура по ASTM
Т 7*10 Ч~ ^30 + 7*60 + ^70 . 1Qn
• ср.об — 5 U > >
Наклон кривой ASTM
Sastm= T\r10- (Ы92)
При определении по формуле (I, 191) средней объемной темпера-
туры кипения фракций крекинга, кипящих выше 520 К, вводят поправ-
ку D, прибавляя ее к величине ТСР. об- Величина поправки вычисляется
по формуле
£) = —1,587 +0.00852Т (1,193)
где Т — температура перегонки.
Для узких нефтяных фракций в качестве средней средних темпе-
ратур кипения ТСр. Ср может приниматься температура отгона 50%
фракции.
Зависимость средних температур кипения Тер. об, ТСР. масс, Тер. куб,
ТСр. ср, ТСр. и от наклонов S кривых разгонок приведена на рис. 1-36.
Таблица 1.21. Величина поправок по формуле Нельсона
Разгонка по ASTM
Продукт температура Г, К наклон S. К/% дт, К
Авиабензин, керосин 339—505 1,1 17—23
Бензин, дизельное топливо 366—644 1,6 25—36
Газойли, смазочные масла 394—755 2,2 35—52
Газойли, отбензиненные нефти Крекинг-сырье, легкая сырая нефть 422—700 2,7 53—72
450—644 з,з 78—102
Тяжелая сырая нефть 477—644 3,8 104—128
59
Зависимость средней мольной температуры кипения от средней
объемной выражается формулой Нельсона
ТСр.м = ТСр.об-ДТ (1,194)
Рис. 1-36. Диаграмма взаимозависимости средних температур кипения, используемая
при наличии разгонки по Д5ГЛ1:
Гср- масс ~ Т'ср. об *1" ^ср. ср в ^ср. об ^72- ^ср. куб “ ^ср. об ^ср. мол — ^ср. об^ д
S,QTM - Г90%~Г10%
ASTM g0
Средняя температура кипения смеси, плотность и средняя молеку-
лярная масса которой совпадает с аналогичными величинами для неко-
торого чистого компонента, не равна температуре кипения этого компо-
нента так же, как и средняя молекулярная .масса смеси, имеющей ту
же' плотность и среднюю температуру кипения, что и чистый компо-
нент, не равна молекулярной массе этого компонента.
При расширении пределов выкипания, но при постоянстве плотно-
сти и средней молекулярной массы, средняя мольная температура ки-
пения дает 'Меньшие отклонения от температуры кипения индивидуаль-
ного чистого компонента, чем средние массовая и объемная. Наимень-
шее, отклонение от температуры кипения чистого компонента дает сред-
няя средних температур кипения смеси, имеющей те же плотность и
среднюю молекулярную массу, что и чистый компонент.
При постоянстве средней плотности, средней молекулярной массы
смеси и расширении пределов кипения средняя массовая температура
кипения повышается.
60
«Идеальной» средней температурой кипения является та, которая
при изменении'пределов выкипаиия фракции, но при постоянстве
плотности и средней молекулярной массы, не зависит от ширины пре-
делов выкипания фракции. ‘ .
Разные температуры кипения связаны следующим соотношением-.
Т'сР.масс >
7’ер.об > ТСр.куб > Т’сР.СР > ^СР.М
Соотношение температур достаточно иллюстрируют данные о сред-
них температурах кипения одной и той же смеси, полученные на осно-
ве разгонки по ИТК и по ASTM:
ИТК ASTM
S 2,8 2,8
Т’ср.масе 482 —
Т'ср.об 477 477
Т'ср.ср 464 433
Т’ср.м 453 422
Выбирать среднюю температуру кипения нефтепродукта для опре-
деления его, теплофизических свойств можно по табл. 1.22. ’
Таблица 1.22. Функциональная зависимость теплофизических свойств
нефтепродуктов от средних температур кипения
Свойство
Средняя температура кнпення
Вязкость, теплоемкость жидкости
Критическая температура
Псевдокритическая температура, коэффициент
теплового расширения жидкостей
Средняя молекулярная масса, характеризующий
фактор, псевдокритическое давление, теплота
сгорания
Объемная
Массовая
Мольная
Средняя средних
-• Теплоемкость
Теплоемкость — отношение количества тепла, сообщаемой системе
в каком-либо процессе, к соответствующему изменению ее темпера-
туры.
Массовой теплоемкостью называется количество тепла, необходи-
мое для нагрева единицы массы на один градус; она измеряется
вДж/(кг-К).
Мольной теплоемкостью называется количество тепла, необходи-
мое для нагрева 1 кмоль вещества на один градус; она измеряется
в Дж/(кмоль-К) -
Объемной теплоемкостью называется количество тепла, необходи-
мое для нагрева единицы объема на один градус; она измеряется
вДж/(м3-К).
Различают истинные и средние теплоемкости; их можно относить
к 1 кг, 1 м3 или 1 кмоль вещества.
Теплоемкость, соответствующая бесконечно малому изменению
температуры (иначе теплоемкость при данной температуре), называ-
ется истинной теплоемкостью
dQ
сиет— ат (1,195)
61
Средней теплоемкостью называется отношение количества тепла,
сообщаемого телу при нагревании (или отнимаемого при охлаждении),
к изменению температуры
- Q__________Q , т 1Qr,
с ~ ЬТ ~ Т2—Т\ (1.196)
Различают изобарную теплоемкость (при постоянном давлении ся),
изохорную теплоемкость (при постоянном объеме cv)t теплоемкость в-
состоянии насыщения (температура и давление переменны в соответ-
ствии с зависимостью давления насыщенных паров от температуры).
Теплоемкость при постоянном давлении сл больше теплоемкости
при постоянном объеме cv. Для жидкостей разность сп—cv невелика,
а для идеальных газов ся—с1) = /? = 8,315 кДж/(кмоль-К).
Теоретическое соотношение изобарной и изохорной теплоемкостей
приведено ниже:
Газ с '/с
л v
Одноатомный ..... 1,66
Двухатомный.......... 1,40
Трехатомный.......... 1,28
Теплоемкость является функцией температуры и давления:
Для идеального газЬ............c=f(T)
Для реального газа:
при низком давлении . . . . с~[(Т)
при высоком давлении . . . c=f(T, л)
Приведем уравнения для расчетов изобарной теплоемкости как
функции температуры
ся = а + ЬТ (1,197)
ся = а + ЬТ +СТ2 (1,198)
ся = а+ЬТ +С/Т3 (1,199)
с„ = а+ЬТ +СТ2 +dT3 (1,200)
при этом a, b, С, d — эмпирические коэффициенты, причем &/а = 0,0022.
Значения этих коэффициентов имеются в литературе [4, 20 и др.].
Расчет изобарной теплоемкости идеального газа как функции тем-
пературы с высокой точностью осуществляется по формуле
где Е, F, G, Н, N — коэффициенты, значения которых для большинства
углеводородов приведены в работе [8].
Теплоемкость нефтепродукта парафинового основания при одной
и той же температуре приблизительно на 15% выше теплоемкости неф-
тепродукта нафтенового основания или ароматизированного, имеющего
ту же плотность. Теплоемкость нормальных углеводородов выше тепло-
емкости изомеров.
С повышением температуры теплоемкость жидких углеводородов'
повышается, с увеличением плотности и молекулярной массы — умень-
шается. Для ароматических углеводородов с увеличением молекуляр-
ной массы и плотности характерно возрастание теплоемкости.
62
Для расчета средней теплоемкости [кДж/(иг-К)] жидких нефте-
продуктов с относительной плотностью рма =0,75—1,00 . в интервале
температур Ti—Т2, но до температур 533 К (в отдельных случаях ДО'
653 К) применяется уравнение Фортча и Уитмена
Сер = 1,444+0,00371 Ц^--27з)(2,1-р^) (1,202).
Для жидких нефтепродуктов с относительной плотностью pise =
= 0,75—0,96 и при температуре, не превышающей 473 К, удовлетвори-
тельные результаты дает уравнение, предложенное Крегом
сср = тЛ^'(0’762-°-0034Т) (1,203)-
V P28S
Уравнение (1,203) дает результаты, которые оказываются несколь-
ко заниженными, для парафиновых, ароматических и крекинг-продук-
тов и завышенными для нафтеновых нефтепродуктов.
Уравнения (1,202) и (1,203) неприменимы для индивидуальных
ароматических углеводородов.
В отличие от уравнений Фортча и Уитмена, а также уравнения
Крега, уравнение Уотсона и Нельсона учитывает характеризующий
фактор Л при расчете средней теплоемкости:
сср = [ 1,2807 — 0,7025рзff + Т (0,00615Т — 0,0023р||88)] (0,067К + 0,35) (1,204)
Имеется [7] модификация этой формулы
с = 2,8515— 1,2895р^® +(0,00341 —
— 0,00128р|||) (1, 8Т — 459,4) (0,055К + 0,35) (1,204а)
Изобарная теплоемкость нефти при температуре Т’=303 К рассчи-
тывается по формуле Григорьева и Ганиева [21]
сл = 4,5385— 3,0145р^в7? (1,-205)
Формула Мустафаева [8, с. 168] позволяет определить теплоем-
кость при заданной температуре как функцию плотности
сл = 3,3909 — 1,6747*10-3 ру (1,206}
Для определения теплоемкости нефтей и фракций любого состава
предложена [8, с. 168] следующая формула:
ся= 1,5072+-Ц^-(1,7182— 1,5072р|??) (1,207)
Для углеводородов, в молекулах которых содержится от 5 до
25 атомов углерода, предложена зависимость
сл = 3,1 + F (0,02ус — 0,1) (1,208)
где F— константа, определяемая по номограмме, приведенной в при-
ложении (рис. П-5); Ус— число атомов углерода.
. Номограмма имеет пять шкал для углеводородов разных групп.
Теплоемкость определяется как функция числа Ус, константы F и от-
ношения
Т
---- (1,209)
‘ кип
Константа F применяется при ся>3,1 кДж/(кг-К).
63
Значения (Массовой теплоемкости жидкостей могут определяться
по графикам, приведенным на рис. 1-37, 1-38, 1-39.
График, показанный на рис. 1-37, построен на основе уравнения
Крега. . '
График, изображенный на рис. 1-28, построен по уравнению Уотсо-
на и Нельсона; он позволяет определить теплоемкость при значении
характеризующего фактора К=11,8.
При других значениях характери-
зующего фактора необходимо вво-
дить поправку Аж (рис. Г38, б), на
которую следует умножить значе-
ние теплоемкости, полученное по
графику, приведенному на рис.
1-38, а.
Рис. 1-37. Зависимость теплоемкости
жидких нефтепродуктов от температуры
и относительной плотности (по Крэгу).
Для определения теплоемкости
при температурах, для которых
Тпс.кр=28 К, применим график, при-
веденный на рис. 1-39.
Уравнение Грисвдльда служит
для определения теплоемкости па-
рафиновых и ароматических угле-
водородов при Г=273 К в зависи-
мости от содержания в них водоро-
да
с„ = 0,0636//4-1,0249 (1,210)
где Н — содержание водорода,
,%(масс.).
Для всех углеводородов (Г = 293 К, тпр=С0,65 и л^0,1 МПа) Шоу и
Брайтом предложена формула, позволяющая определять теплоемкость
в кДж/(кмоль-К)
4,18686
сл— <в2>8
(1.211)
где b — константа, зависящая от природы соединения и равная для
бензола 0,0013, толуола 0,0014 и я-гептана 0,0016; — фактор расшире-
ния жидкости, определяемый по формуле (1,477).
Если известна температура кипения углеводорода или температура
отгона по ASTM 50% фракции, а также задана температура в систе-
ме,. то для расчетов теплоемкости можно пользоваться формулами,
предложенными Гаучером:
для индивидуальных углеводородов
Т0,5 т
с = 1,6824 —0,10-fr —™5- 4-0,006275 К3ИП • + 0,00339Г (1,212)
Рг Рг
для нефтепродуктов прямой перегонки и крекинга
с = 2,6084 - 0,1047 —+
Рг5
+С,мг675 ц
Рг
где рт — плотность нефтепродукта при температуре Т, кг/м3.
64
5—844
4,2
Рис. 1-38. Зависимость теплоемкости жидких нефтепродуктов от температуры и отно-
сительной плотности (по Уотсону и Нельсону):
Рис. I--39. Зависимость теплоемкости жидких нефтепродуктов от температуры и относи-
тельной плотности:
а — график для ^ПС1Кр=28 К; б — определение поправки В, зависящей от средней объемной тем-
пературы кипения.
Для определения средней теплоемкости газов, паров индивидуаль-
ных углеводородов и моторных топлив в интервале температур от 273
до 573 К можно пользоваться уравнением
Ся=Сяо[1+а (Т-273)] (1,214)
где сЛ() — изобарная теплоемкость углеводорода, принятого за идеаль-
ный газ, рассчитываемая по методике, изложенной в работе [8, с. 49],
или принимаемая по таблицам, приведенным в работе [1'5, с. 90—94].
Для определения истинной теплоемкости паров парафинистых неф-
тепродуктов, относительная плотность которых в жидком виде
Рис. 1-40. Зависимость теплоемкости паров углеводородов от температуры и их плот-
ности по отношению к воздуху (/) и от плотности жидких углеводородов по отношению
к воде (//).
66
Раде =0,68—0,90, имеется формула Бальке и Кей (рис. 1-40), применяе-
мая при малых постоянных давлениях и температурах 7’<623К
4,0 — Рмя
СЛ= 1541 (1.8Т+211) (1,215)
При определении теплоемкости нефтепродуктов, содержащих наф-
теневые и ароматические углеводороды, а также продуктов крекинга
Уравнение Бальке, учитывающее характеризующий фактор, имеет
вид
4 0_О288
сл= ’-J^288 (1,8Т + 211)(0,146Я-0,41) (1,216)
где /( — характеризующий фактор, равный 11,8.
Теплоемкость нефтепродуктов в паровой фазе, характеризующий
фактор которых не равен 11,8, определяется путем умножения значения
теплоемкости, полученного для парафинистых фракций, на корректи-
рующий множитель А„ (рис. 1-41).
Если известна теплоемкость углеводородной жидкости, то тепло-
емкость паров, сосуществующих с жидкой фазой (температуры пара
и жидкости одинаковы), рассчитывается по формуле Крега
0.3768
СП— СЖ О2Я8 (1’^1')
где сп и — теплоемкости шаров ш жидкости, сосуществующих при
одной и той же’ температуре.
ТепЛоемкость углеводородных газов в кДж/(кмоль-К) при тем-
пературе Т рассчитывается по формуле
_Ci + 4,1868М0.75 Г — О.бТкр
Сл~ [ПТкр-ЛД^кр ( ’
где ct—теплоемкость газов при температуре, равной 0,5 Т1;1, кДж/
/(кмоль - К) -
Теплоемкость в кДж/(кмоль-К) газообразных предельных угле-
водородов можно определить в зависимости от числа Nc углеродных
атомов в молекуле
* ся = 1,3314 -1- 10,8857ЛГС (1,219)
Теплоемкость в кДж/(кмоль-К) газообразных предельных углево-
дородов при температуре Т как функция числа Nc углеродных и числа
5* 67
Nh водородных атомов в молекуле рассчитывается по формулам
ся = 16,74 +5,44^4-0,ОбЛ^сТ1 (1,220)
сл = 10,72 Ц-2,14^ 4- 10-4 (5,44Л^ 4- 18,42Л7С —
— 2,72NqNh 4- 20,93Л1Н — 23,86) Т
(1,221)
Мольную теплоемкость в кДж/(кмоль-К) углеводородных газов и
паров в широком интервале температур (273—1500 К) при атмосфер-
ном давлении можно найти из выражения
сло = 4,1868 (А + ЕР,Т) (1,222)
где А, В, С — константы, значения которых даны в табл. 1.23.
Таблица 1.23. Значения констант А, В, С
Углеводород А • в С Углеводород А В С
Метан 7,62 25,69 996,07 ч-Гексан 22,96 106,64 646,08
Этан 9,09 47,57 745,81 о-Ксилол 17,24 101/41 577,44
Пропан 10,95 59,39 654 65 .и-Ксилол 18,84 104,02 563,90
н-Бутан 15,45 74,82 659,21 п-Ксилол 15,58 104,20 582,01
«-Пентан 19,07 90,73 648,58
При решении технических задач теплоемкость смесей паров» или
газов ,можно, рассчитать по правилу смешения.
Теплоемкость газов слабо зависит от давления. При необходимости
учета приращения теплоемкости за счет перехода от давления л = 0
к давлению л=И=0, можно воспользоваться номограммой см. [15, с. ПО]
или формулой ом. [15, с. 96].
Изобарная теплоемкость жидких нефтяных фракций при темпера-
туре не выше 306 К и давлении не выше 1,5 МПа может быть найдена
по графику, построенному по уравнению Уотсона и Нельсона и приве-
денному в Приложении (рис. П-6).
Изобарная теплоемкость паров нефтяных фракций, не содержащих
значительных количеств олефинов и ароматики, при температуре не
выше 750 К и давлении не выше 0,4 МПа определяется по графику,
приведенному на рис. П-7 (см. Приложение).
Теплоемкость жидких чистых углеводородов при температурах
выше нормальной температуры кипения, но не выше 0,р5тпр рассчиты-
вается по формуле
япр.кип \0’5
3 ]
тпр.кип /
(1,223)
। °1 , Лпр.кип
CS - сло + м + М
8,31 4zkP
~В6
• —4- (лпрВ4Вв) В3 —-
где cs — теплоемкость насыщенной жидкости; с„0 — изобарная тепло-
емкость идеального газа; В\—Be — постоянные для данного углеводо-
рода, определяемые в зависимости от коэффициента сжимаемости zKp
и приведенных параметров тпр, лпр по графикам, приведенным в При-
ложении (рис. П-8, П-9 и П-10); лпР. кип—приведенное давление пара
при нормальной температуре кипения, равное ло/лКр; Тпр.кип—приве-
68
денная температура кипения, равная Ткип/Ткр; лПр—приведенное дав-
ление.
Изобарная мольная теплоемкость чистых углеводородных реаль-
ных газов при повышенных давлениях может определяться из урав-
нения
слд ~ сл _ / сл0 ~ сл \° _1_ ш / слр —~ сл \ (1,224)
\ / \ R /
в котором Сл0'—Сл ~ изменение мольной теплоемкости лри изменении
давления реальной среды; (сЯо—сп)° — изменение мольной теплоемко-
сти идеального газа (см. Приложение рис. П-11); (сЯо—ся)'— поправка
к мольной теплоемкости с учетом фактора ацентричности (см. При-
ложение рис. П-12).
Для более точных расчетов мольной теплоемкости газов и паров
рекомендуется уравнение
~Я"~ = лпр [(0,66 — 0,92ш) т~2 + (0,831 + 3<о) т~3 +
+ (0,145 +1,16Ш) г”4 + 0,526шт-9] _ (1,225)
Теплоемкость реального газа в кДж/(кг-К) можно рассчитать по
уравнению
р / С- — С- \
• • лг к—/?—;=%-Дс" (!’22б)
где сЯо —ся— изменение мольной теплоемкости при изменении давле-
ния (см. Приложение рис. П-11); сЛо — теплоемкость идеального газа,
кДж/(кг-К); Ася—поправка к теплоемкости, равная
п
Дсл= лГ(А< + шД4) (1,227)
при этом А^л и Ас'п — определяются по рис. П-11 и П-12, приведенным
в Приложении.
Изохорная теплоемкость углеводородных газов и паров в кДж/(иг-
К) рассчитывается по формуле
ca=c„0 — дН1 +Лсв) (1,228)
где Ас„— поправка к изохорной теплоемкости,., учитывающая давление
и равная
Дс0 = Дс“ + соДс' ' (1,229)
при этом Дс2 и Аса—определяется по рис. П-13 и П-14, приведен-
ным в Приложении.
Теплота испарения
Теплота, поглощаемая жидкостью в процессе ее.превращения в на-
сыщенный пар при постоянном давлении и температуре (для химиче-
ски чистых веществ), называется теплотой испарения.
Теплота испарения (энтальпия испарения, теплота перехода) пред-
ставляет собой разность энтальпий насыщенных паров и насыщенной
жидкости при одной и той же температуре.
Так как нефтяные фракции являются смесями углеводородов и
выкипают в некотором интервале температур, то при их испарении
69>
тепло затрачивается также и на повышение температуры смеси. В та-
ких случаях точное определение значения теплоты испарения затрудни-
тельно.
Различают следующие виды теплоты испарения: изобарную (л =
= const) при полном испарении, изотермическую (7’ = const) при пол-
ном испарении и дифференциальную (n = const, 7’ = const) при час-
тичном испарении.
В зависимости от используемой единицы измерения количества
испаренного вещества теплота испарения может (быть массовой, моль-
ной и объемной. В расчетах нефтеперерабатывающей аппаратуры чаще
применяют массовую и мольную теплоты испарения.
Теплота испарения определяется как функция либо температуры
испарения, либо давления пара. При определении теплоты испарения
нефтяных фракций рекомендуется пользоваться средними средних зна-
чений температур и давлением, равным произведению приведенного
давления на псевдокритическое.
Для индивидуальных углеводородов и моторных топлив теплота
испарения уменьшается с увеличением молекулярной массы и темпера-
туры кипения.
При данной молекулярной массе теплота испарения понижается
при переходе от углеводородов ацетиленового ряда и бензольной груп-
пы к группе циклопентанов и циклогексанов; наименьшие и приблизи-
тельно равные значения теплоты испарения имеют углеводороды пара-
финового и нафтенового рядов. Разность в величинах теплоты испаре-
ния углеводородов этих рядов может достигать 63 кДж/кг. В любом
гомологическом ряду изомерные углеводороды имеют меньшую вели-
чину теплоты испарения по сравнению с нормальными; максимальное
ее понижение составляет 21—42 кДж/кг.
Для расчета теплот испарения нефтяных фракций предложен ряд
уравнений, формул и графиков.
Для определения теплоты испарения (вкДж/кмоль). в небольшом
интервале температур Т2—Т\ и при относительно невысоких давлениях
теоретически обоснованным является уравнение Клаузиуса — Кла-
пейрона
RT.T. Р,
г = In (1,230)
где /? = 8,315 кДж/(кмоль-К); Pi и Р2 — давление насыщенного пара
при температурах кипения Гт и Т2 соответственно.
На основе уравнения Клаузиуса — Клапейрона составлена номо-
грамма (рис. 1-42) [5, с. 164] для определения теплоты испарения;
пользование этой номограммой поясним на примере.
Пример 7. Определить массовую теплоту испарения углеводорода, если при тем-
пературе Г1=400 К давление его насыщенного пара равно Pi=24 600 Па, а при темпе-
ратуре 72=480 К Ps= 114 800 Па.
Решение. Линию, соединяющую точки с координатами (Р] = 24 600 Па, Ti=400 К)
и (Р2= 114800 Па, 7'2=480 К), продолжают до пересечения со шкалой г и определяют
массовую теплоту испарения г=29 кДж/кг.
В области высоких давлений и вблизи критической точки для оп-
ределения теплоты испарения в кДж/кмоль пользуются уравнением
Хаггенмахера [5, с. 166]
/ РУЫ ж \ zBRT2
r = 2’3{l—^)7c + T)i (1.231)
70
т, к
Рис. 1-42. Номограмма для определения теплоты испарения.
7ср.мол> К
Рис. 1-43. Зависимость теплоты испарения от среднемольной температуры кипения,
молекулярной массы и характеризующего фактора.
где Р — давление насыщенного шара; Ум.ж—мольный объем жидкости;
В, С — постоянные уравнения Антуана; z — фактор сжимаемости.
Для неполярных соединений ври атмосферном давлении и нор-
мальной температуре кипения для расчета теплоты испарения в
кДж/кмоль используется уравнение Кистяковского
г = 8,3147’кип In (82,067’кип) = Ткип (36,63 4- 19,13 1g Ткип) (1,232)
Графическая зависимость теплоты иопарения от характеризующе-
го фактора и молекулярной массы показана на рис. 1-43. График по-
строен на основе уравнения Кистяковского.
Для. неполярных низкокипящих фракций при атмосферном давле-
нии теплота испарения в. кДж/кмоль может быть найдена по формуле
Трутона, дающей завышенные результаты по сравнению с эксперимен-
тальными данными
г = КГкип (1,233)
где К — коэффициент пропорциональности.
Для большинства углеводородов и их смесей 7(=83,7—92,1.
Более точное значение постоянной К находят по уравнению Кис-
ТЯКОВСКОГО
К = 36,63 + 19,13 1g Ткип (1,234)
Для парафинистых низкокипящих нефтепродуктов при низких дав-
лениях хорошую сходимость с экспериментальными данными дает
уравнение Крега
Г = -i-(354,1 - 0,37687^) (1,235)
Н288
по которому теплота испарения определяется в .кДж/кг. При высоких
давлениях уравнение Крега дает завышенные значения теплоты испа-
рения.
Для определения теплот испарения при повышенных давлениях,
а также при температурах и давлениях, близких к критическим, по ме-
.тоду Гильдебрандта, может использоваться формула Трутона. При
этом предварительно надо определить значение постоянной К как функ-
ции отношения 0,0102 л/Т (рис. 1-44).
Для расчета теплот испарения нефтепродуктов в кДж/кг, основан-
ного на определении разности энтальпий насыщенных паров и жидко-
сти, имеется формула Уэйра и Итона
г = 993,5 — 661,5р288- 7’кип (1,733 - 1,813р288) -
Joo » Joo z
— Т2НП (0,00059р288 —0,00015) (1,236)
По методу Хоугена и Уотсона 1[22, 23] теплота испарения опреде-
ляется (со средней погрешностью 1,8%) как функция либо средней
мольной температуры кипения и молекулярной массы, либо средней
мольной температуры кипения и плотности.
Уравнение Воляка, по которому теплота испарения рассчитывает-
ся в кДж/кмоль, проверено на этане и ряде других соединений
г =4,Г868В1-10—<'1V1‘103 (1,237)
Для углеводородов сложной структуры аддитивная теплота испа-
рения в кДж/кмоль рассчитывается по формуле
г Х°.в /1 1 \
jgj = 3,1446-Ю-з Ln (1,238)
72
где L„ — лиопарахор; Ум.ж и Ум. п—мольные объемы насыщенной жид-
кости и -пара. ,
Значение лиопарахора [5, с. 169] определяется путем суммирова-
ния долей инкрементов числа атомов водорода и углерода в молекуле,
числа связей и числа боковых групп
L-n = 2 + 2 (1,239)
где ma и тс — число атомных /а и структурных /с инкрементов.
Рис. 1-44. График для определения постоянной К. к формуле Трутона, используемой для
расчета теплоты испарения по методу -Гильденбрандта.
Значения атомных и структурных инкрементов даны в табл. 1.24.
Найти теплоту испарения углеводородных жидкостей можно на
основе принципа подобия, согласно которому существует постоянство
отношения теплот испарения двух' веществ при температурах, одинако-
во отстоящих от критических:
Т’кр.! — Т1 = Т’кр.г
rz!ri = К = const
где гх и г2 — теплоты испарения первого и второго вещества при тем-
пературах ti и 72; Ткр. 1, Гкр.г—критические температуры этих ве-
ществ.
Таблица 1.24. Атомные и структурные инкременты
Атом, связь, группа Числовое значение инкремента 1 Атом, связь, группа Числовое значение инкремента 1
с н Связи бензольного коль- ца —826,3 690,4 4477,0 То же для циклогексана Боковая метильная груп- па цепи То же, этильная 785,0 —185,0 —276,0
Значения постоянной К (за эталон принята вода) приведены
в табл. 1.25.
При числе углеродных атомов Мс = 2—8 константу К можно при-
ближенно рассчитывать по формулам:
73
Таблица 1.25. Значение константы К
Вещество Константа К Вещество г— Константа К
Вода Метан Бензол 1,000 0,354 0,827 н-Нонан н-Дскан 1,020 1,060
для алканов К = 0,50 + 0,08 (А+ —2) (1,240)
для а-олефинов К =0,515 +0,075 (Nc — 2) (1,241)
для нафтенов (но при числе углеродных атомов Nc = 3—8)
К = 0,64 + 0,06 pVc—3) (1,242)
Расчет теплоты испарения с использованием принципа подобия
рассмотрим на примере [5, с. 171].
Пример 8. Определить теплоту испарения этилацетата при температуре 72=295 К,
сели его критическая температура 7Кр. 2=523 К, а теплота испарения при температуре
72=349 К равна /2=32 322 кДж/кмоль. В качестве эталона принять воду, для которой
Гкр.! = 647 К.
Решение. Теплота испарения этилацетата при температуре Т2 равна
= Kri
где К — константа; г{— теплота испарения воды при температуре 7\.
Константа равна
К = га/гх
где ri — теплота испарения воды при температуре Ti, которую можно найти так
Т’крд 7Х = 7кр2 — Т2
откуда
71 = Т'крл — Т’кр.а — 72 = 647 — 523 — 349 = 473 К
Теплота испарения воды при температуре 71 = 473 К равна /4=34 934 кДж/кмоль.
Тогда
32 322 '
К — з4дз4 —0,9252
Температура испарения воды 7{ определяется из следующего‘условия
Ткр.1— 7!=7кр2—Т2
откуда
Т2 = T’kp.i — Ткр,2 — Т2 = 647 — 523 — 295 = 419 К
Теплота испарения воды при температуре 71=419 К равна /•{=38 267 кДж/кмоль.
Искомая величина теплоты испарения этилацетата при температуре 71=295 К.
= 0,9252.38 267 .= 35 400 кДж/кмоль
На основе уравнения Клаузиуса — Клапейрона при допущении, что
Ум. ж = 0, можно получить
74
для практических расчетов (можно считать, что
^7*Э.КИП
^Ткип
7*Э.КИП 7*1КИП
Т'кИП -----
(1,244)
где г и га — теплоты испарения при одном и том же давлении л иссле-
дуемого и эталонного веществ; Гкип и Та. КИп — температуры кипения
исследуемого и эталонного веществ при давлении л; Т и Гщил — тем-
пературы кипения исследуемого и
эталонного веществ при давлении
ль ^Т'э.кип/^Т'кип — тангенс угла на-
клона кривой, характеризующей
взаимозависимость температур ки-
пения исследуемого и эталонного
веществ.
Пример 9. Определить теплоту испа-
рения гексана при нормальной температуре
кипения. Эталонное вещество — бензол.
Решение. Найдем наклон линии (см.
рис. 1-45)
Теплота испарения бензола при нор-
мальной температуре кипения гя =
= 30830 кДж/кмоль. Нормальная темпера-
тура кипения бензола Тэ. Ивп = 353,4 К, гек-
сана 7’кип = 342,2 К. Тогда
г_т ( ^иип \ 4Т3.ИИП _ Рис. 1-45. Зависимость температур ки-
э \ Т'э.кип ) dTKan х пения исследуемого (СбНв) и эталон-
/ 342 2 \2 ного (СбНц) веществ.
X \ окя I 1,02 = 28900 кДж/кмоль
Для расчетов теплоты испарения в кДж/кмоль при повышенных
температурах и давлениях в соответствующие зависимости обычно вво-
дят приведенные параметры, учитывают факторы сжимаемости пара и
жидкости.
Уравнение Клейна позволяет рассчитывать теплоты испарения в
широком интервале температур и давлений
* KRT 1плпр _ /~ лпр
1-^-
(1,245)
где К — коэффициент, числовое значение которого зависит от темпера-
туры кипения:
^ип. * *
<200 .................. 1,020
200—300................ 1,040
>300 .................. 1,045
Имеется также уравнение Мейсснера
_ RT (гп-гж) In япр
тпр 1
(1,246)
где zn и 2Ж — факторы сжимаемости насыщенного пара и жидкости.
По уравнению Мейсснера составлена диаграмма, приведенная на
рис. 1-46.
75
Рис. 1-46. Диаграмма Мейсснера для определения теплоты испаре-
ния.
Рис. 1-47. Зависимость теплоты испарения от критического давления
и приведенной температуры.
(1,247)
Уравнение Джиакалоне представляет собой уравнение Мейсснера,
упрощенное введением допущения: |Д2 = 2П—2Ж=1
. RT 1плпр
Тпр 1
Уравнение Джиакалоне позволяет со средней погрешностью 2,2%
рассчитать теплоту испарения при нормальных условиях кипения
(7кип = 273 К и л=0,1 МПа), учитывая, что лпР<;1 и тпр<1
____ Т'кип
тпр =
* кр
л
лпр = n _
тогда
л
RT lnirnp
ЯТкипТкР In
________________________Лкр
• Тпр 1 Тпип Ткр
По формуле (1,247а) составлены диаграмма (рис. 1-47) и номо-
грамма (рис. 1-48), с помощью которых определяют теплоту испарения
при нормальной температуре кипения.
Для расчетов теплоты испарения при нормальных условиях кипе-
ния Цедербертом предложена зависимость
^Гкип^кр (2,3 1g лкр — 11,49)
(I,247a)
(1,248)
Т кип ^кр
Известно, что для высокомолекулярных углеводородов при нор-
мальной температуре кипения
zn — гж <0,93
и потому зависимость Цедерберга может применяться для расчетов в
таком виде'
7'кипТ’кр (20,93 1g Лкр 113,59)
г =-------рдузр----у---------- (1,249)
кр 1 кип
Теплоту испарения углеводородов при нормальной температуре
кипения можно рассчитать и по формуле Чу и Чина
г = — уг—уЦ^Ч28,05 ^«кр—14°) (1,250)
Ч 1пр? ’
В области низких давлений на основе сравнения теплот испаре-
ния исследуемого соединения и эталонного вещества, взятых при одной
приведенной температуре, можно определить теплоты испарения иссле-
дуемого соединения, воспользовавшись формулой Отмера
1g л Г Т<р
1g л' — г' ’ Ткр
(1,251)
где л', г', Т'кр —известные характеристики соединения, прийятого за
эталон.
При нормальной температуре кипения теплота испарения может
рассчитываться по формуле
КТкип(7,1 lgnnP — 7,8 Д-7,9тпр)
' =----------Г?07 — тпр--------- (1’2о2)
77
Рис. 1-48. Номограмма для определения теплоты испарения в зависимости от критиче-
ского давления и приведенной температуры.
Имеется модификация формулы (1,252) применительно к кипе-
нию при температурах, отличающихся от нормальной
XT (1g Лпр — 1,1 1тпр ~Ь 1,1)
0,14тпр — 0,15
(1,253)
В формулах (1,252) и (1,253) коэффициент /<=4,1868.
78
Для расчетов теплоты испарения ,как функции ацентрического фак-
тора и энтропии Питцер предложил зависимость
г = KT(AS»+<oAS1-]-ca2AS!|) (1,254)
где /<=4,1868; AS0, ASb AS2— значения энтропии; со — ацентрический
фактор.
Значения энтропии для интервала тПр от 0,56 до 1 даны в табл. 1.26.
Таблица 1.26. Значения энтропий [6, с. 163]
тпр 0,56 0,60 0*64 0,70 0,76 0,82 0,88 0,94 0.97 1.0
Д5° 18,6 16,9 15,4 13,2 Н,2 9,4 7,6 5,4 4,0 0
ASj 27,8 24,6 21,8 18,1 14,9 12,1 9,4 6,5 4,7 0
as2 2,1 2,3 2,5 2,8 2,9 2,6 2,2 1,5 1,1 0
Постоянство отношения теплоты испарения гу какого-либо углево-
дорода к теплоте испарения гСб «-гексана при одном приведенном дав-
лении
(1,255)
является .предпосылкой уравнения Максвелла:
Гу______ь_
гс а”
'-в
(1,256)
где а, п, b — константы для данного углеводорода и н-гексана; при
этом
[ т" \г f т' I с \а
. / 7 Се ] / УСв+С 1
о = I —— I I —;- i
Гг / I Тс +С /
\ Cj / \ Сб 1 /
(1,257)
a Тсв и ТСе —температуры испарения «-гексана при давлениях п' и
л"; С = 20.
Уравнением Максвелла можно пользоваться при давлениях от ат-
мосферного до критического.
Определение теплоты испарения углеводорода путем ее сравнения
с теплотой иопарения эталонного вещества (воды) при некотором при-
веденном давлении предложено Ли и Каджаром
(л-к’-т "258’
В зависимость, предложенную Ли и Каджаром, входят теплоты
испарения: г — любого компонента при приведенном давлении лПр; Г[—
воды при давлении лПр! г' — компонента при его нормальной темпера-
туре кипения; г [—воды при приведенном •'давлении, соответствующем
температуре кипения компонента.
Отношение теплот испарения соединения при разных температурах
71 и Т2 подсчитывается так:
г а 7кр — Т2
ri Ткр — 1\
(1,259)
79-
при этом теплоты иопарения рассчитываются по уравнению Тиссена
г = ККу (1 - тпр)п = KKt (Ткр - Т)«
экспе-
ср ед-
11, 260)
и Т2;
где К = 4,1868— константа; К]— константа, зависящая от температуры
кипения Т.
Константа п при температурах ниже нормальной температуры ки-
пения равна 0,29—0,64 (меньшее значение соответствует метану). При
расчетах теплот испарения можно принимать значение п = 0,38.
Метод расчета теплоты испарения высококипящих углеводородов
по величине наклона кривой давления паров и удельных объемов насы-
щенных паров и жидкости изложен в работе [24, с. 125].
Для расчета теплот испарения чистых жидких индивидуальных
веществ в кДж/кмоль предложен ряд уравнений и графиков.
Зависимость Уотсона (для тпр<0,56) дает отклонения от
риментальных значений теплот испарения, составляющие в
нем 1,8%:
Г1 / 1 Тпрл \ 0,38 Ткр 7\
r2 \ 1 Тпр.2 / Т’кр — Т2
где ri и г2— теплоты испарения вещества при температурах Т\
'Тпр1 = 7’1/7’кр и тпР2 = 7’2/7’кр — приведенные температуры.
По уравнению Уотсона составлена номограмма (рис. 1-49).
Пример 10. Определить теплоту испарения бензола при температуре Т=473 К,
если при Тпр t = 0,628 теплота испарения Г! = 30 350 кДж/кмоль, критическая температу-
ра Ткр = 562 К.
Решение. Найдем приведенную температуру
7 473 „ л
тпр.2 - Гкр — 562 —0,842
По номограмме (см. рис. 1-49) при тПрх =0,628 и Тпр 2=0,842 отношение теплот
испарения
-7-= 1,35
'2
Тогда
/х 30 350
г2 = де • = । 35 = 22 480 кДж/кмоль
Уравнение Рида и Шервуда выведено на основе формул Уотсона
и Джиакалоне и позволяет определить теплоту испарения индивидуаль-
ного вещества при любой температуре Т, если известна нормальная
температура кипения ТКИП
ГкипГкр (1п лкр -11,48) (Ткр - ту,за
г ~ (Ткр - Ткип)9зв
7’кип(1плкр-11,48)(1-тпР)в.зв
(1 - Тпр.кип)1-38 (1’ '
где тпр = 7’/7’кр и ТпР. КИП — Т'кип/Т'кр.
Уравнение Нернста позволяет рассчитать теплоту испарения инди-
видуального вещества в интервале 7\—Т2
РЛ\Тг л, Г я
г=-^-- Д In —- 1 — —— (1,262)
/ 1 1 2 Л-2 |_ ЯКР
где --------g— -----среднее давление пара.
-
0,99 ~
-.0,60
т
0,70
0,80
0,90
1,в
0,90 -
0,95
-зЦЧО
0,80
0, 70
0,00 Il 1111 1 1 1 1 -
OfV) Ill'll (199
Рис. 1-49. Номограмма для определения отношения теплот испарения по формуле
Уотсона.
6—844
, По уравнению Уотсона и Нельсона, зная теплоту испарения г при
нормальной температуре кипения Т, .можно определить теплоту испа-
рения гя при давлении л и соответствующей температуре Т л
Т
гх = Кг^Г (1,263)
где К — поправочный коэффициент, определяемый по диаграмме, при-
веденной на рис. 1-50, в зависимости от
Т Т
Уравнение Хаггенмахера позволяет рассчитывать теплоты испаре-
ния индивидуальных веществ и соединений
ЮДбПВДг .
r ~ [Т — (273 — 6)]2 (1.264)
где
[Т,-(273-6)] [Л-(273 - 6)] lg
В = —----------Т^1\-----:~ (1.265)
Дг = 2п-2Ж=1/ 1 —(1,266)
F Тпр
Если 7’кип< 123 к, ТО 6 = 264—0,034(Ткип—273).
Если 7’КИп= 123—263 К, то 6=240—0,19(ТКИп—273).
Для веществ и соединений, имеющих 7’КИп>263 К (за исключени-
ем соединений с двойными и тройными связями), значение 6 'берется
из табл. 1.27.
82
Таблица 1.27. Значение величины Ь
’"кип- К ь ГКИП' К ь Гкйп« К ь Лсип' К ь
263 273 293 313 Отноп 1 кип опред 238 237 . 235 232 ление тс еляется 333 /353 373 393 шлот испг по уравне г гкип 228 225 221 217 1рения с яию Фин Т’ЧТ’кип т2 \т - 1 кип u 413 433 453 473 юединени; гтина — (273 — Ь) - (273 — 6)] 212 206 200 195 при т Дг ^2КИП 493 513 533 553 гмператур 189 183 177 ‘ 171 ах Г и (I,267)
где значение b определяется по методу Хаггенмахера, а величины Дг=.
= zn—z;K и AzKHn=2n. кип—2ж.кип вычисляют при соответствующих тем-
пературах.
Имеется также уравнение Насимхана
(In лкр — 11,48) (1 — тпр)3/8 •
г~ 1,963 — 3,46тпр.кип (1’
где
7* _ 7\ип
Тпр = Т И Т-ПР.КИП = Т
7 Кр 1 кр
Для расчета теплоты испарения при нормальной температуре (ки-
пения имеется несколько уравнений [5, с. 176; 25]:
/??кип1П (Тпр.кип+0,34)2
!П — 1 т
• 1 ьпр.кип
0,95ЯТ2кип(ТкР-43)
кип- (Ткр-Ткип)(7’кип-43)
Тцип (^lg якр 27, 13)
0,93 Тпр .кип
(1,269)
(1,270)
(1,271)
(1,272)
KRTKMn 111Лпр.К11П
ГКИП — т ___ I
Ч1Р.КИП 1
Лпр.КИП
пр.кип
где К — константа для данного вещества.
При данном давлении насыщенного пара можно пользоваться урав-
нением
0,995/?7 In лпр
тпр 1
Ч»
(1,273)
При известной нормальной температуре кипения можно применять
выражение
19,167^61/1--^
__________V тпр
'кип - (Т _ 273 + Q2
(1,274)
где В, С — константы.
6*
83
Константу В рассчитывают по формуле
п 188(74 — 273 +С)(Т’2 — 273 -|-С)
В = (1,275)
1 I 1 2
в (Которой Т\ и Т2— температуры кипения при давлениях 101 324 Па
и 1333 Па соответственно.
Значения константы С сведены в табл. 1.28.
Таблица 1.28. Значения .константы С
Дип' С, к т к КИП’ 4 с, К
273 237 433 206
313 232 473 195
353 225 513 183
393 217 553 171
Теплота испарения бинарной смеси известного состава рассчиты-
вается по уравнению. Гамбилла
гСм = г1х{ +г2^ +ся(Т2 — Л) + ДЛСМ (1,276)
•
где п и г2 — теплоты испарения компонентов в чистом' виде,
кДж/кмоль; и х2,— мольные доли компонентов в жидкой смеси
в начале испарения; сл — средняя теплоемкость паров смеси при тем-
пературе (Тд + Гг) /2; Т2—Т\— температурный интервал, в котором про-
исходит иопарение; AhCM — теплота смешения жидких (компонентов при
температуре
Для многокомпонентной смеси, представляющей собой идеальный
раствор, теплота испарения равна
= (1,277)
1
где у] — мольные доли компонентов смеси в паровой фазе.
Энтальпия
Энтальпия представляет собой функцию состояния, равную сумме’
внутренней U и объемной л V энергий
Л = {7 4-лР (1,278)
Энтальпия относится к термодинамическим функциям, изменение
которые не зависит от направления протекания процесса, а определя-
ется начальным и конечным состояниями тела.
При термодинажгческих расчетах важно не абсолютное значение
энтальпии, а ее изменение, поэтому температура начала отсчета эн-
тальпии может быть произвольной, но одинаковой и постоянной для
всех веществ, участвующих в процессе.
За исходную температуру принимается либо Го = 273 К, либо То—
=0. К, т. е. энтальпия принимается условно равной нулю либо при
273 К, либо при 0 К. Предложены и другие исходные точки для расче-
та энтальпий. Так Максвелл принимает энтальпию насыщенной жид-
84
кости равной нулю при 144 К для углеводородов и при 255 К для неф-
тяных фракций.
Энтальпию относят к 1 кг, 1 кмолю, 1 м3 (для тазов и паров).
Энтальпия жидких нефтепродуктов при заданной температуре чис-
ленно равна количеству тепла в Дж, необходимого для нагрева едини-
цы' количества продукта от температуры 70 до заданной температуры 7".
Энтальпия газов или паров при заданной температуре раНна ко-
личеству тепла в Дж, необходимому для нагрева единицы количества
вещества от температуры То до заданной температуры Т с учетом теп-
лоты испарения при той же температуре Т и перегрева газов или
паров. .
Приведем несколько уравнений для расчета энтальпии жидких
нефтепродуктов в кДж/кг при атмосферном давлении (энтальпия жид-
кости при температуре 273 К принимается условно равной нулю):
Уравнение Фортча и Уитмена-
й» = (0.001855Т2 + 0,43177 — 256,11) (2,1 — рЦ«)
Уравнение Крэга
й? = -т=- (0.0017Т2 +0.762Т — 334,25)
7 1/ Л388 ' '
V P2g8
(1,279)
(1,280)
Уравнение Уэйра и Итона
й^= = 0,00218Т« +(2,2864 - 1,9469р1У) 7 + 531,51р^’ —785,57 (1,281)
Для расчета энтальпии углеводородных газов и паров в кДж/кг
при атмосферном давлении так же имеется по несколько уравнений.
Уравнение Уэйра и Итона, проверенное для нефтепродуктов с от-
носительной плотностью pile =0,74—0,96 при температуре до 813 К:
hnT = 165,67 - 86р^| + (0,5409 — 0,134р2««) Т +
+ (0,00234 — 0,00059p||f) Т2 (1,282)
Модифицированное уравнение Уэйра'и Итона
йу. = (129,58 +0',134Т0,00059Т2) (4— рЦ!)—308,99 (1,283)
Энтальпию паров можно рассчитать на 'основе суммирования эн-
тальпии Жидкости и теплоты испарения; для этого имеется формула
й" = —~ (0.0016772 + 0,76167 — 334,27) X
И®
X (2,563 —0,343К + 0,0177Д2)+-^-(36,63 + 19,138 lg Г) (1,284)
Формула (1,284) получена на основе модифицированной формулы
Крэга для расчета истинной теплоемкости и модифицированной фор-
мулы Кистяковского для расчета теплоты испарения.
По данным Уотсона и Нельсона энтальпия паров при температуре
477 К не зависит от характеризующего фактора. При температурах
выше 477 К с уменьшением величины характеризующего фактора эн-
тальпия паров снижается, а при температурах ниже 477 К с уменьше-
нием характеризующего фактора — возрастает.
Таблицы энтальпий жидких и парообразных нефтепродуктов как
функции температуры Т и относительной плотности pise приведены в
Приложении (табл. П.2, П.З и П.4).
85
Энтальпию жидких нефтепродуктов определяют выражением
т
h*=^cdT ( 1,285)
т0
Энтальпия нефтепродукта в паровой фазе выражается следующим
образом:
т т
| cdT + г + I cYdT
(I ,286)
где с, Ci — истинная массовая теплоемкость нефтепродукта в жидкой и
паровой фазах соответственно; г — теплота испарения.
Из уравнений (1,285) и (1,286) следует, что для изучения зависи-
мости энтальпии от давления надо учесть влияние давления на тепло-
емкость с-
Как известно, теплоемкость газов и паров слабо зависит от давле-
ния. Однако, при повышенных давлениях теплоемкость паров выше,
чем при атмосферном давлении при одной и той же температуре. Теп-
лоемкость идеального газа не зависит от давления- Для реального га-
за при давлениях, не превышающих 1 МПа, теплоемкость может быть
принята за постоянную величину.
Изменение теплоемкости жидкости в зависимости от приведенных
давления и температуры показано на рис. 1-51. Одним из сомножителей
величин, откладываемых по оси ординат, является разность теплоем-
костей при критическом давлении лКр и давлении л.
Зависимость отношения удельной теплоемкости ся паров при дав-
лении л и удельной теплоемкости с0 при атмосферном давлении от при-
. веденных параметров давления и температуры показана на рис. 1-52.
При понижении приведенной температуры теплоемкость паров воз-
растает и, как видно из рис. 1-52, может в 10 и более раз превышать
значение теплоемкости при атмосферном давлении. При повышении
приведенного давления теплоемкость возрастает до некоторого макси-
мума, затем уменьшается,или остается практически постоянной.
Увеличение изобарной теплоемкости паров в зависимости от при-
веденной температуры и давления можно рассчитать по формулам:
при тпр< 1,2
= 4 (1,287)
гпр
при Тпр>1,2
: при невысоких давлениях
Дсл Т’ко л ♦
-р-= 2,5313(1,289)
А Лкр/
I
Для углеводородов Известна эмпирическая зависимость в общем
» виде, характеризующая увеличение изобарной теплоемкости [6, с- 298]
Дся = Kf (лпр, тпр) (1,290)
где 1,37.
86
800
Рис. 1-52. Зависимость отношения теплоемкостей паров при повышенном и атмосферном
давлениях от приведенных давления и температуры:
а — при лпр<3 и т <1,70; б — при лпр<30 и тпр>1.60.
Рис. 1-51. Зависимость теплоемкости жидкости от приведенных давления и температуры.
Таблица 1.29. Зависимость ^сп!К от значений приведенных параметров
Значение Дся//<
Тпр лпр 'Ч-г К тпр япр
[ 0,05 2,51 ( 0,10 0,36
0,8 0,10 5,23 1,5 0,20 ' 1 1,00 0 71
1 0,20 11,72 3,98
( 0,05 1,65 ( 0,10 0,14
°.9 0,10 3,43 2,0 0,20 0,28
1 0,20 7,58 1,00 1,56
f 0,05 0,84 1 2,00 , 3,15
1,0 0,10 1,74 ( 0,10 0,07
1 0,20 3,81 2,5 1 . 0,20 0,14
I I,00 0,70
1 2 00 1,34
Значения Ася даны в табл. 1.29.
Значения разностей теплоемкостей ся паров при давлении л и теп-
лоемкостей с0 при атмосферном давлении как функций приведенных па-
раметров могут быть получены по диаграммам, приведенным на рис.
1-53, [3, с. 56; 26; 27, с. 52]. Использование этих диаграмм дает отно-
сительно более точные значения разности теплоемкостей, так как гра-
фик построен по уравнениям состояния.
При повышении давления до 250 МПа изобарная теплоемкость с
низкокипящих жидкостей уменьшается приблизительно на 10% [6, я
с. 310].
При йовышении давления энтальпия паров углеводородов умень-
шается вследствие уменьшения теплоты испарения при одной и той же
температуре. В области сверхвысоких температур и давлений разность
энтальпий Д/гп является отрицательной величиной, что видно из следу-
ющих данных:
----, кДж/кг
тпр
16,75
—4,19
—6,28
—12.56
тпр "пр
1,5 4
6,0 10
15,0- 4
15,0 8
Энтальпию паров при повышенных давлениях можно определять '
как функции приведенных давления и температуры:
• ДДп
у = f (япр> тпр) (1,291)
'р — /(^пр. тпр) (1,292)
1 пс.кр
где А/)п=^й]]—— разность энтальпий паров при атмосферном и повы-
шенном давлениях.
Графическая интерпретация зависимости (1,291) показана на рис.
1-54, а, б, в [1; 8; 19, с. 92], зависимости (1,292) —на рис. 1-54, г, д, е—
[26; 27; с-42] .
83
Энтальпия индивидуальных углеводородов (жидкостей и плотного
газа) при повышенных давлениях может быть найдена из уравнения
для расчета изменения энтальпии:
в кДж/кмоль .
Кн— хо /н0 — Н\'-\
+“ (“ЯТадГ; (1.293)
в кДж/кг
RT
АЛ = —(Ай° + шДй')
(1,294)
при ЭТОМ
для идеальных сред
О
для реальных сред
' / н0-~н Y
л _ ( ЯГКр )
определяются как функции приведенной тем-
Лпр (см. Приложение рис. П-15 и П-16).
Величины Д/г° и ДА'
пературы тПр и давления
При необходимости более высокой точности расчета энтальпии ин-
дивидуальных углеводородов (жидкостей и плотного- газа)
вышенных давлениях можно пользоваться выражениями:
в кДж/кмоль
На — Н 1
-^т р— = —лпр [(0,1445—0,073а) — (0,66 — 0,92а) т“' —
— (0,4155 + 1,5а) т'2 — (0,0484 + 0,388а)р — 0,0657ат~8
в кДж/кг
. ( Н°~Н \ ; I Н»~Н
h~ho~ М ( RTKP М )
где h0 — энтальпия идеального газа.
Разность энтальпий при высоких давлениях рассчитывается по
уравнению
Д/1п=/1оп-/1" = /(я)ТкР(-^-У (1,297)
на основе которого построена диаграмма, приведенная на рис. 1-54, д,е.
при no-
li, 295)
(1,296)
Пример 11. Определить энтальпию н-пентана при давлении л=3,33 МПа и темпе-
ратуре Т=547 К, если лкр = 3,34 МПа и ТКр=470,4 К-
Решение. Приведенные параметры для w-пентана:
л 3,33 ____ Т 547 ,
Япр= лкр = 3,34 -°,"7. тпр — 7кр — 470>4 -И16
В зависимости от приведенных величин по диаграмме (см. рис. 1-54,0) имеем
Тогда разность энтальпий без поправки равна
АЛ" = 8,6Г1(р 8,6.470,4 = 4045,4 кДж/кг
89»
'(Юг
OW
(сл~с0), кДж/(кмоль К)
, КДж/(КМОЛЬ-Н)
Рис. 1-53. Зависимость разности теплоемкостей паров от приведенных давления и тем-
пературы:
а — при лПр<30; б — при лпр от 0,1 до 20; в, г — при лПр<6,0; в — основной график; г — верх
няя часть основного графика.
(H-4ir»v)lxV>i ‘х/ъЧЧ
АЛп/тнр, «ДжДмнол-К)
Рис. 1-54. Зависимость энтальпии паров от приведенных давления и температуры:
а — по выражению (1,291) при лпр=0—6,0; б — то же при Лпр = 0,1—40,0; в — то же, при лпр
= 0,01 — 10,0; г по выражению (1,292) при лпр =0,01 —10,0; д — то же, при лпр=0,1—20,0; е —
определение поправочного коэффициента п [см. уравнение (1,297)].
Показатель степени п определяется в зависимости от тпп (см. рис. 1-54,е); он ра-
вен 0,22. Р
Вычисляем поправку
' (Z^\nIJL°±\0’22_\ 054
370 ) “Д 370 )
Находим разность энтальпий с учетом поправки
ДЛП = 1,054-4045,4 = 4263,9 кДж/кг
Изменение энтальпии паров смеси в зависимости от давления мо-
жет быть приравнено к изменению энтальпии пара индивидуального
вещества, молекулярная масса которого равна средней молекулярной
массе смеси.
Энтальпию паров при повышенном давлении л и температуре Т
можно найти: во-первых', суммированием теплоты нагрева жидкости от
исходной температуры до температуры кипения 7’кип, теплоты испаре-
ния при этой температуре и теплоты перегрева паров до температуры
Т; во-вторых, суммированием теплоты испарения при исходной темпе-
ратуре и атмосферном давлении и теплоты нагрева паров от исходной
температуры до температуры Т (при этом вводится поправка, пред-
ставляющая собой разйость энтальпий при атмосферном давлении л0
и давлении л); в-третьих, суммированием теплоты нагрева жидкости
от исходной температуры до температуры Т и теплоты испарения при
температуре Т (при этом вводится поправка, представляющая собой
разность энтальпии при давлении л и давлении, равном давлению па-
ров при температуре Т)-
При повышении давления и неизменной температуре энтальпия
жидкости возрастает- Зависимость энтальпии жидкости от приведенных
величин показана на рис. 1-55.
Энтальпия смеси углеводородов в жидком и газообразном состоя-
ниях рассчитывается по формуле [8, с. 39]
йсм=^-ДЛсм (Г,298)
где —энтальпия смеси идеальных газов; ДЛСМ — поправка энталь-
пии на давление.
Энтальпия смеси идеальных газов
*o = S^o/ (1.299)
1
где yi — содержание i-ro компонента в смеси, масс, доли; — энталь-
пия идеального газа, кДж/кг.
Энтальпия идеального газа в кДж/кг рассчитывается по формуле
т / Т \а / Т \3 100
, Лщ =<4 ДОО- + В (' 100 ) +С ( 100 ) +D~т~ (1.300)
• в которой А, В, С, D — коэффициенты (см. Приложение, табл. П-6);
Т—температура-
Поправка на давление
ДЛСм =--д}'КР (Д(*о + “смЛ^!)) (1,301)
при этом J? = 8,315 кДж/(кмоль-К)—универсальная газовая постоян-
ная; Гпс.кр — псевдокритическая температура; М — средняя моле-
94
кулярная масса смеси; Дй0 и ДЛ<1) — поправки на давление для энталь-
^пр
Рис. 1-55. Зависимость энтальпии жидкости от приведенных давления и температуры.
Поправки A/i(o) и ДЛ<1) определяются в зависимости от приведенно-
го давления Лпр и температуры тпр
л т
Япр - ~ и тпр --- f
Лпс.кр 1 ПС.КР
при этом псевдокритические параметры
Лис.кр = 2 У'*Пк1> Л1С.КР = У У/^КР
где y’i — содержание i-ro компонента в жидкой или газообразной сме-
си, мол. доли.
95
Фактор ацентричности смеси равен
• “см =• y'i^i
где (ог- — фактор ацентричности i-ro компонента жидкой или газообраз-
ной смеси, рассчитываемый по формуле (1,27) или определяемый по
табличным данным [8].
Энтальпию углеводородных смесей известного состава в жидком
и газообразном состоянии можно рассчитать по правилу смешения
^см = । / (1,302)
1
где x'i —мольная доля i-ro компонента в) жидкой или газообразной
смеси; hi — энтальпия i-ro компонента.
Поправки к энтальпии жидких нефтяных фракций неизвестного со-
става, но известной относительной плотности, находящихся при повы-
шенном давлении, определяются графиком, приведенным в Приложении
(см. рис. П-17); они невелики, так что в большинстве случаев ими мож-
но пренебречь.
Зависимость разности энтальпии паров нефтяных фракций при по-
вышенном и атмосферном давлениях от приведенных давления лпр и
температуры тпр можно записать так
-у, -= f (лпр, тпр) (1,303)
* пс.кр
при этом Д/г=/гл—h0— разность энтальпий при повышенном и атмос-
ферном давлениях.
Графический вид зависимости (1,303) представлен в Приложений
(см. рис- П-18). При этом псевдокритические температура и давление,
а также отношение Тис.кр/М Определяются по графикам, приведенным
в Приложении (см. рис. П-19).
Теплопроводность
Теплопроводность это процесс распространения тепла в тел-ax, про-
исходящий без перемещения вещества этих тел, без конвекции и лучи-
стого теплообмена.
Основным законом передачи тепла в неподвижной среде (жидко-
сти, газе) является закон Фурье, согласно которому тепловой поток
пропорционален градиейту температуры
? = (1,304)
где q — количество тепла, передаваемое через единицу поверхности за
единицу времени; dTIdn — градиент температуры или производная от
температуры по координате, направленной по нормали к поверхности,
через которую происходит передача тепла.
Коэффициент пропорциональности % в формуле (1,304) называют
коэффициентом теплопроводности; он выражает количество тепла, ко-
торое проходит в единицу времени через единицу поверхности при из-
менении температуры на один градус на каждую единицу длины.
96
Как правило, теплопроводность жидкостей уменьшается при повы-
шении температуры. В среднем при повышении температуры на> 10 гра-
дусов коэффициент теплопроводности уменьшается на 1%.
Линейная зависимость понижения теплопроводности жидкости от
температуры имеет место до тПр—0,8; при дальнейшем повышении тем-
пературы по мере приближения к критической температуре Ткр тепло-
проводность‘падает быстрее.
Теплопроводность воды, водных растворов солей, спиртоводных
растворов и некоторых других жидкостей (например, гликолей) воз-
растает с повышением температуры. Коэффициент теплопроводности
воды достигает своего максимального значения Хз7з=0,6862 Вт/(м-К)
при температуре Т=373 К-
' В небольшом интервале температур АТ теплопроводность жидко-
стей в Вт/(м-К) рассчитывается по формуле
ХГ = Х273 (1 4-аДТ) (1,3051
в которой Х27з — теплопроводность жидкости при Т=273 К; а —коэф-
фициент, величина которого находится в пределах от —0,0005 до
—0,002, его среднее значение составляет —0,0012.
Формулу (1,305) нельзя применять при Тпр>0,8.
В интервале температур от 288 до 363 К для определения тепло-
проводности углеводородных жидкостей применимо уравнение Филип-
пова .
*r = Wl -а(Т-ЗОЗ)] . (1,306)
где Лзоз — теплопроводность жидкости при температуре 303 К; а —
коэффициент: для w-гексана а-103=2,0, для «-гептана а-103= 1,8.
При определении теплопроводности жидких углеводородов относи-
тельной плотности риз =0,78—0,95 в интервале температур от 273 до
473 К применима формула Крэга
%г = -’^Д- (1,1472— 0,000547’) (1,307)
Paes
Коэффициент теплопроводности в кВт/(м-К) для ассоциирован-
ных и неассоциированных углеводородных жидкостей определяется по
уравнению Вебера — Предводителева
= 0,0278ДсярУ3Л4-1Уз (1,308)
где К — постоянная величина, учитывающая степень ассоциации моле-
кул; ся—изобарная теплоемкость; рг — плотность жидкости; М — сред-
няя молекулярная масса.
Произведение К.с почти не зависит от температуры, поэтому, зная
одно значение К и зависимость изобарной теплоемкости ся от темпе-
ратуры, можно рассчитать коэффициент теплопроводности при лю-
бой температуре Т. Ниже приведены значения постоянной К при тем-
пературе 303 К:
Ассоциированные жидкости......................1,29
Неассоциированные (углеводородные) жидкости . . 1,53
Коэффициент теплопроводности жидких углеводородов в Вт/(м-К)
при температуре 303 К и атмосферном давлении рассчитывают по урав-
нению Смита
0,8034.10~10рМ6с1'6'Л10,192 »
*303 =----------------------- (1,309)
Г* ’
7—844
97
'Коэффициент теплопроводности в Вт/(м,-К) для жидких углево-
дородов с прямой цепью от Ci до С4 может быть найден по формуле
Ху = 0,1А
ся(рЦ^/3
где
198Гкр
SM1/3'
(1,310)
(1,311)
здесь S — константа Эверетта, Дж/(кмоль-К).
Константа Эверетта, представляющая собой модифицированную
теплоту парообразования, вычисляется так
гкип 273
S = + 2,37? 1g -т- (I ,312)
1 кип кип
где гкип —теплота испарения при нормальной температуре кипения.
Коэффициент теплопроводности жидких индивидуальных углево-
дородов при давлении 0,1 МПа и температуре 273 К рекомендуется
рассчитывать по формуле
1273 =0,1717 — 0,385- 10~3Л1 - (1,313)
Коэффициент теплопроводности жидких углеводородов, находя-
щихся под давлением не выше 3,5 МПа, практически не зависит от дав-
ления. Поэтому для расчета коэффициента теплопроводности жидких
углеводородов под давлением не выше 3,5 МПа и при тпр=0,4—0,9
рекомендуется уравнение
р4/3
1 = 0,24-10-+-—т----- (1,314)
я Л41/3 тпр • V ’• ’
Для, расчета коэффициента теплопроводности чистых жидкостей
под давлением до 3,5 МПа и при тПр от 0,4 до 0,8 имеется уравнение
Роббинса — Кингреа
(88 —4,9477) / 0,55 \ АГ
1 = 4,187-10-5 --С«р/3 (1,315)
в котором Я—структурная поправка; 3 — константа Эверетта; р —
мольная плотность.
Для жидкостей плотностью р<1000 кг/м3 показатель степени N=
= 1, в Других случаях см. [6, с. 539].
Значения структурной поправки для простых соединений опреде-
ляются по табл. 1.30. Для соединений со сложными функциональными
группами поправка Н определяется аддитивно.
Коэффициент теплопроводности жидких индивидуальных веществ
может быть найден по уравнению Пальмера — Варгафтика
1,54-10-6 c„p‘/3Al-1/s
1 =------------------ (1,316)
где а имеет следующие значения:
При температуре Т=Ткр................. 1
При температуре 7=303 К..................... —
0/927 J кип
Для низкокипящих, таких как СН4, Nj, С2Н4 Ткр/2
при этом г — теплота испарения, Дж/кмоль.
98
Таблица 1.30. Значения структурной поправки Н
Атом, радикал я
наименование ЧИСЛО
Углеводороды с неразветвленной цепочкой насыщенные, т— 0
ненасыщенные, циклйческие Алкильные группы в разветвлениях углеводородной цепи:
СНз 1 1
СНз 2 2
СНз 3 3
С2Н5 ,1 2
изо-СзН? 1 2
С4Н9 1 2
Заместители:
F 1 1
F 2 2
С1 1 1
С1 2, 2
Кислородсодержащие заместители:
1 —С=О кетоны, альдегиды — 0
% О кислоты, сложные эфиры — 0
—О— простые эфиры — 2
При давлении до 3,5 МПа теплопроводность жидкостей практиче-
ски не зависит от давления. При повышении давления до 10 МПа Д%=;
= 2%, до 68 МПа Д%=20%.
Теплопроводность пентана при л=600 МПа и 7=348 К в 2,1 раза
больше его теплопроводности при атмосферном давлении, а при я=
= 1200 МПа эта цифра возрастает более чем в 3,7 раза.
Теплопроводность воды при л=40 МПа и 7=353 К в 1,03 раза
больше ее теплопроводности при атмосферном давлении, при л=40 МПа
и 7= 553 К соотношение составляет 1,11, при л=1200 МПа и 7=
= 1023 К — уже 1,5.
Влияние давления непропорционально его величине: при высоком
давлении его повышение оказывает на теплопроводность значительно
меньшее действие, чем при низких.
Расчет коэффициента теплопроводности жидкостей при высоких
давлениях может проводиться по уравнению Энскога [27, с. 88]
%я=Х&р^-^- + 1,2.10-з0,76-10-е bpx'j (1,317)
где b и х — константы.
Коэффициент теплопроводности органических насыщенных жидко-
стей при высоком давлении рассчитывается по уравнению Абас-заде
Хя — X + а JQ3 j (1,318)
где а и п — константы.
Неизвестный коэффициент теплопроводности жидкого углеводоро-
да при давлении лг может быть найден по известному коэффициенту
теплопроводности при давлении Л] и той же температуре 7:
7*
99
где ба и si — факторы теплопроводности, определяемые по табл. 1.31;
Xi — известный коэффициент теплопроводности жидкого углеводорода;
Ла — то же, неизвестный.
Таблица 1.31. Фактор теплопроводности е
Приведенное давление "пр Значение е при тпр от 0.4 До 1.0 Приведенное давление "пр Значение е при тпр от 0,4 до 1,0
0.4 0.6 0.8 1.0 0,4 0,6 0,8 1.0
0 14,25 12,4 10,1 7 15,04 13,4 П.7 9,5
1 14,39 . 12,6 10,5 7,1 8 15,12 13,5 П,8 9,7
2 14,52 12,8 10,8 8,1 9 15,20 13,6 Н,9 9,8
3 14,64 12,9 н,о 8,6 10 15,28 13,7 12,0 9,9
4 14,75 13,1 И,2 8,9 11 15,35 13,7 12,1 10,0
5 14,85 13,2 П.4 9,2 12 15,42 13,8 12,1 Ю,1
6 14,95 13,3 И,5 9,4
Коэффициент теплопроводности чистых жидкостей при высоких
давлениях (л>3,5 МПа) и тпР<0,95 может быть рассчитан по фор-
муле
(1,320)
где Лл и Л — коэффициенты теплопроводности при одной температуре;
Сп и С — факторы теплопроводности при повышенном и атмосферном
давлениях, определяемые в зависимости от приведенного давления и
температуры по диаграмме, приведенной в Приложении (см. рис. П-20).
Коэффициент теплопроводности жидкости и плотного газа при вы-
соких температурах (тпр>0,8) и л>0,3 МПа может быть найден из
уравнения
1828(Л —Ло) Т^МЧЪ-Ю г5р = /(Рпр) (1,321)
в котором X — коэффициент теплопроводности прц приведенной плотно-
сти рпр; Ло — коэффициент теплопроводности при атмосферном давле-
нии.
Коэффициент сжимаемости
4,187-Ю-а УкрЛкрЛ!
г«Р ~ ЯТ„Р ~и,2/
Приведенная плотность
Рпр = Р/Ркр
4
где р — плотность жидкости или пара при известных температуре и
давлении.
Графическая интерпретация уравнения (1,321) представлена в
Приложении (на рис. П-21).
Коэффициент теплопроводности нефти при атмосферном давлении
в интервале температур 293—473, К как функция относительной плотно-
сти нефти и содержания в ней твердых парафинов рассчитывается по
формуле
= (0,1233 + 0,635-10-’Я)[1 -(0,00491 -0,00447р^7з)(Т-303)] (1,322)
где п — содержание твердых парафинов, % (масс.).
100 \
Коэффициент теплопроводности моторных жидких топлив как
функция их плотности равен
Xj7g = 117,2/page > (1,323)
Коэффициент теплопроводности моторных топлив как функция, их
плотности может рассчитываться по уравнению Вйргафтика— Предво-
дителева
Х=Вр‘/« (1,324)
где В — коэффициент, принимаемый в зависимости от . назначения
топлива: ,
Бензин Б-70 .......... 0,006113
Топливо Т-1 .......... 0,005359
Топливо Т-5 . . . . , 0,005234
Коэффициент теплопроводности нефтяных фракций при температу-
ре 303 К и атмосферном давлении зависит от безразмерного показате-
ля состава. Его можно определять по формуле Расторгуева
0,105 + 0,97.10-«(ГсР.кнп-323)
А303 — 1“[3
(1,325)
где ТСр. кип — средняя температура кипения фракции; П — показатель
ее состава.
Средняя температура кипения
Гн К 4“ Гк v '
сР.кии = 2
где Тн.к и Тк.к — температуры начала и конца кипения фракции.
Показатель состава
. 100
п = ра2;?+-т---- (1,326)
1 ср. кип
Коэффициент теплопроводности жидких нефтяных фракций при
давлении, не превышающем 3,6 МПа, и Тпр<0,8 может быть найден
по графику, приведенному в Приложении (см. рис. П-22).
Уравнение Котеса и Сакиадиса для расчета коэффициента тепло-
проводности соединений гомологического ряда применимо . при Тцр=:
= 0,5—0,7:
Х= 2,260!— 1,260в — 2,1 (0j— 02)тпр (1,327)
при этом 01 и 02 — постоянные величины.
Постоянная
61 = Ч« + 1]Л (1’328)
где Ао,в — коэффициент теплопроводности соединения при тПр=0,6; А—
аддитивная константа соответствующей функциональной группы, опре-
деляемая по табл. 1.32.
Коэффициент теплопроводности при тПр=0,6 определяется как
функция эффективного числа атомов углерода
Х0>6=/(х) (1,329)
при этом
х = Nc + пс
101
Таблица 1.32. Значения константы А
Радикал, связь Константа А, Вт/(м-К)
Изомеры: 1-СН3— 2-СН3- 3-СНз Двойная связь —0,01047 —0,01800 —0,02470 +0,00167
где Nc — число атомов углерода в молекуле соединения; пс — поправка
на число атомов углерода, для углеводородов пс=0.
Величина Хо,б определяется по табл. 1.33
Таблица 1.33. Значения 10,б
X f(x). Вт/(м К) X 1 (х), Вт/(м К)
1 0,1775 6 0,1231
2 0,1541 7 . 0,1214
3 0,1419 8 0,1197
4 0,1344 9 0,1189
5 0,1281 10 ч 0,1177
Для алифатических ненасыщенных и насыщенных углеводородов
константа 02=О,01717 Вт/(м-К).
Коэффициент теплопроводности жидкой смеси с достаточной точ-
ностью вычисляется при использовании правила смешения
Л
^ = 2*^ (1,330)
1
или
л
' ' 1см=5хД£ (1,331)
1
Для определения коэффициента теплопроводности бинарной смеси
следует соблюдать рекомендацию:
если Afi>Af2 и Xi>12, то применяют формулу (1,330);
если и Л1<Х2, то применяют формулу (1,331)-
Если смесь содержит больше двух компонентов, коэффициент теп-
лопроводности рассчитывают дважды [по формуле (1,330) и (1,331)]
и принимают меньшее из двух значений.
Коэффициент теплопроводности бинарных смесей можно рассчиты-
вать по уравнению Филиппова и Новоселовой
Ьсм = Ал + М1 -х2)-О,72(Х2 — М)ха(1 -х2) (1,332)
где х2— массовая доля компонента, обладающего большей теплопро-
водностью.
Коэффициент теплопроводности газов и паров в Вт/(м-К) * и их
вязкость и теплоемкость связаны зависимостями [5, с. 341; 6, с. 493]:
сл
хг= 102-^nr= 102КсяИ (1,333)
= (1,334)
л273 Ца73е273
102
в которых Хт и Х27з — коэффициенты теплопроводности при температу-
ре Т и 273 К.; рт и р27з— динамическая вязкость при температуре Т и
273 К; с и су — изобарная и изохорная теплоемкости; К=сп!су — по-
казатель адиабаты-
Коэффициент теплопроводности газов при умеренных давлениях
X =102ацсу (1,335)
где а — модуль Максвелла.
Модуль Максвелла изменяется в узких пределах,,при этом для не-
которых газов с повышением температуры он уменьшается, для дру-
гих— увеличивается. В расчетах можно принимать следующие значе-
ния модуля Максвелла:
Для одноатомных газов . . . .2,5
Для двухатомных . 1 . . . .1,9
•Для трехатомных.................Г, 72
Для многоатомных . . . . .1,3
При повышении температуры модуль Максвелла для водорода
уменьшается, достигая минимума, затем возрастает; для метана он
незначительно возрастает и затем остается постоянным; для прочих уг-
леводородов наблюдаются незначительные изменения как в положи-
тельную, так и отрицательную сторону. Значения модуля Максвелла
даны и в табл. 1.34 [5, с. 356].
Таблица 1.34. Модуль Максвелла
Газ или пар Пределы тем- пературы, К МоДуль Макс- велла а Газ или пар Пределы тем- пературы, К Модуль Макс- велла а
Водород 200—673 2,03-2,19 н^Бутан 273—373 1,31—1,35
Метан 90—380 1,68—1,79 zzso-Бутан 273—373 1,31—1,37
Этан 203—373 1,57 Пентан 273 1,32
Этилен 273—373 1,46—1,57 Бензол 273—486 1,48—1,51
Пропан 273—413 1,42—1,47
Коэффициент теплопроводности газов с линейными неполярными
молекулами
lOsii / 2,931 \
Х = -д^1,32С™ + 14,24—(1,336)
Коэффициент теплопроводности газов при атмосферном давлении
рассчитывается по эмпирической зависимости Эйкена [2, т. I, с. 23; 6,
с. 493]
)02ft {--^)^ = 1()+ + 2,25 4) =
= 102р(ЦА-)ся=Ю2р( сл+1,25-4) U.337)
Коэффициент теплопроводности газов и паров при известных вяз-
кости и теплоемкости может быть найден по номограмме, приведенной
на рис. 1-56.
Коэффициент теплопроводности чистых газов под давлением не
выше 0,45 МПа можно определить в зависимости от динамической вяз-
кости, мольной массы и теплоемкости (см. Приложение рис. П-23).
103
Зависимость коэффициента теплопроводности газов и паров от
температуры и широком диапазоне ее изменений
/ Т \п
^т = ^273 ( 273 ) (1,338)
при этом
п = Л —В.10-4(Т — 273) + <7-10-7 (Г — 273)а
(1,339)
Константы А, В, С в формуле 1,339) даны в таблице 1.35.
Зависимость коэффициента теплопроводности газов от температу-
ры приближенно определяется по формуле Сатерленда
273 +С / Т \3>2
Ху = Ха т л. с ( 273 ) (1,340)-
10^
Таблица 1.35. Константы Л, В, С в формуле (1,339)
Газ А • В С Газ А в С
н2 0,674 0,336 __ н2 1,13 1,74
N2 0,773 0,570 .. 0,4 сан4 1,52 2,82 —
С.На - 1,750 4,980 — с2нв 1,49 0,98 —
сй4 1,330 0,700 — О2 0,83 0,91 • 0,64
Здесь С — константа, значения которой для некоторых газов даны &
табл. 1.36; для других газов можно принять, что в среднем
1,47 Тмщ. •
Таблица 1.36. Значения константы С
для некоторых газов
Газ ДТ, К Константа С
Азот 81—373 114
Водород 81—373 94
Воздух 82—485 125
Кислород 82—373 144
Окись углерода 83—373 156
Уравнение Якоба позволяет’ рассчитать коэффициент теплопровод-
ности .. '
Р(1+ЕТ)Ут
Лт — । -+-CJT (1»341)>
где значения констант D, Е и С даны в табл. 1.37.
Таблица 1.37. Значения констант D, F, С
Газ D10’, Вт/(м К3/Ч E ioe. К-1 С, К
Водород 12502 247 83
М^тан 2781 453 198
со2 1351 1026 274
Коэффициент теплопроводности паров бензина рассчитывается по
формуле
(Т \п
(1,342>
1 о ]
в которой коэффициент теплопроводности при температуре 70=273 К
Хо.ю^гоз.в-о.гб^кнп (1,343)
Показатель степени и» 2.
Коэффициент теплопроводности' паров ароматических и нафтено-
вых углеводородов при давлении от 0,12 до 0,59 МПа и Тпр<1,0
где с дм — мольная изобарная теплоемкость, Дж/(моль-К).
105
Коэффициент теплопроводности углеводородов с прямой цепью
(кроме метана) при атмосферном давлении и давленйи не выше
1,6 МПа при тПр=0,6—3,0.
0,4643 • 10-’ с_м (14,52гпр — 5,1 4)^ л*'3
=~ (1,345)
Влияние давления на теплопроводность газов можно проследить
по данным, приведенным в табл. 1.38; повышение отношений коэффи-
циентов теплопроводности газов при давлениях я и атмосферном с ро-
стом приведенного давления указывает на увеличение теплопроводно-
сти газов при повышении давления.
Таблица 1.38. Влияние давления
на теплопроводность газов
^Р ЯПР Хя/Х
сн4 С2Н4 C2HS н2
0,1 1,01 2 1,02'
0,2 .—- 1,03 — 4 1,04
о,з — 1,05 — 6 1,05
0,5 1,030 —. 1,15 8 1,06
1,0 1,075 — 1,35 10 1,07
В области давлений ниже 130 Па давление оказывает относитель-
но большое влияние на величину %.
В области давлений от 130 Па до 1 МПа коэффициент теплопро-
водности увеличивается на 1% при повышении давления на каждые
0,1 МПа.
В области давлений от лкр/2 до 2лкР коэффициент теплопроводно-
сти значительно увеличивается при повышении давления-
В области относительно высоких давлений (14—35 МПа и ппр=
= 0,5—2,0) может иметь место максимум или минимум теплопровод-
ности.
В практике расчетов нефтеаппаратуры значения теплопроводности
газов и паров в области давлений от 2700 Па до 2 МПа принимают
постоянными.
Обобщенная зависимость Xn/Z=f('nnp, тпр) для СН4, С2Н4, Н2, N2 и
СО2 показана на рис. 1-57, а, б. Этими графиками можно пользоваться
для определения коэффициентов теплопроводности смесей указанных
газов, применяя псевдокритические константы вместо критических.
Коэффициент теплопроводности сжатых газов в зависимости от их
плотности (до p»l,5 ркр) рассчитывается по уравнению Варгафтика
КлТ = Хт+Врт (1,346)
где Вит — величины, постоянные для каждого вещества; определя-
ются опытным путем.
Значения Вит для некоторых газов даны в табл. 1.39.
Зависимость коэффициента теплопроводности газов от давления
при постоянной температуре можно определять по уравнению Франка
X. 1 F
= + 4,187 (слм— слм) (1,347)
1 “ IV-
106
в котором Ткр— критический удельный объем газа; V—удельный объ-
ем газа' при температуре Т и давлении л; сАм и —изобарная моль-,
пая теплоемкость при давлении л и при умеренном атмосферном дав-
лении (в обоих случаях температура равна Т); F—константа, равная:
для двухатомных газов 0,071, для трехатомных 0,035.
Рис. 1-57. Зависимость отношения для газов от приведенных давления и темпера-
туры:
а —при л = 0,6—7,0; б — при л=0,1—1.0.
Уравнение (1,347) получено для ряда газов и паров (СН4, С2Н4,
Н2О и др.), находящихся под давлением до нескольких десятков МПа-
Коэффициент теплопроводности газов в критических условиях рас-
считывается по уравнению Овенса и Тодоса
л0,223 у-0.132
Хкр = 0,3046.10~3 '^0,586— ( 1,348)
107
Таблица 1.39. Константы Вита уравнении (I, 346)
Газ В 10’ т Газ В 10’ т
н3 3430 1,16 о2 145 1.24
сн< 5710 1,20 со2 160 1,26
n2 193 1,23 Природный газ (саратовский) 555 1,20
Псевдокритический коэффициент- теплопроводности равен [5„
с. 367]
Л11/2л9/3
Хпс.кр = 0,034.10-2 ---j/- (1,349)
1 кр
Критический коэффициент теплопроводности двухатомных газов,,
исключая Н2, в области умеренных давлений
л9/'6
1 =6,1.10-6—‘ (1,350)
якр > др/з у-^/5 ' ’ г
Критический коэффициент теплопроводности газа зависит от ко- »
эффициента теплопроводности Хнр при критической температуре и уме-
ренном давлении
Ллкр = 2,6Хкр (1,351)
Приведенный коэффициент теплопроводности в области Тпр=0,8—
8,0 [5, с. 362]
, Ч 4,24.10-е
^пр~ Хкр = j 1 . (!,352)
Зависимость приведенного коэффициента теплопроводности и при-
веденного коэффициента динамической вязкости
-^- = /(тпР) (1.353).
где Цпр=ц/цкр; значения f(tnp) даны в табл. 1.40.
Таблица 1.40. Значения f (тпр)
Тпр '0,5 1.0 2.0 * '. 3,0 5,0 Ю.О ( 1 40,0
/(Тщ>) 0,655 0,855 0,970 1,018 1.Н 1,192 1,395
Отношение коэффициента теплопроводности'к критическому ко-
эффициенту теплопроводности Хкр зависит от приведенной температуры::
Хт . .
При тпр 1,0 ^гпр л ^пО' (1^354^
Лкр
При тяр > 2,5 ЛГвр=-^- = 1,21т^3 (1,355)
108 ’ ,
На обобщенных графических зависимостях коэффициента тепло-
проводности от давления функциональные кривые имеют перегиб, объ-
ясняемый тем, что в области низких давлений коэффициент X возраста-
ет при повышении температуры; ,в области высоких давлений при по-
вышении температуры коэффициент 1 уменьшается, достигает миниму-
ма и при дальнейшем повышении температуры — увеличивается-
, Обобщенные графические зависимости Гамсона [27, с. 91—92]
Чгпр “ 1кр — ' /ТпР' Л“р)
VT = f(Tnp)
Нпр.
представлены на рис. 1-58, 1-59.
Коэффициент хеплопроводности газовой смеси не является адди-
тивной величиной и не может вычисляться по пропорциональным до-
лям теплопроводности компонентов; как следует из данных табл. 1.41,
он не является линейной функцией состава смеси.
Таблица 1.41. Коэффициенты теплопроводности смеси этилена с азотом
Состав смеси (иол.) % Коэффициент теплопроводности смеси Вт/(м-К) при различных значениях л
с»н4 Na S МПа 10 МПа 15 МПа 20 МПа
79,2 20,8 282,2 412,4 544,3 653,2
38,8 61,2 282,2 332,5 384,8 435,5
20,0 80,0 282,2 315,3 355,1 394,8
Теплопроводность смеси, рассчитанная по правилу аддитивности,
всегда больше действительной величины и, например, для смеси, со-
стоящей из 70% водорода и 30% СО2, ошибка достигает 70%.
Правило аддитивности приближенно применяется для определе-
ния коэффициента теплопроводности, если числовые значения коэф-
фициентов теплопроводности составляющих компонентов близки.
Теплопроводность смесей газов, молекулярные массы которых вза-
имно значительно различаются (например, смесей, содержащих водо-
род), отклоняется от прямолинейной зависимости; выпуклость кривой
линии зависимости коэффициента теплопроводности Хсм от состава
смеси обращена вниз.
Для двухкомпонентных неполярных смесей, молекулярные массы
составляющих которых относительно близки (Afi/A12<4), зависимость
коэффициента теплопроводности Асм от состава смеси с достаточной
степенью точности представляется прямой линией.
Коэффициент теплопроводности бинарной газовой смеси
,% , ^2
1+Л12к1 1+Ла1^
(1,356)
где Xi и 1г — коэффициенты теплопроводности компонентов; у\ и yi—
мольные доли компонентов в смеси.
109
JO
Рис. 1-58, Зависимость приведенной, теплопроводности газов от приведенных темпера-
туры и давления.
Рис. 1-59. Зависимость отноше-
ний приведенной теплопровод-
ности газов к их приведенной
вязкости от приведенной тем-
пературы.
Коэффициенты Л12 и Л21 рассчитываются по-формулам
(1,357)'
(1,358)
в которых и ц2 — динамическая вязкость компонентов; АУ и М2—
их молекулярные массы; Т — температура; S2 и Si2 — газовые посто-
янные Сатерленда, равные
Si—JiSTjKHn ^2— У5Т2КИП
Si2 — У SiS2
Коэффициент теплопроводности многокомпонентной газовой смеси
при умеренном давлении
+777^77^— + -
1+^12-^- + Л13 у>1 + • +Л23 +•••
где А12/А 1з, Л2ь Л2з —рассчитываются по формулам (1,357) и (1,358).
Коэффициент теплопроводности многокомпонентных газовых уг-
леводородных смесей, в составе которых имеется водород [5, с. 393]
Ьсм=Ч---------- . (1.360).
%У‘¥М‘
Уравнение (1,360) применимо при атмосферном и повышенном
давлениях.
Коэффициент теплопроводности паров нефтяных фракций, содер-
жащих ароматические углеводороды, водород и некоторые неуглеводо-
родные газы, в области давлений не выше 0,45 *МПа можно опреде-
лить в зависимости от температуры и мольной массы (А4=15—-150}
.(см. Приложение рис. П-24).
Критическая теплопроводность смеси газов
п
^см.кр ~ У Акр * (1,361)
1 •
Примеры расчета коэффициентов теплопроводностей газов даны в
работах [5, с. 342, 363; 27, с. 92].
ДАВЛЕНИЕ ПАРОВ
Давление насыщенных паров
Давление насыщенного пара — это давление, при котором паро-
вая фаза вещества находится в состоянии равновесия с его жидкой фа-
зой при определенной температуре.
Ш
Зависимость Давления Р насыщенных паров о г температуры Т со-
впадает с зависимостью внешнего давления л от температуры кипения
вещества. Для смесей веществ давление паров является функцией не
только температуры, но и состава фаз.
При испарении смесей соотношение отдельных углеводородов в па-
ровой и жидкой фазах различно в зависимости от температуры испа-
рения: при более низкой температуре испарения пары богаче низкоки-
пящими компонентами. При перегонке нефтяных фракций зависимость
давление — температура определяется фракционным составом: чем он
шире, тем' более значительны отступления от закономерностей, получен-
ных для .индивидуальных углеводородов.
Предлагаемые зависимости давления пара и температуры кипения,
содержащие константы для определенного гомологического 'ряда угле-
водородов, являются функциями числа углеродных атомов, массы ки-
ломоля, парахора и др.
Уравнение Антуана
В
lgP = Л— (1,362)
где А, В, С — константы, зависящие от природы вещества и от темпе-
ратуры.
Значения констант в уравнении Антуана различны в интервале
температур до нормальной температуры кипения и от нормальной тем-
пературы кипения до критической температуры.
Уравнение Антуана применимо до тПр<0,85, а для высокополярных
соединений —до тпр =5^0,65. При нормальных температурах кипения ни-
же 250 К точность результатов расчетов по уравнению Антуана сни-
жается-
Значения констант в уравнении Антуана приведены в справочной
литературе [9, т. I, с. 694—723; 28; 29, с. 25—27].
Константа С равна:
для соединений, у которых температура кипения 7’кип<125 К
С = —0,3 4-0,034Гкип
для других соединений .
С = -18 +0,19ТКИП
для веществ, нормальная температура кипения которых выше 250 К
рекомендуется принимать С=43 К. ,
для низкокипящих газов С—>0.
Уравнение Дюринга основано на постоянстве отношения разности
температур кипения вещества. А при двух разных давлениях к разно-
сти температур кипения вещества В при тех же давлениях
где Tai и Тд2 — температуры кипения вещества А при давлениях Pi и
Тв\ и Твг — температуры кипения вещества В (тело сравнения, эта-
лонное вещество) при тех же давлениях; К — константа для данной
пары веществ, выражающая наклон прямой в осях координат Тв и Тд.
Уравнение Дюринга дает точные результаты при давлениях ниже
атмосферного. Для получения величины постоянной К рекомендуется
пользоваться возможно большим интервалом температур. За стандарт-
112 ’
ное тело (эталон) для углеводородов парафинового и других рядов
(кроме ацетиленового) берется н-гексан, н-октан или другой углеводо-
род, для которого кривая зависимости давления от температуры анало-
гична соответствующей кривой для н-гексана.
Для определения давления насыщенных паров Трегубов предло-
жил формУлУ, основанную на методе сравнения исследуемого вещества
А с двумя эталонными веществами В и С
ТА~ Тс
Тв-Тс
(1,364)
= К
где Та, Тв и Тс — температуры кипения исследуемого вещества и эта-
лонных веществ при давлении Р; К — константа, которую можно опре-
делить, если известна какая-либо одна температура кипения исследуе-
мого вещества. . .
Уравнение Клаузиуса — Клапейрона для расчетов давления Р2 на-
сыщенных паров при температуре Т2 по известному значению давления
Pi при температуре Ti . - ,
Ig р*_.=‘_4^75’ ('Л ?т) (1,365)
где L — константа для данного вещества.
При давлениях ниже атмосферного для определения температуры
Т кипения эталона (н-гексана), при которой давление Ре насыщенного
пара эталона приравнивается к давлению Р насыщенного пара иссле-
дуемого вещества с числом углеродных атомов Nc рекомендуется фор-
мула
1g Г = а + 6 lgTe (1,366)
где а и b — коэффициенты, значения которых даны в табл. 1.42; Т6 —
температура кипения эталона (н-гексана).
Таблица 1.42. Значения коэффициентов в формуле (1,366)
Число углеродных атомов Nq а b Число углеродных атомов Nq а ь
1 ' —0,915 1,169 21 0,654 0,846
2 —0,477 1,082 22 0,677 0,840
3 —0,311 1,056 23 0,700 0,834
4 —0,198 1,039 24 0,721 0,829
5 —0,092 1,019 25 0,741 0,823
6 0,000 1,000 26 0,761 0,818
7 0,078 0,983 27 0,780 0,813
8 0,147 0,968 28 0,798 0,809
9 0,209 0,954 29 0,815 0,804 •
10 0,264 0,942 30 0,831 0,799
11 0,315 0,930 31 0,847 0,795
12 0,361 0,912 32 0,862 0,791
13 0,404 0,909 33 0,877 0,787
‘ 14 0,442 0,899 34 0,891 0,783
15 0,478 0,891 35 0,904 0,779
16 0,513 0,882 36 0,917 0,776
. 17 0,544 0,874 37 0,930 0,772
18 0,574 0,867 38 0,942 0,769
19 0,602 0,860 39 0,954 0,765
20 0,629 0,853 40 0,965 0,762
8—844
113
Давление насыщенных паров нормальных парафиновых углеводо-
родов при температуре Т рассчитывается по формуле Вильсона
1g рг = 5,006 +ЛВ (Г,367>
где •
._________Т кип — 43_______
0,3091 — 0,00021 (Ткпп— 43)
1 1
В= ГкИп-43 “ Т-43
Давление насыщенного пара исследуемого вещества может быть
найдено по формуле Киреева [30, с. 50] на. основе использования эта-
лонного вещества
1g Р = К 1g Рэ +С (1,368).
где Рэ — давление насыщенного пара эталонного вещества; К и С —
константы.
Давление паров органических и неорганических соединений в ши-
роком интервале температур рассчитывают по формуле Фиштина [31]
. Рт "-К (lg«Kp-4,9915) (ГКип-273 +С)' ГТКИП-Т]
1g Др — / Т \ I Т___Q71C (1,ооУ^
*кип т I, . ‘ кип \ к/ос j
Г кип 1 7’ I
\ 1 кр )
в которой Рт — давление насыщенного пара вещества при температуре-
Т; Ркип — давление насыщенного пара вещества при температуре кипе-
ния Лот; К — поправочный коэффициент; С — константа для различных,
групп вещества.
Поправочный коэффициент К является функцией нормальной тем-
пературы кипения и равен
<200 ...................... 1,020
200—300 ................... 1,050
>300 ....................... 1,045
Константа С зависит от нормальной температуры кипения:
для одноатомных паров и веществ, кипящих ниже 123 К
С = 273,3 — 0,034Ткип
для органических и неорганических веществ, кипящих в интервале-
температур 123—263 К
С = 291,8 — 0,19Ткип
для всех органических и металлоорганических соединений, исклю-
чая многоатомные спирты, кипящих в интервале температур 263—
573 К, значение константы С принимается по данным табл. 1.43.
Таблица 1.43. Значения константы С
Гкип- К с, к ГКИП’ К с, К | Гки1Т К с, к
263 238 373 221 493 189
273 237 393 217 513 183
293 236 413 212 533 177
313 232 433 206 553 171
333 228 453 200 573 165.
353 225 473 195.
114
Для неорганических веществ и спиртов, кипящих при температуре
выще 263 К в расчетах можно принять С=230-
Давление (в Па) насыщенных паров «-алканов и узких нефтяных
фракций определяется по формуле Ашворта
• 2,687(7') 1g (Рг —3158) =7,6715 —- (1,370) /vol
в которой 1250 f IT} = — — 1 /v > уГ2 4-108 000 — 307,6 1250 _ r /W /rg 4-108 000 — 307,6
где Т — температура кипения при давлении Рт1 То —нормальная тем-
пература кипения.
Формула (1,370) неприменима при давлениях выше атмосферного.
Пересчет истинных температур кипения нефтяных фракций на по-
вышенные давления можно производить по диаграмме, приведенной на
рис. 1-60, табл. 1.44 (в этом случае необходимо определять температур-
ную поправку ДТ) и по уточненному графику Кокса (рис. 1-61).
Таблица 1.44. Поправка ДГ к. температуре кипения углеводородов
Температура кипения при атмосфер- ном давлении л=101325 Па Поправка ДГ Юв К/Па Температура кипения при атмос- ферном давлении л==101325 Па Поправка ДГ-Юв К/Па
273 266 473 426
323 304 523 464
373 350 573 . 494
423 388 623 525
Уравнение пересчета истинных температур кипения (НТК) в за-
висимости от величины характеризующегося фактора
AT = -l,4(K-12)lg^- (1,371)
где ДТ— поправка к ИТК фракций, для которых характеризующий
фактор К не равен 12.
Для нафтеновых, олефиновых, ацетиленовых и «-парафиновых уг-
леводородов С]—С4 поправки ДТ не требуются. Для фракций, харак-
теризующий фактор которых не равен 12, поправка ДТ определяется
по графику, приведенному в Приложении '(см. рис. П-25); при л>.
>105 Па величину ДТ, найденную по графику (см. рис. П-25, а), сле-
дует умножать на поправочный коэффициент k (см. рис. П-25, б).
Давление насыщенного пара как функция температуры Т и крити-
ческих параметров определяется пю уравнению Риделя [2, т. I, с. 26;
6, с. 144]
1g = 0,118В - 7 1g тпр + (а - 7) (0,0364В - 1g тпр) (1,372)
в котором
8*
В = 5,81 +4,93ш
115
Т,Па
Рис. 1-60. Номограмма для пересчета
температур НТК на повышенное
давление.
Р,Па
7 — бензол; 8 — гептан^
14— мезитилен; 15— де-
- тридекан; 21— тет рад е
25—октадекан1, 26 —нонадекан*.
31 — тетракозан; 32 — пентакозан;
37 — дотриаконтан;
Рис. 1-61. Уточненный график Кокса:
/ — метан; 2-этан; 3- пропан; /-'бутан; 5-пентан; 6- гексан;
9 —толуол; Ю — октан; // — этилбензол; /2 — параксилол; 13 — нонан;
целен- /6— декан; /7 — трициклодекан; 18— ундекан; 19— додекан; 20
' кан: ’ 22 — пентадекан; 23 — гексадекан; 24 — гептадекан-,
27 — эйкозан; 28 — генейкоэан-. 29 —доказан; 30 — трикозан; 3/— тетракозан,
33 — гексакозан;' 34 — гептакозан; 35 — октакоэан; 36 — гептатриаконтан;
38 — тетратриаконтан; 39 — пентатриаконтан.
где
л лос кип 1g Якр
со = 0,086 ~--— 1
1 кр 1 кип
Различные уравнения зависимости давления насыщенного пара и
температуры кипения углеводородов приведены в работах [28; 29],
Графически определить давление насыщенного пара можно также
по первоначальному графику Кокса, приведенному на рис. 1-62.
Давление паров, чистых углеводородов при тПр>0,38 определяется
по уравнению
1^япр = ('б лпр)о “Ьm ('б япр)' (1,373)
где Япр —приведенное давление пара; со — фактор ацентричности.
Значения поправочных коэффициентов (lgn„P )о и (Ignjp)' опреде-
ляются по. графику, приведенному в Приложении (см. рис. П-26).
Давление насыщенных паров моторных топлив при л= 101 325 Па
и 7=273 К
4770
lgP= 13,43-^ _Гки- (1,374)
Давление насыщенных паров моторных топлив является функцией
температуры. Ниже приведены расчетные формулы:
для бензина Б-70 lgP = 9,22 — 1540 Т (1,375)
для топлива Т-1 lgP = 9,19- 1400 ’ Т (1,376)
для дизельного топлива зимнего
IgP = 9,18-——у— (1,377)
для дизельного топлива летнего
lgP = 9,54?360. (1,378)
Фугитивность
При расчетах.состава равновесных паровой и жидкой фаз и число-
вых значений констант фазового равновесия пользуются фугитивностью-
Фугитивность (летучесть, «исправленное давление»)—это давле-
ние реального газа, свойства которого выражены уравнением состояния
идеального газа. Подобно тому как давление пара представляет собой
меру рассеиваемости применительно к идеальной системе, фугитивность
представляет собой меру рассеиваемости применительно к реальной
системе. Фугитивность — размерная величина и измеряется, как и дав-
ление, в Па.
В идеальной равновесной системе жидкая и паровая фазы явля-
ются насыщенными, парциальные мольные объемы компонентов в обе-
их фазах равны мольным объемам в чистом виде и фугитивность f не
зависит от давления _
<’'э79>
117
Я ‘1
V
сгде Ф, — отношение, характеризующее степень отклонения фугитивно-
сти реальной системы от фугитивности идеальной системы.
* В идеальной системе фугитивность чистого компонента в насыщен-
ной жидкой фазе равна фугитивности этого же компонента в насыщен-
ной паровой фазе при тех же температуре и давлении-
Фугитивность компонента в смеси (парциальная летучесть) равна
фугитивности чистого компонента, умноженной на его мольное содер-
жание
7Г=^' (1.380)
7? = /^ (1.381)
Формулы (1,380) и (1,381) справедливы до давления, равного
“0,6 Лкр.
Фугитивность чистой жидкости при данной температуре и давлении
ниже 3,43 МПа можно приравнять фугитивности жидкости при давле-
нии насыщенного пара и той же температуре.
Фугитивность реального газа при низких давлениях принимается
равной давлению пара. При высоких давлениях фугитивность и давле-
ние реального г^за не равны. Степень отклонения реальной системы от
.законов для идеальных газов определяется величиной коэффициента
активности у
= (1,382)
7? = тП"< а.звз)
Фугитивность реального газа тем значительнее отличается от-его
давления, чем больше состояние газа отличается от идеального и, в
частности, чем выше давление в системе- При повышении давления чис-
.ловое значение фугитивности увеличивается. При этом имеет место
-большое изменение фугитивности пара по сравнению с изменением фу-
гитивности жидкости.
Фугитивность пара ниже давления пара при той же температуре,
а фугитивность жидкости выше давления пара, поэтому, когда внеш-
нее давление больше давления пара, количество испарившейся жидко-
сти больше, чем ожидается в результате расчета по уравнению Рауля
Pi = PiX- (1,384)
Независимо от давления фугитивность жидкости в смеси может
•быть принята равной фугитивности чистой жидкости при температуре
•системы и давлении паров жидкости. Такое допущение возможно по-
тому, что изменение фугитивности жидкости с изменением давления
невелико.
При давлении в системе, равном давлению насыщенного пара, фу-
гитивность жидкости равна фугитивности пара, при этом жидкость на-
ходится в равновесии с паром-
Коэффициент фугитивности компонента идеальной системы не за-
висит от состава жидкой или паровой фазы, а коэффициент фугитив-
ности компонента реальной системы зависит от состава. При изменении
состава коэффициент фугитивности изменяется меньше, чем фугитив-
ность.
119
сти
Фугитивность в реальной системе зависит от фактора сжимаемо-
(1,385)
где zCp — средний фактор сжимаемости.
Зависимость фугитивности от температуры
1 А _ е»-е ( 1 1 \
Л “ R \ Л
(1,386)
где 0о—0 — изменение энтальпии при изотермическом расширении от
данного давления до бесконечно малого.
Фугитивность компонентов в смеси рассчитывается по уравнению
Льюиса и Рендела ’
1п/ =
(1,387)
Л л
. Г . ЯГ, '.[йл'
In—=1пу = --^г Jadn = - | (1-г),—
• б
где а —расчетная величина остаточного объема.
О.ЭЙбЭДТ
а =----------V
л
Тогда (
, f 1,0133 // О.ЭвбЭЯТ \ ,
1П7Г=—/?T~J ---И-----И =
о
япр
1,0133лкракр 1 С
10»7?Ткр • тпр J “прОЛпр
О
(1,387а)
при этом
а
“пр=
а среднее значение отношения
nKpgKp
0,9869/?Ткр
= 0,724
Фугитивность компонента в паровой смеси
Г(т, 0,9869/?Т \ ‘
&1п = J - —я—J
о
-а, - ' -
- Ч 1,0133
1пФ;= In — . = ——DT— I аал
i луi Ki j
о
(1,388)
(1,389)
.120
_ 1,0133 с 1,01зз с
In /" = In лу'£ —' —gf— 1 adn = In лу£ — —— \ (У<Ид — Vc) dn (1,390>
• о о
где V, — парциальный мольный объем i-ro компонента; У1Ид—идеаль-
ный мольный объем i-ro компонента ♦ ' .
0,9869ЯТ
^<ид = я
Фугитивность компонента в жидкой фазе при тПр<0,8
(7Г)Я 1,0133Ум(я-Л)
7W=-----------°’
где — среднее значение мольного объема чистой жидкости при тем-i
пературе системы в.интервале давлений л — Pt.
Фугитивность жидкости при давлении ее насыщенного пара равна
фугитивности пара и,определяется по уравнению
Inf = In у_+ у(1,392)’
где а п Ь — константы уравнения Ван-дер-Ваальса [см. формулы
(1,406) и (1,407)]. ' .
Если давление в системе не равно давлению насыщенного napta,
то фугитивность жидкости не равна фугитивности пара и определяет-
ся по уравнению
/Ж 1,0133Ум
In fn — rt (л— Рт)
где Ум — мольный объем жидкости
11,1-10°гкр
лкр(2Ткр-Т)
(1,393)
(1,394)
Фугитивность жидкости при давлении в системе
^ = ^(-^-)2сР (If5)‘
Фугитивность может быть определена на основе уравнения
л
_ 1,0133 f
In fi = In ity£— —Rp— 1 adn (I.,396)*
о
в котором величина интеграла определяется графически:
либо, как площадь, ограниченная изобарами л и изотермами иде-
ального и реального газов на графике взаимозависимости давления и
объема (в координатах л, V);
либо, как площадь под изотермой a=f(n), ограниченная изобара-
ми л и на графике взаимозависимости давления и остаточного объема
(в координатах л, а); при этом
Ю,98697?Г
а — ,т — Уреальн
1п/=ЯГ1^ (1,397)
где S — площадь, измеряемая по графику.
1211
Фугитивность реальных газов при относительно низких давлениях
•вычисляется по формуле
л’ л2К
105ЯТ (1,398)
где Р»Ид — давление идеального газа
о.эабэят
Лид — у
Для приближенного определения фугитивности реальных газов и
паров пользуются графиком [18, с. 49] зависимости отношения f/л от
приведенных давления и температуры.
Коэффициент активности
Коэффициент активности характеризует степень отклонения систе-
мы от идеального состояния и представляет собой отношение фугитив-
ности к давлению
2 3 4 5 6
j" при Tnf!,0
Рис. 1,-64. Зависимость коэффициента
активности паров от приведенной
температуры.
1-63. Зависимость
активности паров от
давления.
Рис.
коэффициента
приведенного
для жидкой фазы
для паровой фазы
Значения коэффициента активности паров как функции приведен-
ных температуры и давления приведены на рйс. 1-63 и 1-64 [3, с. 281].
,122
Коэффициенты фугитивности, как правило, применяют при расче-
тах состояния паровой фазы, а коэффициенты активности — для жид-
кой фазы-
Для идеального раствора у=1,0. Для неидеальных растворов коэф-
фициент активности больше единицы при положительном отклоненир.
от закона Рауля или Генри и меньше единицы при отрицательном си
клонении. .
Для неидеальных растворов
1пу = dn
о
Коэффициент активности (при лПр=0,5—1,0) рассчитывается по
эмпирическому уравнению Эльрода
y=2=T
Коэффициент активности заметно изменяется с концентрацией, а
активность — незначительно
= (1,400)
уп = _4—= ^_ (1,400а)
• Коэффициент фугитивности:
для жидкой фазы
для паровой фазы
Парциальные мольные объемы [32]:
жидкой фазы
паровой фазы
уп — —
1 Л
Зависимость коэффициента активности от температуры [2, т. I,
с. 321]
Т 1g у = const
Активность — расчетная величина, которую вводят в выражение
для химического потенциала компонента в идеальном растворе с тем,
чтобы получить действительное значение химического потенциала [33,
с. 128].
123
Активность равна
п_ Vi Pl_____
Ya Р2 Aj
Для бинарных смесей
, В
In y2 — , n , 2
(+>)
Значения констант А и В
(1,401)
(1,402)
(I,403)
(1,404)
(1,406)
1013,3*! / yai
RT \ bi ~ b3 )
1013,3*2 / Va^ /оГ?
RT \ *i — . b3 )
при этом а и b — константы уравнения Ван-дер-Ваальса, определяемые
по формулам 4,03/?» TL а= - (1,406) Лкр (Г,40Т> лкр
в которых 7?=8 314,8 (Па-м3)/(кмоль-К).
Значения а и b см. [29, с. 53].
В состоянии равновесия активность i-ro компонента в паровой и
жидкой фазах одинакова
а? = аГ
Активность чистого компонента
= (1,408)
где tin — фугитивность чистого компонента при температуре Т и давле-
нии л; fio — фугитивность того же компонента при температуре Т и ат-
мосферном давлении. . .
Активность компонента в смеси
af = -^- = *zYz (1,409)
Коэффициент активности можно приближенно определить по урав-
нению [34, с. 21]
1п7 = -9’^ (8р — 6г)а (1,410)
где V — парциальный дольный объем растворенного таза, м3/кмоль;
6Р и 6Г—параметры растворимости* являющиеся мерой сил, действую-
щих между молекулами (кДж/м3)1/j-
124
•^np
' 0,1 ' 0,2 0,3 0,5 0,7 2 3 ‘t 5 7 Ю
1,2Г-------------——|—Г"| ——I I Т~|-------------------——pi ' ——ГТТ”
' Xnp Яир
Рис. 1-65. Зависимость коэффициента активности от приведенных давления и темпе-
ратуры:
а — лПр=0—0,4; б — лПр=0,5—10,0.
Для растворителя при низких давлениях насыщенного пара пара-
метр 6Р мо?йно с достаточной точностью вычислить'по формуле
— RT
(1,411)
в которой г — мольная теплота испарения растворителя; Vp — мольный
объем растворителя при данной температуре
где Мр — мольная масса; рр — плотность растворителя.
125
Рис. 1-66. Зависимость логарифма коэффициента активности от приведенных давления
и температуры.
Рис. 1-67. График для определения поправок к коэффициентам активности:
4-тпр = 2’4’ Л„р=0,1-10,0; б - тпр =0,8-4,0, Ппр=Д-0,3; в - Тпр=0,8-1,9.' «пр=0,1-10,0-.
Рис. 1-68. График для определения поправки на ацентричность реальной среды:
а — при т = 0,8—2,0; б — при t=L5—4,0.
1,4
Для газа параметр бг приближенно можно определить по форму-
ле (1,411), подставляя в нее г для газа и заменив Vp на Vr-
Для особо точных расчетов коэффициентов активности раствора и
растворителя рекомендованы уравнения [7, с. 7—204]
1gV = 1g 4--$03~ [<°-1445 + °'073<°)“(°.33“°.46“)Ър “
< - (0.1385 + 0,5<о)т^ — (0,0121 -0,097<в) 0,0073шт^9] (1,412)
£) (1.413)
Связь коэффициентов активности идеальной среды yo=(fM)o и ре-
альной среды у=//л
f = [_Ц ГШ'Т“
Л \ Л Г 11 л I I
\ /О L\ / J
ИЛИ
1п^- = 1пШ +<af4-Y (1,414)
л 1 Л / * I Л / ' .
\ /0 \ /
где (f/п)'— поправка на ацентричность реальной среды; <о — фактор
ацентричности.
Уравнение (1,414) неприменимо для полярных соединений.
Коэффициенты активности идеальной среды (f/n)a, а также по«
правки на ацентричность реальной среды (fin)' как функции приведен-
ных давления и температуры и величина [(//«)']“ определяются по
диаграммам, приведенным на рис. 1-65—1-69.
Коэффициенты активности смесей для различных значений крити-
ческого фактора сжимаемости определяются по диаграмме, приведен-
ной на рис. 1-70.
КРИТИЧЕСКИЕ И ПСЕВДОКРИТИЧЕСКИЕ КОНСТАНТЫ
Состояние вещества, при котором исчезает различие между его
жидкой и газообразной фазами, называется критическим. Оно возни-
кает при определенных значениях температуры и давления, называемых
критическими.
Критические параметры вещества связаны соотношением
Для всех газов, удовлетворяющих уравнению состояния Ван-дер-
Ваальса, 2кр = 0,375. Для паров углеводородов тяжелее пропана 2кр«
«0,27. Для водорода zKP=0,303.
Критическая температура
Критической температурой чистого вещества называется макси-
мальная температура, при которой жидкая и паровая фазы могут со-
существовать в равновесии.
При критической температуре средняя кинетическая энергия мо-
лекул становится равной потенциальной энергии их притяжения.
9—844
129
Для к-алкановых углеводородов с числом углеродных атомов не
более 5 критическую температуру можно определить по уравнению
Гульдберга—Гюи
ТКР= 1,667ТКИП (1,416)
где Ткип—нормальная температура кипения.
Для соединений, нормальная температура кипения которых не пре-
вышает 235 К, имеется выражение
ТкР=1,7Тккп-2 (1,417)
Если нормальная температура кипения углеводородов лежит в пре-
делах 235—600 К, то можно пользоваться уравнениями:
для алкенов и алканов
TLp = 1,027Гкип 4-159 (1,418)
для ароматики и нафтенов
Ткр = 1,41Гкнп4-66-6(0,3837’кип-93) (1,419)
где b — отношение числа атомов углерода, находящихся вне кольца, к
общему числу атомов углерода в соединении.
Критическая температура смеси углеводородов определяется по
уравнению Страуса
(1,420)
1
Критическую температуру всех углеводородов, кроме ароматиче-
ских, можно найти по уравнениям Паркера и Макки
Ткр = 1,05Гкнп+ 146 (1,421)
Для ароматических углеводородов следует пользоваться выраже-
нием
Т’кр = Т’кип + 208 (1,422)
Критическую температуру углеводородов и нефтяных фракций вы-
числяют также по уравнению Итона и Портера
Ткр = 355 4-0,97а — 0,00049а» (1,423)
где
а = (1>8Г50% ASTM ~~ 359) р2вв
где Tso»/, astm—температура выкипания 50% фракции по ASTM.
Экспериментальные значения критической температуры бензинов,
керосинов, газойля и других подобных топлив отличаются от рассчи-
танных по уравнению (1,423) не более чем на 1%.
Критическую температуру углеводородов и нефтяных фракций
можно определять по графику, построенному по уравнению Итона и
Портера (рис. 1-71).
Имеется также уравнение Максвелла
1g (Гкр 4- 150) = a 1g Ткт +Ь (1,424)
в котором а=0,634 и 6=1,214 — эмпирические коэффициенты.
30
Критическая температура, мольная масса и плотность связаны от-
ношением
/ ЛЛ \ 0,1в
= 0,9812 ((1,425)
1 кр \ Ркнп /
где Тр — температура, при которой жидкость находится в равновесии
с паром, причем давление в системе л= 101 325 Па; М — мольная мас-
са; ркии — плотность жидкости при нормальной температуре кипения.
Рис. 1-71. Зависимость критической
температуры нефтяных фракций от
температуры их 50%-ного отгона по
ASTM и относительной плотности.
Температура Тр может быть найдена в зависимости от температу-
ры Ткип
In Тр = 9,8— 4,2 (1,426)
1 кип
Приведем также уравнение Гетеса и Тодоса [2, т. I, с. 10] для
углеводородов
Ткр= 1,47Т'’“ (1,427)
Критическая температура для «-алкановых углеводородов рассчи-
тывается по уравнению Тиличеева и Татевского
93,666Vr
Гк₽ = 164,81 + J _|_о>1()65Лгс (1,428)
Можно пользоваться уравнениями Мамедова:
для н-алкановых углеводородов
TKD М — 2
Ткип = 1 -79 — 175,88— 1,17Л4 (1,429)
для ароматических углеводородов
ГКР
кип
= 2,1-0,001-^
(1,430)
Критическая температура алифатических углеводородов определя-
ется по уравнению Стила и Тодоса [6, с. 40]
Гк₽ = 0.564С — 1,452 (1,431)
где В, С — константы, зависящие от давления насыщенного пара.
9* 131
Если неизвестна нормальная температура кипения, то критическая
температура насыщенных и ненасыщенных алифатических углеводоро-
дов рассчитывается по уравнению Формана и Тодеса
300,3а
ТкР= bR
(1.432)
где а и Ь — постоянные уравнения Ван-дер-Ваальса, рассчитываемые
по формулам (1,406) и (1,407).
Имеется также уравнение Смита, Гринбаума и Ратледжа [5, с. 150;
6, с. 39]
гхр = 7 —i + + 6 ' • 433)
(Рг/Рг.,)107’— 1
где pTi и рга—плотности жидкости при температуре Ti и Т2.
Область применения уравнения (1,433) ограничена условиями
ДТ=Т2 —7\>20
Л + Л з
2 4 * кр
причем отклонения от экспериментальных данных тем больше, чем
меньше температурный интервал Д7.
Уравнение Гамсона и Ватсона применяется для температур выше
температуры плавления и нйж'е Тпр=0,б5.
0.0838Г ,
ткр- 0,1745 — И1Ш/ИН (1,434)
где Vito — константа, характеризующая вещество (параметр Ватсона);
VM — мольный объем жидкости при температуре Т.
Уравнения Корнера для н-алкановых углеводородов имеют вид
1gГкр = 2,475 + 0,334 lg(Nc— 1,1) (1,435)
/ Ткр \ 2,3757 + 0,163А/С „
1 +0,1234^ (1,436)
Критическая температура нормальных парафиновых углеводородов
[35, с. 1] определяется по уравнению
ТкР = 101,83 (lgMf + 101,34 JgAf—343 (1,437)
Для определения критической температуры чистых углеводородов
в области температур 220—780 К имеется уравнение Нокея
Ткр= 1,18+0,3(lgp-3)+0,621g7’KHn (1,438)
Критическая температура зависит от поверхностного натяженйя
I м
21,2(Ткр-6-Т) = аг — (1,439)
где (гг и рг — поверхностное натяжение и плотность при температуре Т.
Для вычисления критической температуры предложен ряд мето-
дов, основанных на использовании атомных и структурных констант
132
(инкрементов); эти методы базируются на известных Структурной фор-
муле и нормальной температуре кипения вещества. Их особенностью яв-
ляется необходимость суммирования констант, характеризующих моле-
кулу вещества. Ниже приведены уравнения, полученные на основе этих
представлений.
Уравнение Гульдберга
ТКР = -^- (1,440)
S9
в котором константа 0 определяется путем суммирования подходящих
числовых значений, определяемых по Воулесу и Эдулжи на основе дан-
ных табл. 1.45 и 1.46.
Таблица 1.45. Атомные и структурные константы 0 по Воулесу [5, с. 147]
Атом, группа, связь в J Атом, группа, связь 0
Углерод Водород Кислород —0,5592 0,2875 0,0165 Двойная связь С=С Тройная связь С^С Шестичленный цикл (аромати- ческий или нафтеновый) 0,5640 1,1415 0,5666
Таблица 1.46. Атомные и структурные константы 0
по Эдульжи [2, т. I, с. 11; 5, с. 148]
Группа, связь
е
— соон
С=С, причем число атомов углерода в двойной связи Ас^З
С=С то же, А?с^4
Кольцо пятичленное
Кольцо шестичленное
Комбинация из двух колец
Одна цепь или разветвление (замещение) при втором атоме
углерода
Две цепи или разветвление (замещение) при втором атоме
углерода
0,3594
0,5661
0,5621
0,5428
0,5352
0,0025
—0,0034
—0,0142
Если величину S0 нельзя найти путем суммирования значений 0,
приведенных в табл. 1.45 и 1.46, можно воспользоваться либо формулой
Риделя
S 0 = 0,574 + 2 Дт-
(1,441)
в которой величина 2ДТ получается суммированием числовых значений
констант, приведенных в табл. 1.47, либо формулой Лидерсена
6 = 0,567 + Дт-(2 Дг)2 (1,442>
в которой величина SAT получается суммированием числовых значений ,
констант, приведенных в табл. 1.48.
133
Таблица 1.47. Константы Ат в формуле Риделя [5, с. I46J
Группа дт Группа
— СН3 и — СН2— — CHj— в кольце 0,016 0,013 =С—H и =СН, 0,015
1 —СН 1 0,013 1 —С—Н в кольце 1 0,011
1 —С— в кольце 1 0,00 =С— и =С= 0,003
—Н 0,00 1 =С— и ==СН= в цикле —0,005
Таблица 1.48. Ко нстанты А г в формуле Лидерсена [5, с. 146]
Группа, связь дг Группа, связь дт
—сн3, —сн2— —СН2— в цикле 1 —СН 1 0,020 0,013 0,012 1 =С—Н, =сн2 =С—H в цикле 1 0,018 0,011
—СН в цикле 1 0,012 =с—, =с= 1 0,00
1 1 —с— 0,00 =С— и =С= в цикле I 0,011
1 —н 0,00 =С— 0,005
Критическое давление
Критическим называется давление, при котором вещество еще мо-
жет находиться в жидком состоянии при критической температуре; дру^
гими словами, это давление насыщенного пара при критической темпе-
ратуре. •
Критическое давление (в Па) как функция критической темпера-
туры может рассчитываться по уравнению Льюиса
10* Ткр
лкР=К - м - (1,443)
® котором константа К берется из табл.' 1.49 или вычисляется по фор-
муле для нефтяных фракций
К = 5,53 + 0,855 - Г70%-60 Г‘°% (1,444)
Для углеводородов с нормальной температурой кипения Ткка=
= 236—600.К (кроме нафтеновых и ароматических) критическое дав-
Таблица 1.49. Значения константы К в уравнении Льюиса
Углеводород или нефтепродукт к Углеводород или нефтепродукт к
н-парафины (бутан и более 5,06 ароматические без боковых це- 6,22
тяжелые) изо-парафиновые 5,1—5,3 пей насыщенные циклические угле- 6,05
нафтеновые 6,0 водороды нефтепродукты прямой пере- 6,3—6,4
ароматические 6,5—7,0 гонки крекинг-керосин 6,8—7,0
ление можно определять по формуле
(1,445)
20,8.10sТкр
якр - юзукр_8‘
Критическое давление углеводородов (кроме нафтеновых и аро-
матических) можно приближенно определять по формуле Герцога
21,7.5-102 Ткр
Якр “ VKp
(1,446)
Критическое давление алифатических углеводородов определяется
по формуле Тодеса ________ ; у
105а
Лкр = 27р2 * (I,447)
в которой а и b — константы уравнения Ван-дер-Ваальса, определяемые
по формуле (1,406) и (1,407).
Критическое давление циклических углеводородов определяется по
формуле Герцога
1g лкр = 5 А Ц- В 1g П (1,448)
в которой П — парахор; А и В — константы, причем для ациклических
углеводородов А = 3,048, В =—0,653, для ароматических циклических
углеводородов (кроме дифенила) и систем с конденсированными цикла-
ми А = 3,858, В = —0,921.
Критическое давление соединений различных гомологических рядов
определяется по уравнениюТамсона и Ватсона
лкр = лкр 4- д/с _i-C (1,449)
где Лкр —критическое давление для подходящего (родственного или
гомолога) нормального парафинового углеводорода; Ал и С — констан-
ты, определяемые по табл. 1.50.
Критическое давление нормальных алкановых углеводородов мож-
но найти по уравнению Тиличеева и Татевского [36, с. 33]
лкр = 106 (7,022 — 0, ОО87’Кр) (1,450)
Критическое давление нефтяных фракций может быть найдено по
графическим зависимостям, предложенным Эдмистером [3, с. 35]. Гра-
фические зависимости критического давления от модуля Джессапа, ха-
рактеризующего фактора К, средней объемной температуры кипения
135
Таблица 1.50. Константы в уравнении Гамсона и Ватсона
Соединение Дл, МПа с
Ароматические моноциклические уг- 5,6977 -з
леводороды Нафтеновые 6,6587 0
Моноолефиновые 0,4325 0
Тер. об. относительной плотности р §7? и наклона S кривой разгонки неф-
тепродукта представлены на рис. 1-72 и 1-73.
Пример 12. Средняя объемная температура кипения фракции ТСр-ов=495 К, на-
у ______________________у
клон кривой разгонки S=----— =2,22 К/%, относительная плотность р277=0,825.
Определить критическое давление для этой фракции.
Решение. Для определения критического давления нефтяных фракций (см.
рис. 1-82) достаточно иметь любые два из заданных исходных показателей. Трем за-
данным исходным показателям соответствует критическое давление л«р=2,94-10е Па =
=2,94 МПа.
Поправочный коэффициент для критического давления нефтяных
фракций зависит от наклона S кривой разгонки по Энглеру, его значе-
ние можно принимать по данным табл. 1.51.
Таблица 1.51. Поправочный коэффициент для определения критического давления
Наклон кривой разгонки по Энглеру с Тео—Тщ 80 0,5 1,0 1.5 2,0 2,5 3,0
Поправочный коэффициент 1,10 1,18 1,25 1,32 1,37 1,42
Критическое давление углеводородов как функция нормальной тем-
пературы кипения и критической температуры рассчитывается по урав-
нениям Магарила и Герштейна
. lgnKp = 2,174 + 0,42^^(ТКР-7КИП)(-1^Г^ (1,451)
lgnKp = 5 + 0,00055 (1,451а)
I Дл I
где Дл/(105ДТ)—температурный коэффициент давления в точке кипе-*
ния при л=101 325 Па, Па/К; (105Д7’)/Дл— величина, обратная тем-
пературному коэффициенту давления, К/Па.
Критическое давление углеводородов С2—С5 с достаточной для
практики точностью рассчитывается по уравнению Фроста
лкр = 10« [49,2 —(Т^р —300)0,095] (1,452)
Графическая зависимость критического давления от средней моль-
ной температуры кипения представлена на рис. 1-74.
136
т
ср. об
Рис. 1-72. Зависимость
критического давления
нефтяных фракций от
модуля Джессапа и ха-
рактеризующего фактора.
Рис. 1-73. Зависимость
критического давления
нефтяных фракций от
средней объемной темпе-
ратуры кипения Тер. об,
относительной, плотности
и наклона кривой раз-
гонки нефтепродукта
Sastm
710 + Тэд 4- Ffio 4- + Лю
5
7в0 —Т10
^ASTM = go
мпц
Рис. 1-74. Зависимость критического давления нефтяных фракций от средней мольной
температуры кипения и критической температуры.
Рис. 1-75. Зависимость критических констант от средней мольной температуры кипения
и средней молекулярной массы нефтяной фракции. /
Графическая зависимость критических констант от средней моль-
ной температуры кипения и средней массы кмоля фракции изображе-
на на рис. 1-75.
Известны аддитивные методы расчета критического давления на
основе использования в соответствующих уравнениях атомных и струк-
турных составляющих (инкрементов). С их помощью получены урав-
нения Риделя и Лидерсена, Эдульжи, Воулеса.
Уравнение Риделя
Ч
~тг (1.453)
<₽)
где — функция молекулярной структуры, определяемая суммирова-'
нием констант по данным табл. 1.52.
Таблица 1.52. Атомные и структурные константы Ф
в уравнении Риделя [5, с. 134]
лкР = 10’
Атом, связь ф Атом» связь ф
н 0 Конденсированное коль- —10
цо
с 4-23 С=С —16
Атом кольца —4,3 С = О — 12
С = С —14
Уравнение Лидерсена
105М
Лкр = / , \2
(2<D+0,34)
(1,454)
где 2Ф — константа, определяемая путем суммирования подходящих
числовых значений, определяемых структурой молекулы, эти значения
сведены в табл. 1.53.
Уравнение Эдульжи является модификацией уравнения Риделя
Ю’М
лкр = г—---г2 (1,455)
[2 Ар]
где SAp— постоянная, получаемая путем суммирования атомных и
структурных констант, приведенных в табл. 1.54.
Уравнение Воулеса
где 2у — постоянная, получаемая путем суммирования атомных и
структурных констант, значения которых даны в табл. 1.55.
Критический объем
Объем, который занимает вещество при критических давлении и
температуре, называется критическим.
Критический объем не поддается точному определению по той при-
чине, что в критической точке ничтожно малые изменения давления
влекут за собой большие изменения объема.
139
Таблица 1.53. Атомные и структурные константы Ф
в уравнении Лидерсена [5, с. 135]
Атом, группа, связь ф Атом, группа, связь ф
—СН3, -СНа- 0,227 =с—, =сн 0,153
—СН2— в кольце 0,184 —о— 0,160
1 —сн 1 0,210 —О— в кольце 0,120
1 —СН в кольце 0,192 —СНО— 0,330
=СН, = СНа 1 0,198 —СОО— 0,470
1 =СН в кольце 0,154 —СООН— 0,400
1 —С— 1 0,210 =0 0,190
1 —С— в кольце 1 0,154 1 =С—, =С= в кольце 0,154
1 =С—, =С= 0,198
Таблица 1.54. Атомные и структурные константы Ар в уравнении Эдульжи
[5, с. 137]
Атом, группа, связь Др Атом, группа, связь Др
с —9,53 н 16,20-
Одиночное ответвление или подстановка* при втором ато- ме С то же, при третьем атоме С —1,60 —4,75
—СООН 57,70
С = С в углеродной цепи, где число атомов углерода равно: АГс = 2 JVC = 3 iVc = 4 Ас = 5 Wc = 6 Nc = 7 2VC = 8 Nc = 9 28,60 27,90 25,20 21,20 16,40 11,00 5,30 о, о’
С = С 51,10
Пятичленное насыщенное коль- цо, гетероциклические соеди- нения 10,50
Шестичленное насыщенное кольцо, гетероциклические соединения 7,20
Бензольное кольцо 84,50
* Положение отсчитывается от короткого конца цепи. При нескольких ответвлениях или за-
мещениях доли умножаются на число ответвлений.
140
Таблица 1.55. Атомные и структурные константы в уравнении Воулеса
Атом, группа, связь V Атом, группа, связь •V
С 1,02 С = С 2,50
Н 1,95 С = О 2,50
О 3,00 Се=С S,59
Гидроксильная группа 23,10 Пяти- или шестичленный цикл —0,14
Критический объем вещества в м3/кмоль зависит от его критиче-
ской температуры и давления 1
V кР=10-з Г208 -^- + 8^ «кр / (1,457)
Критический объем вещества может рассчитываться как функция
парахора [9, т. I, с. 917]
7кр = 10-»(0,377П + Н) (1,458)
Критический объем вещества как функция парахора рассчитыва-
ется также по уравнению Герцога
Критический объем алифатических углеводородов [5, с. 141] мож-
но вычислить по формуле
укр == 3.1О-3РнЬ (.1,460)
где рн — коэффициент, зависящий от числа атомов углерода и их рас-
положения в молекуле углеводорода; b — константа Ван-дер-Ваальса
(1,407).
Для нормальных насыщенных алифатических углеводородов
Рн = 0,785 — 0,013Ус
Для насыщенных алифатических углеводородов с боковыми це-
пями
рн =0,810—0,014ЛГс
Для ненасыщенных алифатических углеводородов
р'=0,993рн
Критический объем как функция объема вещества в состоянии ки-
пения рассчитывается по уравнению Бенсона
Укр = Гкнп [0, 422 (1g лКр-5) + 1,981] (1,461)
при этом рж. кип — плотность вещества в жидком виде при температуре
кипения.
В каждом гомологическом ряду углеводородов критический объем,
занимаемый паром, в первом приближении зависит только от мольной
массы М. Для нормальных парафиновых углеводородов
Икр = 0,004344 (1,462)
141
Критическая плотность
Плотность вещества в критическом состоянии называется крити-
ческой.
Критическая мольная плотность вещества рассчитывается по фор-
муле
(1-463)
где R = 8 314,82 (Па-м3)/(кмоль-К).
Отношение плотности вещества в критическом состоянии к его
плотности при нормальных условиях приближенно равно значению кри-
тического коэффициента 2кр для паров углеводородов
= 0,255
Ро
Приведем отношение критической плотности вещества к его плот-
ности при температуре Т
-^-=3,95—1,95-7?— ' (1,464)
Ркр 1 Кр
Зависимость ских параметров критической плотности от температуры Т и критиче- описывается уравнениями Филиппова [37]: ркр = 0,253 рг — Г (1.465) т -1,95ркР(7\-Г2) Тир- pi_p2 (1.466) 2,5766j?TKPpKP «кр- м (1.407)
где рт, pi и р2 — плотности вещества при температуре Т, Ti и Т2',
7^=8314,82 (Па-м3)/(кмоль-К).
Псевдокритические константы
Понятие о псевдокритических константах (температуре, давлении,
объеме, плотности) введено для того, чтобы получить возможность
применять для смесей данные о сжимаемости индивидуальных углево-
дородов.
Псевдокритические константы предложены для определения приве-
денных величин смесей с тем, чтобы соответствующие значения приве-
денных величин чистых компонентов могли быть использованы для оп-
ределения свойств смесей.
Псевдокритические константы представляют собой среднемольные
значения критических констант компонентов смеси
7*пс.кр = У, (1,468)
Лпс.кр = 2 ^"«pi (1.469)
Уравнение (1,468) показывает удовлетворительную сходимость, а
уравнение (1,469)—дает заметные отклонения от экспериментальных
142
числовых значений псевдокритического давления. Наилучшую сходи-
мость с экспериментальными значениями псевдокритических парамет-
ров показывает уравнение Иоффе
-7^==S^-^— <’«470>
i У Лпс.кр " И «КР .
При псевдокритических параметрах системы физическое свойство
смеси равно физическому свойству чистого вещества при равенстве
псевдоприведенных и приведенных параметров, характеризующих смесь,
и чистое вещество
Т т
Тпс.пр ~ Т - = ^ПР = Т -
1 ПС.Кр - 1 кр
л л
Лпс.пр = ~ = япр = „ ’
'’•ПС.Пр 11 Кр
Как правило, для смеси веществ характерно несоблюдение равен-
ства псевдокритических и критических температуры, давления и объ-
ема.
Псевдокритическая температура смеси есть функция средней моль-
ной температуры кипения, а истинная критическая температура смеси—
функция средней массовой температуры кипения.
Псевдокритическая точка смеси тем более отличается от истинной,
чем больше интервал между кривыми испарения и конденсации смеси
или чем больше разность между температурами кипения или мольны-
ми массами компонентов.
Псевдокритическая температура смеси всегда ниже истинной кри-
тической температуры смеси.
Псевдокритическая температура нефтяной фракции может быть
принята равной критической температуре углеводорода, температура
кипения которого равна средней мольной температуре кипения фрак-
ции.
Псевдокритическая температура газовых смесей, средняя мольная
масса которых М= 16—26, рассчитывается по формуле
Т’пс.кр = 5,4Л1 + 105,5 (1,471)
Псевдокритическое давление смеси всегда ниже истинного крити-
ческого давления смеси-
Псевдокритическое давление газовых смесей, средняя мольная мас-
са которых М= 16—26, можно определить по формуле
Лпс.кр = Ю=(50— 0.145М) (1,472)
Истинное критическое давление смеси выше критического давле-
ния чистого компонента, имеющего те же свойства. Обычно критиче-
ское давление смеси выше критического давления любого отдельного
компонента, входящего в состав смеси.
Зависимость критического и псевдокритического давлений смеси
характеризуется уравнением Бенедикта
Лкр — ЭЛпс.кр
(1.473)
143.
Псевдокритическое давление природных газовых смесей равно
лпс.кР = 6895- 10б (710 — 2, 07Л4) (I,474)
Графики зависимости псевдокритической температуры и давления
от средней мольной массы фракции для разных значений характеризу-
ющего фактора (К=10—13) и от плотности газа (в случае отсутствия
сведений о составе газа) приведены в работе [38, с. 84—85],
Зависимость критических и псевдокритических параметров смесей
представлена на рис, 1-76 [27, с. 24].
Рис. 1-76. Зависимость критических и псевдокритических параметров смесей от молеку-
лярной массы.
В зависимости от типа критической области на графиках критиче-
ских параметров бинарные системы относят к одному из четырех типов.
I. Большинство известных систем (критическая область обычного
типа).
II. Системы типа метан — н-гептан.
III. Системы типа метан — н-декан.
IV. Азеотропные бинарные системы типа ацетилен — этилен.
Обычные зависимости для определения критических температур и
давлений нельзя применять для систем типов II—IV.
Если на графике представлена зависимость давления паров от тем-
пературы двух компонентов — высококипящего (ВКК) и низкокипяще-
го (НКК) — и критические точки компонентов соединены линией, то
точки этой линии соответствуют значениям критических точек смеси
компонентов, взятых в разных соотношениях.
144
Так называемый «критический феномен» — точка перегиба этой
линии—объясняется тем, что при прибавлении к НКК тяжелоле^учего
ВКК критическая температура смеси непрерывно возрастает, критиче-
ское же давление сначала увеличивается и достигает максимума, а за-
тем понижается до точки критического давления НКК-
Псевдокритический мольный объем смеси [5, с. 159]
Л
Ем.пс.кр = (1,475)
1
Псевдокритический фактор сжимаемости смеси
п
Znc.KP = 2^Pi (I,47G)
1
Псевдокритический фактор ацентричности для смеси
п
шпс.кр = У Х/СО» (1 > 477)
1
Уравнения (1,476) и (1,477) неприменимы в области, близкой к
жритической точке.
Фокальной точкой сложных смесей называется точка пересечения
линий однократного испарения и однократной конденсации. Фокальная
температура — температура системы, соответствующая фокальной точ-
ке. Фокальное давление — давление системы, соответствующее фокаль-
ной точке.
Связь критической температуры и давления смесей с фокальными
значениями температуры и давления в зависимости от средней объем-
ной температуры кипения и наклона кривой линии разгонки нефтепро-
дукта показана на рис. 1-77 и 1-78.
ХАРАКТЕРИСТИКИ СЖИМАЕМОСТИ
Фактор сжимаемости
Фактор сжимаемости учитывает отклонения реального газа от
уравнения состояния идеального газа (уравнение Менделеева — Кла-
пейрона) и представляет собой функцию температуры и давления, или
функцию приведенных температуры и давления, а для смесей — функ-
цию псевдоприведенной температуры и давления.
Если объем реальных газов и паров при высоких давлениях будет
рассчитан по уравнению состояния для идеальных газов, то ошибка
может составить до 500%.
Фактор сжимаемости зависит от величин приведенных параметров
для индивидуальных веществ
/ / л \
2 = f (Тпр, Лпр) — /1 ~7р , — I (1,478»
\ 7 кр JLKP /
или
^реальн
2 — у
кид
Уреальн
^реальн + а
(1,479)
10—844
145
120
Рис. 1-77. Зависимость фокальной температуры нефтяной фракции от средней объемной
температуры кипения и наклона кривой линйи разгонки.
^кр.об ’ К
Рис. 1-78. Зависимость фокального давления нефтяной фракции от средней объемной
температуры кипения и наклона кривой линии разгонки.
где а — остаточный объем в м3/кмоль
0,9869^7 „ „ (1
О.— ^иц ^реальн = ' ^Реальн = ^реальн f г 1 I (I <480)
здесь /?=8 314,82 (Па-м3)/(кмоль-К).
Фактор сжимаемости смесей газов или паров можно определять
четырьмя способами: »
1) аналогично определению этого фактора для индивидуальных
веществ, но в зависимости от псевдоприведенной температуры и дав-
ления
гсм = f (тпс.пр< япс.пр) (1.481)
2) пользуясь значением фактора сжимаемости z0 идеальной среды,
фактором ацентричности со и поправочным коэффициентом z'
?cm = z0 + сосмг' (1,482)
при этом
п
Шсм = 2
1
3) по уравнению
п
гси = 2 у'л (1.483)
1
4) на основе допущения о том, что фактор сжимаемости смеси ра-
вен фактору сжимаемости «эквивалентного компонента».
Фактор сжимаемости индивидуальных углеводородов, обладающих
относительно высокими значениями мольных масс, при приведенной
температуре, не превышающей тПр=1,5, и малых значениях Ящ,
г = 1,0 — (0,73тпр — 0,18)лпр (1,484)
а при относительно больших значениях лпр
г= 1,0 —(0,24 —0,14тпр) (8 —лпр) (1,485)
Критический фактор сжимаемости является минимальной величи-
ной и соответствует фактору сжимаемости в критических условиях
- 9,8687лпрУкР
г“₽ = тпр/г
(1,486)
Критический фактор сжимаемости зависит от теплоты испарения
при нормальной температуре кипения
1
гкР =-------------j— (1,487)
кр 3,43 4-0,00038г*ип
где гкип — теплота испарения, кДж/кмоль.
Известно, что в критической точке z0= 0,291, а z'=—0,08; тогда,
подставив числовые значения величин в выражение (1,482), получим:
гкР = 0,291 — 0,08со = 0,371 —0,0343 ^Якр~5 (1,488)
f 1 кр i
Т 1
1 КИП
Характер зависимости фактора сжимаемости от величины приве-
денных параметров различен.
10* 147
Если лпр<9, то при увеличении тпр фактор z возрастает.
Если лПр>9, то при увеличении тПр фактор z уменьшается, что вид-
но из табл. 1.56.
Таблица 1.56. Зависимость фактора z
от приведенных параметров
япр тпр Z япр Тпр Z
4 1 0,55 <8 1,0—1,5 1
4 15 1,02 >8 1,0—1,5 1
20 1 2,25 <5,5 2,0 <1
20 15 1,17 >5,5 2,5 ^>1
Отмечается также, что при увеличении лпр фактор z снижается,
достигает минимума, затем возрастает. При низких значениях тПр вы-
сококипящие углеводороды имеют более низкое значение фактора г,
чем низкокипящие. При высоких значениях тпр высококипящие угле-
водороды имеют более высокое значение фактора z, чем низкокипящие.
Для идеального газа zKP=l. По уравнению Ван-дер-Ваальса
_ лкРУкр ~
2кр— я7кр
Значение фактора сжимаемости гкр для углеводородов колеблется
от 0,27 до 0,29, поэтому уравнение Ван-дер-Ваальса неприменимо для
расчетов фактора сжимаемости углеводородов.
В литературе приведены графики двух типов для определения фак-
тора сжимаемости в зависимости от приведенных параметров:
обобщенные (для всех углеводородов и смесей) [38, с. 83];
индивидуальные (для отдельных углеводородов) [29].
Если в смеси присутствуют водород и другие неуглеводородные га-
зы (О2, Н2О), то для получения приведенного давления углеводородной
части применяют «эффективное давление»
лэф = л ]/</нс ' (1,489)
У»С
где у'ас —содержание неуглеводородных составляющих смеси в мол.
долях.
Для углеводородной части
л
лпр = “^--—
ппс.кр
Для каждого неуглеводородного газа в смеси с углеводородными
фактор сжимаемости определяется отдельно и с использованием эффек-
тивного давления
лЭф = Pi Vу;
где Pi — парциальное давление.
Общий объем смеси по уравнению Амага равен
Еобщ — л 2-1
(1,491)
(1,492)
148
Графики z=f(гщ>, лПр) применимы как для углеводородов, так и для
других газов, отвечающих закону соответственных состояний.
При точных расчетах величину фактора сжимаемости определяют
по формуле
< «пр /„ . , „ „„„ 0,33 — 0,46со
2= 1 + —— 0,144 + 0,073ср — — -—1------—
тпр | тпр
0f1384-0.5w 0,012 + 0,097o) 0,0073to \
- -Т---------------"ЛГ2------ - 8" ) (1.493)
тпр тпр тпр ]
При определениях числового значения фактора сжимаемости для
водорода и азота следует принимать
Т л
Тпр~ Т’кр+З И Япр- лкр+8.105
Аналогичным образом, для смесей, содержащих водород и азот
Т л
тпс.кр= Гпс_кр + 8 и лпс.кр — Япскр+8.105
На рис. 1-79 в координатах лУ—л изотермы идеального газа (АВС,
EG) представлены прямыми линиями, параллельными оси абсцисс, а
Рис. 1-79. Изотермы идеально-
ного (ABC, EG) и реального
(ABD, ЕЕ) газов.
изотермы реального газа (ABD, EF) — кривыми, имеющими минимум.
При повышении температуры от То до Ti участок изотермы реаль-
ного газа (петля под прямой АС) исчезает и изотерма принимает поло-
жение EF.
Объем идеального газа.
0,98697?/’
'''“Д = л
при этом n;V=const.
Объем реального газа
0,9869zRT
*реальн — я — г^ид
Для участка изотермы реального газа, расположенного ниже изо-
термы идеального газа (петля) фактор г<1, а для участка, располо-
женного выше изотермы АС фактор г>1 (при одном и том же дав-
лении).
149
Связь между факторами сжимаемости реальной и идеальной сред
имеет вид
2 — го + аг' — гТо + М2г — гл0 + “гл
(1,494)
где z0, 2То, —факторы сжимаемости идеальной среды; 2', zr, 2п —
поправочные коэффициенты для реальных сред; со — фактор ацентрич-
ности.
При со=0 факторы zno=zT0.
Фактор сжимаемости г0 идеальной среды и поправочный коэффи-
циент 2’ являются функциями приведенных параметров
20 = f (Лпр, Тпр) 2 = f (лпр, Тпр)
и могут определяться по диаграммам, приведенным в Приложении (см.
рис. П-27, П-28).
Расчет коэффициентов сжимаемости
гт = гТа + жГ гп = гл0 + шгл
осуществляется с использованием данных табл. 1.57.
Таблица 1.57, Значения za и г'
для насыщенных паров, находящихся в равновесии с жидкой фазой
лпр го Z' лпр г1 Z'
1,00 0,29 —0,080 0,65 0,61 —0,069
0,98 0,38 —0,080 0,60 0,64 —0,060
0,96 0,41 —0,090 0,55 0,66 —0,056
0,94 0,43 —0,090 0,50 0,69 —0,050
0,90 0,47 —0,090 0,40 0,73 —0,030
0,85 0,50 —0,090 0,30 0,78 —0,020
0,80 0,53 —0,090 0,20 0,83 —0,008
0,75 0,56 —0,081 0,10 0,90 —О; 002
0,70 0,59 —0,080 0,05 0,93 0,000
Обобщенные значения фактора сжимаемости насыщенных паров
и насыщенных жидкостей как функции приведенных величин представ-
лены на рис. 1-80 и 1-81.
Приведенные величины температуры, давления, объема и остаточ-
ного объема определяют по формулам
Т л V •
Тпр _ Ппр _ фпр = __
_ а________RT/л — V
акр ^Ткр/лкр—Икр
При этом более точные результаты дают уравнения _
Т-Та V-Vo
пр~ Гкр-Тр Фпр-Гкр_Ио
где То и Vt — экспериментальные константы для данного вещества. i
150
С большей точностью приведенные параметры можно определять
при использований поправочных коэффициентов Таи Ра
при этом
Т
Тп₽_ Ткр + Тп
«
ТП = f (тпр)
я
ПпР= Лкр+Рц
Поправочный коэффициент Та можно определить графически (рис.
1-82). Приведенный остаточный объем определяется по диаграмме, при-
Рис. 1-81. Зависимость фактора сжи-
маемости от приведенной темпера-
туры:
Рис. 1-80. Зависимость фактора сжи-
маемости от приведенного давления:
1 — для насыщенных паров; 2 — для насы-
щенных жидкостей.
1 — для насыщенных паров; 2 — для на-
сыщенной жидкости.
(1.495)
веденной на рис. 1-83, псевдоидеальный приведенный объем — по
рис. 1-84.
Псевдоидеальный приведенный объем вычисляется по формуле
' v Уякр
‘Рпр ~ у' ~ RTKp
кр к
при этом УкР —псевдоидеальный критический объем, значения которо-
го в м3/км(Тль для некоторых углеводородов приведены ниже:
Метан..............0,34
Декан..............2,34
Бензол ... ... 0,95
Ксилолы............1,40—1,45
Приведенный объем является функцией приведенной температуры
• / 250 >
Лпр = 6,06 I Тпр-а— |— 3,91
\ Тпр /
(1.496)
151
Рис. 1-82. Значения коэффициента Тп:
а — гкр>0,299, тпр> 1; б — zKp«; 0,25; / — положительные при т'пр<1; 2 — отрицательные при>
т пр -> 1 •
Рис. 1-83. Зависимость приведенного остаточного объема аПр от приведенных давления1
и температуры.
Взаимозависимость приведенных параметров характеризуется гра-
фиком изохор.. На графике изохор (рис. 1-85) приведены прямолиней-
ные зависимости приведенных параметров для отдельных углеводоро-
дов. Зависимости для средних значений приведенных параметров угле-
водородов показаны.на рис. 1-86.
Рис. 1-84. Зависимость псевдоидеального приведенного объема <р'р от приведенных дав-
ления и температуры.
При относительно низких температурах
nV<RT
z< 1
При более высоких температурах
xV>RT ' з>1 .
При низких давлениях фактор сжимаемости z близок к единице,
при высоких давлениях фактор z может быть больше и меньше еди-
ницы.
Температуру, соответствующую переходу от значения г<1 к зна-
чению г>1 при давлении, близком к атмосферному, называют темпе-
ратурой Бойля (ТБ); при ней для всех давлений n,V~^RT (рис. 1-87).
Таблица .1.58. Температура Бойля для некоторых газов
Газ Температура Бойля К Критическая темпе- ратура Ткр, К ГБ Гкр
Водород 109 31,1 3,28
Окись углерода 333 134,0 2,72
Метан 491 190,5 2,52
15.3
Рис. 1-85. График приведенных изохор для углеводородов.
Значения температуры Бойля и ее отношения к критическим зна-
чениям температуры для некоторых веществ даны в табл. 1.58.
При Т>Тв фактор сжимаемости z>l; при температуре ТсТб и
низком давлении п фактор сжимаемости 2<1, а при высоком давле-
нии z> 1.
Ацентрический фактор
Величина ацентрического фактора со характеризует отклонение
свойств л—V—Т реального газа от свойств идеальной среды. Для жид-
костей (о=0.
154
Величина ацентрического фактора может быть вычислена по од-
ной из формул а = — 1g Ло— 1 (1,497) а = -|- / ^Якр~5Л-1 (1,498) ' 7 КР __ 1 1 \ 7"кип / а =0,1745 — 0,0838тпр (1,499) lgn« —(lgJt*)p <d- ' d.500)
где л0— приведенное давление насыщенного пара при приведенной
температуре тПр=0,7; л*—приведенное давление пара при любой при-
Рис. 1-86. График средних значений приведенных
изохор для углеводородов.
Рис. 1-87. Зависимость температуры Бойля от па-
раметров состояния (л, V, Т).
веденной температуре; (lgn*)0 и (lgn*)i— поправки, зависящие от при-
веденной температуры тпр и определяемые по табл. 1.59.
Таблица 1.59. Поправки в формуле (1,500)
тпр —(Ign*)o —(lgn*)l тпр —(Ign*)o — (Ign*)i
1,00 0,000 0,000 0,80 0,590 0,543
0,98 0,051 0,043 0,70 1,000 1,000
0,96 0,103 0,088 0,60 1,550 1,720
0,94 0,157 0,134 0,58 1,683 1,910
0,92 0,212 0,183 0,56 1,828 2,120
0,90 0,269 0,233 0,54 1,984 .2.350
Пример 13. Определить числовое значение ацентрического фактора для бутена-1,
если лКр = 4,023-10е Па, 7'кр=419,6 К, 7’КИп=266,9 К, давление насыщенного пара при
нормальной температуре кипения Р = 0,0945-106 Па.
155
Рис. 1-88. Зависимость ацентрического фактора нефтяных фракций от псевдокритиче-
ского давления, псевдокритической температуры и средней мольной температуры кипе-
ния.
Решение. Ацентрический фактор
числовые значения величин
рассчитаем по формуле (1,500), для чего найдем
0,0945-10’
— 4,023-10’ ==0,0235
266,9
л* = ——
Лкр
Т’кип -----> - .
Т°Р- Ткр “ 419,6
1g л* = 1,6293
Величины (lgn*)0 H (1g л*)] найдем в зависимости от тПр=0,636 путем интерпо-
лирования значений, взятых из табл. 1,59:
(1g л*)0 =—1,3520 и (1g л*)! =—1,4608
Подставив в формулу (1,500) числовые значения величин, получим
Ig л* — (lgn*)0 —1,6293-(-1,3520)
“ (lgn;*)i _ —1,4608 - 0,19
Ацентрический фактор можно найти по средней мольной темпера-
туре кипения и псевдокритическим параметрам (рис. 1-88) [7, с. 28].
156
Ацентрический фактор смеси находят следующим образом:-
Л
= (1,501)
1
Ацентрический фактор и критический фактор сжимаемости связа-
ны зависимостью (критерием) Питцера
1
t—=1,28<о+3,41 (1,502)
2кр
Значения ацентрического фактора для большинства углеводородов
и неуглеводородов приведены в работе [6, с. 50; 8, с. 213—222]. Значе-
ния ацентрического фактора для некоторых углеводородов даны в
табл. 1.60.
Таблица 1.60. Значения ацентрического фактора <о [8, с. 213—222]
Газ 6) Газ (1)
Водород 0,0000 Пропан 0,1524
Двуокись углерода 0,2310 Бутан 0,2010
Сероводород 0,1000 Пентан 0,2539
Двуокись серы 0,2460 Гексан 0,3007
Водяной пар 0,3480 Гептан 0,3498
•Метан 0,0104 Бензол 0,2125
Этан 0,0986 Толуол 0,2596
ЛИТЕРАТУРА
1. Рабинович Г, Г, Расчет нефтеперегонной аппаратуры. Изд. 2-е. М. — Л., Гостоптех-
издат, 1941.
2. Перри Дж. Г. Справочник инженера-химика. Т. I, II. Л., Химия, 1969.
3. Edmister IT. С. Applied Hydrocarbon Thermodynamics. Houston, Texas, Gulf Publ.
Co:, 1961.
4. Карапетьянц M. X. Химическая термодинамика. M. —Л.,'Гостоптехиздат, 1953.
5. Бретшнайдер С. Свойства газов и жидкостей. Инженерные методы расчета. Пер.
с польск. М. — Л., Химия, 1966.
6. Рид Р., Шервуд Т. Свойства газов и жидкостей. Определение и корреляция. Пер.
с англ. Л., Химия, 1971.
7. Technical Data Book. Petroleum Refining. V. I, II. Wash., API. 1970—1971.
8. Методы расчета теплофизических свойств газов и жидкостей. ВНИПИнефть, Тер-
модинамический Центр В/О «Нефтехим». М., Химия, 1974.
9. Справочник химика. Т. I. М. — Л., Химия, 1966. Т. V, 1968.
10. Попович С. ЖФХ, 1961, т. 35, с. 48—49.
11. Чернышев А. К., Поплавский К. Л., Заичко И. Д. Сборник номограмм для химико-
технологических расчетов. Л., Химия, 1969.
12. Павлов К. Ф„ Романков П. Г., Носков А. А. Примеры и задачи по курсу процессов
и аппаратов химической технологии. Л., Госхимиздат, 1961.
13. Голубев И. Ф„ Агаев Н. А. Вязкость предельных углеводородов. Баку, Азернешр,
1964.
14. Здановский А. Б. ЖФХ, 1955, т. 29, с. 209—218; 1960, т. 34, с. 1380—1381; 1962,
т. 36, с. 657—658.
15. Дубовкин Н. Ф. Справочник по углеводородным топливам и их продуктам сгора-
ния. М. — Л. Госэнергоиздат, 1962.
16. Новиков Н. Н. Атомная энергия, 1957, т. 2, с. 468—473.
17. Гусейнов Д. А. Технология производства смазочных масел. Баку, Азнефтеиздат,
1956.
18. Гуревич И. Л. Общие свойства и первичные методы переработки нефти и газа.
Изд. 3-е. М., Химия, 1972.
157
19. Maxwell J. В. Data Book on Hydrocarbons. Application to Process Engineering.
5th ed. New York — Toronto — London, Van Nostrand, 1958.
20. Флореа О., Смиг'ельский О. Расчеты по процессам и аппаратам химической техно-
логии. М., Химия, 1971.
21. Григорьев Б. А., Ганиев Ю. А. Изв. вузов. Сер. Нефть и газ, 1968, № 10, с. 10—44.
22. Gruse W. A., Stevens D. R. Chemical Technology of Petroleum. 3rd ed. New York —
Toronto — London, McGraw-Hill Book Co., 1960.
23. Hougen O. A. e. a. Chemical Process Principles. 2nd ed. New York — London, J. Wi-
ley and Sons Inc., 1944—1948.
24. Science of Petroleum (eds. Dunstan A. E. e. a.). London — New York — Toronto —
Oxford, University Press. V. IL Sect. 20. Physical and Chemical Properties of Petro-
leum and its Products, Determination, Correlation and Collected Data, 1938—1950,
p. 1069.
25. Чу П. Л., Чин С. С. ЖФХ, 1951, т. 25, с. 102—109.
26. Барон Н. М. и др. Краткий справочник физико-химических величин. Изд. 5-е. Л.,.
Химия, 1967.
27. Платонов В. М... Монко Я- Д. Прикладная термодинамика смесей легких углеводо-
родных газов по материалам зарубежной печати. М., ГОСИНТИ, 1956.
28. Карапетьянц М. X. и др. Температура кипения и давление насыщенного пара угле-
водородов. М., Ростоптехиздат, 1961.
29. Справочник по разделению газовых смесей методом глубокого охлаждения. Изд.
2-е. М., Госхимиздат, 1963.
30. Скобло А. И., Трегубова И. А., Егоров Н. И. Процессы и аппараты нефтеперераба-
тывающей и нефтехимической промышленности. М., Гостоптехиздат, 1962.
31. Fishtine S. Н. Hydrocarb. Process.-a. Petr. Ref., 1963, v. 42, № 10, p. 143—144.
32. Кричевский И. P. Фазовые равновесия в растворах при высоких давлениях. Изд.
2-е. М., Госхимиздат, 1952.
33. Стромберг А. Г., Семченко Д. П. Физическая химия. М., Высшая школа, 1973.
34. Рамм В. М. Абсорбция газов. Изд. 2-е. М., Химия, 1976.
35. Великовский А. С. и др. Газ. пром., 1964, № 2, с. 1—6.
36. Тиличеев М. Д., Татевский В. М. Нефт. хоз., 1948, № 12, с. 33—36.
37. Филиппов Л. П. ЖФХ, 1957, т. 31, с. 582—588; 1963, т. 37, с. 201—204.
38. Эмирджанов Р. Т. Основы технологических расчетов в нефтепереработке. М. — Л.,.
Химия, 1965.
ГЛАВА II
РАВНОВЕСИЕ ФАЗ
ОСНОВНЫЕ ОБОЗНАЧЕНИЯ
А— функция фугитивности.
В— функция фугитивности, вириальный коэффициент.
b— показатель летучести.
С—вириальный коэффициент, концентрация.
е— доля отгона.
f— фугитивность, Па.
G— масса, кг.
К— константа фазового равновесия.
М—мольная масса.
N— число молей.
Р—давление насыщенного пара, Па.
р— парциальное давление, Па.
7?=^§,315 кДж/(кмоль-К) = 8 314,8 (Па-м3)/(кмоль*К) —-универсаль -
ная газовая постоянная.
5—наклон линии, К/%.
Т—температура, К.
V—объем, м3.
х—доля компонента в жидкости.
у—доля компонента в паровой фазе.
z—коэффициент (фактор) сжимаемости.
а—остаточный объем, м3; относительная летучесть.
у— коэффициент активности.
Д— разность.
6—параметр растворимости.
т. — давление, Па.
Е— сумма.
т—температура безразмерная.
Ф—коэффициент фугитивности.
Ф—объем безразмерный.
<о—фактор расширения (ацентричности).
Индексы
ар— ароматический.
ВКК—высококипящий компо-
нент.
ж— жидкость.
ид— идеальный.
кип— кипение.
к—компонент, координат-
ный.
кр— критический.
л — легкий.
м— мольный.
макс— максимальный.
мин— минимальный.
НКК—низкокипящий компо-
нент,
об—объемный.
п—пар, поправочный.
пар — парафиновый.
159
пр— приведенный.
пс. кр— псевдокритический.
р—рабочее условие,
реальн—• реальный.
с— сырье.
см — смесь.
ср — средний.
сх— сходимость.
т — тяжелый.
фок—фокальный.
О—идеальная среда, нор-
- мальные условия.
1 — низкокипящий компо-
нент, условия по тем-
пературе или давле-
нию.
2 — высококипящий компо-
нент, условия по тем-
пературе или давле-
нию.
'—исправленное значение
константы, мольная до-
ля.
i—номер компонента сме-
си.
ЗАКОНЫ СОСТОЯНИЯ ИДЕАЛЬНЫХ И РЕАЛЬНЫХ ГАЗОВ
В нефтепереработке широко применяются технологические про-
цессы, связанные с нагреванием и охлаждением, сжатием и расшире-
нием газов. В этой связи значительный интерес представляет знаком-
ство с законами изменения состояния газа.
Газообразное (или парообразное) состояние веществ характеризу-
ется незначительной величиной межмолекулярных сил взаимодействия;
при тепловом движении молекулы газа мало стеснены и равномерно
распределены в объеме, занятом газом.
Идеальные газы
Под идеальными газами понимают гипотетические газы, состоящие
из вполне упругих молекул, между которыми отсутствуют сил'ы взаим-
ного притяжения и объемы которых исчезающе малы по сравнению с
объемом межмолекулярногб пространства.
Понятие об идеальном газе введено для представления о предель-
ном состоянии данного вещества при достаточно низком давлении и вы-
сокой температуре.
Закон Бойля — Мариотта. При постоянной температуре объем иде-
ального газа обратно пропорционален давлению
где Г1 —объем газа при давлении ль Га— объем газа при давлении ла-
Закон Гей-Люссака. При постоянном давлении объем идеального
газа прямо пропорционален абсолютной температуре
Vi Л
-УГ = ~7Г С11-2)
где V] — объем газа при температуре Ту; \\ — объем газа при темпе-
ратуре Т2.
На основе закона Гей-Люссака вычисляется объем газа при тем-
пературе Т
Ут Т
Гата 273
Гг = Г273аг (II,2а)
где а= 1/273 — коэффициент объемного расширения.
160
Закон Авогадро. При постоянных давлении и температуре в одина-
ковом объеме содержится одинаковое число молекул любого газа.
Объем, занимаемый одним киломолем любого газа, есть величина
постоянная .и равная 22,4 м3 (при Т0=273 К и яо—101 325 Па).
Закон Дальтона. Общее давление смеси газов (насыщенных паров)
равно сумме парциальных давлений составляющих смеси ч
СН.З)
1
где pi — парциальное давление i-ro компонента.
Из закона Дальтона вытекает, что парциальное давление газа в
газовой смеси равно произведению общего давления смеси на его моль-
ную долю
Pi = sty'i (II, За)
где yl — мольная доля i-ro компонента в смеси.
Закон Амага. Общий объем газовой смеси равен сумме парциаль-
ных объемов компонентов при температуре и давлении системы
1
где Vi — парциальный объем i-ro компонента в смеси.
Закон Генри. Парциальное давление газа над раствором пропор-
ционально мольной концентрации газа в растворе, или растворимость
таза пропорциональна его давлению
(11,5)
Qi = Kpi (II,5а)
где К и Ci — коэффициенты пропорциональности; Qi — количество i-ro
газообразного компонента, растворенного в единице объема жидкости
при данной температуре.
Закон Генри применим для идеального раствора при небольших
давлениях, низких концентрациях растворенного в жидкости газа цри
условии, что газ и жидкость не образуют химических или молекуляр-
ных соединений.
Закон Рауля. Относительное понижение давления пара данного ве-
щества в растворе численно равно мольной доле второго вещества в
этом же растворе
где Р — давление насыщенного пара данного вещества; р — парциаль-
ное давление.
Из закона Рауля следует:
Pi = Pix{ Рл = Ргх’а (II,6а)
Для жидкостей, состоящих из компонентов разной химической при-
роды, закон Рауля точен для разбавленных растворов; для жидких
смесей компонентов, близких по химической природе (углеводородные
смеси), закон Рауля применим в достаточно широких пределах.
11—844 161
Для идеальных растворов коэффициент уравнения Рауля чис-.
ленно совладает с коэффициентом Ct уравнения Генри.
Комбинированное уравнение Дальтона — Рауля применительно к
равновесным условиям сосуществования пара, газа и жидкости имеет
вид;
nz/( = P1x( (II, 7>
Здесь паровая фаза-—идеальный газ, а жидкая фаза — идеальный
раствор.
Реальные газы
При небольших давлениях и сравнительно высоких температурах
реальные газы мало отклоняются от законов идеальных газов. Реаль-
ный газ тем более отличается от идеального, чем выше давление." При
высоких давлениях плотность паровой фазы может значительно пре-
вышать плотность жидкой фазы. Так, при давлении л=1500 МПа и
температуре 7=338 К плотность газообразного водорода составляет
130 кг/м3, тогда как плотность жидкого водорода равна 70 кг/м3, а твер-
дого 80 кг/м3.
При давлении л=1500 МПа и температуре, превышающей крити-
ческую, фактический объем азота в 16 раз больше объема, рассчитан-
ного по уравнению для идеальных газов.
Приведем уравнение Дальтона для бинарной смеси реальных газов *
в формулировке Кричевского и Казарновского
л = Р1У1 + Р2У2 Н-ayiyi (Pi — р3) (П,8>
где а — константа для данной смеси, зависящая от температуры.
Уравнение (II, 8) применимо в широком интервале давлений • (до
50 МПа).
Термодинамическое’ состояние реальных газов характеризуют урав-
нениями состояния, связывающими давление л, температуру Т и объем
V. В настоящее время известно-более 150 эмпирических уравнений со-
стояния.
Эмпирические уравнения состояния получены на основе обработки
экспериментальных данных л—V—Т на основе исследования эффекта
Джоуля—Томсона и обработки данных о теплоемкости реальных газов
при разных давлениях и температурах.
Уравнения состояния подразделяют на две группы в зависимости
от области применения:
для идеальных сред (высокая степень точности), например урав-
нение Бенедикта — Вебба — Рубина для углеводородных газов;
для всех сред (относительная степень точности), например уравне-
ния Ван-дер-Ваальса, Редлиха — Квонга.
Уравнение Менделеева — Клапейрона для 1 моль идеального газа
nV = RT
применительно к реальному газу записывается так:
nV = zRT (II, 9>
Разность между объемом идеального газа и реальногб называют
остаточным объемом, он равен
!
а ~ ^ид ^реальн = у ^реальн
162
Применительно к смесям газов уравнение (II, 9) записывается так:
лИ = гсм«т2^ - (ЩЮ)
1
Взаимосвязь л—V—Т для газа при умеренных давлениях и высо-
ких температурах, исключающих конденсацию, может быть найдена по
уравнению Ван-дер-Ваальса
f л “Ь V2 'j (VM — Ь) — RT (11,11)
\ М /
где а и b — константы, характеризующие степень отклонения состоя-
ния реального газа от идеального и рассчитываемые по формулам
(1,406) и (1,407): Числовые значения этих констант для углеводородов
даны в табл. II.I.
Таблица II.1. Константы уравнения Ван-дер-Ваальса
Углеводороды л-1020, м6*Па Ь-109, м3 Углеводороды <2-1020, М»-Па Ь-109, м3
Метан 4,44 1,91 Изопентан 35,35 6,41
Этан 10,56 2,85 Гексан 48,65 7,87
Этилен 8,78 2,55 . Циклогексан 42,93 6,36
Пропан 1,67 3,77 Гептан 61,97 ' 11,85
Бутан 28,42 5,47 Октан 73,42 10,57
Изобутан 25,26 5,10 Бензол 35,43 5,15
Пентан 37,40 6,52 Толуол 47,27 6,53
Для смесей газов можно записать
~ xi 1^ai ^см = У xi^i
Имеются также уравнения Лейдена
nV В С
ftT г — 1 + у +-у2 +•••
и уравнение Берлина
лV = RT + В'п -j- С'л2
(11,12) •
(И.13)
В уравнениях (11,12) и (11,13) В и В' — вторые вириальные ко-
эффициенты; С и С — то же, третьи.
Вириальные коэффициенты являются функциями температуры и
определяются графически путем преобразования уравнения (II,12) к
виду [1, с. 14]
(z-l)V = B + 4-
(И.14)
На графике (а—при 7' = const уравнение (11,14) пред-
ставляется прямой линией. Отрезок, отсекаемый прямой линией на оси
ординат, и наклон этой прямой определяют второй и третий вириальные
коэффициенты.
Модификацией уравнений (II, 13) и (II, 14) является уравнение
С, С2 С3
V = —— + —2~ + —т
л 1 л- 'л3
(И.15)
11»
163
где Ci, С2, С3 и т. д.— первый, второй, третий и т. д. вириальные коэф-
фициенты [2, с. 6]; при этом первый вириальный коэффициент равен
сг = kr
Для идеального газа Сг=Сз=0 и потому
л V = RT
Уравнение Вертело
nV = 0,98697? Г 1 +
у
1 R —КР 1
° т* )
(11,16)
применяется при невысоких давлениях (до 0,5—0,6 МПа); наиболее
точные результаты оно показывает для соединений, температуры кипе-
ния которых ниже 273 К.
Уравнение состояния Бенедикта — Вебба — Рубина [3] имеет вид:
Со
0 98697? Г 19 > 869 • 10-* BaRT — Аа
V ~ + 1ой» +
9,869-10-3 ЯГ— а С
+ 10<У» — 10*У®7’2
(П.17)
где Ао. Во, .Со, С, а — коэффициенты для индивидуальных углеводоро-
дов, являющиеся функциями состава их смесей.
При определении свойств паров легких углеводородов (содержа-
щих не более четырех атомов углерода) оно дает более точные резуль-
таты, по сравнению со случаем жидкостей.
Уравнение (11,17) применимо в области высоких температур и низ-
ких плотностей (до значений удвоенной критической плотности). При
низких температурах и высоких плотностях уравнение не Ьрименяют.
Уравнение (II, 17) является наиболее точным из известных выра-
жений для определения термодинамических свойств реальных газов, но
слишком сложным для расчетов фазовых равновесных условий.
Уравнение Редлиха — Квонга [3, с. 284] применяют в тех случаях,
когда нет возможности использовать уравнение (II, 17)
987ЯТ 100а
л— 103V — b ~ ИТ°>5(103У-|-6) (И. 18)
где
4,18877?3т’
а =
0 = 85,87^
JlKp
Уравнение Битти — Бриджмена описывает состояние реального га-
за, плотность которого не выше критического значения, находящегося
под давлением до 10 МПа .
9 869.10~? 7?Г (1 — е) А
Я------------------HlOaV + B)--^ (П.19)
’ где А, В, е —’коэффициенты, равные
( а \
А = Д011 Ю3V /
164
В— Ди1— 10эу
с с
ю«т ~ ут^
8
при этом Ао, Ва, а, Ь, с, п — константы для данного соединения, значе-
ния которых даны в табл. II.2 {4, с.- 135].
Таблица II.2. Константы уравнения Битти—Бриджмена
Гаэ т,.к . . я, МП» .Лр . <1-103 Во -103 Ь-103 с-10-4
н. 203—573 до 100 0,124 , 56,18 20,22 —7,22 2,00
N, 124-Т-673 . ». 13,4 . 1,344 ' 26,17 . 50,46 —6,91 4,20
N,+3Hj — — 3,000 21,36 25,03 '—15,20 16,00
СН* 273—473 > 24,3 2,277 18,55 55,87 —15,90 12,83
С*Н* 273—473 » 28,6 6,152 49,64 121,60 36,00 22,68
с»н* 298—523 » 19,3 5,880 58,61 94,00 19,10 90,00
с*н« 370—548 » 30,5 11,920 73,21, 181,00 42,90 120,00
uso-CgHg 423—523 » 25,0 16,960 108,60 242,00 87,50 250,00
с*н10 423—573 » 11,8 17,794. 121,60 246,20 94,20 350,00
С?Н1в 548—623 а 31,5 54,520 200,70 708,20 191,80 400,00
Наиболее точные результаты в критической области и в области
насыщенных паров при высокой температуре дает уравнение Марти-
на и Хоа для оценки состояния реального газа [3, с. 29; 5, с. 100].
^пр
2,0с-
1,3 г
1,6 г
$4 ~
1,0 Г
48
0,в'т
я/
42
О
Рис. П-1. Номограмма, построенная по уравнению Ван-дер-Ваальса.
Уравнения приведенного1 состояния’реального газа содержат при-
веденные параметры и поэтому применимы для всех соединений.
Приведенное уравнение Ван-дер-Ваальса (рис. П-1)
/ . 3 \
(лпр+ „.а I (Зфпр—1) = 8тПр (11,20)
\ тпр /
или
Лпр=^т--<- <11’20а)
165
где fli, bi, R\ — константы для газов, определяемые по следующим фор-
мулам:
0,1а b
= лкр^(р 61 = "Тощ
, _ RTkP
1 лкрКкр
^2,67
Ниже приведены значения критического коэффициента R:
В уравнении Ван-дер-Ваальса........................2,67
Для большинства веществ............................3,2—5,0
Для водорода................................., . 3,3
Среднее значение для соединений, подчиняющихся уравне-
нию (II, 20а)................................. . < 3,78
Уравнение Бенедикта — Вебба — Рубина, описывающее приведен-
ное состояние реального газа
Упс.кр ( р Упс.кр . Упс.кр £1Кдс.кр ) ...
Лпр— тпр у 1тпрО1 у Щ у г I11,41!
где Ai, Bi, Ci — безразмерные коэффициенты.
Уравнение Битти — Бриджмена для приведенных состояний тазов
[2, с. 28]
Тпр(1—er) /т , рх 41 (11,22)
где Лпр — т2 (Фпр + Ь1) тпр 0,4222 А1 ~ Фпр 0,1799 51 ~ Фпр . Фпр
0,05
61 “ ^прФпр
_ УЛкР
фп|,_ ЯТКР
Уравнение Редлиха — Квонга для газов в приведенном состоянии
тпр 0,428 (11,23)
Jlnp Фпр-0,087 ^5фпр (фпр + 0,087)
Уравнение Питцера [2, с. 275]
0 144 4-0 07о> °-33-°.46“
103₽Ткр 0,144 + 0,076)
0,14 +0,5ш 0,01 +0,16) 0,007б) 2 ‘ 3 ’8 (11,24)
тпр тпр тпр
где В — вириальный коэффициент. Уравнение Риделя [6, с. 112]
1 ОДвбЭ^Ткр -— = -z—w — = 3,72 + 0,26 (Ю3аКп — 7) 2кр ЛкрИм.кр , -г » 1 кр > (11,25)
где п in-3 п 01 Г1 , тпр (2,3 lgJtKp — 11,5) 1 акр — 10 3.0,91 р+ i_Tnp j (Н.26)
166 •
Критический фактор сжимаемости и ацентрический фактор свя-
заны выражением
^- = 1,28^+3,41 . (11,27)
Отклонения объемов реальных паров нефтепродуктов, вычислен-
ных по уравнениям для идеальных газов при низких давлениях, от экс-
периментальных даны в табл. П.З [7, с. 81].
Таблица П.З. Отклонения расчетных объемов ларов'
нефтепродуктов от экспериментальных
Нефтепродукт Давление, Па Отклонение, %
Бензин 101 325 0
Керосин 101 325 2
Газойль 10 132 5
Смазочный дистиллят • 6 666 0
Бензин 343 233 15
ОПРЕДЕЛЕНИЕ РАВНОВЕСНЫХ СОСТАВОВ ФАЗ
Равновесие между паровой (газовой) и жидкой фазами
Для расчета нефтезаводских процессов необходимы сведения о со-
стоянии равновесия между сосуществующими паровой (газовой) и* жид-
кой фазами.
Равновесным состоянием паровой и жидкой фаз называется такое
их сосуществование, при котором не происходит никаких видимых ка-
чественных или количественных изменений этих фаз.
Равновесие фаз может иметь место только в том случае, если одно-
временно удовлетворяются два условия.
Во-первых, для равновесия сосуществующих паровой и жидкой
фаз необходимо равенство температур этих фаз
'рук — Т’П
Несоблюдение этого условия приведет к теплообмену между фа-
зами и нарушению равновесия.
Во-вторых, необходимо равенство парциальных давлений каждого
компонента в паровой и жидкой фазах '
рГ = р“
При давлении л и температуре Т в системе жидкость — пар ком-
бинированное уравнение Дальтона — Рауля применительно к равновес-
ным условиям имеет следующий вид:
' Hi Pi
где Ki — константа фазового равновесия.
В общем случае величина Ki изменяется в зависимости от концент-
рации, температуры и общего давления в системе и потому термин кон-
станта равновесия является условным.
167
Величина Ki позволяет, зная концентрацию компонента в одной
фазе, определить его равновесную концентрацию в другой фазе;
Уравнение (11,28) дает точные результаты только для идеальных
систем, однако оно с достаточной степенью точности может описывать
реальные системы близкокипящих гомологов при давлении не выше
0,3 МПа, когда свойства паров индивидуальных компонентов несильно
отличаются от свойств идеального газа. При высоких давлениях и тем-
пературах вблизи их критического значения уравнение (11,28) не при-
меняют.
Более точные результаты показывает зависимость, предложенная
Льюисом и Ренделлом, заменившими в уравнении (11,28) отношение
давлений отношением фугитивностей
«ж
(И,29)
•Область применения зависимости (11,29) ограничена давлением до
2 МПа; при этом отклонения величин Ki от экспериментальных значе-
ний достигают 10%.
Уравнения (11,28) и (11,29) не учитывают влияния состава фаз на
константу равновесия, т. е. константа Ki представляется как функция
только температуры и давления в системе. При этом зависимость Ki от
температуры выражена в неявном виде через давление насыщенного
пара.
Константа равновесия может быть принята независящей от состава
фаз, если температура в системе отличается не более, чем на 25 К от
среднемольной температуры кипения смеси {3].
Для константы равновесия i-ro компонента реальной системы мож-
но записать
или
мЖ /Ж
№ = 7й- (П.31)
Уравнение для определения константы фазового равновесия приме-
нительно к реальным системам при средних давлениях (ниже 1,4 МПа)
имеет вид
10* (ЦТ?Я~5) 44 (103 Vi -Bi) (Pi- л)
1g Ki = - - lO^RT
где Bi — вириальный коэффициент
103/?ГкР r n 0,4 0,146
В» =---—( 0,197 —0,012тпр ——7----------hr"
лкр I ' > пр т тз,27
или
Bi
V--^)=1°3(2-1)-^-
. Л ] ' 'it
Номограммы и диаграммы для определения констант
равновесия относят к одному из четырех типов (табл, II.4)
(11,32)
(П.ЗЗ)
(II,33a)
фазового
168
Номограммы типа I и II не учитывают давления сходимости [8,
с. 54]. Номограммы Уинна (тип III) строят для давления сходимости
34,3 МПа и используют, применяя координатное давление лк для дру-
гих значений давления сходимости.
Таблица 11.4. Типы номограмм и диаграмм
для определения констант фазового равновесия
№ типа Параллельные шкалы для показателей Искомые показатели
I л, Т ск, к
II. т, к ^-К, Я
III к, ск л, Т
IV К', к
К', к, ск, т Я» лсх
Координатное давление как функция давления сходимости лСх и
давления в системе л определяют по диаграмме, приведенной на
рис. П-2.
Номограммы типа IV учитывают давление сходимости.
Перечень некоторых применяемых графических методов опреде-
ления констант фазового равновесия дан Р табл, П.5. /
Таблица 11.5. Графические методы определения констант
фазового равновесия
Автор Систем Температура, Предельное Давление л» МПа
Уинн У* 277—700 70,0
Хадден — Грейзен У и Ф** 111—700 70,0
Смит — Ватсон У 143—811 70,0
Майерс — Ленуар У 188—450 70,0
де-Пристер У 199—477 7,0
Органик — Браун У 300—533 70,0
Поэтмен — Мэйланд ф 311—811 7,0
Праузнитц—Даффин У 283—477 17,5
Хадден У 239—588 3,5
Ленуар У 143—755 70,0
• Углеводородные смеси.
'• Нефтяные фракции.
Выбор типа номограмм для определения констант фазового равно-
весия упрощается при пользовании рис, П-3, При этом надо знать дав-
ление в системе.л и давление сходимости лСх (см. Кривые равновесия).
Номограммы Уинна (рис. П-4 и П-5) позволяют определять tfbH-
станты фазового равновесия в зависимости от температуры Т, давления
л и нормальной температуры кипения соединения. Номограммы Уинна
составлены для давления сходимости лех=35 МПа, Отмечается [9],
что номограммами Уинна можно пользоваться, если давление не пре-
169
Хсх^мпа
Рис. II-2. Диаграмма для определения координатного давления в зависимости от дав-
ления сходимости и давления в системе.
Рис. П-З. Диаграмма для выбора ти-
па номограмм при определении кон-
стант фазового равновесия.
-0,004
-0,003
- 0,002
г 0,0015
- 0'00!
Рис. П-4. Номограмма Уинна для определения констант фазового равновесия в зависи-
мости от температуры и давления в системе и нормальной температуры кипения соеди-
нения (вещества, компонента):
а — номограмма Уинна для определения констант фазового равновесия при пониженных темпера-
турах; б —график для определения корректирующего множителя к значению константы фазово-
го равновесия, найденному по рис. П-4, а; I — метан в природном газе; 2 — этилен; 3— метан в
этане; 4 — метан в пропане.
®7
®2
ф J
rt
Т, К
г->600
Ф75
Рис. П-5. Номограмма Уинна для
констант фазового равновесия при
температурах в зависимости от давления и нор-
мальной температуры кипения' соединения:
1 — водород в лигроине; 2 — азот; 3 — водород в бензо-
ле; 4 — водород в толуоле: 5 — окись углерода в декане,-
t — метан в бензола; 7 — метан в углеводородах Ci—Сп
и бензине; 8 — метан в риформате; 9 — метан в толуоле;
10— метан в легких углеводородах (отложена плотность
в кг/м* при 293 К); // — метан в циклогексане; 12 — уг-
лекислые газ в природном газе я конденсате; 13 — водяной пар в бензине и керосине;
тан в нефти; 15 — сероводород в бензине; /9—* сероводород в природном газе; 17—пропан в бен-
i: I золе; 18 — сероводород в газойле; 19 — толуол в метане.
определения
повышенных
0,004
0.003
0,002
353
363-
373—
14 — ме-
вышает 70 МПа без учета координатного давления. Таким образом,
номограммы Уинна являются практически универсальными, они позво-
ляют определять константы фазового равновесия при любом значении
давления сходимости.
Для определения констант фазового равновесия высококипящих
соединений предложена графическая зависимость [40, с. 288].
Расчет констант фазового равновесия
Известны расчеты констант фазового равновесия на основе коэффи-
циентов фугитивностей и давления сходимости [11].
На основе коэффициентов фугитивностей константы фазового рав-
новесия определяют по уравнениям, которые содержат отношения коэф-
фициентов фугитивностей (П.30)
If ny'i 1
К/=Т,1Г’7Г (и,34)
/Г Jty'i Р[
~ pix\ ’ 7" ’я
(Н,35)
Уравнение состояния Бенедикта — Вебба — Рубина (11,17) являет-
ся основным при определении величин фугитивностей. Графики Бене-
дикта— Вебба — Рубина [3] позволяют определять константы фазово-
го равновесия при условии, что известны средние мольные температу-
ры кипения жидкой и паровой фаз.
Графики Бенедикта — Вебба — Рубина рекомендуется применять
при давлении, не превышающем 5,6 МПа и разности температур ки-
пения j
Лжр.м-гсПР.м>‘5
Графики де-Пристера [3] применимы до давлений 7 МПа и сос-
тавлены на основе графиков Бенедикта —Вебба — Рубина; пользование
ими предусматривает знание средних мольных температур кипения фаз
как функций фугитивности А и В
К = А-В
Отдельные графики де-Пристера представлены на рис. П-6, П-7.
Схема пользования графиками де^Пристера показана на рис. П-8.
При нахождении констант фазового равновесия на основе давления
сходимости предварительно определяется тип области по графику
(рис. П-3). Если система попадает в область I, то пользуются графика-
ми Уинна ’[12,* 13]. В остальных случаях предварительно определяется
координатное давление лк как функция давления п и давления сходи-
мости Лех [13, 14], а константы фазового равновесия находят по номо-
граммам Уинна.
Имеется уравнение Чао и Сидера [15] для расчета констант фа-
зового равновесия при тПр=0,5—1,3 и Т<7О0 К (давление до 14 МПа,
но не выше 0,8 лКр)
173
т, к
163 113 183 203 223 243 273 303 373 423
190
230
270
310
350
390
430
470
Рис. JI-6. Графики де-Пристера для определения значений функции фугитивности
^сн4для метана в жидкой (а) и паровой (б) фазах.
ср.МОЛ >
Рис. П-7. Графики де-Пристера для определения значений
функции фугитивности fc3H, для пропана в жидкой (а) и паровой (б)
фазах.
в котором фугитивность жидкой фазы определяется по формуле
lgf?t=lgf(0) +<olgf(1) (11,37) ,
где /<°>— фугитивность идеальной среды; — поправка фугитивности
для реальных сред; — ацентрический фактор.
Фугитивность идеальной среды и поправка для реальных сред яв-
ляются функциями приведенных параметров:
]g [(о) = [ (лпр, тпр, Ад, . . . , Лв)
lgf(1) =/(лпр. тпр)
при этом значения коэффициентов 40, .... приведены в работах Г5,
с. 380; 15].
Рис. П-8. Схема пользования графиками
де-Пристера.
Коэффициент активности компонента в жидкой смеси определяют
по уравнению Гильдебранда (могут также применяться уравнения Мар-
гулиса и Ван-Лаара и подобные [1, с. 51])?
lnT” = ..108-F-^-g)3 (11,38)
где VMi — парциальный мольный объем жидкого i-ro компонента; 6i —
параметр растворимости i-ro компонента; б — среднее значение пара-
метра растворимости
(П>39)
при этом числовые значения Ум; и 6j см. [15].
Коэффициент фугитивности определяется на основе уравнения
состояния Редлиха—'Квонга (11,18)
= А, Ас, B, Bit л)
976
где z— фактор сжимаемости; А, А/, В, В{ — постоянные величины,
равные
я
А = S y'lAi
1
п
1
/ 0,428-10s \®,»
„ т2'5 I
у “Kp.i^np.i )
0,087-10s
JtKpTnp.i
Точность уравнения Чао и Сидера снижается при повышении дав-
ления и понижении температуры, а также при увеличении содержания
метана в смеси. При высоком содержании водорода уравнение (11,36)
показывает завышенные значения констант фазового равновесия для
водорода и заниженные для углеводородов Ci—С3.
Уравнение (11,36) применимо к реальным системам, содержащим
углеводороды разных групп, в том числе ароматические, а также нафте-
новые фракции, водород и другие газы.
Использование уравнения (11,36) для смесей, в которых присут-
ствует водород и метан, ограничено следующими максимальными зна-
чениями параметров:
Температура в системах ...................... 533 К
Давление в области температур
от 199 К до 533 К..........................56 МПа
от 116 К до 199 К.......................... 7 МПа
Содержание метана в жидкой фазе ... 30 % (мол.)
Содержание ароматических в смеси с парафи-
новыми и олефиновыми углеводородами . 50 % (мол.)
Если смесь паров можно приближенно считать идеальным газом,
а жидкую-фазу— идеальным раствором, то f(<?~ К.
При низких давлениях коэффициент фугитивности Ф? приближает-
ся к единице. При повышении давления коэффициент фугитивности
значительно возрастает для тяжелых углеводородов и незначительно
изменяется для легких газов. Значения коэффициента фугитивности
паровой фазы определяются в зависимости от температуры, давления
и состава паровой фазы. При давлении близком к атмосферному
Ф°~1.
Если концентрация компонента в жидкой фазе велика, то коэффи-
циент активности у^'компонента приближается к единице.
При умеренном давлении коэффициент активности у* можно счи-
тать не зависящим от давления; его величина будет определяться толь-
ко температурой и составом жидкой фазы.
Для углеводородов и нефтяных фракций, температура кипения ко-
торых не превышает 372 К, константы фазового равновесия могут опре-
деляться в зависимости как от констант фазового равновесия этана и
12—844
177
гептана при температуре и давлении в системе, так и от давления схо-
димости:
КС7Н1а
(Яс2нв/Яс,н1в)*
(11,40)
где /fc,Hieи Кс2нв — константы фазового равновесия для гептана и эта-
на; b — показатель летучести; для чистых углеводородов и узких 5,5-
фракций его можно определить по табл. II.6 [16, с. 205]. За узкую при-
нимается фракция, отгоняемая в пределах Д/=5,5 К- *
178
0,001
Рис. П-9. Номограмма для определения значений констант фазового равновесия в ши-
роком (а, б) и узком (в, г) диапазонах:
а, в — основные;'б, г — вспомогательные, для определения эталонных значений констант фазового
равновесия.
Для индивидуальных углеводородов значения показателя Ь выше,
чем для фракций, имеющих ту же температуру кипения. При этом с по-
вышением температуры кипения значения показателя Ъ увеличиваются.
Константы фазового равновесия углеводородов одной группы (па-
рафины, олефины, ацетилены, ароматические), температура кипения
которых не выше 450 К, при данном давлении определяются в зависи-
мости от константы, найденной при давлении л = 68 647 Па. Значение
константы при указанном давлении принято за эталонное и обозначает-
ся через К'. Номограммы (рис. П-9, а, б) имеют две шкалы (для К
и Д') и отдельный график (рис. П-9, в, г) для легких углево-
дородов, для которых К' является функцией давления
сходимости Псх и значения константы при лСх=34,3 МПа, найденного
по основной номограмме (рис. П-9, в,а).
12* 179
100
50
0,0001-J
Рис. П-Ю. Номограмма для определения константы К".
При определении констант фазового равновесия нефтяных фракций
за эталон принимают иногда так называемый «условный компонент»
или фракцию, средняя объемная температура кипения которой равна
Таблица II.6. Числовые значения показателя летучести Ь
Интервал темпера- тур, К Значения b при различных температурах кипения чистых углеводородов Значения b при различных средних объемных температурах кипения нефтяных фракций
366К 422К 477К зпк 366К 422К 477К S33K 584К 644К
1 о J 0,360 0,834 —0,081 0,326 0,792 1,348 2,016 2,801
5,5 0,003 0,403 0,888 — —0,041 0,370 0,842 1,410 2,090 2,886
11,0 0,040 0,447 0,944 —0,002 0,414 0,894 1,472 2,164 2,972
16,5 0,079 0,491 —0,356 0,038 0,458 0,948 1,536 2,240 3,058
22,0 0,117 0,537 -0,316 0,078 0,504 1,002 1,602 2,316 3,146
27,5 0,156 0,584 — —0,276 0,118 0,550 1,057 1,668 2,394 3,234
33,0 0,196 0,631 — —0,237 0,159 0,596 1,113 1,735 2,474 3,324
38,5 0,236 0,680 — —0,198 0,200 0,644 1,170 1,804 2,554 3,415
44,0 0,277 0,730 — —0,158 0,242 0,692 1,228 1,874 2,635 3,507
49,5 0,318 0,781 — —0,120 0,284 0,742 1,288 1,944 2,718 3,600
180
450 К;. Константу фазового равновесия Зтой фракции обозначают через
К". Тогда константа фазового равновесия нефтяной фракции может
быть найдена по формуле
К=аК" (II, 41)
где а — относительная летучесть фракции.
Относительная летучесть фракции в пределах давлений до 2 МПа
практически не зависит от давления и является функцией температуры
в системе и температуры кипения фракции.
Значения константы К" определяются по номограмме, приведен-
ной на рис. П-10 [2], для чего фокальную точку следует соединить с
точкой, зависящей от температуры Т и давления л, и произвести отсчет
числового значения по шкале К".
Константы фазового равновесия углеводородов и нефтяных фрак-
ций, температуры кипения которых не равны 450 К, также определяют-
ся с помощью данной номограммы, для чего пользуются переводными
коэффициентами для средних температур кипения (табл. П.7).
Таблица II.7. Переводные коэффициенты для различных средних
объемных температур кипения нефтяных фракций
Давление Л. Па Значение Кв при различных значениях 7"ср од
366 к 422 К 450 к 477 К 533 К 589 К
68 646 0,096 0,700 1,0 2,32 5,70 11,90
102 970 0,066 0,480 1,0 1,61 3,90 7,90
137 293 0,050 0,370 1,0 1,23 2,95 6,00
205 940 0,036 0,250 1,0 0,83 2,00 4,00
274 587 0,029 0,200 1,0 0,67 1,57 3,10
411879 0,021 0,140 1,0 0,48 1,09 2,20
549 172 0,017 0,120 1,0 0,38 0,85 1,70
686 465 0,015 0,100 1,0 0,32 0,71 1,40
1 029 698 0,012 0,076 1,0 0,24 0,51 1,05
1 372 931 0,010 0,064 1,0 0,20 0,42 0,88
Пример 1. Определить значение переводного коэффициента Хп для нефтяной фрак-
ции, для которой температура кипения Тер. «6=422 К, давление л=171 616 Па, если
для случая Тер. Об=450 К, л=0,1 МПа переводной коэффициент Л=1.
Решение. Определяем коэффициент Дп
Кл = К-Ко
Путем интерполирования данных табл. II.7 находим
(205 940 — 171 616) (0,370 — 0,250) (
К°~ 205 940— 137 293 -0,31
Тогда Кп=1 0,31 =0,31.
Эффективная температура кипения
При определении констант фазового равновесия многокомпонент-
ных углеводородных смесей и нефтяных фракций эти системы заменя-
ются условными бинарными системами, характеризуемыми эффектив-
ной температурой кипения Та. ж.
181
При известном составе жидкости эффективная температура кипе-
ния определяется по уравнению
у’КИП
2Т^(7Тп-273)
7.КИП
1 НКК ,
X •
7"КИП ‘
(П,42)
Гэ.ж —
Предполагается, что нормальная температура кипения компонен-
тов I,..., п ниже Тан, а компонентов т,h выше T3L. Так получается
бинарная система, состоящая из двух веществ, имеющих температуры
Рис. П-11. График для опреде-
ления переводных множителей
А,.
Рис. II-¥2. График для определения пере-
водных множителей А'«
кипения ниже Тан и выше T3l. Предварительно определяется темпера-
тура TaL
T3L =
2 А£х' (т«нп — 273)
S А‘х>‘
у’КИП
S ^^^(7Т-273)
/Т-КНП
уч 7НКК ,
/1 у-кип xi
(И,43)
где А{ — переводной множитель для i-ro компонента (из ряда
Переводные множители А{ определяются по графику, приведенно-
му на рис. П-11; они являются функциями отношения для
всех компонентов из ряда tn,..., h. При этом Т’йкк—температура кипе-
ния самого низкокипящего компонента из ряда tn,.... h, a Т“ип—любо-
го i-ro компонента из того же ряда.
182
Аналогично определяется температура Ган
уЖИП
2 (Т™п - 273) S т^п. х‘ (Т“"П - Эт3)
^ЭН , , отКИП
ZjAixi ‘ х
71 <гкип I
7 ВКК
(11,44)
где Ai—переводной множитель для i-ro компонента (из ряда I,.... л).
Переводные множители Ai определяются по графику, приведенно- ,
му на рис. 11-12; они являются функциями отношения ТГ/^кк для
всех компонентов из ряда При этом Г^пк — температура кипе-
ния самого высококипящего компонента из ряда п, а Т™п — любого
z-го компонента из того же ряда.
Переводные множители Ai и Ai приведены в табл. II.8.
Таблица II.8. Величины переводных
/ркип
'нкк
множителей А и А при значениях---
у’КИП
уКИП
метан
и
Для систем, содержащих водород
/ Т’КИП \6,7 *
НКК' х;(ТГ-273)
T3L =
7’эн =
у’КИП I
(/рКИП 4
1 НКК \
Т^КИП I xi
уКИП \ 2
х;(7Гп- 273)
1 ВКК J
(У’КИП \ 2
*гкип I х
'ВКК /
(11,45)
(П,46)
Эффективная температура кипения смесей парафиновых и олефи-
новых углеводородов характеризует нормальную температуру кипе-
ния; эффективная температура кипения ароматических, нафтеновых и
ацетиленовых смесей углеводородов — температуру кипения парафино-
вого углеводорода, имеющего аналогичную критическую температуру.
183
Давление сходимости
Для установления зависимости между константами фазового рав-
новесия в бинарных и многокомпонентных системах предложено поль-
зоваться «давлением сходимости», представляющим собой давление
Рис. П-13. Области жидкой фазы
(/), газовой фазы (II) и двухфаз-
ная область (III) на графике
(для данной температуры и состава), при котором значения констант
равновесия всех компонентов системы приближаются к единице при
условии, что температура системы выше критической температуры лег-
чайшего компонента.
Рис. П-14. Графическое определение константы фазового равновесия бинарных си-
стем [2]:
а — давление сходимости хак функция температуры; б — константа фазового равновесия как функ-
ция давления сходимости.
Давление сходимости является функцией температуры и состава
жидкой фазы, не содержащей легчайшего компонента.
Давление сходимости—это максимальное давление, при котором
возможно сосуществование двух фаз. Области жидкой и газовой фаз,
а также двухфазная область показана на рис. П-13. Давление сходи-
мости равно критическому давлению, если температура системы равна
критической температуре.
Понятие о псевдодавлении сходимости применяется в тех случаях,
когда температура системы ниже критической температуры легчайше-
го компонента. При этой температуре системы значения констант фазо-
вого равновесия бинарной системы приближаются к единице при давле-.
184
нии более высоком, чем давление варов легчайшего компонента, т. е.
обе фазы могут сосуществовать при давлении более низком, чем дав-
ление паров наиболее летучего компонента.
Давление сходимости ряда бинарных систем может быть найдено
как функция температуры (рис. П-14,а); константы фазового равнове-
сия— как функции давления сходимости и температуры (рис. 11-14,6).
Графики для определения давления сходимости как функции тем-
пературы и эффективной температуры Таъ или Твн для девяти легких
углеводородных компонентов приведены в работе [14]. Если давление
системы более 60% значения давления сходимости, графики дают от-
носительно точные результаты; при давлении системы, меньшем 60%
значения давления сходимости, результаты обладают меньшей точ-
ностью.
Графики для определения давления сходимости нефтяных фракций
в разделительной аппаратуре, стабилизаторах, абсорберах, отпарных
колоннах приведены в работах [14; 17].
Давление сходимости данной бинарной системы при данной темпе-
ратуре,определяется также по соответствующей траектории на фазовой
диаграмме n = f(T) [14; 17]. При этом, если в координатах «давле-
ние— температура» построены кривые давления паров компонентов
бинарной смеси, то каждая кривая, соединяющая критические точки
компонентов, представляет траекторию критических точек.
При определении давления сходимости за легчайший компонент
принимается тот, содержание которого в жидкой фазе составляет не
менее 0,001 мольной доли; если это условие не выполняется, то компо-
нент не принимают за легчайший. Содержание тяжелого компонента
в жидкости должно составлять не менее 0,02 мольной доли; если это
условие не выполняется, то компонент не принимают за тяжелый.
Многокомпонентные смеси приравнивают гипотетическим бинарным
смесям, состоящим из легчайшего компонента и «среднего тяжелого»,
включающего все остальные за исключением легчайшего. Если число
атомов углерода «среднего тяжелого» компонента получается дробным,
то величину округляют в сторону большего значения, Например, в сме-
си углеводородов Ci—Сю легчайшим будет углеводород Сь средним
тяжелым (С2 + Сю) :2=С6. В смеси углеводородов Сз—С9 легчайшим
является Сз, а средним тяжелым (С4+С9) :2~С7.
Установлена зависимость давления сходимости смесей метана и уг-
леводородов разных групп при одной и той же мольной массе «второго
компонента» (смеси изопарафинов, н-парафинов, нафтенов, ароматиче-
ских углеводородов). Наименьшее значение давления сходимости имеет
смесь метан — изопарафины, затем значение лсх увеличивается в такой
последовательности: метан — н-парафин, метан — нафтены, метан —
ароматические.
При низкотемпературных процессах (температура системы равна
или ниже критической температуры самого легкого компонента смеси)
давление сходимости, или псевдодавление, принимается равным крити-
ческому давлению легчайшего компонента.
При увеличении давления сходимости и температуры константы фа-
зового равновесия углеводородов Ci—Ci возрастают. Однако при низ-
ких температурах увеличение давления сходимости приводит к убыва-
нию константы К (табл. П.9 и II.10).
При повышении давления сходимости константы фазового равнове-
сия углеводородов Сз и более тяжелых уменьшаются.
185
Таблица П.9. Значения К для метана при л = 6,86 МПа [17]
Давление сходимости лсх, МПа Значение К при температурах Т, К Давление сходимости лсх, МПа Значение К. при темпера- турах т, к
111 к 255 К 311 К 111 к 255 К 311 К
6,86 1,000 1,0 1,0 27,44 0,066 2,4 3,7
13,72 0,098 2,0 2,9 34,30 0,060 2,5 3,7
20,58 0,074 2,2 3,2 68,60 — 2,7 4,0
Таблица 11.10. Значения К для метана при Т=533 К [17]
Давление л, МПа Значение К при различных давлениях сходимости лсх, МПа
5.49 6,86 13,72 27,44 34,30 68,60 137,20
0,07 390 440 445 460 460 460
0,14 180 200 206 215 220 220 ——
0,35 60 70 74 81 82 83 86
0,70 26 30 36 40 41 42 44
6,86 — 1,0 — 4,5 4,6 4,8 5,3
13,72 ' — 1,0 2,5 2,6 2,8 3,1
34,30 — — — — 1,0 ‘1,5 1,7
68,60 — — • — — — 1,0 1,2
Крикондентерм-температура и криконденбар-давление
Если на фазовой диаграмме в координатах «давление — темпера-
тура», кроме кривых давления пара компонентов бинарной смеси, на-
несены кривые давления пара смесей разного состава, то критические
точки компонентов соединяются кривыми 1 и 2 (рис. П-15).
Рис. П-15. Фазовая диаграмма «давление — температура»:
/ — кривая напряжения Или критических точек С смеси; 2 — кривая конденсации точек росы или
траектория крикондентерм-точек С'\ 3 — Z — кривые, соответствующие разным составам.
Отрезок кривой СС' принадлежит критической зоне, поясняющей
процессы изотермической ретроградной конденсации и изотермического
ретроградного испарения.
Обратная ретроградная конденсация — процесс испарения при изо-
барическом понижении температуры. Ретроградное испарение — про-
' 186
цесс конденсации при изотермическом понижении давления. Некоторое
возрастание значений констант фазового равновесия при повышении
давления объясняется наличием ретроградной конденсации.
Критическая температура представляет собой максимальную тем-
пературу, при которой возможно существование жидкой фазы при по-
вышении температуры. Крикондентерм-температура представляет собой
максимальную температуру, при которой возможно образование жид-
кой фазы при понижении температуры. Крикондентерм-температура
выше критической температуры.
Истинная критическая точка характеризуется максимальными зна-
чениями температуры и давления, при которых могут сосуществовать
обе фазы. Для многокомпонентных систем обе фазы могут сосущество-
вать при более высоком давлении или более высокой температуре; та-
кое давление называется криконденбар-давлением, такая температу-
ра — крикондентерм-температурой.
Значения температуры и давления в истинной критической точке
ниже величин крикондентерма и криконденбара. Метод определения
давления, соответствующего крикондентерму, изложен в работе [5,
с. 396].
По отношению к кривой 2 (см. рис. II-15) точка С характеризует
максимальную температуру, а точка С — максимальное давление, при
которых обе фазы могут сосуществовать в равновесии.
Константы фазового равновесия смесей,
содержащих ароматические углеводороды, метан,
азот и двуокись углерода
Применительно к смесям, содержащим значительные количества
ароматических и циклопарафиновых углеводородов, известные методы
определения констант фазового равновесия дают результаты, заметно
отклоняющиеся от экспериментальных значений констант. Поэтому вво-
дят поправки К*1К. Исправленные значения констант фазового равно-
весия определяют по формуле
' . ! К* \
К* = /Q (П,47)
Поправки К*/К для систем, содержащих циклопарафиновые и аро-
матические углеводороды, определяют по графику, приведенному на
рис. 11-16. Значения К определяют по известным номограммам (напри-
мер, по номограмме Уинна) или вычисляют по формулам. Небольшие
количества циклических соединений в смесях с парафинами не оказы-
вают заметного влияния на константу фазового равновесия.
Для смесей, содержащих только ароматические углеводороды, но-
мограмма Уинна применима до давлений порядка 1 МПа.
Для легких углеводородов поправки К*!К могут быть найдены в
зависимости от у — коэффициента активности компонента неидеальной
смеси (рис. П-17).
Термодинамическая характеристика водорода отличается от харак-
теристик углеводородов. Влияние водорода на константы фазового рав-
новесия углеводородов учитывают с помощью поправки К*1К, опреде-
ляемой в зависимости от мольной доли водорода в жидкой фазе
(рис. II-18). Константа фазового равновесия водорода может быть най-
дена как функция давления, температуры и среднемольной температу-
187
Рис. II-16. График для определения поправок К*!К в зависимости от содержания С
углеводородов в смеси:
л — для Циклопарафиновых углеводородов; б — для ароматических углеводородов.
ры кипения жидкой фазы, не содержащей водорода (рис. II-19) [16,
с. 200].
Константа фазового равновесия водорода зависит от давления,
температуры, среднемольной температуры кипения жидкой фазы и со-
держания в ней водорода следующим образом:
Рис. П-17. График для определе-
ния поправок К.*!К для легких
углеводородов в зависимости от
коэффициента активности.
при повышении давления л умень-
шается;
при повышении температуры Т
уменьшается, достигает минимума и ос-
тается постоянной;
при повышении среднемольной тем-
пературы кипения жидкой фазы Т®рм уве-
личивается;
при увеличении содержания хн, во-
дорода в жидкой фазе увеличивается.
Функция F фугитивности водорода
в октане показана на рис. П-20. В слу-
чае других растворителей функция F
умножается на поправочный коэффи-
циент В для характеризующего фактора
и поправочный коэффициент А для моль-
ной массы растворителя. В случае при-
сутствия в паровой фазе водорода (ме-
нее 0,05.мольных долей) и при давлении
ниже 10,5 МПа номограммы Уинна для
188
Рис. П-18. График для определения поправок К*1К в зависимости от содержания водо-
рода:
а —/<=0,001—0.8; б — Д=0,1—3,0.
02 0,4 1,0 2 4 10 20 70 2 4 10. 20 40 100 200 400 W00
Рис. 11-19. Номограмма для определения констант фазового равновесия водорода.
определения констант фазового равновесия углеводородов могут при-
меняться без корректировки на содержание водорода.
Выделение метана из гомологического парафинового ряда не дикту-
ется теоретическими соображениями, однако влияние метана на кон-
станты фазового равновесия сопутствующих компонентов столь велико
и не похоже на влияние других гомологов, что при наличии в системе
Рис. П-20. График для определения функции фугитивности водорода:
а — основной график: &—поправочный коэффициент на характеризующий фактор; в —поправоч*
ный коэффициент на мольную массу растворителя.
Константа фазового равновесия для метана в смеси с водородом и
углеводородами рассчитывается'по формуле (11,47), при этом поправ-
ка К*1К определяется по графику, приведенному на рис. П-21.
Константы фазового равновесия углеводородов, в которых присут-
ствуют метан и водород, рассчитываются по формуле
К' = Кп-К (11,48)
где Кп — поправка
млея
где (К*/К)! определяют по рис. П-21, а (К*/К)2 — по рис. П-18,б;
(К*/Юз-по рис. П-21.
Константа Ki определяется без учета содержания водорода.
Константы фазового равновесия углеводородов в присутствии ме-
тана и водорода также рассчитывают по формуле
К*
^.= —CKi (П.49)
190
в которой поправки К*1К. и С определяют по рис. П-22.
Константы фазового равновесия для метана в бинарных системах
водород — метан определяются по графику, приведенному на
рис. П-23.
Константы фазового равновесия для метана приближенно можно-
определять по известным номограммам и формулам. Для многокомпо-
нентных систем, содержащих водород, метан и углеводороды тяжелее
метана, вводить поправки для констант фа-
зового равновесия не требуется.
Константа фазового равновесия для ме-
тана в системах водород — метан вычисля-
ется по формуле
К*
Ki (И. 50)
где К*/К— поправка (см. рис. П-18,б);
Ki — константа фазового равновесия для
метана без учета содержания водорода.
Графический метод определения кон-
стант фазового равновесия для метана при-
веден в работе [17].
Константы фазового равновесия для
азота, содержащегося в углеводородной
смеси, могут быть найдены графически (см.
рис. П-5); см. также [8, с. 86; 16, с. 207].
Константы фазового равновесия для
азота в зависимости от давления, темпера-
туры в системе и давления сходимости оп-
ределяются по данным [17].
При определении констант фазового
Рис. П-21. График для опреде-
ления поправок к константам-
фазового равновесия метана в
присутствии водорода и угле-
водородов.
равновесия углеводородных систем в при-
сутствии ’двуокиси углерода вводят попра-
вочный коэффициент
К} = КСО^1 (11,51)
где Ксо5—поправочный коэффициент, зависящий от температуры в
системе и содержания двуокиси углерода в жидкой фазе.
Константы фазового равновесия углеводородов в присутствии двуо-
киси углерода приближенно определяются по графику, приведенному
на рис. П-5.
С повышением температуры значение коэффициента Кео, умень-
шается, а при увеличении содержания двуокиси углерода возрастает.
При температурах выше 322 К Ксо2 ~1.
Для определения констант фазового равновесия смесей, содержа-
щих неуглеводородные компоненты, рекомендуется также уравнение
Чао и Сидера (11,36).
Выбор метода расчета констант фазового равновесия
В практике расчетов нефтезаводских процессов и аппаратов число-
вые значения констант фазового равновесия, взятые из разных источни-
ков, могут быть различными. С целью унификации числовых значений
191
Рис. П-22. График для определения поправок к константам фазового равновесия мета-
на и водорода:
а — поправки К*/К", 6 — поправки С.
Рис. П-23. График для определения констант фазового равновесия для метана в <бинар-
ных системах водород—метан.
Таблица II. 11. Выбор метода расчета констант фазового равновесия
Область на рис. П-З Давление. МПа Температура системы. К * ]
в системе сходимости
1 0,35—21,0 . 16,0—140,0
п 0,35—4,9 3,5—35,0 т < т;рл
Ill 2,80—21,0 35,0—140,0 —
/V 0,70—21,0 3,5—31,5 7 >7^ ^-27,5
* Критическая температура легчайшего компонента смеси.
** Критическая температура среднего тяжелого компонента смеси.
'констант фазового равновесия для углеводородов и узких нефтяных
фракций рекомендуется пользоваться графиком, приведенным на рис.
1'1-3, и табл. II. 11.
При определении констант фазового равновесия на основе
табл. П.Н необходимо пользоваться следующими рекомендациями
[11; 14; 16):
Область I. Пользуются номограммами Уинна. Давление сходимо-
сти можно не учитывать. Для систем, содержащих метан, вводится по-
правка, определяемая по номограмме Уинна.
Область II. Если температура системы меньше критической темпе-
ратуры легчайшего компонента эквивалентной бинарной смеси, то в
качестве давления сходимости принимают критическое давление этого
легчайшего компонента. Далее (см. рис. П-2) определяют координатное
давление лк. На номограмму Уинна наносят точку (Т, л) и соединяют
ее прямой линией с точкой К=1. На эту прямую наносится точка лк,
из которой проводят линию до компонентной шкалы и определяют иско-
мое значение К.
Область 111. По известным л и лсх определяют координатное давле-
ние лк (см. рис. П-2). На номограмму Уинна наносят точку (Г, Лк).
Эту точку соединяют с компонентной шкалой и определяют искомое
значение Л. Для области '/// характерны высокие значения давления в
системе и давления сходимости и потому в случаях, не охватываемых
номограммами Уинна, лучше пользоваться методом Чао и Сидера.
Область IV. Определение К требует вспомогательных построений
на графиках для определения давления сходимости [16, с. 188—195].
Исходными данными являются критическая температура Ткр и давле-
ние' лкр тяжелого компонента (без учета легчайшего), а также состав
жидкой фазы. При отсутствии сведений о составе жидкой фазы необ-
ходимо его рассчитать по составу всей смеси или ее паровой фазы, за-
даваясь значениями К и проверяя их. Дальнейшие определения выпол-
няют на одном из четырех графиков (рис. П-24). На осях температур
откладывают отрезки, соответствующие рабочей температуре Тр и кри-
тической температуре тяжелого компонента. На осях давлений
откладывают числовыё значения давлений л3 и пл, соответствующие
верхней и нижней точкам кривых критических точек, а также критиче-
ское давление лвкк тяжелого компонента,
кр
13—844 193
На графиках (см. рис. П-24, а, б, в) точка с координатами
^крК принадлежит площади, образуемой кривыми критических точек
легчайшего компонента и двух тяжелых компонентов, а на графике,
приведенном на рис. П-24, а, эта точка находится вне площади, ограни*
ценной кривыми.
Рис. П-24. График для определения давления сходимости, соответствующего области,
указанной на рис. П-З.
а — для области /; б — для области //; в — для области ///; г — для области IV.
Согласно рис. П-24, а, давление сходимости равно:
для бинарной смеси
. 2. с_
лсх — (Jts П,) • — —
для тройной смеси
(II, 52}
(II, 52а}
где А, В, С, D, Е — отрезки, соответствующие разности давлений и тем-
ператур; хср — содержание среднего компонента, масс. доди.
Согласно рис. П-24, б, давление сходимости равно
для бинарной смеси
* _ —
А С
лсх = its— (ns it/) _ • — (П,53>
d h
для тройной смеси
, ! лСх== ns (л$ ““- Jtf) (II (53a)
194
Согласно рис. П-24, в, давление сходимости равно:-
Лля бинарной смеси
лсх — — (its — л,) — (II f 54)
о
для тройной смеси
Рис. П-25. Зависимость Относительной температуры тп от приведенной
температуры тПр системы и параметра 0П для паров углеводородов [18,
с. 65].
Кривая критических точек (рис. П-24, г) строится по трем точкам:
одна соответствует рабочей температуре Гр; положение двух других
определяют собой величины Т®ркк и При двух значениях массо-
вого содержания легчайшего компонента. Содержание легчайшего ком-
понента принимается пропорциональным отношению отрезков Я//.
По значениям критического давления и критической температуры
усредненного тяжелого компонента для соответствующего легкого ком-
понента на график лСх = /(Г) наносят точку и соединяют ее с точкой
Для легкого компонента. В качестве легкого компонента принимают
легчайший компонент, содержание которого в жидкой фазе составляет
не менее 0,1% (мол.)..По температуре системы Тр определяют уточнен-
ное давление сходимости смеси.
Если найденное значение nCI<35 МПа, то константа /( определяет-
ся по методике для области II, если лСх>35 МПа — по методике для
области III [И, с. 8—16; 16, с. 204].
Для определения констант фазового равновесия углеводородов,
температура кипения которых выше 372 К, применяют формулу (11,40).
13'
195
Рис. П-26. Зависимость относительной температуры тп от приведенной температуры
Тпр системы и параметра 0“ для паров метана [18, с. 65].
Для систем, содержащих водород и метан, рекомендуется следую-
щая последовательность нахождения констант фазового равновесия:
по номограммам Уинна определяют константы К для всех углево-
дородов, в том числе и метана;
вычисляют константу К для водорода в зависимости от л, Т и
средней мольной температуры кипения жидкой фазы, не содержащей
водорода; ' .
находят поправки на содержание водорода и метана;
определяют исправленные значения констант JK для всех углеводо-
родов кроме метана, для которого в многокомпонентных системах, со-
держащих водород, поправки не требуются.
Для смесей, содержащих водород и ароматические углеводороды,
константу фазового равновесия водорода рассчитывают по выражению:
*Н2 = Лпар^пар + 2/СаРл:ар (Ц ,55)
где /Спар и /Сар — константы фазового равновесия водорода в' смеси,
имеющей ту же среднюю температуру кипения, что и парафино-олефи- •
196 ,
Рис. 11-27. Зависимость коэффициента фугитивности /п от приведенного давления тор.
и параметра вп для паров углеводородов [18, с. 66].
новая часть жидкости (без учета водорода) и ароматическая часть-
(также без учета водорода); ХпаР и х 'ар—мольные Доли парафино-оле-
финовой и ароматической частей в жидкости (предполагается, что жид-
кость не содержит водорода).
Для смесей, не содержащих метана, последовательность расчета
аналогична изложенной.
При концентрации водорода в паровой фазе менее 5% (мол.) и
давлении ниже 10,5 МПа для определения констант фазового равнове-
сия пользуются номограммами Уинна без корректировки на содержа-
ние водорода.
Для определения равновесных отношений компонентов в много-
компонентных смесях легких углеводородов (от метана до н-декана)
Эдмистером составлены две серии графиков [2; 18, с 65]. При этом
197
Рис. П-28. Зависимость относительной температуры т1*1 от приведенной температуры
Тпр системы и параметра 0Ж для жидких углеводородов [18, с. 67].
Рис. 11-29. Зависимость относительной
температуры тш от приведенной темпе-
ратуры тор. системы, и параметра 0Ж для
жидкого метана [18, с. 67].
Рис. 11-30. Зависимость коэффициента
[ж от приведенного давления лПр и па-
раметра 0Ж для жидких смесей [18,
с. 68].
экспериментальные данные, на основе которых построены графики, по-
лучены при давлениях до 24,5 (МПа. Графики применимы для парафино-
олефиновых смесей. Точность определений по графикам снижается при
содержании компонента в жидкой фазе, составляющем менее
30% (мол.), при разности.средних температур кипения фаз, равной ме-
нее 16 К, и в области давлений, близких к критическому давлению жид-
кой фазы.
Рис. П-31. Зависимость коэффициента
фугитивности /ж для компонентов жид-
ких смесей от приведенного давления
Лпр, приведенной температуры тПр и па-
раметра 0Ж.
в"
Рис. П-32. Зависимость коэффициента
фугитивности fn для компонентов смесей
паров от приведенного давления лПр,
приведенной температуры тПр и парамет-
ра 0П.
Первая серия графиков содержит:
графики для определения вспомогательных величин
0п=^сПР.м- Г) и
еп)
PiVi
6Ж=/(7ПеЖр.м; П и
/ (л, е>'<)
графики «температура — состав» для определения фугитивносФей
паров метана, паров других углеводородов, жидкого метана и других
жидких углеводородов; при этом
^ср.м -273
Т’кип.г 273
= /(тпр. 6П)
ТТр.м-273
Т'кипз — 273
= f (Тпр.
0Ж)
199
f"
—‘—г — f (лпр> 0П) '
Piyi
f*
-44 =/(лпр, 0Ж)
яох/
Вторая серия графиков отличается от первой тем, что параметр 0
определяется как функция не температуры Т и давления Р системы, а
приведенной температуры. тпр, приведенного давления лпр и фугитив-
ности (рис. П-25, 11-26, П-27, П-28, П-29, П-30). Остальные графики
(рис. П-31, П-32) позволяют определять фугитивности
—^-7- = f (ЛПр, 0П)
PiVi
= f («ПР, 0Ж)
Л0Х/
Полученные значения фугитивностей используют в расчетах кон-
стант фазового равновесия.
Кривые равновесия
Уравнения равновесия фаз для низкокийящего и высококипящего
компонентов бинарной смеси можно определить на основе выраже-
ния (11,28)
лг/( = р1х( (II, 56)
Л(1-У1) = Ра(1-х{) . (11,57)
Эти уравнения можно записать в другом виде
Отношение давлений насыщенных паров чистых низкокипящего и
высококипящего компонентов называют коэффициентом относительной
летучести
a = (П,59)
Уравнение (II, 58) в явном виде относительно содержания низко-
кипящего компонента в паровой фазе имеет вид
У1 = 1 + (а - 1) (11'60>
Выражения (11,58) и (11,60) являются уравнениями равновесия
фа*з.
Коэффициент относительной летучести а зависит от температуры и
давления в системе и является величиной переменной.
Так как в правой части уравнения (11,60) содержатся две пере-
менных величины, то оно имеет второй порядок и изображается кривой
линией.
Для построения кривой равновесия фаз по уравнению (11,60) коэф-
фициент а следует усреднить. При этрм пользуются одним,из известных
200
способов получения средней величины. Так, среднее геометрическое чис-
ловое значение коэффициента относительной летучести вычисляют так:
«СР = “мин-«макс (П,61>
Задавшись рядом значений состава х' .жидкой фазы (в пределах
от 0 до 1), по уравнению (11,60) получим ряд сопряженных составов у*
паров, равновесных с жидкостью.
В прямоугольных координатах строится диаграмма у'—хпри этом
на оси ординат^откладывают числовые значения у'.
Кривые равновесия многокомпонентных углеводородных смесей или
нефтяных фракций могут быть построены:
Рис. П-ЗЗ. Семейство кривых равнове-
сия, являющихся функцией наклона кри-
вой Shtk-
Рис. П-34. Семейство кривых равнове-
сия, являющихся функцией наклона кри-
вой S лзтм-
во-первых, путем условного разделения узких фракций на две бо-
лее узкие, из которых одна принимается за низкокипящий компонент, а
другая — за высококипящий. Например, за низкокипящий компонент
можно принять фракцию 0—-40%, средняя температура кипения кото-
рой отвечает температуре выкипания 20% сырья на графике НТК, а за
высококипящий компонент —фракцию 40—100%, средняя температура
кипения которой отвечает выкипанию 70% сырья на графике ИТК;
во-вторых, экспериментально (методом однократного испарения)
получают жидкую и паровую фазы сырья и исследуют их по ИТК;
в-третьих, по величине угла наклона кривой разгонки (метод Бро-
уна и Катца);
в-четвертых, по уравнению кривой равновесия (метод Трегубова).
Предпосылкой метода Броуна и Катца является предположение,
что при данной величине наклона кривой разгонки сложной смеси может
быть принята одна и та же кривая равновесия, независимо от того,
какая фракция принята за низкокипящий компонент, а какая за высо-
кокипящий.
По методу Броуна и Катца кривая равновесия строится в зависи-
мости от наклона кривой разгонки либо по ИТК, либо по ASTM.
*
201
Если исследователь располагает разгонкой ИТК, то он вычисляет
— т\о/,
Ьитк = 60
и по графику (рис. П-ЗЗ) выбирает подходящую кривую равновесия,
определяющую составы равновесных паров и жидкости в % (масс.).
Если исследователь располагает разгонкой Л5ГЛ4, то он вычисляет
Т70% ~ ГЮ%
^ASTM ~ 6Q
и по графику (рис. П-34) выбирает подходящую кривую равновесия,
определяющую составы равновесных паров и жидкости в % (об.).
Если необходимо построить кривые равновесия при повышенных
давлениях, то вычисляют наклон кривой равновесия при атмосферном
давлении по формуле
с_ [v+ «(1 — у)]2 а
а ---[1+(а_ВД2
(11,62)
и в зависимости от приведенного давления лПр (рис. П-35) находят зна-
чение наклона S' при повышенном давлении.
Пример 2. Определить наклон кривой равновесия как функцию лПр =0,5, если при
атмосферном давлении наклон 3 = 2,5.
Решение. Интерполируя положение кривой с наклоном 3 = 2,5 (см. рис. 11-35) при
лПр = 0,5, получим S'= 1,5.
Графическое изображение,
параметров равновесной бинар-
ной системы (давление, темпера-
тура, состав) показано на
рис. П-36. Случаи I—III пред-
ставляют зависимость давле-
ние — состав для идеальных сме-
сей (/) и неидеальных смесей, ха-
рактеризуемых отрицательным
(II) и положительным (III) от-
клонением от закона Рауля
(пунктир).
На эти графики нанесены
также, линии парциальных давле-
ний компонентов и суммарного
давления смеси.
Случаи IV—VI представля-
Рис. П-35. Зависимость наклона S' • ют зависимость температура
при повышенных давлениях от при- состав, случаи VII—IX—зависи-
веденного давления Лпр. мость состав — состав. Для сме-
. сей, характеризуемых постоян-
ным значением коэффициента относительной летучести, следует пользо-
ваться графиками IV и VII\ графики V и VIII относятся к случаю, ког-
да с повышением температуры коэффициент относительной летучести
возрастает, а графики VI и IX — к случаю, когда при аналогичных ус-
ловиях он убывает.
На графике IV показаны изобары равновесия (верхняя — кривая
пара или конденсации, нижняя — кривая жидкости или кипения). Над
верхней кривой находится область перегретого пара, под нижней кри-
,202
вой — область н ед о гретой до кипения жидкости. Между кривыми распо-
ложена двухфазная область. При температуре 7\ жидкая фаза имеет
состав хь’ а равновесная паровая фаза—состав i/i.
На графиках V и VI пунктиром показаны кривые для смесей, под-
чиняющихся закону Рауля.
Рис. 11-36. Графики параметров равновесной бинарной системы.
Азеотропными или'нераздельно кипящими называют смеси, у ко-
торых пар, находящийся в равновесии с жидкостью, имеет тот же сос-
тав', что и жидкая смесь. При перегонке азеотропных смесей образуется
конденсат того же состава, что и исходная смесь; разделение таких
смесей перегонкой исключается. Подобным случаям на графиках VII—
IX (см. рис. П-36) соответствуют пунктирные диагонали.
Диаграмма давление — температура представлена на рис. 11-37.
ОДНОКРАТНОЕ ИСПАРЕНИЕ
Однократное испарение — это процесс, при котором в течение всего
периода сообщения системе тепла жидкую и образующуюся паровую
фазы не разделяют, а по достижении известной конечной температуры
нагрева — разделяют в один прием, т. с. однократно.
203
Отношение массы паров, образовавшихся в результате однократно-
го испарения, к массе исходной жидкости называют долей отгона
е = -^- (П.63)
о.
Однократная
парению. Процесс
зующейся жидкой
Рис. 11-37. Диаграм-
ма «давление — тем-
пература»:
]—давление пара би-
нарной смеси; 2, 3 — пар-
циальные давления ком-
понентов.
конденсация— процесс обратный однократному ис-
конденсации паров происходит в присутствии обра-
фазы. При достижении конечной температуры кон-
денсации паровую и жидкую фазы разделяют в
один прием — однократно.
Температура однократного испарения — это
температура паров и жидкости, которая устанавли-
вается по окончании испарения в состоянии равно-
весия между парами и жидкостью.
Линия однократного испарения (ОИ) это гра-
фическая зависимость между температурой и до-
лей отгона при однократном испарении, выражен-
ная в процентах или долях единицы. При этом на
оси ординат откладывают числовые .значения тем-
пературы, а на оси абсцисс — числовые значения
доли отгона.
Линия ОИ является более пологой, чем линии
разгонок ИТК и ASTM. С повышением давлений'
пологость увеличивается, с приближением к кри-
тической области линия ОИ становится практиче-
ски горизонтальной прямой. Кривизна линии ОИ
‘ до некоторой степени соответствует кривизне исход-
ных линий ИТК или ASTM. Однако начало ли-
нии ОИ всегда выше, чем начала линий ИТК или
AST/W, а конец линии ОИ всегда ниже, чем у ли-
* ний ИТК или ASTM.
Линия ОИ пересекает линии ИТК или разгонки по Энглеру. Абсцис-
са точки пересечения линии ОИ с линией разгонки по Энглеру соот-
ветствует в среднем ~ 20% для бензинов и ^40—45% для более тя-
желых фракций. Абсцисса точки пересечения линии *ОИ с линией ИТК
находится между 30 и 50%.
Температура конца ОИ выше средней температуры кипения бензи-
нов на 5—8 К, керосинов — на 10—20 К.
Зависимость температуры однократного испарения от давления:
7 = a(lgn — 5)4-273+6
(П,64>
где а, Ь — постоянные величины.
Температура ОИ смесей является функцией не только давления,
но и фракционного состава.
При однократном испарении смесей состав паровой фазы зави-
сит от температуры испарения: чем ниже температура, тем выше отно-
сительное содержание легких компонентов.
Связь температур паров и жидкости ИТК с температурами ОИ и
разгонки по Энглеру показана на графиках, приведенных на рис. П-38
и П-39. Кривые ИТК сырья и дистиллята представлены на рис. П-40.
При этом температура конца кипения дистиллята (кривая 5) равна
температуре начала кипения остатка (кривая 1) и это обстоятельство»
показано на рис. П-40 пунктиром.
204
Известно несколько модификаций методик разгонки по ASTM.
Бензины, керосины, газойли и дистиллятные топлива разгоняют при
атмосферном давлении по ASTM (методики 7)-86 и D-158). Газовые
бензины разгоняют по ASTM при атмосферном давлении (методика
D-216). Тяжелые нефтепродукты разгоняют по ASTft под вакуумом,
составляющим от 130 до 101 325 Па (методика D-1160).
Связь температурных данных разгонок ИТК, ASTM и ОИ при раз-
ных давлениях показана на графике, приведенном на рис. П-41 [11].
Связь данных разгонки по ASTM (методика D-86) и ИТК, полу-
Рис. П-39. Кривые разгонок нефтяной
фракции по ИТК, ОИ и Энглеру:
/ — по ИТК. % (масс.); 2— по Энглеру, %
(об.); 3— ОИ, % (масс.).
Рис. П-38. Зависимость температур ОИ
и ИТК (для паров и жидкости) от со-
става фаз:
•1 — ИТК жидкости; 2 — ИТК пара; 3 — ОИ.
ченных при атмосферном давлении, показана на рис. П-42 [2; 11; 16,
с. 137].
Кривая ИТК по данным разгонки ASTM строится так. По темпе-
ратуре отгона 50% фракции (рис. П-42, б) определяют температурную,
разность ДГбо%, которую алгебраически суммируют с температурой
Т’во %astm и получают температуру выкипания 50% фракции по ИТК.
По значениям разностей температур разгонки по ASTM, отвечающим
разным интервалам (10—30%, 30—'50%, 50—70%, 70—90%), определя-
ют соответствующие разности температур ИТК (рис. П-42,а). Затем по
известной 50%-ной точке ИТК определяют ряд точек ИТК (10%, 30%,
70%, 90%), вычитая или прибавляя к температуре 50%-ной точки со-
ответствующие температурные разности. Температура выкипания 50%
фракции по ИТК связана с температурой выкипания 50% фракции по
ASTM зависимостью
^50% ИТК = ^50%ASTM + Д (4,65)
Значения разности Д температур выкипания 50% фракции по ИТК
и ASTM приведены в табл. II.12.
Таблица 11.12, Значения разности температур выкипания 50% фракции
по ИТК и ASTM
50%лзтм' К 366 422 477 533 589 644 700
Д, К 0 2,8 6,7 11,0 16,0 28,0 44,5
205
650
Рис. 11-41.' Кривые разгонок бензино-
керосиновой фракции при разных давле-
ниях:
Z —ОИ, «=1,37 МПа; 2 —ОИ, «=0,68 МПа;
3 — ОИ, л = 0,34 МПа; 4 — ОИ, « = 0,137 МПа;
5 — ОИ при атмосферном давлении; 6 — по
ASTM (методика D=86).
Рис. П-40. Кривые ИТК нефтяной фрак-
ции, а также дистиллята и остатка ее
перегонки:
j — точная фракционировка остатка; 2 — гру-
бая фракционировка остатка; 3—сырьевая
фракция; 4 —грубая фракционировка дистил-
лята; 5 — точная фракционировка дистиллята.
НТК?
Рис. П-42. График для пересчета разгон-
ки по ASTM (методика £>-86) в разгон-
ку по ИТК при атмосферном давлении:
а — зависимость Л^итК от ^ASTM Аля Разных
интервалов отгона в % (об.У; б — зависимость
температур 50%-ных отгонов.
г50%ИТК “ r50%ASTM + Аг50%
Рис. П-4?. График для пересчета
ДГлзтм (методика D-1160) в АГитк
при «=1333- Л а на различных интерва-
лах.
(11,68).
(II, 68а)
(П ,69)
(II, 69а)
Для пересчета данных разгонки нефтепродуктов . под вакуумом
(1333 Па) принимают 50%-ную точку по ASTM (методика .0-1160) рав-
ной 50%-ной точке ИТК и пользуются графиком, приведенным на
рис. П-43.
Аналитический расчет процесса однократного испарения
Аналитический расчет однократного испарения основан на уравне-
нии материального баланса процесса ОИ при установившемся равно-
весии.
Запишем уравнение материального баланса процесса ОИ для каж-
дого компонента смеси в относительных единицах
С'- = еу\ -Н (1 — е) x'i (II,66)
где С',, y'i, x'i — мольная концентрация i-ro компонента в сырье, парах
и жидкости соответственно.
При установившемся равновесии
y'i=Kix'i (П,67)
Совместное решение уравнений (11,66) и (11,67) определяет вели-
чины концентраций компонентов в паровой и жидкой фазах
у‘~ 1 + е’ (Ki — 1)
или
, KiCi
е - l+e'(Ki-l)
С\
х'‘- \-\-e'(Ki—\)
ИЛИ
C'i — x't
е'~ x'^Ki-})
Так как в паровой и жидкой фазах
2 y'i = 1 и = 1
1 1
то уравнения (11,68) и (11,69) решают путем последовательного приб-
лижения к величине е' либо определения давления или температуры
при известной величине е'.
В начале однократного испарейия (е' = 0)
В конце однократного испарения (е'=1)
с\
Ki
Аналитический метод расчета процесса ОИ применим к сложным
смесям. Для этого смесь условно разделяют на ряд фракций, которые
отождествляют с индивидуальными компонентами, имеющими те же
температуры кипения. При этом, если температура однократного испа-
207
рения превышает критическую температуру наиболее легких компонен-
тов смеси, то величина 1/К будет близка к нулю. Если при заданной
температуре однократного испарения концевые компоненты смеси
имеют незначительно малые давления паров, то величина К для них
практически будет равна нулю.
Рекомендуется относить к нелетучим компонентам концевые фрак-
ции, суммарное давление паров которых не превышает 1% давления
системы. Например, если ОИ определяется для давления 0,1 МПа, то
к нелетучим компонентам можно отнести все концевые фракции, давле-
ние паров которых не превышает 1 кПа.
Построение линии однократного испарения
Аналитический метод. Кривую линию ОИ строят по методу Трегу-
бова в осях Т и е. Для этого при нескольких значениях температуры
определяют несколько сопряженных значений массовой доли отгона е
е = Му/Мс (11,70)
где Му — средняя масса моля паровой фазы; Мс — средняя масса мо-
ля исходной смеси.
Мольная доля отгона
где x'oiu x'i — начальное и конечное содержание Кто компонента в жид-
кой фазе; y'i— конечное содержание компонента, в паровой фаз£
, Pi ,
У‘ = ~х‘
Тогда, подставив значение z/J в выражение (11,71), получим1
; «'= (%-<•)/(-?--9^ (П.71а)
Для текущего значения содержания i-ro компонента в жидкости
можно записать
х'( =-----7^------ (И, 71 б)
Имея в виду, что сумма долей смеси равна единице, найдем
У-----, ----г- = 1 (П,72)
*-J л + е' (Pi — л)
Уравнение (11,72) решается методом последовательного приближе-
ния, для чего при температуре' Т задаются значением мрльной доли
отгона е'.
Содержание i-ro компонента в паровой фазе
У. = Kxi
. S^=S^ = l'.o (П.73)
• '! Г
208 ’
Графические методы расчета О И. Графические эмпирические зави-
симости для расчета процесса однократного испарения относят к од-
ной из следующих четырех групп [2; 11; 19, 20]:
графики для определения Той. 7бо%итк» 7итк> ^5о%ои и ДТои п0
известным Tastm, T'$q°a,astm, &Tastm или ГБ0%итк и ДГцтк (рис. П-44—
П-52);
графики, (рис. П-53—1П57), применяемые для определения пара-
метров «откорректированных» линий ОИ и ИТК (ОИ', ИТК', ASTM')\
графики для определения Тон при давлении л<0,1 МПа по извест*
ным Той или Титк при л=0,1 МПа (рис. П-58:—П-60);
графики для определения Гои при повышенном давлении (см.
рис. 1-77 и 1-78). ।
Наиболее точные данные о взаимозависимости Той и количества
отобранного вещества дает/ разумеется, разгонка на лабораторной ус-
тановке ОИ. Однако' она весьма трудоемка, поэтому, располагая до-
статочно точными данными разгонки по ИТК или Энглеру, можно поль-
зоваться графическими методами определения температур ОИ.
Известно несколько графических методов определения Той или до-
ли отгона е [11; 21—22], при этом рекомендуется пользоваться не опыт-
ными, а «откорректированными» кривыми разгонки.
Отклонения некорректированных от откорректированных зйачений
определяют по формулам:
- д7итк'= ^итк — ^итю О1.74)
Л7ои' = Лэи ~ ^ои' (Щ75)
ASTM' = TASTM ~ TASTM' ° (Н>76)
Отношение отклонений некорректированных температур ОИ и ИТК
определяется следующим образом:
ATqh' Tqh — ^ои'
г = -----т 77\
ИТК'
При этом принимается, что
ТЮ% ИТК ~ Т10% ИТК'
^ОУоИТК ~ Т70% ИТК'
При необходимости определения разгонки ОИ по данным разгонки
ИТК или ASTM (по Энглеру), можно воспользоваться литературными
данными [11, с. 3—26; 19, с. 225].
Наклон линии ОИ' можно определить в зависимости от наклона
ИТК' (см. рис. П-53); при этом
^ои ~ 5ои' и 5ИТК = 5ИТК,
'ИТК Т ИТК'
ASTM ~ ^10% ASTM'
котя/ ~ ТтП1,' ЛСЧЧ/1
Корректированная температура Т5о%ои' может быть найдена в за-
висимости от температуры Т50%итк'Или T50%Astm и величины наклона
Зитк' или Sastm- (рис. П-54). Приведем формулы взаимосвязи тем-
ператур: '75о% итК' — тю% ИТК +'40 5ИТК' (11,78)
^50% ОИ' = Г50% ИТК' — Л (И, 79)
rio% ОИ' = Т50% ОИ' ~ 40 5ОИ' (И ,80)
Т’эо»/» ОИ' = Т’бО’/о ОИ' Т- 40 5ОИ' (11,81)
14—844 209
Рис. П-44. График для пересчета раз-
гонки по ЛЗТЛ! в ОИ:
SASTM -
Тто%-Ьо%. к/%
60
Рис. П-45. График для пересчета ДГлвтм (методика D-86) в ДГои по интервалам
разгонки.
Рис. П-46. График для получения значений температуры ои (при л=98068 Па)
по значению итк и ДГитк:
47ттк “ гзо% ИТК ~ г10% ИТК
г50% ОИ = г50% ИТК + г50%
ЛТ^К' '
Рис. П-47. График для пересчета ДТитк (ПРИ л=98068 Па) в ДТои по интервалам
разгонки.
14*
Рис. П-48. График для определения темпе-
ратуры ПРИ л =1333 Па по темпе-
ратуре T50%ASTM и ЬТдзгм при том же
давлении (методика £>-1160):
Г50%’ОИ'=^50— ASTM + ЛГ5О%
<7 Г30% ASTM - Г10% ASTM
Рис. П-49. График для пересчета
ДГл.ятм в ДТои (методика D-1160)
при л =1333 Па по интервалам разгонки.
Д 7-ЙТК, к
•Рис. П-50. График для определения
ратуры Т50о/о ои при л= 1333 Па по
ратуре Г50% итк и дгитк
давлении:
темпе-
темпе-
при том же
Рис. П-51. Графин для пересчета
ДТитк ПРИ л=1333 Па в ДТои при
л=1333 Па на разных интервалах.
Температуры Тю%ои» Т50%ои и Т90%ои находят в следующей последо-
вательности:
Определяют разности температур ,
ТЪ0% ИТК ~ Т50% ИТК' = Д50% ИТК (П,82)
TS0% ИТК ~ l.^SO’/o ИТК' + 40 ^ИТК'1 = Д90% ИТК (П ,83)
, Находят величины отношения г=ДТои7Д7’итк' для 10%,'50%, 90%
выкипания (см, рис. П-55). Известные величины г позволяют найти
разнобти температур , .
Д50% ОИ — гД50% ИТК Д90% ОИ => гД9О»/о ИТК (И, 84) (П,85)
Тогда Л Т50% ОИ ~ Т50% ОИ' + Д50% ОИ (П.86)
Т90% ОИ — ^0% ОИ' + Д90% ОИ (II ,87)
В уравнении ^ОИ — Л)И'
Г ^ИТК — ^ИТК'
обычно известны значения величин г, Тон и 7итк. Задаваясь одной из
величин Той- или Титк-. можно определить другую.
Температура Той при разных величинах доли отгона е определяет-
ся по графику, приведенному на рис. 11-55.
Поправки Д = Тои—Тои в зависимости от величины доли отгона е
и наклона SAStm могут быть найдены по графику, приведенному на
рис. П-56. Окончательно
Той' = ^ои + д (11,88)
Пример 3. Определить откорректированную температуру Т ои' по данным раз-
гонки Л5ТЛ1 (методика £>-158), приведенным в табл. 11.13.
Таблица 11.13. Разгонка по ASTM (D-158.)
Отгон, % (об.) НК 10 30 50 70 90 кк
Tastm, К 380 434 502 556 608 666 708
Решение. Температуры Той, найденные по графику, приведенному на рис. П-52,
сведены в табл. 11.14.
Таблица 11.14. Температура Той
Отгон, % (об.) НК 10 30 50 70 90 КК
Той, К 376 434 505 562 616 678 723
213
Рис. П-54. График для определения
^50% ОИ’ по известным 7'5о%’.итК' или
^50% astm' и величине наклона ^итк'
ИЛИ SaSTW-
! — Г50%]43ГЛ4 - 644 К: 2 — г50% ASTM ~ 568 К:
4—г50%!ИТК'.> 422 К: •* —/50% ИТК < 422 К:
6 — Г50% ASTM ~ 533 К: 6 — Т50% ASTM — 477 К:
7 ~ Г50% ASTM — 422 К- £« — Z50% ASTM ~ 368 К.
Рис. П-55.График для определения пара-
метра г при построении линии ОИ по
данным ИТК и ASTM.
Рис. П-56. График для определения
Tqh' по наклону Sastm и доле отгона
е при известной Т ои.
Вычисляем наклон Sastm
_ ^ЗОУо ASTM ~ ^нк ASTM 502 — 380
йо-зо% 30 30 «4,1 К/Л
Г70% ASTM — ASTM 608 — 434
10-70% — 60 — 60 —
Q Г90% ASTM — ТТ0% ASTM 666 — 608
*70—90% 20 ~ 20 —Л» К//о
Поправки Д найдем по графику, приведенному на рис. П-56, и сведем в таблицу
(табл. II. 15).
Т а б л и ц а 11.15. Поправки Л
Отгон, % (об.) НК 10 30 50 70 90 кк
д, к 54 32 6 —21 —46 —60 —72
Результаты расчета температуры Т ои по формуле (11,88) даны в табл. II.16.
Т а б л и ц а II. 16. Разгонка ОИ'
Отгон, % (об.) НК 10 30 50 70 90 кк
Гои. К 430 466 511 541 570 618 651
214
Рис. П-57. График для определения Т50% ои- по наклону SHTK
и доле отгона е при известной Г50^ои.
Рис. 11-58. Зависимость Г50о/о ои при л 10*325 Па
от Т §Q<yo итК при л= 101325 Па.
800
Рис. 11-59. График для пересчета температур Тэд ои и ,Т50% ои при л = 101325 Па
в аналогичные величины при л < 101325 Па.
Рис. П-60. Зависимость Т50%ои при л гС 101325 Па от ТБО%ОИ при л=101325 Па.
Пример 4. Определить температуры Tl0%, 7'so%' ^90% однократного испарения-пр»
атмосферном давлении по данным разгонки ИТК, приведенным в табл. 11.17.
Таблица 11.17. Атмосферная разгонка ИТК
Отгон, % (об.) 10 30 50 70 90
Гитк? К 339 366 389 408 433
Решение. Найдем наклон кривой ИТК
w ^70°/ — Г 10% 408 — 339
$итк = shtK' = 60 = 60 =1,2 К/%
Наклон кривой ОИ'найдем по величине наклона Shtk' (см. рис. П-53)
5ОИ, =0,36К/%
Откорректированная температура
^50% итК' = ^10% итк + ^итК' — Ю) = 339 + 1,2(50 — 10) = 387 К
Разность температур Д = Т50о/о —Т 5о%ои,=4 К найдена по величине ЗцтК' =
= 1,2 К/% (см. рис. П-54, кривая 5). 1
Температура 7’50уоОИ, вычисляется пО формуле (11,79)
^50% ОИ'= ^50% итК' Д= 387 —4 = 383 К
Температуры Г10о/Оои' и ^90%ОИ' найдем по формулам (11,80) и (11,81):
^эо% ОИ' = ^50% ои' — 40 Зон, = 383 — 40-0,36 = 369 К
^90% ОИ' = ^50% ои' + 40 S0H, = 383 + 40-0,36 = 397К
Определяем величины отношения г (см. рис. П-55):
при е=10% (об.) г=0,38
при е=50% (об.) г=0,34
при е=90% (об.) г=0,33
Далее вычисляем разности температур:
дю% итк = ^юйитк 7’ю% итк' = ТЮ% итк ~~ (Т’бой'титк' ~ 40„Дитк,) =
= 339 — (387 — 40-1,2) = О К
Д50% итк = 7’so% итк — Т50% итК' = 389 — 387 = 2 К
Д90% ИТК = ^90% ИТК — ^90% ИТК' = Г90% ИТК — (Т50% ИТК' +
+ 40 5ИТК,) =433 —(387+40-1,2) = -2 К
По формулам (11,84) и (11,85) имеем:
Д50% ОИ = Т50% ОИ — ОИ' = г' Д50% итк = 0,34-2 « 0,7 К
Д90%ОИ = ^ЭОУоОИ — Т9Оа/о ОИ' = г' Д90% итк = °,33( — 2) « — 0,7 К
гю% ои — ОИ' + Д10% итк ~ 369 + 0 = 369 К
тзо% ои = ^50% ои' + Д50% итк = 383 + 2 = 385 К
^90% ОИ = ^90% ОИ' + Д90% ИТК = 397 — 2 = 395 К
Графическое построение линии ОИ. Линии ОИ можно построить
графически, пользуясь методами Эдмистера, Максвелла и Ван-Уинкля.
217
При построении линии ОИ по методу Эдмистера используют гра-
фические зависимости температур Т5о%оиот соответствующих темпера-
тур T5o%AStm или ТзоУоИтк (см. рис. П-44 и П-46) и графики зависимости
температурной разности пределов выкипания для отдельных участков
линии ОИ от температурной разности пределов выкипания тех же уча-
стков линий ЛЗТА! или ИТК (см. рис. П-45 и П-47).
Линии ОИ строят так:
находят температуру Г5о%ои в зависимости от температуры
Tsqkastm или ?5о%итк и величины наклона 5 соответствующей кривой
(см. рис. П-44 или П-46);
определяют (см. рис. П-45 или П-47) температурные разности для
отдельных участков линии ОИ в зависимости от температурных разно-
стей тех же участков линии ЛЗГМ или ИТК (ГО—30%, 30—50%, 50—
70%, 70-90%);
находят координаты остальных точек линии ОИ, начиная, от най-
денной ранее температуры Т^оиои и прибавляя или вычитая соответст-
вующие температурные разности. ч
Построение линии ОИ при вакууме, равном 1 333 Па, по данным
вакуумной разгонки ЛЗТЛГ (0-1160) или ИТК выполняют в аналогич-
ной последовательности, пользуясь графиками, приведенными на
рис. П-48—П-51 [2; 11].
Метод Максвелла позволяет строить линии ОИ по данным разгон-
ки ИТК (см. рис. П-53—П-55) [11; 19, с. 228]. При этом по графику,
приведенному на рис. П-53, определяют величины наклона линий ОИ'
по величине наклона кривой ИТК' или ЛЗГМ'. Температуру
находят по величине наклона кривой ИТК' или ASTM' (см. рис. П-54).
Разности между действительными (некорректированными). температу-
рами ИТК и ОИ и откорректированными значениями температур
Д7итк' = Т’итк — Титк,
Д7ОИ' ~ тои ~ Лэи'
можно определить с помощью графика, приведенного на рис. П-:55.
Метод построения линии ОИ по Ван-Уинклю разработан на* основе
экспериментальных данных, опубликованных Эдмистером. При этом
некорректированные температуры линии ОИ находят по данным раз-
гонки ASTM (D-158) (см. рис. П-52). Температурные поправки линии
ОИ в зависимости от величины наклонов отдельных участков исход-
ной линии ЛЗТМ могут быть найдены' по графикам, приведенным на
рис. П-56, Для всех точек линии ОИ (кроме 0% и 100%) поправки оп-
ределяют по наклону линии ASTM на участке 10%—70%. Поправку
для точки 0% линии ОИ.находят по наклону участка 0%—30%, а для
точки 100% —по наклону участка 70%—90% линии ASTM.
Температурные поправки линии ОИ в зависимости от величины
наклона линии ИТК на участке 10%—70% находят по графику, при-
веденному на рис. П-57.
Зависимость некорректированной температуры ОИ от температуры
разгонки по ASTM (D-158) имеет вид
Гои - 1,0575 TASTM — 25,7 (11,89)
Результаты расчета некорректированной температуры ОИ по фор-
муле (11,89) на основе данных разгонки ЛЗТМ (D-158) даны в
табл. II.18.
218
Таблица 11.18. Зависимость некорректирвванной температуры ОИ
от температуры, разгонки по Л5ГЛ1 (D-158) при л = 0,1 МПа
ТЛ$ТМ> К 311 366 422 477 533 589 644 700 755 811
7ои> к 303 361 421 479 538 597 655 715 773 832
Температуры ОИ при атмосферном давлении пересчитывают в тем-
пературы при давлениях ниже атмосферного (см. рис. П-58—П-60)
[2; 11].
Температуры ОИ при атмосферном давлении пересчитывают в тем-
пературы' при давлениях выше атмосферного. Для этого Пирумов и
Бейсвенгер предложили применять метод параллельного переноса ли-
нии ОИ, в соответствии с которым по графикам зависимости давления
насыщенных паров от температуры находят температуру, соответству-
ющую при заданном давлении точке пересечения линий ИТК и ОИ.
Затем эту температурную точку отмечают на поле графика ОИ при
атмосферном давлении и через нее проводят новую линию ОИ, парал-
лельную линии ОИ для атмосферного давления.
Метод параллельного переноса линии ОИ является неточным, так
как по мере повышения давления линия ОИ становится более пологой
и в критической точке ее наклон становится равным нулю. Поэтому
метод параллельного переноса линии ОИ допустим для нефтей и широ-
ких нефтяных фракций лишь до давлений, не превышающих 0,2 МПа,
а для фракций, имеющих наклон расчетной линии ОИ не более
1,1 К/%—до давлений не выше 0,44 МПа. При этом рекомендуется
перенос линии ОИ производить не по точке пересечения линий ИТ-К и
ОИ, а по точке 40%-ного отгона расчетной линии ОИ при атмосферном
давлении.
Наиболее надежным методом пересчета линий ОИ на повышенные
давления является метод построения фазовой диаграммы. На фазовую
диаграмму наносят температуры, соответствующие различным долям
отгона однократного испарения при атмосферном давлении, и фокаль-
ную точку. Фокальную точку соединяют прямыми линиями с точками
температур атмосферной линии ОИ. Пересечение линии заданного
давления с' линиями равных отгонов дает координаты линии ОИ-при
повышенном давлении.
Уотсон и Нельсон предложили в качестве фокальной принимать
точку, температура которой на 83,3 К превышает критическую темпера-
туру некоторого нормального парафинового углеводорода, характери-
зуемого температурой кипения, равной температуре 40%-ного отгона
по атмосферной линии ОИ.
в По методу Эдмистера для определения температуры однократного
испарения при повышенном давлении необходимо первоначально опре-
делить Тфок и Пфок (см. рис. 1-77’и 1-78)
7фок ~ f (Т'ср.об)
Лфок- лкр = [ (7Ср об)
Далее на фазовую диаграмму n = f(T) наносят фокальную точку и
точку ОИ при атмосферном давлении. Прямая, соединяющая точку ОИ
при атмосферном давлении с фокальной точкой, определяет темпера-
туру ОИ при повышенном- давлении.
219
Другие методы пересчета кривых ОИ для многокомпонентных и
сложных смесей на давления, отличающиеся от атмосферного, изложе-
ны в работе [23, с. 47—48].
ОТНОСИТЕЛЬНАЯ ЛЕТУЧЕСТЬ
Относительной летучестью компонентов бинарной смеси (коэффи-
циентом обогащения, константой обогащения) называется отношение
давления насыщенного пара низкокипящего компонента
насыщенного пара
туре.
Для идеальной
к давлению
высококипящего компонента при той же темпера-
системы
Pi = А _
Р2 /2 ^2 У2Х1
1/1*2
(И,90)
При этом P\>Pz и потому а>1.
Для неидеальной системы
P1Y1
Р2?2
(11,91)
Для азеотропной смеси /=/иа=1.
Составы равновесных паровой и жидкой фаз бинарной смеси иде-
альной системы связаны уравнением
У'1 = 1+(а-1)*1 = „ / 1 Г (И>92>
Для неидеальной системы
'<п’93>
, Л-Т2Р2
1 УЛ—?2Р2
(11,94)
Величину относительной летучести, как отношение давлений на-
сыщенных паров компонентов, можно с достаточной точностью опре-
делять до давлений порядка 0,6 МПа. При более высоких давлениях,
в силу отклонений от законов для идеальных газов, такой расчет при-
водит к значительным погрешностям.
Относительная летучесть при высоких давлениях определяется от-
ношением' констант фазового равновесия разделяемых компонентов
Относительная летучесть зависит от давления и температуры, при
которых находятся компоненты. С увеличением давления и температу-
ры величина относительной летучести снижается. Вблизи критической
области величина относительной летучести компонентов приближается
к единице.
Присутствие разделяющего агента (третьего компонента) при азео-
тропной и экстрактивной ректификации, как правило, повышает отно-
сительную летучесть разделяемых компонентов. При этом степень уве-
личения относительной летучести зависит от свойств и состава задан-
ной смеси.
220
Прибавление к бинарной смеси третьего компонента -увеличивает
относительную летучесть того компонента исходной смеси, который об-
ладает меньшей взаимной растворимостью с добавляемым компонен-
том.
Расчет относительной летучести
f Относительная летучесть веществ может быть рассчитана по фор-
муле Трегубова
, а = (4г)П ' <1Г-95>
где Т\ и Т2— температуры кипения низко- и высококипящего компонен-
тов соответственно; п — показатель степени, характерный- для каждой
пары жидкостей; для нефтепродуктов при атмосферном давлении
п=10—12; когда одним из компонентов является вода, п=15; для гек-
сана п=11; для додекана п=13 (при давлениях от 4 кПа до 0,1 МПа).
Имеется также формула Эйгенсона
аср = 1,033ЛГ (11,96)
где АТ— разность температур кипения двух компонентов, К-
Для углеводородов и нефтяных фракций можно пользоваться
уравнением Эджворча и Джонстона
^2 . р2
lga = 5 *' (Щ97)
где Ti и Т2— температуры кипения низко- и высококипящего компо-
нентов при атмосферном давлении; Т — температура, при которой опре-
деляется относительная летучесть смеси.
Уравнение (11,97) применимо к нефтяным фракциям, которые ха-
рактеризуются средними температурами кипения.
Если температура, при которой определяется относительная лету-
честь, равна или близка к среднеарифметическому числовому значе-
нию атмосферных точек кипения компонентов, то уравнение (11,97) при-
нимает вид .
/ р _р
lga = 5 а-г 1 (11,98)
Уравнение (11,98) может быть получено из уравнения Клаузиуса—
Клапейрона.
Для бинарных смесей при давлении 0,1 МПа имеется приближен-
ное уравнение Розе
lga = 8,91 (U.99)
1 2 1 1
где Ti и Т2 — температуры кипения низко- и высококипящего компонен-
тов при давлении 0,1 МПа.
Уравнение Эджворча и Джонстона для бинарных смесей имеет
вид:
Т — 7, 7, — т т„ — т,
1gв =----т-^- lg71 + - \ - Ig72+~ у - (1g—2,0057) (11,100)
При расчете относительной летучести применительно к темпера-
221
турным условиям, существующим в ректификационной колонне, это
уравнение упрощается:
для верха колонны Т=1\
1gа = (1g Л + 1g# — 2,0057) (И, 101>
для низа колонны Т=Та
lga= -2“Л (lgTT + lgfl-2,0057) (П,Ю2)
2 ;
Приведем уравнения Мельполдера и Хидингтона для определения
относительной летучести бинарных смесей углеводородов постоянного
состава:
при атмосферном давлении
= (3,99 + 0,0019 Т) (П,103>
при давлении л выше и ниже атмосферного
Iga = —^9,7435 — 1,15 Ign + 179 ign_380,3) (n,I04>
при этом Т~ (Ti + Та)/2.
Для расчета относительной летучести углеводородов имеется
Уравнение Хариу
lga = [/(D] ДИД-НЛ)] (П,105>
где f(T)—функция рабочей температуры; /(TJ и f(Та) — функции
нормальных температур кипения низко- и высококипящего компонен-
тов соответственно.
Функция рабочей температуры рассчитывается по формуле
f(T) = - -3,233 . (П,Ю6>
Функции нормальных температур кипения (НТК) имеют значение
НТК —43
/(НТК) — 1513_нтк (п.107>
где НТК — нормальная температура кипения компонента при давле-
нии 0,1 МПа.
Числовые значения функций /(Т) и /(НТК) даны в табл. II.19 и
II.20.
Таблица Н.19.3начения функции /(Г)
Т, к f (Т) Т, К f (Л
255 19,16 533 6,47
311 14,52 589 5,48
366 11,47 644 4,67
422 9,31 700 4,00
477 7,71
222
Таблица 11.20. Значения функции f(HTK)
нтк, к f (НТК) при различных значениях температуры нтк, к f (НТК) при различных значениях температуры
273 К 293 К 313 К 333 к 353 К 273 К 293 К 313 к 333 К' 353 К
255 0,17 0,19 0,21 0,23 0,25 533 0,50 0,53 0,56 0,59 0,63
311 0,22 0,24 0,27 0,29 0,31] 589 0,59 0,63 0,66 0,70 0,74
366 422 0,28 0,35 0,30 0,37 0,33 0,40 0,35 0,43 0,38 0,45 644 0,69 0,73 Ч), 77 0,82 0,86
477 0,42 0,45 0,48 0,51 0,54 || 700 0,81 0,85 0,90 0,95
Относительные летучести определить по формуле бинарных систем а = 1 +тДТ можно приближенно (11,108)'
где
т = f (ST) = IO-3 [29,9 + 0,02AT (ST — 1)] (II, 109>
Числовые значения величины т, вычисленные по формуле (11,109),
приведены в табл. 11.21. . .
Таблица 11.21. Значения величины т
дт, к m дт, К m ДТ, к m ДТ, К m
10 0,032 30 0,047 20 0,037 40 0,061
15 0,034 35 0,054 25 0,042 . 45 0,070
ЛИТЕРАТУРА
1. Багатуров С. А. Основы теории и расчета перегонки и ректификации. Изд. 3-е. М.,.
Химия, 1974.
2. Edmister W. С. Applied Hydrocarbon Thermodynamics. Houston, Texas, Gulf Publ.
Co., 1961.
3. Фазовые равновесия легких углеводородов. М., Гостоптехиздат, 1958.
4. Карапетьянц М. X. Химическая термодинамика. Изд. 2-е. М.— Л., Госхимиздат,
1953.
5. Рид Р., Шервуд Т. Свойства газов и жидкостей. Определение и корреляция. Пер.
с англ. Л., Химия, 1971.
6. Бретшнайдер С. Свойства газов и жидкостей. Инженерные методы расчета. Пер.
с польск. М. — Л., Химия, 1966.
7. Bell Н. S. American Petroleum Refining. 4th ed. Toronto — New York—London, Van
Nostrand Co. Inc., 1959.
8. Намиот А. Ю. Фазовые равновесия в добыче нефти. М., Недра, 1976.
9. Smith. R. Design of Equilibrium Stage Processes. Chem. Eng. Series. New York,
McGraw-Hill Book Co. Inc., 1963.
10. Engineering Data Book. 8th ed. Tulsa, Okla., Natural Gas Processors’ Suppliers Asso-
ciation (NGPSA), 1967.
11. Technical Data Book. Petroleum Refining. 2nd ed. Wash., API. V. I, II, 1970—
1971.
12. Winn F. W. Chem. Eng. Progr. Symp. Ser., 1952, v. 48, № 12, p. 121—134.
13. Winn F. W. Petr. Ref., 1954, v. 33, № 6, p. 131—138.
14. Hadden S. T., Grayson H. G. Hydrocarb. Process., 1961, v. 40, № 9, p. 207—
218.
15. Chao К. C., Seader J. D. AIChE J., 1961, v. 7, № 4, p. 598—605.
16. Методы расчета теплофизических свойств газов и жидкостей. ВНИПИнефть, Тер-
модинамический Центр В/О «Нефтехим». М., Химия, 1974.
17. Equilibrium Ratio Data Book. Tulsa, Okla., 1955.
18. Платонов В. M., Монко Я. Д. Прикладная термодинамика смесей легких углево-
• дородных газов по материалам зарубежной печати. М., ГОСИНТИ, 1956.
19. Maxwell J. В. Data Book on Hydrocarbon Application to Process Engineering. 5th
ed. New York — Toronto — London, Van Nostrand Co. Inc., 1958.
20. Edmister W. C. Petr. Ref., 1959, № 8, p. 121—125.
21. Piroomov R. S., Beiswenger U. A. Proc. API, 1929, v. 10, № 2, p. 52—68.
22. Обрядчиков С. H., Хохряков П. А. Расчет ректификационных колонн. M., Гостоп-
техиздат, 1934.
23. Александров И. А. Ректификационные и абсорбционные аппараты. Методы расче-
та и основы конструирования. Изд. 2-е. М., Химия, 1971.
ГЛАВА III
РЕКТИФИКАЦИЯ И РЕКТИФИКАЦИОННЫЕ КОЛОННЫ
ОСНОВНЫЕ ОБОЗНАЧЕНИЯ
а — удельная поверхность насадки, м2/м3.
В —периметр слива, м.
Ь —ширина прорези, м.
( da .— диаметр отверстия, м.
da —размер элемента насадки, м.
da —эквивалентный диаметр сечения каналов насадки, м.
D —расход ректификата, кмоль/с или кг/с.
Ьк —внутренний диаметр колонны, м.
EMV —эффективность (к. п. д.) тарелки по Мерфри, выраженная
через изменёние концентраций паровой фазы.
Eml —то же, выраженная через изменение концентраций жидкой
фазы.
Е —локальная эффективность (локальный к. п. д.).
е —доля отгона при однократном испарении, кмоль/кмоль или
__ кг/кг.
fs=IV,ypH —фактор скорости.
F —расход сырья (исходной смеси), кмоль/с или кг/с.
G,L—расход паров и жидкости (флегмы), кмоль/с, кг/с,
кг/(м2-с).
Gi —массовая скорость пара, кг/(м2-ч).
g —ускорение свободного падения,, м/с2.
Н —высота насадки, м.
Ят —расстояние между тарелками, м.‘
h —высота прорези, м.
hQ — начальный подпор жидкости над сливом, м.
йдж — сопротивление переливного устройства, м ст. жидк.
/iw —высота сливной перегородки, м.
haw — подпор жидкости над сливной перегородкой, м.
ht —энтальпия жидкости при температуре t, Дж/кмоль или
Дж/кг.
Ht —энтальпия пара при температуре t, Дж/кмоль или Дж/кг.
Н* —приведенная энтальпия, Дж/кмоль или Дж/кг.
Ki —константа равновесия компонента.
Li —массовая скорость жидкости, кг/(м2-с).
Ly — объемный расход жидкости, м3/ч.
I —открытие прорези, м.
Zo—начальное открытие прорези, м.
М —мольная масса, кг/кмоль.
т —тангенс угла наклона линии равновесия.
М —число теоретических тарелок.
I
224
Pi —P2 — сопротивление, Па.
P = G)W — паровое число, кмоль/кмоль или кг/кг.
Q — общий тепловой поток, Вт.
Qd — тепло, отводимое в парциальном конденсаторе, Вт.
QB —тепло, подводимое в кипятильнике (испарителе), Вт.
//исп — теплота испарения, Дж/кмоль или Дж/кг.
Q —объемный, расход жидкости, м3/с.
q —расход жидкости на единицу ширины потока, м3/(с-м).
P=L]D —флегмовое число, кмоль/кмоль или кг/кг.
Re — критерий Рейнольдса.
S —ширина соответствующего сечения.
t —температура, °C.
и — скорость жидкости в полном сечении колонны, м/с.
W — расход кубового остатка, кмоль/с или кг/с; скорость по-
тока, м/с.
U7* —скорость всплывания пузырей, м/с.
х, у — концентрации компонентов соответственно в жидкой или
паровой фазах, кмоль/кмоль или кг/кг.
а —относительная летучесть двух компонентов смеси.
ait t —относительная летучесть компонента при температуре гра-
ницы деления смеси tt.
р —отношение статических давлений в местах прохода газа и
стекания жидкости.
Д —градиент уровня жидкости; разность.
Др — сопротивление, Па.
6 —толщина тарелки, м.
£ —доля отбора в ректификат, кмоль/кмоль или кг/кг; свобод-
ный объем насадки, м3/м3.
т) —к. п. д. тарелки.
р — плотность среды, кг/м3.
р» —относительная плотность жидкости.
о — поверхностное натяжение жидкости, Н/м.
% —коэффициент сопротивления.
ц —динамическая вязкость среды, Па-с; коэффициент расхода. ’
I —коэффициент сопротивления при течении газа (пара).
—то же, для жидкости.
т -‘-доля свободного сечения тарелки, занятая стекающей жид-
костью.
Фс —относительное свободное сечение тарелки, м2/м2 или %.
Ф —объемное газосодержание (относительное).
1> — LIG —внутреннее флегмовое число, кмоль/кмоль или кг/кг.
фг — коэффициент распределения компонента.
Индексы
ж —жидкость. оп — рабочее сечёние.
захл —захлебывание. опт —оптимальная вели-
к— концентрационная часть колонны. чина.
мин —минимальная вели- п '•— пар.
чина. пот — потери.
о—отгонная часть ко- р —рабочий.
лонны; входное сече- ние. с — сухой.
15—844
225
ф — фактическая величи- е —унос жидкости.
на. хол — холодный поток, ц. о — циркуляционное орошение z, /, /?, т — номера компонентов L — жидкостной поток. N — число тарелок.
* — равновесный. п — номер тарелки.
' — для системы воз- дух — вода при 20 °C и 760 мм рт. ст. р — продуктивный поток.
ЗАКОНОМЕРНОСТИ ПРОЦЕССА РЕКТИФИКАЦИИ
Основные сведения о процессе ректификации
Ректификация это тепло- и массообменный процесс, применяемый
для разделения жидких смесей, компоненты которых различаются по
температурам кипения. 1
Процесс осуществляется при контактировании потоков пара и жид-
кости, которые имеют разные составы и температуры: пар имеет более
высокую температуру, чем вступающая с ним в контакт жидкость.
В результате такого взаимодействия при достаточно большом вре-
мени контакта пар и жидкость могут достичь состояния равновесия, т. е.
температуры потоков станут одинаковыми; при этом их составы будут
связаны уравнениями равновесия. Такая схема взаимодействия потоков
известна как «теоретическая тарелка» или «теоретическая ступень кон-
такта».
В реальных условиях равновесие уходящих из контактной зоны по-
токов пара и жидкости может не достигаться, в связи с чем эти потоки
будут иметь разную температуру, а их составы будут определяться не
только уравнениями равновесия, но и более сложными зависимостями.
Процесс ректификации может осуществляться по периодической и
непрерывной схемам.
При периодической ректификации смесь разделяют на отдельные
компоненты (или фракции, кипящие в определенном интервале темпе-
ратур) путем последовательного их отбора при изменяющихся во вре-
мени рабочих параметрах процесса.
Ректификация по непрерывной схеме позволяет одновременно по-
лучать два или более продуктов при стационарных условиях процесса.
Процесс ректификации осуществляют в аппаратах — ректификаци-
онных колоннах. Для создания потока паров в нижнюю часть колонны
подводят тепло, а поток жидкости -(орошения, флегмы) создают путем
отвода тепла из верхней части колонны, конденсируя соответствующее
количество паров.
Часть колонны, служащая для выделения низкокипящих компонен-
тов (НКК), называется концентрационной, или укрепляющей, другая
часть, в которой выделяются высококипящие компоненты (ВКК), назы-
вается исчерпывающей, или отгонной. Между этими основными частя-
ми колонны находится место ввода сырья (тарелка питания, секция пи-
тания, эвапорационное пространство).
В нефтеперерабатывающей промышленности в основном применя-
ют ректификационные колонны непрерывного действия.
Различают простые и сложные колонны.
Простые колонны обеспечивают разделение исходной смеси (сырья)
на два продукта: ректификат (дистиллят) —продукт, обогащенный низ-
226
кокипящими компонентами (НКК), и кубовый остаток — продукт, обо-
гащенный высококипящими компонентами (ВКК). '
Рис. Ш-1. Схемы простых ректификационных колонн:
а _ обычного исполнения; б — разрезная с перекачиванием промежуточной флегмы насосом;
в— разрезная, в которой транспортировка промежуточной флегмы осуществляется с помощью сис-
темы испаритель — конденсатор; а — разрезная с полной промежуточной конденсацией паров;
/, /'—«колонны; 2 — кипятильники (испарители); 3 — конденсаторы; 4 — насосы; 5 — промежуточ-
ный испаритель; 6 — промежуточный конденсатор; 7 — промежуточный кипятильник; пунктиром
показан вариант ввода сырья.
Рис. Ш-2. Схемы сложных ректифи-
кационных колонн:
а —с боковыми , отборами дополнительных
продуктов; б — с отбором дополнительных
продуктов из стриппннгов (отпарных ко-
лонн); 1 — основная колонна; 2—конден-
сатор; 3 —основной кипятильник (испари-
тель); 4—6 — стриппинги (отпарные колон-
ны); 7—9—вспомогательные кипятильники
(испарители); В. п. — ввод водяного пара.
Схемы простых колонн различных типов приведены на рис. Ш-1.
Сложные ректификационные колонны (рис. Ш-2) разделяют исходную
смесь более, чем на два продукта. Различают сложные колонны с отбо-
ром дополнительных продуктов непосредственно из колонны в виде бо-
ковых погонов (рис. Ш-2, а) и колонны, у которых дополнительные
15* 227
продукты отбирают из специальных отпарных колонн или стриппинг-
секций (рис. Ш-2,б). Последний тип колонн нашел широкое примене-
ние на установках первичной перегонки нефти, каталитического крекин-
га и др.
На практике приходится разделять смеси бинарные, многокомпо-
нентные и непрерывные (нефть, широкие бензиновые фракции и т. п.).
Для разделения бинарной смеси обычно достаточно одной простой ко-
лонны. Для разделения многокомпонентных и непрерывных смесей тре-
буется система колонн, каждая из которых разделяет поступающую в
нее смесь на соответствующие компоненты (фракции).
Способ соединения отдельных колонн между собой (выбор техно-
логической схемы установки) определяется технико-экономическими
расчетами, а также требованиями к конечным продуктам, их термиче-
ской стабильностью, наличием соответствующих хладоагентов и тепло-
носителей и т. п.
Основными рабочими параметрами процесса ректификации явля-
ются давление и температура в системе, соотношение потоков жидкости
и пара (флегмовое число), число контактных ступеней. При соответст-
вующем выборе этих параметров обеспечивается разделение исходной
смеси на компоненты (фракции), удовлетворяющие определенным тре-
бованиям.
Материальные и тепловые балансы
На рис. Ш-З приведена схема потоков в колонне. При составлении
материальных и тепловых балансов могут быть использованы массовые
и мольные единицы измерения. Если эти уравнения сочетаются с урав-
нениями равновесия, то должны быть использованы мольные единицы,
которые могут быть затем пересчитаны в массовые по соответствующим
уравнениям.
Материальные балансы. Общий материальный баланс простой ко-
лонны:
F = D + Г
Общий материальный баланс для i-того компонента (фракции)
или
О W Xi p—X, Ц7
е = — = 1 —--= —’—
F F xi,D — xi,W
Для сложной колонны с боковыми отборами ,(см. рис. Ш-2, а)
F = S Di + S
i k
и
Fxi,F = У F)jXD. + Wkxwk
i k
co стриппингами (см. рис. Ш-2, б) •
F = D+^wk
k
и
=DxiiD + J] wkx\.Vk
k
(HI.1)
(111,2)
(П1.3)
(111,4)
(HI,5)
(H-1,6)
(1H,7)
228
При разделении сложных смесей под компонентом понимают фрак-
цию, кипящую в узком интервале температур. Если сырьевой или про-
дуктивный поток представляют собой смесь, кипящую в определенном
интервале температур (нефть, бензиновые фракции и т. п.), то для рас-
чета составов таких компонентов сложную смесь разделяют на более
узкие по температурам кипения фракции; обычно интервал составляет
5—10°.
Рис'. Ш-4. Схема потоков в колонне (к по-
лучению уравнения рабочей линии).
Рис. Ш-3. Схема потоков в ректификацион-
ной колонне.
Для любых двух сечений колонны (рис. Ш-4) справедливы следую-
щие соотношения:
G^L, =L-\-Gj (III,8)
И Gy + LiXj = Lx + Gtyr (Ш, 9)
ИЛИ L Gjy/ — LjX, У~- qx^ G . (HI,10)
Уравнение (III,9) называется уравнением рабочей линии. Оно свя-
зывает составы неравновесных потоков пара у и жидкости х в любом
произвольно взятом сечении колонны и применимо для любого компо-
нента смеси.
Отношение потоков жидкости и пара в данном сечении колонны
называется внутренним флегмовым числом.
22&
При перемещении' сечения I в крайние точки колонны получим
уравнение рабочей линии в следующем общем виде:
г/ = Фх+(1 —Ф)хр (111,11)
для концентрационной части колонны
L
ф = -Q 1 И Хр = xD = yD
для отгонной части
L
Ф = > 1 и Хр = xw
Возможна и другая запись уравнения рабочей линии:
для концентрационной части (7? = -^-)
R 1
У ~ fl । I х 4~ fl । ] XD (111,12)
для отгонной части (Р=^~)
D+ 1 1
У =----р----х----р xw (Ш,13)
Здесь R — флегмовое число, или кратность орошения по отношению
к потоку ректификата; Р — паровое число, т. е. кратность парового по-
тока по отношению к потоку кубового продукта.
На диаграмме х—у при Ф = const (соответственно 7? = const и
Р= const) уравнение рабочей линии представляет собой прямую, про-
ходящую через точки Xp=z/p и xw = yw соответственно для укрепляю-
щей и исчерпывающей частей колонны. Если флегмовое число изменя-
ется по высоте колонны, т. е. рабочие линии криволинейны, точки уд и
х-w сохраняют свое положение.
Тепловые балансы. Общий тепловой баланс колонны
Qf + Qb = Qd + QtT + Qd + Qu.o + Qhot (111,14)
Тепловой баланс для произвольного сечения колонны, расположенного
выше сечения ввода сырья
Qn = Q« + Q.B + Qd + Сц.о + Одот (Ш,15)
или
= + + + (И1.16)
Для произвольного сечения, расположенного ниже места ввода
сырья, аналогичное выражение имеет вид:
Q« + Qb = Qn + Qhz-г Сц.о + Qhot (Ш.17)
или
+ Qb = + Qif + Qu.o + QnoT (in.is)
Приведенные выше уравнения могут быть использованы для рас-
чета тех потоков пара и жидкости (флегмы) в соответствующих сече-
ниях колонны, которые необходимы при гидравлических расчетах кон-
тактных устройств колонны и для построения рабочей линии.
Количество тепла QF, вносимого сырьем при температуре tp, следу-
ет определять с учетом доли отгона сырья е.
230
Расчет доли отгона сырья на входе в колонну
Сырье может быть введено в колонну при разной температуре, в
связи с чем может изменяться его агрегатное состояние. Если сырье
поступает в частично испаренном виде, то долю отгона
можно найти из следующего уравнения [9а]:
s 1+X.) °1
Для увеличения точности, а также для расчетов при малой доле
отгона можно использовать аналогичное уравнение
У_____KiXi'F__=1 (1П.20)
1 + е№-1) k ’
i
Для расчета доли отгона е с помощью уравнений , (111,19) или
(111,20) используют метод последовательных приближений. Константы
равновесия определяют при температуре ввода сырья tp и давлении в
секции питания колонны.
Составы полученных при испарении сырья парового у*, р , и жид-
костного x*i.p потоков определяют из уравнений
Hi.e = ^ixi,F ~ 1 4- е (X; — 1) (01,21)
• %itF
xi,f= 1+е(у<£_1) (Ш,22)
Массовая ев и мольная е доли отгона связаны между собой сле-
дующим соотношением [50а]:
eBMF = eMa (Ш,23)
Поскольку
Л/с< Мр, е~^>ев
Расчет температур в основных сечениях колонны
Из уравнений (111,19) и (111,20) можно найти температуры начала
и конца кипения смеси:
при е = 0 (жидкая фаза)
1 (ш-24)
I
при е=1 (паровая фаза)
S-^=l (10,25)
i
Если доля отгона задана в пределах 0<е<1, то из уравнений (111,19)
и (111,20) можно определить температуру tP потока сырья, вводимого
в ректификационную колонну.
231
Для расчета температуры tw в нижней части колонны используют
уравнение
2 KiXiw = 1 (Ш,26)
I
а для расчета температуры tD верха колонны— уравнение
S-¥- = 1 (Ш’27)
At
i
Константы равновесия в уравнениях (111,26) и (111,27) определяют со-
ответственно при давлениях в нижней и в верхней частях колонны.
Способы создания орошения в колонне
Для создания потока орошения (флегмы) в колонне могут приме-
няться следующие основные способы:
а) парциальная конденсация;
б) парциальная конденсация с охлаждением флегмы; -
в) острое неиспаряющееся (циркуляционное) орошение;
г) то же, с дополнительным отбором дистиллята;
д) острое испаряющееся (холодное) орошение;
е) то же, с парциальной конденсацией паров.
Схемы, реализующие указанные способы создания орошения, при-
ведены на рис. Ш-5.
На промышленных установках наиболее часто применяют вариан-
ты б, в и д.
Парциальная конденсация (рис. III-5, а). Часть паров GN, подни-
мающихся с верхней тарелки колонны, конденсируется и возвращается
на верхнюю тарелку в виде потока флегмы T-n+i. Несконденсирован-
ные пары (ректификат) в количестве D отводят из колонны.
Для конденсации паров в парциальном конденсаторе отводят теп-
ло Qd, которое можно определить из уравнения теплового баланса для
верхней части колонны
Qd = LN+1(HtN-htD)+D(HtN-HtD) -(111,28)
Таким образом, в парциальном конденсаторе тепло отводится в коли-
честве, необходимом для охлаждения паров флегмы и ректификата от
температуры In до температуры tD и для конденсации соответствующей
части паров в количестве Lji+i. Разделительное действие парциального
конденсатора обычно приравнивают к одной теоретической тарелке.
Поскольку последним слагаемым можно пренебречь, т. е.
Qd~/-<^i)(^-%) (Ш,29)
В большинстве случаев разность энтальпий парового и жидкост-
ного потоков в этом уравнении можно приравнять к скрытой теплоте
испарения (конденсации).
Парциальная конденсация с охлаждением флегмы (рис. Ш-5, б).
В этом случае часть сконденсированных паров выводится из конденса-
тора при температуре tx<ZjtD и затем разделяется на два потока: флег-
мы Lx. и дистиллята D{. Несконденсированные пары отводятся в виде
потока дистиллята D при температуре tv- В частном случае £>i?=0.
232
Количество тепла Qdx, отводимое в конденсаторе, определяется из
уравнения .
Qdx = Lx +D (Н<*-HtD) +D, (HtN-htx) =
= Qd + Di (HtD — h‘x) "b fitD — Л<х) ’30)
В этом уравнении Qd определяют по уравнению (111,28) при заме-
не Ljf+i на Lx и D на D+D\. При £>i=0 получим парциальную конден-
Рис. Ш-5. Способы создания орошения в колонне:
а — парциальная конденсация; б — парциальная конденсация с охлаждением флегмы; в — острое
неиспаряющееся (циркуляционное) орошение; г — циркуляционное орошение с дополнительным
отбором дистиллята; д— острое испаряющееся (холодное) орошение; е — острое испаряющееся
орошение с парциальной конденсацией паров.
сацию, но с вводом флегмы в колонну при более низкой температуре
tx<Ztn- Поэтому количество подаваемого орошения Lx может быть не-
сколько меньшим. Обычно температуру флегмы tx поддерживают
близкой к температурам tN и tD, поэтому при вводе в колонну ороше-
ние Lx практически не испаряется в верхней части колонны.
Острое неиспаряющееся (циркуляционное) орошение (рис. Ш-5,
в, г). В этом случае часть флегмы в количестве Ац выводят из колонны,
охлаждают в теплообменнике до температуры /ц и затем вновь возвра-
233
щают в колонну. При контакте охлажденной флегмы с поднимающими-
ся парами происходит их охлаждение от температуры {n-\ до =
и частичная конденсация. Образовавшийся поток вторичной флегмы
/.1V стекает вниз по колонне, а пары ректификата отбираются сверху.
Обычно принимают, что составы жидкости, стекающей с верхней тарел-
ки, и паров ректификата находятся в равновесии.
Количества циркуляционного орошения и отводимого тепла связа-
ны уравнением
Qd = L^hto-htu) (Ш,31)
В этом уравнении Qd определяют по уравнению (111,28) при Ln+i = Ln-
Масса циркуляционного орошения тем меньше, чем больше раз-
ность температур до и после холодильника. Поэтому такой тип ороше-
ния следует применять при достаточно большой температуре верха ко-
лонны по сравнению с температурой хладоагента. ’
, Для случая, приведенного на рис. 1Ш5, г, когда часть циркуляцион-
ного орошения выводится в виде второго потока дистиллята Di, имеем
Qdx = Lu — Л/ц) D1 (htD — = Qd JrL>1 (htD — h,^ (III ,32)
В уравнении (111,32) тепло Qd рассчитывают по уравнению (111,28), в
котором Ln+y = Ln+D\. При £>1 = 0 получаем предыдущий случай.
Острое испаряющееся (холодное) орошение (рис. Ш-5, д, е). Этот
вариант орошения имеет наибольшее распространение в промышлен-
ности, причем случай с парциальной конденсацией паров, приведенный
на рис. Ш-5, е, применяют главным образом, когда в" смеси содержатся
относительно небольшие количества низкокипящих компонентов, для
конденсации которых потребовался бы низкотемпературный хладоагент.
Вследствие небольшого содержания неконденсируемых при данных ус-
ловиях низкокипящих компонентов унос целевых компонентов с пото-
ком дистиллятных паров Di невелик.
В случае работы колонны с острым испаряющимся орошением хо-
лодную жидкость Lx подают в колонну, где в результате контакта с па-
рами GN-\ часть паров конденсируется, образуя поток флегмы Ду, а
все орошение Lx испаряется и вместе с парами ректификата поступает
в конденсатор. Изменяя количество орошения Lx, можно регулировать
количество стекающей по колонне флегмы Ln.
Для случая, приведенного на рис. Ш-5, д, количество тепла Qdx,
отнимаемое в конденсаторе-холодильнике, определяют из уравнения
Qdx = Qd + D(HtN-htD) (111,33)
Количество тепла Qd, отнимаемое в парциальном конденсаторе, опре-
деляют по уравнению (111,28) при Ln+i = Ln. Массу флегмы Lx опреде-
ляют из соотношения
Qd = Lx(HtN-hiD) (111,34)
Массы флегмы Ln и Lx будут различаться тем более, чем больше раз-
ность температур tN и Д>; при этом Lx^Ln-
Для случая, приведенного на рис. 1Ш5, е, получим уравнение
Qd^Qd+'D^-h^+D^-H^ (Ш.35)
Количество холодного орошения Lx определяют из уравнений (111,28)
и (111,34) при Ln+i = Ln.
234
Способы создания парового потока в колонне
Для создания восходящего потока паров, необходимого для про-
цесса ректификации, в нижнюю часть колонны подводят тепло, за счет
которого часть стекающей с нижней тарелки флегмы испаряется и об-
разует требуемый поток паров.
а
Рис. Ш-6. Схемы способов создания парового потока в колонне с помощью подвода
тепла:
а — в подогреватель с паровым пространством и постоянным уровнем жидкости; б — то же, с пе-
ременным уровнем жидкости; в — горячей струей; г — то же, с выводом кубового продукта в про*
межуточном сечении колонны.
Подвод тепла обычно осуществляют в выносном подогревателе
(рибойлере, трубчатой печи и т. п.), так как разместить достаточно
большую поверхность теплообмена внутри корпуса колонны обычно не
представляется возможным. Кроме того, выносной подогреватель пред-
почтительнее с точки зрения удобства эксплуатации и ремонта.
На рис. Ш-6 представлены различные варианты подвода тепла в
нижнюю часть колонны, применяемые в промышленности.
Подогреватель с паровым пространством (рис. Ш-6, а, б). При по-
стоянном уровне жидкости поток флегмы LN, стекающий с нижнего уча-
стка контактной зоны (тарелки), направляется в кипятильник с паро-
вым пространством (рибойлер), где флегма нагревается от температу-
ры tN до температуры кубового продукта iw и частично испаряется.
235
Образовавшиеся пары Gjv+1 возвращаются в колонну (под нижнюю та-
релку). Отличительной особенностью такого способа подвода тепла яв-
ляется наличие в кипятильнике постоянного уровня жидкости и парово-
го пространства над этой жидкостью. По своему разделительному дей-
ствию такой аппарат принимают эквивалентным одной теоретической
тарелке. \
При переменном уровне жидкости в кипятильнике его величина оп-
ределяется уровнем жидкости в нижней части колонны. Тепло QB, под-
водимое в кипятильнике, расходуется на нагрев кубового остатка от
tN до tw и на испарение жидкости для образования потока паров в ко-
личестве Gn+i:
QB = W (htw - hiN) + Gn+1 (Htw - htN) (III ,36)
поскольку обычно — то
Qb ~ G^v+i/^исп (111,37)
Трубчатая печь (рис. Ш-6, в, г). При подводе тепла с помощью тер-
мосифона или трубчатой печи создается циркуляция нижнего про-
дукта (горячая струя) в количестве Ац через выносной подогреватель
без парового пространства. Образовавшаяся паро-жидкостная смесь по-
ступает в колонну, где разделяется на восходящий поток паров Gn+i
нисходящий поток жидкости Ln+i.
При выводе кубового продукта в промежуточном сечении колонны
кубовой продукт отбирают несколько выше низа колонны, что позволя-
ет избежать попадания различных загрязнений, скапливающихся в ниж-
ней части колонны, в готовый продукт и исключить непосредственный
контакт паров Gw+i, содержащих отпариваемые НКК, с кубовым про-
дуктом.
, Количество тепла, подводимого в кипятильнике, определяют из
уравнения (111,36) или (111,37), а массу горячей струи Ьц— по урав-
нению
Or
В общем случае энтальпия выходящего из подогревателя потока Hta
определяется для паро-жидкостной смеси.
При разделении компонентов смесей с близкими свойствами
Qb~ Qd-
, Выбор температуры и давления
в ректификационной колонне
Величины температур и давлений в колонне определяют как воз-
можность правильного ведения процесса ректификации, так и его эко-
номические показатели. На выбор рабочего режима колонны могут
влиять многие соображения; наиболее важные из них приведены ниже.
Система должна быть далекой от критического состояния, что дает
возможность перевести смесь в жидкое состояние; в противном случае
процесс ректификации не удается реализовать.
Должно быть исключено или сведено к минимуму разложение про-
дуктов при ректификации; в противном случае выход целевых компо-
нентов уменьшится и их качество ухудшится.
236
Необходимо использовать более дешевые теплоносители и хладо-
агенты, в частности, водяной пар, воду, воздух.
Следует исключить возможность кристаллизации продуктов в верх-
ней части колонны, конденсаторе и связанных с ним коммуникациях.
Как правило, следует предпочесть работу колонны при атмосфер-
ном давлении, так как в этом случае упрощается эксплуатация и лег-
че обеспечить герметичность аппаратуры.
Переход к давлениям выше атмосферного позволяет повысить
удельную производительность ректификационной колонны и увеличить
разность температур между хладоагентом и конденсирующимися пара-
ми ректификата в конденсаторе-холодильнике, что дает возможность
несколько уменьшить его поверхность. Однако при этом уменьшается
разность температур между теплоносителем и кубовой жидкостью,
вследствие чего требуется большая поверхность теплообмена.
Кроме того, при повышении давления обычно уменьшается относи-
тельная летучесть компонентов разделяемой смеси, в связи с чем за-
трудняется ее разделение, т. е. требуется увеличить число тарелок или
повысить флегмовое число. Одновременно возрастают стоимость и мас-
са оборудования.
Применение вакуума позволяет снизить температуру процесса и,
как правило, улучшить разделение смеси вследствие увеличения отно-
сительной летучести компонентов. Однако при этом затрудняется кон-
денсация паров дистиллята, усложняется эксплуатация аппаратуры,
труднее обеспечить ее герметичность.
Наряду с другими на величину давления в верхней части'колонны
влияет сопротивление системы конденсации, а давление в нижней части
колонны увеличивается на величину, обусловленную сопротивлением
контактных устройств (тарелок, насадок и т. ’п.). Поэтому одним из
важнейших требований, предъявляемых к вакуумным колоннам, явля-
ется низкое сопротивление контактных устройств.
Пределы четкости деления смеси, ее связь
с числом тарелок в колонне и флегмовым числом
Четкость деления смеси может быть выражена различным образом.
Чаще всего 'задают концентрацию целевого компонента (фракции) в
продукте. Однако в ряде случаев необходимо обеспечить не только оп-
ределенную концентрацию целевого компонента (фракции), но и пре-
дельные содержания некоторых примесей (как низкокипящих, так и
высококипящих по отношению к целевому компоненту). Поэтому для
многокомпонентных и сложных смесей четкость деления может быть за-
дана системой неравенств, обусловливающих требования к продукту.
Для получения в ректификационной колонне продуктов, отвечаю-
щих требованиям, необходимо наряду с другими параметрами процесса
(давление, температура, место ввода сырья и т. д.) иметь соответствую-
щие флегмовое число (поток флегмы) и число тарелок (или высоту на-
садки), определяющие разделительное действие колонны. При этом
обычно исходят из допущения, высказанного Джиллилендом [82], что
при соответствующем изменении флегмового чйсла и числа тарелок
(высота насадки) в колонне можно получить продукты, удовлетворяю-
щие заданным требованиям. Как показали многочисленные расчеты
[74, 98] это допущение является достаточно точным.
237
Таблица III.1. Корреляционные уравнения, связывающие число
теоретических тарелок и флегмовое число
при заданной четкости деления смеси
№№
пп
Уравнение
№
ссылки
Примечание
1
2
3
4
5
6
7
/ 1+54,4Х
У=1—ехр (
\ 11 + 117,2Х
0,002743
У =0,545827—0,591422А' + --------
Y =0,5039—0,5968% —0,0908 IgX
Y =0,6257—0,9868% + 0,5160%2—0,1738Х3
0,65—0,50%
Y ~ 1,0+ 1,25Х
+=0,75—0,75%°,™68
/7? —0,9/?мви У-75 7 %-%мнн \
I £>0,8 I I ^0,9 1-0,66
\ чмии / \ 'мин /
%
— ---%<!,4 =1
Л'мнн
[42]
[98]
[121]
[85]
[74]
[102]
[48]
_ R ^мин
Я+1
у _ N Л^мин
~ N +1
0,01 < X <0,9
X <0,125
X >0,125
0,01 <% <1
Графический общий вид зависимости числа тарелок от флегмового
числа при заданной* четкости деления смеси приведен на рис. Ш-7. Лю-
бая точка на этой кривой может быть
Рис. Ш-7. Зависимость чис-
ла тарелок в колонне от
флегмового числа при за-
данной четкости деления
смеси.
выбрана в качестве рабочей, т. е. задан-
ной четкости деления смеси отвечает
бесконечное множество пар чисел {Л\
7?} или {Л/, Ф}.
При проектировании колонны могут
быть выбраны оптимальные в некото-
ром смысле -число тарелок и флегмовое
число. При реконструкции, когда число
тарелок'в колонне задано, решается во-
прос о выборе соответствующего флег-
мового числа или увеличении числа та-
релок в колонне'
Имеется ряд корреляционных урав-
нений, связывающих число теоретиче-
ских тарелок и флегмовое число; они
приведены в табл. III.1.
Как показала практика расчетов по
этим уравнениям {74], наибольшую точ-!
ность дает первое уравнение, приведен-
ное в табл. III.1. При этом оптимальное флегмовое число и число тео-
ретических тарелок определяют из уравнений:
и
^ОПТ----1,35 /?мин +0,35
(111,39)
%опт — 1,70 Хмии +0,70
(Ш,40)
238
Оптимальные величины могут быть рассчитаны и по другим уравнени-
ям, которые приводят примерно к аналогичным результатам i[7]«
Основные методы расчета числа теоретических тарелок
и флегмового числа
Под теоретической тарелкой понимается контактное устройство, ко-
торое обладает следующими особенностями:
уходящие из контактной зоны потоки пара и жидкости находятся
в состоянии равновесия;
Рис. Ш-8. График расчета числа теоретиче-
ских тарелок с использованием диаграммы
х — У-
OF*K — линия равновесия фаз; АВ — линия фа-
зового состояния сырья; CD — рабочая линия кон-
центрационной части колонны; WE — рабочая ли-
ния отгонной части колонны; МЫ— рабочая ли-
ния секции питания; DF* и WF* — рабочие линии
концентрационной и отгонной частей колонны при
минимальном флегмовом числе.
Рис. Ш-9. Графическое сопряжение
концентраций укрепляющей и отгон;
ной частей колонны при расчете чис-
ла теоретических тарелок:
1—рабочая линия концентрационной час-
ти; 2 — рабочая линия отгонной части;
3—равновесная линия; 4 — линия фазово-
го состояния сырья; 5 — рабочая линия
секции питания; 6 — диагональ диаграммы
х—у.
поток naf>a, поступающий в контактную зону, имеет одинаковый
состав, это же относится и к жидкостному потоку, поступающему в кон-
тактную зону;
в пределах контактной зоны жидкость полностью перемешана и
имеет состав уходящей из контактной зоны жидкости.
Для получения заданной степени разделения исходной смеси тре-
буется определенное число теоретических тарелок.
При ректификации бинарных смесей применяются следующие виды
расчета.
Графический расчет числа теоретических тарелок с использованием
диаграммы х—у сводится к построению равновесной и рабочей линий,
а затем и ступеней изменения концентраций (теоретических тарелок)
между этими двумя линиями (рис. Ш-8). При постоянных мольных по-
токах пара и жидкости в пределах каждой части колонны рабочая ли-
ния будет прямой. Через точку D,-лежащую на диагонали диаграммы
и отвечающую составу ректификата, проводим рабочую линию — пря-
мую DC [см. уравнения (111,11) и (111,12)]. Соответственно через точ-
239
ку W, также лежащую на диагонали и соответствующую составу кубо-
вого продукта, проводим рабочую линию — прямую WE [см. уравнения
'(111,11) и (111,13)]. На эту же диаграмму наносят линию равновесия
и линию фазового состояния сырья АВ.
Построение числа теоретических тарелок начинают от точек D или
W соответственно для концентрационной и отгонной частей колонны.
Переход расчета от концентрационной к отгонной части колонны
пояснен на рис. Ш-9. Получаемое при таком построении число верти-
кальных или горизонтальных отрезков между линией равновесия и ра-
бочей линией и есть число теоретических тарелок, необходимых для за-
данного разделения.
В литературе этот метод известен как метод (Мак-Кэба и Тиле.
При увеличении флегмового (парового) числа рабочие линии обеих
частей колонны, поворачиваются вокруг точек D и W и в пределе, т. е.
при R—->оо и Р—>оо (Ф—>11), сольются с диагональю диаграммы
х—у. В этом случае получаем минимальное число теоретических таре-
лок в колонне Л\1Ш„ При постоянном коэффициенте относительной лету-
чести компонентов а расчет может быть выполнен по уравнению
(111,61).
В случае уменьшения флегмового (парового) числа до некоторой
минимальной величины 7?=7?мин и Р = РМмя (ф = фмин) процесс ректифи-
кации с заданной четкостью деления будет возможен только при бес-
конечно большом числе теоретических тарелок Этот случай
реализуется, когда встречающиеся на одном уровне потоки пара и жид-
кости находятся в равновесии, начиная с сечения ввода сырья.
Величины минимальных флегмового и парового чисел можно полу-
чить из уравнений (111,11) — (111,13) при у = у'р и х=х’~ , т. е.
хр — У*р
Фмин = „ (111,41)
Лр Лр
Уо — Ур
*mhh=V-----Р" (ШЛ2)
Ур хр
хр — xw
Рабочее флегмовое (паровое) число должно заключаться в следую-
щих пределах: ФМИн<Ф^1, 7?мин<7?^оо и Рм’ин<Р^оо.
Если мольные теплоты испарения разделяемых компонентов неодина-
ковы, рабочая линия не будет прямой. В этом случае для построения
точек рабочих линий можно использовать энтальпийную диаграмму
(рис. Ш-10), на которой рабочие линии представляют собой семейство
прямых, проходящих через точки D и W {см. уравнения (111,44) и
(П1.45)].
Графический метод расчета достаточно прост и нагляден, однако
он обеспечивает относительно небольшую точность расчета, особенно
при большом числе теоретических тарелок.
Метод расчета «от тарелки к тарелке». Этот метод предполагает
последовательный расчет составов паров и жидкости на тарелках ко-
лонны с использованием уравнений равновесия, рабочей линии и тепло-
вого баланса для каждого сечения колонны.
240
Совместное решение уравнений материального и теплового балан-
сов дает следующие уравнения рабочих линий:
для укрепляющей секции колонны - 4
L уо-У H*D-H
R~ D ~ y — x ~ H—h
для отгонной секции колонны
G х — хц/ h — Н^
P=~W== y — x = H — h
(111,44)
(III ,45)
Для определения температур равновесных паров и жидкости, покидаю-
щих данную контактную ступень, можно использовать изобарные тем-
пературные кривые.
Рис. Ш-10. Построение точек рабочей линии на диаграмме х — у с использованием
энтальпийной диаграммы:
а — энтальпийная диаграмма с рабочими линиями; б —диаграмма с рабочими линиями, постро-
енными по точкам, снятым с энтальпийной диаграммы.
Переходя от одной контактной ступени к другой и используя урав-
нения (111,44) — (111,45) и равновесия, получают необходимое число
теоретических тарелок. Одновременно определяют потоки пара и жид-
кости и их температуры в соответствующих сечениях колонны.
Этот метод свободен от ряда упрощающих допущений (постоянство
потоков пара и жидкости по высоте колонны, неизменный коэффициент
относительной'летучести и т. п.), обычно присущих другим методам.
Поэтому при анализе результатов расчета другими методами метод рас-
чета «от тарелки к тарелке» обычно рассматривают как эталонный.
Аналитический метод. В тех случаях, когда для каждой части ко-
лонны можно использовать средний коэффициент относительной летуче-
сти а и принять неизменными потоки жидкости и пара по высоте,
предпочтение следует отдать аналитическим методам, дающим возмож-
ность представить связь между всеми параметрами ректификации в
форме уравнения.
Ниже приведен метод расчета, учитывающий эффективность та-
релки (к. п. д. Мерфри), частным случаем которого является расчет по
теоретическим тарелкам [118].
16—844
241
(Ш,46)
(111,47)
Для расчета старые координаты (х, у) заменяют новыми (X, Y),
которые определяются выражениями:
* х — Хг
Х = ------
хп ~ xi
у = у~у'
У11—У1
Смысл данной замены координат ясен из рис. Ш-11.
Рис. Ш-11. Расположение характер-
ных точек и линий при преобразова-
нии координат (х, у) в (X, Y):
Линии: / — рабочая; 2 — равновесная; 3 —
кинетическая.
Координаты точек пересечения равновесной и рабочей линий опре-
деляются из соотношений:
Ф —а + (а — 1) (1 — Ф)хр
хг,п=~ 2 (а — 1) Ф
или
/[Ф— а + (а— 1) (1 — Ф)хр]2 — 4 (а — 1) (1 — Ф) Фхр
* 2 (а - 1) Ф <1И ’48)
Уци = ®xhli +0 —ф)*Р (Ш,49)
а*/,//
yl,H = axltII + (\-xhll) (Ш’50)
Эффективность тарелки (к. п. д. Мерфри) при взаимодействии пара и
жидкости равна
„ Уп У п-1 Y„— Yn-i
i^MV— __,, — Y* — V
Уп — У п-1 *п-1
(П1.51)
Величина к. п. д. Мерфри определяет положение кинетической линии
на диаграмме х—у (см. рис. Ш-11).
При расчете числа теоретических тарелок £Му=1; в общем случае
Если число тарелок в “колонне (или в рассматриваемой части
колонны) равно Мф, то расчетное уравнение, связывающее концентра-
ции низкокипящего компонента в двух сечениях колонны, имеет вид
-T^-=a>-T^v- (III,52)
где Yjv^Xjv+i — приведенный состав дистиллята; Y0 = Xi — приведен-
ный состав кубовой жидкости.
242
При Ф=1 и EMv=l получаем известное уравнение Фенске [77],
а при Emv—1 и Ф^=1—уравнение для расчета числа теоретических
тарелок из работ [118],
Составы жидкости на соседних тарелках колонны связаны урав-
нением
Приведенную относительную летучесть компонентов определяют из вы-
ражения
а _ (а* - 1) (1 - ЕМу)Х2 + Id -Ему)(2-а*) +EMVa*]X-(l -EMV + EMVa*)
(а* - 1) (1 - Ему) X2 + [(1 - ЕМу) (1 - «*) + 1]Х -1
Величину а* находят из уравнения
1 + (а - 1) хи
а ~ 1+(а-1)Х/
Значение X определяют из уравнений:
для отгонной части колонны
_ хи — 2х,
2(xIt—Xj)
для концентрационной части колонны
— 1 —Х[
Х = 2 (хи — х1)
(П1,54)
(111,55)
(III, 56а)
(111,566)
При расчете числа теоретических тарелок (EMV—\, N$=N) для
нахождения величины приведенной относительной летучести использу-
ют уравнение (111,55), так как в этом случае ао = а*. Аналитический ме-
тод расчета особенно эффективен при разделении смесей с низкой от-
носительной летучестью, когда требуется большое число тарелок и вы-
сокая точность расчетов.
При ректификации многокомпонентных смесей применяются следу-
ющие методы расчетов.
Метод' расчета «от тарелки к тарелке». При расчете многокомпо-
нентных смесей данный метод воспроизводит в основном те же опера-
,ции, что и при расчете бинарных смесей. Однако, вследствие того, что
для многокомпонентных смесей нельзя заранее полностью задать соста-
вы продуктов колонны, возникает необходимость корректировки соста-
вов продуктов колонны и потоков в некоторых сечениях (ввод сырья, вы-
вод боковых продуктов и т. п.). Вследствие этого точное решение зада-
чи требует применения метода последовательных приближений; в це-
лом ряде случаев необходима весьма высокая точность расчетов.
Для оценки результатов расчетов и правильной корректировки ис-
пользуют специальные критерии.
Для реализации этого метода необходимо использование ЭВМ, об-
ладающей достаточно высоким быстродействием и большой разрядной
сеткой. Изложению различных вариантов машинных расчетов на основе
данного метода посвящена обширная литература [7, 86].
Аналитические методы. Известно несколько аналитических методов
расчета ректификации' многокомпонентных смесей [65, 84]. Для смесей,
16*
243
характеризующихся небольшим изменением относительной летучести
компонентов в пределах колонны, могут быть использованы уравнения
Андервуда.
При расчете разделения многокомпонентной смеси состава (xitF)
полные составы дистиллята и кубового продукта заранее неизвестны.
Поэтому приходится формулировать требования к содержанию опреде-
ленных компонентов в получаемых продуктовых потоках и затем вы-
полнять эти требования при расчете.
Андервуд получил следующее уравнение, связывающее число тео-
ретических тарелок с составами потоков (х") и (*') в двух сечениях
колонны:
£(х",е;-) / 0/ \лг Е(х',0/)
е (x",et) \ оJ £ (х’, ад
где 0 — корни уравнения (111,58)
yi a;Xitp _ I
2d а; — 0 1 —Ф
I
В этих уравнениях функция
SCt/Xx
-аГ-ИГ
(П1,57)
(Ш,58)
(1П.59)
представляет- собой обобщенную концентрацию в рассматриваемом се-
чении колонны, а отношения корней 0^0г- — приведенные относительные
летучести компонентов i и /.
Из совместного решения уравнений (111,57) и (111,58) при x'=x1fP
получим
£(х',0;)
, / 0‘- \
lgk)
При Ф—Ч это уравнение переходит в уравнение Фенске для расчета
минимального числа теоретических тарелок {77]
Xi,D xj,W
lg xt,w л,- D
------------- (1П.61)
Расчет минимального флегмового числа Rмин ПРОИЗВОДЯТ ПО урЭВ-
нениям
S<W,F
^-0 =’-<
I
at — Q = ^мин
(111,62)
(Ш,63)
где q—отношение количества тепла к теплоте'испарения, которое необ-
ходимо сообщить сырью, чтобы перевести его в парообразное состоя-
ние; 0 — корень уравнения (111,62).
244
Если сырье вводят в колонну при некоторой доле отгона
то е=1—q, т. е. при подаче кипящей жидкости <7=1, а при питании ко-,
лонны насыщенным паром q=G. Для перегретого пара <7<0, для недо-
гретой до кипения жидкости ?>1.
Найдя из уравнения (111,62) корень 0, подставляют его в урав-
нение “(111,63) и определяют Имин-’ Поскольку число корней 0 равно
числу -компонентов в смеси, находят максимальное значение 7?МИн, ко-
торое и используют в дальнейших расчетах. Обычно корень, опреде-
ляющий величину /?мин, находится вблизи границы деления смеси.
Различные расчетные процедуры, связанные с практическим ис-
пользованием метода Андервуда, изложены в ряде работ [9, 18].
Приближенные методы расчета. Известны приближенные методы
расчета многокомпонентной ректификации, в которых вводят различные
упрощающие допущения относительно распределения компонентов, тем-
ператур в колонне, флегмо-вых чисел и т. п. [8, 76, 82, 101].
В режиме полного орошения имеются две степени свободы проек-
тирования [9а], поэтому расчет составов продуктов колонны для этого
режима существенно упрощается.
Ниже приведен метод расчета, в котором используется понятие о
температурной границе деления многокомпонентной смеси [16, 40]; этот
метод дает хорошие результаты при расчёте ректификации многокомпо-
нентных и сложных смесей [45].
Уравнение Фенске запишем в следующем виде:
xi,D N
= . <nr,64)
где ai,t — коэффициент относительной летучести i-того компонента при
температуре границы деления смеси tE\ attt = Pi,t/Р; Р — давление сме-
си; Pi,t — давление насыщенных паров i-того компонента (фракции) при
температуре /е.
Компоненты (фракции), температура кипения которых при давле-
нии Р меньше, чем tz, будут преимущественно переходить в ректифи-
кат, а компоненты с более высокими температурами кипения, чем t е, —
в куб. Для компонента (фракции), температура кипения которого рав-
на 1е, коэффициент распределения Чг=1.
Долю отбора компонентов в дистиллят е определяют из уравне-
ния (111,3).
-Пользуясь указанными уравнениями, рассчитывают составы про-
дуктов колонны для всех шести вариантов начальных условий проекти-
рования, приведенных в табл. III.2.
Температуру границы деления смеси находят методом последо-
вательных приближений из условий
2 xi,D =-- 1 или 2 Xi'W 1
i i
с использованием составов, рассчитанных по данным табл. III.2.
Если концентрации каких-нибудь компонентов в дистилляте Хг,л~0,
т. е. aiit«0, то в выражении
2 xi,w = 1
245
Таблица Ш.2. Расчетные уравнения для определения составов дистиллята и кубового продукта х,-, w в режиме полного
орошения (индекс k обозначает заданный компонент или фракцию 1 = 1, 2,..., т,...) -
Искомый параметр Расчетное уравнение при различных заданных независимых переменных для шести вариантов проектирования
xk,D' xk,W T Л7 ktD' mhh 1xk,D' xm,D xk,W' NMH« xk,W' xm,W
Коэффициент рас- пределения ф< Xsai,i k
Доля отбора в ди- стиллят е [xk,F~xk,W xk,D — xk,W If "мни _. xk,D 1 дт —:— „мин i xk,D 1 xk,F N ~ МИН 1 xk,D 1 xk,F — 1 xk,W xk,F xk,W nNmn 1 ak,t 1 xm,F
„^МИН 1 ak,t 1 ДГ “ „ МИН 1 xtn,F „^MHH 1 ak,t 1 xm.F „^МИН 1
xm,W xm,D xm,W
— N сЛин—1 m, 1 1 R ^2 X X 1 II Я Э 4^ s X 1
Состав дистиллята Х(, в xi,F^i 1 4* 6 (Ф1 — О
Состав кубового продукта xilW xi,F l+e№-l)
появятся члены вида
Xj,F
В случае наличия нулевых концентраций в кубе Xi,w~0, т. е. ai,t—>оо,
концентрации соответствующих компонентов в дистилляте будут равны
Xl,F
Xl,D =--—
Затем, использовав допущение о практической инвариантности со-.
ставов продуктов при изменении числа тарелок в колонне и соответст-4'
венно флегмового числа, рассчитывают минимальное флегмовое число
Рис. III-12. График зависимости чис-
ла контактных ступеней колонны от
флегмового числа:
а — основной график; б — левая часть ос-
новного графика в увеличенном масштабе.
по уравнениям (111,62) и (111,63). Для расчета рабочего числа теорети-
ческих тарелок и флегмового числа используют первое уравнение из
табл. III.1; с целью ускорения расчетов на рис. Ш-12 приведена гра-
фическая интерпретация этого уравнения.
Для определения места ввода питания в колонну используют при-
ближенные соотношения
NK Nk Wmhh.k MrfHHjK
Л'о W—NK Мкин.о Млин-------------- ^мии,к
ИЛИ [49]
N& ^мии,к I? + 1 Р
= ^мии.о R " Р + 1
(III,65)
(111,66)
В большинстве случаев можно ограничиться использованием урав-
нения (111,65), имея в виду, что практически для ввода сырья преду-
сматривают 3—5 точек (сечений) по высоте колонны вблизи сечения,
определяемого уравнением (111,65).
Эффективность работы контактных устройств
Изложенные методы расчета основаны на понятии теоретической
тарелки. Для расчета фактического числа тарелок в колонне исполь-
зуют различные характеристики эффективности работы тарелок.
247
В качестве примера на рис. Ш-13 дана подробная схема потоков
и концентраций, поясняющая переход от общей эффективности тарелки
к локальной.
К-п. д. тарелки колонны есть отношение числа теоретических та-
релок (N) к фактическому числу тарелок в колонне (/V$)
П = -дЦ- (111,67)
К. п.д. тарелки зависит от большого числа факторов: скоростей
потоков контактирующих фаз, физических свойств системы и т. д.
Рис. Ш-13. Подробная схема потоков
и концентраций для анализа различ-
ных характеристик эффективности
контактной ступени.
В большинстве случаев следует предпочитать экспериментальные зна-
чения, полученные для данного типа смесей на крупных стендах или
промышленных установках.
При разделении углеводородных смесей относительно неширокого
фракционного состава для ориентировочной оценки величины к.п.д.
можно пользоваться уравнениями, приведенными в табл. III.3.
Таблица Ш.З. Приближенные уравнения для расчета к. п. д. тарелок
№
пп.
Условия при-
менения урав-
нения при
средней тем-
пературе
в колонне
Уравнение
№
ссылки
Примечание
Углеводород- г] =0,492 ([1жа)"°>245 [92)
ные системы [НО]
То же
t)=0,17—0,6161g2 xi,fV4,f
Колпачковые
тарелки
/ L \°>28S
П=0,541(ржа)-<».«^-) X
X 10“ °,ов+о,зо/^
[92]
рж — вязкость сырья, сПз;
а — коэффициент относи-
тельной летучести раз-
деляемых компонен-
тов
—мольная доля t-ro
компонента в сырье;
Рц/г — его вязкость, сПз
— уровень жидкости над
средней линией проре-
зи, м
Для более точного расчета величин к.п.д. тарелок некоторых типов
могут быть использованы методики, изложенные в работах [20, 66, 109].
Эффективность тарелки по Мерфри (к.п.д. Мерфри) представляет
собой отношение фактического изменения концентраций пара (жидко-
сти) при прохождении тарелки к изменению этой же концентрации при
248
равновесии пара (жидкости), уходящего с тарелки, с жидкостью (па-
ром), покидающей тарелку.
В соответствии с этим определением различают к. п. д. Мерфри та-
релки
по паровой фазе Ему'
Ему =
и по жидкой фазе Eml'
Уп — Уп-1
Уп — Уп-1
Eml =
Хп-ц — Хп
хп+1 — <
(П1,68)
(111,69)
Оба этих коэффициента связаны между собой следующим соотношени-
ем [21а]:
-^^Eml+^V-Eml) (Ш.70)
где т — тангенс угла наклона линии равновесия.
В зависимости от конструкции контактного устройства, степени пе-
ремешивания потоков контактирующих фаз, структуры потоков и т. п.
может оказаться, что (уп—yn-i]1> (у*п—Уп-\) и (xn+i—xn) > (xn+i—х„),
т. е. на практике могут встретиться случаи, когда ЕМу>\ и £,мл>1-
Это же замечание может быть отнесено и к к. п. д. тарелки [37]. В слу-
чае прямолинейной равновесной зависимости связь между величиной
к. п.д. тарелки ц и к. п.д. Мерфри Ему устанавливается уравнением
Льюиса [97]:
Г / mG .
lg 1 + Ему ( — 111
n=—L----------------L
'S —
Обычно принято считать, что к. п.д. Мерфри связан с полным переме-
шиванием жидкости на тарелке. Однако, как следует из приведенных
выше уравнений, при расчете к.п.д. Мерфри необходимо знать только
входные и выходные концентрации потоков на тарелке, т. е. нет необ-
ходимости знать фактическую структуру потоков на тарелке. Необходи-
мость такого знания возникает только при использовании в расчетах
других характеристик эффективности (локального к. п. д., точечного
к. п.д. и т. п.), относящихся к элементарным объемам контактной зоны
на тарелке. В этом заключается одно из преимуществ применения к. п.д.
Мерфри при расчетах колонн, поскольку он позволяет перейти от кон-
центраций на данной тарелке к концентрациям на смежной тарелке, не
интересуясь структурой потоков контактирующих фаз. Естественно, что
сама величина к. п.д. Мерфри зависит от структуры контактирующих
потоков.
В зависимости от степени перемешивания жидкости на тарелке для
расчета к. п.д. Мерфри могут быть использованы уравнения, приведен-
ные в табл. III.4, которые позволяют осуществить переход от локально-
го к. п. д. к к. п. д. Мерфри.
При более сложных структурах потоков связь к. п.д. Мерфри с ло-
кальными к. п.д. определяется уравнениями, приведенными в работах
[41, 43, 44].
24&
Таблица III.4. Связь к. п. д. Мерфри Emv'h локального Ev
при различной степени перемешивания жидкости на тарелке
№№ пп Модель потока Параметр модели Расчетное уравнение № ссылки Примечание
I Секционная (ячееч- ная) Число секций полного пере- мешивания S Ф Г / Em \ s 1 + _фг; -1] [79] S = 1 (полное перемешивание ' жидкости); S —> оо (полное вытеснение)
2 Диффузионная Критерий Пек- ле Z2 Ре= Ему 1 — ехр[ — (К + Ре)] Ev ~ ! К + Ре\ + v (K + Pe)^+ ) exp (К) — 1 + / К \ К(1 1 К + Ре) [Ю9] Ре —► 0 (полное перемешивание жидкости); Ре—► оо (полное вытеснение); —длина пути жидкости на тарелке, м; /ж— время пребывания жидкости, с; De — коэффициент вихревой диффузии, м2/с.
3 Произвольная ДО—функция рас- пределения времени пребывания СО l_Jexp(-XEv-^ f(t)dt Ему — 0 [78] т—среднее время пребы- вания струек жидко- сти на тарелке, с; mG т
ЛП оо xjexp^ — f^dt 0 - L “ Ф
Из уравнений, приведенных в табл. II 1.4, в частности следует, что
при некоторых сочетаниях параметров возможно EMv>l-
Для многокомпонентных смесей к.п.д. Мерфри для разных компо-
нентов различны и для их расчета следует пользоваться матричными
уравнениями, структура которых аналогична соответствующим бинар-
ным соотношениям [38, 39].
В случае уноса жидкости потоком пара эффективность тарелки по
Мерфри снижается. Это обстоятельство учитывает уравнение, получен-
ное Кольборном [68]
Bflv- , Е“вт ЦП,72)
I + ф
где Emv—эффективность тарелки по Мерфри («кажущийся» к.п.д. та-
релки по Мерфри) при наличии уноса жидкости; Ф — внутреннее флег-
мовое число; е — относительный унос жидкости потоком пара.
Локальная эффективность (локальный к.п.д.) определяется урав-
нениями, аналогичными уравнениям (111,68) и (111,69), характеризую-
щим относительно небольшой по протяженности участок контактного
устройства .(см. рис. Ш-13):
^Уп.п-1
(П1.74)
Связь между этими к.п.д. определяется уравнением (111,70) при заме-
не Eml и Emv соответственно на El и Ev.
Точечная эффективность (точечный к. п. д.) связана с изменением
концентраций контактирующих потоков в небольшом локальном объеме
контактной зоны, в пределах которого можно принять гипотезу о пол-
ном перемешивании контактирующих фаз.
В зависимости от структуры потоков обеих фаз по соответствую-
щим уравнениям может быть осуществлен переход от точечной эффек-
тивности Е к локальной, затем к к., п. д. Мерфри и к к. и. д. тарелки
[43, 44].
Использование той или другой характеристики эффективности оп-
ределяется степенью изученности структуры потоков на контактном
устройстве.
ТАРЕЛЬЧАТЫЕ РЕКТИФИКАЦИОННЫЕ КОЛОННЫ
В ректификационных колоннах . применяются тарелки различных
конструкций, существенно различающиеся по своим рабочим характе-
ристикам и технико-экономическим данным. При этом, наряду с самыми
современными конструкциями, в эксплуатации находятся тарелки таких
типов (желобчатые и др.), которые, хотя и обеспечивают получение не-
обходимых продуктов, но не могут быть рекомендованы для современ-
ных производств.
До 50-х годов в нефтеперерабатывающей промышленности находи-
лись в эксплуатации колонны с колпачковыми тарелками различных
конструктивных модификаций; в отдельных случаях применялись сит-
чатые тарелки.
251
В 50-е годы появились различные конструкции тарелок (клапан-
ные, из S-образных элементов, прямоточные, струйные, провальные и
т. п.), нашедшие широкое применение в промышленности. В большин-
стве случаев тарелки новых конструкций имели существенные преиму-
щества перед колпачковыми и ситчатыми тарелками, что позволило
применить их для различных процессов нефтепереработки.
При оценке конструкций тарелок обычно принимают во внимание
следующие показатели:
а) производительность;
б) гидравлическое сопротивление;
в) эффективность при разных рабочих нагрузках;
г) диапазон рабочих нагрузок в условиях достаточно высокой эф-
фективности;
д) сопротивление одной теоретической тарелки Ар/ц при разных
рабочих нагрузках;
е) возможность работы на средах, склоцных к образованию инкру-
стаций, к полимеризации и т. п.;
ж) простоту конструкции, проявляющуюся в трудоемкости изготов-
ления, монтажа, ремонтов;
з) металлоемкость.
Тарелок универсальных конструкций не существует. В большинстве
случаев для оценки достаточно иметь данные по показателям а, в и г;
если они различаются сравнительно слабо, то анализируют показатели
е, ж и з. Показатели б и д имеют большое значение для вакуумных и
многотарельчатых колонн, где решающую роль играет сопротивление
аппарата. Поэтому в целом ряде случаев для вакуумных колонн может
оказаться целесообразным применение тарелок, обладающих относи-
тельно низкой эффективностью и малым гидравлическим сопротивле-
нием.
При реконструировании колонн обычно решающее значение имеют
показатели а, б, в и г. Так, при прочих равных условиях и заданном
расстоянии между тарелками Нт величина сопротивления тарелки Др
может лимитировать производительность тарелки (колонны). Для прак-
тического применения тарелки данной конструкции весьма большое
значение имеет характеристика ее эффективности при разных рабочих
нагрузках по пару (рис. III-14). Кривая 1 соответствует тарелкам
барботажного или струйно-прямоточного типа, у которых прямоточное
движение фаз развивается полностью только при достижении скоростей
пара, близких к максимальным. Тарелки этого типа позволяют обеспе-
чить достаточно широкий диапазон рабочих нагрузок, т. е. отношение
максимальной скорости паров к минимальной (обычно более 3) при эф-
фективности, близкой к максимальной. Кривая 2 характерна для таре-
лок с барботажным режимом работы в начале рабочего диапазона и с
прямоточным в его конце. Как видно, реализация большого рабочего
диапазона в этом случае связана с существенной потерей эффективно-
сти тарелки. Кривая 3 характеризует тарелки прямоточного типа, имею-
щие максимальную эффективность в области больших скоростей фаз.
Как и в предыдущем, в этом случае получение широкого диапазона на-
грузок связано с необходимостью принимать низкую рабочую эффек-
тивность тарелки.
При проектировании колонн весьма распространенной ошибкой яв-
ляется стремление реализовать рабочую нагрузку вблизи максимума
эффективности. На практике это приводит к тому, что колонна оказы-
252
вается неспособной обеспечить либо заданные условия разделения сме-
си, либо производительность даже при использовании современных си-
стем автоматизации процесса. Причина этого в неизбежных колебаииях
нагрузок при работе промышленной установки.
В нефтеперерабатывающей и химической промышленности СССР
нашли применение в основном стандартные конструкции тарелок, раз-
работанные ВНИИНЕФТЕМАШем (клапанные прямоточные, из S-об-
разных элементов, ситчатые из просечного листа с отбойниками, решет-
чатые провальные, желобчатые колпачковые) и УКРНИИХИММАШем
Рис. Ш-14. Графическая связь эффек-
тивности работы разных тарелок с
рабочим интервалом их нагрузок:
Тарелки: 1 — барботажные; 2— барботаж-
но-прямоточные; 3 — струйные прямоточ-
ные.
(колпачковые капсульные, провальные решетчатые, ситчатые, жалю-
зийно-клапанные) .
Поскольку процесс создания нормализованной конструкции, начи-
ная с ее исследования и кончая широким промышленным внедрением,
занимает несколько лет, в эксплуатации находятся также тарелки раз-
личных ненормализованных конструкций, которые по ряду показателей
превосходят тарелки нормализованных конструкций (решетчатые про-
вальные с отогнутыми кромками щелей, струйно-направленные с верти-
кальными перегородками, с вращательным движением потоков фаз, с
продольным секционированием жидкостного потока и др.).
Необходимо отметить, что ситчатые, язычковые, клапанные тарел-
ки, элементы которых изготавливают путем штамповки из листового
металла, имеют значительно меньшую металлоемкость (55—80 кг/м2),
в отдельных'случаях до 40—50 кг/м2 по сравнению с металлоемкостью
колпачковых тарелок (до 110—130 кг/м2).
Основы классификации ректификационных тарелок
В настоящее время известны сотни различных конструкций таре-
лок, многие пз которых имеют лишь чисто познавательное значение.
Другие конструкции, хотя и различаются отдельными элементами, в
практической области имеют равноценные основные показатели. Вплоть
до настоящего времени нет достаточно стройной классификации тарель-
чатых устройств, хотя попытки в этом направлении делались неодно-
кратно [55]. Поэтому здесь будут приведены лишь общие принципы,
которые позволят читателю ориентироваться во всем многообразии
имеющихся конструкций тарелок и производить их предварительную
оценку.
Для пропуска потоков пара и жидкости тарелки должны иметь ка-
налы соответствующих размеров.
253
Рис. Ш-16. Схемы потоков для основ-
ных разновидностей тарелок провально-
го типа:
Тарелки: а—из плоского листа; б — ступен-
чатая; в — с отогнутыми' кромками щелей;
г — трубчато-решетчатая.
Рис. III-15. Схемы организации течения
жидкости на тарелках с переливными
устройствами:
Тарелки: а — однопоточная; б — двухлоточная-,
в — трехпоточная; г — четырехпоточная; д — с
кольцевым движением жидкостное — с одно-
направленным движением жидкости на смеж-
ных тарелках; ж, з —каскадного тила; и — с
серповидной сливной перегородкой.
По способу передачи жидкости с тарелки на тарелку различают
тарелки со специальными переточными устройствами и тарелки проваль-
ного типа. У тарелок первого типа жидкость перетекает с тарелки на
тарелку через специальные каналы, которые не предназначены для по-
тока паров. В-зависимости от нагрузки по жидкости ее переток с тарел-
ки на тарелку может осуществляться одним, двумя, тремя и более по-
токами (рис. Ш-15).
Рис. Ш-17, Основные схемы движения пара
и жидкости в контактной зоне тарелки:
а — перекрестный ток; б —прямоток; в—«проти-
воток; е — стесненное зеркало барботажа; д — то
же, свободное (зеркало барботажа заштрихо-
вано).
л
У тарелок провального типа пар и жидкость проходят через одни
и те же отверстия (каналы) , при этом места стока жидкости и прохода
паров перемещаются по пл-ощади тарелки случайным образом,
(рис. Ш-16).
254
Различают также тарелки барботажного и струйного типов. У бар-
ботажных тарелок элементы контактных устройств (колпачки, клапаны,
отверстия) создают в слое жидкости движение пара в почти вертикаль-
ном направлении, т. е. контакт фаз осуществляется по схеме перекрест-
ного тока, тогда как у струйных тарелок создается прямоточное движе-
ние фаз в пределах всей тарелки или отдельных ее участков (рис. Ш-17
и Ш-18).
Тарелки барботажного типа могут иметь стесненное или свободное
зеркало барботажа (см. рис. Ш-17). У тарелок со стесненным зеркалом
барботажа часть поверхности жидкости (примерно от 50 до 75%) заня-
та устройствами для ввода пара в жидкость (колпачками). У тарелок
Рис. III-18. Схемы некоторых способов локализации прямоточного движения фаз в зоне
контакта:
а — установка вертикальных поперечных секционирующих перегородок; б — ввод пара в управ-
лении, поперечном направлению потока жидкости и установка продольных перегородок; в — ввод
пара в направлении, продольном и поперечном направлению потока жидкости и установка вер-
тикальных поперечных перегородок; г—установка наклонных отбойных устройств с прямоточным
(верхняя часть) и прямоточно-переменным (нижняя часть) направлением движения жидкости и
пара; д — ввод пара во взаимно пересекающихся направлениях для группы из четырех клапанов;
е — применение прямоточного элемента и ситчатого полотна (сочетание элементов с прямотоком
и перекрестным током).
со свободным зеркалом барботажа устройства для ввода пара в жид-
кость размещены практически на одном уровне с полотном тарелки
(отверстия в полотне тарелки, клапаны, язычки и т. п.), вследствие чего
площадь для выхода пара из жидкости составляет около 70—90% ра-
бочей площади тарелки.
255
В зависимости от конструкций устройств для ввода пара в жидкость
различают ситчатые (дырчатые), колпачковые, язычковые (чешуйча-
тые), клапанные и другие типы тарелок.
Направление ввода пара (газа) в жидкость оказывает существен-
ное влияние как на производительность, так и на эффективность работы
тарелки, а также на характер зависимости эффективности от нагрузки
по пару.
Для увеличения производительности тарелки следует использовать
контактирование фаз в прямотоке. Однако чистый прямоток не обес-
печивает высокой эффективности контакта фаз. Поэтому стремятся за-
держать развитие прямоточного движения, устанавливая отбойники или
вертикальные перегородки в направлении, поперечном потоку жидкости,
цзменяя направление ввода пара на смежных элементах тарелки, при-
меняя специальные конструктивные модификации клапанов, комбини-
руя различные контактные элементы в пределах контактной зоны и т. п.
Некоторые из перечисленных элементов приведены на рис. Ш-18—
Ш-21. В качестве рабочих элементов тарелки, служащих для ввода па-
ра в жидкость, могут быть использованы просечки, клапаны, язычки
различных типов.
Стандартные конструкции тарелок
Основные элементы стандартных конструкций тарелок даны на
рис. Ш-19.
Колпачковые желобчатые тарелки. Тарелки этого типа применяют-
ся в колоннах диаметром от 1000 мм и более при расстояниях между
тарелками 450 мм и более. Рабочая часть тарелки укомплектована
съемными желобами и колпачками. Для перетока жидкости служат
переливные устройства (одно- или двухпоточные). Основные размеры
тарелок регламентированы отраслевой нормалью Н 439—58. Вплоть до
настоящего времени тарелки этого типа находятся в эксплуатации в ко-
лоннах различного технологического назначения. Единственным их
практическим преимуществом является относительно небольшое число
желобов и колпачков, которые требуется устанавливать при монтаж-
ных и ремонтных работах. В остальном все показатели этих тарелок
низки, поэтому тарелки желобчатого типа повсеместно заменяют более
современными.
Колпачковые тарелки с капсульными колпачками. Тарелки этого
типа могут быть установлены в колоннах диаметром 400 мм и более,
расстояние между тарелками от 200 мм и более. Тарелки могут иметь
неразборную и разборную конструкции. Тарелки неразборной конструк-
ции уплотнены в корпусе колонны периферийным сальником с набивкой
нз асбестового шнура.
В горизонтальном положении тарелки диаметром до 1000 мм уста-
навливают с помощью трех регулировочных винтов, опирающихся на
кронштейны, приваренные к корпусу. Тарелки диаметром 1200—1800 мм
имеют опорное разъемное кольцо, прикрепляемое к корпусу колонны,
на которое сверху крепится основание тарелки. Тарелки большого диа-
метра снабжены опорными балками, воспринимающими нагрузки от
масс тарелки и жидкости. Основные размеры тарелок регламентирова-
ны ОСТ 26-01-282—71 и ОСТ 26-808—73.
Для комплектации тарелок служат стандартные круглые колпачки
диаметром 60, 80 и 100 мм по ГОСТ 9634—68.
256
По' сравнению с желобчатыми колпачковые капсульные тарелки
имеют примерно на 20% большую производительность, высокую эффек-
тивность, широкий рабочий диапазон (более 4) 'и меньшую металлоем-
кость (60—90 кг/м2 против ПО—130 кг/м2).
Хотя по производительности тарелки этого типа уступают тарелкам
других современных типов и сравнительно трудоемки в изготовлении и
монтаже, они находят применение благодаря универсальности областей
практического использования и неприхотливости в эксплуатации’.
Тарелки колпачковые из S-образных элементов. Колпачковые та-
релки этого типа изготавливают в соответствии с ОСТ 26-536—72. Их
диаметр равен 1000—8000 мм. Расстояние между тарелками составляет
450 мм и более. Полотно тарелки набрано из элементов S-образного
профиля, при сборке которых образуются каналы для прохода пара.
Жидкость движется единым потоком и частично направляется паром в
сторону слива, вследствие чего уменьшается градиент уровня жидкости
на тарелке. Благодаря жесткости S-образных элементов, металлоем-
кость тарелок этого типа относительно невелика (55—90 кг/м2). По эф-
фективности они находятся на одном уровне с колпачковой капсульной
тарелкой, но производительность их на 20—30% выше.
Характеристика эффективности имеет вид кривой 2 (см. рис. Ш-14),
поэтому рабочий диапазон нагрузок этих тарелок обычно не превы-
шает 2,5.
Клапанные прямоточные тарелки применяются в колоннах диамет-
ром 1000 мм и более при расстоянии между тарелками не менее 450 мм.
Размеры тарелок регламентированы ОСТ 26-02-1401—76 и ОСТ
26-02-1402—76. По сравнению с S-образными тарелками они позволяют
повысить производительность колонн примерно на 20—25%. Диапазон
рабочих нагрузок более 4. В области саморегулируемой работы клапа-
нов тарелки обладают относительно небольшим сопротивлением. Метал-
лоемкость составляет 55—80 кг/м2.
Жалюзийно-клапанные тарелки. Размеры регламентированы ОСТ
21-01-417—72. Тарелки применяются в колоннах диаметром 1000 мм и
более при расстоянии между тарелками, составляющем не менее
450 мм.
Рабочие характеристики практически аналогичны характеристикам
клапанных прямоточных тарелок.
Ситчатые тарелки с отбойными элементами из просечного листа
[57]. Полотно тарелки и наклонные отбойники изготовлены из просеч-
но-вытяжного листа. Свободное сечение полотна тарелки следует выби-
рать исходя из отсутствия провала жидкости; свободное сечение отбой-
ников должно быть достаточно большим (не менее 30%), чтобы обеспе-
чить пропуск текущей по тарелке жидкости. Контакт фаз происходит в
прямотоке и частично в перекрестном токе на отбойниках. Благодаря
относительно низкому сопротивлению эти тарелки применяются в ва-
куумных колоннах. Характеристика эффективности отвечает кривой 3
(см. рис. Ш-14). Металлоемкость составляет 50—60 кг/м2.
Решетчатые тарелки провального типа. Стандартные решетчатые
тарелки применяются в колоннах диаметром 400 мм и более при рас-
стоянии между тарелками не менее 200 мм.
Тарелки этого типа не имеют специальных переливных устройств
для жидкости, поэтому конструкция их предельно проста. Производи-
тельность тарелок провального типа примерно в 1,8—2 раза больше,
чем колпачковых, металлоемкость не превышает 40—50 кг/м2. По срав-
17—844
257
11 10 s
"к
Рис. Ш-19. Основные элементы стандартных таре-
лок:
а — колпачковая желобчатая; б—колпачковая капсуль-
ная; в — колпачковая из S-образных элементов; г — кла-
панная прямоточная; д — жалюзийно-клапанная; « — сит-
чатая с отбойниками из просечно-вытяжного листа;
ж — решетчатая провального типа; 1 — корпус колонны;
2 — стенка переливного кармана; 3 —подпорная перего-
родка; 4 — колпачок; 5 —сливная перегородка; 6 — же-
лоб; 7 — приемный карман; 8 — глухой сегмент; 9 — S-об-
разный элемент; 10 — разборный S-обраэный элемент;
// — ребро жесткости; 12—клапан прямоточный; 13 —
полотно тарелки; 14 — длинная ограничительная ножка;
15 — короткая ограничительная ножка; 16— выступ,
обеспечивающий начальный зазор под клапаном; 17 —
отбойник сетчатый концевой; 18—жалюзийно-клапанный
элемент; 19 — отбойник сетчатый промежуточный; 20—
прямоугольный клапан; 21— выступ, обеспечивающий
начальный зазор под клапаном; 22— основание тарелки
из просечно-вытяжного листа; 23 — отбойник; 24— опор-
ное кольцо; соседние по высоте тарелки имеют взаимно
перпендикулярное направление прорезей.
17*
нению с колпачковыми эти тарелки имеют меньшую эффективность и
более узкий рабочий диапазон, который в среднем равен 2. Обычно ре-
комендуется выбирать свободное сечение тарелок равным 15—20%. При
меньшем свободном сечении несколько увеличивается эффективность
работы тарелок, однако соответственно снижается их производитель-
ность,
Тарелки этого типа рекомендуются для применения в ректификаци-
онных колоннах, где требуется относительно небольшое число тарелок
и ожидается сравнительно малое колебание рабочих нагрузок.
Ситчатые тарелки. Основные характеристики стандартных ситча-
тых тарелок регламентированы ОСТ 26-805—73 для колонн диаметром
от 400 до 3600 мм при расстоянии между тарелками 200 мм и более.
По сравнению с колпачковыми производительность этих тарелок на
30—50% выше, а рабочий диапазон уже и обычно не более 2,5. Метал-
лоемкость составляет 65—50 кг/м2. Тарелки весьма чувствительны к точ-
ности горизонтальной установки и не рекомендуются для работы на за-
грязненных средах, т. к. при этом возможна забивка отверстий.
Новые конструкции тарелок
Повышение производительности тарелок может быть достигнуто за
счет струйно-прямоточного принципа взаимодействия фаз, а повышение
эффективности — за счет более интенсивного межфазового контакта при
минимальном перемешивании жидкости на тарелке. Ниже даны харак-
теристики некоторых конструкций, реализующих указанные принципы.
Струйные тарелки с вертикальными перегородками. Подобная та-
релка представлена на рис. Ш-20,а. Ее основанием служит стальной
лист, на котором в шахматном порядке выштампованы полукруглые ле-
пестки, имеющие радиус 15—25 мм и отогнутые в сторону сливного кар-
мана под углом а = 20—40°. Варьируя число лепестков, их радиус и угол
отгиба, можно добиться того, чтобы относительное свободное сечение
тарелки составляло до 15% площади колонны.
Через каждые два ряда перпендикулярно направлению потока жид-
кости установлены вертикальные перегородки, у нижнего основания ко-
торых сделаны прямоугольные прорези общей длиной (0,75—0,85) дли-
ны перегородок. Высота перегородок hw обычно составляет 35—60 мм.
Вертикальные перегородки разделяют полотно тарелки на ряд секций,
в пределах которых и на тарелке в целом обеспечивается интенсивное
взаимодействие фаз.
Переливные устройства имеют переливной карман сечения, пере-
менного по высоте, в верхней части оно составляет примерно 11%, а в
нижней — 7% общей площади сечения колонны, что позволяет улучшить
работу переливного устройства и более рационально использовать пло-
щадь тарелки в зоне контакта фаз.
По сравнению с колпачковыми тарелки этого типа позволяют
повысить производительность колонн в 1,8—2 раза при сохранении вы-
сокой эффективности разделения. Рабочий диапазон этих тарелок бо-
лее 3, а характеристика эффективности воспроизводит кривую 1 (см.
рис. Ш-14), но при большей, чем у барботажных тарелок, производи-
тельности. ’
Комбинированные ситчато-клапанные и ситчато-прямоточные та-
релки [70]. В этих тарелках сочетаются контактные элементы двух ти-
260
Рис. Ш-20. Основные элементы тарелок
новых конструкций:
а — струйная с вертикальными перегородками;
б—из мелких S-образных элементов с отбой-
никами; а — из S-обраэных элементов с кла-
панами (TSK); г — ситчато-клапанная; д — ре-
шетчатая провальная с отогнутыми кромками
щелей; / — корпус колонны; 2— стенка пере-
ливного кармана; 3— сливная перегородка;
# —лепесток (язычок); 5 — вертикальная пе-
регородка; 6 — прорезь в вертикальной пере-
городке; 7—подпорная перегородка; 8— при-
емный карман; 9— основание тарелки; 10—
S-образный элемент; //—отбойник; 12— ло-
патка отбойника; 13—клапан прямоточный;
14 — ситчатое полотно; 15 — входной участок
тарелки; 16 — опорное кольцо; 17 — полотно
тарелки; /5 — щель без отогнутых кромок;
/9 — щель с отогнутыми кромками.
9
пов: ситчатое полотно и отверстия или клапаны, открывающиеся в сто-
рону слива. Такое комбинирование позволяет улучшить характеристику
эффективности в области больших и малых нагрузок при сохранении
высокой производительности, присущей клапанным прямоточным та-
релкам.
Тарелки из S-образных элементов с отбойниками. Установка на-
клонных отбойников над S-образными элементами позволяет увеличить
производительность, диапазон рабочих нагрузок и эффективность при
больших скоростях пара.
Применение более мелких элементов S-образного профиля дает
возможность расширить диапазон рабочих нагрузок примерно на 10%
и на столько же увеличить максимальную эффективность по сравнению
с тарелкой из стандартных S-образных элементов. Диапазон рабочих
нагрузок тарелок с отбойниками равен примерно 3, а по производитель-
ности и эффективности они идентичны струйным тарелкам с вертикаль-
ными перегородками, для которых а = 40° и hw=5Q мм.
Тарелки из S-образных элементов с прямоточными клапанами
(TSK) [57]. Для расширения рабочего предела нагрузок и повышения
производительности стандартных S-образных тарелок они были снаб-
жены прямоугольными прямоточного типа клапанами, размещенными
на верхней площадке S-образного элемента. Их производительность и
эффективность примерно на 10% выше, чем у клапанной прямоточной
тарелки.
Решетчатые тарелки провального типа с отогнутыми кромками ще-
лей [42]. Рабочие характеристики тарелок провального типа могут
быть несколько улучшены, если часть щелей (около 50%) снабдить
кромками, отогнутыми вниз (навстречу потоку пара). При прочих рав-
ных условиях такие тарелки имеют более широкие (на 10—15%) преде-
лы рабочих нагрузок и большую (на 15%) производительность, чем
стандартные. Отогнутые вниз кромки щелей придают полотну тарелки
большую жесткость, что позволяет применять металл меньшей толщины
(1,5—2,0 мм вместо 3—4 мм). Ширину щелей рекомендуется принимать
равной 5—6 мм, длину 100 мм. Тарелки этого типа могут быть'установ-
лены в колоннах как малого (менее 400 мм), так и большого диаметров.
Решетчатые тарелки провального типа из труб [7]. С целью повы-
шения производительности и снижения сопротивления провальных та-
релок их рабочую часть набирают из труб, которые могут быть распо-
ложены параллельными рядами или свернуты в спираль. В случае не-
обходимости отвода (подвода) тепла по трубам может быть пущен
хладоагент (теплоноситель).
Струйные тарелки с компенсацией прямоточного движения фаз. ;
Прямоточное движение фаз позволяет существенно увеличить произво-
дительность, но приводит к относительно низкой эффективности контак-
та..Ряд современных конструкций тарелок базируется на прямоточном
принципе движения фаз в зоне их контакта, однако на этих тарелках
нет чистого прямотока: направление движения пара в смежных рабочих
элементах тарелки' меняется, вследствие чего происходит постоянное
Прерывание и возобновление прямотока. Аналогичным образом ра-
ботают и вышеупомянутые комбинированные тарелки.
Некоторые варианты конструкций, реализующих этот принцип,
представлены на рис. Ш-18 и рис. Ш-20.
262
Основные расчетные параметры тарельчатых колонн
На основании технолоУических расчетов определяют основные пара-
метры процесса ректификации: давления, температуры, жидкостные и
паровые нагрузки, физические свойства фаз в различных сечениях ко-
лонны, число теоретических и реальных тарелок. Эти данные служат
базой для проведения гидравлических расчетов тарельчатых устройств
и аппарата, обусловливающих выбор основных конструктивных разме-
ров тарелки и ряда узлов колонн. Эти размеры обеспечивают заданную
производительность по пару и жидкости, а также необходимые рабочий
диапазон и эффективность работы тарелки.
Правильно (в гидравлическом смысле) организованная работа та-
релок является залогом их1 эффективной работы. Колонна рассматри-
вается как система взаимосвязанных узлов, каждый из которых (и их
совокупность) удовлетворяет своему функциональному назначению.
На практике зачастую приходится иметь дело с низкими показате-
лями производительности и эффективности работы колонн вследствие
того, что тарелки эксплуатируются вне области их нормальных рабочих
нагрузок, предусмотренных на стадии проектирования.
• Расчет диаметра тарельчатой колонны
Тарелки с переливными устройствами. Для аппаратов, работающих
с относительно небольшими нагрузками по жидкости, максимальную и
к рабочую линейные скорости пара определяют по уравнению
В7 = 0,847 10~4С 1/.Рж ~~ Рп (111,75)
• Рп
или массовую скорость
G1=0,305C/pn (Рж-Рп) (111,76)
Коэффициент С в этих уравнениях зависит от типа тарелки, рас-
стояния между тарелками, поверхностного натяжения жидкости, обла-
сти применения (рис. Ш-21) [108].
В зависимости от величины поверхностного" натяжения жидкости а
величину коэффициента С рассчитывают по уравнению
С =
а
20Л(Н
(П1.77)
Коэффициент С2о определяют по графику (рис. Ш-22) в зависимо-
сти от расстояния между тарелками при сг^20-10“3 Н/м; обычно
С20 норм, раб (0,80 0,85) С20 макс*
Для струйных тарелок с вертикальными перегородками при рас-
стоянии между тарелками Ят=0,3 м,а=40° и hw = 5Q мм С20макс=760;
для тех же тарелок при а = 25°, /iw = 50 мм и для тарелок из S-образных
элементов с отбойниками С2о = 7ОО. Чтобы определить величину коэффи-
циента С2о макс для этих тарелок при других расстояниях между тарел-
ками, определяют величину данного коэффициента для колпачковых та-
релок при /7т = 0,3 м и заданном Нг, а затем рассчитывают С2омакс из
выражения
с
^20 макс
° 20 макс
С20 макс \
С20 макс /нт=0.3“
(III,78)
Верхний индекс относится к колпачковым тарелкам. Величину С2о макс
для колпачковых тарелок при Дт=0,2—0,4 м определяют из уравнения
Сао макс = 2950 Ят-460 (111,79)
263
Диаметр колонны находят по уравнению
________G
С/Рп (Рж —Рп)
(111,80)
Для сечений колонн, работающих с большими жидкостными нагрузками
(отгонные части колонн, тарелки в зоне циркуляционного орошения и
Рис. 21. График для определения величины
коэффициента С:
/ — кривая максимальных нагрузок для колпачко-
вый тарелок и нормальных нагрузок для проваль-
ных, ситчатых, каскадных и других тарелок ана-
логичных конструкций; 2— кривая нормальных
нагрузок для колпачковых тарелок; 3 — кривая
цля вакуумных колонн без ввода водяного пара,
снабженных сетчатыми отбойниками, и для.стрип-
пинг-секций атмосферных колонн; 4— кривая для
десорберов абсорбционных установок и вакуум-
ных колонн с вводом водяного пара; 5 — кривая
для абсорберов; 6 — кривая для колонн в случае
вспенивания жидкостей при высоких температу-
рах (разложение под вакуумом, разделение вяз-
ких жидкостей под вакуумом, использование вы-
сококипящих ароматических фракций в качестве
абсорбентов).
Рис. Ш-22. График для расчета величи-
ны коэффициента скорости С20:
/ — для максимальных рабочих нагрузок;
2 — то же, для нормальных.
т. п.), максимальный диаметр колонн доожет быть-рассчитан из выра-
жения
L / G
+1 / (Кос + 35) -7===-
Рж |/ Рп (Рж Рп)
^к макс = KqC -|- 35 (41,81)
Соответственно минимальный диаметр этого же сечения колонны опре-
деляют из выражения
1/ (^С +35) 77=^-:--^.-
У У Рп (Рж — рп)
£>к мин = КаС + 35 (Ш,82)
Фактический диаметр колонны должен, удовлетворять неравенству
макс и В первом приближении может быть рассчитан как
264
среднеарифметическое значение минимального и максимального ди-
аметров колонны, т. е.
L / : g
2о + 1/ (^б’+Зб) г— --------—;
п ~ I/ V Рп (Рж Рп)
------—------Я0С+35-------------- (Ш,83)»
Значение коэффициента Ко, зависящего от конструкции тарелки:
Для колпачковой желобчатой..................• . .0,20
Для колпачковой капсульной и из S-образных элементов 0,25
Для клапанной прямоточной и из S-образных элемен-
тов с отбойниками . . . ....................0,30
Для струйной с вертикальными перегородками . . .0,35
Полученный по указанным уравнениям диаметр колонны округля-
ют до ближайшего стандартного и затем проверяют на соответствие ра-
бочим условиям при расчете переливных устройств, уноса жидкости’
и т. д.
Тарелки провального типа. Для тарелок этого типа основными раз-
мерами являются: диаметр тарелки (колонны), расстояние между та-
релками, свободное сечение тарелок и размеры отверстий, причем все-
они весьма жестко взаимосвязаны. Поэтому при расчете приходится од-
новременно учитывать все указанные факторы.
Для стандартных тарелок провального типа (без отгиба кромок,
щелей) при ширине щелей до 6 мм расчет минимальной рабочей скоро-
сти пара может быть выполнен по уравнению [19, 67]
У= 2,95ехр (- 4Х) (III,84>
где
Y___^W2 * рп /Цж \в'16 у_______ / L ХУа / Рп \Уа
^Э<Р? РхДРж/ \°/ \Рж 1
Для провальных тарелок с отогнутыми кромками щелей и трубчато-ре-
шетчатых минимальную рабочую скорость пара определяют по урав-
нению
У =3,9ехр(-4Х) (III,85)-
Верхний предел рабочих нагрузок провальных тарелок определяется
так называемой скоростью захлебывания, которую можно рассчитать,
по уравнениям:
для колонн диаметром до 1 м
г / Рк — 0 4\1
У = 10 ехр ( 0,465 0 4 ’ I exp (- 4Х) (111,86)-
для колонн диаметром свыше 1 м .
У = 20 exp (- 4Х) (111,87)
Для тарелок с отогнутыми кромками щелей и трубчато-решетчатых рас-
считанные по этим уравнениям величины скоростей захлебывания сле-
дует увеличить на 15%.
Максимальную рабочую скорость пара обычно принимают равной
(0,80—0,85) скорости захлебывания. Расчет скорости пара в колоннах
2651-
диаметром более 0,8 м может быть выполнен по уравнению [85]
(111,88)
Коэффициент В в уравнении (111,88) принимает следующие значения:
Скорость пара Тип тарелки
стандартная с отгибом кромок щелей, трубчато- решетчатая
Минимальная Рабочая . 5,4 10 6,25 12,5
При расчете рабочей скорости по уравнению (111,88) обеспечивает-
ся запас порядка 30—35% скорости захлебывания.
Рис. Ш-23. Зависимость величины по-
правочного коэффициента Кн для
расчета скорости захлебывания про-
вальных тарело'к от расстояния меж-
ду тарелками Н^.
Следует иметь в виду, что приведенные выше уравнения справед-
ливы для d^O.Ol2 м.
Полученную по приведенным уравнениям величину скорости захле-
бывания следует умножить на поправочный коэффициент Кн, завися-
щий от расстояния между тарелками и определяемый по графику
(рис. Ш-23).
Диаметр колонны рассчитывают по уравнению
= V" л ЗбООрпИ7 ,89)
Полученный диаметр округляют до ближайшего стандартного, а затем
уточняют величину рабочей скорости пара в колонне.
Расстояние между тарелками определяют из выражения
Hr = Ha+He (Ш,90)
266
Для расчета высоты пены используют уравнение
Др —
^4
2(1-т)2
Яп =
РжРж£
(111,91)
Сопротивление тарелки может быть рассчитано по следующим урав-
нениям [11, 32J « Др = (2£ + 1) ол Г°"хз- +ДРа . (111,92) z (1 — т;
или
(III,92а)
Долю свободного сечения тарелки, занятого стекающей жидкостью, оп-
ределяют по уравнению [32]
I + I Рж / G V Г/з
[ 2Г ' Рп U / J
(III, 93)
Относительную плотность пены рж рассчитывают по уравнению [12]
(1П,94)
т =--------
I +
1
Коэффициент сопротивления сухой тарелки определяют так [19]
4000<pcdn 6
g = (I -<Рс)2+(0,5-0,4Фс) (Ш,95)
^еоп
В уравнении (III,92а) коэффициент |3, представляющий собой отношение
статических давлений в зоне прохода пара и в зоне стекания жидкости,
зависит от целого ряда факторов (нагрузки по жидкости и ее физиче-
ских свойств, диаметра колонны, расположения отверстий и т. д.).
Для условий, близких к работе ГФУ, величину (3 можно определить
по уравнению
р ~ 1,11
0,118
\ Рж
(III, 9G)
При ориентировочных расчетах можно принимать средние значения:
Для трубчато-решетчатых тарелок . £-0,9—1,0
Для решетчатых тарелок £=1,4—1,6
Для дырчатых тарелок ?1,5 —1.«
а р*к~0,20—0,25.
Высоту сепарационного пространства Нс определяют из уравнения
W / 1,4-10-4т, \°,з»
Нс =----/ —--------1 '
с mw I е
(Ш,97)
267
Поправочные коэффициенты ггъ и mw, учитывающие влияние физиче-
ских свойств пара и жидкости на унос [26], рассчитывают по уравне-
ниям
(III,98>
(III, 99 У
В уравнениях (111,98) и (111,99) величины со штрихом относятся к
системе воздух — вода цри 20 °C и 760 мм рт. ст., а величина без штри-
ха — к данной парожидкостной системе.
Расчет переливных устройств
Нормально спроектированные переливные устройства должны удов-
летворять следующим основным требованиям:
обеспечивать перетекание заданного количества жидкости с тарел-
ки на тарелку без захлебывания колонны;
Рис. Ш-24. Варианты схем основных типов переливных устройств тарельчатых колон»:
а — площадь поперечного сечения постоянна по высоте; б — площадь 'переливного устройств»
уменьшается книзу; в — переток жидкости по трубам; а —то же, в случае равнонаправленного
движения жидкости нй смежных тарелках; д — истечение жидкости в межтарельчатое простран*
ство.
иметь малое гидравлическое сопротивление;
обеспечивать достаточную величину гидравлического затвора, ис-
ключающую прорыв пара через переливное устройство;
создавать спокойный ввод жидкости на тарелку;
обеспечивать возможно более полную дегазацию жидкости, пере-
текающей на нижележащую тарелку.
При расчете переливных устройств обычно исходят из допущения,,
что через переливы течет свободная от пара жидкость, а способность
жидкости к вспениванию (газонасыщению) учитывают последующим
введением соответствующих поправочных коэффициентов.
Основные типы переливных устройств, нашедших практическое при-
менение, представлены на рис. Ш-24. Вариант б наиболее предпочтите-
'268
лен, так как при той же пропускной способности по жидкости, что и в
варианте а [52], он позволяет более полно использовать сечение колон-
ны для размещения контактных элементов тарелки.
Вариант в с переточными трубами встречается во многих колоннах,
находящихся в эксплуатации, однако условия для Дегазации жидкости
здесь хуже, чем в вариантах а и б. Поэтому вариант в может быть ре-
комендован в отдельных случаях при малых нагрузках по жидкости и
для слабопенящихся систем.
Вариант г обеспечивает одинаковое направление движения жидко-
сти на смежных тарелках и большее обогащение пара (жидкости) [93].
Однако при этом усложняется конструкция колонны; при диаметре бо-
лее 0,5 м этот вариант не дает ощутимых преимуществ по сравнению со
случаем разнонаправленного движения жидкости на смежных тарелках.
При больших нагрузках по жидкости применяют многопоточные та-
релки (см. рис. Ш-15, б, в, г), а также переливы с истечейием на
нижележащую тарелку через 1цел.ь (см. рис. Ш-24, д). При достаточ-
ном расстоянии между тарелками в последнем случае образуется вторая
зона контакта фаз [54].
В случае применения сегментных сливных перегородок при малых
расходах жидкости используют сливные перегородки с прорезями раз-
личной формы по верхней кромке, что позволяет обеспечить стабильный
уровень жидкости на тарелке и меньшую чувствительность к негоризон-
тальности ее установки [53].
Длина сегментной сливной перегородки В для односливной тарелки
обычно составляет (0,6—0,8) DK.
Подпор жидкости над сливной перегородкой. Глубина слоя жидко-
сти на тарелке обусловлена высотой сливной перегородки hw и величи-
ной подпора жидкости над сливной перегородкой how, которую опреде-
ляют из уравнений [62]:
для сплошных сливных перегородок - ,
/ Lv \2/3
how = 0,0029 (111,100)
для перегородок с треугольным вырезом
/ 2hLv \о,405
how = 0,0322 —7^
(П1.Ю1)
При больших нагрузках по жидкости для сегментных переливных
устройств полученная по уравнению (111,100) величина how может быть
несколько уточнена [80] путем умножения на поправочный коэффици-
ент kow (рис. Ш-25).
В большинстве практических случаев величина коэффициента koa>
не превышает 1,10—1,15.
Для обеспечения стабильного слива жидкости через перегородку
при небольших подпорах жидкости над сливом (менее 20—25 мм) при-
меняют сливные перегородки с трапециевидными, прямоугольными, тре-
угольными прорезями [53]. Схема такой перегородки дана на
рис. Ш-26; величину подпора жидкости в прорези определяют по урав-
нениям, приведенным в табл. Ш.5 [52, 53]. В первом приближении рас-
чет может быть выполнен по уравнениям (111,100) и (111,101).
При больших расходах жидкости, когда hw + how>80—100 мм,
часть жидкости может быть пропущена над сливной перегородкой, . а
269
Таблица III.5. Уравнения для определения величины подпора жидкости
в прорезях сливной пе'регородки (how^.h)
№№ пп Прорезь Уравнение для расчета подпора жидкости в прорези Уравнение для расчета начального подпора
1 Трапециевидная Qi = Ц /2g (how — h0)^ X Г Ь — Ьг 1 X 5&t + h -(2Лоа,+ЗА0) ц х 0,70 й0 = 2,2 ]/ —— ° г (Рж — Рп) g
2 Треугольная 2 b г— Qi = Р д 1 2g(ftotl) Ло)3^3 X X (2how + ЗА0) (1 и 0,70 Ло = 1 б“| 0,504 0,21^ х \ п) Г ь Г ( Ъ 1/ ~+V 4+Ы х 1/ ь_ х * h Х (Рж — Рп) g
3 Прямоугольная Qi = -у Н6 /2^ (Ло® — Ло)3/2 0,006 И =0,53 + -т ( 4,50-10-3 \ 1 f о ha =1,28 + г 1/ -г-. -т— 0 \ b / Г (Рж —Pn)g
часть — через прорези в ней, что позволяет понизить общий уровень
жидкости на тарелке и обеспечить стабильную работу слива.
Подпор жидкости для этого случая рассчитывают по уравнениям,
приведенным в табл. Ш.6. [52, 53] (Bi — B/Nnp и Qi = Q/A^np, где
Л/Пр—число прорезей).
Рис. Ш-25. График для определения
поправочного коэффициента исполь-
зуемого при расчете подпора жидко-
сти над сливной перегородкой.
Величину подпора жидкости how рассчитывают методом последова-
тельных приближений по приведенным в табл. III.5 и III.6 уравнениям.
При этом полезно сначала определить расход жидкости через прорезь
при how=h и how = 0, что позволит в дальнейшем пользоваться только
уравнениями, приведенными в табл. Ш.5 или табл. III.6.
Рис. Ш-26. Схема к расчету подпора жидкости для сливной перегородки с прорезями.
Обычно для сегментной сливной перегородки (гладкой) максималь-
ная жидкостная нагрузка ограничивается величиной А = 70—80 м3/(м-ч).
При большей жидкостной нагрузке, как правило, следует применять
двухпоточные или многопоточные тарелки, а также сливные перегород-
ки с прорезями.
Условия спокойного ввода жидкости на тарелку. Для нормальной
работы тарелки существенное значение имеет правильная организация
ввода жидкости на тарелку из переливного устройства. При некоторых
соотношениях размеров переливного устройства и расхода жидкости
могут создаваться условия, приводящие к образованию отогнанного
прыжка при выходе жидкости из-под переливной перегородки. В резуль-
тате значительно понижается уровень жидкости, приводящий к нерав-
номерному распределению пара, проходящего через тарелку.
Различные случаи ввода жидкости на тарелку приведены на
рис. Ш-27.
271
Таблица III.6*. Уравнения для определения величины подпора жидкости
при перетекании ее через сливную перегородку с прорезями (how>h)
№ fin. Прорезь Расчетное уравнение
1 Трапециевидная Г— ( 2 2 / b — Ь, , \ Qi — Р 1 з + з + fi how J X Г , i 1 2 6 — Ь, X |_(6om —+)3/2 — - 5- h х х [(ftoa,- v/2-c]}
2 Треугольная Qi = Iх 4" з fi h-ощ (.h-ow M3/2 - -j-'T’ [(Лош—ft°)6/2 “ ]}
3 Прямоугольная Qi = 4" P /2^ [(Bt - 6) + b (how - fto)3/2]
* Расчет ц и см. табл. III.5.
Рис. Ш-27. Схема ввода жидкости из переливного устройства на тарелку:
д — при отсутствии подпорной перегородки; б — при наличии подпорной' перегородки; в — при на-
личии подпорной перегородки и большом расходе жидкости; г — при наличии заглубленного пе-
реливного кармана; / — поверхность жидкости при отогнанном прыжке-,// —то же , при затоплен-
ном прыжке (прыжок отсутствует) .
Ввод жидкости на тарелку должен быть организован так, чтобы
исключить образование свободного прыжка [52].
При отсутствии подпорной перегородки условие создания затоплен-
ного прыжка определяется следующим уравнением:
hw+how> 0,318.^ 1 +3,75
(111,102)
При наличии подпорной перегородки условие спокойного ввода жид-
кости проверяют по уравнению
(Ш,ЮЗ)
:272
Критическую глубину потока hKP рассчитывают по уравнению [13]
-.W
Лкр =1,03 у ~ (111,104)
Глубину потока жидкости в наиболее узком сечении до прыжка Лс оп-
ределяют из уравнения [13]
q = фЛс V2g(hW1 4-Лоа11—Лс) (III, 105)
Коэффициент скорости <р = 0,90—0,95.
Ввод жидкости на тарелку может сопровождаться значительным
повышением уровня жидкости над подпорной перегородкой (см.
рис. Ш-27). Это нежелательно, так как вследствие увеличения дально-
сти полета струи /с нерационально используется площадь тарелки, а
вследствие уменьшения глубины потока hc в сжатом сечении возникает
опасность образования отогнанного прыжка. Чтобы исключить указан-
ный недостаток и одновременно обеспечить достаточную величину гид-
равлического затвора переливного устройства, необходимо выполнить
следующее условие [52]:
0,777?2/3 < S2 < hW2 + hoa>l + Д + Лдж (III ,106)
Поскольку величина S2 может быть довольно большой, в некоторых
случаях (при больших удельных расходах жидкости) потребуется боль-
шая высота подпорной перегородки , чтобы обеспечить выполнение
вышеприведенного неравенства, что нежелательно по ранее указанным
причинам. В этих случаях следует применять заглубленный переливной
карман (/iwj^/iwJ, что позволяет легко удовлетворить неравенство
(111,106), а также- спрофилировать подпорную перегородку (см.
рис. Ш-27).
Расчет величины сопротивления переливного кармана потоку жид-
кости можно выполнить, воспользовавшись общим уравнением гидрав-
лики для местных сопротивлений:
W2
= (111,107)
Для перегородки с плавным закруглением нижней кромки коэф-
фициент сопротивления £ж равен 2,1, для перегородки с острой нижней
кромкой 3,2.
Определение основных размеров переливного устройства. В верх-
ней части переливного устройства происходит удаление основной массы
пара из жидкости, стекающей на нижележащую тарелку (рис. Ш-28).
Поэтому ширина переливного кармана в верхней части SK должна быть
достаточной, чтобы обеспечить необходимую площадь для дегазации,
т. е. должно выполняться условие SK>/K. В случае, когда SK^lK, усло-
вия для дегазации жидкости в верхней части переливного кармана рез-
ко ухудшаются, что приводит к интенсивному вспениванию жидкости в
переливном кармане и к захлебыванию тарелки.
Расчет вылета струи производят по уравнению
=0,8
(Яп—1)(рж£ + Ла,± + Л^А(111,108)
18—844
273
В зависимости от степени вспениваемости жидкости коэффициент за-
паса высоты переливного устройства Кп, учитывающий вспениваемость
жидкости, принимают равным:
Слабопенящаяся жидкость . . . 1,25—1,50
Среднепенящаяся жидкость . . . 2,0
Сильнопенящаяся жидкость . . . 2,5—3,0
Поскольку длины подпорной и сливной
перегородок у смежных по
высоте тарелок примерно одинаковы,
то при расчетах можно принимать
Рис. Ш-28. Схема для гидравличе-
ского расчета основных,размеров пе-
реливного устройства.
С учетом того, что в карманё находится насыщенная паром жид-
кость, расстояние между тарелками определяют из условия
(III, 108)
Ширина переливного кармана в верхнем сечении SK должна удов-
летворять условию
SK>(1,5 —2,0)/к
(111,110)
Для переливного кармана с двухсторонним сливом жидкости усло-
вие (111,110) должно выполняться для половины ширины переливного
кармана. Для переливного устройства из труб диаметр переточной тру-
бы dt должен выбираться из условия
dT 4/к
(111,110а)
Ширина сегментного переливного кармана SK связана с длиной слив-
ной перегородки В и диаметром колонны DK следующим соотношением:
(Ш.Ш)
Поскольку относительная длина сливной перегородки BfDK обычно со-
ставляет 0,6—0,8, то SK=(0,l—0,2) Дк.
Основная масса пара (газа), увлеченного жидкостью, перетекаю-
щей с тарелки, отделяется в верхней части переливного устройства.
В нижней части переливного кармана течет практически дегазирован-
ная жидкость. Чтобы исключить захват жидкостью всплывающих в ней
пузырьков пара (газа), скорость жидкости в нижней (более узкой) ча-
274
сти переливного устройства должна быть меньше, чем скорость всплы-
вания пузырьков пара (газа).
Согласно имеющимся экспериментальным данным скорость всплы-
вания пузырей диаметром. 1 мм и более лежит, в пределах 0,20—
0,35 м/с. Поэтому для большинства практических случаев рекомендует-
ся, чтобы скорость жидкости в переливном устройстве составляла от
0,10 до 0,20 м/с.
Для расчета скорости движения жидкости в нижней части перелив-
ного кармана можно использовать уравнение для скорости всплывания
пузырей грибообразной формы [42]:
W* = 1,18 1 / gg (Р*~ (III, 112)
У Рж
Скорость жидкости в нижней части перелива №Ж1 определяют из
выражения *
»4 = w (111,113)
Коэффициент Кж<1 зависит от степени вспениваемости жидкости:
Слабопенящаяся жидкость . . .0,90
Среднепенящаяся жидкость . . . 0,80
Сильнопенящаяся жидкость . . . 0,65
Минимально необходимую площадь и размеры нижнего сечения
переливного кармана определяют из выражения
F_____Я___
КЖ1 ~
(III,Н4)
з
Размеры остальных сечений переливного устройства в первом при-
ближении определяют из условия равенства скоростей движения жид-
кости в этих сечениях.
При использовании нормализованных конструкций тарелок разме-
ры переливного устройства проверяют на соответствие заданным нагруз-
кам по жидкости и пару. В случае необходимости размеры стандартных
конструкций могут быть изменены с учетом изложенных выше реко-
мендаций.
ГИДРАВЛИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ ТАРЕЛОК
При гидравлическом расчете тарелок определяют сопротивление
потоку пара (газа), скорость пара в живом сечении тарелки, унос жид-
кости, сечение переливных устройств и т. п.
Схемы к гидравлическому расчету различных типов тарелок при-
ведены на рис. Ш-29.
Сопротивление тарелки потоку пара
Сопротивление тарелки потоку пара в значительной степени опре-
деляет рабочую характеристику тарелки и ее возможности при реализа-
ции того или иного процесса разделения.
18* 275
Общее сопротивление тарелки обычно представляют в виде суммы
трех составляющих:
Др = Дрс + Ддж + Ддв (1П,115)
Сопротивление сухой тарелки рассчитывают по уравнению
t рХп
Лрс = 5---(111.П6)
Коэффициент сопротивления сухой тарелки % обычно определяют при
продувке модели тарелки. Поскольку величина g зависит от конфигура-
Рис. Ш-29. Схемы для гидравличе-
ского расчета тарелок:
я — колпачковой; б — клапанной, ситчатой,
язычковой; в — провальной.
ции и соотношения размеров различных сечений паровых каналов, по-
лученные экспериментально величины g не всегда могут быть непосред-
ственно использованы для других модификаций однотипных конструк-
ций тарелок. Поэтому предложены методы расчета коэффициента сопро-
тивления сухой тарелки для различных конструкций тарелок.
В первом приближении величину g можно рассчитать по известным
уравнениям гидравлики как сумму коэффициентов местных сопротивле-
276
Таблица III.7. Данные для расчета коэффициента сопротивления сухих тарелок
Тип тарелки Уравнение, £ср График № ссылки
Колпачковая: желобчатая капсульная 5-образная Уравнение (III, 117) Sep = 4,6-5,! Sep = 4,5-7,5 |cpS20 для скорости в патрубках Sep =4,18 для скорости в прорезях — [29] [7, Ю6]
Ситчатая Г * 6 £ = К|0,4 (1,25-<рс) +1 + + (1- Фс)i 2] (1 — коэффициент трения в гладких трубах) Коэффициент К (см. рис. III-30) » [ЮЗ]
1 / \0-2 (/—шаг отверстий) gcp = 1,82 (фс = 0,05—0,10); Sep = 1,95—2,0 (фс = 0,03—0,05); ScP = 1,4—1,5 (фс = 0,15—0,20) Коэффициент К (см. рис. Ш-31) [95] [2]
Ситчатая, решетча- тая Уравнение (III, 95) — 119]
Клапанная gcp = 0,541^ при -^<0,23 Sep = 3,12 при-^^0,23 gcp=3,63 при полностью открытых клапанах — [7]
Струйная ScP= 1,80 для тарелки без перегоро- док Sep = 2,35—2,90 для тарелки с пере- городками — [42]
ний £/, учитывающих изменение направления движения потока пара, а
также сечений потока при проходе через каналы тарелки [27]
i
Коэффициенты g/ берут из гидравлических справочников [15, 17].
Указанный подход дает достаточно хорошие результаты для таре-
лок со сложным каналом (колпачковые, из 5-образных элементов и
т. п.), у которых входные кромки не оказывают решающего влияния на
величину сопротивления, а стенки канала получаются достаточно глад-
кими в результате технологических операций при изготовлении (штам-
повка, гибка и т. п.). Для тарелок с относительно простым каналом
277
Рис. Ш-30. Зависимость коэффициента k от [21а].
Рис. 111-31. Зависимость коэффициента К
от 6/d0 [7].
Рис. III-32. Зависимость коэффициента
аэрации kT от скорости газа для колпач-
ковых тарелок, используемых в системе
воздух — вода (график построен по дан-
ным работы [87]):
/!С —высота слоя жидкости над центром про-
рези, мм.
Рис. III-33. Зависимость коэффициента Рис. III-34. Зависимость относительной
аэрации kt от фактора скорости газа для плотности пены р^ от фактора скорости
S-образных тарелок и системы воздух— газа для ситчатых тарелок [21.
вода [21а].
(ситчатые, клапанные, язычковые и др.) большое влияние на расчет
'величины Др оказывают состояние кромок отверстий, относительный
размер отверстия, направление ввода и вывода потока пара.и т. п.
В табл. III.7 приведены уравнения для некоторых типов тарелок,
которые могут быть использованы при расчете величины а также
практические средние значения £Ср.
Рис. Ш-35. Зависимость коэффициента С2 (см. табл. III.8) от удельной жидкостной
нагрузки и высоты сливной перегородки.
Рис. Ш-36. Зависимость коэффициента kr от от-
носительных объемных скоростей контактирующих
фаз для ситчатых тарелок [ИЗ].
Для расчета составляющей сопротивления тарелки Држ, обуслов-
ленной высотой слоя жидкости на тарелке, используют выражение
Коэффициент аэрации kr и высоту слоя жидкости йж определяют в за-
висимости от типа тарелки и свойств парожидкостной системы.
В табл. Ш.8 даны расчетные зависимости для определения величин
kT и hx, а на рис. Ш-30—Ш-36 — соответствующие графические зависи-
мости для некоторых типов тарелок.
Сопротивление Др , связанное с действием сил поверхностного на-
тяжения, можно приближенно определить по уравнению
о
^Ра — -
'гидр
(Ш, Н9)
279
Таблица III.8. Данные для расчета ft» и в уравнении (111,118)
Тарелка Паро(гаэо)-жидхостная система Аж kr или Држ № ссылки
уравнение график
Колпачковая Воздух — вода Лоз + how -|-0,5Д 16,2 0 85 *r_0,66+ / [21] .
То же Воздух — вода ^оз + how 0,5Л — см. рис. HI-32 [87]
Колпачковая из S-образных элемен- тов Воздух — вода ^оз + how -f- 0,5Д — см. рис. Ш-33 —
Ситчатая — ^ow Држ = i ,3(pX + p4 y^how)pxg см. рис. Ш-34 [21
То же — l 4 \0Л1 *r=CJ-y-j - l,3.10-5Reon см. рис. Ш-35 —
Ситчатая. Воздух — вода, воз- дух — глицерин, азот — газойль, азот — этанол, фреон — вода — см. рис. III-36 [113]
Таблица III.9. Уравнения для расчета сопротивления орошаемых тарелок
с переливными устройствами для жидкости
Тарелка Уравнение Вспомогательное уравнение № ссылки
Ситчатая, струйно-направлен- ная с вертикальными перего- родками, клапанная 2 Г Рп^оп 1 Др— 3 (5 + 0 > 5) 2 4* Рж£ + how) + 0,5Дро — [33]
Колпачковая Из S-образных элементов Лн-А рп Ггпг'2 Гдр । АР — 3 ‘ 2 у + 2 ) + + kpxg (how + ha3 + 0 + ►g- Дро fe = -|- + 0>44.10-<(lFony^)4 £ = 20 [34]
То же Др-£ 2°П +Рж£[Л03 +Лои, + 0.02 (Гоп /рп)г>4] £S20 [4].
Ситчатая Рп^оп / • 3< » \ Ар = 5 2 4* 1.3 ^Рж^ш 4- г Рж^оо. J ржё — [2]
Струйная без перегородок / L \а Др = Дрс 1 +2,7 рп — [6]
Струйная с отбойниками — [56]
Гидравлический радиус отверстий, через которые пар выходит в жид-
кость, рассчитывают так (Fo, По — площадь прорези и ее периметр):
Г ГИДР — гг (111,120)
1 Ао
Обычно значение Лрв составляет несколько миллиметров жидкост-
ного столба, причем оно значительно меньше значений двух других со-
ставляющих общего сопротивления тарелки. Поэтому этой составляю-
щей сопротивления часто можно пренебречь.
В литературе известны также различные уравнения, предложенные
для расчета сопротивления тарелок того или иного типа; все они явля-
ются разновидностями изложенной выше методики.
В табл. III.9 приведены некоторые расчетные уравнения.
Величина открытия прорезей колпачков
Особенностью работы тарелок колпачкового типа является измене-
ние величины открытия прорезей колпачков и связанной с этим скоро-
сти пара в открытой части прорези при выходе в слой жидкости на та-
Рис. 111-37. Схема к расчету величины открытия прорези колпачка:
а — при неполном открытии прорези б — при дополнительном открытии прорези (Zeh-Hi).
релке, при изменении паровой нагрузки тарелки. Для правильно спроек-
тированной колпачковой тарелки величина рабочего открытия прорезей
должна быть равна высоте прорези или превышать ее, чем обеспечи-
вается стабильная работа тарелки при соответствующих вариациях па-
ровой нагрузки.
На рйс. Ш-37 приведена схема для расчета открытия прорези кол-
пачка. Наиболее часто применяются трапециевидные, прямоугольные и
треугольные прорези. Расчет прорезей двух последних типов является
частным случаем расчета трапециевидной прорези.
Величину рабочего открытия трапециевидной прорези колпачка (см.
рис. Ш-37) определяют по уравнению [28]
Qi = 4 Vрп> {(I - Q3/2 Г56х -h 2 1 + 3 /.1 +
г Рп I L J
+ 4/»[5(&,-6)-2-Ц^-/1^ (П1,121)
Коэффициент расхода пара через прорези колпачка ц = 0,88.
. Для расчета величины начального открытия прорези колпачка 1о
используют следующие уравнения:
32
для прямоугольных прорезей
/0 = 1,744 +
3,050-10-’
b
(111,122)
для треугольных прорезей
/ = 1 73 1 /*+W + Mt, / а
° * Y blh V (Рж“Pn)g
(111,123)
для трапециевидных
/0 = 2,57'1/'--2-^— (111,124)
Г (Рж—Рп)£
При bi = b уравнение (111,121) переходит в уравнение для прямо-
угольных прорезей, а при &i = 0— в уравнение для треугольных. Это
уравнение соответствует случаю, когда l>h и пар (газ) проходит как
через прорези колпачка, так и по всему нижнему краю колпачка
(рис. Ш-37,б).
При расчете величины открытия прорези I полезно вначале опреде-
лить величину расхода пара Qh через полностью открытую прорезь
(l=h, /i=0), чтобы предварительно оценить величину паровой нагрузки
и степень открытия прорези.
Устойчивая работа тарелки в значительной степени определяется
величиной открытия прорезей в рабочем диапазоне нагрузок по пару и
жидкости. В этой связи при минимальной рабочей паровой нагрузке
открытие прорези не должно быть меньше, чем Л/2.
Следует также иметь в виду, что пропускная способность прорезей
существенно возрастает за счет создания относительно небольшого до-
полнительного открытия прорези Zi = 5—10 мм.
Поэтому полностью открытые прорези позволяют обеспечить ста-
бильную работу колпачков (тарелки) в широком диапазоне изменения
' паровых нагрузок, характерном для колпачковых тарелок.
Среднюю скорость пара в прорезях определяют по уравнению
ц j/2g(P«ziPn) {(/ - /0)з/2 (ьЬ1 + 2-Ц-^- / + 3 /0) +
+ /’/’ 5(62-/>)-2
b — b-
h
6 + &l А
+ 2 h
(III, 125)
Величины средних скоростей пара в прорезях колпачков для раз-
личных типов прорезей примерно одинаковы, но в сильной степени за-
висят от плотностей контактирующих фаз.
Степень равномерности распределения пара по площади тарелки
можно охарактеризовать величиной отношения [64]
„_____P«gA10-’
Лд APc+pacg/
(111,126)
Для правильно спроектированной тарелки Яд ^0,5. Чрезмерно
большой градиент уровня жидкости А в сочетании с малой паровой
283
нагрузкой прорезей (малы I и Арс), приводит к неравномерной работе
тарелки. Поэтому конструкция колпачковой тарелки должна по воз-
можности исключать различные детали (подвески колпачков, траверсы
и т. и.), создающие дополнительное сопротивление течению жидкости
по тарелке.
Минимальная скорость перехода на беспровальный режим
Для тарелок с переливами, имеющих устройства для ввода пара в
жидкость, размещенные под уровнем жидкости (практически в плоско-
сти тарелки), и некоторое свободное сечение, доступное для стока жид-
кости через отверстия для прохода пара (тарелки ситчатые, клапанные,
струйные и т. п.), большое значение имеет расчет минимальной скорости
пара в отверстиях 1Г0П.мин, обеспечивающей отсутствие провала жидко-
сти на нижележащую тарелку. Фактическая скорость пара в отверстиях
тарелки И70п должна быть больше U7on. мин при всех режимах работы та-
релки (колонны). Нарушение этого условия приводит к утечке значи-
тельного количества жидкости на нижележащую тарелку без контакта
с паром, к неравномерной работе тарелки, в результате чего существен-
но снижается ее эффективность.
Для расчета Й70п. мин предложен ряд уравнений, некоторые из кото-
рых приведены в табл. III.10.
Первое уравнение из табл. III.10 более полно учитывает влияние
различных факторов и дает хорошую точность при практических рас-
четах.
Градиент уровня жидкости на тарелке
При конструкциях, в которых часть энергии пара используется для
перемещения жидкости по тарелке (клапанная прямЬточная, язычко-
вая, струйная с вертикальными перегородками, из S-образных элемен--
Рис. Ш-38. Схема создания градиента уров-
ня жидкости на тарелке.
тов и т. д.), величину градиента можно не принимать во внимание; од-
нако должны быть приняты меры для более плавного ввода жидкости
на тарелку, исключающие повышение уровня жидкости вблизи подпор-
ной перегородки (см. рис. Ш-27).
Если для тарелки характерно в основном вертикальное направление
движения пара в слое жидкости (колпачковая, клапанная, ситчатая и
т. п.), то течение жидкости по тарелке обусловлено в основном раз-
ностью уровней жидкости А на приточной и сточной сторонах тарелки
(рис. III-38). Градиент уровня жидкости в основном зависит от жидко-
стной нагрузки тарелки и конструктивных особенностей ее элементов.
Для уменьшения градиента А можно применять следующие меры
(см. рис. 111-15): организация каскада по ходу движения жидкости;
284
Таблица III.10. Уравнения для расчета минимальной скорости пара
в рабочем сечении тарелки при вступлении в беспровальный режим работы
пп Тарелке Уравнение № ссылки
1 Ситчатая, клапанная, струйная wr _ Л -_^ож / 2[p«gfe + how) — Дра] “ ^2g{hw+how) Я (2£ + 1)рп Ly Н~0,62 Г0Ж = -чЛ Г О [31]
2 Ситчатая 100 1 г —\ ^ОП. МИН — t i 1 1 1 2*10 4“ ^ow) 4 1 63] j Рп \ / [5]
3 Клапанная г 5_ **ОП. МИН ~ " У Рп [71
4 Колпачковая желобча- тая W'on. мин = 18,9.10-5ПкЬр1ЛРж~Рп ’ Рп (пк — число колпачков на тарелке) [71
Таблица IIL11. Уравнения для расчета величины градиента уровня жидкости
на тарелке
Тарелка Расчетное уравнение Дополнительное уравнение, график № ссылки
Колпачковая капсуль- ная — ( ( Л \ 2 1 0,629 Д \ 0,394 А ( 2 — М 1 0 25fJ* I . 1 16 700л1 >6-/^1 4-0,25В* Lv + 1,18п[(Л. +Л0И).Ю» +ЛНК.1О* (a- 1)]J= 3600?^ V- Д = С,Д' (С, см. рис. Ш-39, а; Ci см. рис. Ш-39, б) [69]
Колпачковая из S-образ- ных элементов у' г0,5 Д'1-* + 16,4V'2/3 А'о,* = - * F Cd Vf = lv/b Д = С4Д' (Cd см. рис. Ш-41, а; Ссм. рис. Ш-41, б, Ш-42) [87]
Ситчатая Д - 0,85Лш + 0,47(1 — v) h„ — [1]
уменьшение длины пути жидкости в пределах контактной зоны (много-
поточные тарелки); наклон полотна тарелки в сторону слива (до 5°);
устранение или ориентация вдоль потока жидкости тех конструктивных
элементов крепежных устройств, которые мешают течению жидкости;
сочетание прямоточных и обычных барботажных устройств (см.
рис. Ш-18, 111-20); правильный выбор размеров контактных элементов
и переливных устройств и их взаимного расположения на тарелке.
Расчет градиента А уровня жидкости на тарелке может быть выпол-
Рис. Ш-39. Графики для расчета поправочных коэффициентов Сг и Ci в уравнениях,,
приведенных в табл. III.11:
а — 0,82 =4,1; б — 0,82‘wVp^ =0,5—1.4.
Для ситчатых и клапанных тарелок градиент уровня жидкости невелик
и обычно не превышает 5—10 мм [1, 87].
ТТ * ДРл
Для ситчатых тарелок должно выполняться условие рж£Д<
[87].
Межтарельчатый унос жидкости
Унос жидкости на вышележащие тарелки потоком паров приводит
к ухудшению эффективности работы тарелок [см. уравнение (111,72) ] и
увеличению их жидкостных нагрузок. Поэтому при гидравлических рас-
четах необходимо определять величину межтарельчатого уноса при ра-
бочих нагрузках тарелки по пару и жидкости.
Для расчета величины уноса жидкости при различных конструкци-
ях тарелок предложены уравнения, приведенные в табл. III. 12.
Рекомендуется иметь величину межтарельчатого уноса, близкую к
оптимальной величине [7, 30, 68]
L
«опт = (0,1 4- 0,3)-^- (111,127)
Обычно для расчетов берут меньшую величину, полученную по уравне-
нию (111,127).
Следует иметь в виду, что приведенные ранее уравнения для расче-
та скорости пара в колонне (диаметра колонны) не связаны с опреде-
287
19—844
Таблица Ш.12. Уравнения для расчета величины межтарельчатого уноса жидкости в кг жндкостн/кг пара
№ пп Тарелка Основное расчетное уравнение f Дополнительные уравнения ' и замечания № ссылки Примечание
1 Колпачковая, из S-об- разных элементов, клапанная, ситча- тая (^к/^)3’49 еА M1 Доля зеркала барботажа гр равна: Для колпачковых тарелок с туннельными колпач- ками 0,25—0,4 То же, с круглыми колпач- ками •, 0,4—0,6 Для тарелок из S-образ- ных элементов . . . 0,3—0,6 Для клапанных тарелок 0,6—0,8 Для ситчатых тарелок . 0,8—0,9 kh =52,1 (Ло + Лои, +/) - 1,72 Коэффициенты т] и mw см. уравнения (111,98) и (III,99). Большие величины ф прини- мают при максимально до- пустимых скоростях паров, меньшие — при №~0,5 1Гмакс [7, 36] При Ят<400 мм: Л=9,48-107; а=4,36. При /ZT^s400 мм: Л = 0,159; а=0,95; штрих в индексе обозначает сис- тему воздух — вода при /=20°С и Р = 760мм рт. ст.
2 Колпачковая, ситча- тая е = (Л<-!)2В • 1 80 V рп . А \ Ф ) Px2gffc В _ 0,2) Hchw рЛ [47] Нс = Нт—hw ф см. первое уравнение, приведенное ь табл. III.12
3 Ситчатая Для учета физических свойств смеси следует ввести попра- вочный коэффициент mw по уравнению (111,99) [89] ЯС=ЯГ —2,5ЛЖ йж = hw -j- h0U)
4 Провальная Коэффициенты т, и mw см. уравнения (111,98) и (111,99) [26, 27] - 7/с = /7Т — Нп
5 Клапанная: с пластинчатыми Клапанами с дисковыми клапа- нами То же 2 ж 1ссн <n * |<9Н " I"? Ь ь 1^ чК _ О о О ”. Й Ё « о“ °" 11 II II « Для учета физических свойств следует ввести поправочные 'коэффициенты mt и mw [см. уравнения (111,98) и (111,99)] [12] Г Нс ~ Ну /Уц
ленной величиной межтарельчатого уноса, хотя обычно распространено
мнение, что этим уравнениям соответствует относительный унос 10%.
Однако скорость пара, отвечающая какой-то определенной величине
уноса жидкости, может быть определена по уравнениям, приведенным
в табл. III.12.
LJb,msI(4-m)
Рис. Ш-41. Графики для расчета коэффициентов Cd и С* (см. табл. III.11) для S-образ-
ных тарелок:
a-%S=ff,onr^’=6-57: 6-%s = ®'оИ1Ч>3-8-
Рис. Ш-42. График для определения вели-
чины градиента уровня жидкости для таре-
лок из S-образных.
Рис. Ш-43. Сравнительные данные
по эффективности тарелок различных
конструкций:
/ — колпачковая; 2 — клапанная: 3 — сит-
чатая; 4— решетчатая провальная; 5 —
Киттеля.
Обычно назначаемая величина уноса 10% соответствует относи-
тельно малым скоростям паров для колонн, работающих под вакуумом
и относительно большим — для колонн, работающих под давлением.
В этой связи рекомендуется сначала рассчитать скорость паров в
колонне (диаметр колонны) по соответствующим уравнениям, а затем
определить величину уноса по уравнениям, приведенным в табл. III.12,
и выявить его влияние на работу колонны; это позволит принять необ-
ходимые меры для уменьшения отрицательного влияния уноса (установ-
ка отбойников, увеличение числа тарелок, изменение размеров перелив-
ных устройств и т. п.).
290
Рис. Ш-44. Зависимость среднего гсп.д.
тарелки от фактора F, = Wy^рв при-^ = 1
(см. табл. III.14, п. 1):
1 — для тарелки с круглыми колпачками; 2 —
для тарелки из S-образных элементов; 3 —для
ситчатой тарелки с отбойными элементами.
Рис. Ш-45. Зависимость среднего к.п.д.
L f
тарелки от фактора Fs при д- = 1 (см*
табл. II 1.14, п. 2):
1 — для тарелки из S-образных элементов;
2 — для клапанной; 3— для клапанной прямо-
точной; 4 —для ситчатой с отбойными эле-
ментами.
Рис. Ш-46. Зависимость к.п.д. тарелки
от фактора нагрузки Fe при -д' =] (см.
табл. Ш.14, п. 3):
/ — для колпачковой тарелки; 2 — для сятча-
, той.
Рис. Ш-47. Зависимость эффективности
колпачковой тарелки по Мерфри от фак-
тора нагрузки F, при~о~= 1 (см. табл.
III.14, п. 4).
Рис. Ш-48. Эффективность клапанной
(/) и колпачковой (2) тарелок, при
L
-q-=1, Р=1,33 103 Па (см. табл. III.14,
п. 5).
Рис. Ш-49. Эффективность клапанной
балластной (/) и колпачковой (2) таре-
лок при-о* = 1, Р = 0,17 Па (см. табл.
Ш.14, п. 6).
)9:
ЭФФЕКТИВНОСТЬ ТАРЕЛОК ДЕЙСТВУЮЩИХ
РЕКТИФИКАЦИОННЫХ колонн
Эффективность работы ректификационных колонн существенно за-
висит от вида перерабатываемого сырья, режима эксплуатации, рабо-
чих условий, работы системы автоматизации, качества изготовления и
монтажа колонны и тарелок и т. д. Практические данные об эффектив-
ности (к.п.д.) промышленных колонн однотипных установок часто зна-
чительно различаются. Вместе с тем эти данные позволяют более обос-
нованно выбрать рабочие характеристики колонны при проектировании
и оценить фактические показатели при эксплуатации.
В табл. III.13, III.14, III.15 и III.16, а также на рис. III.43—Ш-53
приведены некоторые данные об эффективности тарелок промышлен-
ных колонн, а также сведения, полученные на крупных эксперименталь-^
ных стендах.
НАСАДОЧНЫЕ РЕКТИФИКАЦИОННЫЕ КОЛОННЫ
Насадочные колонны применяются в малотоннажных производст-
вах, а также в тех случаях, когда необходимо, чтобы задержка жидко-
сти в колонне была невелика, а перепад давления мал. Благодаря со-
зданию различных эффективных насадок (седла Верля, кольца Палля
и др.), в последние годы повысился интерес к насадочным колоннам; их
стали применять и для многотоннажных производств. Если использова-
ние тарельчатых или насадочных колонн является альтернативным, во-
прос должен решаться на основе технико-экономических расчетов.
Типы насадок
Для заполнения насадочных колонн наиболее широко применяются
кольца Рашига, изготовленные из различных материалов. Вместе с тем
в последние годы были предложены различные конструкции насадочных
элементов, рабочие характеристики которых лучще, чем у колец Раши-
га. Существенное внимание было обращено на создание сетчатых на-
садочных тел, обеспечивающих низкое гидравлическое сопротивление,
что особенно важно для вакуумных колонн,
На рис. Ш-54 приведены основные типы насадок, а в табл. III.17 и
III.18 — их сравнительные характеристики.
В последние годы широкое распространение получили кольца Пал-
ля, изготовленные из металла,, керамики или пластмасс. Отличительной
характеристикой этой насадки является практическое постоянство эф-
фективности в широком интервале изменения нагрузок.
Кольца с перфорированными стенками, а также насадки с элемен-
тами из сеток (Интерпак, Кэннона, Диксона, Борад, складчатый кубик
и др.) позволяют существенно повысить производительность и эффек-
тивность ректификационной аппаратуры.
Хорошими рабочими характеристиками обладают также насадки из
элементов седлообразного профиля — седла Берля и Инталлокс.
Насадки указанных типов применяют для колонн, работающих под
атмосферным или более высоким давлением, а также в условиях уме-
ренного вакуума.
На {1ис. III-55—Ш-57 приведены сравнительные данные по эффек-
тивности разделения, обеспечиваемого некоторыми насадками типа ко-
292
Рис. Ш-50. Эффективность тарелок при
разном давлении и -q-— 1 (см. табл.
Ш.14, п.7):
/ — туннельная колпачковая с прямотоком
фаз, Р=1,65*105 Па; 2 — то же, /’=0,33-10s Па;
3 — клапанная, P—k65-106 Па; 4 — то же,
Р=0,33-105 Па.
Рис. Ш-51. Эффективность т) решетча-
тых провальных тарелок при -^- = 1,
<рс = 0,147, а=4,5 мм (см. табл. III.14,
п. 8).
Рис. Ш-52. К.П.Д. тарелок различных
конструкций при разных скоростях пара
в полном сечении колонны:
/ — колпачковая (см. табл. 111.15, п. 1);
2 —струйная с перегородками (см. табл.
III.15, п. 3); 3— струйная с перегородками
(см. табл. III.15, п. 4); 4 — из мелких S-об-
разных элементов с отбойными устройствами
(см. табл. III.15, п. 8); 5 — из мелких S-об-
разных элементов без отбойных устройств
(см. табл. 111.15, п. 7); 6 — из крупных S-об-
разных элементов (см. табл. III.15, п. 6);
7 — струйная без перегородок (см. табл. III. 15,
п. 5).
% м/с
Рис. Ш-53. Экспериментальная зависи-
мость к.п.д. различных модификаций та-
релок провального типа от скорости па-
ра в полном сечении колонны:
/—тарелка MI (см. табл. III.15, п. 9); 2—та-
релка МП (см. табл. III.15, п. 10); <3 — тарел-
ка Mill (см. табл. III.15, п. II); 4 — тарелка
MIV с отгибом кромок, а=7,2 мм, <рс = 10,3%-
17
Рис. Ш-54. Вид насадок различного типа, используемых для промышленных и полу- ’
промышленных колонн:
Кольца: / — керамические Лессинга; 2 —с крестообразными перегородками; 3 — керамические
Палля; 4— металлические Лессинга; 5—металлические Палля; 6—Борад с двойной сеткой;
седла: 7— Берля; 8— Инталлокс; сетчатые насадки: 9— Малтифил; 10— сетка для насадок Мал-
тифил и Гиперфил; // — Спрейпак; /2—Зульцер; 13 — сетка для насадки Зузьцер и схема движе-
ния потоков пара и жидкости в насадке; 14 — Гудлоу; 15 — Стедмана; 16—пакетная; 17—склад-
чатый кубик.
лец и седел, а на рис. Ш-58 показано влияние размера элемента насад-
ки на обеспечиваемую ею эффективность разделения и производитель-
'ность. С увеличением размеров насадочных тел возрастает производи-
тельность, но одновременно снижается эффективность разделения.
В последние годы появилось большое число насадок, изготовлен-
ных из сетки, перфорированного листового металла, многослойных се-
ток (Малтифил, Гиперфил, Зульцер, Стедмана, Спрейпак, складчатый
кубик и др.). Эти насадки обладают сравнительно низким сопротивле-
295
Таблица III. 13, Данные о средних величинах к. гь д. тарелок при ректификации различных смесей
. №№ шт. Разделяемая смесь Колонна Нагрузка, кг/(м2-ч) К. п. д. № ссылки
диаметр, мм расстояние между та- релками, мм; число таре- лок тип тарелок fnap 'жидкость средний по Мерфри
1 Бензол — толуол 1400 500 15 Ситчатые с от- бойниками 5400—17200 4700—13900 0,50 — 157]
2 ... 3 Технический ксилол Нефть 5000 450 390 Клапанные прямоточные 9900—10500 . — 0,64 — [24]
для бензиновой секции колонны то же, для лигроиновой то же, для керосиновой 3350, 3970 610 34 Желобчатые 8770—9300 4410—8500 6650—10880 4900—5500 2140—6100 2300—6900 0,34—0,38 0,20—0,42 0,33—0,42 — [22]
4 Метанол — вода 3300 610 10 Колпачковые 2100—2200 2100-2200 —. 0,70—0,90 [80]
5 6 Нефть Нефть 5000 600 24 Клапанные прямоточные 6100-11250 1850—9250 0,27—0,43 — [45]
7 для бензиновой секции колонны то же, для керосиновой то же, для секции ди- зельного топлива Нефть 7000 800 38 S-образные 10400 9500—11600 22400-18500 7000 6150—5900 16700—10400 0,33 ' 0,43 0,20 [46]
для бензиновой секции колонны то же, для секции ди- зельного топлива 3200 600 — То же 9400 11370 — 0,40 0,30 — [23]
8 , Нефть 3200 450 25 Решетчатые 0,6—0,7* 0,45 [23]
9 Алкилат, деизобутаиизация 2300 — 60 S-образные. 0,96 — [64]
10 Легкие углеводороды, дебу- танизация 920 — .30 То же — — 0,47 — [64]
* Скорость пара в м/с.
Т а блица III.14. Режимные и конструктивные параметры к кривым, характеризующим изменение к. п. д. тарелки (см. рисунки)
№№ пп. Разделяемая смесь Колонна Нагрузка, кг/(м2-ч) К. П. Д. тарелки № ссылки
диаметр, мм расстояние между та- релками, мм число тарелок тип тарелок пар ЖИДКОСТЬ
1 Бензин — толуол 1200 450 10 см. рис. Ш-44 2900—20000 2900—20000 см. рис. IIF44 [57]
2 Толуол—о-ксилол 1200 600 10 см. рис. Ш-45 3300—26000 3300—26000 см. рир. Ш-45 [46, 47]
3 Уксусная кислота — вода 460 460 5 см. рис. Ш-46 1400—8500 1400-8500 см. рис. Ш-46 [91]
4 Изооктан — толуол 1530 610 — Колпачковые 3220—18500 3000—18000 см. рис. Ш-47 [81]
5 Этилбензол—стирол 800 500 — см. рис. Ш-48 — — см. рис. Ш-48 [ 114}-
6 Циклогексан — гептан • 1220 — 9 ом. рис. Ш-49 — — см. рис. Ш-49 [116]
7 То же 1220 510 — см. рис. Ш-50 — — см. рис. III-50 . [23]
8 Метанол — вода 980 400 5 Решетчатые провальные — — см. рис. III-51 [88]
9 Метилтрихлорсилан — диметилдихлорсилан 800 300 10 см. рис. Ш-52 7650-19300 7650—19300 см. рис. Ш-52 —
10 То же > > > см. рис. Ш-53 См. табл. III. 15 — см. рие. III-53 —
Таблица III.15. Сравнительные характеристики тарелок различных конструкций (изменение к. п. д. см. рис. II1-52 и III-53) [42]
Тарелкн Номер моди- фика- ции та- релкн Модификация тарелки Нагрузка по пару (жид- кости), кг/(м--ч) К.п.д. тарелки, % ^макс (относи- тельная ве- личина) Сопротивление одной теоретической тарелкн, мм вод. ст.
^мин ^ма'кс ^макс "PH GMHH 11 ^макс макси- мальный при <7=10800 кг/(м--ч) при ^макс при факти- ческом диаметре 800 мм при Диа- метре 1200 мм
^мин
Колпачковая с капсульными колпачками 1 2 </к=50 мм; 9>с = 5% dK = 80 мм; рс = 11 % 2620 10800 4,1 63 77 1,о 180 130 180 130 114 110—120 60—70
Струйная с верти- кальными пере- 3 а = 25°; 9,0 = 5,86%; Ли,=50 мм 4850 19100 3,9 63 93 1,76 85 380 44
городками 4 а=40°; 9>с=9,25%; = 50 мм 6000 20600 3,4 55 80 1,90 68 (18450) 167* 44 45-50
5 а = 25°; 9>с=5,86%; Лш=0 5600 24300 4,3 32—45 45 2,25 117 400 40
Из S-образных элементов 6 7 Крупные элементы Мелкие элементы 6400 5600 15400 15400 2,44 2,7 51 51 66 72 1,42 1,42 102 118 240 240 45 | 45 I 45—50
8 Мелкие элементы, от- бойные устройства 6720 19500 2,9 59 76 1,80 102 (18700) 257* 46 50—45
Решетчатая про- вальная 9 MI без отбортовки кромок а = 4,8 мм; 9>с = 18,5%; 6 = 3 мм 10000 19300 1,9 38,5 47 1,78 68 140 32 40-45
10 МП с отбортовкой части кромок а = 5 мм; 9,0= 18,5%; 6= 1 мм 11400 22700 2,0 38,5 50 2,10 55** (22000) 160* 20
11 Mill с отбортовкой кромок а = 5 мм; <рс =il 1,6%; 6 = 1 мм 7650 17600 2,3 58,5 76,5 ' 1,62 НО 196 20 25-30
• Сопротивление получено при нагрузке, указанной в скобках, а не максимальной.
" Нагрузка 10800 кг/(м’-ч), прн которой определялось сопротивление, меньше минимальной для данной тарелкн.
Таблица III.16. Сравнительная характеристика тарелок различных конструкций [87]
Тарелка Относительная паровая нагрузка прн жидкостной нагрузке К.п.д., % Рабочий диапазон Сопротивление при G=0,&5 °макс- мм вод. ст. Возможное расстояние между тарелками Стоимость по отношению к стоимости колпачковой тарелки; Масса, кг/м2
При G=O,85x * ^макс в рабочем диапазоне возможное изменение на- грузки при постоянном к.п.д. ^макс ^мин
низкой средней
Колпачковая 1 1 80 60-80 80 4-5 45—80 400-800 1 90—140
Туннельная (желобчатая) 0,7 0,8 60-70 55-65 50 3-4 50—85 400—600 0,8 80—140
Из S-образных 1,1 1,2 80-90 60—80 50 4-5 45-80 400—800 0,6 40—70
элементов
Тормана 1,1 1,2 85 70—90 80 4-6 45—60 300—600 0,8 40—70
Клапанная 1,2 1,3 80 70—90 80 5-8 45—60 300—600 0,7 40-70
Клапанная бал-. 1,2 ' 1,5 80 70—90 80 5-8 40—60 300—600 0,7 40—60
ластная
Вест 1,2 1,3 80 80 80 4-5 40—60 200—300 1,2 110-150
Ситчатая 1,2 1,3 80 70—80 55 2—3 30-50 400—800 0,7 30—40
Струйная 1.1 1,35 80 60—80 80 3-4,5 40-70 400—600 0,7 50—80
Киттеля 1,4 1,1 80 70-80 40 2—3 20—50 300—400 0,6 30—50
Ситчатая про- 1,2 1,4 75 60—80 10 2-3 30-40 300—400 0,5 30—50
вальная
Решетчатая вальная про- 1,5 2,0 70 60—80 10 1,5-2,5 25-40 200—400 0,5 30—50
Ситчатая волни- стая провальная 1,2 1,6 70 60—75 50 2—3 20—30 300—400 0,5 30—50
Таблица I И. 17. Сравнительные характеристики насадок относительно колец Рашита
Тип насадки Производитель- ность Эффективность Сопротивление одной теорети- ческой тарелки
Кольца Рашита d = 25 мм Кольца Палля d = 25 мм Седла Берля Седла Ийталлокс Кольца Борад d= 12,7 мм Спрейпак (из просечного листа) Стедмана (сетчатая) Гудлоу Гиперфил Зульцер (косорифленая сетка) Сетчатый складчатый кубик 1 1.4—1,5 1,08—1,25 1,2-1,4 1 3—3,5 1,1—1,3 1,15—1,20 1,0—0,9 Порядка 2 Порядка 2 1 1—1,25 1,11 1,3 2,5—2,6 0,42 5-6 3,5 2 2,5 1,5 1 0,7—0,75 0,6—0,7 0,45—0,5 0,3 0,3 — 1 1-1, 17 0,13 0,25—0,45 0,25—0,45 0,5
Таблица III.18. Характеристика насадки, загружаемой внавал
Размеры Число элементов в 1_мЗ
Насадка, материал (диаметр, вы- сота, толщина стенки), мм Удельная поверхность, м2/мЗ Свободный объем, мз/мз Объемная масса, кг/мз
Кольца Рашига кера- 15х 15x2 192000 330 0,76 0 74 590 530
мические 25x25x3 48000 200
35X35X4 14300 140 0 78 son
Кольца Рашига сталь- ные 50x50x5 6000 90 0,'78 530
10x10x0,5 15X15X0,5 910000 192000 500 350 0,88 0,92 960 660
25 x 25 x 0,8 48000 220 0,92 640
Кольца Палля кера- мические 50x50x1,0 6000 ПО 0,95 430
25x25x3 35x35x4 48000 14300 220 165 0,74 0,76 610 540
Кольца Палля сталь- ные Ь0Х50Х5 6000 120 0 78 520 525
15х 15x0,4 192000 380 0,9
25X25X0,5 48000 170 0.9 455
Седла Берля керами- ческие 50X50X1,0 6000 108 0,9 415
20X2,0 190000 310 0,69 800
25x2,5 79000 250 0,70 720
35X4,5 22000 155 0,75 1 610
Седла Инталлокс ке- рамические 50Х 6 8800 115 0,77 0,73 0,75 640
20x2,0 25X2,5 210000 84000 300 250 640 610
35X4,5 22700 165 0,74 670
Сетчатый складчатый кубик 50x6,0 8800 110 0,75 0,93 610 800
15x15x15 300000 950
25x25x25 64000 560 0,94 790
35 X 35 X 35 23000 390 0,95 780
нием и высокой эффективностью по сравнению с традиционными на-
садками из колец и седел.
Следует иметь в виду, что с увеличением диаметра колонны эффек-
тивность насадки снижается. -
На рис. Ш-59 и Ш-60 приведены сравнительные данные по сопро-
тивлению и эффективности некоторых сетчатых насадок.
300 '
Рис. Ш-55. Влияние нагрузки по пару на эффективность промышленных насадок при
' ректификации смеси ацетон—вода (2>к=380 мм, Янас = 2,9 м):
Кольца: 1 — керамические Рашига, 25 мм; 2 — то же, металлические; 3— металлические Палля,
25 мм; седла: 4 — керамические Берля, 25 мм; 5 — то же, Инталлокс.
Рис. Ш-56. Характеристики работы насадки из колец Палля при ректификации смеси
этилбензол — стирол (Вк = 500 мм, Р=100 мм рт. ст.) [61]:
1 — 15X15 мм; 2 — 25X25 мм; 3 — 50X50 мм.
ВЗТТ.ми
Рис. Ш-57. Характеристики работы
насадки Зульцер [100]:
1 — смесь этилбензол—стирол. Вк=500 мм.
Р=100 мм рт. ст.; 2 — цис — трансдека-
лин; DK=1000 мм; Р=50 мм рт. ст.
Рис. Ш-58. Влияние размера насадочного элемента на число теоретических тарелок в
одном метре высоты насадочного слоя [60]:
L
а — кольца Рашига, DK=500 мм, -^ = 1..смесь этилбензол — стирал, Р=100 мм рт. ст.; б — коль*
L
ца Палля, £>к=500 мм; смесь метанол — этанол, Р=760 мм рт. ст.
Рис. Ш-59. Сравнительные данные по
сопротивлению одной теоретической
тарелки для различных насадок [111]:
1 — Зульцрр; 2 — Гиперфял: 3 — Стедмана;
4 — кольца Палля; 5 — кольца Лессинга.
Рис. Ш-60. Сравнительные данные пс
сопротивлению одной теоретической
тарелки (а) и эффективности (6)
сетчатых насадок для трех вариан-
тов работы:
Сплошная линия: £>к=150 мм. Янас “
= 1370 мм, смесь метилциклогексан — то-
луол [75]: / — насадка Стедмана; 2 — на-
садка Мак-Магона; 4 — насадка Гипер-
фил; 5 —кольца Борад; 12,5 мм; пунктир:
DK=500 мм. 7/нас=2500 мм, смесь хлор-
бензол — этилбензол [119], насадка Зуль-
цер, давление равно: 3—20 мм рт. ст.;
6 — 100 мм рт. ст.;' 5 — 720 мм рт. ст.;
осевая: DK = 102 мм, ^Нас=®^ мм» смесь
бензол — 1,2-дихлорэтан; 7 — насадка Гуд-
лоу,
Влияние различных факторов на работу насадочных колонн
Эффективная работа насадочной колонны определяется целым ря-
дом факторов: распределением жидкости и пара (газа) по сечению ко-
лонны, смачиваемостью материала насадочного тела, удерживающей
способностью насадки, нагрузками по жидкости и пару, физико-хими-
ческими свойствами разделяемой смеси.
Загрузку насадок внавал осуществляют по одному из способов,
приведенных на рис. Ш.61, из которых лучшие результаты (по качест-
ву распределения жидкости по сечению колонны) обеспечивает вари-
ант в [48а].
Чтобы уменьшить растекание жидкости к стенкам колонны, насад-
ку по высоте 'подразделяют на секции, между которыми устанавливают
перераспределительные устройства. Высота секции /7СК зависит от ди-
аметра аппарата £)к и размеров насадки dH:
Насадка ► DK^a
Кольца Рашига <2,5—3 >30
Кольца Палля <5—10 10—15
Седла Берля и Инталлокс <5—8 >15
В отдельных случаях (для колонн малого диаметра) рекомендуется ’
D,Jd„^8 [60, 72, 83, 90, 104, 105, 107].
Для распределения жидкости по сечению насадочной колонны ис-
пользуют распределители различных конструкций, некоторые из кото-
рых представлены на рис. Ш-62.
303
-a 5 8_
Рис. Щ-61. Способы засыпки насадки:
л —в два слоя от центра к периферии;
б — то же, от периферии к центру; в —
в три слоя; 1 — слой, засыпанный по центру
колонны; 2 — слой, засыпанный от стенок
колонны; 3—дополнительная засыпка до
горизонтального уровня.
[и|и|и|и|н;и1н1й[|>
а
3
, л *
Рис. Ш-62. Схемы распределительных устройств для насадочных колонн:
а — гладкая перфорированная плита; б перфорированная плита с кольцевым переливом для
питающей жидкости и паропроводящими патрубками; в — плита с короткими паро-жидкостными
патрубками; г—плита с удлиненными патрубками; <3 — плита с удлиненными патрубками для
жидкости и паропроводящими патрубками; е — плита с удлиненными патрубками для одновре-
менного перелива жидкости и отвода дара; ж — плита для малого расхода жидкости с отверстия-
ми и двумя высотами сливных патрубков; а— перфорированный распределитель со стержнями»
не доходящими до насадки; и — перфорированный распределитель со стержнями, утопленными в
насадку; к — ороситель с зубчатыми краями для колонн диаметром до 300 мм; л — перераспреде-
литель жидкости барботажного типа; м — перераспределитель жидкости и пара.
Колонны диаметром до 150 мм, заполненные внавал насадкой, мо-
гут орошаться из единичного центрального источника. Для колонн
большего диаметра необходимы оросители с большим числом источни-
ков [10, 109]: для неупорядоченных насадок около 15—30 на 1 м2 сечет
ния колонны, для упорядоченных — 35—50.
Насадку укладывают на опорнотраспределительные решетки и пли-
ты, некоторые конструкции которых даны на ^зис. Ш-63. Размеры сво-
бодного сечения таких устройств должны быть по возможности боль-
шими и приближаться к величине свободного сечения насадки, а раз-
меры отверстий — максимальными, исключающими проваливание на-
садочных тел.
Рис. Ш-63. Опорно-распределительные пли-
ты для насадочных колонн:
а — колпачкового типа; б —волнистая нз просеч-
ного металл-ai в — металлическая сетчатого типа.
Применение различных сеток и перфорированных плит с мелкими
ячейками в качестве опорной конструкции под насадку должно быть
исключено, так как подобные устройства приводят к преждевременному
захлебыванию колонны.
Сверху насадку закрепляют колосниковыми решетками с большим
свободным сечением.
Эффективность насадки в значительной степени зависит от величи-
ны активной поверхности а/, которая участвует в массообмене и зави-
сит от типа и размеров насадочных т.ел, их материала, нагрузок по пару
и жидкости и других факторов. Несмотря на значительную разницу ве-
20—844
305
личин полной поверхности насадок, величина их активной поверхности
обычно составляет в среднем 30—70 м2/м3 [96].
Для расчета величины активной поверхности насадок размером от
25 до 50 мм из хорошо смачиваемого материала, загруженных внавал,
можно использовать уравнение
85£уД
а/= 0,00125 + Ауд (Ш,128)
где Луд — плотность орошения, м3/(м2-с); й/— в м2/м3.
Количество жидкости, удерживаемой на насадке, оказывает суще-
ственное влияние на эффективность разделительного действия насадки.
Различают статическую Hs и динамическую HD составляющие полной
задержки жидкости насадкой Ho=Hs + Hd.
Статическая составляющая задержки определяет объем жидкости,
удерживаемой насадкой за счет капиллярных сил, и не зависит от гид-
родинамических условий.
Динамическая составляющая задержки обусловлена гидродинами-
ческими условиями взаимодействия потоков с насадочными телами.
Расчет Hs для колец Рашига размером от 4 до 25 мм Можно выпол-
нить по следующему уравнению [99]:
Hs= 1,19Рж-«.М4
(111,129)
а расчет Hd — по уравнению
НО=82
(111,130)
гидравлический расчет насадочных колонн
Расчет скорости пара в колонне
В насадочной колонне потоки пара (газа) и жидкости взаимодейст-
вуют в противотоке; в зависимости от величины и соотношения нагру-
зок фаз наблюдаются различные гидродинамические режимы, которые
наиболее четко выявляются на кривых зависимости сопротивления на-
садки от нагрузок по пару и жидкости, построенных в логарифмически^
координатах (рис. Ш-64).
При малых нагрузках взаимодействие между фазами незначитель-
но и сопротивление насадки пропорционально сопротивлению сухой на-
садки. Это так называемый пленочный режим. При дальнейшем уве-
личении скоростей потоков возрастает трение между фазами, происхо-
дит торможение жидкости и увеличивается ее задержка в насадке. Этот
режим характеризует начало подвисания жидкости; его принимают в
качестве нижнего предела устойчивой работы колонны. При больших
жидкостных нагрузках этот режим не всегда чётко выявляется. Сопро-
тивление насадки в режиме подвисания пропорционально скорости пара
в степени 3—4. Интенсивность массоиередачи в этом-режиме значитель-
но возрастает.
306
Дальнейшее увеличение скоростей взаимодействующих фаз приво-
дит к еще более резкому увеличению сопротивления и количества удер-
живаемой жидкости в объеме, занятом насадкой, что приводит к захле-
быванию колонны. Эта нагрузка считается верхним пределом устойчи-
вой работы колонны. Вблизи захлебывания происходит инверсия фаз,
сопровождающаяся значительным возрастанием интенсивности массо-
Рис. Ш-64. Характер зави-
симости сопротивления Др и
удерживающей способности
На насадки от скорости пара
в колонне 47:
/ — кривая точек захлебывания;
II—кривая точек подвисания;
/// — зависимость для смочен-
ной насадки (малый расход
жидкости); IV — то же для су-
хой насадки; L- — нагрузка по
жидкости; 1—6 — варианты за-
висимости.
передачи. Для работы насадочных колонн в режиме инверсии фаз
(эмульгирования) требуется качественная автоматизация колонн и при-
менение мелких тонкостенных насадок.
Рабочую скорость пара Wp в насадочной колонне обычно принима-
ют равной (0,75—0,85) скорости в точке захлебывания, для расчета ко-
торой можно использовать уравнение [46, 58, 96, 117].
1g
IP'2 а
захл
g^
рп_/
Рж I /
(111,131)
Величина коэффициента А зависит от типа и размеров насадки: для
колец Рашига Л = 0,022, для сёдел Берля Л = 0,26.
Для расчета скорости захлебывания Ловенштейн [99] предложил
следующее уравнение
^захл =
18,45^
(111,132)
где F— фактор насадки, определяемый по табл. III.19.
20
307
Таблица III.19. Значения фактора F в уравнении (III, 132)
Тип насадки Значение фактора F для насадок различного размера
13 мм 19 мм 25 мм 32 мм 38 мм 50 мм
Кольца Рашига 4,37 2,73 2,22 2,03 1,86 1,48
Седла Берля 4,37 2 22 1,86 — 1,42 1,25
Седла Инталлокс 2,43 2,07 1,74 — 1,27 1,15
Для насадки Сирейпак скорость пара в точке захлебывания можно
определить по графику (рис. III-65),; для насадки Гудлоу—по урав-
нению
(III ,133)
Рис. Ш-65. Скорость захлебывания
для насадки Сирейпак из сетки с от-
верстиями диаметром 3 мм:
s — ширина перемычки между отверстия-
ми или диаметр проволоки, мм; р — рас-
стояние между вершинами ромба насадки
(шаг насадки), мм; Л—высота ячейки., мм.
для насадки Стедмана — по уравнению
(111,134)
Сопротивление насадочных колонн
Расчет сопротивления насадочной колонны может быть выполнен
аналитически, ,
Сопротивление слоя сухой насадки высотой 1 м определяют по
уравнению
ДРс Рп (У\2
Н ~к d32 \ е )
(111,135)
308
Для насадки из колец Рашига, загруженных внавал
X = 140/Re при Re < 40
(111,136)
X = 16/Re° »2 при Re > 40
(III,136а)
где критерий Рейнольдса
= dsPn _ 4Ц7рп
Ке е ‘ Рп «Рп,
Сопротивление орошаемых насадок определяется по уравнению
Дрп-ж Дрс (, , L \118 Рп / РжЗ0-2]0-1’
Н = И + с G ) рж \ Рп ) j
(111,137)
Рис. Ш-66. График для определения
коэффициента Св уравнении(Ш,137).
Рис. Ш-67. Зависимость комплекса у=А ^о.Г фж фп’85 от Ж (линии равных
*'еусл
Ар//7вас в мм вод. ст. на 1 м высоты насадки показаны пунктиром:
I w'a ™ирп Рж рп
/ — линия подвисания; 2 — линия захлебывания; Frn = „л ; ReVM “—л--; фж= —’ фп= —~ ’>
” иж рж Ра
и — линейная скорость жидкости в полном сечении колонны; рж, рп — плотность воды и возду*
ха. Значения коэффициента А определяют по таблице III.20.
309
где С — коэффициент, определяемый по графику, приведенному на
рис. Ш-66, в зависимости от величины отношения рабочей скорости к
скорости захлебывания.
Графическая зависимость сопротивления орошаемых насадок при
всех гидродинамических режимах [73] приведена на рис. Ш-67.
При расчете сопротивления по графику, приведенному на рис. Ш-67,
значения коэффициента А следует выбирать по табл. III.20 в зависимо-
сти от типа насадки и ее размера.
Таблица III.20. Величины коэффициента А для различных насадок
(к кривым, приведенным на рис. 111-67)
Тип и укладка насадки Размер, мм А
Кольца Рашига в укладку 15—38 0,251
Металлические кольца Рашига вна- 25—51 0,610
вал
Кольца Рашига внавал 9,5—51 1,0
Металлические кольца Палля 25—38 0,261
Седла Инталлокс 13—38 0,370
Седла Берля 13-38 0,471
Проволочные спирали 13 0,447
Могут быть использованы также и другие расчетные корреляции
[7, 14, 112].
ЭФФЕКТИВНОСТЬ НАСАДОЧНЫХ КОЛОНН
Эффективность работы насадочных колонн оценивают числом тео-
ретических тарелок N или числом единиц переноса Non, которые связа-
ны между собой соотношением [59]:
N
Мп
1
mG
(111,138)
Каждый компонент многокомпонентной смеси имеет свое число еди-
ниц переноса, в связи с чем в этом случае пока может применяться
только оценка с помощью N.
Высота насадки (ВЭТТ), эквивалентная одной теоретической тарел-
ке по своему разделительному действию, может быть рассчитана по
уравнениям, приведенным в табл. III.21, в которой приняты следующие
обозначения переменных: G, L — нагрузка по пару и жидкости,
кг/(м2-ч); G', L' — мольные потоки пара и жидкости; W— скорость па-
ра в полном сечении колонны, м/с; DK — диаметр колонны, м; dn— раз-
мер насадки, м; Ннас — высота слоя насадки, м; а — удельная поверх-
ность насадки, м2/м3; е — свободный объем насадки, м3/м3; а — коэф-
фициент относительной летучести; рж— вязкость жидкости, сПз; рж,
рп — плотность жидкости и пара, г/см3; М — масса одного моля паро-
вой фазы; Н'—константа Генри, кмоль/м3 •('кгс/см2); Р — абсолютное
давление, кгс/см2; Dv — коэффициент диффузии легкокипящего компо-
нента, см2/с;. т — тангенс угла наклона кривой равновесия; коэффици-
310
Таблица 111.21. Уравнения для расчета ВЭТТ
пп Правая часть уравнения для'расчета ВЭТТ Область применения Номер ссылки
1 /Ж DK до 750 мм; DK/dB > 8; 7?=оо; JF=(0,2—0,8)В7о; 4 = 9,5—50 мм для колец Рашига и 4=12,5— 25 мм для седел Берля [Ю7]
2 Дк М Г , 10.76G 8,75G». + . J00L 0г?6, Цж у>,5 [ HPDv[ цж ) ( 100ржДу ) J Дк d >10 ин [115]
3 / G' \ 184 + 0,012m — — 11 Для колец Рашига при 4 — 12,5—25 мм, Нвлс = =3000 мм; при изменении Hsac величину ВЭТТ следует умножить на / /4ас/3000 [83]
4 G 28tZHm — Режим подвисания .для колец Рашига при 4 = = 8—35 мм, для седел Берля при 4=25 мм; G/L = l—2,32; m = 0,48—2,7; Двас = 1— 2,7 м [75]
5 L 705№,0’2р°’2е / G \Q.342 / Рж к о. 19/ Мп \o.38 mG „0,2 1,2 (, L ) \ рп ) и* J й mG I — L В режиме эмульгирования фаз 21а
ент Ki и показатели степени К2, Кз выбирают в зависимости от типа на-
садки и ее размера:
Тип насадки Размер, мм Ki *2 Кг
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
Кольца Рашига 50,0 1,46 0 1,24
Седла Берля 12,5 25,2 —0,45 1,11
25,0 2,06 —0,14 1,П
Стедмана 50,0 0,016 0,48 0,24
75,0 0,048 0,26 0,24
150 0,032 0,32 0,24
Для приближенных расчетов величин ВЭТТ промышленных колонн
могут быть использованы первое и второе уравнения из табл. III,21,
которые получены на основе обобщения данных о работе колонн диамет-
ром до 750 мм.
В первом приближении величину ВЭТТ колонн диаметром до
150 мм можно принимать равной (1,5—2)£>к, для колонн большего ди-
аметра (2—3)Z)K. Такие величины ВЭТТ характерны для условий
недостаточно тщательного распределения потоков жидкости и пара по
сечению колонны. В случае наличия специальных распределителей пото-
ков жидкости и пара величины ВЭТТ будут меньше примерно на 30—
50%.
ЛИТЕРАТУРА
1. Аксельрод Л. С., Дильман В. В. Кислород, 1950, № 6, с. 9—14.
2. Аксельрод Л. С. Диссертация. МИХМ, 1958.
3. Александров И. А., Скобло А. И. Хим. и технол. топлив и масел, 1960, № 9,
с. 42—45.
4. Александров И. А. и др. Хим. и технол. топлив и масел, 1961, № 7, с. 38—44.
5. Александров И. А. Спирт, пром., 1963, № 1, с. 6—10; № 2, с. 17—22.
6. Александров И. А. и др. Хим. и технол. топлив и масел, 1963, № 4, с. 44—51.
7. Александров И. А. Ректификационные и абсорбционные аппараты. М.—Л., Химия,
8. Америк Б. К. Нефт. хоз., 1934, № 5, с. 33—37.
9. Астахов В. И., Зыков Д. Д. Изв. АН СССР. ОТН Металлургия и топливо, 1961,
№ 6, с. 177—188.
9а. Багатуров С. А. Основы теории и расчета перегонки и ректификации. М., Химия,
10. Головачевский Ю. А. Оросители и форсунки скрубберов химической промышлен-
ности. М., Машиностроение, 1967.
11. Дильман В. В. и др. Хим. пром., 1956, № 3, с. 156—161.
12. Дытнерский Ю. И. Диссертация. МХТИ, 1963.
13. Евреинов В. Н. Гидравлика. М. — Л., Речиздат, 1947.
14. Жаворонков Н. М., Аэров М. Э-, Умник Н. Н. Хим. пром., 1948, № 10, с. 294—
301.
15. Зиновьев В. А. (ред.). Краткий технический справочник. М. — Л., Гостехиздат,.
1949.
16. Зыков Д. Д. Изв. АН СССР. ОТН Металлургия и топливо, 1958, № 1, с. 100—
106.
17. Идельчик И. Е. Справочник по гидравлическим сопротивлениям. М., Машинострое-
18. Каратаев А., Молоканов Ю. Изв. вузов. Сер. Нефть и газ, 1975, № 3, с. 51—55.
312t
19. Касаткин А. Г., Дытнврский Ю. И., Умаров С. У. Хим. пром., 1958, № 3, с. 166—
173. I
20. Касаткин А. Г., Плановский А. Н., Чехов О. С. Расчет тарельчатых ректифика-
ционных и абсорбционных аппаратов. М., Стандартгиз, 1961.
21. Кафаров В. В. Хим. пром., 1948, № 2, с. 53—57.
21а. Кафаров В. В. Основы массопередачи. М., Высшая школа, 1962, 655 с.
22. Козорезов Ю. И. и др. Показатели работы ректификационных колонн. М.,
' ЦНИПИТЭИнефтегаз, 1963.
23. Козорезов Ю. И. и др. Труды ГрозНИИ, 1963, вып. 12, с. 216—220.
24. Коротков П. И., Славинский Д. М. Опыт пуска и освоения установки сверхчеткой
ректификации этилбензола на Полоцком НПЗ. М., ЦНИИТЭнефтехим, 1975.
25. Косьмин В. Д. и др. Эксплуатация, модернизация и ремонт оборудования, 1975,
№ 2, с. 3—6.
26. Молоканов Ю. К., Скобло А. И. Изв. вузов. Сер. Нефть и газ, 1959, № 8, с. 55—
61.
27. Молоканов Ю. К. Диссертация. МИНХ и ГП им. И. М. Губкина, 1959.
28. Молоканов Ю. К., Скобло Л. И. Изв. вузов. Сер. Нефть и газ, 1960, № 7,
с. 77—85.
29. Молоканов Ю. К., Скобло 4. И. Изв. вузов. Сер. Хим. и химич. технол., 1961, т. 4,
№ 4, с. 672—675.
30. Молоканов Ю. К- Хим. машиностр., 1961, № 5, с. 23—25.
31. Молоканов Ю. К. Хим. и технол. топлив и масел, 1962, № 9, с. 42—46.
32. Молоканов Ю. К- Хим. пром., 1962, № 4, с. 61—67.
33. Молоканов Ю. К. Хим. пром., 1962, № 10, с. 8—12.
34. Молоканов Ю. К-, Агушевич И. 3. Хим. и технол. топлив и масел, 1964, № 3,
с. 49—52.
35. Молоканов Ю. К. Хим. и технол. топлив и масел, 1964, № 7, с. 50—54.
36. Молоканов Ю. К., Кораблина Т. П., Рогозина Л. /7. Нефтеперераб. и 'нефтехим.,
1964, № 11, с. 11—13; № 12, с. 45—48.
37. Молоканов Ю. К., Сверчинский Б. С. Хим. и технол. топлив и масел, 1966, № 3,
с. 44—48.
38. Молоканов Ю. К. Теоретич. основы химич. технол., 1967, т. 1, № 1, с. 94—99.
39. Молоканов Ю. К- Теоретич. основы химич. технол., 1968, т. 2, № 5, с. 691—
695.
40. Молоканов Ю. К. Теоретич. основы химич. технол., 1969, т..З, № 4, с. 615—
617.
41. Молоканов Ю. Ki Теоретич. основы химич. технол., 1970, т. 4, № 5, с. 760—
762.
42. Молоканов Ю. К. и др. Разделение смесей кремнийорганических соединений. Ml,
Химия, 1974.
43. Молоканов Ю. К. Теоретич. основы химич. технол., 1972, т. 6, № 2, с. 286—
290.
44. Молоканов Ю. К. Теоретич. основы химич. технол., 1972, т. 6, № 3, с. 469—
471.
45. Пикалов Г. П. и др. Хим. и технол. топлив и масел, 1976, № 2, с. 5—7. '
46. Плановский А. Н., Кафаров В. В. Хим. пром., 1945, № 3, с. 16—20; 1946, № 4,
с. 13—18.
46а. Платонов В. М., Берго Б. Г. Разделение многокомпонентных смесей. М., Химия,
1963.
47. Поплавский Ю. В. Хим. пром., 1961, № 4, с. 279—280.
48. Прасад А. Б. Диссертация. МИНХ и ГП им. И. М. Губкина, 1972. '
48а. Рамм В. М. Абсорбция газов. М., Химия, 1966.
49. Сверчинский Б. С., Попов В. В., Гутман М. Б. Хим. и технол. топлив и масел,
1967, № 10, с. 35—39.
50. Скобло А. И. Основные элементы технологического расчета нефтеперегонных уста-
новок. Баку, АзГОНТИ, 1939.
50а. Скобло А. И., Трегубова И. А., Егоров Н. Н. Процессы и аппараты нефтеперера-
батывающей и нефтехимической промышленности. М., Гостоптехиздат, 1962.
506. Стабников В. Н. Ректифйкационные аппараты. М., Машиностроение, 1965, 356 с.
51. Сум-шик Л. Е., Аэров М. Э., Быстрова Т. А. Хим. пром., 1962, № 7, с. 530—
535.
52. Хамди А. М. Диссертация. МИНХ и ГП им. И. М. Губкина, 1962.
53. Хамди А. М., Скобло А. И., Молоканов Ю. К- Изв. вузов. Сер. Нефть и газ, 1962,
№ 12, с. 53—57.
54. Чехов О. С. Диссертация. МИХМ, 1968.
313
55. Чехов О. С., Рыбинский А. Г., Николайкин И. И. Хим. пром, за рубежом, 1976,
№ 6, с. 58—63.
56. Шейнман В. А. и др. Хим. и технол. топлив и масел, 1962, № 5, с. 54—58.
57. Шейнман В. А., Александров И. А., Свеженцев В. С. Химич, и нефт. машиностр.,
1967, № 9, с. 30—35.
58. Bain IT. A., Hougen О. A. Trans. Amer. Inst. Chem. Eng., 1944, v. 40, № 1, p. 29—
31.
59. Bennett С. O., Myers J. E. Momentum, Heat and Mass Transfer. New York, McGraw
Hill, 1962.
60. Billet R. Chem. Eng. Progr., 1967, v. 63, № 9, p. 53—65.
61. Billet R., Raichle R. Chem.-Ing.-Techn., 1966, Bd. 38, № 8, S. 825—831.
62. Bolles W. L. Petr. Ref., 1946, v. 25, № 12, p. 613—616.
63. Bolles W. L. Petr. Process., 1956, v. 11, № 2, p. 65—80; № 3, p. 82—95; № 4,
p. 72—79; № 5, p. 109—113.
64. Bowles V. O. Petr. Ref., 1955, v. 34, № 7, p. 118—119.
65. Brown G. G., Martin H. Z. Trans. AIChE, 1939, v. 35, p. 679—708.
66. Bubble Tray Design Mannual. New York, Amer. Inst. Chem. Engrs., 1958.
67. Cervinka M., Cerny O. Chem. Prum., 1955, № 6, p. 232—238.
68. Colburn A. P. Ind. Eng. Chem., 1936, v. 28, № 5, p. 526—530.
69. Davies J. A. Ind. Eng. Chem., 1947, v. 39, № 6, p. 774—778. .
70. Diery W. Chem.-Ing.-Techn., 1975, Bd. 47, № 23, S. 964—970.
71. Drickamer H. G., Bradford J. T. Trans. AIChE, 1943, v. 39, p. 319—360.
72. Eckert J. S. Chem. Eng. Progr., 1961, v. 57, Xs 9, p. 54—58.
73. Eduljee H. E. Brit. Chem. Eng., 1960, v. 5, № 5, p. 330—334.
74. Eduljee H. E. Hydrocarb. Process., 1975, v. 54, № 9, p. 120—126.
75. Ellis S. R. M. e. a. Trans. Inst. Chem. Eng., 1963, v. 41, № 5, p. 212—216.
76. Erbar J. N., Maddox R. N. Hydrocarb. Prqcess. a. Petr. Ref., 1961, v. 40, № 5,
p. 183—187.
77. Fenske M. R. Ind. Eng. Chem., 1932, v. 24, № 5, p. 482—488.
78. Foss A. S., Gerster J. A., Pigford R. L. AIChE J., 1958, v. 4, Xs 2, p. 231—239.
79. Gautreaux M. F., O’Connell H. E. Chem. Eng. Progr., 1955, v. 51, Xs 5, p. 232—
237
80. Gerster J. A. e. a. Chem. Eng. Progr., 1951, v. 47, Xs 12, p. 621—625.
81. Gerster J. A. Ind. Eng. Chem., 1960, v. 52, Xs 8, p. 645—653.
82. Gilliland E. R. Ind. Eng. Chem., 1940, v. 32, Xs 9, p. 1220—1223.
83. Granville W. H. Brit. Chem. Eng., 1957, v. 2, Xs 2, p. 70—74.
84. Harbert W. D. Ind. Eng. Chem., 1945, v. 37, p. 1162—1171.
85. Hohmann E. C., Lockhart E. J. Chem. Techn., 1972, Bd. 22, Xs 11, S. 614—619.
86. Holland C. D. Multicomponent Distillation. Englewood Cliffs, New Jersey, Prentice-
, Hall, 1963.
87. ’ Hoppe K-, Miitelstrass M. Grundlagen der Dimesioniefung von Kolonnenboden. Dres-
den, 1967.
88. HumlM., Standart G. Brit. Chem. Eng., 1966, v. 11, Xs 7, p. 708—709; Xs 11,
p. 1370—1372.
89. Hunt C. A., Hanson D. N., Wilke в. R. AIChE J., 1955, v. 1, Xs 4, p. 441—449.
90. Jameson G, J. Trans. Inst. Chem. Eng., 1967, v. 45, Xs 2, p. 74—81.
91. Jones J. B., Pyle C. Chem. Eng. Progr., 1955, v. 51, № 9, p. 424—428.
92. In Chin Chu e. a. J. Appl. Chem., 1951, v. 1, Xs 12, p. 529—531.
93. Kirschbaum E. Destillier- und Rektifiziertechnik. Berlin, Springer, 1960.
94. Kiryu T. Met. Fac. Techn., Tokyo Metrop. Univ., 1960, X° 10, p. 789—802.
95. Kolodzie P. A., Winkle J. R. AIChE J., 1958, Xs 3, p. 305—308.
96. Leva M. Tower Packing and Packed Tower Design. Akron, Ohio, Stoneware,
1953.
97. Lewis W. K: Ind. Eng. Chem., 1936, v. 28, Xs 4, p. 399—406.
98. Liddle C. J. Chem. Eng., 1968, v. 75, Xs 23, p. 137—142.
99. Lowenstein J. G. Chem. Eng. Progr., 1963, v. 59, Xs 7, p. 79—82.
100. Lubowicz R., Reich P. Chem. Eng. Progr., 1971, v. 67, Xs 3, p. 59—62.
101. Maddox R. N. Chem. Eng., 1961, v. 68, Xs 9, p. 127—128; Oil a. Gas J., 1964, v. 62,
Xs 2, p. 81—82.
102. Mason W. A. Petr. Ref., 1959, v. 38, Xs 5, p. 237—238.
103. McAllister R. A., McGinnis P. HPlank C. A. Chem. Eng. Sci., 1958, v. 9', Xs 1,
p. 63—68.
104. Meier W., Huber M. Chem.-Ing.-Techn., 1967, Bd. 39, Xs 13, S. 797—800.
105. Molyneux F. Meeh. World Eng. Rec., 1963, v. 143, Xs 3527, p. 239—241.
106. Muller H. M., Othmer D. F. Ind. Eng. Chem., 1959, v. 51, Xs 5, p. 625—632.
107. Murch D. P. Ind. Eng. Chem., 1953, v. 45, № 12, p. 2616—2617.
314
108. Nelson W. L. .Petroleum Refinery Engineering. New York —Toronto — London,
McGraw-Hill, 1958.
109. Nortnann W. S. Absorption, Distillation and Cooling Towers. London, 1961.
110. O’Connell H. E. Trans. Amer. Inst. Chem. Engrs., 1946, v. 42, № 4, p. 741—
755.
111. Porter К. E.. Ashton N., Ellis S. R. M. Chem. a. Ind., 1967, № 5, p. 182—187.
112. Prahl W. H. Chem. Eng. Progr., 1969, v. 76, № 17, p. 89—96.
113. Prince R. G. H. International Symposium on Distillation. Bringhton, 1960, p. 177—
192.
114. Raichle L., Billet R. Chem.-Ing.-Techn., 1965, Bd. 37, № 7, S. 669—681.
115. Robinson C. S., Gilliland E. R. Elements of Fractional Distillation. New York,
1950. .
116. Robin B. J. Brit. Chem. Eng., 1959, v. 4, № 6, p. 351—360.
117. Sherwood T. K.., Shipley G. H., Holloway F. A. Ind. Eng. Chem., 1938, v. 30, № 7,
p. 765—769.
118. Smoker E. H. Trans. Amer. Inst. Chem. Eng., 1938, v. 34, № 2, p. 165—172.
119. Sperandio A., Richard M., Huber H. Chem. Ing. Techn., 1965, v. 37, № 3, p. 322—
328.
120. Sundermann U. Chem. Techn., 1967, № 5, S. 267—271.
121. Van Winkle M„ Todd W. G. Chem. Eng., 1971, v. 78, № 21, p. 136—148.
122. Underwood A. I. V. Chem. Eng. Progr., 1948, v. 44, № 8, p. 603—614; 1949, v. 45,
№ 10, p. 609—618.
123. Chem. Age, 1970, v. 100, № 2641, p. 21—27; № 2647, p. 8—13; № 2658, p. 4—10.
124. Rubber Age, 1968, v. 100, № 5, p. 143—155.
ГЛАВА IV
ЭКСТРАКЦИОННАЯ АППАРАТУРА
ОСНОВНЫЕ ОБОЗНАЧЕНИЯ
А — амплитуда пульсаций, м.
а — удельная поверхность, м2/м3.
D — коэффициент диффузии, м2/с.
d — диаметр, м.
Е — расход экстракта, кг/ч.
F—площадь сечения, м2.
f— частота пульсаций, м~*.
G — расход сырья, кг/ч.
Н — высота аппарата, м.
h — высота, расстояние, скоростной напор, м.
Л — коэффициент распределения, коэффициент массопередачи.
М — мольная масса, кг/кмоль.
т — соотношение масс растворителя и сырья; коэффициент, учиты-
вающий угол наклона кривой равновесия.
Af —число контактов или ступеней контактирования; частота вра-
щения.
п — число ступеней контактирования, приходящихся на 1 м высоты
аппарата.
р — аддитивное свойство (свойство смеси, определяемое суммиро-
ванием парциальных свойств веществ, составляющих смесь).
R — расход рафината, кг/ч.
S — количество растворителя, кг/ч.
$ — селективность.
и — массовая скорость, кг/(м2-ч). •
w — скорость, м/с.
х — содержание, масс. доли.
а—кратность подачи растворителя.
0 — отношение количеств конечных рафинатной и экстрактной фаз.
А — разность.
е — свободный объем насадки, м3/м3.
р— динамическая вязкость, Па-с; коэффициент массоотдачи.
v — кинематическая вязкость, м2/с.
р — плотность, кг/м3.
ст — поверхностное натяжение, Н/м.
Ф — удерживающая способность насадки.
Индексы
г — гидравлический. об—обороты.
д — диск; дисперсный. пр—перегородка.
316
д. о — дисперсная фаза в отвер-
стиях тарелки.
з — застывание.
к—колонна; кипение; конеч-
ное.
кп — капля.
мин— минимальный.
н — начальное.
нс— насадка.
о — отверстие.
р—рабочее (число).
рт— ротор.
с — сырье; сплошной.
ст— ступень.
т—тарелка.
А—основной компонент.
С—извлекаемый компонент.
Е—экстракт.
R— рафинат.
S— растворитель.
ОСНОВНЫЕ ЗАКОНОМЕРНОСТИ ПРОЦЕССА ЭКСТРАКЦИИ
Экстракцией (экстрагированием) называют процесс разделения
смеси компонентов, входящих в состав жидкой или твердой фаз, путем
обработки их жидким растворителем.
Для любого экстракционного процесса важно, чтобы растворитель
был в жидком состоянии.
Экстракцию твердых веществ жидкостями называют также выще-
лачиванием.
В нефтепереработке экстракция применяется для очистки смазоч-
ных масел фенолом, фурфуролом, нитробензолом, для деасфальтизации
гудрона пропаном, для депарафинизации нефтяных масел метилэтил-
кетоном, бензолом, толуолом, для выделения ароматических углеводо-
родов из риформированных бензинов этиленгликолем.
Различают следующие виды экстракции:
однократную (заданное количество нефтяной фракции обрабаты-
вается всем количеством растворителя сразу);
многократную (общее количество растворителя разделяют на не-
сколько порций и заданное количество нефтяной фракции поочередно
обрабатывают каждой порцией растворителя);
противоточную (заданное количество нефтяной 'фракции обрабаты-
вают встречным потоком растворителя).
Процесс экстракции протекает в идеальных условиях, когда раство-
ритель, извлекая заданный компонент, не растворяет основную жид-
кость (маточный раствор) и сам не растворяется в ней и когда лету-
честь, активность и коэффициент активности подчиняются простым ли-
нейным зависимостям.
Процесс экстракции протекает в неидеальных условиях, когда рас-
творитель частично растворяет основную жидкость и сам растворяется
в ней и когда летучесть, активность и коэффициент активности не под-
чиняются линейной зависимости.
Треугольная диаграмма
При жидкостной экстракции образуются тройные системы, кото-
рые можно условно считать состоящими из трех компонентов. Для изоб-
ражения состава трехкомпонентной смеси используют треугольные диаг-
раммы.
Общий состав тройной системы может быть выражен точкой в рав-
ностороннем треугольнике. Если такую точку соединить линиями, па-
раллельными его сторонам, с точками, лежащими на каждой из его
сторон, то сумма длин соединяющих линий будет постоянна и равна
317
стороне треугольника. Соединяющие линии Му, Мг и Мх проведены на
рис. IV-1 параллельно сторонам равностороннего треугольника. Очевид-
но, что
Му = Ага
Мх = хш
Мг = хВ
В результате суммирования получим
Ми + Мх + Мг = Лш + xw + хВ = АВ
Каждая сторона треугольника (см. рис. IV-1) представляет бинар-
ную систему, а каждая точка внутри него — тройную систему. Точка М
представляет тройную систему состава: 30% I, 50% j и 20% 5.
Компонент i
Рис. IV-1. Диаграмма тройной смеси. ж Рис. IV-2. Треугольная диаграмма рав-
новесия.
Чтобы получить общее представление о разделении в тройных си-
стемах, рассмотрим процесс добавления вещества к гетерогенной смеси
двух других компонентов. Гетерогенность является основным условием
экстракции: один из компонентов смеси должен быть нерастворимым
Или частично растворимым в применяемом растворителе, чтобы могли
образоваться две фазы. Фаза, богатая растворителем, содержащая пред-
почтительно растворяющийся в растворителе компонент, называется
экстрактным раствором. Другая фаза, образованная нерастворимым
компонентом, обычно содержит некоторое количестворастворителя ' и
называется рафинатным раствором.
Каждый из образованных растворов может концентрироваться ли-
бо в верхнем, либо в нижнем слое в зависимости от их плотности. После
отгона растворителя из экстрактного и рафинатного растворов получа-
ют экстракт и рафинат.
Все бинарные системы веществ / и S, состав которых представлен
точками, лежащими между Р и Q (рис. IV-2), разделяются на две фазы.
Рассмотрим систему, состав которой задан точкой w. Эта смесь разде-
ляется на фазы R и Е в соответствии с отношением wQ : wP. При мед-
ленном добавлении компонента t к системе w отношение фаз wQ: wP
постепенно изменяется до полного исчезновения фазы*с высокой кон-
центрацией S. При этом система станет гомогенной. Это состояние обо-
318
значено на треугольной диаграмме равновесия точкой w', которая яв-
ляется точкой насыщения в тройной системе, состоящей из компонентов .
i, j и S.
Добавлением компонента i к другим гетерогенным бинарным си-
стемам тех же веществ (например, х, у, г, ...) можно получить тройные
системы х', у', г', которые тоже будут гомогенными. Соединив точки
Pw'x'y'z'Q, получим кривую растворимости при температуре 7" = const,
т. е. изотерму растворимости или бинодальную кривую.
В гетерогенной области любая система будет разделяться на две фа-
зы, составы которых изображаются точками, лежащими на бинодальной
кривой. Линия, которая соединяет точки, представляющие составы двух
сосуществующих фаз, называется линией сопряжения, линией связи или
конодой.
Коэффициент распределения
Процесс экстракции основан на законе Нернста, определяющем рас-
пределение вещества между двумя жидкими фазами.
Коэффициентом распределения Ki одного Аз компонентов i двух-
фазной системы называют отношение концентраций этого компонента
в соответствующих фазах
концентрация z в фазе 0'
~ концентрация I в фазе а' — ( > )
Численное значение коэффициента распределения Kt не зависит от
количеств фаз и их соотношения.
Расчет составов рафинатной и экстрактной фаз
В идеальном процессе экстрагирования содержание извлекаемого
компонента в рафинате рассчитывают по следующим уравнениям:
для однократной экстракции
xR = xc~^mK (IV’2)
для многократной экстракции
XR = ~,----тК <1V’3>
I 1 1 //wv I ст
k1+ ^ст J
для противоточной экстракции
Данные по сравнительной эффективности процессов экстракции в
зависимости от величины коэффициента распределения и числа ступе-
ней контакта (при т=1) приведены в табл. IV.1.
Неидеальный процесс экстракции тоже характеризуется зависимо-
стями (IV-2) — (IV-4). Однако его расчет сложнее расчета идеальной
экстракции. Обычно неидеальную экстракцию рассчитывают графо-ана-
литическими методами. Удобным является расчет по методу Хэнда.
319
*
Т а о л и ц a IV. 1. Сравнительная эффективность экстрагирования
Содержание в % (масс.)
Число ступеней контакта К=0,75 к=з К=9
одно- кратное много- кратное Проти- воточ- ное одно- кратное много- кратное проти- воточ- ное одно- кратное много- кратное протк- воточ- ное
1 57,0 25,0 10,0
2 — 52,9 42,6 16,0 7,7 — 3,3 1,10
3 — 51,2 36,6 12,7 2,5 — 1,6 0, 12
4 — 50,2 31,8 — 10,7 0,8 — 0,9 0,014
5 49,7 30,4 9,5 0,3 — 0,5 0,002
оо — 47,2 0 — 5,0 0 — 0, 1 0
В прямоугольной логарифмической координатной сетке на оси абс-
цисс откладывают отношение Хс/ха, а на оси ординат — отношение
xcjxs- В этом случае бинодальная кривая становится прямой 1
Рис. IV-3. Бинодальная линия в координатах Хэнда:
1— бинодальная линия; 2 —хорда равновесия.
(рис. IV-3). Расчет состава равновесных фаз при неидеальной экстрак-
ции рассмотрим на примере.
Пример 1. Рассчитать по методу Хэнда состав равновесных рафинатной и экстракт-
ной фаз, образующихся при экстракции, если известно, что в рафинатной фазе отноше-
ние xc/xs=9,2.
Решение. На оси ординат (рис. IV-3) откладываем числовое значение хс/хз = 9,2
и проводим горизонталь до пересечения с линией 1 в точке G. Из точки G проведем
вертикаль до пересечения с осью абсцисс и получим числовое значение отношения
хс/хл=0,12. Из точки пересечения вертикали с прямой 2 проведем горизонталь до пере-
сечения с линией 1 в точке Н, координаты которой хс/хз —1,2 и хс/хл=8,3.
Получены две системы уравнений, определяющие, составы равновесных рафинат-
ной и экстрактной фаз: ।
для рафинатной фазы
*л + xs + хс = 1
320
Откуда хл = 0,878, Xs = 0,012; Хс = 0,110.
Для экстрактной фазы
+ XS + хс — 1
— =12
xs
< = 8-3
Откуда Хл = 0,397; Хд = 0,274; Хс=0,329.
Материальный баланс экстракционной колонны
В нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности
распространение получила противоточная экстракция в колонном аппа-
рате, оборудованном контактными тарелками. Схема материальных по-
токов экстракционной колонны представлена на рис. IV-4.
R
Рис. IV-5. Схема к расчету материального
баланса экстракции.
Рис. IV-4. Схема материальных пото-
ков экстракционной колонны:
G — сырье; 5— растворитель; — рафи-
нат; Е — экстракт.
Материальный баланс экстракции рассчитывается при помощи по-
строений на треугольной диаграмме (рис. IV-5).
Из точки С проведем касательную линию к кривой равновесия в
точке Q. Точка Ем пересечения касательной со стороной АВ треуголь-
ной диаграммы равновесия определяет минимальное содержание ком-
понента i в экстракте, равное отрезку АЕМ.
Отметим на стороне АВ диаграммы точку G, координата которой
равна содержанию компонента i в сырье. Точки G и С соединим линией
GC.
На стороне АВ диаграммы отметим точку Р, координата которой
равна отрезку ВР и соответствует содержанию компонента / в рафи-
нате. Точки Р и Q соединим линией PQ и получим точку пересечения М
линий GC и PQ.
Отношение величин отрезков GM и МС определяет минимальную
кратность подачи растворителя к исходному сырью:
амии = ДДС (IV, 5)
21—844
321
Рабочее количество растворителя рассчитывается по формуле:
S = aG (IV,6)
где а — рабочая кратность иодачи растворителя, равная
а = оамин (IV, 7)
при этом о — коэффициент избытка подачи растворителя.
Отношение величин отрезков РМ и MQ определяет величину отно-
шения количеств конечных фаз:
РМ
MQ.
(IV,8)
Количество фазы экстракта рассчитывается по формуле:
где F= G + S — суммарная загрузка сырья и растворителя в колонну.
Количество рафинатной фазы найдем по разности между количе-
ствами загрузки аппарата и экстрактной фазы:
R=F — Е (IV,10)
Число теоретических и рабочих тарелок
в экстракционной колонне
Число теоретических тарелок в противоточной экстракционной ко-
лонне можно рассчитать графически и аналитически.
Известно несколько методов графического определения числа тео-
ретических тарелок в экстракционной колонне. При этом. надо знать
экспериментальные данные по равновесию и линиям сопряжения и по-
лучить дополнительные данные по линиям сопряжения. Для построения
недостающих линий сопряжения распространение получили методы Хан-
тера и Наша, Малони и Шуберта.
Отсутствием необходимых экспериментальных данных по линиям
сопряжения и равновесия объясняется то обстоятельство, что. при про-
тивоточной экстракции одним растворителем число теоретических та-
релок часто рассчитывают по формуле Альдерса:
е — 1
Ф=--—у+Г—j- (IV,Н)
где <р — неэкстрагированная доля компонента i; е — коэффициент экст-
ракции; N — число теоретических тарелок в аппарате.
Неэкстрагированная доля компонента i, равна отношению его ко-
личества в рафинатной фазе к количеству в исходной смеси:
<р =
xirR
xcgG
(IV,12)
Коэффициент экстракции е, количество экстрактной фазы Е и ра-
финатной фазы R связаны следующим соотношением:
Е
= (IV, 13)
Формула Альдерса решается относительно числа теоретических та-
релок N. *
322
Число рабочих тарелок Np в экстракционной колонне определяют
по формуле:
Wp = N/t\
(IV, 14)
где т] — эффективность контактных тарелок, определяемая по экспери-
ментальным данным в зависимости от типа тарелок.
ОПРЕДЕЛЕНИЕ ОСНОВНЫХ РАЗМЕРОВ ЭКСТРАКЦИОННОЙ КОЛОННЫ
Расстояние между тарелками
При проведении расчетов диаметр экстракционной колонны под-
бирают так, чтобы расстояние между тарелками находилось в преде-
лах 0,25—0,6 м.
Часто в экстракционных колоннах применяют ситчатые тарелки.
При этом расстояние между тарелками рекомендуется принимать рав-
ным
Лт = йс + 0,2 (IV, 15)
где hc — высота слоя диспергируемой жидкости на тарелке.
Высота слоя диспергируемой жидкости равна:
hc = A/i! + Д/г2 + Длз (IV, 16)
где АА1 — высота слоя диспергируемой фазы, необходимая для преодо-
ления сопротивлений потоку диспергированной фазы в отверстиях сит-
чатой тарелки, м; Ай2 — то же, для создания скорости сплошной фазы в
переливном патрубке тарелки, м; Айз — то же, для преодоления сопро-
тивлений при протекании, м.
Величину A/ii рассчитывают по формуле:
рд (1- ф2)<4
Д/г-. = -----•----------5----
Др 2ЙС2
(IV, 17)
в которой рд — плотность диспергированной фазы (для нижней тарелкн
равна плотности р£ экстрактного раствора), кг/м3; Ар — разность плот-
ностей экстрактного и рафинатного растворов, кг/м3; ф=/0/^к— отно-
шение площади отверстий в ситчатой тарелке к площади поперечного
(диаметрального) сечения колонны; ио — скорость диспергированной
фазы в отверстиях тарелки, м/с; g— ускорение свободного падения,
м/с2; Со = 0,7 — коэффициент истечения.
Величину Дй2 рассчитывают так:
ДЙ2 — Е-п
тпРс
2^ДР
(IV, 18)
где еп — коэффициент гидравлического сопротивления переливного пат-
рубка тарелки, равный 1,5—4,5; wn — скорость сплошной фазы в пере-
ливном патрубке, м/с: рс — плотность сплошной фазы под нижней та-
релкой экстрактора, принимаемая равной плотности сырья.
Скорость сплошной фазы в переливном патрубке:
u'n = '3600Sn • (1V,19)
21*
323
где Vc — объемное количество сплошной фазы, м3/ч; 5П— площадь по-
перечного сечения переливного патрубка, м2. Л/г3 находят по формуле:
2
4‘>=|-5^г “v.В * * * * * * * * * * * 20'
где пд — величина фиктивной скорости, равная
Ev
ЗбОО/’к (IV,21)
где Ev — объемное количество экстрактной фазы, м3/ч.
Высота колонны
Полная высота экстракционной колонны равна:
Я = НтНв + (IV,22)
где Нт — высота колонны, занятая тарелками, м; Нв и Ни — высота над
верхней и под нижней тарелками соответственно, м.
Высота, занятая тарелками, равна:
Нт = (УР— 1)ЛТ ' (IV,23)
Величины Нв и Ни принимают в процессе расчета колонньц
ЭКСТРАКЦИЯ в ПРОИЗВОДСТВЕ НЕФТЯНЫХ СМАЗОЧНЫХ МАСЕЛ
Сложность состава нефтяных масел не дает возможности четко раз-
делить компоненты на желательные и нежелательные. Поэтому экстрак-
ция в этом случае является неидеальной.
Рис. IV-6. Бинодальная кривая экст-
рагирования образца масла (интер-
полированная часть кривой Показана
пунктиром):
ВКМ — вязкостно-массовая константа.
В практике расчетов экстракции нефтяных масел предложено на
оси состава сырья треугольной диаграммы Джиббса откладывать не со-
держание примесей, а одну из характеризующих констант, например,
индекс вязкости или вязкостно-массовую константу (ВМК).
Пример 2. Построить кривую равновесия на треугольнике (см. рис. IV-6) при ис-
ходных данных экстракции образца масла (ВМК равна 0,867), приведенных в табл. IV.2.
Решение. Принимая в качестве шкалы сырья одну из сторон треугольника
(рис IV-6), например, нижнюю, отложим на ней в принятом масштабе величины ВМК
в пределах 0,8—0,9.
По данным табл. IV.2 определяем положение шести точек, соответствующих со-
ставу рафинатных и экстрактных растворов. Полученные точки соединяем кривой, кото-
рая является линией равновесия. Прямые линии, соединяющие равновесные составы
экстрактной и рафинатной фаз, называют конодами.
324
Таблица IV.2. Результаты экстракции образца масла
Расход раствори- теля на количество сырья, % (масс.) Раствор рафината Раствор экстракта
выход на сырье, % (масс.) вмк количество растворителя, % (масс.) выход на'сырье, %- (масс.) вмк количество растворнтеляв % (масс.)
100 63,0 0,851 17,0 37,0 0,900 20
300 35,0 0,836 14,6 65,0 0,882 81
600 10,5 0,824 10,7 89,5 0,872 87
Расчет экстракции нефтяных масел
При наличии экспериментальных кривых равновесия процесс про-
тивоточной экстракции нефтяных масел рассчитывается графически.
Уравнение материального баланса экстракции
G+S = E+R (IV,24)
перепишем так:
£ —G = S —7? = 0 (IV,25)
Следовательно, разность О двух противоточных потоков в любом
межтарелочном отделении экстракционной колонны является постоян-
ной величиной. На графике (рис. IV-7) разность противоточных пото-
ков определяется соответствующей точкой О, называемой полюсом.
Рис. IV-7. Графический метод определения числа ступеней противоточной экстракции.
Число' теоретических ступеней (тарелок) экстрагирования опреде-
ляется графически. На левой грани треугольника, (см. рис. IV-7) отло-
жим числовое значение содержания G компонента (фракции) в сырье.
Через полюс О и точку G проведем прямую линию до пересечения с
линией равновесия в точке Е. Соединим также точку S с точкой G пря-
мой линией SG и точку R2 пересечения с линией равновесия соединим
конодой ER2. Через точку R2 проведем линию OR2Ei до пересечения с
линией равновесия в точке Е\. Из точки Е\ проведем вторую коноду
EiR\. Полюс О соединим с точкой Е2 линией ORiE2. Из точки Е2 про-
ведем коноду E2R. Число проведенных конод соответствует числу сту-
пеней экстракции 7VCT. В Данном случае оно равно 3.
Растворители для экстракции нефтепродуктов
В промышленных процессах экстракции нефтепродуктов применя-
ют различные растворители. Физико-химические свойства некоторых
растворителей при атмосферном давлении приведены в табл.ПУ.З.
325-
Таблица IV.3. Физико-химические свойства растворителей
Наименование растворителя Молекулярная масса Относительная плотность о293 р277 Температура
застывания 73. К кипения Гк. к
Фурфурол 96,0 1,159 234,5 434,9 „
Фенол 94,1 1,071 314,2 454,4
SO2 (жидкость) 64,0 1,460 200,5 263,1
Крезолы 108,6 1,034—1,018 283—308 464—47
Пропан 44,1 0,582 85,6 231,1
Нитробензол. 123, 1 1,207 5,7 483,2
именование створителя Растворимость* Теплоем- кость с кДж/(кг-К) Теплота испарения г, кДж/кг Кинематическая вязкость* v- 10*>, м2/с
в воде Wp, % (масс.) ВОДЫ Wa, % (масс.)
Фурфурол 5,9 (293 К) 4,5 (293 К) 1,594 450,2 0,907 (311 К)
Фенол 9,6 (313 К) 33,2 (313 К) 2,112 446,0 3,800 (318 К)
SO 2 (жид- кость) Крезолы 11,3 — 1,464 401,2 0,300 (263 К)
2,3-3,1 (313 К) 14,6—16,6 (313 К) 2, 136 394—421,4 3(97—6,42 (313 К)
Пропан — — 2,177 420,8 0,24 (293 К)
Нитробензол 0,19 ( 293К) 0,22 (293 К) 1,458 335,0 1,65 (293 К)
* В скобках указана температура.
При выборе растворителя для процесса экстракции сравнивают не-
сколько показателей и в первую очередь селективность и критическую
температуру растворения. *
Под селективностью растворителей понимают их способность наи-
более полно извлекать заданный компонент.
В идеальном процессе экстрагирования селективность растворите-
ля тем выше, чем больше коэффициент распределения К.
В случае неидеальных процессов экстрагирования селективность
растворителей оценивают по величине
хс$хаа = Кс
XCA* XAS %А
(IV,26)
Селективность растворителей, применяемых при очистке смазочных
масел, рассчитывают по формулам:
Ps — Pr
R
_ Ре — Pc
s~ E—R
(IV,27)
(IV,28)
где ps, Pr, Pe, pc — одно из физических свойств растворителя, которое
определяется суммированием (по правилу аддитивности).
Растворяющая способность растворителей равна:
w = R/S (IV,29)
Селективность $, коэффициент распределения К, растворяющая
способность w, температура Т, количества рафината R и экстракта Е
связаны зависимостью
326
к—
wT
(iv,30)
которая указывает на то обстоятельство, что количество рафината R
увеличивается при повышении селективности растворителя и снижении
температуры процесса и уменьшается при повышении растворяющей
способности растворителя. *
Пример 3. Сравнить селективность и растворяющую способность фенола и фурфу-
рола, используемых для однократного экстрагирования нефтяного дистиллята при ис-
ходных данных, приведенных в табл. IV.4.
Таблица IV.4. Исходные данные к примеру 3
Наименование потока * Выход, % (масс.) Относительная 293 плотность рд/;
Исходный дистиллят Рафинат 100,0 0,9254
фурфурольной очистки при 7=366 К и расходе растворителя 600% 62,6 0,8950
фенольной очистки при 7 = 339 К и расхо- де растворителя 300% 66, 3 0, 8990
Решение. Селективность растворителей рассчитаем по формуле (IV,27):
, для фурфурола
0,9254 — 0,8950 s~ 0,626 —0,048
для фенола 0,9254 —0,8990 0,663 — 0,053
Селективность фенола несколько выше, чем фурфурола.
Растворяющую способность растворителей рассчитаем по формуле (IV,29):
для фурфурола 0,626 w — 6QQ —0,00103
для фенола 0,663 w = 300 = 0,00221
По растворяющей способности фейол примерно в два раза сильнее фурфурола.
Для уменьшения растворяющей способности фенола к нему добавляют 2—7% воды.
При оценке степени ароматизации экстрактов фенол показал более высокую изби-
рательную способность по сравнению с фурфуролом [1, с. 15]:
Выход экстракта, % (масс.) Индекс активности Ари очистке
фурфуролом фенолом
50 5 7
40 12 20
30 29 55
Индексом активности оценивается степень ароматизации экстрактов; как видно,
экстракты фенольной очистки более ароматизирован^.
327
Критическая температура растворения характеризует температур-
ный предел, выше которого растворитель и нефтяная фракция (при из-
вестном их соотношении) полностью взаимно растворяются.
Зависимость критической температуры растворения Т от содержа-
ния растворителя в смеси является криволинейной (кривая КТР).
Рис. IV-8. Кривые кри-
тических температур рас-
творения (КТР) Сурахан-
ского остаточного масла:
1—при обычной вязкости;
2 — при пониженной вязко-
сти.
При увеличении количества растворителя в смеси критическая тем-
пература растворения возрастает, достигает максимума и при дальней-
шем добавлении растворителя снижается. Типичный в'ид кривых КТР
приведен на рис. IV-8.
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ ПОКАЗАТЕЛИ ПРОЦЕССОВ ЭКСТРАКЦИИ
Деасфальтизация и очистка масел
Деасфальтизация и очистка масел проводятся в колонных экстрак-
ционных аппаратах, где поддерживается определенный температурный
режим.
Температура в верхней части экстракционных колонн для очистки
смазочных масел поддерживается повышенной с тем, чтобы обеспечить
эффективную очистку масел. Однако "она должна быть на "10—20 К ни-
же критической температуры растворимости. С целью повышения коли-
чества рафината температуру раствора экстракта поддерживают отно-
сительно низкой за счет циркуляции охлажденного экстракта; приме-
няется также ввод воды.
Сырье в колонну подают при температуре, являющейся средней ве-
личиной по отношению к значенйям температуры для верхней и нижней
частей колонны. Растворитель подают в колонну при температуре, близ-
кой к температуре рафинатного раствора.
Чтобы уменьшить растворимость смол в деасфальтизате, в верхней
части деасфальтизационной колонны устанавливают специальный подо-
греватель.
Промышленные данные по температурному режиму экстрагирова-
ния приведены в табл. IV.5. -
328
Таблица IV.5. Температурный режим экстракционных колонн
Растворитель Нефтепродукт Температура, К
верха колонны ввода раствори- теля ввода сырья низа колонны
Селективная очистка масел
Фенол Дистиллят трансформаторный 312 — 304
Легкая масляная фракция 353 358 323 313
Тяжелая масляная фракция 358 363 333 323
Фурфурол Легкая масляная фракция 373 383 353 333
Тяжелая масляная фракция 393 398 363 343
Деасфальтизация гудронов
Пропан Гудрон' 353 328 333 323
Обычно экстрагирование осуществляют при атмосферном давлении.
Исключением являются случаи (деасфальтизация, очистка парными рас-
творителями), когда в качестве растворителей применяют сжиженные
газы, вследствие чего в экстракционных колоннах необходимо поддер-
живать давление, превышающее давление паров сжиженных газов. Ве-
личину давления выбирают из следующего условия:
' (IV, 31)
где K.i — константа фазового равновесия; y't—мольная доля компонен-
тов в паровой фазе.
Давление в экстракционных колоннах деасфальтизации поддержи-
вают на уровне 3,8—4 МПа.
Расход растворителя, выход рафината и экстракта, а также их ка-
чества определяют экспериментально. Средние данные по этим показа-
телям при фенольной и фурфурольной очистке дистиллятов и деасфаль-
тизатов представлены в табл. IV.6 и в табл. IV.7.
Таблица IV.6. Показатели фенольной очистки дистиллятов и деасфальтизатов
Наименование нефтепродукта Выход рафината, % (масс.) Расход фенола, % (масс.) на сырье Расход воды, % (масс.) на сырье Количество раствори- теля, % (масс.)
средне- смолистые нефти смолистые нефти в растворе рафината в растворе экстракта
Трансформаторный ди- 55 — 200 15 — —
СТИЛЛят Легкий масляный ди- 80 75 120 7 16 84,0
стиллят Средний масляный ди- 70 65 200 7 15 86,0
-стиллят Деасфальтизат 65 60 350 7 14 90,6
Ниже приведены данные по деасфальтизации гудронов нефтяных
смесей восточных месторождений, % (масс.) на сырье:
Расход пропана.................... 400—500
Выход деасфальтизата .... 26—30
Содержание пропана в асфальтовом
слое........................... . 40
329
Таблица IV.7. Показатели фурфурольной очистки нефтяныд фракций
и дистиллятов
Наименование нефтепродукта Выход рафината, % (масс.) Расход растворителя, % (масс.)
бессернистое бакинское сырье сырье на основе волгоградских нефтей
Фракция 573—673 К 73,8 —
Дистиллят Автол-6 75,4 — 200
Фракция 673—773 К — 75,8 —
Дистиллят Автол-10 и Автол-18 72,5 — 150
Очистку гудронов парными растворителями характеризуют следую-
щие цифры в % (масс.) на сырье:
Селекто ................................... 470—660
Пропан..................................... 250—400
Выход рафината при очистке с предваритель-
ной легкой деасфальтизацией
смолистого сырья........................30—31,5
малосмолистого сырья (полугудрона) . . До 60
Выход рафината может быть рассчитан по эмпирической формуле:
lgR = (a ]-bT)lgS+c+aT (IV,32)
где а, Ь, с, а — константы.
Пример зависимости выхода и качества рафината в процессе очи-
стки парными растворителями при варьировании расхода растворите-
лей приведен на рис. IV-9.
Рис. IV-9. Зависимость выхода и качест-
ва рафината от соотношения раствори-
тель/сырье и пропан/сырье при очистке
парными растворителями:
2^ — выход рафината, % (масс,); И — индекс
вязкости; К — коксовое числе, % (масс,).
Экстракция ароматических углеводородов
Для экстракции ароматических углеводородов из платформатов
предложен ряд растворителей: водный раствор этиленгликолей, N-ме-
тилпирролидон и др.
Физико-химические свойства этиленгликолей даны в табл. IV.8.
330
Таблица IV.8. Физико-химические свойства этиленгликолей
*• Показатель растворителя Моноэтнлен- гликоль Диэтнлен- гликоль Триэтилен- гликоль
Температура кипения Т^ип, К 470,5 568,0 558,7
Температура плавления Тпл, К 260,2 264,7 266,2
Масса 1 кмоля 62,7 106,1 150,2
Температура критическая ТКр, К 647,0 680,0 710,0
Давление критическое лкр, МПа 112,0 68,0 48,6
Плотность критическая ркр, кг/м3 333,0 336,0 337,0
Ниже приведены режимные показатели процесса экстракции:
Температура сырья, К............................................ 423
Давление, МПа ....................................................... 1
Расход растворителя (диэтиленглцколь) из расчета на сырье,
% (масс.).........................................................1100
Содержание воды в растворителе, % (масс.)......................... 7
Приведем также режимные показатели зарубежной экстракцион-
ной колонны для выделения ароматических углеводородов [2]:
Температура сырья, К...............................................422
Давление, МПа..................................................... 12
Расход растворителя (смесь ди- и триэтиленгликоля) из .расчета на
сырье, % (масс.) . f....................................... . . 600
Содержание воды в растворителе, % (масс.)...................... . 9
Помимо гликолевых растворителей в процессах экстракционного
выделения ароматических углеводородов применяют и другие раство-
рители. Физико-химические свойства некоторых из них даны в табл. IV.9.
Таблица IV.9. Физико-химические свойства растворителей
Показатель растворителя Сульфолан Монометил- формамид Метилкарбонат
Температура кипения Ткип, К — 17 468 449
Температура плавления Тпл, К 300,6 — 327
Плотность, кг/м3 1261 1012 1136
Режимные показатели работы экстракционной колонны, в которой
в качестве растворителя использован сульфолан, приведены ниже:
Температура сырья, К..................................373
Температура верха аппарата, К .,.....................373
Давление, МПа.........................................0,1
Расход растворителя из расчета на сырье, % (масс.) . 680
КОНСТРУКЦИИ ЭКСТРАКЦИОННЫХ АППАРАТОВ
Жалюзийные колонны
Жалюзийные колонны используются для экстракционной обработки
высоковязких гудронов и концентратов — продуктов деасфальтизации.
Жалюзийная колонна имеет верхнюю и нижнюю отстойные камеры
(рис. IV-10,в). В середине верхней камеры установлен змеевик.
331
В зоне контакта сплошной и распределяемой фаз располагают жа-
люзийные решетки (обычно 6—8 штук) на расстоянии 0,6—0,8 м одна
от другой.
Рис. IV-10. Схема экстракционной
колонны с насадкой и жалюзями:
а — схема аппарата; б —насадка; в —
жалюзи.
Отстойные камеры жалюзийных колонн рассчитывают на пребыва-
ние фаз в течение 15—25 минут.
Насадочные колонны
Насадочные колонные аппараты используют для очистки нефтяных
масел и экстрагирования ароматических углеводородов.
Насадочная колонна имеет верхнюю и нижнюю отстойные камеры,
рассчитанные на пребывание фаз в течение 15—25 минут.
Таблица IV. 10. Характеристика насадок
Вид насадки н ее размер (в м) а, м2/мЗ е, м3 Вид насадки н ее размер (в м) а. м2/мЗ В, м3
При беспорядочной При правильной укладке
засыпке Кольца керамические: 0,01X0,01X0,0015 440 0,7 Кольца керамические: 0,050x0,050x0,005 но 0, 735
0,015x0,015x0,002 330 0,7 0,080 X 0,080 х0 ,008 80 0 ,72
0,025 X 0,025 X 0,003 200 0,74 0,1X0,1X0,01 60 0,72
0,050X 0,050X 0,005 Кокс кусковой: 0,025 90 120 0,785 0,53 Хордовая деревянная (0,010X0,1 м), шаг в свету: 0,01 100 0,55
0,040 85 0,55 0,02 65 0,68
0,075 42 0,58 0,03 48 0,77
332
Таблица IV. 11. Характеристика насадок
Гидравличес- кий диаметр dr. мм Керамические кольца Угольные кольца Керамические седла Металлические кольца
е, об. доля а, м2/м3 е, об. доля а м2/м3 £, об. доля <7, м‘Чм3 £, Об. доля а, м2/м3 е, об. доля а, м2/мЗ
6,3 0,53 683 0,53 683 0,75 982 __
9,5 0,59 492 ' — — — — — — — —
12,7 0,57 328 0,72 425 0,72 376 0,78 622 — —
15,9 0,67 295 .— — —— —. — 0,902 430
19,0 0,74 292 — — 0,71 622 0,77 324' — —
25,4 0,69 171 0,73 209 0,76 301 0,775 255 0,934 217
31,8 — — — —— — ' —— — —
38,1 0,71 184 0,67 97 0,76 114,5 0,81 195 0,94 157
50,8 0,73 65,6 0,73 72,7 — — 0,79 118 0,94 120
Зона контакта в насадочной колонне содержит 5—6 слоев насадки
высотой 1,5—2,0 м со свободными зонами между слоями высотой 0,2—
0,3 м. Насадку (чаще из керамических колец Рашига) укладывают на.
решетки (см. рис. IV-10,б).
Между местом ввода сырья и нижней отстойной камерой в аппара-
тах имеется 2—3 слоя насадки, предназначенные для создания внутрен-
ние. IV-11. Схема экстракционной колонны с ситчатыми тарелками:
а — общий вид колонны; б —разъемная ситчатая тарелка; 1 — основная поверхность раздела;
2 — граница коалесценции дисперсной фазы; 3—перфорированная тарелка; 4 — сектор протока
сплошной фазы; 5 — сегмент тарелки; 6 — сливной стакан.
него потока орошения путем организации либо внешнего холодного цик-
ла, либо ввода экстракта.
Характеристика некоторых насадок дана в табл. IV.10 и IV.11
(а — удельная поверхность насадки; е — ее свободный объем).
333
Тарельчатые колонны
Тарельчатые экстракционные колонные аппараты имеют то же на-
значение, что и насадочные аппараты, но отличаются повышенной про-
пускной способностью. В контактной зоне вместо нескольких слоев на-
садки размещают контактные тарелки (предпочтительно ситчатого ти-
па) на расстоянии 0,15—0,6 м одна от другой (рис. IV-11).
Пример технологического расчета экстракционной колонны для вы-
деления ароматических углеводородов, оборудованной ситчатыми та-
релками, дан в работе [3]. *
Площадь переливных стаканов должна обеспечить скорость сплош-
ной фазы достаточно низкую, чтобы капли другой фазы диаметром
(0,8—1,6) -Ю ’1 м не увлекались бы потоком сплошной фазы. Высота
переливов должна обеспечивать должный слой сплошной фазы под та-
релкой.
Роторно-дисковые колонны
Контактная зона роторно-дисковой колонны показана на рис. IV-12.
Ротор с насаженными дисками вращается между кольцевыми диафраг-
мами, укрепленными на корпусе аппарата. Диаметр дисков меньше
диаметра отверстия кольца.
Рис. IV-12. Схема роторно-
дискового экстрактора.
Рис. IV-13. Схема экстракционной ко-
лонны с приспособлением для создания
пульсаций:
/ — экстракционная колонна; 2 — насос для
создания пульсаций.
Для некоторых размеров роторно-дисковых колонн рекомендуются
следующие соотношения:
-^ = 1,5-уз,0 -S- = 2-s-8
Дрт ЛД
Кроме колец в аппарате можно устанавливать также вертикальные
цилиндрические перегородки диаметром йпр>^рт.
Рис. IV-14. Общий вид центробежного
экстрактора:
/ — ротор; 2 — кожух; 3 — вал; 4 — станина;
-------легкая жидкость;-------— тяжелая
жидкость.
Пульсационные колонны и механические аппараты
В колоннах этого типа пульсация используется для перемешива-
ния и расслоения фаз. Пульсационное движение жидкой среды внутри
аппарата создается либо за счет перемещения поршня плунжерного
насоса (рис. IV-13), либо за счет возвратно-поступательного движения
сильфона.
К механическим экстракционным аппаратам можно отнести экст-
рактор Подбильняка (рис. IV-14).
ОСОБЕННОСТИ РАСЧЕТА ЭКСТРАКЦИОННЫХ КОЛОНН
Особенности расчета экстракционных колонн определяются особен-
ностями их работы. Скорости движения сред внутри аппарата предоп-
ределяют разделительный эффект, достигаемый в каждом случае.
При повышении скорости подачи дисперсной (распределяемой) фа-
зы в колонну наступит момент, когда эта фаза начнет скапливаться в
зоне ввода и увлекаться сплошной фазой, выводимой из колонного ап-
парата. Такую скорость дисперсной фазы называют скоростью захле-
бывания.
При отсутствии движения сплошной фазы или незначительном ее
перемещении скорость движения капель дисперсной фазы называют ха-
рактеристической.
При относительном движении фаз внутри экстракционного аппарата
и наличии оптимальных показателей производительности и раздели-
тельного эффекта скорость движения фаз будет иметь оптимальное зна-
чение. Средние данные по допустимой массовой [в кг/(м2-ч)] скорости
движения фаз представлены в табл. IV.12.
335
Таблица IV. 12. Допустимые скорости потоков при
экстракции
Поток Средняя допустимая скорость, т/(м2«ч)
фенольная фурфурольная деасфаль- тизация
Рафинат 2—5 4-8 —
Экстракт 5—25 18—20 —
Сырье — — 3
Расчет скорости потоков при очистке масел фурфуролом или фено-
лом может выполняться по формуле
d1-4
u = 3,82-10-» нс(IV,33)
-у 0,61
Широки пределы применимости формулы:
(IV, 34)
где о — поверхностное натяжение на границе раздела сплошной и дис-
персной фаз, Н/м.
Формула (IV,34) позволяет рассчитывать скорость сплошной фа-
зы ис.
В практике расчетов экстракционных колонн скорость движения
фаз принято назначать на 20% ниже, чем найдено по формуле (IV,34).
Скоро.сть движения дисперсной фазы через отверстия в ситчатых
тарелках определяется по уравнению:
ш0 = С |/2/гд <^АР (IV,35)
V юо рд
где С = 0,5—0,6 — коэффициент пропорциональности; Лд.о — напор дис-
персной фазы в отверстиях тарелки, м.
В случае получения велйчины и)о=С0,03 м/с для преодоления по-
верхностного натяжения на границе раздела фаз в формуле (IV,35)
следует учесть также величину напора
6-103<т
а- <fKn4pg
(IV,36)
где dKn — диаметр капли, определяемый по графику (рис. IV-15), м.
Скорость движения сплошной фазы в сливных стаканах определяет-
ся по уравнению:
0)01 =
_____ 2g/ie.cjiAp
ЮОрУ 1,5 + А.
I «СТ
(IV,37)
где hc. ел — скоростной напор сплошной фазы в сливном стакане, м;
Нсг и dCT — высота и диаметр сливного стакана, м; X—поправочный ко-
эффициент, величина которого зависит от размеров сливного стакана.
Ориентировочные скорости подачи сырья в зависимости от высоты
слоя дисперсной и сплошной фаз, а также от высоты слоя стакана даны
в табл. IV. 13.
336
Таблица IV. 13. Скорости подачи сырья
Скорость, мЗ/(м2.Ч) Высота слоя жидкости под тарелкой
ЛД.1О2, м Л .102, м с * "сл-10а-“
24,0 16,4 11,5 » Скорость движен! редок можно рассчита 25.4 13,4 6,8 1Я' дисперсно? ть по формул 12,4 6,8 3,8 фазы через е: 37,8- 20,2 10,6 отверстия ситчатых та-
>, =0,951/'__h^P-___
Д ’ V [1-(^к)2]Рд
Скорость движения сплошной фазы через сливные стаканы
“’“-0-67 "v-39>
Диаметр экстракционной колонны вычисляется по формуле
Dk = 1/_G_ (IV,40)
Г ри>
Рис. IV-15. Зависимость диаметра капли от свойств жидкой фазы и диаметра отверстий
ситчатой тарелки.
22—844
337
где G — загрузка экстракционной колонны, кг/с; р — плотность загру-
жаемой смеси, кг/м3; w — допустимая скорость смеси в межтарелочном
отделении колонны, м/с.
Высота экстракционной колонны может быть рассчитана на основе
уравнения массообмена
Fudx' = К (*' — х') FdH (IV,41)
где F— поверхность фазового контакта, м2; и — скорость перемещения
смеси в колонне, кмоль/(м2-с); Н—высота аппарата, м.
Н — высота аппарата, м.
Разделяя переменные и интегрируя, получим
— — ,. • . v
J X — Хр и
о
где х!—мольная доля растворенного вещества; Хр—мольная доля рас-
творенного вещества в состоянии равновесия; К— коэффициент массо-
передачи. *
Левая часть уравнения (IV,42) является мерой числа контактов
".-/-7^ ‘1V'43)
О
Коэффициент массопередачи равен
где p,R и це — коэффициенты массоотдачи для рафинатной и экстракт-
ной фаз; т — тангенс угла наклона кривой равновесия фаз.
Существует понятие высоты, эквивалентной переносу единицы мас-
сы (ВЭП), или одному контакту
Н
ВЭП =—— (IV,45)
» .
Кольборном показано [4], что аналогично коэффициенту массопе-
редачи К величина ВЭП суммируется из числовых значений ВЭП для
обеих обменивающихся фаз
ВЭП= ВЭПД + ВЭП£-^- (IV, 46)
где тк— отношение количеств растворителя и сырья.
Величина ВЭП для насадочных колонн рассчитывается по уравне-
нию:
вэп=—(IV’V)
\ ил )
где d3tLB — эквивалентный (гидравлический) диаметр насадки, м; цс—
динамическая вязкость сплошной среды, Па-с; рс — плотность сплошной
среды, кг/м3; D — коэффициент диффузии, м2/с.
338
Коэффициент диффузии может быть вычислен по формуле:
______________________1 -10-«____/-—---------—
D= лв/То^(У^ + ^зв)2|/ -цц+ (IV-48>
где А и В — константы диффундирующих компонентов; VMA и VMB —
мольные объемы компонентов; МА и Мв — массы киломолей компонен- .
тов.
' Величина ВЭП для тарельчатых колонных аппаратов:
ВЭП = 15//?'72 («к) (IV,49>
Число контактов определяется по формуле:
Х1Г/2- • (IV,50)
.дс
где
при этом
Д = хр — х'
Высоту экстракционной тарельчатой колонны можно рассчитать,
зная число теоретических ступеней экстрагирования и высоту, эквива-
лентную одной ступени экстрагирования
Н — п^Н^ : (IV,51)
где «ст — число теоретических ступеней экстрагирования; Нсл—высо-.
та, эквивалентная одной ступени экстрагирования.
Связь между величинами пк и п„ имеет вид
где еЕ — фактор экстракции [5]. При еЕ = 1 число контактов пк = пст.
Зависимость числа «ст от доли <р неэкетрагированного вещества
показана на рис. IV-16.
Зависимость величины Яст от размеров насадки при очистке сма-
зочных масел имеет вид
7УСТ = 0,119^кЬ8 (IV,53)
Й Таблица IV.14. Высота насадки для экстракционных
колонн
Число ступеней экстрагирования 4 Высота насадочных колец в м при двух значениях диаметра, м
0,025 м 0,05 м
3 5,8 10,4
4 7,7 14,0
5 9,6 17,5
22
339
Формула (IV, 53) проверена на опытных и промышленных колон-
нах; полученные значения высоты насадки для колонных аппаратов в
зависимости от числа ступеней экстрагирования даны в табл. IV.14.
Рис. IV-16. Зависимость числа теоретических ступеней экстрагирования от доли неэкст-
рагированного вещества.
Характеристика применяемых тарельчатых экстракционных колонн
приведена ниже:
Технологическое назначение Число тарелок Расстояние между тарел- ками, м
Очистка смазочных масел Выделение ароматики 20 60 0,6-0,7 0,3—0,4
Интенсификация процесса экстрагирования достигается путем уси-
ленного механического дробления, контактирования и разделения фаз.
С этой целью применяют колонны с вращающимися роторами и пуль-
сирующими приспдсоблениями.
Характеристическая скорость движения фаз и некоторые парамет-
ры процесса в роторном экстракторе связаны уравнением:
и>хРс _ х П1У АР А0-* / g 'I ( dnp у/з / ^пр у.* / dpt У’*
_ — U> v1a| _ I Is । I j ' I I j I I j I
a \ Pc / \ NoOdpr / \ “PT / \ “рт / \ “к /
(IV,54)
<340
' Характеристическая скорость wx движения фаз и массовая ско-
рость Ид дисперсной фазы связаны уравнением:
ид = 2£Шхф2с (.1—Фнс) (IV, 55)
где фнс — удерживающая способность насадки в насадочном аппарате.
Величина ВЭП для роторного экстратора может быть рассчитана
по формуле:
' Wn ВЭП=-~ (IV, 56)
где К — коэффициент массопередачи
причем 4- = — + ~ . (IV,57) Я Цд Ис 2л2О ЗЦКП (IV,58) рс = 0,001шс (IV,59)
Число контактов может быть рассчитано графическим методом [6].
Рис. IV-17. График для расчета роторных
аппаратов для экстрагирования смазочных
масел:
/ — высота камеры, м; 2 — диаметр диска, м;
.'/ — диаметр отверстий колец, м; 4 — число камер;
5 — частота вращения ротора за 60 с; 6 — произ-
водительность аппарата по легкому дистиллятно-
му сырью, м3/ч; 7 — мощность, кВт; 8 — произво-
дительность аппарата по тяжелому дистиллятному
сырью, м3/ч.
Зависимость параметров роторного контактора от его диаметра
применительно к селективной очистке масел приведена на рис. IV-17.
Роторно-дисковый контактор для фурфурольной очистки масел
имеет следующую техническую характеристику:
Диаметр аппарата, м . ..................2,4
Высота аппарата, м............................... .11,5
Число дисков .1........................................21
Диаметр кольцевых диафрагм, м '. . . . . .1,61
Диаметр дисков, м.....................................1,22
Удельная производительность по сырью, *м3/(м2-ч) . . 5,25
При максимальной загрузке пульсационной колонны скорость со-
держимого, при которой начинается захлебывание, может быть найдена
по аналогичной величине без пульсации
Шсп ~ 1 +83,2(С1эф)2 (IV,60)
где С — коэффициент; ь,ф— эффективность пульсаций, м/ч.
341
Величина коэффициента С рассчитывается по формуле:
/ ло \-°,725
С = 19,68ji°'5 — о-».25 (IV,61)
\ Рс /
Эффективность пульсаций вычисляется по формуле
М = (IV,62)
где А — амплитуда пульсаций, м; /— частота пульсаций, ч-1; у — ве-
личина, равная
у = eo,oois(/-ioo) (IV,63)
Скорость содержимого пульсационной колонны в начале захлебы-
вания меньше скорости содержимого колонны, .в которой нет пульса-
ций [см. формулу (IV, 60)].
Высота ВЭПп для пульсационных колонн может быть рассчитана
по величине ВЭП для колонн, работающих без пульсаций
вэп
ВЭПп= ! 472 (Сг9ф)2 (IV,64)
Высота ВЭПп, а следовательно, общая высота пульсационных
экстракционных колонн меньше, чем- соответствующие величины для
колонн, работающих без пульсаций.
В расчетах пульсационных колонн числовые значения амплитуды
пульсаций принимают в пределах 0,064—0,25 м, а частоты пульсаций
в пределах 7200—1440 циклов в 1 час.
ЛИТЕРАТУРА
I. Биккулов А. 3., Грошев Б. И., Попов В. А. Хим. и технол. топлив и масел, 1965,
№ 6, с. 15—18.
2. Thornton D. Р. Petrol. Proc., 1952, v. 7, р. 498—501.
3. Кузнецов А. А., Кагерманов С. М., Судаков Е. Н. Расчеты процессов и аппаратов
нефтеперерабатывающей промышленности. Л., Химия, 1974.
4. Calburn А. Р. Ind. Eng. Chem., 1941, v. 33, p. 459—462.
5. Альдере Л. Жидкостная экстракция. Изд-во иностр, лит., 1957.
6. Кутукова .В. И., Вознесенская Е. В., Стоянович Р. К- Хим. и технол. топлив и масел,
1960, № 7, с. 30—33.
7. Хохряков П. А., Бурдов Д. Н. Нефт. хоз., 1936, № 4, с. 53—56; № 11, с. 46—49.
ГЛАВА V
ТРУБЧАТЫЕ ПЕЧИ
ОСНОВНЫЕ ОБОЗНАЧЕНИЯ
а — лучепоглощающая способность.
В — расход топлива, кг/ч.
с — теплоемкость, Дж/(кг-К).
С = 5,67 Вт/(м2-К4) =20,77 кДж/(м2-К4-ч) —постоянная излучения
абсолютно черного тела.
d — диаметр трубы, м. -
Е — мощность полного теплового излучения, Вт.
е — доля отгона.
F — площадь, м2; количество форсуночного пара, кг/кг.
G — расход дымовых газов, кг/кг топлива; расход, кг/с.
Н — содержание водорода в топливе, % (масс.), эквивалентная, эф-
фективная, плоская поверхность, м2; энтальпия пара, кДж/кг.
h— высота, м; энтальпия жидкости, кДж/кг.
К — коэффициент теплопередачи, Вт/(м2-К); фактор формы.
I — длина трубы (полезная), м. . .
N — число труб.
р — парциальное давление, Па.
Q —общий тепловой поток, Вт, кВт; теплотворная способность топли-
ва, кДж/кг.
q — тепловое напряжение, кВт/м2; потери тепла, кДж/кг.
R—площадь зеркала горения, м2; коэффициент рециркуляции, пока-
зывающий соотношение возвратного и. исходного количеств по-
токов.
5 — расстояние между осями труб, м; шаг ребер, м.
s — эффективная толщина слоя газа, м.
Т — температура, К.
и — массовая скорость, кг/(м2-ч).
V — удельный расход воздуха, м3/м3 топлива; объем дымовых газов,
м3/кг.
W — содержание влаги в топливе, % (масс.); расход водяного пара на
распыливание топлива, кг/кг.
w—скорость, м/с.
х — аргумент излучения; степень конверсии.
а — коэффициент теплоотдачи, Вт/(м2-К); коэффициент избытка воз-
духа.
|3 — характеристика излучения.
А — разность.
б — толщина стенки трубы, м.
с —степень черноты, равная отношению энергии излучения данного
тела к энергии излучения абсолютно черного тела при той же
температуре.
343
т] — коэффициент эффективности, к. п. д.
0 — температура, К.
А — теплопроводность, Вт/(м • К).
fi — динамическая вязкость, Па-с; пирометрический коэффициент.
V—кинематическая вязкость, м2/с.
л— давление, Па.
р — плотность, кг/м3; угловой коэффициент взаимного излучения по-
верхностей.
т — время, с.
<р — коэффициент облучеаности, представляющий отношение величины
лучистого потока, падающего на тело, к полусферическому лучис-
тому потоку, испускаемому другим телом.
ф — степень экранирования.
Индексы
в — внутренний. г—газ; продукты сгорания; с- —сырье. ср —средний. ст —стенка. т —топка.
г.р гидравлический. — газы рециркуляции.
доп — допустимый. ух — уходящий.
ж — жидкость. ф — факел.
изл — излучаемый. ф. п — форсуночный пар.
к — конвекционный. 0 — нормальный; атмосфер-
л — лучевоспринимающий; ный; приведенный.
лучистый. 1 — по ширине трубного пуч-
и — наружный; .нижний. ка; более нагретый.
п — полный; пар; перевал; 2 — по глубине трубного пуч-
пирометрический; полез- ка; менее нагретый.
ный. а — максимальное горение.
пот — потери. F — вторичный излучатель;
р — радиантный; ребро; реак- кладка.
ционный. И — экран; лучевоспринимаю-
р.к — свободная конвекция в щая поверхность.
радиантной камере. R — излучающая стена.
р.л — излучение в радиантной S — абсолютно черное тело;
камере. излучатель.
V — газ; пламя; факел.
КЛАССИФИКАЦИЯ ТРУБЧАТЫХ ПЕЧЕЙ
Общая характеристика трубчатых печей
Промышленная трубчатая печь это аппарат, предназначенный для
нагрева исходных материалов за счет сжигания топлива. В отдельных
случаях нагрев сырья сопровождается его химическим превращением.
В трубчатых печах технологических установок различного назна-
чения реализуются термотехнологические, теплотехнические и гидро-
динамические процессы.
Основой термотехнологической теории печей является сложный
процесс, протекающий в сырье трубчатых печей (нефть, нефтепродук-
ты, продукты органического синтеза) вследствие теплового воздействия.
Основой теплотехнической теории печей являются процессы полу-
‘ I
чения тепла при сжиганйи топлива, передачи тепла к сырью, тепловой
работы футеровки (кладки).
Основой гидродинамической теории печей являются законы дви-
жения дымовых газов и жидкого сырья.'
В нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности
трубчатые печи используются для нагрева нефти и нефтепродуктов до
температур, более высоких, чем те, которых можно достичь, например,
с помощью нагрева водяным паром. Трубчатые печи применяются на
технологических установках различного назначения, таких как перегон-
ка нефти и мазута, производство и очистка масляных дистиллятов, пи-
ролиз различных углеводородов, каталитический крекинг, риформинг,
гидрогенизация, вторичная перегонка и т. д. Температура нагрева мо-
жет иметь различные значения (в К)
При обезвоживании, обессоливании и стабилизации
на промыслах . . . ... . . . . . . 340—420
на нефтеперерабатывающих заводах . . . . . 600—620
При переработке тяжелых нефтепродуктов ..... 700—825
При риформинге и гидроочистке светлых нефтепродуктов 675—815
Современная трубчатая печь .состоит из камеры сгорания или ра-
диации, в которой размещаются радиантные трубы и сжигается топли-
во, и камеры конвекции, в которой находятся конвекционные трубы,
обогреваемые дымовыми газами, поступающими из камеры сгорания.
- Трубы конвекционной и радиантной камер печи соединены в один
трубчатый змеевик, через который проходит нагреваемое сырье.
Применяемые в промышленности трубчатые печи предназначены
для работы в широком диапазоне' параметров:
По теплопроводности..................’. . От 9,3 до 1163 МВт
По производительности в расчете на нагрева-
емую среду.............................. . До8-105кг/ч
По температуре ввода продукта в печь . . От 280 до 780 К
По давлению среды . . ..................От 0,1 до 20 МПа
Основы классификации печей
' В силу большого разнообразия трубчатых печей их трудно класси-
фицировать; общепринятой системы классификации пока еще нет. Од-
нако имеется, возможность классификации трубчатых печей по некото-
рым признакам: например, печи нефтеперерабатывающей и нефтехи-
мической промышленности можно подразделить по виду производства,
технологическому назначению, способу сжигания топлива, способу пе-
редачи тепла, особенностям конструкции. Ниже приведена классифика-
ция печей по виду производства:
стабилизация нефти;
первичная перегонка (атмосферные и вакуумные);
вторичная перегонка;
каталитический крекинг;
риформинг;
коксование;
и др.
По технологическому назначению трубчатые печи подразделяют на
нагревательные и нагревательно-реакционные.
Нагревательные печи предназначены для нагревания и испарения
сырья; нагревательно-реакционные — для нагрева сырья и сообщения
ему. тепла, необходимого для проведения эндотермических реакций.
345
По способу сжигания топлива трубчатые печи подразделяются на
три основных типа:
с факельным сжиганием топлива;
• с излучакЛцими стенами топки;
с настильным пламенем.
По способу передачи тепла нагреваемому сырью печи делят на
конвекционные, радиантно-конвекционные и радиантные.
В конвекционных трубчатых печах тепло передается сырью путем
конвекции. Такие печи применяют на установках деструктивной гидро-
генизации высокого давления.
В радиантно-конвекционных печах большая часть тепла передает-
ся за счет радиации, а конвективная передача тепла имеет дополняю-
щее значение.
В радиантных печах передача тепла происходит главным образом
за счет радиации; конвекционная камера отсутствует.
Радиантно-конвекционные и радиантные трубчатые печи наиболее
распространены.
Основным признаком конструкции трубчатых печей, является их
конфигурация. По, конфигурации различают печи коробчатого типа,
вертикальные, цилиндрические и печи с наклонным сводом.
Коробчатые печи подразделяются:
по типу змеевика и способу передачи тепла (радиантные, радиант-
но-конвекционные, конвекционные); при этом радиантная часть змееви-
ка может располагаться на потолке (своде), стенах и поде печи и
потому эти части змеевика называют потолочным, боковым (настен-
ным) и подовым экраном;
по числу рядов экранных труб (однорядные, двухрядные);
по взаимному расположению экранных труб (трубы радиантной
секции печи перпендикулярны или параллельны трубам конвекционной
секции); ' .
по месту расположения конвекционной секции печи (под радиант-
ной секцией и с нижним отводом дымовых газов, а также над-ради-
антной секцией и с верхним отводом дымовых газов);
по числу камер сгорания (однокамерное, двухкамерные и много-
камерные);
по направлению движения дымовых газов (с нисходящим, восходя-
щим и прямолинейным движением);
по числу питающих потоков или змеевиков (одно-, двух- й много-
поточные или одно-, двух- и многозмеевиковые). При этом в двух- и
многокамерных трубчатых печах может нагреваться сырье одного или
нескольких видов. Такие, печи применяют на комбинированных техно-
логических установках, если необходима зональная регулировка тепло-
напряжения труб [1, с. 468].
Отдельные конструкции коробчатых печей могут иметь свои осо-
бенности [2, с. 6—12].
В печи конвекционно1го типа трубы устанавливаются вертикально
в отличие от обычного горизонтального их расположения.
Радиантно-конвекционные и конвекционные печи большей частью
имеют так называемую перевальную стенку, отделяющую камеру .сго-
рания от конвекционной камеры. В таких печах движение дымовых
газов является нисходящим (рис. V-1). Печи с верхним, отводом ды-
‘ мовых газов применяют при сравнительно низкой температуре продук-
346
Рис. V-1. Радиантно-конвекционная трубчатая печь с нисходящим движением дымовых
газов.
Рис. V-2. Двухкамерная'трубчатая печь с наклонным сводом:
1 — форсунки; 2 — потолочные экраны; 3 — подвеска, свода; 4 — конвекционная секция; 5 — глядел-
ки; 6 —трубная подвеска; 7 — пароперегреватель; 8 — предохранительное окно; 5 —подовые экра-
ны; 10— площадка для обслуживания фдрсунок.
та на входе и при температуре выбрасываемых в атмосферу дымовых
газов, не превышающей 625. К [3, с. 24].
В коробчатой печи без перевальной стенки конвекционная камера
отделена от топочной камеры решетчатой перегородкой из огнеупорно-
го материала. Радиантные трубы расположены перпендикулярно кон-
векционным. Движение газов в конвекционной камере является дрямо-
347
линейным. Сечение конвекционной камеры уменьшается в направлении
движения газов. Печь имеет двухрядные потолочный и боковой экраны.
В коробчатой двухкамерной печи с наклонным сводом (рис. V-2),
однорядными потолочными и подовыми трубными экранами и общей
Рис. V-3. Четырехкамерная реакционно-нагревательная печь:
а — разрез печи; б — устройство свода; / — реакционная секция;; 2 — нагревательная секция;
<3 — свод; 4— воздухоподогреватель.
конвекционной камерой конвекционные и радиантные трубы змеевика
расположены параллельно. Печь может служить для нагрева двух раз-
Рис. V-4. Многопоточная печь с нижней каме-
рой конвекции.
ных продуктов при раз-
ных режимах. Печи такого
типа снабжают настенными
экранами.
В коробчатых трубча-
тых печах с двухрядным по-
толочным экраном свод из
огнеупорного кирпича не-
плотно прилегает к трубам и
дымовые газы проходят че-
рез свод. В результате по-
вышается теплонапряжение
верхнего ряда радиантных
труб. Конвекционная секция
располагается наверху печи
и дымовые газы имеют верх-
ний отвод.
Коробчатая четырехка-
мерная печь для нагревае-
мого сырья двух видов с
общей конвекционной сек-
цией и возможностью про-
хождения дымовых газов че-
рез потолочный трубный экран показана на рис.: V-3. Кроме потолоч-
ного, в печи имеются четыре боковых экрана.
В практике нефтепереработки встречаются многопоточные (до шес-
ти потоков)'! трубчатые печи с нижней камерой конвекции ,(РИС- V-4).
Вертикальные трубчатые печи подразделяют на четыре типа:
с однорядными боковыми экранами и верхним расположением кон-
векционной камеры;
348
ю двухрядными экранными трубами двухстороннего облучения и
нижним расположением конвекционной камеры;
с двухрядными экранными трубайи двухстороннего облучения и
верхним расположением конвекционной камеры;
с однорядными экранными трубами двухстороннего облучения и
верхним расположением конвекционной камеры.
Рис. V-5. Вертикальная трубчатая печь с верхним расположением конвекционной секции
и вертикальными радиантными трубами.
В вертикальных трубчатых печах с экранными трубами двухсто-
роннего облучения трубы расположены по оси вертикальной камеры
сгорания.
Цилиндрические вертикальные трубчатые печи имеют змеевик из
труб, расположенных вертикально в один или два ряда у внутренней
поверхности стенки. Конвекционная камера располагается вверху и ее
трубы могут быть оребренными (коэффициент оребрения равен 3,2—
3,5). В таких печах используют комбинированное газомазутное
топливо.
349
Рис. V-6. Вертикальная трубчатая печь конического сечения с горизонтальными трубами
в радиантной и'верхней конвекционной секциях:
а—разрез вдоль труб; б—разрез поперек труб.
Рис. V-7. Вертикальная трубчатая печь прямоугольного сечения с горизонтальными тру-
бами в радиантной и верхней конвекционной секциях:
а — разрез вдоль труб; б — разрез поперек труб, .......
Область .применения ограничена подогревом до сравнительно не.
высоких температур, исключающих коксообразование (например, труб
чатые печи на установках очистки
установках гидроочистки .топлив).
Вертикальные трубчатые печи
которые особенности.
Вертикальная трубчатая печь
цйонной секции и вертикальными
масел парными растворителями, на
отдельных конструкций имеют не-
с верхним расположением конвек-
радиантнымн трубами (рис. V-5)
предназначена для нагревания сырья раз-
ных видов на установках вакуумной пере-
гонки, риформинга, пиролиза и др.
Рассмотрим вертикальные трубчатые ци-
линдрические печи с трубами змеевика, рас-
положенными вдоль цилиндрической стенки
печи. В верхней части печи находится реф-
лекторный конус, способствующий более
равномерному распределению тепловой на-
грузки. Такие печи могут иметь только ра-
диантную секцию или радиантную и конвек-
ционную секции.
Вертикальные трубчатые печи (рис. V-6
и V-7) с горизонтальными трубами в ра-
диантной и верхней конвекционной секциях
имеют радиантные настенные экраны. Рабо-
тают такие печи на комбинированном газо-
жидкостном топливе.
Вертикальные, трубчатые печи с объем-
но-настильным факелом отличаются тем,
что после сжигания жидкого топлива часть
факела настилается на стены, которые на-
чинают излучать тепло.
Печи с объемно-настильным факелом
могут иметь верхний и нижний отводы ды-
мовых газов. Форсунки расположены на бо-
ковых стенах.
Печи с верхним отводом дымовых га-
Рис. V-8. Двухкамерная верти-
кальная печь с настильным фа-
келом, настенным боковым эк-
раном и верхним отводом ды-
мовых газов.
зов имеют жамеру конвекции, которая рас-
положена наверху (рис. V-8). В печах с нижним отводом дымовых га-
зов камера конвекции размещена между топками (двухтопочные печи)
или параллельно топке (однотопочные печи).
К вертикальным можно отнести трубчатые печи с излучающими
стенами топки [3, с. 142; 4], куда вмонтированы особые панельные го-
релки беспламенного типа. В таких печах передача тепла излучением
осуществляется не от газового факела, как обычно, а от раскаленных
поверхностей горелок. Излучающие стены располагаются вблизи труб-
ного экрана на расстоянии 0,5—1,0 м. В панельных горелках происхо-
дит сжигание газовоздушной смеси, в результате панель нагревается
форсунками и становится источником излучения.
.Трубы змеевика располагаются преимущественно горизонтально
и имеют двухстороннее облучение.
В обычных факельных печах теплопередача к трубному экрану
осуществляется излучением от факела, от дымовых газов сгорания, от
неэкранированных стен и конвекцией от дымовых газов.
351
Рис. V-9. Схема передач тепла в печи беспламенного горения:
1 — трубный экран; 2 - газы и факел; 3 - отражающие неэкранированные стены (кладка, торце-
вые стены); 4 —излучающие стены.
Рис. V-10. Радиантно-конвективная печь с излучающими стенами топки.
В топках с излучающими стенами из-панельных горелок количе-
ственные соотношения теплообмена, характеризующие факел, газооб-
разные продукты горения, стены кладки и трубный экран, значительно
отличаются от этих же соотношений для других топок.
Факел и газовая среда являются первичными источниками тепло-
вой энергии, от которых она передается излучением и конвекцией труб- л
ному экрану поверхностью Н и леэкранированным стенам топки по-
верхностью F. Неэкранированные стены топки являются: вторичными
Рис. V-11. Радиантно-конвективная печь
с излучающими стенами толки и двумя
камерами сгорания.
Рис. V-12. Радиантно-конвективная печь
с излучающими стенами топки, двумя
камерами сгорания и двумя ярусами
горелок.
излучателями (рис. V-9). Кроме неэкранированных стен топки вторич-
ными излучателями являются излучающие стены поверхностью (сте-
ны из панельных горелок; стена, на которую настилается пламя).
Трубчатые печи с излучающими стенами топки подразделяют на
четыре группы;
с двухрядным горизонтальным экраном двухстороннего облучения,
верхней или нижней конвекционной секцией или двумя конвективными
трубными пучками, .разделенными стенкой (печи могут обеспечить од-
новременный нагрев двух или четырех продуктов);*
с двухрядным экраном двухстороннего облучения и вертикальным
расположением труб в радиантной и конвекционной секциях;
с однорядным горизонтальным экраном двухстороннего облучения
и верхней конвекционной секцией;
с однорядным настенным экраном, горизонтальным расположени-
ем труб и отдельной конвекционной камерой.
* В печи с верхней конвекционной секцией можно устанавливать дополнительные
боковые экраны' (через каждый ряд'панельных горелок).
23—844 353
Последний вариант может быть, в свою очередь, подразделен
на печи:
с 'боковой конвекционной камерой, нисходящим движением дымо-
вых газов в радиантной камере и восходящим—в конвекционной;
Рис. V-13. Радиантно-конвективная
печь с излучающими стенами топки,
двумя камерами сгорания, потолоч-
ным и подовым экранами.
Рис. V-14. Трубчатая печь с излучаю-
щими стенами топки и верхним отво-
дом дымовых газов.
с боковой конвекционной камерой, восходящим движением дымо-
вых газов в радиантной камере и нисходящим —в конвекционной;
с центральной конвекционной^ камерой, восходящим потоком ды-
мовых газов в радиантной камере и нисходящим — в конвекционной.
Трубчатые печи с излучающими стенами топки, так же как и дру-
гие печи, могут иметь конструктивные особенности.
В радиантно-конвекционной печи (рис. V-10) с отдельной конвек-
ционной камерой радиантный змеевик состоит из потолочной, подовой
и боковой секций на перевальной стенке.
354
Радиантно-конвективные печи с двумя камерами сгорания и одно-
рядным радиантным змеевиком показаны на рис. V-11 и V-12. В этих
печах отвод дымовых газов осуществляется снизу. ,
Радиантно-конвективная печь с излучающими стенами топки, дву-
мя камерами сгорания и двумя однорядными настенными экранами,
потолочным и подовы,ми экранами показана на рис. V-13.
Типовая трубчатая печь с излучающими стенами топки и верхним
отводом дымовых газов представлена на рис. V-14. Печь имеет двух-
рядный экран двухстороннего облучения, расположенный в центре ка-
меры сгорания, однорядные потолочный и подовые экраны. Конвекци-
онная камера расположена в верхней части печи. Печь может быть
двух- и четырехпоточной.
Печи пиролиза
Трубчатые печи пиролиза относятся к печам нагревательно-реак-
ционного типа. В промышленной практике пиролиз углеводородов и
нефтепродуктов осуществляют в трубчатых печах с излучающими сте-
нами топки и экранами двухстороннего облучения, а также в обычных
факельных печдх.
Рис. V-15. Двухкамерная
двухпоточная факельная
печь с потолочными и на-
стенными однорядными
экранами и конвекци-
онной камерой.
Двухкамерная двухпоточная факельная печь пиролиза с потолоч-
ными и настенными однорядными экранами и конвекционной камерой
показана на рис. V-15. Трубы в конвекционной и радиантной камерах
параллельны.
Пиролизная печь с излучающими стенами топки и экраном двух-
стороннего облучения изображена на рис. V-16. Вывод продуктов сго-
рания предусмотрен внизу.
Предпочтительно, чтобы в трубчатых печах пиролиза предусмат-
ривались один центральный вертикальный однорядный змеевик и па-
нельные и факельные горелки в определенной комбинации. На началь-
ном участке трубного змеевика рекомендуется использовать факельные
горелки.
23* 355
С некоторыми особенностями оформления конструкций трубчатых
печей пиролиза можно познакомиться- по специальной литературе
[5; 6].
При расчете трубчатых печей пиролиза следует учитывать влия-
ние на выход (продуктов пиролиза температуры, давления и диаметра
труб змеевика.
С повышением температуры процесса степень превращения воз-
растает. При этом вначале наблюдается быстрый, а затем — относи-
тельно медленный рост степени пре-
вращения.
Увеличение давления на выходе
из трубного змеевика до 0,24 МПа
при прочих равных- условиях приво-
дит к снижению выхода целевого
продукта.
При трубном змеевике диамет-
ром d=0,102 м выход целевого про-
дукта увеличивается на 20—30%,
по сравнению с аналогичной вели-
чиной при d = 0,124 м.
Скорость газа в трубах змееви-
ка печей пиролиза достигает 200—
300 м/с.
Маркировка трубчатых печей
На чертежах трубчатые печи
маркируются буквами и цифрами.
Тип Б — печи с излучающими
стенами топки радиантно-конвекци-
онные с горизонтальными трубами,
нижним отводом дымовых газов,
одной или двумя камерами сгора-
ния и перевальной стенкой.
Тип Г — обычные факельные и
печи с объемно-настильным пламе-
нем, горизонтальными трубами и
верхним отводом дымовых газов.
Тип 3 — вертикальные печи с
настильным пламенем или излучаю-
щими стенами топки, снабженные
Рис. V-16. Трубчатая печь с излучающи-
ми стенами топки и экраном двухсторон-
него облучения.
горизонтальными трубами, центральным радиантным экраном, верхней
конвекционной камерой и верхним отводом дымовых газов.
Тип В — печи с верхним отводом дымовых газов, вертикальным
расположением труб в радиантной секции змеевика и горизонтальным
в конвекционной секции; могут иметь обозначения ВЦ (цилиндриче-
ские) и ВС (прямоугольного сечения).
Тип Ц — цилиндрические печи.
Тип Р — печи каталитического риформинга.
Пример 1. Расшифровать маркировку трубчатой печи ВЦ 12 ПС 5.
Решение: ВЦ — вертикальная цилиндрическая трубчатая печь;
12 — длина вертикальных радиантных труб, м;
ПС — пламенное горение со свободным факелом;
356
5 — диаметр корпуса печи, м. ;'
Пример 2. Расшифровать маркировку трубчатой печи ВС 12 ПС 3.
Решение: ВС — вертикальная секционная трубчатая печь;
12 — длина вертикальных радиантных труб, м;
ПС — пламенное горение со свободным факелом; •
3 — число секций.
Пример 3. Расшифровать маркировку трубчатой печи ГПН-600-24-2
Решение: Г — горизонтальные трубы;
П — пламенное факельное сжигйние топлива;
Н — настильный факел;-
.600 — поверхность нагрева в м2;
24 — длина труб в м;
2 — число камер.
Показатели работы трубчатых печей
Важнейшими показателями работы трубчатых печей являются
производительность по нагреваемому сырью, теплопроизводительность,
тепловой коэффициент полезного действия, теплонайряженность поверх-
ности нагрева, тепловая напряженность топочного пространства, темпе-
ратура газов в топке, температура дымовых газов на перевале, коэф-
фициент прямой отдачи, коэффициент теплопередачи, температура ды-
мовых газов на выходе из печи, коэффициент избытка воздуха.
Производительность трубчатой печи по сырью. Под этим термином
понимается количество сЬгрья, нагреваемого в аппарате в единицу вре-
мени. Производительность печи по сырью обычно измеряют в тоннах
или килограммах в час. Однако этот параметр не может в достаточной
мере характеризовать работу, так как ее размеры и другие характери-
стики зависят от количества тепла, которое следует передать сырью.
Теплопроизводительность печи (тепловая мощность) это количест-
во тепла, воспринимаемого сырьем в печи в единицу времени. На со-
временных высокопроизводительных технологических установках неф-
теперерабатывающих заводов тепловая мощность печи достигает
120 000 ‘кВт. Одной из важнейших особенностей трубчатых печей по
сравнению с другими видами оборудования, такими как, например, на-
сосы и компрессоры, является то, что их тепловая мощность не имеет
точных ограничений. Поэтому при увеличении расхода топлива и ин-
тенсификации процесса горения тепловая мощность- печи может значи-
тельно возрасти и превысить допустимую .величину, что приведет к
снижению теплового коэффициента полезного действия печи, к износу
ее основных узлов (трубного змеевика, подвесок для труб, обмуровки).
Тепловой коэффициент полезного действия печи равен отношению
количества полезного тепла, воспринимаемого сырьем, к полному коли-
честву тепла, выделяемому при сжигании топлива
<5с
Тепловой коэффициент полезного действия печи показывает, на-
сколько эффективно используется тепло, полученное при сжигании
топлива.
Величина коэффициента полезного действия печи зависит от тем-
пературы уходящих дымовых газов, коэффициента избытка воздуха,
состояния тепловой изоляции печи, ее герметичности и т. п.
Коэффициент полезного действия современных трубчатых печей
обычно равен 65—75%. Новые проектируемые печи обладают к. п. д.
357
порядка 78—83%, а при использовании подогретого воздуха можно
достичь т]~90%.
Теплонапряжение поверхности нагрева—количество тепла, пере-
данного через единицу поверхности нагрева в единицу времени
(кВт/м2), — является важным показателем работы трубчатой печи.
Различают теплонапряжение труб всей печи, среднее теплонапряжение
радиантных или конвекционных труб, а также теплонапряжение отдель-
ных участков труб.
Величина теплонапряжения поверхности нагрева характеризует
степень эффективности передачи тепла поверхностью нагрева всей печи
или отдельных ее секций. Чем выше теплонапряжение поверхности на-
гр'ева всей печи, тем меньше ее размеры.
В этой связи введены понятия о максимально допускаемом и факти-
ческом теплонапряжениях радиантной и конвекционной поверхностей
теплообмена трубчатой печи. Установлена также нецелесообразность
выравнивания теплового напряжения по всей поверхности экран-
ных труб.
Увеличивать теплонапряжение можно лишь до значения, при ко-
тором на каком-либо участке одной из труб температура стенки до-
стигает предельной допустимой величины, что приводит к снижению
механической прочности металла, повышению возможности образова-
ния окалины на наружной поверхности труб и отложений кокса на
внутренней.
Если обозначить теплонапряжение на наиболее опасном участке
трубы через дклкс, то среднее предельно допустимое теплонапряжение
трубы можно найти по формуле [7]:
4тР — Ф1Фа?макс (У>2)
где <pi и с₽2 — коэффициенты, учитывающие неравномерность обогрева
трубы пр окружности и длине.
Значение д макс зависит в основном от температуры, уменьшаясь с
ее увеличением. Поэтому для трубчатых печей характерно постепенное
уменьшение максимальных значений допустимых теплонапряжений в
направлении движения сырья.
Неравномерность распределения тепловых напряжений в печи мо-
жет оцениваться также коэффициентами
Л1 = 9мин/?сР = 'Уиакс/'УсР К3 = ?мин/<7макс
Например, для нагревательной печи коробчатого типа получены
следующие значения коэффициентов неравномерности:
для потолочного экрана
Ki = 0,61 — 0,71 Д’, = 1,3 — 1,6 Ks = 0,40 — 0,53
для фронтального экрана
Ki = 0,36 —0,51 К, = 1,73— 1,85 К3 = 0,20—0,32
Наибольшее влияние на характер распределения теплонапряжё'ний
в печах с настильным и объемно-настильным факелами оказывает мес-
то ввода и начальное направление движения факела.
Наибольшее среднее теплонапряжение радиантной поверхности на-
грева будет получено, когда для всех труб среднее значение фактиче-
ского теплонапряжения будет равно среднему предельно допустимому.
•358
Этого значения фактического теплонапряжения можно достичь, если
конструкция топки печи обеспечивает возможность изменения теплоКа-
пряжений на отдельных участках поверхности нагрева. Из современ-
ных печей такая возможность имеется в печах с излучающими стенами
топки, а также с дифференциальным подводом воздуха.
В топках печей с факельным сжиганием топлива получить необхо-
димое распределение теплонапряжений сложнее. Наиболее удачно рас-
пределяются фактические теплонапряжения при факельном сжигании
топлива в узких топках типа топок печей с настильным пламенем. Ма-
лая ширина топки препятствует перемешиванию дымовых газов и вы-
равниванию их температуры в направлении движения. Поэтому в ци-
линдрических трубчатых печах среднее теплонапряжение радиантной
секции (при работе на жидком топливе) достигает 70 кВт/м2.
Ниже приведены значения допустимых тепловых напряжений по-
верхности нагрева радиантных труб [8, с. 105]:
Допустимое сред-
нее теплонапря-
жение, КВт/м2
Для нагревательных печей
Нагрев без испарения.................................... 46—58
Нагрев и испарение нефти (до Т=613 К)................. 31—47
То же (до 7=698 К)....................................... 27—35
Вакуумная перегонка мазута . . ' ...............24—31
Замедленное коксование.................................. 23—35
Каталитический крекинг............................. . 29—47
Каталитическое дегидрирование бутана ................. 29—35
Отгон.фильтрата установок депарафинизации . . . . 20—23
Нагрев раствора остаточных масел...................... 17—20
Отгонка растворителей от масел........................ 23—35
Для нагревательно-реакционных печей
Глубокий крекинг дистиллятного сырья.................. 29—47
Легкий крекинг тяжелого и остаточного сырья .... 24—41
Легкое разложение мазута . . . .....................29—47
Пиролиз газообразных углеводородов.................... 23—47
Пиролиз низкомолекулярных газов и бензиновых фракций 12—24
Среднее теплонапряжение конвекционной поверхности колеблется
в пределах 8—17,5 кВт/м2. На установках АВТ теплонапряжение по-
верхности конвекционных труб составляет 14,5—19,1 кВт/м2.
Тепловое напряжение топочного пространства — количество тепла,
выделяемого при горении топлива в единице объема топочного про-
странства в единицу времени (кВт/м3). Эта величина характеризует
эффективность использования объема топки. В современных трубчатых
печах тепловое напряжение топочного пространства составляет 40—
80 кВт/м3. Тепловое напряжение объема цилиндрических печей обычно
равно 87 кВт7м3 и может достигать 290 кВт/м3.
Температура дымовых газов на перевале определяет температуру,
при которой дымовые газы поступают в конвекционную камеру труб-
чатой печи. Эта температура является показателем распределения теп-
ла между радиантной и конвекционной камерами печи и обычно на-
ходится в пределах 975—1175 К- Чрезмерно высокая температура ды-
мовых газов на перевале свидетельствует об относительном увеличении
количества ’тепла, поступающего в конвекционную камеру; при этом
в радиантной камере наблюдается повышенное коксообразование, ко-
торое может привести к прогару труб.
359
Коэффициент прямой отдачи — отношение количества тепла, пере-
данного радиантным трубам, к общему количеству тепла, полезно вы-
деленному при сгорании топлива в топочном пространстве:
Ср Ср
-7-----= (V.3)
Чполезн т1тЧр°
Чем больше коэффициент прямой отдачи, тем (при прочих равных
условиях) меньше температура дымовых газов на перевале.
Коэффициент теплопередачи, Вт/(м2-К), зависит от скорости Дви-
жения дымовых газов в конвекционной камере: чем выше эта скорость,
тем больше коэффициент теплопередачи.
Целью теплового расчета конвекционной камеры трубчатой печи
является определение величины наружной поверхности труб, необхо-
димой для обеспечения передачи требуемого количества тепла при за-
данных температурах нагрева сырья и дымовых газов.
Основное расчетное уравнение имеет вид
= (V'^
Тепло, переданное в конвекционной камере, определяется как раз-
ность между общим полезным теплом, переданным в печи, и теплом,
переданным в радиантной секции:
Ск — Сполези Ср (V,5)
Для расчета коэффициента теплопередачи в первом приближении
можно использовать упрощенное уравнение
К = (V.6)
«1 + «а"
в котором пренебрегают влиянием термических сопротивлений стенки
трубы и случайных загрязнений ее поверхности.
Если нагреваемым в трубах сырьем является жидкость, то коэффи-
циент теплопередачи щ существенно больше [обычно»600 кВт/(м2-
• К)] величины коэффициента теплоотдачи а2. В этом случае значение
коэффициента теплопередачи К приближается к значению а2.
При Проведении уточненных расчетов и нагревании сырья в газо-
образном состоянии величиной коэффициента теплоотдачи ai пренебре-
гать нельзя, ее необходимо рассчитывать. При турбулентном режиме
движения среды в трубах можно использовать следующее уравнение
[9, с. 89]
ах = 0,0015 ------———Ср“ -------------------- (V.7)
/ . и \л’г / сру\г/з vc \0’14
При этом физические свойства среды определяются при средней
температуре, исключение представляет вязкость vt, определяемая при
температуре стенки трубы.
Величина среднего температурного напора в конвекционной каме-
ре равна
Аймаке — МИМ
2,3 1g
Аймаке
АТ’маи
(V,8)
АТср =
360
где
А7’макс==7'п — 7'к А7'мин = 7'ух — Т1
Температура дымовых газов на выходе из печи должна быть воз-
можно низкой. Однако чрезмерное ее понижение увеличивает поверх-
ность конвекционных труб.' Расчетную величину температуры дымовых
газов на выходе из печи обычно принимают на 100—150 К выше зна-
чения температуры сырья, подаваемого в печь.
Ниже приведена зависимость к. п. д. трубчатой печи от темпера-
туры уходящих дымовых газов [4]:
Температура Т К
J Л
Температура Т К
УА
373
473
573
0,91
0,86
0,82
673
773
0,78
0,74
Полнота сгорания топлива в печи обеспечивается некоторым из-
бытком кислорода, содержащегося в воздухе. Коэффициентом избытка
воздуха называется отношение действительного расхода воздуха к
теоретически необходимому, определяемому расчетом -по стехиометри-
ческим уравнениям реакций окисления компонентов топлива:
Коэффициент избытка воздуха зависит от рода топлива и способа
его сжигания:
Для газообразного' топлива при объемном факельном сжига-
нии ....................................................... 1,05—1,2
При поверхностном сжигании в панельных горелках . . . 1,02—1,05
Для жидкого топлива.......................................1,2—1,5
При движении дымовых газов в печи величина коэффициента из-
бытка воздуха увеличивается вследствие негерметичности печи:
При жидком топливе и паровом дутье.................1,2—1,8
При воздушном дутье................................1,1—1,3
Средние значения над перевальной стенкой ..... 1,4—1,5
В конце конвекционной камеры.......................1,5—1 6
При газовом топливе................................1,05—1’2
На выходе из радиантной камеры.....................1 ,2
На выходе из конвекционной камеры..................1,3
Кроме рассмотренных показателей в расчетах .трубчатых печей
применяются и другие параметры [2, с. 129—140].
Степень экранирования камеры сгорания — отношение экраниро-
ванной поверхности стен топки к общей поверхности стен
Ф = F3/Fo6^ (V,10)
Теплонапряжение поверхности топки — отношение общего количе-
ства тепла, введенного в топку, к общей поверхности стен
<7/ =Q/Fo6m, (V.11)
В трубчатых печах величина ф = 23—93 кВт7м2.
361
Теплонапряжение эквивалентной абсолютно черной поверхности —
отношение общего количества тепла, введенного в топку, к величине
эквивалентной абсолютно черной поверхности
= (V, 12)
Пирометрический коэффициент — отношение температуры дымовых
газов на перевале (на выходе из топки) к максимальной температуре
горения
Рп = Т п/Т макс (V, 13)
Степень использования поверхности нагрева (коэффициент эффек-
тивности использования теплоотдачи радиацией) — отношение среднего
фактического теплонапряжения радиантных труб к максимально допу-
стимому теплонапряжению
Пэр = ?р/?макс , (V,14)
Коэффициент полезного действия теплоотдачи радиацией — отно-
шение количества тепла, передаваемого радиацией, к максимальному
количеству тепла, которое может быть передано при данной темпера-
туре стенки трубы ' «
Qp—V(Tn —273)ср
• Ир= ~z---------------- (V.15)
Q;-V(TCT-273)Ccr
где ср и сСг — ‘Средние теплоемкости дымовых газов в интервалах тем-
ператур Та И Тст, Дж/(кг-К).
• Между различными показателями работы трубчатых печей суще-
ствует взаимосвязь. *
С повышением температуры дымовых газов на перевале печи ко-
личество тепла, переданного в радиантной секции, уменьшается, теп-
ловое напряжение радиантных труб возрастает, а их поверхность
уменьшается. •
С понижением температуры дымовых газор на перевале печи ко-
личество тепла, переданного в радиантной секции, увеличивается, теп-
ловое напряжение радиантных труб падает, а их поверхность увели-
чивается.
Теплонапряжение поверхности нагрева уменьшается при увеличе-
нии степени экранирования.
Зависимость коэффициента прямой отдачи от теплонапряжения эк-
вивалентной абсолютно черной поверхности представлена в табл. V.I.
Таблица V.I. Зависимость коэффициента прямой отдачи
от теплонапряжения эквивалентной абсолютно черной поверхности
О , кВт/м* ", “ 1 О <?,=—. KBT/M2 Hs . м-
116,3 . 0,58 465,2 0,44
232,6 0,52 581,5 0,41
348,9 °’47 1 , 697,8 0,39
Коэффициент прямой отдачи топки уменьшается при повышении
теплонапряжения топочного пространства, увеличивается с увеличе-
нием степени экранирования, уменьшается при увеличении коэффициен-
та избытка воздуха.
362
Зависимость коэффициента прямой отдачи от коэффициента ре-
циркуляции дымовых газов при .постоянном значении величины тепло-
напряжения поверхности приведена в табл. V.2.
Таблица V.2. Зависимость коэффициента прямой отдачи и
от величины коэффициента рециркуляции R дымовых газов
Коэффициент рециркуляции R Коэффициент прямой отдачи ц Коэффициент рециркуляции R Коэффициент прямой отдачи ц
0,0 0,52 1,0 0,27
0,3 0,42 1,5 0,20
0,5 0,36 2,0 0,14
0,8 0,31
Зависимость теплонапряжения проекции поверхности теплообмена
от коэффициента избытка воздуха и доли низшей теплотворной способ-
ности топлива, передаваемой в радиантной секции (AQ), приведена
Рис. -V-17. Зависимость теплонапряжения
поверхности теплообмена от коэффици-
ента избытка воздуха (а) и доли низ-
шей теплотворной способности топлива,
передаваемой в радиантной секции:
----- — жидкое топливо;-----— газооб-
разное топливо.
Рис. V-18. Зависимость коэффициента
прямой отдачи в топке и теплонапряже-
ния поверхности теплообмена для печей
е рециркуляцией дымовых газов:
R — коэффициент рециркуляции;------жид-
кое топливо; --- — — газообразное топливо.
на рис. V-17. Представленные данные относятся к жидкому топливу
Ра?’ =1,014 и газообразному топливу с низшей объемной теплотворной
способностью QH=39 146 кДж/м3.
Зависимость коэффициента .прямой отдачи топки и теплонапряже-
ния проекции поверхности теплообмена для печей с рециркуляцией да-
на на рис. V-18-.
Поле изменения температуры, давления и доли отгона сырья, на-
греваемого в вакуумной печи с объемно-настильным пламенем, пока-
зано на рис. V-19.
363
Рис. V-19. Изменение температуры, давления и доли отгона сырья, нагреваемого в ва-
куумной печи с объемно-настильным пламенем по длине змеевика,. состоящего из
44 труб.
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ ТРУБЧАТЫХ ПЕЧЕЙ
Независимо от типа печи конечной целью ее технологического рас-
чета является определение поверхности нагрева, давления на входе
в змеевик печи, размеров дымовой трубы. При этом надо располагать
некоторыми исходными данными, которые к началу расчета печи долж-
ны быть либо заданы, либо определены предварительными расчетами.
К необходимым исходным данным относятся следующие:
производительность печи по сырью, начальная и конечная темпе-
ратуры сырья;
физические свойства сырья;
средняя температура поверхности экрана;
доля отгона, теплота испарения;
характеристика топлива.
Кроме указанных для нагревательно-реакционных трубчатых, пе-
чей необходимыми исходными показателями также являются:
теплота реакции;
температура реакции;
' время пребывания ингредиента в реакционном змеевике;
допустимый перепад давления в реакционном змеевике;
, степень конверсии сырья.
Расчет нагревательной печи
Примеры расчетов вертикальной цилиндрической печи и печи с
излучающими стенами топки даны в работе [10]. Ниже излагается по-
следовательность расчета факельной печи коробчатого типа.
Радиантная секция. Рассчитывают процесс горения топлив? [10,
с. 155—158] и определяют к. п. д. печи, ее полезную тепловую на-
грузку и расход топлива
(V,16>
Фполезм—G [е^"2 + (1—hj-j] , (V,17}
364
В =
Фполезн
(V, 18)
Определяют количество тепла, передаваемого сырью в радиантной
и конвекционной секциях (при этом температурой Тп дымовых газов
на перевале задаются ц интервале 1000—1150 К):
<гр=(<?;пт-яГп)в . (v,i9>
Qk = Сполезн — Qp ч (V.20)
По величине энтальпии жидкости определяют температуру сырья
на входе в радиантную секцию
On
<^к=^га+- g (v,2i>
Определяют теоретическую максимальную температуру горения
Та=Та+ —— (V, 22)
В случае рециркуляции части дымовых газов [15, Ci 120]
Онп
ТД = ТО+ ------гИЛ----- (V.23)
<?гсг(1 + Я)
Приведенная температура исходной системы определяется по
уравнению-
„ 07q . —273)-}-№'фпсп(Тп—^73)-j-GrpCrp(TFp—273)-j-cT(TT—273)
1 л — Z /О -4- ’ л _ (V । «ь * I
Рассчитывают величину эквивалентной абсолютно черной поверх-
ности
Hs = Q/qs (V.25)
Значение параметра qs = Q/Hs определяется по известным величи-
нам Та, Тп и 0 с использованием данных, приведенных в табл. V.3 и
на рис. V-20./
Рис. V-20. Зависимость параметра qa от параметров Та, Та и 0.
365
Общее количество тепла, вносимого в печь
<2 = В<ф1т + <?в + <?ф. п + Вс-АТ., - 273) =
= В[Q“Т)т + aGocB(TB - 273) + Гф. псп(7'п - 273) + ст(Тт - 273)] ~ BQ«t]T (V, 26)
Выбирают конструкцию печи и степень экранирования ф:
-н^Т ' <v-27>
где F— неэкранированная поверхность кладки, м2.
Рис. V-21. Зависимость отношения
от степени экранирования топки. *
Рис. V-22. График для определения фак-
тора формы в зависимости от адресации
передаваемого количества тепла:
1 — двумя рядами труб; 2— одному ряду труб
при однорядном экране; 3— первому ряду
труб при двухрядном экране; 4— то же. вто-
рому ряду; 5 —первому ряду труб, при пере-
даче непосредственным излучением (пунктир);
6 — то же, второму ряду труб (пунктир).
Приняв числовое значение степени экранирования в интервале
-ф = 0,3—0,8 (обычно 0,35—0,50), по табл. V.4 или рис. V-21, находят
отношение Hs/Hn.
Тогда
. ' <V-28>
Определяют фактор формы К. Фактор формы К, определяемый
по графику Хоттеля (рис. V-22), представляет отношение тепла, фак-
тически поглощенного в радиантной секции, к теплу, поглощаемому
плоской поверхностью; равной заэкранированной поверхности кладки
(площади свода над трубами) .
, Я= . (V.29).
НЛ=КН (V,29a)
Я=[(л— l)S+dH]/ (V.296)
где п — число труб в одном ряду; S — расстояние между центрами
труб; I — полезная длина трубы.
366
Таблица V.3. Зависимость температуры газов на перевале Тп
от максимальной температуры горения Та, параметра —
и температуры О
та- К Значение 7’п при различных значениях <?s. Вт/м2 и 0. К . __
58 150 Вт/мг 116 300 Вт/м2 232 600 Вт/м2 348 900 Вт/м2
473 К 673 К 873 К 473 К 673 К 873 к 473 К 673 к 873 К 473 К 673 К 873 К
1073 753 823 933 833 873 953 913 • 943 993 943 973 1013
1273 793 853 963 893 933 1013 993 1023 1083 1063 1093 1133
1573 823 873 993 933 973 1053 1043 1083 1133 1133 1153 1193
1673 833 893 998 953 1003 1073 1093 1123 1163 1173 1193 1233
1873 853 913 1003 988 1033 1093 1133 1153 1193 1213 1233 1273
2073 863 923 1013 1003 1043 1103 1153 1173 1223 1243 1263 1303
2273 873 933 1023 1013 1053 1123 1183 1193 1263 1283 1293 1343
2673 893 953 1043 1033 1083 1143 1213 1233 1283 1333 1343- 1373
Таблица V.4. Зависимость отношения Н,/Ня от степени экранирования ф
и коэффициента избытка воздуха а
а Яя/Нл при различных значениях гр
0,2 0.3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 1,0
1 0 0,98 0,92 0,84 0,80 0,77 0,73 0,70 0,65'
1,1 0^97 0,90 0,81 0,77 0,73 0,70 0,67 0,62
1,2 0^95 0,88 0,78 0,74 0,70 0,67 0,63 0,58
13 0,94 0,86 0,76 0,72 0,68 0,65 0,62 0,55
14 0'92 0,84 0,74 0,68 0,65 0,62 0,58 0,52
1 5 0,91 0,82 0,72 0,66 0,62 0,58 0,55 0,50
Гб 0,89 0,80 0,70 0,65 0,60 0,57 0,53 0,47
1 7 0,88 0,78 0,68 0,63 0,58 0,55 0,51 0,45
1 8 0,86 0,77 0,66 0,61 0,56 0,53 0,49 0,43
Г 9 0,85 0J5 0,64 ’ 0,58 0,54 0,51 0,47 0,42
2 0 0,83 0,73 0,63 0,57 0,53 0,49 0,46 0,40
2,5 0,78 0,67 0,56 0,50 0,46 0,42 0,38 0,33
При S/d„ = 2 для однорядного экрана ^=0,88, для двухрядного
экрана К=0,98 (для первого ряда /С=0,68, для второго ряда /(=0,30).
Между поверхностью радиантных труб Fp и заэкранированной по-
верхностью кладки Н существует зависимость:
для двухрядного экрана при расстоянии между осями труб 2d„
FP = nH (V.30)
для однорядного экрана
Тр= Н (V.31),
Поверхность топки, занятая экранными трубами (однорядный
ЭКР”> (V.32>
Степень экранирования равна
Если полученное значение гр значительно (более 5%) расходится
с величиной заданной ранее степени экранирования, определяют новое
367
значение отношения На!Нл, а также Hs и ф и повторяют расчет до
получения расхождения рассчитанной и заданной степеней экранирова-
ния в допустимых пределах.
Рассчитывают прямую отдачу тепла в топке
Qp Та — тп та—ь& до
Ц = ^QpT]T = Ta-Tt ~(l~Ps,Ta-T0 + Та-Та
R - Та k Га—де (V,35)
4О «KFp(Ta - 0) - 0,2777. (V.36)
0,2777-10-3BGrcr + ОкГр
ак=2,1 V^n-0 (V,37)
Для ускорения расчета величины ак можно воспользоваться дан-
ными, приведенными в табл. V.5.
Таблица V.5. Значения величины а«
Гц-0, к a*. Bt/(m2-K) Tn-9, K aK. Bt/(uJ-K)
100 6,63 600 10,47
200 7,91 700 10,82
300 8,61 800 11,05
400 9,30 900 11,40
500 9,89 1000 11,75
FP = Qp/<7pl (V,38)
*P4s+₽s=l (V.39)
X = - 2,777 csHa / Tg — Д0 \a — (V.401
0,2777.10-sBGrcP+ акГр \ 1000 )
Определив величину р, по формуле (V, 39), находят
7’и=₽<(Тв-Де) (V.41)
Температура на перевале может быть также найдена по табл. V.6.
Таблица V.6. Температура дымовых газов Та
", Значение Гц при различных величинах Та—Д0
0,2777-iO-SBG^+a^Fp 800 1000 1200 1400 1600 1800 2000 2200
0,01 833 923 998 1053 1108 1153 1213 1248
0,02 748 823 873. 933 963 1008 1048 1083
0,03 703 758 813 858 893 938 963 998
0,04 678 723 773 813 843 888 908 943
0,05 — 693 738 773 803 848 873 898
Если в начале расчета аппарата полученное по формуле (V, 41)
значение температуры Тп более чем на 5% отличается от заданного,
то задаются новым значением Тп и повторяют расчет. При этом, если
значение температуры на перевале превышает допустимое, то увеличи-
вают поверхность нагрева радиантной секции.
368
Проверяют теплонапряжение радиантных труб
4р = <?р/Л> (V.42)
' Qp = BQ»nrH (V.43)
Если полученное по формуле (V, 42) значение <?р неприемлемо
(слишком велико или слишком мало), соответственнб уменьшают или
увеличивают температуру Та. >
Конвекционная секция. Основным является уравнение (V, 4).
Вначале определяют величину коэффициента теплопередачи. Если
в печи нагревают газ, то коэффициент 'теплопередачи определяют по
формуле (V,6). Если в печи нагревают жидкость, то выражение
К а а2= а+ал + «ст (V, 44)
где а — коэффициент теплоотдачи конвекцией от дымовых газов,
Вт/(м2‘К); ал — коэффициент теплоотдачи от излучения дымовых га-
зов, Вт/(м2-К); аст — коэффициент теплоотдачи излучением стенок кон-
векционной камеры, Вт/(м2-К).
Формула (V, 44) является приближенной и неприменима к расчету
змеев и ков нагрев ател ь но- р еа к ци о нв ых трубч атых п еч е й.
При шахматном расположении труб коэффициент теплоотдачи
конвекцией от дымовых газов может быть найден по формуле Литви-
нова
uo,e
где Е — величина, зависящая ,бт средней температуры дымовых газон
в конвекционной камере (табл. V.7); и — массовая скорость дымовых
газов, кг/(м2-с).
Таблица V.7. Зависимость величины Е
от средней температуры дымовых газов Т
к , 1 || 7-сГр, К • Е
373 11,4 • 773 21,4
473 пл ; 973 23,5
573 19,2 Г 1173 24,6
Средняя температура дымовых газов в конвекционной камере
рубчатой печи определяется из выражения
Тер = , (V.46)
где Гух — температура дымовых газов, покидающих конвекционную
камеру. /
Теперь находят скорость дымовых газов
BGr
W (V-47)
где / — площадь наиболее узкого свободного (межтрубного) сечения
конвекционной камеры, перпендикулярного направлению движения ды-
мовых газов, м2.
Величину / рассчитывают по формуле
f - Сл<—'irpdH)/Tp (V.48)
24—844 369 .
где bK — ширина конвекционной камеры, м; птр — число труб в одном
ряду; /ТР — полезная длина труб в конвекционной камере, м.
Коэффициент теплоотдачи излучением от дымовых газов можно
рассчитать, например, по формуле Нельсона
ал = 0,0256 Т[р —9,3 (V.49)
или определить по номограммам [1, с. 478].
Величину коэффициента ал можно также рассчитать по формуле
Адельсон {8, с. 128].
Коэффициент теплоотдачи излучением от стенок конвекционной
камеры принимают равным 0,1(а+,ал).
Тогда
К = 1,1(а+ал) (V.50)
Определяют число труб в конвекционной камере
(V-51)
при этом следует иметь в виду, что диаметр труб d обычно выбирает-
ся по наихудшим условиям теплоотдачи. В случае нагревания жидкости
наихудшими условиями теплоотдачи будут обладать дымовые газы и
в формуле (V, 51) надо использовать dH. В случае нагревания газов
надо определить наименьший (либо к нагреваемому газу, либо от ды-
мовых газов) коэффициент теплоотдачи и использовать в формуле
(V, 51) либо* dB, либо dB.
Определяют высоту перевальной стенки, предварительно рассчитав
число горизонтальных рядов труб в конвекционной камере
m=NK/nTP (V,52)
Далее определяют высоту конвекционной камеры и высоту печи.
Расчет нагревательно-реакционной печи
Особенностью проектирования нагревательно-реакционной печи яв-
ляется необходимость кинетического расчета реакционной части змее-
вика. Расчет поверхности нагревательной части змеевика нагреватель-
но-реакционной печи аналогичен расчету поверхности нагревательной
печи? Пример расчета нагревательно-реакционной печи дан в работе
[10], поэтому укажем лишь на особенности этого расчета Г2,
с. 177—183].
Тепловую нагрузку печи определяют по формуле:
Сполезн = G[eHrt + (1—в)Лг,+ — hrj ^(V,53)
где р — степень конверсии сырья в долях от исходного его количества;
qP— тепловой эффект реакции на 1 кг продуктов реакции, кДж/кг.
При проведении кинетического расчета реакционной части змее-
вика его условно делят на ряд участков. Задаются перепадами давле-
ний и степенями конверсии на каждом участке; если происходит испа-
рение жидкой фазы, то задаются долями отгона в конце каждого уча-
стка. Определяют тепловые нагрузки участков, эквивалентные длины,
реакционные объемы и средние температуры участков.
370
Находят среднюю температуру участка, эквивалентную средней
скорости политропического процесса [2, с. 181]
7’ср.у=7’1+ In —-------------— (V.54)
ср-у in 1плт L O.HTj-TJ 1пКг J
где Tj, Т2—начальная и конечная температуры ингредиента на участ-
ке, К; Кт — среднее значение температурного коэффициента скорости
реакции в интервале температур —Т2.
Определяют время пребывания ингредиента на отдельных участках
змеевика.
Определяют степень конверсии ингредиента на каждом участке,
пользуясь известным уравнением кинетики реакции. Например, для мо-
номолекулярной реакции
2,3 100
lg loo-Т (V.55>
откуда
2--Ку
х = 100—10 (V,56>
Если полученное значение степени конверсии х значительно отли-
чается от предварительно заданного, то расчеты повторяют, задавшись
новыми значениями давлений, температур и степеней конверсии.
Рассчитывают необходимое время тР пребывания, ингредиента в-
реакционной секции.
Расчет ведут по известным формулам в зависимости от рассматри-
ваемой реакции. При этом должно соблюдаться условие тр^тдоп.
Определяют объем реакционного змеевика
Vp = Vtp (V,57>
где V — средний объемный расход ингредиента через реакционный
змеевик, м3/с.
Определяют число труб и длину змеевика.
Рассчитывают конвекционную камеру печи [11, с. 225—229].
Передача тепла излучением от твердых тел и газов
В трубчатых печах преимущественное значение имеет теплопереда-
ча излучением, поскольку она позволяет осуществлять нагрев сырья
при Максимальной разности температур.
Мощность излучения Q, проходящего через какую-либо поверх-
ность, называют лучистым потоком, а мощность, излучаемая элемен-
том поверхности в полупространстве, называют полусферическим лу-
чистым потоком.
Мощность излучения, отнесенная к единице поверхности излучате-
ля, называют плотностью излучения (в Вт/м2):
E — dQ/dF (V,58>
При встрече с другим телом тепловая энергия фИзл, излучаемая
нагретым телом в окружающую среду, частично (Qnoi-л) поглощается,
частично (Qotp) отражается и частично (Qnp) пропускается [14, с. 27]:
Риал = Спогл + QotP + Qnp (V ,59^
24»
зп
Если обе части уравнения (V, 59) разделить на ф|13Л, то получим
1 = Опр_ (V.60)
Чизл ЧИЗЛ ХИЗЛ
ИЛЛ
I = а b -f- с (V, 61)
Безразмерные параметры а, Ь, с отражают способность тела по-
глощать, отражать и пропускать тепло.
Если а=1(£> = с = 0), то весь излучаемый поток энергии полностью
поглощается телом. Такое тело называют абсолютно черным.
Если Ь = 1 (а = с = 0), то весь излучаемый поток энергии полностью
отражается телом. Такое тело называют абсолютно белым.
Если с=1 (а = Ь = О), то весь излучаемый поток энергии полностью
пропускается телом. Такое тело называют абсолютно прозрачным.
Если тело непрозрачно (строительные материалы, металлы и дру-
гие материалы, так называемые «серые» тела), тепловая энергия час-
тично поглощается, а частично отражается.
Отношение плотности излучения данного тела к плотности излу-
чения абсолютно черного тела при той же температуре называют сте-
пенью черноты
е = £/£'о (V.62)
Степень черноты тела, зависит от температуры, состояния и соста-
ва поверхности тела. С повышением температуры степень черноты, воз-
растает. Степень черноты металлических поверхностей изменяется в
широких пределах в зависимости от степени чистоты поверхности и
степени ее окисления (см. табл. V.8).
Степень черноты тела и окружающей его среды зависит от темпе-
ратуры:
81=/^) %=f(T2)
Способности тела и окружающей его среды поглощать тепло зави-
сят и от температуры тела и от температуры среды:
Т8) a2=f(Tlt Га)
Если температуры тела Ti и среды Т2 равны, то степень черноты
численно равна величине ait т. е. ei = cii.
Способность металлической поверхности пОглощать тепло опреде-
ляется так:
ат = еУТ7\~ (V.63)
где Т — температура поверхности; То — температура абсолютно черно-
го источника излучения.
Эффективная способность гладкотрубных экранов поглощать тепло
ДэФФ приведена в табл. V.9; она зависит от отношения S/dH и физиче-
ской способности <2фл поверхности, поглощать тепло.
При этом для чистой поверхности, экранных труб при температуре
7=475—775 К ДфЛ = 0,85; в случае загрязненной поверхности и при тем-
пературе 7 = 775—1475 К афЛ = 0,75.
Основными законами, определяющими теплопередачу радиацией
в трубчатых печах, являются законы Кирхгофа и Стефана—Больцмана.
/По закону Кирхгофа отношение способностей тела излучать (£) и по-
372
Таблица V.8. Значения степени черноты е [3, с. 152; 12; 13]
1 : ?1 ' у Материал т, к е •_
Абсолютно черное тело Железо: -полированное окисленное окисленное гладкое литде необработанное Сталь: / окисленная сильно окисленная литая полированная . с гладкой поверхностью, а также чугун 1 шлифованный листовая шлифованная 1 листовая прокатная с чистой поверхностью окисленная или с шероховатой поверхностью Медь окисленная Кирпич: динасовый силикатный шамотный глазурованный красный шероховатый Огнеупоры слабо излучающие: средние значения максимальное значение То же, сильно излучающие: средние значения максимальное значение Чугун шероховатый, сильно окисленный Картон асбестовый Сажа Лак черный йечной 698—1293 \ ' 373 398—798 1173—1373 473—873 323—773 1023-1323 473 1213—1473 293 473—873 1273—1373 1493 1373 293 773-873 1273 773 —873 . 1273 311—523 297 293—673 313—373 1,00 * 0,144—0,377 0,736 0,78—0,82 0,87—0,95 0,79-0,80 0,88-0,98 0,52—0,56 0,21 0,55—0,60 0,66 0,40-0,70 0,60—0,95 0,57-0,87 0,80—0,85 0,66 0,75 0, 88—0, 93 О; 66-0,70 0,75 0,80—0,85 , 0,85—0,90 0,66 0,96 0,95—0,97 0,96—0,98
Таблица V.9. Эффективная способность дэфф гладкотрубных
экранов поглощать тепло
Значение аЭфф ири различных величинах Дфл
для настенного экрана для Двусветного экрана
0,85 0,85* 0,75 0,75* 0,85 0.75
1,0 0,87 0,88 0,79 0,79 0,87 0,79
1,5 0,88 0,87 0,81 0,79 0,87 0,79
2,0 0,87 0,84 0,80 0,77 0,87 0,79
2,5 0,85 0,81 0,78 0,75 0,87 0,78
3,0 0,84 0,79 0,78 0,73 0,87 0,78
3,5 0,83 0,78 0,75 0,71 0,87 0,77
4,0 0,82 0,77 0,74 0,70 0,86 0,76
* Расстояние
между стенкой н центром трубы равно d^ /2 (трубы лежат на стенке)'.
глощать (а) тепло одинаково для всех серых тел и равно способности
Ео абсолютно черного тела излучать тепло:
gj _ _ =А_Р
at а2 а
(V ,64)
373
По закону Стефана—Больцмана энергия полного теплового излу-
чения Е пропорциональна абсолютной температуре Т в четвертой
степени:
(V.65)
Ео ~ Со (V,65a)
где С и Со — коэффициенты лучеиспускания данного и абсолютно чер-
ного тел, Вт/(м2-К4).
С учетом .выражений (V, 65) и (V, 65а) степень черноты равна
F с С
g= -иг- =-7T-= 0.1764 С IV,66)
£0 Со * о ,о/ ’ . * '
при ЭТОМ Со = Са = 5,67 Вт/(м2-К).
Лучево'опринимающая поверхность меньше общей поверхности об-
лучаемого тела и связана с ней отношением
Ф=/7л/7?общ , (V.67)
где <р —средний угловой коэффициент или коэффициент облучен-
ности.
Коэффициент облученности является чисто геометрическим пара-
метром, который определяется формой поверхностей, их размерами,
взаимным расположением и расстоянием между ними. Величина <р за-
висит от размеров труб и способа их расположения в печи.
Значения <р для труб приведены в работе >[15, с. 100]. Если пара-
метрам поверхностей придать индексы (1—для излучения, 2 — для по-
глощения), то коэффициент облученности будет равен
<р12 = Я12/Л (V.68)
Таблица V.10. Значения коэффициента облученности ф
Взаимное положение и форма поверхностей Коэффициенты облученности', взаимные поверхности
Две бесконечные параллельные плос- кости Ф12==<Р21=1'> H=F1—Fi
Тело (1), не имеющее вогнутостей, находится внутри другого тела (2) <Pi2=i; ф21=—7 ; h=Fi Ft
Неограниченная плоскость и трубы (числом п) в параллельной плоско- сти* Л12=7721=ф12 .S=<p21dH
Выпуклое тело (3) находится между двумя параллельными плоскостями (1) И (2) Ф12=Ф21=1; ф2з=Ф1з=0; Фз1=Фз2=“р 7Z13=/Z31=7/28=/732= % ; Hiz—Fi—Fz
<₽1S Ф12
л= I | л=2 Л =11 | л=2
2 0.65 0.88 6 0,25 0 ,43
4 0,37 0.60 8 0,19 0,33
374
а количество переданного тепла можно найти из выражения
Qu = £o*Pia^i = ^0^12 (V.69)
Если эти индексы взаимно поменять, то коэффициент облученно-
сти будет равен
Фа1 = Я21/£2 * (V.70)
а количество тепла, переданного в этом случае,.выразится так:
Q21 = Ёоф21^2 ~ ^0^21 (V.71)
В формулах (V.68)—(V, 71) величины Hi2, Н2у — взаимные поверхно-
сти излучения тел; Fi, F2 — поверхности излучения этих тел.
Числовые значения коэффициентов облученности приведены в
табл. V.10.
Теплообмен между телами,
разделенными лучепрозрачной средой
От абсолютно черного тела с температурой Ту лучистое тепло пе-
редается другому абсолютно черному телу с температурой Т2. При
этом через лучепрозрачную среду передается количество лучистого теп-
ла <2л, Вт:
В
Qn — (^oTj — £оТ2)#12 — EoTfliiF i — — CQ
(V,72)
^12 — £пр(^-07\ —^0Т2) ^12
тех же условиях для двух серых тел
(V.73)
где СПр — приведенный коэффициент излучения системы; епр — приве-
денная степень черноты системы.
Приведенный коэффициент излучения системы вычисляется по
формуле
Oip = Соепр (V,74)
Приведенная степень черноты печного пространства рассчитывает-
ся либо по .методике, изложенной в работе [15, с. 100], либо по фор-
муле, приведенной в работе [3, с. 7]:
епр=е1е2 (V.75)
В случае двух произвольно расположенных поверхностей, облада-
ющих высокой поглощательной способностью, лучистое тепло
КГ \4 / Т \ 41
ПОС (то<Г) ] (V.76)
Если две произвольно расположььщые поверхности являются абсо-
лютно черными телами, то лучистое тепло
Сл = CSHS [ (] (V, 77)
В уравнении (V, 76) F — поверхность излучения, м2; Су2— коэффи-
циент взаимного излучения, определяемый по формуле [16, с. 288]:
С12 — епрС0
(V.78)
375
1 /I \ / 1 \
епр -1+ф12(е1 -1) ТФ21( Е2 -1)
При этом величина епр может быть найдена из формулы:
(V.79)
Вместо уравнения (V, 76) можно воспользоваться уравнением
(V, 73), для чего следует определить приведенный коэффициент излу-
чения:
11 / 1 1 \ / 1 1 \
г _ — г "I" Ф12 ( г с ) + Ф21 I С Г ) (У ’80)
спр '-‘Q \ '-'1 ^0 / \ с2 <-0 /
В случае'полного поглощения телом 2 энергии, полученной от те-
ла 1, тело 2 полностью охватывает тело 1, причем обратное излучение
от тела 2 лишь частично попадает на тело 1. Тогда приведенный коэф-
фициент излучения находят по формуле
1 1 F-. / 1 \
°'1764) (V’8I>
В случае двух бесконечно параллельных плоскостей, являющихся
серыми телами (/•’i = /?2):
1 1 1
~г~ = -п^Т~— 0,1764 (V,83>
сир Gj С2
В случае двух концентрически расположенных сферических поверх-
ностей :
при /’1 < F2
1 1 Fi / 1 \
-5Г = -К-+-К-фг~') .
т^-тт'+тН-гг-0-1764) <v-85>
При 8пр = 8!
и, если С2~Со, то Спр^Со, если а2<^а\ и 62<ei, то еПр~е2.
Излучение газов существенно отличается от излучения твердых
тел. Газы являются полностью проницаемыми для теплового излуче-
ния. В отличие от излучения твердых тел,' в случае газов нельзя исхо-
дить из предположения, что, мы имеем дело с .серым телом.
При температурных условиях, характерных для печей, учитывают
излучение только трехатомных газов (двуокись углерода’ и водяной
пар в дымовых газах), поскольку излучение двухатомных газов (азот
и кислород) незначительно.
Способность газа поглощать тепло при температуре Уст [12, т. V,
с. 597] определяют из выражения:
(тг \°>es / тт \°>46
+ ен2о ) — Дег (V,86>
где Дег — поправка на уменьшение степени черноты смеси углекислого
газа й водяного пара по сравнению с суммой степеней черноты газов,
взятых раздельно.
376-
Графики для определения'ат двуокиси углерода и водяного пара
в зависимости от температуры Т и произведений
Рсо2 , „ рн/) .
л0 • До
приведены в работе [17].
Теплообмен от излучения несветящёгося газового пламени
в поглощающей среде
Находящийся в топочной камере слой несветящихся непрозрачных
газов (СО2, Н2О и SO2) частично поглощает тепло излучения факела
и излучающих стен и в дальнейшем излучает тепло как к первоисточ^
нику, так и к экранным трубам. •.
, При обмене теплом между твердым телом (1) и газом (2) коэф-
фициент излучения С?12 равен
1 , 0,1764(1 —е)
Cj + в
где Ci—коэффициент излучения твердого тела; е — степень черноты,
зависящая от природы, температуры и парциального давления газа, а
также от толщины газового слоя. -
Лучистый теплообмен между газом и стенкой
В случае, если, газ окружен поверхностью .твердого тела — абсо-
лютно черной оболочкой, обладающей собственным излучением, неко-
торая доля которого поглощается излучающим газом, количество теп-
ла, излучаемого газом, определяют по приближенному уравнению [12,
т. V, с. 597; 13, т. I, с. 241; 16, с. 290]
Сизл — 8СТ^0 ®Г
100 )
(V.88)
где £ст — 0)5 (бет + 1) —эффективная степень черноты стенки, учитываю- •
щая частичное поглощение лучей газом; еСт — степень черноты стенки;
£г — степень черноты газовой смеси при температуре газа Тг; аг — спо-
собность газа поглощать тепло при температуре твердой поверхности
(стенки), причем аг»£г при Тг = 7’ст.
Значения ег для различных газов как функции температуры Т и
параметра ps приводятся в работе [1, с. 478].
В присутствии излучающего газа эффективная степень черноты
стенки всегда выше действительной степени черноты (при этом ест —
= 0,8—1,0):
ест. эфф > ^ст
ест. эфф
1 + ЕСт
Если излучающий газ окружен оболочкой, которую можно считать
серым телом
Чизл — Со 6пр. Г ( IQQ ) — епр. ст I 100 ) М7 (V,89)
где епр. г и еПр. ст— приведенные степени черноты систем газ — оболочка
при температурах Тг и Гст.
377
ц,,к?>т/мг
Рис. V-24. График для определения величины теплонапряжения поверхности в зависимости от температуры газа и эффективной
толщины слоя при передаче тепла излучением от водяного пара.
Введем обозначение
д = (‘язл/Р (V,90>
Величину q (в кВт/м2) можно определить в зависимости от темпера-
туры Т газа и эффективной толщины слоя з3фф (рис. V-23 и V-24).
Степень черноты
Степень черноты среды зависит от длины пути теплового луча в
данной среде. В зависимости от конфигурации равные объемы одной и
той же среды имеют разную степень черноты.
Все формы газовых объемов могут быть приближенно заменены
соответствующим полусферическим объемом. При этом пользуются эф-
фективной длиной луча /Эфф, которая равна радиусу полусферы, излу-
чающей (при прочих равных условиях) такое же количество энергии,
какое измучает оболочка иной формы.
Значения радиуса /о эквивалентной полусферы приведены в
табл. V.11.
Таблица V.11. Значения радиуса эквивалентной
полусферы /о
Форма объема г0
Сфера диаметром D Куб со стороной а ' Слой толщины Н Параллелепипед с ребрами а, 2а, 6а 0,670 0,67а 2,ОН 1,2а
Значение отношения /эфф//о для различных конфигураций объемов
практически постоянно и равно ~0,9.
Степень черноты двуокиси углерода является функций температу-
ры и •произведения рсо2 5. Степень черноты водяного пара также явля-
ется функцией температуры и произведения рн2о«. С повышением тем-
пературы степень черноты СО2 и Н2О уменьшается.
Степень черноты смеси двуокиси углерода с неизлучающим газом
(например, азотом) рассчитывается по формуле
есо2 = Ко2 (V,91>
где есо2 —степень черноты СО2 при атмосферном давлении смеси.
. Поправочный коэффициент является функцией общего давления л
и парциального давления рсо2
₽ = /(л, Рсо2)
'Степень черноты смеси водяного пара с каким-либо неизлучающим
газом равна .
вн2о = рвн;о , (V,92>
где ен2о—степень черноты Н2О при атмосферном давлении смеси.
Поправочный коэффициент, учитывающий влияние общего давле-
ния л и парциального давления рнао находят по формуле
₽ = / [“g- (л+рн2о): Ph2o*s
380
Суммарная степень черноты смеси СОг и Н2О равна ,
ег = еСо2 + ен2о — Де (V,93)
где Ле— поправка на уменьшение степени черноты смеси по сравне-
нию с суммой степеней Черноты, газов, взятых раздельно.
Значения Ле при температуре дымовых газов до 7=1223 К при-
ведены в табл. V. 12.
Таблица V.12. Числовые значения поправки Де
<'’со?+рн2о”' Па'м г, К Де при различных значениях отношения
0.2 0.4 0,6 0,8
403 0,002.
5 884 823 0,001 0,002 ' 0,002 0,001
1 223 — 0,002 0,002 —
403 0,002 0,004 0,006
14 710 §23. 0,004 0,007- 0,006 0,003
1 223 • 0,004 • 0,017 0,018 0,005
403 0,002 0,007 0,010 0,013
29 420 823 0,009 0,015 0,018 0,013
1 223 0,021 0,038 0,039 0,025
403 *0,004 0,010 0,016 0,019
44 130 823 0,014 0,020 0,023 0,020
1 223 0,030 0,042 0,043 0,035
403 0,006 0,015 0,020 0,023
58 840 823 0,017 0,023 0,025 0,023
1 223. 0,040 0,047 0,047 0,042
403 0,012 0,023 0,030 0,032
88 260 823 0,020 0,026 0,029 0 027
1 223 0,045 0,052 0,053 0,048
/ 403 0,016 0,030 0,042 0,050
147 100 823 0,025 0,030 0,033 0,032
1 223 0,050 0,055 0,056 0,053
Для более высоких температур поправка Ле принимается равной
поправке при 1223 К или рассчитывается по формуле
Де = еСо2ен2о
(V,94)
Если газовое излучение играет малую роль в общей теплопереда-
че, то ЛелгО и
ег~есо2+ен2о (V,95)
• При определении степени черноты ег или коэффициентов теплоот-
дачи излучением от трехатомных газов и водяного пара [1, с. 478]
необходимо знать числовое значение параметра p-s. При этом предпо-
лагается, что длина пути всех тепловых лучей до поглощающего энер-
гию элемента стенки одинакова и равна толщине газового слоя s.
381
В других случаях в расчет вводят эффективную толщину слоя 5эфф,
которая для топочных сред промышленных установок рассчитывается
по формуле [3, с. 152]
«эфф = 3-6 (V,96)
где V — объем, занимаемый газом (активный объем топочного про-
странства, объем поглощающей среды), м3; F — поверхность всех стен
в топке, включая выходное сечение газового потока (поверхность, огра-
ничивающая объем среды), м2.
Эффективная толщина 5эфф излучающего слоя при объемах раз-
личной формы приведена в табл. V.13 [13, т. I, с. 241].
Таблица V.13. Толщина излучающего слоя $Эфф
Форма объема
Сфера диаметром D
Куб со стороной а
Слой толщины Н между двумя параллельными бесконеч-
ными плоскостями (камера сгорания)
Прямоугольный параллелепипед со сторонами: a, “la, ба
(где а — длина наименьшего ребра)
Бесконечный цилиндр диаметром D
Межтрубное пространство, образованное пучком труб диа-
метром D, конвекционная камера
St+S,
для ———=7—1,3
Si+St
«ля —— <7,0
При расстоянии между центрами труб
S=2D
S=3D
5эфф
0,6 D
0,6 а
1,8/7
(1,06—1,08) а
(0,9—1,0) D
2,82(s1+s2)-io,6£>
1,87(S14-S2)— 4,1 D
2,80
7,60
Суммарная степень черноты газов может быть найдена и по дру-
гим формулам {3, с. 152; 12, т. V, с. 597]:
ег = еСо2 + рен2о (V.97)
®г = 8со2 + Р«Н2О — Д 8г (V, 98 )
где ц—поправка на парциальное давление водяных паров; § — по-
правка, зависящая от парциального давления водяного пара (см.
табл. V.I4); Дег — поправка, учитывающая взаимное излучение и по-'
глощение СО2 и НцО (см. табл. V.15).
Таблица V.14. Значения поправки р
₽Н2О’ кПа Р при различных значениях Ppi2O'S| кГ7а'м
<•5 7,5 15 20 75 150 300
20 1,15 1,13 1,12 1,11 1,10 1,08 1,06
40 1,28 1,24 1,21 1,18 1,15 1,13 1,11
60 1,38 1,35 1,30 . 1,26 1,23 1,19 1.15
80 1,48 1,45 1,37 1,33 1,27 1,24 1,18
100 1,56 1,52 1,44 1,38 1,32 1,26 1,20
382
Таблица V.15. Значение поправки Дег
"со/3- кПа “ Т, к Д£г при различных значениях кПа-м
5 30 100
673 0,000 0,014 0,034
5 873 0,003 0,012 0,018
1473 0,007 0,020 0,035
673 0,000 0,017 0,043
30 1 073 0,008 0,024 0,038
А 1 473 0,018 0,047 0,032
673 0,000 0,017 0,043
100 1073 0,013 0,025 0,033
1473 0,013 0,049 . 0,054
т
0,1
0,55
0,6
1,0
Степень черноты топочных камер огневых технических устройств
в общем случае является функцией следующих параметров
в = /<еф, ест, ip)
где еф — степень черноты факела; ест — степень черноты стенки; ф =
= FpfF— степень экранирования топки; Fp — поверхность экрана; F —
поверхность, ограничивающая топку.
Степень черноты факела рассчитывается по формуле
еф= тга +(1 — т)ег (V ,99)
где ёсв, ег— степени черноты, которыми обладал бы факел при за-
полнении всей топки только .светящимся пламенем или только неоветя-
щимися трехатомными газами; т — коэффициент, зависящий от тепло-
напряжения топочного объема qv:
При qv<4IQ кВт/м3:
система топливо — газ.........................
система топливо — жидкость................
При qv>11200 кВт/м3:
.система топливо — газ........................
система топливо — жидкость..................
При qv = 410—1 200 кВт/м3:
значения т определяют интерполированием
Степень черноты экранированных топок определяют
_ еф+(1 — еф)р ,
6т 1 —(1—еф)(1—т]сР)(1—р)
где
Р = RIFст
Для камерных топок (р=0) пользуются формулой
8ф
8т = ------—------
еф + (1 — еф)т]ср
при этом т]ср — средний коэффициент тепловой эффективности.
Коэффициент тепловой эффективности равен
П = ф$
по формуле
(V, 100)
383.
где g = 0,65 — при газовом топливе; g = 0,55— при жидком топливе
(мазут).
Приведенная степень черноты камеры сгорания двухкамерных то-
пок [ 18, с. 24, 28, 31] определяется так:
епр —
(V, 101)
где ал — эффективная способность поглощать тепло лучевоспринимаю-
щеп поверхности; 77л/7?ст = ф— степень экранирования; Нл — лучевос-
иринимающая поверхность нагрева; FCT — полная поверхность стен
топки; еф — эффективная степень черноты факела.
Общее количество тепла, передаваемого
поверхности нагрева
В топочной камере трубчатой печи поверхности экранных труб пе-
редается тепло (в Вт/м2)
Q=Q1 + Q2+Q3 ' (V.102)
где Qi — количество тепла, излучаемого от факела и излучающих сте-
нок; Q2 — количество тепла, излучаемого газовым потоком; Q3 — коли-
чество тепла, передаваемого конвекцией
(V, 103)
(V, 104)
(V.105)
В формулах (V, 103) — (V, 105) Ti — температура стенки трубы;
—температура газа.
Процесс горения топлива
Полное сгорание топлива является одним из условий экономичной
работы трубчатых печей. Условиями полного сгорания являются хоро-
шее смешение горючего с окислителем (воздухом), достаточно высокая
температура процесса и подготовка топлива к горению.
Выполняют как проектные, так й поверочные расчеты процесса го-
рения. Различие расчетов заключается только в том, что при повероч-
ном расчете объемный состав продуктов сгорания и фактическое коли-
чество воздуха берут по показаниям приборов.
Ниже рассмотрена методика проектного расчета процесса горения
топлива.
В результате расчета процесса горения определяют температуру
горения и температуру образующихся при горении дымовых газов.
Расход воздуха. Количество дымовых газов. Коэффициент избытка
воздуха. Воздух является носителем кислорода, необходимого для окис-
ления компонентов топлива. Воздух имеет.следующий состав:
по массе — 23,2% О2 и 76,8 N2;
по объему — 21,0% О2 и 79,0% N2;
384
Продуктами окисления компонентов топлива — дымовыми газами —
являются сухие СО2, SO2, N2, О2 (в случае неполного сгорания также
СО) и водяной пар Н2О.
Сухие трехатомные дымовые газы СО2 и SO2 обозначают через
RO2.
Теоретическое количество воздуха, необходимого для сгорания од-
ного килограмма топлива (в кг/кг), равно
Go = 0.115С 4-0.345Н 4-0,043(S — О) (V.106)
Здесь буквами обозначены содержания различных компонентов в
топливе в % (масс.).
Запишем тот же расход воздуха, выраженный в м3/кг при нормаль-
ных условиях
Vo = 0.089С+ 0.267Н +0,033(S — О) (V, 107)
Теоретическое количество воздуха (в кг/кг) может быть рассчитано
также по формуле:
Go = 0,115(1 + Е)С 4-0,3755л (V.108)
где Е — характеристика элементарного состава рабочего топлива; С и
Бл — содержание углерода и летучей серы в топливе, % (масс.).
Характеристика элементарного состава топлива [3, с. 18; 4, с. 95]
рассчитывается по формуле
Н —0,1260
Е = 2,98 с 4-0,3755л (V.109)
С учетом теплотворной способности топлива и содержания в нем
влаги W теоретическое количество воздуха [19] можно найти по фор-
муле
°о= ТОоб (<?р + 25-12 (V.H0)
где %р — рабочий расход воздуха на 1000 кДж теплотворной способно-
сти горючей массы топлива, измеряемый в кг/1000 кДж
2 ЮОООо _ 2 /, , 6IFp\
Ар------—— -Аг/1 + —- (V.H1)
Qp \ /
в свою очередь
. _ lOOOGpc
г-------— (V.112)
где Goc — теоретический расход сухого воздуха, кг/кг.
» Ниже приведены данные о величине Лг в зависимости от вида топ-
лива:
Топливо Е Хг, кг/1000 кДж
Жидкое Природный газ Заводские газы 0,34—0,52 0,92—0,99 0,64—0,76 0,34 0,34 0,33—0,35
25-844
385
Фактический расход воздуха (в кг/кг) находят так:
бф = аО0 (V.113)
Количество дымовых газов, образующихся при сгорании одного кило-
грамма топлива, равно
Gr = 1 + aG0 + Wb + f (V.114)
где 1Гв = ба6о^вл — количество атмосферных водяных паров, кг/кг;
6 — абсолютное влагосодержание воздуха при полном насыщении
(кг/кг сухого воздуха); <1ЪЯ — относительная влажность воздуха; F— ко-
личество форсуночного пара, кг/кг.
Абсолютное влагосодержание воздуха зависит от барометрического
давления (табл. V.16)
Таблица V.16. Значения абсолютного влагосодержания 6
Барометрическое давление Ло, Па д«105, кг/кг при различных значениях температуры воздуха
253 К 273 К 293 К 313 к
95 990 67 400 1560 5 190
98 658 65 390 1510 5 040
101 325 63 380 1470 4 900
Объемное количество дымовых газов (в м3/кг) рассчитывают по
формулам:
при теоретическом расходе воздуха
rr.._K.-0,0»(H-£)+ 9Н+£+"№ (V.U5)
при фактическом расходе воздуха
К- = Иг.о+(а-1)К) (V.H6)
Объемная масса дымовых газов равна:
для жидкого топлива рг= 1,28—1,31 кг/м3;
для газообразного топлива рг=1,25—1,26 кг/м3.
Теоретический объем продуктов сгорания (в м3/кг) при полном
сгорании, а=1 и влагосодержании воздуха <2вл = 0,01 кг/кг сухого воз-
духа находят по формулам:
ДЛЯ азота
Vg,a = o,79 Vo+0,8-^- (V.117)
ДЛЯ трехатомных газов Vro, — 1,866 • Ср+0,375 Sp (V, 118)
100
для водяного пара
Fh2O = О.ШНр 4- 0,0124FP + 0,0161 Го (V, 119)
При наличии царового дутья или парового распиливания мазута в
величину Кнао йключают форсуночный пар в количестве 1,24 F$.
386
При полном сгорании и а>1:
для водяного пара
Vh2o = ^2О+ 0,0161(а — 1)У0
для дымовых газов
Уг = Vro2+ VoN2+ Vh2o- («- 1)
(V, 120)
(V,121)
Здесь Vh2o и Vr измеряются в м3/кг.
Если влагосодержание воздуха с?Вл>0,01 кг/кг, то объемы, вычио
ленные по уравнениям (V.120) и (V, 121), следует изменить на вели-
чины:
ДУн2о = 1,6а70(йвл-0,01) (V.122)
ДУГ= 1,ЗаУ0(^вл — 0,01) (V.123)
измеряемые в м3/кг.
Количество воздуха и продуктов сгорания (в кг и в м3 на один кг
топлива) для четырех жидких топлив разной теплотворной способности
бытка воздуха для разных топлив:
1 — р2®3 = 0,875, QH = 42500 кДж/кг; 2 — Р??? =0,922, QH =41870 кДж/кг; 3 — р^3 =0,975,
«// р 2 / / р х / / р
= 41200 кДж/кг; 4 — р2|3 = 1,025, <2^ = 40400 кДж/кг,
могут быть найдены по графикам, приведенным на рис, V-25 и V-26.
При построении этих графиков учтен расход форсуночного водяного
пара Е=0,4 кг/кг.
Для полного сгорания топлива с образованием двуокиси углерода
и паров воды необходимо обеспечить достаточное количество кислорода
в любой точке пламени. Поэтому для хорошего перемешивания горючей
массы воздуха подается больше, чем теоретически необходимо для пол-
ного сжигания топлива.
Избыток воздуха зависит от качества топлива, способа сжигания,
конструкции печи, конструкции горелок (форсунок) и условий сжи-
гания.
25'
387
Коэффициент избытка воздуха представляет отношение фактически
поступающего в топку воздуха к теоретически необходимому для сжи-
гания топлива
а = СфА (V.124)
При газовых топливах рекомендуется принимать а=1,05—1,35, при
жидких топливах а=1,20—1,50.
При использовании горючего, содержание водорода в котором от-
носительно 'Невелико, коэффициент избытка воздуха может быть рас-
считан:
Рис. V-27. Зависимость покомпонент-
ного состава продуктов сгорания от
коэффициента избытка воздуха.
при полном сгорании (CO2 + SO2 + N2 + O2 = 100%)
1
а = -----------
1 — 3,785-~
(V, 125)
388
при неполном сгорании (CO2 + SO2 + N2-|-O2 + CO= 100%)
По значениям коэффициента избытка .воздуха может быть опреде-
лен состав продуктов сгорания (рис. V-27).
Теплотворная способность топлива
Теплотворная способность (теплота сгорания) топлива — количест
во тепла (в Дж), выделяющееся при полном сгорании одного кг жидко
го (твердого) или 1 м3 газообразного топлива при нормальных услови
ях. При этом исходное топливо и'
продукты сгорания должны нахо-
диться при одинаковом давлении и
температуре.
Различают высшую и низшую
теплотворные способности топлива.
Высшая теплотворная способ-
ность представляет количество теп-
ла, выделяемого при полном сгора-
нии топлива, охлаждении продук-
тов сгорания до температуры топли-
ва и конденсации водяного пара,
образовавшегося при окислении во-
дорода, входящего в состав топ-
лива.
Низшая (рабочая) теплотвор-
ная способность представляет коли-
чество тепла, выделяемого при пол-
ном сгорании топлива и охлажде-
нии продуктов сгорания до темпера-
туры топлива без конденсации во-
дяного пара, т. е. равна высшей
теплотворной способности за выче-
том теплоты испарения влаги топ-
лива и воды, образовавшейся при
сгорании водорода
Qp = Qeucm - 25,12(9Н - И7) (V.127)
Применительно к углеводород-
ным веществам под низшей тепло-
Рис. V-28. Зависимость теплотворной
способности топлива от содержания
в нем воды.
творной способностью понимается
тепловой эффект реакции, при которой теплота образования водяных
паров считается потерянной и поэтому вычитается.
Известны несколько формул для расчетов низшей теплотворной
способности разных топлив:
Для низшей теплотворной способности топлив на нефтяной основе
(в кДж/кг)
Qp = 46 423 + 3169рЦ§ - 8792(р®»
(V.128)
389
В случае сжигания обводненного топлива низшая теплотворная
способность может быть найдена по графику, приведенному на рис. V-28,
или вычислена по уравнению
Q" оба = Ц, безв ~ <?"₽. беза “ 23,36 (V, 129)
Для расчета низшей теплотворной способности любого топлива
(в кДж/кг) имеется формула Д. И. Менделеева
= 339,1 С + 1256Н — 108,9(0 — S) — 16,75(9Н + Г) =
= 339,1 С + 1030 Н — 108,9 (О— S) — 16,75 W (V, 130)
Для теплоты сгорания органических жидкостей (в кДж/кмоль)
0£= 109 066 (4С+Н) (V.131)
где С и Н — числа атомов углерода и водорода.
Если водород в соединении замещен другим атомом или группой
атомов, то теплота сгорания соединения увеличивается или уменьшается
на величину структурной поправки а [12, т. I, с. 904].
Для теплоты сгорания газообразных органических соединений
(в кДж/кмоль)
= 204316 n+44 380 m+ 2 х (V, 132)
где п — число атомов кислорода, необходимого для полного сгорания
топлива; т — число молей образующейся воды; х — поправка для соот-
ветствующей группы атомов или типа связи:
_ Поправка х.
Группа атомов или тип связи кДж/кмоль
Одинарная связь С—С ... 0
Двойная связь С=С . ' . . . 87 923
Тройная связь С^С . . . . 213 527
Алкилциклогексаны .... 0
Алкилциклопентаны . . . . 25121
Пример расчета теплоты сгорания газообразного топлива приведен
в работе [12, т. I, с. 903] .
Для теплоты сгорания ароматических парафиновых углеводородов
(в кДж/кмоль)
Q” = 427053 С + 115 137 Н (V.133)
Для теплоты сгоранця этиленовых углеводородов (в кДж/кмоль)
Qp= 427053 С + 115 137 Н + 117230 (V, 134)
Обобщенное уравнение для расчета теплоты сгорания углеводоро-
дов разных групп (в кДж/кмоль) имеет вид
Q” = 443 382 С + 109 694 Н + 67 407 Pt + 185 894 Р3 (V, 135)
В уравнениях (V,133) — (V,135):
С — число атомов углерода, равное
r М-2
ь- 14
Н — число атомов водорода, равное
„ FA4 + 12
Н= 1~
390
Р2— число двойных связей; Р3— число тройных связей.
Теплота сгорания углеводородов разных групп может быть найде-
на в зависимости от характеризующего фактора К:
<5 = 0,3086 QnaP /К (V,136)
Теплота сгорания разнообразных топлив, не содержащих водяных
паров
<Е= ——г------- (V.137)
р гсм
где xi —мольная доля компонента в топливе; zt— факторы сжимаемо-
сти компонентов при атмосферном давлении л=101 325 Па и температу-
ре Г = 288 К; 2см — фактор сжимаемости смеси.
Температура горения
Теоретическая температура горения топлива, при которой отсутст-
вует полезная теплопередача и все тепло, введенное в топку, идет на
нагрев дымовых топочных газов, опрделяется по формуле
Та = То +----------------— (V, 138)
^с. гУс. г + ^в.п Уъ. п
где То — приведенная температура исходной системы, К; сс. г— средняя
Рис. V-29. Зависимость энтальпии
дымовых газов от коэффициента
избытка воздуха и температуры
дымовых газов (топливо жидкое,
Qp= 41870 кДж/кг).
теплоемкость сухих дымовых газов, кДж/(м3-К); св. п— средняя тепло-
емкость водяного пара, кДж/(м3-К); у'с.г и уё.п —объемные доли сухих
дымовых газов и водяных паров.
39,1
Теоретическая температура горения зависит от коэффициента из-
бытка воздуха. При увеличении коэффициента избытка воздуха темпе-
ратура Та снижается. Она снижается также при неполном сгорании
(при недостатке воздуха).
Приведенная температура То рассчитывается по формуле (V,24).
Фактическая температура в топке меньше теоретической; их раз-
ность определяется потерями тепла в окружающую среду и величиной
полезной теплоотдачи трубам радиантной камеры трубчатой печи.
Рис. V-30. Зависимость энтальпии дымовых газов от коэффициента избытка воздуха
и температуры дымовых газов (топливо газообразное, Qp= 55400 кДж/кг).
Сведения о плотности (по воздуху), низшей теплотворной способ-
ности и теоретической температуре горения некоторых газов даны в
табл. V.17.
Таблица V.17. Свойства газообразных топлив
Газ Плотность, Кг/мЗ Рр, кДж/кг гв. к
Сжиженный газ 2,27 46 050 , 2 353
Крекинг-газ 1,26 44 800 2 373
Метан 0,71 49 950 2 273
Природный газ 0,73 48 820 2 263
Газы производства синтетических' 0,39 40 820 2 433
каучуков Окись углерода 1,25 10 120 2 603
Водород 0,09 120 160 2 463
302
Значения энтальпии дымовых газов как функции температуры и
коэффициента избытка воздуха для двух видов топлива могут быть
найдены по рис. V-29 и V-30.
Поверхность нагрева радиантной секции змеевика
трубчатой печи
При определении поверхности нагрева радиантной секции змеевика
трубчатой печи возникает необходимость расчета тепловой нагрузки
Qp, проводимого по формулам (V,3), (V,43). При этом надо знать ко-
эффициент прямой отдачи топки ц.
Коэффициент прямой отдачи топ-
ки. Этот коэффициент может быть рас-
считан по эмпирическому уравнению
Оррока [13, т. I, с. 247]:
’1
----- ——- (V.139)
1 I а°о г^о
59,6
где Во — удельный расход условного
топлива на единицу поверхности экра-
на, кг/(м2-ч).
Зависимость коэффициента пря-
мой отдачи от теплонапряжения проек-
ции поверхности нагрева приведена в
табл. V.18 и на рис. V-31.
Из эмпирических уравнений наибо-
лее известны уравнения Вильсона —
Лобо — Хоттеля:
для печей коробчатого типа с лю-
бым числом рядов труб
р.= ---------1 (V.140)
1 _i_ aG0 /д/КН
7 7441
Рис. V-31. Зависимость коэффициен-
та прямой отдачи от, теплонапряже-
ния поверхности нагрева по теорети-
ческим и практическим (пунктир}
данным.
для печей коробчатого типа с однорядным экраном
g = ---------------------------------- — (V, 141)
1 , aG0 Q/Fp
5672
для печей любой конфигурации
1
g =--------------------------------- (V, 142}
1 , aG0 V (j/Н' , (KG0/Q/77' )2
7764 20,49-10’
где Q — тепло, вносимое топливом, воздухом и газами рециркуляции,
Вт; Fp — действительная наружная поверхность труб, м2; H'=kH + $F;
k — фактор формы; 0 — фактор эффективности поверхности обмуровки;
F — поверхность обмуровки, м2.
Величина pF может быть найдена в зависимости от величины F/H
(рис. V-32).
393
Таблица V.18. Значения коэффициента прямой отдачи р {2, с. 78]
« , кВт/м2 р Н вф1т "?р- н . “Вт/мЗ
11,63 0,55 46,52 0,41
23,26 0,48 58,15 0,38
34,89 0,45 69,78 0,35
Уравнения Вильсона — Лобо — Хоттеля дают завышенные значе-
ния коэффициента прямой отдачи при низких тепловых нагрузках, не
учитывают теплотворную способность топлива, коэффициент полезного
Рис. V-32. Взаимозависимость величин QF и
FJH.
действия топки и температуру экрана [2, с. 80]. При низких теплона-
пряжениях объема топочной камеры и. высоких температурах экрана
уравнения (V.140) — (V.142) дают значительные отклонения.
Далее расчет прямой отдачи осуществляют по формулам (V.28) —
(V,43) или на основе рекомендаций, изложенных в работе [1, с. 462—
468]. Коэффициент прямой отдачи может быть рассчитан также по
уравнению Гурвича [2, с. 81]:
И= --------;----------- (VJ43)
'0,4887е Лв Q“ т]т
1 + (Та —273)г у V~T
где е — коэффициент, учитывающий степень охлаждения топки; Ут—
объем топки, м3.
Коэффициент е равен
е = 4850
( Н Л-0.85
(V.144)
Аналитические методы теплового расчета радиантной секции. Ана-
литические методы теплового расчета радиантной секции основаны на
известных физических законах. Важнейшим показателем теплового рас-
чета радиантной секции является тепловая нагрузка Qp. Аналитическое
нахождение величины тепловой нагрузки радиантной секции базирует-
ся на законе Стефана — Больцмана, уравнениях теплового баланса и
теплопередачи в топке, а также на эмпирической зависимости темпера-
туры излучающей среды (Ту) от максимальной температуры горения
(Та) или от температуры газов, покидающих топку (Тп). Известные ме-
394
тоды аналитического расчета различаются по используемым зависимо-
стям Tv=f(Ta) и Tv=f(Tn).
Уравнение теплопередачи в топке имеет вид
Qp=Qp. л+Qp. к (V, 145)
или
Qp —
HVH +
Fyp______
ZyFyF
(1 — 8y) FpFH
(V,145a)
где Hvh — часть поверхности пламени (факела), взаимодействующая с
поверхностью экрана, м2; Fvf— часть поверхности пламени, взаимодей-
ствующая с поверхностью кладки, м2; F — поверхность кладки, м2;
Рд// — доля излучения поверхности F кладки, падающая на поверхность
экрана Нл; Tv — средняя температура факела, К.
Запишем уравнение теплового баланса топки:
BQ”riT=BGcp(7’n-re)+Qp
(V, 146)
Здесь — тепло, внесенное в топку при сгорании топлива;
BGcp(Ta—То) —тепло, уносимое дымовыми газами в конвекционную ка-
меру; Qp — тепло, переданное радиантным трубам. Величина Qp может
быть также рассчитана по уравнению
<2Р = Ялаа(^-Тс‘т) (V, 147)
где Св — коэффициент видимого лучеиспускания топки, Вт/(м2-К4)
ав=0,98Си+ 1 ~~6У- (V, 148)
6)
0,24 -тг-
Gy
где
Ср = 5,77.10-8ер (£>=JJnlF
при этом (1—ряя)Ял=(1—Pff)F. В свою очередь рНн и pff— угловой
коэффициент взаимного излучения экрана и кладки.
Для одностенного экрана ряя = 0; для сплошного экранирования
топки (за исключением одной стены) p^F=0.
Средняя .температура факела равна
7*4 | 74
Т^ = п (V, 149)
Эффективная лучевоспринимающая поверхность определяется по
формуле
Л
Нл —kfi = ] (Pi^pi (V, 150)
1
где Hpi — поверхности элементов или отдельных частей экрана, м2.
Значения коэффициента эквивалентности <р£ по данным Хоттеля
приведены в табл. V.19.
Значения угловых коэффициентов взаимного излучения экрана и
кладки находят из следующего условия: если имеются две плоские по-
верхности Hi и Н2, то теплообмен взаимным излучением между ними
•определяется зависимостью
Pia^i — Ра1Да
(V,151)
395
где pi2 и p2i — угловые коэффициенты прямого взаимного излучения по-
верхностей Hi и Н2.
Числовые значения угловых коэффициентов взаимного излучения
экрана и кладки вычисляются по формулам [1, с. 460]:
F Нл
"Р” Нл F . пр« “яГ Нл >2,5 /
Тепло, переданное экрану путем радиации, рассчитывается по урав-
нению:
Л Г w , с1 ~ ev)eveFeHnF 1 . .
Qp. л = £v£/A + Ц _ gv)gHn — = ^(‘п ~ (V, 152)
где П=ряг; H„ = prnF; iv — энергия излучения единицы абсолютно чер-
ной поверхности газов (поглощающей среды), Вт/м2; iH — то же, экра-
на; in — то же, газов при температуре Тп.
Таблица V.19. Значения коэффициента эквивалентности'ф.
Экран Значения <pz. при различных величинах отношения S/dH
1.0 1.5 2,0 2,5 3,0 3,5
Однорядный Двухрядный: 0,32 0,46 0,56 0,63 0,68 0,72
первый ряд 0,32 0,38 0,44 0,48 0,51 0,54
второй ряд 0,00 0,10 0,19 0,28 0,35 0,41
Уравнение Хоттеля— Лобо — Эванса для расчета количества лучи-
стого тепла, передаваемого экрану [2, с. 92], имеет вид
<?р. л = Сз [("Too-) — (“ИХ)-) ] НпФ (V, 153)
где Ф — фактор, учитывающий степень черноты факела, расположение
отражающих поверхностей, объем топки.
При выводе уравнения (V.153) было принято, что Tv=Tn.
Лучистое тепло в радиантной камере можно найти в зависимости
от приведенной степени черноты топочной камеры и расхода топлива
(в кДж/кг)
Ср.л = 20,52.10-е (Т|- Т$ (V,154)
где 7ф — эффективная температура топочной среды; Т3 — температура
наружного слоя (загрязнения, копоти) лучевоспринимающей поверх-
ности.
Эффективная температура топочной среды равна
Тф= 0,925(V,155)
где Та — теоретическая температура горения топлива, определяемая по
формуле (Vt 138).
396
Общее количество тепла, передаваемого радиантным трубам
при этом
Ф= --------L----- (V, 157)
/ F 1 \
е-н = ву I 1 + ~й— ---^7----Г" | « 0,9 (V, 158)
I П л 1-4- 1 I
\ + 2 — е.у Pfh)
Сопоставление ряда методов расчета прямой отдачи тепла в ра-
диантных камерах трубчатых печей с промышленными данными пока-
зало, что наиболее точным является аналитический метод Белоконя,
базирующийся на решении уравнений теплового баланса и теплопереда-
чи в топке.
Уравнение теплового баланса топки (V.146)
Вф1т= BGc„(Ta-Ta) + Qp
Радиантные трубы воспринимают лучистое тепло и небольшое ко-
личество тепла, передаваемое конвекцией [см. уравнение (V.145)]
Qp = Qp. л + Qp. к
Белоконь предложил следующую схему определения величин Qp. д
и Qp. к-'
В соответствии с законом Стефана — Больцмана, количество тепла,
переданного излучением, равно
(VJ59)
где С — постоянная величина, называемая коэффициентом взаимного
излучения; <р — угловой коэффициент, зависящий от геометрических
размеров топки и взаимного расположения поверхностей; F — поверх-
ность теплообмена; Т — температура излучающей поверхности; 0 — тем-
пература лучепоглощающей поверхности.
В уравнении (V.159) неизвестными величинами в правой части яв-
ляются <р, Т и 0. Белоконь исходил из того, что основным теплоизлучаю-
щим источником являются топочные газы, поэтому в уравнении (V,159)
за температуру была принята температура/7’п. Введено также' понятие
эквивалентной абсолютно черной поверхности — такой поверхности, из-
лучение которой на радиантные трубы при температуре Тп равно всему
прямому и отраженному излучению в топке. Тогда уравнение (V.159)
принимает вид:
QP. л = cshs Ц) -(гоб) ] 160>
где 0 — средняя температура наружной поверхности радиантных труб.
Тепло, воспринимаемое радиантными трубами за счет конвекции,
определяется по уравнению
Qp. к = ак^р(Тп — 0) (VJ61)
при этом коэффициент ак определяется по уравнению (V,37).
397
Теперь уравнение (V, 144) можно представить в виде
BQpt]T = BGcp{T„ - То) + CSHS [ () 4 - ( fJo)4 ] + «к^р(7’п - 6) [ (V, 162)
при этом
Qp
/р= —- (V,163)
Обычно при расчете радиантной камеры трубчатой печи величиной
Тп задаются, а величину qp либо рассчитывают, либо задают. Остальные
величины, входящие в уравнение (V,162), к моменту его решения стано-
вятся известными и потому при правильно выбранных величинах Тп и
<7Р это уравнение обращается в тождество.
Эквивалентная абсолютно черная поверхность рассчитывается по
формуле Белоконя [2, с. 91; 4, с. 88]
Hs = “W (e^+^F) (V,164>
где ф(7’)—величина, зависящая от распределения температур в топке,
в среднем равная 0,85
«и-«я Т*-Т*а
W = -------— = —(V.165)
iy — и * ст
1
р= ---------------- (V, 166)
! i_ ___ЕИ____
~ (1 — ev)ewpFW
В зависимости от значения коэффициента избытка воздуха
ЕуЕм 0,33
^f- = 0,22+— (V.167)
Для определения еу имеется приближенная зависимость [1, с. 459]:
2
ev— 1-|-2,15а (У, 168)
Значения степеней черноты экрана ея, топочной среды еу и кладки
ер для трубчатых печей нефтепереработки находятся в пределах:
ev = 0,3—0,35; ея=0,9—0,95; ер = 0,85—0,90. В расчетах радиантных ка-
мер можно принять ея=ер=0,9.
Приведенная температура системы (до выделения теплоты сгора-
ния топлива) представляет температуру смеси топлива, воздуха, форсу-
ночного пара и газов рециркуляции [см. уравнение (V.24)].
Далее определяют аргумент излучения х и характеристику излуче-
ния по формулам (V,40) и (V,39). Характеристика излучения может
быть найдена в зависимости от аргумента излучения (рис. V-33 или
табл. V.20).
Температура над перевалом определяется по формуле:
Та = ps(ra - ДО)
где Л9 — температурная поправка к максимальной температуре горе-
ния, характеризующая разность теплоотдачи конвекцией и обратного из-
лучения поверхности радиантных труб.
>398
Таблица V.20. Зависимость характеристики излучения от аргумента излучения х
Аргумент излучения X Характеристи- ка излучения ^3 Аргумент излучения Характеристн- ка излучения Аргумент излучения X Характе- ристика 1 излучения ₽s Аргумент излучения Характе- ристика излучения Ps
0 1,00 '1,25 0,70 8,00 0,50 23,44 0,40
0,15 0,90 2,00 0,65 9,00 0,49 30,00 0,38
0,20 0,40 0,88 0,82 3,00 0,60 10,00 12,00 0,48 0,46 50,00 0,34
0,49 0,80 4,00 0,57 14,00 0,44 70,00 0,32
• 0,60 0,80 0,78 0,75 5,00 6,00 0,55 0,53 16,00 18,00 0,43 0,42 90,00 0,30
1,00 0,72 7,00 0,51 20,00 0,41 110,00 0,29
Если теплоотдача конвекцией больше обратного излучения экрана,
то Д0>О, если меньше, то Д0<О.
Разность Та—Д0 равна
то — до = тп +
Ю-8С<;#3
FpaK 4“ TlCzCp
(V, 169}
Температура дымовых газов на перевале рассчитывается по фор-
муле: _______________________
(VJ70>
где
Фр = BGcp(Ta- Т„) = B(QpT]T - НТп) (V, 171)
Нтп —энтальпия дымовых газов при данной температуре на перевале,
кДж/кг.
Числовые значения коэффициента ф в зависимости от величин от-
ношения Hsr/Hs даны в табл. V.21.
Теплонапряжение поверхности радиантных труб
?р = ФгФз^доп — Т)а (V, 172)
где tpi — коэффициент неравномерности нагрева трубы по окружности;
<₽2 — то же, по длине трубы; Таоп— допустимая температура внутренней
стенки трубы; Т — температура нагреваемой среды; а — коэффициент
теплоотдачи от стенки к жидкости.
399
Таблица V.21. Значения коэффициента ф [3, с. 38—39]
Способ сжигания топлива Значения “ф при различных величинах отношения
0.2 0,4 0.6 0,8 1,0
В панельных горелках (беспламен- ное) 1,55 1,65 1,75 1,85 1,95
Пламенное горение с объемно-на- стильным факелом 1,40 1,46 1,50 1,56 1,62
То же, со свободным факелом * Расчет значений Изд см. уравнение 1,23 (V, 265). 1,25 1,29 1,30 1,32
Коэффициент «pi представляет отношение среднего теплонапряже-
ния по окружности трубы к максимальному теплонапряжению в данном
сечении
Фт= -/cPl1 ~ (V.173)
</макс. 1
Значения коэффициента <pi приведены в табл. V.22. Таблица V.22. Значения коэффициента <pi [3, с. 26]
5/4н> кПа Значения коэффициента epi
односторонний обогрев двухсторонний обогрев
однорядны й экран двухрядный экран однорядный экран двухрядный экран
первый ряд второй ряд
1,50 0,48 ,55 0,37 0,78 0,49
1,68 0,50 ,55 0,37 0,80 0,51
2,00 0,55 0,55 0,37 0,84 0,56
Коэффициент ф2 зависит от отношения среднего фактического теп-
лонапряжения к среднему допустимому теплонапряжению всего экрана
и от расстояния между форсунками
7ср^2 (V ,174)
<7э
Для увеличения коэффициента <pi рекомендуется применять экраны
двухстороннего облучения, а для увеличения коэффициента <рг — па-
нельные горелки.
Допустимая температура внутренней стенки труб змеевика для ат-
мосферных печей первичной перегонки нефти равна 713 К.
Известны также другие методы теплового расчета радиантных ка-
мер трубчатых печей.
Гурвич предложил рассчитывать количество тепла, передаваемого
излучением, по следующему уравнению (в кВт):
<2Л = 0,2777 BVr[caTa — саТп + 273(сп — ca)J = nT* (V, 175
где са и сп — объемные теплоемкости дымовых газов при температуре
горения топлива Та и температуре дымовых газов на перевале Тп,
кДж/(м3-К); ат —степень черноты топки; ст — постоянная, излучения
топки, Вт/(м2-К4).
400
Эффективная лучевоспринимающая поверхность рассчитывается по
формуле:
Нл = ____^21—;— (V, 176)
Г ( 0£дПт _Д Л 1*
Д Qp ) Q j
где коэффициент Ло имеет следующие значения:
Яо = О,75О5пт при 0£Пт= Ю500 — 37700 кДж/кг
Ло =0,36 Т]т прц (j" »)т>37 700 кДж/кг
G — суммарное количество дымовых газов и рециркулирующих газов,
кг/кг, г]т~ 0,98— к.п.д. топки.
Эффективная лучевоспринимающая поверхность является функцией
температуры горения и температуры на перевале
„ _ nTBQpH , У/ та у.
л 4,96.10-«CnpT«(l-g)Tn у \Га-1)
где Спр — приведенный коэффициент излучения топочной
£ — коэффициент, учитывающий обратную теплоотдачу экрана.
Коэффициент £ рассчитывают по'формуле:
+
(У, 177)
камеры;
(V, 178)
где Q3 — обратное излучение экрана, Вт/м2.
Величина обратного излучения экрана равна
d3 = evCHT^T (V, 179
где Си — коэффициент излучения поверхности экрана, Вт/(м2-К4).
Температура дымовых газов на перевале рассчитывается по фор-
муле:
Та = -------------------------------- (V, 180)
Г 20,77- 10-«СпрЯл(1 - g)7« 1 «« [
В 2 (Vc)
Температура дымовых газов на перевале зависит от топочного кри-
терия (критерий Больцмана); при Т„!Та<.0,9:
Та
(V, 181)
где Мт — постоянная величина, характерная для данного вида топлива:
для жидкого топлива Л1т = 0,49, для газового топлива Л4т=0,52; Во —
критерий Больцмана [15, с. 105].
Поверхность стен топочной камеры [18, с. 26—28] можно рассчи-
тать:
FcT = 4,9.10-8етПсрЛ1т7’п7’з (V, 182)
26—844
401
где b — удельный расход топлива [15, с. 126], кг/кг; т]ср — средний ко-
эффициент тепловой эффективности экрана.
Величина т]ср равна
Чср = <Й (V, 183)
при этом ф — угловой коэффициент; £— коэффициент, учитывающий за-
грязнение (для газового топлива £ = 0,65, для жидкого £ = 0,55).
Для жидкого и газообразного топлив справедливо:
Л1Т= 0,54 —0,2хт (V.184)
где xr=hTIHt, a hT—расстояние от осей горелок до пода печи; Нт —
общая высота топки.
Тимофеев предложил следующее уравнение для расчета плоской
поверхности, заменяющей трубы [2, с. 123]:
273)
= 3,6(ат)Г7’’
(V, 185)
где т] — коэффициент, учитывающий потери тепла в окружающую среду
и тепло, вносимое подогретым воздухом и топливом; Vr — объем дымо-
вых газов, уходящих в конвекционную камеру печи, м3/кг; сг— средняя
объемная теплоемкость дымовых газов, кДж/(м3-К); (от)—условный
коэффициент излучения, кДж/(м2-К4).
Величина т) рассчитывается по формуле
, . , ttVocB7'a + CfT-t — 273(aVocB -}- ст)
Ч — 1 т Япот т 0
(V, 186)
где qa0T—3потери тепла в окружающую среду в топочной камере;
Vo — расход воздуха, м3/кг; св — объемная теплоемкость воздуха,
кДж/(м3-К); ст — теплоемкость топлива, кДж/(кг-К); q— тепло, вно-
симое в топку на 1 кг топлива, кВт/кг.
Условный коэффициент излучения (от) для атмосферных печей
равен (1,9—2,3) -10-8, в расчетах принимают его среднее значение
2,Ы0-8.
По уравнению Поляка и Шорина [2, с. 97]:
n^+v—1=0 ‘ (V.187)
где Пр — безразмерный радиационный параметр, который представляет
отношение количества тепла, передаваемого излучением, к общему ко-
личеству тепла, выделяемому в топке, и соответствует аргументу излу-
чения х; v=T/Ta— параметр, соответствующий характеристике излуче-
ния Ps; Т — температура в данной точке топки; п. — показатель темпе-
ратурного режима.
Радиационный параметр равен
Пр = еПт (V.188)
где е — суммарная степень черноты первичных и вторичных источников
излучения; Пт — параметр Конакова.
Суммарная степень черноты равна
e = eTcpr~0;5 (V.189)
при этом *
_ Ту *?Рл + Ррк
V" V Та Р= (?рл
402
г—параметр, учитывающий обратное излучение экрана и равный
т4 —т‘
Параметр Конакова определяют по формуле
_ HnCsTl __ a0FpT*
т BVc BVc
где Оо = 5,7-10-8 Вт/(м2-К4).
Показатель температурного режима равен:
п =0,75 при v = 0,55 — 0,7
п=1,00 при v = 0,7—1,00
Для определения параметра v имеются:
уравнение Гурвича
1
v~ 1+(Пр«-'
уравнение Тимофеева
2
V =" ----- —
1 + j/1 + 4Пр
уравнение Конакова
1 + п;
v~ 1 + 1,7П;
Поверхность нагрева конвекционной секции змеевика
трубчатой печи
При определении поверхности нагрева конвекционной секции основ-
ным расчетным уравнением является уравнение (V,4)
F _ ____—
- КДТср
Количество тепла, передаваемого сырью в конвекционной камере,
может быть найдено по уравнению (V.5) или по уравнению
Qk = BGrcp(7’; - Т”) - <7П0Т. = ОС(ЯГ1 - + xr) (V, 194)
где Тк = Т„~ температура дымовых газов при входе в конвекционную
камеру; Тк — то же, на выходе из конвекционной камеры; ^Пот. к — поте-
ри тепла из конвекционной камеры в.окружающую среду; 6С— количе-
ство нагреваемого сырья; Нтх и Нтг—значения энтальпии нагреваемого
сырья при температуре входа в секцию и температуре выхода из нее
соответственно; х— доля сырья, подвергнувшегося химической реакции;
г — теплота реакции.
Коэффициент теплопередачи в конвекционной камере определяет-
ся по формуле (V.6) либо по формуле (V.44).
Теплоотдача конвекцией. Коэффициент теплоотдачи конвекцией от
дымовых газов определяется по формуле [2, с. 107]:
UO,8
а = В (V, 195)
25* 493
(V.190)
(V, 191)
(V, 192)
(V, 193)
В случае перегрева водяного пара в отдельном змеевике, располо-
женном в конвекционной камере, формула (V,195) имеет вид [2, с. 121]:
/А8
а = 5,82 (V, 195а)
ч
Значение коэффициента В в формуле (V,195) зависит от темпера-
туры:
Средняя температура Т. к в Средняя температура Т. К в
573 3,61 873 3,95
673 3,72 973 4,07
773 3,84 1073 4,19
Коэффициент теплоотдачи конвекцией может быть найден по фор-
муле Литвинова [1, с. 485; 2, с, 109]:
ип '
а = 1,163 СгтЕ ~Г (V, 196)
а»
где С=1 + (0,1 5/б?н); Е— величина, зависящая от средней температуры
дымовых газов в конвекционной камере [см. уравнение (V.46) и
табл. V.7]; и — скорость дымовых газов; п — показатель степени; значе-
ния поправки е,т приведены в табл. V.23.
Таблица V.23. Значения поправки ет и показателя п
Число рядов V труб в конвек- ционной камере Значения &т и п при различном расположении труб
коридорное шахматное
п % п ет
1 0,60 0,150 0,60 0,150
2 0,65 0,138 0,60 0,200
3 0,65 0,138 0,60 0,255
4 0,65 0,138 0,60 0,255
При га=0.,65 формула (V.196) принимает вид:
(V, 196а)
где величина £1 равна:
^0,65
а == 1,163 .0,35
т, к .
573 32
773 35
973 38
4&4
Коэффициент теплоотдачи конвекцией может быть определен так-
же по формуле [1, с. 485]:
“ = «оПГПаЛз (V.197)
где ао — коэффициент теплоотдачи, зависящий от скорости дымовых
газов и температуры стенки (табл. V.24); rji — поправка, учитывающая
шаг Si труб по ширине трубного пучка; т]2— поправка, учитывающая
шаг S2 труб по глубине трубного пучка; т]з — поправка, учитывающая
число N рядов труб в пучке.
Таблица V.24. Значения коэффициента теплоотдачи а0
Температура к СТ* а0, Вт/(м2-К) при различных значениях скорости дымовых газов &г, м/с
3 м/с 4 м/с 5 м/с
473 30,2 31,4 33,1
673 " 26,7 27,9 29,1 '
Значения поправок т]ь Лз и т]з даны в табл. V.25.
Таблица V.25. Значения поправок т]ь т)2, т)з
51 ч П1 52 Т12 N Пз
2 1,1 1 1,02 1 0,6
3 1,25 2 0,93 3 0,98
3 0,86 5 1,01
20 1,03
Расчет коэффициента теплоотдачи конвекцией при поперечном об-
текании пучков труб [20, с. 174—175] проводят по формуле
Nu = еф e^CReW/3 (V, 198)
где
«4Н wdH урср
Nu=—1- *е=— Рг = -]Г
w — скорость газа в самом узком сечении пучка, вычисленная при сред-
ней температуре (V,46).
Физические свойства (X, у, Рг) определяются при температуре
Т=0,5 (Гсгр + ГсТ).
При обтекании пучков под углом <р<90° значение коэффициента
теплоотдачи, найденное по (V.198), должно быть умножено на попра-
вочный коэффициент е<р, выбираемый по следующим данным:
ф° еФ Ф° еФ
90 1 50 0,88
80 1 40 ,78
70 0,98 30 .67
60 0,94
405
Значения поправки em, зависящей от расположения труб и соответ-
ствующего их ряда, даны в табл. V.26.
Та л ид a V.26. Значения поправки ет и показателя л
Номер ряда труб Значения егп и п при различном расположении труб в пучке
коридорное шахматное
ет а ет Я •
1 0,17 0,60 0,17 0,60
2 0,16 0,65 0,23 0,60
3 и более 0,16 0,65 0,29 0,60
, Для шахматных пучков С = 0,41, для коридорных С=0,26.
При шахматном расположении труб коэффициент теплоотдачи кон-
векцией может быть рассчитан по формуле:
1,103
“=--------------- (V» 199)
ын
где w — скорость газа в самом узком сечении пучка, вычисленная при
средней температуре Т по формуле (V,46).
Коэффициент теплоотдачи конвекцией рассчитывается по формуле
[3, с. 40; 4, с. 109]:
а=А'иср (V.200)
где А' — параметр теплоотдачи, определяемый так:
А’= С
RenPrm
где С — поправочный коэффициент на температуру среды, учитываю-
щий также длину и число рядов труб и шаг между ними.
Числовые значения показателей С, п, tn при поперечном омывании
газом пучков труб даны в табл. V.27.
Коэффициент теплоотдачи конвекцией можно также рассчитать по
формуле Рейхера
X / dBwp \п
4 \ и. )
(V,201)
где С, п — показатели, зависящие от числа рядов и расположения труб;
р — плотность дымовых газов, кг/м3; р, — динамическая вязкость газов,
кг/(м-с).
При шахматном расположении труб С = 0,10—0,15 (для двух ря-
дов С=0,10, для пяти С=0,13), « = 0,69.
При коридорном расположении труб С = 0,12—0,13; « = 0,65.
Коэффициент теплоотдачи конвекцией рассчитывают по прибли-
женным уравнениям:
при движении дымовых газов в направлении, перпендикулярном
конвекционным трубам
g = 1,3 ] (V,202)
I/ аи
406
Таблица V.27. Значения показателей л, т, С
Вид поверхности и расположение труб в пучке д т С при различном числе рядов труб
5 10 ЭО -30
Коридорные гладкотрубные пуч-
ки (Re=(4—65) -103)
Шахматные гладкотрубные пучки
(Re= (2—65) •10’):
Оребренные трубы
Ap/Sp=0,5—2,5
4H/Sp=3,0—4,8
•54=0,01—0,03 м
при коридорном расположе-
нии
при шахматном расположении
0,36
0,40
0,40
0,28
0,35
1,0
1.0
1,0
1,0
4,0
* 610 630 635 640
870 940 970 980
950 1030 1060 1070
527
{ АР \°>14
\ Sp / \sP 7
ИЗО
при движении дымовых газов вдоль конвекционных труб
(V,202a)
Предложены формулы для расчета коэффициентов теплоотдачи
в зависимости от скорости дымовых газов при их средней температуре,
диаметра труб, расположения труб в пучке, характера поверхности
труб (гладкая или оребренная), характера омывания (продольное, по-
перечное, продольно-поперечное), физических свойств дымовых газов.
При поперечном омывании коридорных трубных пучков пользуются
формулой:
' X / \°»е5
а = 0,2C2Cs -г- —) PT».33 (V.203)
“н \ v /
где Cz — поправка на число z рядов труб по ходу газов;
Cs — поправка на компоновку трубного пучка.
При z<10 величина Сг=0,914-0,0125 (а—2)-, при г>10 величина
•С2=1.
Поправка на компоновку пучка
l + (2CTl-3) ^1-/J j
где Oi = Si/dH, th-Si/du-
При оз>2 величина Cs=l; при cti< 1,5 величина Cs = l.
При 02<2 и Oi>3 принимают Oi = 3.
При поперечном омывании шахматных трубных пучков
« = CSCZ (V,204)
407
В этом случае поправка Cs на компоновку пучка равна:
При f=0,l—1,7
При у=1,7—4,5 и О1<3 .
При ?=1,7—4,5 и Gi>3 .
0,34 ф0-1
0,275 <р°>5
0,34 ф0"1
<Т1— 1
~ Оз — 1
где О1 — относительный поперечный шаг труб; 02 — относительный про-
дольный шаг труб; 02 —относительный диагональный шаг труб
у -v+cl
Поправка на число z рядов труб по ходу газов равна:
При z< 10 и О1<3,0 . . . 3,12 2°,°5—2,5
При z<10 и 01 >3,0 ... 4 2°>02—3,2
При 2 >10 . . . . . . 1,0
При продольном обтекании пучков труб турбулентным потоком ды-
мовых газов следует пользоваться формулой
1 / TOi/1 \0»8
а = 0,023 —т—— РгМ (V,204a)
“экв \ V /
где d3KB — эквивалентный (гидравлический) диаметр газохода.
Для газохода прямоугольного сечения:
2(а + Ь) + zndH
(V,205)
где а и b — поперечные размеры газохода; л = 3,14— постоянная ве-
личина.
В случае смешанных трубных пучков:
__ Фщахм^шахм Ч~ Дкорид^корид (у 206)
^шахм +'#корид
В случае смешанного поперечно-продольного омывания трубного
пучка:
°ПОП^ПОП + ®прод77прод ...
а~ ------W -------------- (V,2U/)
ппоп Т "прод
В конвекционных камерах трубчатых печей могут применяться
оребренные трубы диаметром 0,038 м и более. Известны два типа ребер:
с прямым основанием (продольные) и с цилиндрическим основанием
(дисковые).
При работе печи на жидком топливе шаг между ребрами труб дол-
жен быть не менее Sp^0,0064—0,010 м (0,0064 м — при работе на ко-
тельном топливе, 0,010 м — на гудроне). Высота ребер Лр = 0,013—
0,032 м.
Приведенный коэффициент теплоотдачи от газов, отнесенный к пол-
ной наружной поверхности оребренных труб, рассчитывается по фор-
муле
X fwSD V’’1
Опр = 0,0355 1-^-1 (V.208)
408
Теплоотдача излучением. Коэффициент теплоотдачи излучением
[в Вт/(м2-К)] от дымовых газов может быть рассчитан по формуле
18, с. 43, 46, 48]:
ал =5,7.10-8еТ3
Тз_\з.« -
Г )
(V,209>
где е — степень черноты потока дымовых газов при средней температу-
ре Г; е3 — степень черноты загрязненной лучевоспринимающей поверх-
ности при температуре Т3.
Коэффициент теплоотдачи излучением дымовых газов является
функцией приведенной степени черноты источников излучения конвек-
ционной камеры и средней температуры дымовых газов [2, с. 106]:
(т п \з
10Q j (V,210)
где е — приведенная степень черноты источников излучения; 7’cp=(7'i +
+ Т2)/2-, Ti и Т2— температуры источника излучения и поглощающей
поверхности.
Коэффициент теплоотдачи излучением трехатомных газов равен
«л = «со2 + “н2о (V,211>
где <хсо2 и ан2о даны в табл. V.28 и V129.
Таблица V.28. Значения коэффициента теплоотдачи асо2, Вт/(мг-К)
Средняя тем- пература газа Гср- К Значение а при различных значениях температуры стенки Тст, К и произ- ведения P’S> Па-м
673 К 773 К
103, Па-м IO-з. Па-м 105, Па-м 103, Па-м 104, Па-м 105, Па-м
673 2,91 5,82 9,89
873 4,65 9,89 17,45 6,98 15,12 26,75
1073 6,98 15,12 27,91 8,14 ; 19,77 39,54
Коэффициент теплоотдачи излучением зависит от степени черноты
излучающего слоя газа, температуры газа и наружной стенки трубы
( Тг V / т \4
(V.212}
юо у у юо у '
где ev — степень черноты из лучающего слоя газа
ev = Bco2+eH2o (V,213>
при этом 0,007Урсо25
ECO .=
еН21 о- „ v,215) Тг ср
40»
pcot и puto — парциальные давления COj и Н2О, Па; s — толщина
газового слоя между двумя трубами, м.
Эффективная толщина излучающего слоя s для гладкотрубных
пучков:
Si + S2 /. я Si + S, \
при ------- <7 s= ^1,87 -------- 4.1J da
при =7-13 s = (2,82 - 10, б) da
1 UH \ аН )
где 51 — средний поперечный шаг труб по ширине пучка, м; S2 — сред-
ний продольный шаг труб по глубине пучка, м.
Таблица V.29. Значение коэффициента теплоотдачи ан,о.
Вт/(м2-К)
Средняя температура газа Гсгр, К Значение ан о при двух значениях тем- пературы стенки Тст, К и p-s -=101 Па-м
573 К | 773 К
673 8,14
873 10,47 13,96
1073 13,96 17,45
Уравнение (V.50) для определения коэффициента теплопередачи
является приближенным. Приближенным также является уравнение
[3, с. 43; 4, с. 108]
К = = ша + ал (V, 216)
где а>=0,8—1,0 — коэффициент, учитывающий неполное омывание газа-
ми поверхности нагрева.
С учетом излучения кладки коэффициент теплопередачи в конвек-
ционной камере равен:
Л = а, = (1 + Э(а+ал) ( (V.217)
где g = 0,07—0,15 — поправка на излучение кладки конвекционной
камеры.
В зависимости от числа труб в ряду коэффициент теплопередачи
K=<i2 = k(a + an):
Число труб в ряду k
4 1.15
6 1.10
8 1,07
Средние значения коэффициента теплопередачи в конвекционной
камере составляют 23—52 Вт/(м2-К), при этом путем конвекции пере-
дается 60—70% общего количества тепла излучением от дымовых газов
20—30%, обратным излучением стенок кладки «10% |[1, с. 433].
410
Подогреватели воздуха и газа
С целью повышения коэффициента полезного действия трубчатой
печи тепло дымовых газов, покидающих конвекционную камеру, исполь-
зуют для подогрева воздуха или топлива. Этот подогрев можно осу-
ществлять в рекуператорах или регенераторах. В практике нефтепере-
работки распространение получили рекуператоры.
Рекуператоры для подогрева воздуха (перед его подачей в топку
печи) рассчитывают на основе уравнения теплового баланса рекупера-
тора и уравнения теплопередачи.
Поверхность нагрева конвективного рекуператора можно найти по
основному уравнению теплопередачи:
Q
F= (V.218)
где Q — количество тепла, отдаваемое дымовыми газами воздуху;
К — коэффициент теплопередачи от Газов к воздуху; ДТ — средняя ло-
гарифмическая разность температур.
Количество тепла, отдаваемого дымовыми газами воздуху, может
быть найдено из уравнения теплового баланса рекуператора
<? = Qi = Q2 (V.219)
или
VrTr(T'r— Tr)r\ = VB^(T"B — Ti) (V,220)
где Qi и Q2 — приход и расход тепла, кВт; Vr и VB — количества дымо-
вых газов и воздуха, м3/ч; сг и св — их средние объемные теплоемкости
в пределах температурных перепадов Тг—Т"г и Тв—Тв, кДж/(м3-К);
г] = 0,97—0,98 — коэффициент, учитывающий потери тепла в окружаю-
щую среду.
Коэффициент теплопередачи рассчитывают по формуле [15, с. 150]:
где | — коэффициент, учитывающий неполноту омывания поверхности
и ее загрязнение; cti и «2 — коэффициенты теплоотдачи соответственно
от дымовых газов к стенке и от стенки к воздуху.
Приведём средние значения коэффициентов теплоотдачи: ai=
= 35 Вт/(м2-К), а2 = 23 Вт/(м2-К).
Температуру стенки рабочей поверхности воздухоподогревателя
поддерживают выше точки росы [1, с. 492]. При наличии в топливе сер-
нистых соединений точка росы повышается.
Потери тепла в трубчатых печах
В трубчатых печах потери тепла в окружающую среду зависят от
несовершенства теплоизоляции и наличия неплотностей (выхлопные и
смотровые окна и пр.). Для количественной оценки теплопотерь соста-
вим тепловой баланс трубчатой печи в расчете на 1 кг топлива:
4прих = ?расх (V.222)
Приход тепла (кДж/кг):
%рих = + 1 -ст(Тт - 273) 4-aGocB(7’B — 273) + 1Гф. псп(Гп _ 273) (V,223)
411
при этом величина Q£ составляет 97—98% от <?прнх и без ущерба для
точности теплового расчета трубчатой печи можно принять
<7прих«<Эр (V,224)
При условии, что перед подачей в зону горения воздух нагревается
до 410—425 К, следует учитывать все слагаемые в правой части урав-
нения (V,223), тогда
Чпрнх = Qt (V.225)
где QT — количество тепла, вносимого одним килограммом топлива
в топку.
Расход тепла (в кДж/кг) равен
Чрасх = Чпол + Чпот + Чух + 41 + Ч2 (V,226)
где ^пол — полезное тепло печи, передаваемое нагреваемому сырью;
qr.oT — потери тепла в окружающую среду; qyK —потери тепла с уходя-
щими дымовыми газами; qi — потери тепла от механического недожига
топлива; q2 — потери тепла от химической неполноты сгорания. Для
жидкого и газового топлив qi=0 и 7/2 = 0.
Из уравнений (V,226) и (V.224) получим выражение (V,16):
Чпот Чух \
где ^пот/Q" — доля потерь тепла в окружающую среду; qyxlQ*—доля
потерь тепла с уходящими дымовыми газами.
Для промышленных трубчатых печей доля потерь тепла в окружаю-
щую среду составляет qnOrlQ" = 0,02—0,08, при этом меньшее значение
соответствует печам большой тепловой мощности, а большее — печам
малой теплопроизводительности. Распределение теплопотерь по каме-
рам современных трубчатых печей дано в табл. V.30.
Таблица V.30. Теплопотери трубчатых печей
Теплопронзводительность печи, МВт Теплопотери, %
всего в камере радиации в камере конвекции
>17,5 2—5 1,5-4,0 0,5—1,0
<3,5 5—8 4,0—6,0 1,0—2,0
Потери тепла с уходящими дымовыми газами являются функцией
температуры. Доля потерь тепла с уходящими дымовыми газами состав-
ляет <7yx/Qp =0,15—0,25. 1
Температура дымовых газов, покидающих печь, зависит от темпера-
туры Ti сырья, подаваемого в конвекционную секцию змеевика трубча-
той печи
Т^х = /(7’1)
Поверхности труб в конвекционной камере для случаев 7’^x=7’i и
T^x>Ti будут сильно отличаться; чтобы получить оптимальную величи-
ну поверхности, принимают.
тух = Т1 + (!20 - 160) к
412
Теплом уходящих дымовых газов можно подогреть воздух, необхо-
димый для окисления топлива. Используемые для этого рекуператоры
работают при температурах уходящих дымовых газов ~620 К и выше.
К. П.Д. печи зависит от температуры уходящих дымовых > газов
[21, с. 282]:
/ух’К . П, % Гух- к п. %
475 80,0 573 74,4 :
518 77,7 603. 72,8
При работе печи на жидком топливе потери тепла с уходящими ды-
мовыми газами могут быть рассчитаны по формуле:
-^= 3,68(7^-7^) а . (V.227)
где Тз — температура воздуха.
РАСЧЕТ ГАЗОВОГО СОПРОТИВЛЕНИЯ И ТЯГИ
При движении дымовых газов в печи необходимо преодолеть сопро-
тивление воздуха, засасываемого в горелках, и сопротивление дымовых
газов от горелок до верха дымовой трубы. Для создания необходимой
движущей силы (тяги) отчасти используется естественная тяга, обус-
ловленная разностью плотностей воздуха и дымовых газов в трубе, и
отчасти искусственная тяга, создаваемая с помощью вентиляторов или
дымососов.
Для выбора вентилятора или дымососа необходимо знать гидравли-
ческое сопротивление потоку дымовых газов, которое складывается из
сопротивления трения о стенки газоходов, сопротивления пучка конвек-
ционных труб, местных сопротивлений (при расширении, сужении сече-
ния или при изменении направления потока газа), сопротивления возду-
хоподогревателя, борова и дымовой трубы.
Величина гидравлических сопротивлений пропорциональна квадра-
ту скорости перемещаемой среды. Ниже приведены средние значения
скоростей дымовых газов в м/с:
W, м/с
Над перевалом................................1,0—1,5
В конвекционной камере при естественной тяге 3—4
В дымовой трубе:
при естественной тяге . ................. 4—8
при искусственной тяге.................... 8—16
в газоходах............................... 5—6
Гидравлическое сопротивление газовых каналов
Потери напора (Па), происходящие при движении газов по тру-
бам и каналам, рассчитывают по формуле:
/ W2
Дл, = ~2~ Р (V.228)
где X — коэффициент трейия; I — длина трубы или канала, м; dr — гид-
равлический диаметр, м; w — скорость газа, м/с; р — плотность (сред-
няя) газа, кг/ма.
413
Для расчетов газоходов, каналов и боровов можно принимать сле-
дующие значения коэффициента трения X [14, с. 406]:
Труба, канал Диаметр, м X
Стальные трубы До 0,1 0,050
0,1—0,2 0,035
>0,2 0,030
Каналы и боровы 0,1—0,3 0,070
0,3—0,5 0,050
>0,5 0,040
коэффициент местных сопротивлений лм берут из справочных таб-
лиц [9, с. 108—109].
коэффициент сопротивления газоходов может быть рассчитан по
формуле Якимова
(V,229>
где К — абсолютная шероховатость стенки, м.
Для некорродированных трубопроводов /С=15-10~8 м, для сталь-
ных воздуховодов и корродированных газопроводов Л=4"10-7 м.
Эквивалентный (гидравлический) диаметр каналов и’ газоходов
рассчитывают по формуле
dr = 4//П
где f — сечение, м2; П — «смоченный» периметр, м.
Для квадратных газоходов
(V,230>
2аЬ
где а и b — размеры сечения газохода.
Гидравлические потери напора в пучке конвекционных труб, рас-
положенных в шахматном порядке, рассчитывают по уравнению
Антуфьева и Казаченко [4, с. 139]:
(V,231)
и2
Ал (п1Р + 1) Re-0,2? —
где Ci, Сг — коэффициенты, зависящие от шага размещения труб по
ширине и глубине пучка (от расстояния между центрами труб и рас-
стояния между рядами труб); /гТр — число рядов труб по направлению
движения газа; и — скорость газа в узком сечении пучка, кг/(м2-с);
р — средняя плотность газа, кг/м3.
Числовые значения коэффициентов С\ и С2 даны в табл. V.31.
Таблица V.31. Коэффициенты С, и С2
Si V «2 или ~ С1 с2 Si Sa или . Cl с2
1,5 2,20 0,9 3,0 1,40 1,1
2,0 1,80 1,1 3,5 1,30
2,5 1,50 1.1 4,0 1,25 •
414
В упрощенном виде уравнение (V.231) имеет вид:
Ал = 9.81СК (птр + 1) (V,232)i
где С — коэффициент, учитывающий величину шага труб, температуру
стенки и диаметр трубы; К — коэффициент, зависящий от скорости газа
в узком сечении пучка и от температуры газа.
Величина коэффициента С при расстоянии между осями труб S =
= (1,5—2,0) dB равна
С = Ф4фст (V,233>
Значения коэффициента <ра зависят от диаметра труб:
<гн. и V М
0,02 1,5 0,08 1,0
0,04 1,2 0,12 0,9
0,06 1,1 0,15 0,85
Значения коэффициента <рСт зависят от температуры стенки:
к ст <₽СТ Гст, К Фст
373 0,85 673 1,10
473 573 0,95 1,03 773 1,17
Таблица V.32. Значения коэффициента К
Скорость в узком сечении ш. м/с Значения коэффициента К при различных средних температурах т£р, К
473 К 573 К 673 К 773 К 873 К 973 К 1073 К
4 0,20 0; 16 0,14 0,12 0,11 0,10 0,09
6 0,42 0,34 0,28 0,24 0,21 0,19 0,17
8 0,66 0,53 0,45 0,39 0,35 0,31 0,27
10 0,98 0,80 0,66 0,57 0,50 0,45 0,41
12 — — 0,92 0,80 0,70 0,61 0,55
14 — — — 1,00 0,90 0,81 0,73
16 — •— — — — 1,00 0,90
Таблица V.33. Значения коэффициента $
Sa Si-d„ Значения коэффициента £ при различных величинах критерия Re
(34-10)- 10я 2 -10* 3-10* 4-10‘ 5-10*
1,0 0,12 . -
2,0 0,23 0,20 —
3,0 0,32 0,28 0,26 -
4,0 0,39 0,34 0,31 —
5,0 0,45 0,40 0,35 0,32 0,31
6,0 0,51 0,43 0,39 0,36 0,34
8,0 0,60 0,50 ,45 0,41 0,38
10,0 — 0,57 0,50 0,46 0,43
415.
Числовые значения коэффициента К могут быть найдены по номо-
грамме [1, с. 509] или по табл. V.32.
Для коридорных пучков гидравлические потери напора рассчиты-
вают по формуле [1, с. 509]:
Дл = 1, 4£птрр -у (V ,234)
где § — коэффициент сопротивления одного ряда труб.
Рис. V-34. Номограмма для определения гидравлического сопротивления одного ряда
труб при шахматном их расположении.
Значения коэффициента | могут быть найдены по графику [1,
с. 510] или по табл. V.33.
При коридорном расположении труб гидравлические потери напо-
ра можно рассчитывать по уравнению [3, с. 54; 4, с. 140] ?
Г S2 7 75 000 / 5, \ иа
Дл = р,36 lg Si_da 4-0,057j . Re (1g s1—dH ) ”TP p (v.235)
Гидравлическое сопротивление одного ряда труб при шахматном и
коридорном их расположении определяется по номограммам, приведен-
ным на рис. V-34 и V-35.
,4.16
Потерн напора в камере конвекции равны:
Длк = У, Дл + Длст
(V.236)
где 2Дл— потери напора в конвекционном пучке труб с учетом мест-
ных потерь; Длст — статический напор в камере конвекции.
Рис. V-35. Номограмма для определения гидравлического сопротивления одного ряда
труб при коридорном их расположении.
Статический напор
муле:
в конвекционной камере определяют по фор-
Длст = h (рв — pr) g
(V.237)
где h — высота столба газа в конвекционной камере, м; рв— рг — раз-
ность плотностей наружного воздуха и дымовых газов, кг/м3.
27—844
417
Расчет газохода и дымовой трубы
Расчет газового тракта печи включает определение потерь напора
при известных размерах дымоходов. Размеры дымоходов частично при-
нимают (с учетом расположения печи и другого оборудования техноло-
гической установки), частично рассчитывают. Предварительно принима-
ют схему устройства газохода печи, а затем определяют площадь попе-.
речного сечения борова для отвода газов
5б = Gc/Ыб (V.238)
где Gc — секундное количество продуктов сгорания, кг/с; «б — массовая
скорость газов в борове, кг/(м2-с)^
Находят секундное количество (кг/с) продуктов сгорания
Gc = BGr/3600 (V,239>
и массовую скорость газов в борове
«б=а’бРтух (V.240)
где — линейная скорость газов в борове, м/с; рг —плотность про-
Ух
дуктов сгорания при температуре Тух, кг/м3.
Размеры борова (высота hB и ширина b газослива) зависят от
расхода дымовых газов:
3 /~ уз
= А 1 / ___с
|/ Л’ЦТ’ух —273)
где Vc — объемный расход газов, м3/с.
Определяют объемный расход газов
(V.241)
(V.242)
и теоретическую высоту дымовой трубы:
9.81 (Рв-Рг) io со /273 273
12,00 I ’гр-7р~
\ в * г
где SAn — общее сопротивление потоку газов (разрежение, создаваемое
трубой), Па; рв — рг — разность плотностей наружного воздуха’и дымо-
вых газов, кг/м3.
Практическую высоту дымовой трубы находят с учетом наивысшей
температуры атмосферного воздуха в летнее время:
(V.243)
1,2Д/7П + Длдин ] 293^^
Н = L .2731 лбар “ РпгЮ5 (V,244>
рРв—Риг) Гг] “ АЯтр 1,293лбар
где А/7П — потери напора в газовом тракте без учета сопротивления ды-
мовой трубы, Па; Алдин— динамическая потеря напора в дымовой тру-
бе, определяемая по скорости на выходе из трубы; рпг — приведенная
плотность дымовых газов при л=105 Па и Го=273 К, кг/м3; лдар— ба-
рометрическое давление, Па; рв — плотность .наружного воздуха при
данной температуре, кг/м3; Тг— температура дымовых газов, К; Алтр—
сопротивление трения в дымовой трубе на Гм ее высоты.
418
Величина Длтр рассчитывается по формуле
0,02
Длтр = -3^- a'JpPr (V.245)
в которой dTP — диаметр трубы, м; wCp— средняя скорость газов
в трубе, м/с; рг — плотность дымовых газов в трубе, кг/м3.
РЕЦИРКУЛЯЦИЯ ГАЗОВ
Рециркуляция газов в трубчатых печах оценивается коэффициентом .
рецуркуляции, равным отношению количества рециркулирующих газов
к количеству первичных продуктов сгорания.
По температуре над перевалом Т„ коэффициент рециркуляции опре-
деляется из уравнения теплового баланса на 1 кг топлива:
<ЭрПт(1 - Ц) + Gc (Тух - 273) R + QB = (7? + l)GC(7’n-273) (V.246)
где G — количество первичных продуктов сгорания;- Ту* — температура
уходящих газов; QB — тепло, вносимое подогретым воздухом;
Тогда
= Q>(1-H) + QB-GC (Тп-273) (у247)
, Gc(Tn- Тух)
С повышением величины коэффициента рециркуляции понижаются
температура газов на перевале, коэффициент прямой отдачи и тепло-
напряжение радиантных труб.
ГИДРАВЛИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ ЗМЕЕВИКА ТРУБЧАТОЙ ПЕЧИ
При гидравлическом расчете змеевика трубчатой печи определяют
потери напора. Расчет потерь напора в змеевике трубчатой печи имеет
особенности, зависящие от назначения трубчатой печи [нагрев без испа-
рения, нагрев и частичное или полное испарение, нагрев, испарение и
реакция (например, пиролиз, крекинг)].
Нагрев сырья без испарения
Поскольку нагреваемый продукт остается в жидкой фазе, расчет
потерь напора осуществляют по формуле Дарси—Вейсбаха
, ZAw2 I -м2
^=b-2d-p=^-2dp- <v’248>
где л — коэффициент гидравлического сопротивления; 1Э — эквивалент-
ная длина участка змеевика с учетом длин труб и фиттингов, м; w —
скорость продукта, м/с; d — внутренний диаметр Трубы, м; р — средняя
плотность нагреваемой жидкости, кг/м3; и — массовая скорость продук-
та, кг/ (м2-с).
Коэффициент гидравлического сопротивления К зависит от внутрен-
него диаметра труб змеевика dB (при Де^Ю5):
М X ав' м X
0,063 0,035 0.101 0,032
0,076 0,034 0,127 0,031
0,089 0,033 0,152 0,030
27:
419
Нагрев и частичное или полное испарение продукта
При расчете потерь напора для этого случая учитывают, что испа-
рение нагреваемой жидкости начинается в некоторой точке трубного
змеевика, и поэтому змеевик можно условно разделить на два участка,
в одном из которых жидкость нагревается, а в другом испаряется. Поте-
ри напора на каждом участке рассчитывают в отдельности.
В первую очередь определяют давление в начале участка испарения
[4, с. 132]
(V.250)
(V.251)
(V.252)
где Лк — давление в конце рассчитываемого участка змеевика, Па;
/и — расчетная длина участка испарения, м; А, В, К. — коэффициенты,
равные:
0.083AZ? , G1
А~ ржа> ~к pxdn
В >4 (/к /н) рж -4gP>K
^иРп ^иРп
„ _ ен^и
Л «К — «н
при этом X — коэффициент гидравлического сопротивления (для атмо-
сферных печей Х = 0,020—0,024, для вакуумных Х=0,018—0,02); G —
расход жидкости, кг/с; рж — плотность жидкости при средней темпера-
туре участка, кг/м3; d — внутренний диаметр труб на участке испаре-
ния, м; ек и ен — массовые доли отгона в конце и начале участка испаре-
ния; рп — средняя плотность паров при л=105 Па, кг/м3; е — массовая
доля испаряющегося сырья.
Средняя.плотность паров при л=105 Па равна
~- = ^i(4r-+4,K-\ (V.253)
Рп \ Мн Мк I '
где Та и Тк — средние температуры кипения фракций, отгоняемых в на-
чале и конце участка испарения, К; Мп и Л4К — массы 1 кмоль каждой
из этих фракций.
Плотность паров имеет следующие приближенные значения:
для атмосферных печей рп= 1/3500;
для вакуумных печей рп= 1/2000.
Далее находят расчетную длину участка испарения [3, с. 48; 4,
с. 132]:
Вт, — hT
= <v-254)
12 JP
где Hrt — энтальпия сырья на выходе из печи (двухфазное состояние
при температуре Тг), кДж/кг; hr — энтальпия жидкого сырья при тем-
пературе начала испарения, кДж/кг; Лт-Р— энтальпия жидкого сырья
в конце конвекционных труб на границе с радиантными трубами
змеевика, кДж/кг; /ЭКв — расчетная эквивалентная длина радиантной
секции змеевика, м.
420
Коэффициент гидравлического сопротивления зависит от режима
движения среды, характеризуемого с помощью критерия Re; его опре-
деляют по формулам, приведенным в табл. V.34 [1, с. 508; 3, с. 44; 16,
с. 88—89].
Таблица V.34. Значения коэффициента сопротивлений
Re
<2000
(2—5) 10s
(5—10). 103
>104
(2-30) IO3
(1—30)-IO5
64/Re
^0,04
0,3164/^/Re
0,857/(lgRe)2>4
1/(1,8 lgRe-1,5)2
0,0032+ (0,221 /Re°>127)
Если начало испарения совпадает с началом рассчитываемого
участка (ен=0 и Х=0), формула- (V,249) принимает вид
ли = -/л3+Я/ил;к + 10В^ . (V.255)
Если в некотором сечении змеевика сырье начинает испаряться
и количество пара постепенно нарастает, то задача гидравлического
расчета змеевика включает определение длины /и, отсчитываемой от вы-
хода сырья из радиантной секции (из печи). При этом неизвестными
величинами также являются давление лн, температура Т и давление л
в искомом сечении змеевика.
Метод решения такой задачи предложен Баклановым, исходившим
из предположения, что в пределах секции, где начинается испарение,
тепловое напряжение поверхности труб считается одинаковым, а при-
рост энтальпии продукта пропорционален длине труб (V,254). .
Чтобы рассчитать длину /и по формуле (V.254), надо знать темпе-
ратуру Т, для нахождения которой необходимо предварительно опреде-
лить давление л. Эта задача решается графически. При нескольких зна-
чениях температуры определяют величины давления паров сырья.
(Обычно значения выбирают в интервале Тр—Т2, включая температуры
Гр и Тк-) Далее строят графическую зависимость Р(Т), при этом на оси
ординат откладывают числовые значения Р, а на оси абсцисс — значе-
ния Т. После этого задаются давлением ли в начале участка испарения.
При существующем давлении температура сырья в сечении змеевика,
взятом на начальном участке испарения, будет равна температуре на-
чала кипения. Отложив на графике Р(Т) значение Лн, находят темпе-
ратуру Т. Зная температуру Т, определяют энтальпию hr и по формуле
(V.254) находят длину /и участка испарения. При этом необходимо,
чтобы длина /и соответствовала принятому давлению Лн. Взаимная про-
верка осуществляется по формуле (V.255). Если лн~Лн, то задача ре-
шена. В случае значительного расхождения величин лн и Лн
новым числовым значением
и повторяют расчет до получения практического равенства
значений принятого давления и давления, найденного по
задаются
(V.256)
числовых
формуле
421
(V.255). Только после этого можно рассчитывать давление на входе
в печь:
Лах = Л вых 4" Дли 4- Д^н + Длст (V.257)
где Лвых — давление на выходе из змеевика печи (обычно известная
величина); Лли— потери напора на участке испарения; Длн— потери
напора на участке нагрева без испарения; Длст — перепад давления, не-
обходимый для преодоления давления столба жидкости в печи.
Величина эквивалентной длины змеевика /экв в формуле (V,254)
равна
/эКВ = л/тр 4' ^дв^экв.дв (V.258)
где п — число труб; /тр— длина трубы; /гдв — число соединительных
двойников змеевика; /экв. дв— эквивалентная длина двойника, прини-
маемая в пределах
/экв.дв = (50- 100)dB
Обычно /экв.двл;60 (da— внутренний диаметр труб змеевика).
Перепад давления, необходимый для преодоления давления столба
жидкости в печи, равен
Длст = 10йрж (V.259)
где h — высота печи от «нулевой» отметки до оси верхнего потолочного
экрана, м.
Нагрев, испарение и реакция
Гидравлический расчет змеевика реакционно-нагревательных печей
рекомендуется вести по отдельным участкам. При этом задаются дав-
лением и температурой в конце каждого участка. Степенью конверсии
на каждом участке тоже задаются и определяют долю отгона в конце
участка. Затем определяют количество тепла, переданного на участке,
и длину участка.
Рассчитывают объемы продукта в начале и конце участка:
^общ = -р Гп (V.260)
Расчет потерь напора производят по известным уравнениям (Дар-
си—Вейсбаха и др.). Одновременно выполняют кинетический расчет.
В случае несовпадения полученного и заданного значений степени кон-
версии, а также вычисленных и заданных величин потерь напора, про-
изводят расчет методом последовательного приближения.
Величину потерь напора в реакционном змеевике рассчитывают
по формуле [3, с. 53]
OU1!77
Дл = 1,65-Ю’ L (V.261)
где w — условная скорость жидкого холодного сырья, м/с; л — давление
на выходе из реакционного змеевика, Па; L — длина змеевика, м.
Рекомендуемые скорости в змеевиках трубчаФых печей. Скорости
нагреваемых сред в змеевиках трубчатых печей зависят от характера
технологического процесса:
422
СИ, м/с
Атмосферная перегонка нефти:
средние данные...............................1,4—1,8
при большом парообразовании .... 0,8—1,4
при малом парообразовании................ До 3,0
при нагреве до Т = 598 К и испарении 10—
25% жидкости...........................1,1—1,3
при нагреве до 7"=598 К и испарении 25—
60% жидкости.............................0,8—1,1
Термический крекинг:
средние данные...........................2,0—3,0
на выходе из конвекционной секции . . . 1,5
на выходе из радиантной секции .... 1,8
Висбрекинг...............................0,6—1,8
Замедленное коксование ........................... 2,1
Вакуумная перегонка мазута................. 1,2
Вторичная перегонка бензинов ........... 0,9—1,5
Перегонка смазочных дистиллятов:
светлых ... 1,5
темных................................. 2,0
Риформинг бензиновых фракций.................1,3—1,5
ОСОБЕННОСТИ РАСЧЕТА ПЕЧЕЙ С ИЗЛУЧАЮЩИМИ СТЕНАМИ ТОПКИ
Исходными данными расчета являются:
расход сырья, его физические константы;
температура сырья на входе в печь и выходе из нее, доля отгона;
давление на входе в змеевик и выходе из него или же максималь-
ная допускаемая потеря напора;
состав топлива;
давление и температура топливного газа;
время пребывания продукта в зоне реакции и оптимальное тепло-
напряжение поверхности труб, соответствующее наибольшему выходу
целевого продукта (для реакционно-нагревательных трубчатых печей).
Проектный расчет ведут в такой последовательности:
рассчитывают процесс горения топлива;
разрабатывают конструктивную схему трубчатой печи (определя-
ют количество тепла, передаваемого сырью, выбирают тип печи, опре-
деляют допустимое теплонапряжение и поверхность нагрева радиант-
ных труб, рассчитывают скорость нагреваемой среды в трубах змеевика
и определяют число потоков, задаются температурами перевала и отво-
димых дымовых газов, определяют к. п. д. печи и расход топлива);
определяют размеры конвекционной камеры трубчатой печи, исхо-
дя из величины скорости дымовых газов в конвекционной камере.
Поверочный расчет проводят в такой последовательности:
определяют поверхность радиантных труб;
находят приведенную степень черноты газов и факела, поверхно-
сти взаимного излучения и угловые коэффициенты этих поверхностей;
вычисляют среднюю температуру экрана;
определяют температуру газов, покидающих топку;
рассчитывают конвекционную камеру (скорость дымовых газов,
коэффициент теплопередачи и поверхность нагрева).
Среднее значение расчетного теплонапряжения поверхности нагрева
радиантных труб достигает 46,5—58,2 кВт/м2, в отдельных случаях —
93 кВт/м2.
Тепловой расчет трубчатых печей с излучающими стенами топки
основан на методе Белоконя и отличается особенностью определения
423
эквивалентной абсолютно черной поверхности Hs, обусловленной нали-
чием в таких печах излучающих стен [3, с. 148]:
Hs = 'РуСу = <!(vzHSh (V,262)
где величины фу, Н$н зависят от типа печи с излучающими стенами
топки; z — величина, зависящая от рабочей длины трубы.
Эквивалентная абсолютно черная поверхность равна:
Hs = flsv + ffSR (V,263)
„ fгт ।________(1 — Sy)
sv — £veH vh + eyflyF 4-(1 — ev) (еяП^/г+e//nF/f) ]
,, т Гrr ।___________I1 — ey) егГ%.ПЛ// _______]
SR —e/7sr( еу) rh + еуПу^ + (1 — ev) (еЛПЯ/? Э-енПуг//) J
Влияние излучающих стен учитывается прибавлением к эквива-
лентной абсолютно черной поверхности дополнительного слагаемого
erR\, в котором е/? — степень черноты излучающей стены, R— ее по-
верхность; у — эмпирический коэффициент.
Количество тепла, передаваемого трубному экрану, равно
Qp = Qy/y + Qfh + Qrh + Qp.K (V,266)
при этом, в отличие от уравнения Белоконя, добавлены слагаемые Qrh
и Qrf [3, с. 8]:
Qp = еу8НПун (iv — <н) + (1 — By) н (i> — iH) +
+ (1 —By) (iR— ifj) +a.KHK (Tn — TCT) (V.267)
Gvf + Qrf = eveFnVF Uy — '»+(!— By) BRsFnRp (iR — />) =
= ( 1 — By) 8/гЕ^П/т// (ip — iff) = Qpff (V,268)
где ey, &h, ef, e« —соответственно степени черноты газа и факела, труб-
ного экрана, отражающих стен кладки, излучающих стен (керамики го-
релок); Пря — эффективная (расчетная) лучевоспринимающая поверх-
ность взаимного излучения двух поверхностей (отражающей стены и
экрана); П/?я— то же, излучающей стены и экрана; П«р — то же, излу-
чающей и отражающей стен; Пуя— то же, газового слоя и экрана; iv,
in, ip, iR — энергия излучения единицы абсолютно черной поверхности
газов, экрана, отражающих и излучающих стен соответственно.
Количество тепла, передаваемого трубному экрану излучением,
равно
Qp — Qp.K = CSHSV [фу (гоб) “ (йй) ] + cshsr {фд (loo) — (1об) ] <V’269)
Если в топке нет излучающих стен, то Н$ц = 0, фя = 0 и
(71 \4 / р \4"
Too) -(ioo)j <v-270>
Qp— Qp.K = c$Hsv
Энергия (в Вт/м2) абсолютно черного излучения единицы поверхно-
сти газов, экрана, отражающих и излучающих стен вычисляется по фор-
мулам:
/ 0 \4
'* = cs(iooj
z« = Cs(tdo)
424
где Tv, TF, Tr — температура газов, вторичных излучателей первой и
второй группы соответственно.
Эффективная лучевоспринимающая поверхность определяется сле-
дующим образом: '
= рнуН . = PhfH
t CT## = phrH T\fr = pFRF
где ряу, рнг, phr, Pfr — угловые коэффициенты (степени эффективно-
сти), показывающие, во сколько раз расчетные поверхности П больше
фактических.
Угловой коэффициент р (степень эффективности излучения) пред-
ставляет отношение расчетной (эффективной) поверхности излучения
двух тел к поверхности, участвующей в теплообмене:
При
PHF — }f Pfh ~ р
П/7/г = При PHF _ В Pfh Н
Числовые значения углового коэффициента рун приведения экран-
ной поверхности к эквивалентной плоской поверхности даны
в табл. V.35.
Таблица V.35. Числовые значения углового
коэффициента рун эффективности излучения от газа
к трубному экрану поверхностью Н
Отношение шага к диа- метру труб S/diV Коэффициент
однорядный экран двухрядный экран
первый ряд второй ряд
1,0 0,33 0,33 0
1,5 0,46 0,38 0,10
2,0 0,55 0,43 0,20
2,5 0,62 0,48 0,28
3,0 0,68 0,52 0,35
3,5 0,72 0,55 0,42
4,0 0,74 0,57 0,46
или
Температура газа в топке равна:
Ц = ЦуТ*п
Tv = 7’n
, Qp.K + Сохл
BGcyp
(V.271 >
(V.272)
где Тп — температура газов, покидающих топку; фохл — потери тепла
через стены топки.
Температура излучающих стен топки, зависящая от температуры
покидающих ее газов:
(V.273)
или
TR = 1,27’п при Т<:т<800 к
TR = 1,17’п при Тст > 1000 К
425
В уравнении (V.270) величина ф равна:
Ф = Фи + Hs (Ф« — Фг)
Для печей с беспламенным сжиганием топлива степень черноты
газа и факела ev равна
екй1- X (V.274)
где X — коэффициент прозрачности газовой среды, зависящий от Т:
7, К X т. к X
673 773 873 973 Поверхности взаимно для стены и экрана 0,60 0,63 0,66 0,68 го излучен! Hrh — 1073 1173 1273 1я находят Рп₽н 0,70 0,72 0,73 по формулам
для экрана и неэкранированных стен
Пгн = рЩ'я
для газового слоя и кладки
=s= F
Здесь П' — расчетные поверхности взаимного излучения при замене
трубного экрана плоской поверхностью; р — коэффициент, учитываю-
щий, во сколько раз эффективная лучевоспринимающая поверхность
теплообмена между излучающей стеной и трубным экраном меньше
поверхности между излучающей стеной и сплошным экраном:
Р = PiKi
где pi — коэффициент для трубного экрана при центральном располо-
жении излучающей стены; А— поправка на смещение осей поверхно-
стей R и Н, зависящая от расстояния между осями излучающей поверх-
ности и трубного экрана
^=1-0,16
Числовые значения коэффициента р даны в табл. V.36.
Таблица V.36. Числовые значения коэффициента Q= —;—
Источник тепла Значения коэффициента р при различных величинах отношения S/d
1 2 3 4
Прямая радиация: Второй ряд труб первый ряд труб Общее количество прямого и отраженного тепла, передава- емого первому ряду труб 426 0 1,00 1,00 0,23 0,59 0,82 0,24 0,42 0,66 0,22 0,33 0,54
ПОКАЗАТЕЛИ РАСЧЕТА ТРУБЧАТЫХ ПЕЧЕЙ ПИРОЛИЗА
При расчете процесса пиролиза наиболее важными показателями
являются продолжительность контакта, распределение температур по
длине змеевика, давление на выходе из змеевика, диаметр труб змее-
вика.
Сокращение продолжительности контакта при одновременном по-
вышении температуры в зоне реакции увеличивает выход целевого про-
дукта.
Повышение давления приводит к снижению выхода этилена с про-
дуктами реакции.
При уменьшении диаметра труб змеевика степень конверсии воз-<
растает вследствие увеличения коэффициента теплоотдачи и уменьше-.
ния относительной теплопередающей поверхности, приходящейся на
единицу перерабатываемого сырья.
Основным технологическим показателем трубчатых печей пиролиза
является время т пребывания ингредиента в зоне реакции. Среднее
время пребывания смеси паров в зоне реакции зависит от вида сырья:
т, с
Этан....................... . .
Пропан—бутановая фракция (эти-
леновый режим) . . .
Бензин .........................
0,9—1,5 (при 7=1053—1113 К)
0,6—0,7 (при 7=1053-1073 К)
0,5—1,0
Теплонапряжение топочного объема двухтопочной печи достигает
70 кВт/м3. Давление на выходе из змеевика трубчатой печи составляет
(1,6—1,8)-105 Па.
В случае змеевика двухстороннего облучения теплонапряжение по-
верхности составляет 70—94 кВт/м2 при температуре в топочной каме-
ре 1273—1473 К.
Ниже приведены оптимальные размеры труб змеевика (м):
при факельном способе сжигания топлива
dBx6 = 0,114x0,006
для печей с панельными горелками
dBx6 = 0,140x0,008
Величина допустимого теплонапряжения в значительной степени
зависит от диаметра труб — с повышением диаметра теплонапряжение
увеличивается.
В концевой зоне змеевика теплонапряжение значительно (пример-
но в два раза) ниже теплонапряжения на начальном участке.
Оптимальному температурному профилю ингредиента в змеевике
печи пиролиза соответствует максимальный выход этилена: на началь-
ном участке змеевика оптимальной является минимальная возможная
температура, на конечном участке — максимальная допустимая темпе-
ратура. Температурный профиль зависит от вида сырья:
т, к
Этан................................................... 1063—1393
Пропан................................................... 933—1203
Пропан — пропилен.................................... 1073— 1083
Бутан........................................ 1043 — 1063
Газовый бензин............................... 1038
Прямогонный бензин (фр. 305—375 К)...................... 1013—1038
Прямогонный бензин (фр. 375—493 К) ..... . 1003—1033
Газойль (р 277 = 0,835—0,845)............................ 998—1018
427
В печах пиролиза с излучающими стенами топки (градиентные
реакторы пиролиза) температура на выходе из змеевика печи равна:
т, к
Этиленовый режим .... 1053—1073
Пропиленовый режим .... 1023—1033
Бутиленовый режим .... 1003—1023
Бутадиеновый режим .... 1033—1043
Среднее теплонапряжение экранных труб в градиентных реакторах
находится в пределах 35—37 кВт/м2. Время пребывания т в зоне реак-
ции (при 7'= 1113— 1123 К) составляет 0,2—0,5 с. Коэффициент тепло-
отдачи в зоне реакции достигает 540—843 Вт/(м2-К).
При расчете, реакторов пиролиза радиантный змеевик условно де-
лят на две зоны: подогрева и реакции. В зоне подогрева конверсия рав-
на нулю. В зоне реакции конверсия принимается условно равной отно-
шению количества газообразных продуктов к Количеству исходного-
сырья. При этом температура в зоне реакции принимается постоянной и
равной максимальной температуре реакции.
Параметром процесса, определяющим выход целевого продукта,
является фактор жесткости
ц = ТтМ
(V,275>
ЛИТЕРАТУРА
1. Скобло А. И., Трегубова И. А., Егоров И. И. Процессы и аппараты нефтеперераба-
тывающей и нефтехимической промышленности. М., Гостоптехиздат, 1962.
2. Адельсон С. В. Технологический расчет и конструктивное, оформление нефтезавод-
ских печей. М. — Л., Гостоптехиздат, 1952.
3. Трубчатые печи. Труды Гипронефтемаш, вып. 5 (15). М., Химия, 1969.
4. Бихшиян Ц. А. Трубчатые печи с излучающими стенами топки. М, ГОСИНТИ,.
1960.
5. Масальский К. Е., Годик В. М. Пиролизные установки. М., Химия, 1968.
6. Лукьянов П. И., Басистов А. Г. Пиролиз нефтяного сырья. М., Гостоптехиздат,
1962.
7. Щапов Г. А. Хим. и технол. топлив и масел, 1964, № 8, с. 42—45.
8. Адельсон С. В. Процессы и аппараты нефтепереработки и нефтехимии. М., Гостоп-
техиздат, 1963.
9. Котишек Ярослав, Род Владимир. Трубчатые печи в химической промышленности.
Л., Гостоптехиздат, 1963.
ГО. Кузнецов А. А., Кагерманов С. М., Судаков Е, Н. Расчеты процессов и аппаратов
нефтеперерабатывающей промышленности. Л., Химия, 1974.
И. Рабинович Г. Г., Адельсон С. В. Процессы и аппараты в нефтеперерабатывающей
промышленности. М. — Л., Гостоптехиздат, 1949.
12. Справочник химика. Т. I. М. — Л., Химия, 1966. Т. V. 1968.
13. Перри Дж. Г. Справочник инженера-химика. Т. I, II. Л., Химия, 1969.
14. Исламов М: Ш. Печи химической промышленности. Л., Химия, 1975.
15. Щукин А. А. Промышленные печи и газовое хозяйство заводов. М., Энергия,
1973.
16. Касаткин А. Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. Изд. 8-е,
М., Химия, 1971.
17. Ключников А. Д. и др. Теплопередача излучением в огнетехнических установках.
М., Энергия, 1970.
18. Тепловой расчет котельных агрегатов. Нормативный метод. Изд. 2-е. ЦКТИ—ВТИ.
М., Энергия, 1973.
19. Белоконь Н. И. Нефт. пром. СССР, 1941, № 1, с. 3—9; № 2, с. 92—101; № 3*.
с. 104—108.
20. Теплотехнический справочник. Т. 2. М., Энергия, 1976.
21. Гуревич И. Л. Технология переработки нефти и газа. Ч. I. М., Химия, 1972.,
ГЛАВА VI
ТЕПЛООБМЕННИКИ, ХОЛОДИЛЬНИКИ, КОНДЕНСАТОРЫ
ОСНОВНЫЕ ОБОЗНАЧЕНИЯ
с —теплоемкость, кДж/(кг-К).
d — диаметр, м.
f — поправочный коэффициент.
G — расход теплоносителя, кг/кг; кг/с.
g = 9,81 м/с2 — ускорение свободного падения.
h — высота ребра, м; энтальпия жидкости, кДж/кг.
К —коэффициент теплопередачи, Вт/(м2-К).
Ми — критерий Нуссельта.
Р — параметр.
Рг — критерий ПранДтля.
Q — тепловая нагрузка, Вт, кВт.
R —параметр, фактор загрязнения (м2-К)/Вт.
г — теплота испарения, кДж/кг.
!Re — критерий Рейнольдса.
S — расстояние между трубами, м.
Т — температура, К.
и —массовая скорость, кг/(м2-с).
w а А 6 ’П е н V 1 р S т «Р — скорость, м/с. — коэффициент теплоотдачи, Вт/(м2-К). — разность. — толщина, м. — параметр. — температурный напор, К. — теплопроводность, Вт/(м-К). — динамическая вязкость, Па-с. — кинематическая вязкость, м2/с. — параметр. — плотность, кг/м3; термическое сопротивление, (м2-К)/Вт. — коэффициент. — время, с. — коэффициент оребрения.
Индексы
в — вода, внутренний. в.п — водяной пар. г — газ. к — конденсация. «. в. п. — конденсация водяного пара. лог —логарифмический. макс — максимальный. мин — минимальный. н п ср тр 1 2 / // — наружный. — потери, пар. — средний. — труба. — горячий теплоноситель. — относительно холодный теплоноситель. . — вход теплоносителя. — выход теплоносителя.
429
КЛАССИФИКАЦИЯ ТЕПЛООБМЕННЫХ АППАРАТОВ
Технологические процессы нефтяной и нефтехимической промыш-
ленности связаны с нагреванием или охлаждением. В одних случаях
тепло подводится извне, в других, наоборот, требуется отводить тепло.
Например, нефть перед подачей в ректификационную колонну цагре-
вают, а продукты ректификации охлаждают. На тарелках ректифика-
ционной колонны происходит конденсация, за счет тепла которой ча-
стично испаряется флегма.
В одних технологических процессах требуется возможно более ин-
тенсивный теплообмен (нагревательные или холодильные устройства),
в других, наоборот, уменьшение и предотвращение непроизводительных
потерь тепла, т. е. теплоизоляция аппаратов.
Процессы, скорость протекания которых определяется скоростью
подвода или отвода тепла, называют тепловыми; осуществляются они
в теплообменных аппаратах. Движущей силой теплообмена является
разность температур.
Теплообменным называется аппарат, в котором происходит обмен
теплом между двумя теплоносителями, т. е. его передача от горячей
среды к, холодной.
Теплообменные аппараты классифицируют по принципу действия,
целевому назначению и конструкции.
По принципу действия теплообменные аппараты подразделяют на
рекуперативные, регенеративные и смесительные.
В рекуперативных аппаратах теплоносители одновременно движут-
ся по разные стороны разделяющей их стенки.
В регенеративных аппаратах горячий и нагреваемый потоки попе-
ременно соприкасаются с одной и той же поверхностью.
. В смесительных теплообменниках теплопередача осуществляется
при непосредственном смешении теплоносителей.
По целевому назначению теплообменные аппараты подразделяют
на собственно теплообменные аппараты, холодильники-конденсаторы
и нагреватели-испарители.
Для собственно теплообменных аппаратов нагрев холодного пото-
ка и охлаждение горячего — одинаково важные целевые процессы.
Для холодильников-конденсаторов целевым процессом являются
охлаждение и конденсация горячего теплоносителя.
Для нагревателей-испарителей целевым процессом являются на-
грев и испарение холодного теплоносителя.
По конструкции теплообменные' аппараты подразделяют на сле-
дующие:
кожухотрубчатые с прямыми, 17-образными или оребренными
трубками одно- и многоходовые;
аппараты типа «труба в трубе»;
погружные;
оросительные;
воздушного охлаждения;
пластинчатые;
впиральные;
аппараты с двойными трубками;
прочие.
Теплообменные аппараты классифицируют также по технологиче-
скому признаку (табл. VI.1),
430
Таблица VI. 1. Классификация теплообменных аппаратов
по технологическому принципу
Аппарат Среда
горячая холодная
Теплообменник, холодиль- ник жидкостной Холодильник газовый Конденсатор Испаритель, подогреватель, кипятильник, дефлегма- тор Жидкость, жидкость в сме- си с парами (газами) Газы Пары воды, нефтяные пары, их смеси Жидкость, смесь жидкости с газом, водяной пар . Жидкость, жидкость в сме- си с паром (газом), вода Вода, воздух Жидкость Жидкость, смесь жидкости с газом (паром)
ХАРАКТЕРИСТИКА КОНСТРУКЦИЙ ТЕПЛООБМЕННЫХ АППАРАТОВ
Кожухотрубчатые теплообменники. Основным типом кожухотрубча-
тых теплообменников являются аппараты с поперечными перегородками
в межтрубном пространстве или безних.
Рис . VI-1 . Схемы кожухотрубчатых теп-
лообменных аппаратов смешанного тока:
а — симметричный; б — несимметричный трех*
ходовой; s — несимметричный двухходовой.
Кожухотрубчатые аппараты смешанного тока, или многоходовые
(рис. VI-1) подразделяют на симметричные, у которых поверхность
противотока равна поверхности параллельного тока, и несимметричные,
у которых предусмотрено либо нечетное число ходов в трубах, либо
эксцентрично установленная перегородка в перепускных камерах,
вследствие чего число трубок в противоточной части больше, чем в ча-
сти с параллельным током.
Кожухотрубчатые теплообменные аппараты маркируют следующим
образом:
тип TH — одно- и многоходовые с жестким корпусом и неподвиж-
ными трубными решетками (с жестко закрепленными трубками);
431
тип ТЛ — одно- и многоходовые с неподвижными трубными решет-
ками и линзовым компенсатором на корпусе;
типа ТП — с жестким корпусом, горизонтальные, двух- или много-
ходовые с плавающей головкой и подвижной решеткой (рис. VI-2);
Рис. VI-2. Конструкция кожухотрубчатого много-
ходового теплообменного аппарата с плавающей
головкой.
Рис. VI-З. Конструкция кожухотрубчатого тепло-
обменного аппарата с (/-образными трубками.
тип ТП-0 — то же, но вертикальные открытого типа;
тип ТУ — с (/-образными трубками и жестким корпусом (рис. VI-3);
тип ПП — подогреватель с паровым пространством.
Поясним принятую индексацию кожухотрубчатых теплообменных
-аппаратов. Например, если теплообменный аппарат имеет марку
31П-1400-70-1,6/2,5,'это означает:
•432
Рис. VI-4. Конструкции кожухотрубчатых
теплообменных аппаратов с описанием де-
талей:
а —с плавающей головкой; б — с плавающей
головкой и сливной перегородкой; в — с жестко
закрепленными трубками: I— дренаж; 2 — пла-
вающая трубная решетка; 3 — перегородка; 4—
крышка, кожуха; 5— плавающая головка; 6 —
трубка воздушная; 7 — опорное устройство пла-
вающей головки; 8 — фланец кожуха; 9— пере-
городки или опорные плиты; /0 —кожух; И—
трубы; 12 — болт для крепления перегородок;
13 — штуцер кожуха; 14— отбойная перегородка;
15 — неподвижная трубная решетка; 16 — штуцер
перепускной камеры; 17 — перепускная камера
или неподвижная головка; 18— устройство для
подъема крышки; 19— перегородка неподвижной
головки; 20 — крышка перепускной камеры; 21 —
линия к прибору; 22— фланец кожуха; 23 — опо-
ра; 24 — фланец плавающей головки; 25 — штуцер
уровнемера; 26— сливная перегородка.
Рис. VI-5. Схемы различных типов перего-
родок трубчатых теплообменных аппаратов:
а — срезанный сегмент; 6 — вырезанный сектор;
в — «диск — кольцо»; г — диафрагменный; W\ —
скорость в кольцевом сечении; Wa —в осевом от-
верстии; Wi — в отверстиях перегородки; Wi-
ne жду перегородками.
28—844
Рис. VI-6. Конструкция теплообменника с паровым пространством тийа испаритель.
Рис. VI-7. Конструкция теплообменника с иаровым пространством типа подогреватель.
Рис. VI-8. Конструкция теплообменника с паровым пространством и Сообразными труб-
ками типа испаритель.
ПП — подогреватель с паровым пространством;
1400—диаметр корпуса, мм;
70 — поверхность теплообмена, м2;
1,6 — давление в корпусе, МПа;
2,5 — давление в трубках, МПа.
Некоторые детали трубчатых теплообменных аппаратов показаны
на рис. VI-4; схемы перегородок представлены на рис. VI-5.
Рис. VI-9. Схемы движения потоков в корпусах кожухотрубчатых теплообменных аппа-
ратов разных типов:
а — с неподвижными трубными решетками; б — при кожухе с компенсатором; a—при двух хо-
дах в межтрубном пространстве; г — при параллельном распределении потоков в межтрубном
пространстве; д —для испарителя или холодильника; е — с распределением паров на входе; лс—
то же, при двух параллельных ходах в каждой секции межтрубного пространства; э—-то же,
при одном ходе в межтрубном пространстве; и — то же, при плавающей трубной решетке; к —
при двух ходах в межтрубном пространствен (Лобразном трубном пучке; л — то же, прн плаваю-
щей трубной решетке; м — для испарителя при одном ходе в межтрубном пространстве и плаваю-
щей трубной решетке или U-образном пучке труб; я— то же, с отводом части жидкости; о—прн
одном или двух ходах в корпусе и плавающей трубной решетке.
Теплообменники с паровым пространством показаны на рис. VI-6—
VI-8.
Схемы движения потоков в корпусах кожухотрубчатых теплообмен-
ных аппаратов разных типов даны на рис. VI-9. '
В трубное пространство рекомендуется направлять более агрессив-
ные теплоносители, относительно загрязненные жидкости и жидкости,
находящиеся под большим давлением.
В межтрубное пространство направляет жидкость болыпоц вяз-
кости, газ и теплоносители, обладающие относительно малым коэффи-
циентом теплоотдачи. Так, например, известно, что коэффициенты теп-
лоотдачи от газов невысоки, поэтому направлять газ по трубкам неце-
лесообразно.
Теплообменники типа «труба в трубе». Теплообменники типа «Тру-
ба в трубе» подразделяются на аппараты жесткой конструкции
28* 435
(тип ТТ); аппараты с сальником на одном (тип ТТ-С) и обоих концах
трубы (тип ТТ-р ГОСТ 9930—61) и аппараты с оребренными внутрен-
ними трубами (тип ТТР).
ПОГРУЖНЫЕ И ОРОСИТЕЛЬНЫЕ КОНДЕНСАТОРЫ И ХОЛОДИЛЬНИКИ
Погружные конденсаторы и холодильники. Погружные (ящичные)
конденсаторы-холодильники и холодильники ограничены в применении
вследствие относительно больших расходов воды. Эксплуатируют по-
Продукт
d
Рис. VI-10. Конструкция погружного хрлодильиика змеевикового типа:
а —' разрез вдоль труб; б — разрез поперек труб; в — вид сверху.
гружные аппараты следующих типов: змеевиковые однопоточные с пря-
мыми или гнутыми трубами (рис. VI-10) и секционные, в которых
деплопередающая поверхность скомпонована из большого числа труб,
соединенных коллекторами (рис. VII-11).
Оросительные конденсаторы и холодильники. Различают ороситель-
ные конденсаторы и холодильники с непрерывным змеевиком и коллек-
торные.
Оросительные теплообменные аппараты находят применение в неф-
техимической промышленности, поскольку для них характерны не-
большой расход воды и повышенный теплосъем (большая величина теп-
лоты испарения охлаждающей воды).
Аппараты воздушного охлаждения. Новый вид конденсационно-хо-
лодильного оборудования— аппараты воздушного охлаждения (АВО)
позволяют сократить потребление воды на нефтеперерабатывающих
заводах.
Опыт эксплуатации подтверждает высокую эффективность и надеж-
ность работы таких аппаратов. Коэффициенты теплопередачи для раз-
личных климатических условий при работе аппаратов в качестве кон-
436
денсаторов и холодильников на таких объектах, как установки AI,
АВТ, вторичной перегонки, деасфальтизации, ГФУ, риформинга, гид-
рокрекинга, заводы синтетического каучука и спирта, составляют 235—•
582 Вт/(м2-К).
Рис. VI-11. Конструкция секционного по-
гружного конденсатора.
, А-/1
Рис. VI-12. Типовая шестирядная секция аппарата воздушного охлаждения АВО:
/ — крышка; 2 —прокладка; 5 —решетка; -/ — труба; 5 — прокладка между рядами труб; 6 — рама.
Аппарат воздушного охлаждения имеет поверхность охлаждения,
скомпонованную из секций оребренных труб, систему подачи воздуха и
регулирующие устройства для изменения расхода воздуха. На ряде
установок применяется увлажнение воздуха.
В случае умеренных температур в аппаратах АВО используют спи-
ральное оребрение, при более высоких температурах профилированное
оребрение лентами или алюминиевые ребра.
Материалом ребер на трубах может быть алюминий, медь, сталь,
покрытая свинцом, оловом или цинком.
437
При наличии спиральных ребер коэффициент теплоотдачи выше,
чем в случае применения ребер других форм или иных способов ореб-
рения (насадочные ребра).
Для холодильников воздушного охлаждения при относительно низ-
ких температурах охлаждаемых сред предпочтительным является вер-
тикальное расположение труб; в противном случае надо применять го-
ризонтальное расположение.
Принудительная подача воздуха осуществляется вентилятором.
Секция стандартного АВО изображена на рис. VI-12.
Основными параметрами аппаратов АВО являются: поверхность
теплообмена секции, число секций в агрегате; коэффициент оребрения
теплообменных труб, число рядов труб в секциях.
В зависимости от расположения поверхности теплообмена аппара-
ты воздушного охлаждения подразделяют следующим образом:
тип АВГ — горизонтальные;
тип АВШ — шатровые;
тип АВЗ — зигзагообразные;
тип АВВ — вертикальные замкнутые.
В аппаратах шатрового типа секции из оребренных труб располо-
жены под углом одна к другой; у нижнего основания секций находится
вентилятор.
В аппаратах зигзагообразного типа секции труб расположены под
углом одна к другой, а оребренные трубы — горизонтально, благодаря
чему совмещены достоинства аппаратов АВГ и АВШ.
В аппаратах замкнутого типа поверхность теплообмена расположе-
на вертикально, секции находятся, по сторонам многоугольника.
Конденсаторы, монтируемые на верху колонных аппаратов, под-
разделяются на аппараты с нисходящим потоком паров и параллельным
направлением обеих фаз (неизотермическая конденсанция) и аппараты
с восходящим потоком паров и противоточным направлением фаз (изо:
термическая и псевдоизотермическая конденсация).
Принята определенная индексация аппаратов воздушного охлаж-
дения; например ДГозначает.
0*2 *о
АВГ — аппарат воздушного охлаждения горизонтальный;
6 — число рядов труб в секции;
2 — число ходов теплоносителя в секции;
8 — длина труб, м.
Пластинчатые теплообменники. Пластинчатые теплообменные аппа-
раты состоят из ряда параллельных тонких металлических пластин,
собранных в специальной раме. Каналы между пластинами разделены
на две системы: по одной проходит горячий теплоноситель, по другой —
холодный. Каждая из пластин представляет собой элемент общей по-
верхности теплообмена. Схема потоков в пластинчатом теплообменном
аппарате приведена на рис. VI-13. Пластинчатые теплообменники
обычно применяют при криогенных температурах.
Спиральные теплообменники. В спиральных теплообменниках по-
верхность теплообмена образована металлическими листами, свернуты-
ми в виде спирали и образующими два спиральных канала прямоуголь-
ного сечения, начинающихся в центре и заканчивающихся на перифе-
рии. По каналам пропускают уеплоносителй. Внутренние концы спира-
лей разъединены перегородкой.
438
Спиральные теплообменники подразделяются следующим образом:
тип СТО — одинарные;
тип СТС — секционные;
тип СТ Б — блочные.
Спиральные теплообменники имеют низкое гидравлическое сопро-
тивление. Их применяют при криогенных температурах.
Рис. VI-13. Пластинчатый теплообменник:
а — схема потоков при шестнадцати межпластинчатых пространствах; б—схема турбулентного
потока жидкости в канале; в — вид части пакета пластин.
Теплообменники с двойными трубами. Теплообменники с двойными
трубами применяют при больших температурных напорах [1, т. I,
с. 260].
Прочие теплообменные аппараты. В целях повышения коэффициен-
тов теплоотдачи в новых конструкциях теплообменных аппаратов при-
меняют, так называемые промоторы турбулентности (перегородки раз-
ных типов и вставки), используют электрическое поле, звуковые и уль-
тразвуковые колебания, применяют материалы, обладающие большими
величинами коэффициентов теплопроводности.
Примером теплообменников нового типа может служить теплооб-
менная винтовая труба [2, с. 14], имеющая ситчатые каналы, назначе-
ние которых — турбулизация теплоносителя.
Теплообменные аппараты фильтр-прессов для систем жидкость —
жидкость применяют при невысоких давлениях и температурах (л^
=^0,7 МПа, 7’^425 К). В случае невязких жидкостей коэффициент’теп-
лоотдачи в этих аппаратах достигает 2900—3500 Вт/(м2-К) [3].
Теплообменные аппараты с трубками из полимерных материалов
(тефлон, фторполимеры, полиэтилен, полипропилен, политетрафторэти-
лен) используют, учитывая ограничения на температурную стойкость
полимерных труб.
Пенные теплообменники для систем газ — жидкость являются аппа-
ратами смешения, в -которых теплообмен между газом и жидкостью
осуществляется при непосредственном контакте сред. Эти аппараты
•служат для охлаждения или нагрева газа жидкостью.
Теплообменники из графитовых материалов применяют в случае
„ агрессивных сред. Различают следующие типы графитовых теплооб-
менников:
439
тип Б — блочные;
тип КБ — кожухоблочные;
тип КТ — кожухотрубчатые;
тип О — оросительные;
тип ПЭ — с погружным элементом;
тип В —• вертикальные;
тип Г — горизонтальные.
Принята определенная индексация графитовых теплообменных ап-
паратов; например ТГ-КБ/В1-2 обозначает:
ТГ — теплообменник графитовый;
КБ— кожухоблочный;
В — вертикальный;
1 — одна агрессивная среда;
2 — двухходовой.
Техническая характеристика графитовых теплообменников зависит
от числй ходов (табл. VI.2).
Таблица VI.2. Техническая характеристика графитовых теплообменников
Число ходов теплоносителя Рабочее дав- ление л-10“5» Па Рабочая тем- пература, к . Число ходов теплоносителя Рабочее дав- ление л10 3» Па Рабочая темпера- * тура. К
1 3 255—423 4 3 До 388
2 5 255—423 5 5 , 255—423
3 3 255—388 6 5 255—423
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ ТЕПЛООБМЕННЫХ АППАРАТОВ
Проектный и поверочный расчеты
Целью теплового расчета теплообменных аппаратов является опре-
деление поверхности, нагрева или числа стандартных аппаратов. При
одинаковой цели расчета существуют две возможности ойределения по- t
верхности. нагрева в зависимости от того, имеется ли возможность при-
менения стандартных аппаратов, или требуется создание нового типораз-
мера теплообменного аппарата. В этой связи различают проектный и
поверочный расчёты. Принципиального различия между проектным и
поверочным расчетами нет. При поверочном расчете размеры аппарата
известны; при проектном расчёте размеры аппарата неизвестны и под-
лежат определению. '
В проектном расчете нового теплообменного аппарата исходными
данными являются начальные температуры обоих теплоносителей, одна
из конечных температур и количества теплоносителей, а определяют
вторую конечную температуру, количество передаваемого тепла и по-
верхность нагрева. • •
В проверочном расчете существующего теплообменного оборудова-
ния исходными данными являются*поверхность нагрева и температуры
теплоносителей, а определяют количество передаваемого тепла и коэф-
фициент теплопередачи.
Формирование исходных данных
Допустимые скорости жидкостей и газов. Перепады давлений, соз-
даваемые при перемещении жидкостей и газов, пропорциональны квад-
рату скорости потока. С точки зрения минимальных энергозатрат на пе-
440
Рис. VI-14. Зависимость коэффициента теп-
лопередачи в конденсаторе смешения от
скорости пара при разных начальных тем-
пературах.
Рис. VI-15. Зависимость скорости жидкости
- в трубе от нагрузки при разных диаметрах
труб.
V-70'fM3/u
Рис. VI-16. Зависимость скорости паров в
трубе от нагрузки при разных диаметрах
труб.
ремещение среды необходимо располагать оптимальной или допусти-
мой скоростью движения среды. При движении жидкости самотеком
ю = 0,1—0,3 м/с, при ее подаче насосом w=0,5—2,5 м/с. Рекомендуемые
числовые значения скорости газов и паров в теплообменниках зависят
от их молекулярной массы и давления (табл. VI.3).
Таблица VI.3. Допустимые скорости газов и паров
в теплообменниках
Давление в корпусе аппарата, МПа Скорость, м/с при различных значениях молекулярной массы
18 29 100 200 400
0,17 36 25,0 21 15 12,0 10.5
0,45 18 15,0 12 9 7,0 6,0
0,80 15 12 0 9 7 5,5 5,0
3,60 10 8,5 6 5 4,0 3,5
7,00 9 7,5 5 4 — —
Числовые значения скорости газов и жидкостей в трубопроводах
даны в табл. VI.4 и VI.5, а также могут быть определены графически
(рис. VI-14, VI-15, VI-16).
Таблица VI.4. Допустимая скорость жидкости в трубопроводах
Вязкость ЖИДКОСТИ J1, Па«с Скорость ау, м/с Вязкость жидкости ц. Па-с Скорость W, м/с
1,5 0,6 0,035—0,1 1,5
0,5—1,0 0,75 0,001—0,035 1.8
0,1-0,5 0,75 0,001 2,4
Таблица VI.5. Рекомендуемые скорости газов
и жидкостей в трубопроводах
Среда
W, м/с
Газ при естественной тяге
Жидкость при движении самотеком
Жидкость в напорных трубопроводах
Насыщенный водяной пар
л = 20—50 кПа
л >50 кПа
Перегретый водяной пар
2—4
0,1—0,3
0,5—2,5
40—60
15-40
30—50
Температура теплоносителя. При расчете коэффициентов теплоот-
дачи необходимо располагать значениями физических констант, как
правило, при средней температуре теплоносителя.
Физические константы, и в частности вязкость, не являются линей-
ными функцйями температуры. Более точно коэффициент теплоотдачи
и коэффициенты теплопередачи определяются не при средней арифмети-
ческой, температуре потока, а при некотором значении Тх. .
Для расчета по промышленным данным коэффициент теплоотдачи
определяется не при средней температуре
П =7’1 + 0,5(72-Т1) - (VI, 1)
*
442
а при температуре
Т"х = T1+0,33(Ta— 7\) (VI,2)
где 71 и Т2— начальная и конечная температуры Теплоносителя.
Формула (VI,2) применима для жидкостей, вязкость которых не-
значительно зависит от температуры.
Для жидкостей, вязкость которых значительно изменяется при из-
менении температуры, рекомендуется формула
TJC = T1+0,17i(T2-T1) (VI.3)
Кольбурном предложен следующий метод определения искомой
температуры Тх. На оси абсцисс (рис. VI-17) отложены значения
Рис. VI-17. График для определения коэффициентов F и С:
( \
a-F=l I С, —,_т„ ; 6-C=f (р, Т ).
\ 1 2 / л
ATi/A72, на оси ординат — значения поправочного коэффициента F.
При этом АГ1 и ДГ2 — разности температур на холодном и горячем кон-
цах аппарата. Кривые линии построены для разных числовых значений
параметра С, равного
г Ki ‘
С=—t (VI,4)
где Ki и Кг — коэффициенты теплопередачи на холодном и горячем кон-
цах аппарата соответственно.
Для охлаждаемого потока
ТХ = Т2 + (Т1-Т2) Е (VI,5)
Для нагреваемого потока
ТХ = Т'2 + (Т"2-ТЬ)Е (VI,6)
443
Для определения средней разности температур пользуются обычной
формулой Грасгоффа.
Средняя температура, при которой определяют средние параметт
ры среды, может также определяться следующими формулами:
для потока с меньшим перепадом температур (Д7’=7,2—T’i)
Тср = Ti +(0,40 — 0,45) ДТ (VI,7)
для потока с большим перепадом температур (&T=Ti—Дг)
Т’ср = Т’ср.а + 0СР • (VI,8)
где Тср. а — среднеарифметическая температура потока; 0Ср = <2л’ог/:'.
Рис. VI-18. Зависимость коэффициента теплопереда.чи от коэффициентов теплоотдачи
при чистых стенках, разделяющих теплоносители.
нВ теплообменниках и холодильниках Д<0,5, поэтому Тх всегда
меньше среднего арифметического значения (Ti + T2)/2.
В аппаратах, в которых температура одной среды постоянна (ри-
бойлеры, паровые подогреватели, дефлегматоры), поправочный коэф-
фициент F не равен 0,5, а может иметь и большее и меньшее числовое
значение. '
При вычислении физических констант паровых подогревателей
средняя арифметическая разность Температур дает более точные ре-
зультаты по сравнению со средней логарифмической.
444 *
Температура охлажденных нефтепродуктов. В тепловых расчетах
теплообменников приходится принимать числовое значение конечной
температуры охлаждаемых нефтепродуктов. При этом можно руковод-
ствоваться данными, приведенными в табл. VI.6. > .
Таблица VI.6. Средние температуры
охлажденных нефтепродуктов
Нефтепродукт Темпера- тура. К
Бензин, керосин Дизельное топливо, вакуумные дистилляты Мазут 308—318 333—343 373-383
Завйсимость коэффициента теплопередачи от коэффициентов тепг
лобтдачи при чистых стенках, разделяющих теплоносители, показана
на рис. VI-18.
Тепловой баланс теплообменного аппарата *
В соответствии с тепловым балансом любого теплообменного про-
цесса должно соблюдаться равенство подводимого Qi и воспринимаемо-
го тепла
Qi-Qi (VI,9)
Однако, вследствие теплопотерь обычно
(VI,9а)
и поэтому
<?!=&+<?/ (VI,Ю)
где Qn — количество тепла, потерянного в окружающую среду.
Отношение количеств воспринимаемого и отдаваемого тепла назы-
вают коэффициентом использования тепла (не путать с к.п.д.):
Я = -|- (VI,11)
Обычно коэффициент использования тепла равен т) = 0,95—0,99.
Таким образом, в соответствии с тепловым балансом
Qi4 =Q2 (VI.12)
Для нахождения отдаваемого или воспринимаемого количества
тепла необходимо знать количество теплоносителя И разность энталь-
пий при соответствующих температурах. Так для теплообменных аппа-
ратов, в которых отсутствуют процессы конденсации' или испарения,
уравнение (VI,12) примет вид:
G1(ft7.(_/fr;)n=G2(/lr»_/zrp (VI,13)
Как правило, к началу расчета собственно теплообменных аппара-
тов в качестве исходных величин известны Gi, Gz, Т\ и Т'?. Одной из
температур (Т\ или Т?) обычно задаются, а вторую определяют.
Для расчета холодильников и конденсаторов необходимо знать ко-
личество горячего теплоносителя Gi, его начальную и конечную темпе-
ратуры, начальную температуру хладоагента.
445
Конечную температуру хладоагента обычно принимают (для воды,
как правило, Т ч = 328—ЗЗЗК) и определяют величину G2.
Для расчета подогревателей в качестве исходных обычно известны
количество G2 и температуры Т'ч и Т2 нагреваемого теплоносителя,
а также температура Т{ горячего теплоносителя; задают температуру
Т\ горячего теплоносителя и определяют его количество Gt.
Поверхность* теплопередачи и тепловая нагрузка
Поверхность теплопередачи. Известно, что, чем больше величина
поверхности теплопередачи, тем при прочих равных условиях быстрее
происходит нагревание или охлаждение продукта. Величина поверхно-
сти теплопередачи должна быть такой, чтобы в заданный промежуток
времени передать необходимое количество тепла от греющего теплоно-
сителя к нагреваемому продукту.
Поверхность теплопередачи рассчитывают по основному уравнению
теплопередачи
О
[К расчету коэффициента теплопередачи см. формулы (VI,54—
VI,56).]
Тепловая нагрузка или количество тепла Q, переданного через по-
верхность F от более нагретого теплоносителя к менее нагретому, опре-
деляется в зависимости от назначения теплообменного аппарата.
Для аппаратов, в которых отсутствуют процессы конденсации или
испарения, тепловая нагрузка определяется на основе уравнения
(VI,13)
q = G1 (hT> - hT>) Т) = G2 (hr - hTi) (VI,15)
f
Для конденсаторов-холодильников тепловую нагрузку рассчитыва-
ют по уравнению
Q = Qi + Qa + Qs + Qt + Qi + Qe — Gic (T{ — 7*K) JaGl (Нтк — hy*) +
+ GB.n [СВ.П (71 — TK B n) + rB.n + св (7’к.в.п — T2) ] (VI, 16)
где Qi — теплота перегрева паров, кВт; Q2— теплота конденсации, кВт;
<2з — теплота охлаждения конденсата, кВт; Q4— теплота охлаждения
водяного пара, кВт; Qs — теплота конденсации водяного пара, кВт;
Qe — теплота охлаждения парового конденсата, кВт; Gt — общее коли-
чество дистиллята, кг/с; с — теплоемкость дистиллята, кДж/(кг-К);
Тк — температура конца конденсации нефтяных паров, К; Ga. п — коли-
чество водяного пара, кг/с; св. п — теплоемкость водяного пара,
кДж/(кг-К); Тк. в. п — температура конденсации водяного пара, К;
гв. п — теплота испарения воды, кДж/кг;- Т* — конечная температура
парового конденсата, К.
Уравнение (VI, 16) является достаточно общим, так как описывает
случай охлаждение — конденсация — охлаждениё. В случаях охлажде-
ние — конденсация, конденсация и конденсация — охлаждение уравне-
ние (VI,16) упрощается.
Для рибойлеров и испарителей тепловую нагрузку рассчитывают
по уравнению:
Q = Gi <£т{ - hrf + Опгп (VI,17)
446
где Ga — количество испаряющихся нефтяных паров, кг/с; гп — теплота
испарения нефтепродукта (дистиллята), кДж/кг.
Коэффициенты теплопередачи и теплоотдачи
Коэффициент теплопередачи обычно рассчитывают по формуле для
плоской однослойной стенки:
K=-j------------------г (VI.18>
+Р1 +Рст + Ра
t
где at — коэффициент теплоотдачи со стороны горячего теплоносителя,
Вт/(м2-к); pi, рст, р2 — соответственно термические сопротивления слоя
загрязнения со стороны горячего теплоносителя, разделяющей теплоно-
сители стенки и слоя загрязнения со стороны относительно холодного
теплоносителя, (м2-К)/Вт; аг — коэффициент теплоотдачи со стороны
относительно холодного теплоносителя, Вт/(м2-К).
В формуле (VI, 18) величина р1 + рСт + р2 сравнительно мала и по-
этому коэффициент теплопередачи можно представить в следующем
виде:
К= (VI, 18а>
ai -г аг
Формула (VI,18а) удобна для анализа соотношения между К, at и
а2. Предположим, ч*го a2<ai. Тогда, поделив на at ее числитель и зна-
менатель, получим
Чем больше разница между at и аг, тем ближе значение К к аг.
Значение К всегда меньше наименьшего из значений ai и а2.
Коэффициенты теплоотдачи at и а2 входят в критериальные урав-
нения, которые получают на основе опытных данных. В общем виде
коэффициент теплоотдачи является функцией многих переменных, кото-
рые связацы критериями подобия
a=f(Re, Pr) (VI,20}
где Re = wd/v— критерий Рейнольдса; Pr = cpg'/X — критерий Прандтля.
Конкретный вид уравнения (VI,20) зависит от режима движения-
теплоносителя. Принято считать, что при Re<2300 режим движения
теплоносителя ламинарный, при Re= 2300—10 000 — переходный и при
R>104— турбулентный.
Продолжительность т теплообмена задается условиями расчета.
Все расчеты удобно вести для случая т= 1 ч, имея в виду, что полу-
ченные показатели будут справедливы и для любого значения временит.
В большинстве случаев в процессе теплообмена греющий теплоно-
ситель охлаждается и его температура понижается, а температура
нагреваемого теплоносителя повышается. В этой связи появляется необ-
ходимость определения средней разности температур или среднего тем-
пературного напора, который вычисляется в зависимости от схемы дви-
жения теплоносителей. Средний температурный напор ЛТср вычисляют
либо как среднелогарифмическую, либо как среднеарифметическую ве-
личину.
447
Коэффициент теплопередачи для аппаратов с оребренными тру-
пами. Коэффициент теплопередачи, отнесенный к полной наружной
поверхности оребренной трубы (включая поверхность ребер)
К = —---------1--jT~ (VI,21)
1 . 1 " вн
апр а2 F пи
где апр — приведенный коэффициент теплоотдачи снаружи трубы,
Вт/(м’2-К); «2 — коэффициент теплоотдачи внутри трубы, Вт/(м2-К);
Квн — внутренняя поверхность трубы (на единицу длины), м2/м;
Fan — полная наружная поверхность оребренной трубы, включая по-
верхность ребер (на единицу длины), м2/м.
Приведенный коэффициент теплоотдачи:
апр = а1<рг]н (VI,22)
где cti — расчетный коэффициент теплоотдачи снаружи трубы,
Вт/(м2-К); <р — коэффициент оребрения наружной поверхности трубы;
т]н — средний коэффициент эффективности наружной поверхности ореб-
ренной трубы.
Расчетный коэффициент теплоотдачи щ снаружи трубы определяют
по уравнению
/4\-“>54 / h.
Nu=C -у- 1—1 RenPr°>4
(VI,23)
где С — коэффициент, равный 0,116 для коридорных пучков и 0,25 для
шахматных пучков; da — наружный диаметр трубы, м; t — шаг ребер, м;
Ji=(D—dH)/2— высота ребра, м; D — диаметр ребра, м; степень'и =
= 0,72 — для коридорных пучков и п = 0,65 — для шахматных пучков.
Приведенный коэффициент теплоотдачи зависит от коэффициента си
•(табл. VI.7). '
Та б л и ц a VI.7. Зависимость апР от си
ВЦ, Вт/(м2-К) «пр. Вт/(и».К) «1. Вт/(м2-К) «пр- Вт/(м«-К)
23,3 16,6 69,7 48,9
34,9 24,4 • 81,3 57,0
46,5 32,6 93,0 65,2
58,2 . 40,7 104,6 • 73,3
Коэффициент оребрения труб:
(VI,24)
где Кпн — наружная поверхность трубы (у основания ребер), м2.
Для стандартны^ теплообменных аппаратов воздушного охлажде-
ния <р = 9 или 14,6.
Коэффициент теплоотдачи «г рассчитывают по известным форму-
лам в зависимости от режима движения теплоносителя в трубе.
Область применения уравнения (VI,23) ограничена значениями
R₽ = 3000—25000 и dB/t=3—4,8.
-448
Для гладкой наружной поверхности трубы коэффициент теплопере-
дачи равен
1
Ка ~ 1 da da 1 dB
«в ‘ dB + рл> dcp + ан +P1 dB + P’
где ав и ан — коэффициент теплоотдачи внутри и снаружи
Вт/(м2-К); dcp — средний диаметр трубы, м.
Для оребренной трубы коэффициент теплопередачи равен:
1
^Н.П — 1 р р 1 р
1 “пн *ян . 1 . . гпн .
„ • р + Ртр р + ~ +Р1 р +Ра
“1 г ВИ “ср ая ~ вн
(VI,25)
трубы,
(VI ,26)
где FCp — средняя поверхность (по среднему диаметру трубы), м2.
Обозначим ’
Ртр-^- + ~ = -~ (VI,27)
"ср ан,п
где ан. п — коэффициент теплоотдачи снаружи трубы, отнесенный к пол-
ной поверхности оребренной трубы, с учетом термического сопротивле-
ния ее стенки, Вт/(м2-К). Тогда
Кн.п j j ~ j j (VI ,28)
+Р1Ф+Р« — I’+'T;—+Р1Ч’
ав ®н.п---------------ан.п
где ф = ГпН/Лн — коэффициент увеличения поверхности при применении
оребрения.
Оптимальное значение коэффициента оребрения для АВО зависит
от соотношения коэффициентов теплоотдачи щ (от продукта к стенке)
и аз (от стенки к воздуху). Для расчетов рекомендуются следующие
значения:
Продукт <р ♦
Высоковязкий 5,2 5,7
Вязкий 7,6 9,7
Маловязкий 9,0 11,4; 12
То же 14,6 18,7; 19,6
> 15,2 20,9
Зависимость коэффициента теплопередачи от коэффициента увели-
чения поверхности при оребрении показана в табл. VI.8.
Коэффициент теплоотдачи для оребренной трубы зависит от ко-
эффициента теплоотдачи; для гладкой трубы он рассчитывается по
уравнению
/ 2ft В — 6 \
аОр = а™ 1 + —-------) (VI,29)
где Огл — коэффициент теплоотдачи для гладкой трубы, Вт/(м2-К); h —
высота ребра, м; б — толщина ребра, м; I — шаг ребер по окружности
трубы, м.
29—844
449
Таблица VI.8. Зависимость коэффициента теплопередачи от коэффициента '1г
Коэффициент теплопередачи п, Вт/(м2-К)
ан =29 Вт/(м2.К) ан =58 Вт/(м2-К)
ill
аа=58 Вт/(м2-К) ав=580 Вт/(м2-К) ав =58 Вт/(м2-К) ав =580 Вт/(м2-К)
5 8 3 23,3 9,7 38,8
10 4,9 19.4 5,2 29,1
20 2,7 14,5 2,8 19,4
При размещении рефер на наружной поверхности вдоль оси трубы
шаг ребер по окружности трубы равен
I = ndu/n (VI,30)
при этом п — число ребер.
Коэффициент; >0 определяется в зависимости от числового значения
произведения:
inh 0 0,4 0,6 0,8 1,0 1,4 1,8 2,0 2,2 2,4
0 1,0 0,95 0,89 0,83 0,76 0,63 0,53 0,48 0,44 0,41
при этом т агл 6Х (VI,31)
где X — теплопроводность материала, Вт/(м-К).
Основными разновидностями оребренных труб являются попереч-
нооребренные и продольнооребренные трубы. К прочим конструкциям
ребер [5, с. 352] относятся плавниковые, проволочные, игольчатые, спи-
ральные и др.
Коэффициент теплоотдачи для оросительных холодильников. При-
менительно к оросительным холодильникам основное уравнение для
расчета коэффициента теплоотдачи имеет вид
а=Срп (VI,32)
где С и п — константы; р — плотность орошения, кг/(м-ч).
Плотностью орошения называют количество жидкости, стекающей
через один метр смоченного периметра.
Рекомендуемые величины плотности орошения оросительных холо-
дильников ограничены пределами 820—1000 кг/(м-ч) [7, с. 566].
При увеличении отношения шага размещения труб к их диаметру
S/d коэффициент теплоотдачи уменьшается, при увеличении плотностей
орошения — возрастает:
при S/d= 1,3
а=58,2р°,и (VI,33)
в других случаях
а = 141,9р°>4 (VI,34)
450
При р = 800—2200 кг/(м-ч), температуре воды Тв = 283—353 К и
диаметре труб d = 0,05—0,2 м [[4, с. 555]:
а = 46,5pMd-o,« (VI,35)
где p = G/(2Z)—плотность орошения, кг/(м-ч); G— расход воды, кг/ч;
I — длина трубы, м.
Коэффициент теплоотдачи при пленочном течении. Коэффициент
теплоотдачи при пленочном течении по вертикальной поверхности (Re<
<2300) рассчитывают по формуле
% 1 / Рж У9
а = 0,78 ReO,»Pr<>,»3 —. I ) (VI,36)
где Ке=4р/цж — критерий Рейнольдса; Н—-высота поверхности, м;
Рж — динамическая вязкость, Па-с.
Коэффициент теплоотдачи при пленочном течении по вертикальной
поверхности (Re>2300) рассчитывают по формуле
а = 1,163 -j- Re°>33Pr°,33 (VI,37)
В случае пленочного течения по поверхности горизонтальных труб
(S/d=i,7—2,0) коэффициент теплоотдачи рассчитывают по формуле
а ==5,82-10-3 -j- Reo.33Pr°,33 (VI,38)
В случае пленочного турбулентного течения воды по поверхности
вертикальных труб коэффициент теплоотдачи находят по формуле
а = 598,Эр13 (VI,39)
где p = G/(nd) —плотность орошения, кг/(м-ч); G — расход воды, кг/ч.
Плотность орошения в данном случае лежит в пределах 150—
1500 кг/(м-ч).
Коэффициент теплоотдачи в теплообменниках типа «труба в трубе».
При расчете таких аппаратов важное значение имеет определение ко-
эффициента теплоотдачи в межтрубном (кольцевом) пространстве при
турбулентном режиме движения теплоносителя. Расчет коэффициента
теплоотдачи внутри трубы малого диаметра подобен расчету коэффи-
циента теплоотдачи в трубном пространстве кожухотрубчатых теплооб-
менников и потому здесь не рассматривается. Известно несколько моди-
фикаций формул для расчетов коэффициентов теплоотдачи в кольцевом
пространстве:
, / и. \»,14
Nu = 0,03Re°,8Pr1/3 (—— ] (VI,40)
\ Рст /
(Рг \°>2
“о (VI,41)
f'H’cT у
a(D—d) п ппп Гш(£> —d)f,s / рг \о,2
— = 0'028 Г-] Рг (р^) (VL42)
2.
а = 0,027 -у Re°>8PrM (D/d)o,« (VI,43)
В формулах (VI,42) и (VI,43) D — внутренний диаметр наружной
трубы, м; d — наружный диаметр внутренней трубы, м.
29* 451
Коэффициент теплоотдачи для погружных холодильников. Коэф-
фициент теплоотдачи от стенки трубы к охлаждающей воде рассчитыва-
ют по формуле
а = 1,163В '|/Г.Г<=тТЗ (VI,44)
где В—коэффициент, зависящий от Тал температуры пленки воды у
стенки трубы:
тпя, к 293 313 333 353 373
в 77 92 108 125 133
Основными переменными, определяющими величину коэффициента
теплоотдачи внутри труб, являются скорость среды, ее вязкость и
диаметр.
Для погружных холодильников вязких жидкостей, находящихся
в турбулентном режиме, предложена зависимость
И)0»*
а = 0,335 ^0,43^0,2 (VI,45)
Если вместо линейной скорости известна массовая скорость, то
можно пользоваться следующей формулой:
U0»8
а = 0,0012 va|43di,;r (VI,45а)
Коэффициент теплопередачи для погружного холодильника равен
(to \°>4
К = 0,4 1—1 (VI,46)
Рекомендуемая конечная температура воды должна быть на 5—
35 К ниже температуры охлаждаемой среды.
Уменьшение разности температур приводит к увеличению поверх-
ности охлаждения, а увеличение разности температур — к повышенному
расходу охлаждающей воды.
Эксплуатационные данные по коэффициентам теплопередачи. Коэф-
фициенты теплопередачи К для погружных холодильников можно опре-
делить графически на основе промышленных данных (рис. VI-19).
Коэффициент теплоотдачи а для погружных холодильников может
быть найден графически (рис. VI-20). Значения поправочного коэффи-
циента В в формуле (VI. 69) определяются по графику, приведенному
на рис. VI-21. Ниже приведены средние значения коэффициентов теп-
лопередачи для погружных конденсаторов и холодильников:
К. Вт/(м«-К)
Пары нефтепродуктов:
легких..............................87,2—116,3
тяжелых.......................... 58,2—87,2
Водяной пар.......................... 284,9—343,1
Легкие дистилляты ...... 87,2—145,4
Вязкие масляные фракции .... 58,2—145,4
Мазуты........................... . 46,5—69,8
452
Рис. VI-19. Зависимость коэффициента теплопередачи погружных холодильников от
вязкости и скорости жидкости.
Рис. VI-21. График для опреде-
ления поправочного коэффици-
ента В для труб разного диа-
метра.
Рис. VI-20. График для определения коэффи-
циента теплоотдачи <Xi в погружных холодиль-
никах в зависимости от коэффициента тепло-
отдачи а2 и средней температуры охлаждаю-
щей воды:
а - тср =323 К; б - Тср =308 К: t - Т ср =298 К.
Коэффициенты теплопередачи оросительных конденсаторов-холо-
дильников могут достигать величины 580 Вт/(м2-К) [8, с. 260].
Коэффициенты теплопередачи пластинчатых блочных теплообмен-
ников, применяемых для охлаждения насыщенного абсорбента тощим
абсорбентом на масляных абсорбционных установках, зависят от ско-
рости горячего Wi и холодного теплоносителей:
453
м/с М/с К, Вт/(м2.К)
0,32 0,82 0,37 0,82 640 2070
Коэффициент теплоотдачи а пластинчатого теплообменника дости-
гает 3500 Вт/(м2-К) [5, с. 351].
Коэффициент теплопередачи трубчатого конденсатора бензина на-
ходится в пределах 240—460 Вт/(м2-К). Присутствие неконденсируемых
газов снижает коэффициент теплопередачи до 115—230 Вт/(м2-К).
Средняя разность температур
Средняя разность температур (температурный напор) является
движущей силой процесса теплообмена, ее величина зависит от схемы
движения теплоносителей. Основные схемы противотока и прямотока и
соответствующие им разности температур потоков даны в табл. VI.9.
Таблица VI.9. Схемы противотока и прямотока теплоносителей
Обозначение разности температур, К Схема н соответствующая разность температур
для противотока для прямотока
7-;- 7-;
т"^ т'2 К- П
01 T{-f2 7’1'- т2
0, T’l- 7-' Т\- Т2
Средняя разность температур равна 01 — 0а вер — влас/ Q 1п1Г (VI,47)
где f=<p(P, R)—поправочный коэффициент для многоходовой схемы
движения теплоносителей; Р и R — параметры.
т; - т; Ата
T'i — T'i ~ T'i—T'i
„ И-И АЛ
К~ Т"а — П - дг2
(VI, 48)
(VI, 49)
Экономически целесообразной часто оказывается противоточная
схема движения теплоносителей, поэтому для расчета других схем
движения теплоносителей введен индекс противоточности.
По Белоконю индекс противоточности равен:
рБ= (VI,50)
(^)общ (КПобЩ ’
По Гарднеру индекс противоточности равен:
= _(КГ)п_рт = _(у)общ _ j (VI.51)
(ЯЛирл (КГ)прл 7
454
В формулах (VI,50) и (VI,51): KF— водяной эквивалент поверхно-
сти нагрева или удельная тепловая мощность поверхности нагрева,
Вт/К; (KF)npT, (Л/)пРл и (/CF)o6m соответственно водяные эквиваленты
противоточной, прямоточной и общей поверхности нагрева, Вт/К-
Рис. VI-22. Схемы теплообмена:
-а — нагрев при постоянной темпе-
ратуре одной из сред; б — то же,
охлаждение; в—при чистом пря-
мотоке; г — при чистом противо-
токе.
Рис. VI-23. Зависимость средней логарифмической
разности температур 0Лог от числовых значений
Омаке И Омкн-
Четыре схемы теплообмена представлены на рис. VI-22.
В процессе теплопередачи разность температур выражается так:
для прямотока
Т'-mt п____________
макс__________________1 1 1 2 Чмин — 1 1 ~~" 1 2
для противотока
_____________________ Т' ФИ Л т» тг
макс ~~ 1 1 — 1 2 ^мин — * 1 J а
В зависимости от относительных количеств теплообменивающихся
сред и их теплоемкостей (см. табл. VI.9) Омаке равно 01 или 02.
455
Уравнение Грасгоффа позволяет определить среднюю логарифмиче-
скую разность температур (для четырех случаев, представленных на
рис. VI-22):
0ЛОГ
0маке 0мин
Омаке 0мин
, Омаке
In —А----
°мии
(VI 52)
Зависимость средней логарифмической разности температур от зна-
чений бмакс и 0мин представлена на рис. VI-23.
Средняя логарифмическая разность температур всегда меньше
средней арифметической разности, но для значений (0макс/6МНн) <1,7
можно принять
0ср —
01 +02
2
(VI ,53)
При смешанном и перекрестном токе средняя разность температур
ниже, чем при чистом противотоке, и выше, чем при прямотоке (при
тех же начальных и конечных температурах).
Использование в тепловых расчетах средней логарифмической раз-
ности температур предусматривает:
наличие чистого противотока или чистого параллельного тока;
постоянство значений коэффициента теплопередачи, теплоемкостей
и вязкостей сред в процессе теплопередачи;
отсутствие процессов испарения и конденсации.
Зависимость средней логарифмической разности температур 0ЛОГ от
отношения 0мин/0макс представлена в табл. VI.10.
Таблица VI. 10. Зависимость Олог/Ом.кс от отношения 0мян/Омакс
А МИН GjlOf д °МИН ®лог
Д макс ®макс д °макс мак с
0,0025 0,167 0,10 0,391
0,005 0,188 о,п 0,404
0,01 0,215 0,12 0,415
0,02 0,251 0,13 0,430
0,03 0,276 0,14 0,438
0,04 0,298 0,15 0,450
0,05 0,317 0,16 0,458
0,06 0,335 0,17 0,467
0,07 0,350 0,18 0,478
0,08 0,364 | 0,19 0,488
0,09 0,378 0,20 0,497
МИН елог д рмин Д макс ®лог
д рмакс д рмакс д макс
0,21 0,509 0,60 0,783
0,22 0,518 0,526 0,65
0,23 0,812
0,24 0,535 0,70 0,841
0,25 0,30 0,542 0,581 0,75 0,869
0,35 0,620 0,80 0,897
0,40 0,45 0,655 0,690 0,85 0,924
0,50 0,722 1 0,90 0,950
0,55 0,753 I 0,95 0,980
Коэффициент теплопередачи изменяется по длине аппарата, поэто-
му для расчета поверхности нагрева приходится пользоваться основным
уравнением теплопередачи
Q
<VI’54)
в таком виде
Р
Alog
(VI ,55)
456
причем
J / rs Д ’
Alog — (KiA7\ KjAT'g) / I In ^дг
(VI ,56)
где Л1 и Kt — коэффициенты теплопередачи, определяемые соответст-
венно на горячем и холодном концах аппарата, Вт(м2-К); АЛ и АЛ-—
разности температур на горячем и холодном концах аппарата.
В формулах (VI,55) и (VI,56) предполагается линейная зависи-
мость коэффициента теплопередачи от температуры одной из теплооб-
менивающихся сред.
Рис. VI-24. График для определения
среднего температурного напора.
В теплообменниках со смешанными схемами движения теплоноси-
телей расчет средней разности температур требует введения поправоч-
ных коэффициентов f [см. формулы (VI, 47) — (VI.49)].
Известен ряд зависимостей для определения поправочного -коэффи-
циента f [3; 7, с. 547; 9, с. 17—20].
В случае простого смешанного тока, когда в межтрубном простран-
стве теплообменника теплоноситель делает один ход, а в трубном про-
странстве два хода, средний температурный напор рассчитывают по
формуле
у АП + АП__
Sr.-S П + VДИ + АН
S -л - S л - /ди + дп
/ДП + ДП______
[(е1 + о8 + /дп+~дп)1
01-02 - уди+ ДП
(VI,57)
На основании формулы (VI,57) составлен график (рис. VI-24), ось
абсцисс которого
а ось ординат
У ДП + ДП
20сР
_ /АП + АП
(VI, 58)
(VI,59)
Средний температурный напор определяется графически (pnc.VI-24)
в такой последовательности:
рассчитывают величины (//) по формуле (VI,59);
определяют величины (х) по графику, приведенному на рис. VI-24;
вычисляют средний температурный напор по формуле (VI,58).
457
Формула (VI,57) применима для теплообменников, в которых теп-
лоносители делают несколько ходов. При этом надо вводить поправоч-
ный коэффициент f.
Для теплообменника, у которого в трубном пространстве теплоно-
ситель делает два хода, коэффициент f равен:
1 е>
(VI ,60)
1 Г (ц +1) — е2 (ц— 1) ]
1П|_ 02(4 + 1) - 0! (7] - 1) J
(VI,61)
Для теплообменников, у которых теплоноситель делает в трубном
пространстве п ходов, средний температурный напор определяют по
формуле
М
0ср = оГ+о2 + м (Vi ,62)
In а I а
где
м = V (Т{ — г;)2 + (т; - т'2)2' = / дТГ+дг[
Для аппаратов с несколькими ходами теплоносителя в корпусе и
четным числом ходов теплоносителя в трубах средний температурный
напор рассчитывают по формуле
/(7{-П)2 + (П-П)2
ср 0 + /(П-7Т)2 + (Га-^)2
0 - У(П-7’;)2 + (П-7’а)а
(VI,63)
где
У 0! + У 02
9 =
(VI,64)
При числе ходов в трубах, равном числу ходов в корпусе, средний
температурный напор равен соответствующей величине при чистом про-
тивотоке или прямотоке.
Для определения средней разности температур в аппаратах с боль-
шим числом ходов теплоносителей Белоконь предложил использовать
индекс противоточности, характеризующий степень противоточности
аппарата. Средняя разность температур определяется по уравнению
И. И. Белоконя:
ЬТ ,а ₽ 01 — 0а
0ср — + rj __ Г' _ 7» дг — /0лог — 0Х (VI,65)
1п n+'rj —т;—г; —дт 1п-оГ
где
ДТ= /(Д7\ +Д7'а)2-4рБ(ДТ1) (Д7Д (VI,66)
458
Таблица VI. 11. Значения индекса противоточности
Схема Движения теплообме- нивающихся сред Индекс протнвоточ- ности рБ Схема движения теплообме- нивающихся сред Индекс противо- точности рБ
—»— 0 0,98
< — 1 -LFtfr 1,00
* ‘1 ** ) °,5 0,90
I»— 0.56 0,49
0,88 * 0,18
-cFh 0,95 0,70
Уравнение Белоконя применимо для схемы теплообмена, обладаю-
щей любым значением индекса противоточности. Числовые значения
индекса противоточности приведены в табл. VI.11, их можно также вы-
числить по формуле (VI,50).
Уравнение (VI,65) может применяться для аппаратов с любым чис-
лом ходов теплоносителей в корпусе и трубах, если воспользоваться
эквивалентным индексом противоточности (рис. VI-25):
/ 1 \ а2 Г 2 I2
/»бэкв = 0,5 4-0,25 (Я +—0,25-^- —-(/? +1) (VI,67)
где
\т
а ” 20ср
Значение параметра R см. формулу (VI,49).
По данным Белоконя величины эквивалентного индекса противо-
точности зависят от схемы движения потоков в теплообменном аппа-
рате:
459
Один ход в корпусе и два по трубам .... 0,5
Два хода в корпусе и четыре по трубам . . . 0,9
Четыре хода в корпусе и восемь по трубам . .0,98
Большое число ходов в корпусе...............1,00
Противоток...................................1,00
Прямоток ................................... 0
Средний температурный напор равен
0ср = Олог/=О/б (VI,68)
где
, 0сР 2а
/в = -0- =---------------------------------г+^ <VI-69>
'п 1„
Зависимости индекса противоточности и коэффициента f приведены
на рис. VI-26 и VI-27.
Рис. VI-25. График для определения вели-
чины О/0ср для симметричных теплообмен-
ных аппаратов:
/ — при четырех ходах в корпусе и восьми в труб-
ном пространстве; /1 — при двух ходах в корпусе
и четырех ходах в трубном пространстве.
Теплообмен в трубках Фильда представляет собой случай смешан-
ного потока, при котором горячая среда омывает трубки снаружи, а
холодная проходит по внутренней трубке и затем по кольцевому зазору
между внутренней трубкой и наружной поверхностью. Теплообмен воз-
можен в четырех вариантах (рис. VI-28,а—г). Варианты а и г являются
комбинацией прямотока и теплообмена. Варианты б и в — комбинация
противотока и теплообмена.
При теплообмене в трубках Фильда средний температурный напор
равен
а—-Ь
Оср = ДТ2--~ (VI,70)
1ПТ
Здесь
а = d + b = d — e;
л__1_ ATI d- 2 • (VL71) *2 — *2
для вариантов а и г
е=-^К(Я+Т)«Т4?
460
—•?>.
— 7 —
О 0,2 0,<t 0,6 0,8 10
f
Рис. VI-26. Зависимость индекса противоточности рак» от поправочного коэффициента f
для симметричных теплообменных аппаратов.
Рис. VI-27. Зависимость поправочного коэффициента f от отношения разностей темпе-
ратур потоков и индекса противоточности рак,.
Рис. VI-28. Схемы трубок Фильда:
а — ввод во внутреннюю трубу (поток В) по оси
и при параллельном потоке во внешней трубе
(поток А); б — то же, при противотоке во внеш-
ней трубе; в — ввод потока В в кольцевой зазор
при противотоке во внешней трубе; г — то же,
при параллельном токе во внешней трубе.
для вариантов бив
е-=^-У(^-1)2+4г
при этом
АТ 1 Ка dTP
s=«7 r-T<7-5-
где dTP — диаметр внутренней трубки; D — диаметр наружной трубки.
При постоянстве температуры одной из сред (испарение или кон-
денсация) :
Т[ = Т'{ = const; R = О
либо
Т'2 = Т'2 - const; R = 00
a -a (Qi —еа)/Пн;
0СР лог- е1+е2 + (е1-е2) /Г+4? (VI172)
п01+о3_(е1-е2)/1 +4<
Индекс противоточности в трубке Фильда равен:
Рв = 1 - Л 4^ (VI.73)
где h — степень внутреннего экранирования, определяемая по формуле
д______________________________ (К^)возвр
(КР)внешн
при этом (KF) возвр и (/(Г)внешн — водяные эквиваленты поверхности на-
грева или удельная тепловая мощность возвратного и внешнего пото-
ков.
В случае г = 0 средний температурный напор 0Ср —Олог и уравнение
Белоконя имеет вид:
для противотока вдоль внешней поверхности
0 =___________Г(Дл-дта)2+4Мдт!!)2
ср 1 п + П' — - л + /(ДТ1 — ДГ2)2 + 4А (ДТа)а ' ’ ’
П Т{ + -Т'в-Гв- /(Д7’1-Д7’а)а+4Л(Д7’а)а
для прямотока вдоль внешней поверхности
„_____________/(ДЛ + ДГа)2 + 4Л (Д7’а)2______
ср Т{ + 77- 7^ - П + /(Д7\ + Д7а)а + 4/t (ДГа)2 ( ’
П П + T'i -ть- Гя — /(Д7’1+Д7’а)2+4Л(Д7’а)а
При определении средней разности температур смешанного потока
основной задачей является нахождение температуры перехода Тх. Про-
стейший случай смешанного потока теплоносителей представляет П-об-
разная трубка в осевом потоке (рис. VI-29). Теплообмен в U-образной
трубке может происходить по двум схемам: прямоток и противоток
(рис. VI-29, а); противоток и прямоток (рис. VI-29,6).
При перекрестной схеме движения теплоносителей средний темпе-
ратурный напор рассчитывают на основе допущения, что теплоемкости
сред и коэффициенты теплопередачи являются постоянными, а обе жид-
462
кости при прохождении через аппарат не смешиваются. Средний напор
определяется по следующим двум уравнениям:
0ср=(Т{-^) 2 = (Т{-П)г (VI,76}
где 2=/(Р, РТ?) r=f(q, Рб)
или 0ср = ftporf
где f = <p(P, PR) Величины S и f зависят от параметров (см. табл. VI.12, VI.13). fpM rpf „ _ 7 2 2- (VI,77) Ч- Т{ — л
(VI,78)
Возможны три случая перекрестного тока:
Рис. VI-29. Схемы и графики для ап-
парата с £7-образной трубкой в осе-
вом потоке:
а — прямоток с противотоком; 6 — проти-
воток с прямотоком.
полное смешение как в трубах, так и в межтрубном пространстве
(предельный случай простого смешанного потока);
полное смешение в межтрубном пространстве, отсутствие смешения
в трубах (наиболее частый случай);
отсутствие смешения как в трубах, так и в межтрубном простран-
стве.
Таблица VI.12. Значения 2 в зависимости от ij и т]
Числовые значения 2 при различных величинах г) -
5 0 0,1 0,2 0,3 0,4 0.5 0,6 0,7 0.8 0,9 1,0
о 1 000 0,947 0,890 0,838 0,781 0,721 0,657 0,586 0,502 0,388 0
0,1 0,2 о,з 0,4 0 5 о’947 0,893 0,840 0,786 0,729 0,670 0,605 0,533 0,448 0,338 0
0 893 0,840 0,785 0,734 0,677 0,617 0,552 0,480 0,398 0,292 0
0 838 0,786 0,734 0,682 0,625 0,565 0,502 0,430 0,348 0,247 0
0,781 0,729 0,677 0,625 0,569 0,513 0,499 0,378 0,300 0,206 0
0,721 0,657 0,670 0,617 0,565 0,513 0,456 0,394 0,326 0,251 0,167 0
0,6 0 7 0,605 0,552 0,502 0,449 0,394 0,334 0,271 0,201 0,128 0
О’586 0,533 0,480 0,430 0,378 0,326 0,271 0,213 0,151, 0,089 0
0,8 0,9 1,0 0,502 0,388 0 0,443 0,398 0,348 0,300 0,251 0,201 0,151 0,100 0,052 0
0,338 0 0,292 0 0,247 0 0,206 0 0,164 0 0,128 0 0,089 0 0,052 0 0,022 0 0 0
463
Таблица VI. 13. Значения коэффициента f
£ Значения f при величинах разных Т)
0 0.2 0.4 0,6 0,8 1,0
0 1 1 1 1 1 1
0,2 1 0,988 0,975 0,955 0,919 0,873
0,4 1 0,975 0,948 0,909 0,824 0,738
0,6 1 0,955 0,909 0,835 0,698 0,581
0,8 1 0,919 0,824 0,698 0,500 0,360
0,9 1 0,867 0,738 0,581 0,360 0,220
При полном смешении з межтрубном пространстве и отсутствии
смешения в трубах средний температурный напор рассчитывают по фор-
муле 1
вер —
____(Л-Т1)Р
In 1 +-^- in (1 — PR)
= (Т[-П)г
(VI,79)
где
_________р_________
In [ 1 + In (1 — PR)
(VI,80)
параметр Р см. уравнение (VI,73).
При перекрестном токе теплоносителей средний температурный на-
пор можно рассчитывать по формуле
। А7тр ]П Л _ А7*МТР \
АТ'мтр \ Л Tz J
где Лр — перепад температур в трубах; Гмтр — перепад температур в
межтрубном пространстве.
Уравнение Белоконя и Гарднера для расчета среднего температур-
ного напора:
6ср = ln[i +7?in1(l-P)l = Г дт, / ДЛ \1 (VI,82)
Ш 1 1 “Г” * /р 1П I 1 Т'? | I
[ “•*» \ • 1 — a /J
Для теплообменных аппаратов, в которых теплоноситель делает не-
сколько хфдов в трубном пространстве, при расчете среднего темпера-
турного напора необходимо вводить поправочный коэффициент
(VI,83)
f=(\-R) ln[l+7?ln(l-P)l
Для аппарата с V-кратным перекрестным током средний темпера-
турный напор можно рассчитать по формуле
еср------------------------------------ (VI, 84)
ДТтр Д7\р ± АТ’мтр
1 ± ЛТ п-----------
ит₽ ДЛрТДЛ^/^
464
где Qi — разность температур на входе теплоносителя в трубы; 0а— то
же, на выходе.
В формуле (VI,84) верхний знак относится к противотоку, ниж-
ний — к прямотоку.
Особенности расчета
Периодическое охлаждение. Общее количество тепла (в Дж), кото-
рое отводят при периодическом охлаждении, рассчитывается по фор-
муле
Q=kFzQcp (VI,85)
где 0ср — средняя разность температур, К.
При определении величины средней разности температур возможны
два случая.
Случай 1. Температура обеих сред изменяется только во времени
ДТН - ДУТ
0ср ~ In (ДУН/ДУТ) (VI,86)
при этом АУН — начальная разность температур, К; А7\ — разность тем-
ператур в момент т, К-
Случай 2. Температура одной среды меняется во времени, темпе-
ратура второй — во времени и по поверхности (начальная температура
Ти = const)
n _ Тц1 ~~ Гк* А ~ 1 /VT 871
0СР “ . Тя1- Ttt2 A In A (VI,87)
1П гр гр
1 К1 — 1 Н2
(VI.88)
где Thi — начальная температура среды 1; Т„2 — то же, среды 2; TKi —
конечная температура среды 1; А — характеристический параметр.
Характеристический параметр равен
. _ Т Уна __ УН1 — Уна_____Тк1 — Уна ,
Л —• ер _ ер ер ер rp rp — CUIISI
* 1 К1 * KI * К2 1 К1 ~~ 1 К2
где Т — температура охлаждаемой жидкости в сосуде (меняющаяся во
времени); Гк2 — конечная температура охлаждающей жидкости в конце
процесса.
Средняя конечная температура охлаждающей среды
Уср.охл = Уна +0ср In А (VI,89)
Периодический нагрев. Общее количество тепла, которое следует
подвести в процессе периодического нагрева, рассчитывают по
(VI,85).
Средний температурный напор в этом случае равен
й_____________________________Ущ — Уна____ -4 1
°ср “ . УН1- У„а_ ' A In А
1П ер ер
1 Н1 1 К2
формуле
(VI,90)
Характеристический параметр А определяется по формуле
ер ер ер ер ер ер
А _ * H1 1 _ 1 Hl- 2 H2___* Hl - * K2___ .
zi — rp rp — rp rp rp m COnSt
j KI-' * KI — * H2 1 KI — * K2
где T — температура нагреваемой жидкости в любой момент
30—844
(VI ,91)
времени.
465
Средняя конечная температура греющей среды
Т'ср.гор = Лн - 0ср In А (VI,92).
Аппараты воздушного охлаждения. Для теплового и гидравлическо-
го расчета аппарата воздушного охлаждения должны быть заданы сле-
дующие исходные данные:
начальная и конечная температуры охлаждаемого продукта;
температура охлаждающего воздуха;
давление охлаждаемого продукта; допустимые потери давления,,
максимальная скорость в трубах;
термическое сопротивление слоя загрязнения со стороны нефте-
продукта;
физические параметры охлаждаемого продукта при средней темпе-
ратуре;
высота над уровнем моря.
Пример расчета воздушного холодильника дан в работе [6], поэто-
му ограничимся основными расчетными формулами.
Расчет увлажнения воздуха производится по диаграмме h—d для
влажного воздуха (А — энтальпия, кДж/кг; d — влагосодержание, г/кг).
Коэффициент теплоотдачи к воздуху зависит от средней температу-
ры потока воздуха, скорости воздуха в узком сечении, материала и гео-
метрических размеров оребренных труб
G°'718 / s \0-296
а = 0,023 -0ж — /р (VI,93)
“р \ 1
где GM — максимальный расход воздуха в наиболее узком поперечном
сечении, кг/(м2-с); dp— диаметр окружности основания ребер, м; s—
расстояние между ребрами, м; h — высота ребра, м; fP — поправочный
коэффициент, величина которого зависит от числа рядов труб п
(табл. VI,14).
Таблица VI.14. Значения поправочного коэффициента fp
п fp п fP
2 0,70—0,82 8 0,91—0,96
4 0,83—0,91 10 0,93—0,97
6 0,88—0,94 20 0,96—0,98
Если поток воздуха перпендикулярен пучку оребренных труб, коэф-
фициент теплоотдачи к воздуху может быть рассчитан по формуле [1,
с. 216]:
шв'6 / «I \0-6
и=5’26~е (V,,94>
где Si — расстояние между центрами труб, м.
Оптимальное числовое значение скорости воздуха в узком сечении
трубного пучка равно 6—8 м/с.
Температуру охлаждающего воздуха рекомендуется принимать рав-
ной средней температуре сухого воздуха в 13 часов дня самого жаркого
месяца (Тв). В течение года температура воздуха может превышать.
466
Таблица VI. 15. Температура охлаждающего воздуха
Место располо- жения аппарата Температура, К Темпера- тура, ре- комендуе- мая для расчета 7*расч‘ К Место располо- жения аппарата Температура, К Темпера- тура, ре- комендуе- мая для расчета Грасч- К
т макс т в т макс Гв
Баку 311 301 304 Омск 312 297 301
Батуми 309 299 302 Орск 313 300 303
Грозный 315 302 306 Пермь 310 295 299
Гурьев 318 303 307 Полоцк 307 294 298
Иркутск 308 296 299 Рязань 311 296 300
Комсомольск 306 296 298 Сызрань 313 300 303
Красноводск 315 305 307 Уфа 310 297 300
Куйбышев 310 297 301 Чарджоу 317 309 311
Москва 308 295 298 Ярославль 308 295 298
температуру Тъ, поэтому для расчетов рекомендованы более высокие
температуры (табл. VI. 15), определяемые по формуле
7’расч=7’вН-0,25 (Тж-Тв) (VI,95),
Температуру среды на выходе из аппарата воздушного охлаждения
рекомендуется принимать примерно на 20 К выше расчетной температу-
ры воздуха. При необходимости охлаждения до более низкой темпера-
туры рекомендуется установка дополнительных концевых конденсато-
ров-холодильников или применение водяного охлаждения вместо воз-
душного.
Зависимость величины подогрева воздуха АТ от расхода воздуха,
тепловой нагрузки Q и коэффициента оребрения дана в табл. VI. 16.
Таблица VI.16. Величина подогрева воздуха ДТ
Характеристика воздушного холодильника ДТ при различных значениях тепловой нагрузки Q, кВт
116,3 232,6 348,9
Ар =8 рядов V =20 000 м3/ч 18/21 34/42 —
АР =6 рядов V = 21 700 м3/ч 16/19 32/37 —
Ар =4 ряда V =23 800 м3/ч 14,5/16 29/32,5 44/—
* В числителе — нагрев воздуха при коэффициенте оребрения <р=9, а в знаменателе — при
ф=14,6.
Когда температура окружающего воздуха превышает расчетную
температуру ТРасч, применяется увлажнение воздуха. При этом, если
температура увлажняющей воды неизвестна, то принимают
Ттэл = Тк (VI,96)
где Тм — температура воздуха по «мокрому» термометру, К.
Температура воздуха на выходе из холодильника равна
Тв = 7\ + ДТ (VI,97)
где Ti — расчетная температура воздуха на входе в аппарат, соответст-
вующая данной местности.
30* 467
При заданной тепловой нагрузке с повышением мощности вентиля-
тора величина ДУ уменьшается.
Средняя разность температур в АВО рассчитывается с учетом пе-
рекрестного тока воздуха.
Фактическое повышение температуры воздуха равно
ЬТ=ЬТ0К&т (VI,98)
где ДГо — повышение температуры воздуха при нормальных условиях
(7-0 = 293 К, ло=1О1 325 Па); /\л/— поправочный коэффициент, прини-
маемый в зависимости от барометрического давления и температуры
окружающего воздуха (табл. VI. 17).
Таблица VI.17. Числовые значения поправочного коэффициента /<АТ
Высота над уровнем моря, м Лду- при различных значениях температуры воздуха, К
233 К 253 К 273 К 293 К 313 к
0 0,80 0,86 0,93 1,00 1,06
500 0,84 0,92 0,97 1,05 , 1,13
1000 0,87 0,95 1,04 1,11 1,18
2000 1,00 1,09 1,18 1,27 1,35
3000 1,16 1,27 1,36 1,45 1,56
Параметры сухого воздуха, необходимые для расчета воздушных
холодильников и конденсаторов, сведены в табл. VI. 18.
Таблица VI. 18. Параметры сухого воздуха
т, к р, КГ/мЗ ср, кДж/(кг-К) X-102, Вт/(м-К) Па-с V-103, м2/с
223 1,584 1,005 2,04 14,61 9,23
273 1,293 1,005 2,44 17,16 13,28
323 1,093 1,005 2,83 19,61 17,95
373 0,946 1,005 3,21 21,87 23,13
Конденсаторы смешения. В результате испытаний промышленного
конденсатора смешения с четырьмя ступенями получено эмпирическое
уравнение для расчета коэффициента, характеризующего скорость кон-
денсации водяного пара
<р = 0,007 (ш’рп)°>2 (VI,99)
где wn — скорость пара, м/с; рп — плотность пара, м/с.
Зависимость расхода воды от количества пара при устойчивой ра-
боте конденсатора выражается формулой
G
2/3
п
(VI,100)
где S — площадь сечения для прохода пара, м2; Gn и GB — расходы
пара и воды, т/ч.
Формула (VI,100) получена для конденсатора смешения с четырьмя
полками, а величину площади S брали для плоскости нижней полки.
468
Значение кр зависит от температуры пара и воды
Уп - Т, б0К10
Ф= 1g Т -_т • -Y- (VI, 101)
где Тп — температура поступающего пара, К; Tj и То— начальная и
конечная температуры воды, К; 6о — начальная толщина плоской
струи, м; Wo — начальная скорость падения воды, м/с; I — высота струи
воды, м.
Числовые значения коэффициента теплопередачи в конденсаторе
смешения могут быть найдены графически (см. рис. VI-14).
Проверка расчета по фактору конструктивности
Для расчета теплообменников Т. Хоблер предложил использовать
фактор конструктивности аппарата
S = l/d (VI, 102)
где I — длина трубок; d — диаметр трубок.
Фактор S может быть определен по следующим уравнениям:
для охлаждаемых газов
(VI,103)
S = 10,9Ке°-2Рг°,8ф и 2 = <ргф -д-1-
°ср °ср
для охлаждаемых жидкостей
\Т~ Д7\
S= 1019Ке0"2Рг°>в7ф -й-?-= фжф -к-3
оср vcp
В формулах (VI,103) и (VI,104)
(VI, 104)
где Я1 — коэффициент теплоотдачи в межтрубном пространстве; аг —
коэффициент теплоотдачи в трубках.
Числовые значения коэффициента ф зависят от фазового состояния
теплоносителей в трубном и межтрубном пространствах (табл. VI. 19).
Таблица VI.19. Числовые значения коэффициента ф
Теплоноситель
Ф
в трубах в межтрубном пространстве
Газ Жидкость 1
Газ Пар 1
Газ Кипящая жидкость 1
Газ Газ 2+0,6
Жидкость Жидкость 2+0,6
Жидкость Пар 1,5+0,5
Жидкость Кипящая жидкость 1,5+0 5
Значения коэффициентов <рг и <рж в формулах (VI, 103) и (VI,104)
приведены в табл. VI.20.
469
Таблица VI.20. Числовые значения коэффициентов <рг и срг1{ для некоторых
теплоносителей
W, м/с d, м wd, м2/с Коэффициенты ср и ф
водород при Т =^373 К Воздух при Т =373 К Воздух при Т =303 к
л =101 325 Па л =1 МПа я -101 325 Па л—1 МПа
10,0 0,021 0,210 60 2 56,4 89,4
30,0 0,051 1,530 56,7 89,8 89,8 133,0 —
0,3 0,021 0,0063 — — — — 204 .
0,3 0,051 0,0153 — — — — 244
1,5 0,021 0,0315 — — — — 282
1,5 0,051 0,0765 — — — — 337
Если принять, что для газов Рг0’6 а; 0,826, то формула (VI, 103) уп-
рощается
5/___ \Т,.
5 = 77,2 у шфу (VI,105)
Числовые значения произведения wd даны в табл. VI.20.
Для жидкости, проходящей по трубкам
5 = 1,971 4 . (VI,106)
где М — масса одного кмоля, кг; р — плотность жидкости, кг/м3;
у.— динамическая вязкость жидкости.
Диаметр кожухотрубчатого теплообменника определяется по фор-
муле
D — t ]/о-94+ Л/0~037’7 (VI, 107)
или
D = 1,05/ 1/А (VI,108)
где t — шаг труб, м; N — число труб в пучке; f3— коэффициент запол-
нения, зависящий от п — числа ходов теплоносителя; при размещении
труб по вершинам равностороннего треугольника он принимает следую-
щие значения:
п 13
1 2 4 0,8*—1,00 0,7*—0,85 0,6*—0,80
* Меньшие значения f3 относятся к аппаратам с
меньшим числом труб.
При размещении труб по концентрическим окружностям числовое
значение коэффициента /3 на 5—10%, а при размещении по вершинам
квадрата — на 15% меньше числового значения коэффициента f3 при
размещении труб по вершинам равностороннего треугольника.
470
Коэффициент загрязнения поверхности теплообмена
Теплообменная поверхность загрязняется как со стороны нефтепро-
дуктов (кокс, сажа и др.), так и со стороны воды (накипь и др.). Отло-
жения можно подразделить на следующие:
твердые (соли, кокс, ржавчина, окалина);
пористые, состоящие из тех же сред, что и твердые, но содержащие
жидкость в порах и обычно обладающие пониженной теплопровод-
ностью;
Рис. VI-30. График для определения ко-
эффициента теплопередачи при загряз-
нениях труб:
1 — для холодильников некоксующнхся и не-
парафинистых дистиллятов, конденсаторов н
холодильников чистого газа при хорошем ка-
честве охлаждающей воды; 2 — то же, при
плохом качестве охлаждающей воды и для
холодильников мазута и парафинистых ди-
стиллятов при хорошем качестве воды; <3 —
для пародистиллнтных и дистиллятных тепло-
обменников, холодильников мазута и парафи-
нистых дистиллятов при плохом качестве ох-
лаждающей воды; 4— для теплообменников
мазута, гудрона и парафинистого дистиллята;
К — коэффициент теплопередачи при чистой
поверхности теплообмена; К\ — то же, при за-
грязненной поверхности теплообмена.
свободные (сажа, ил, глина, коксовая пыль), имеющие пористую
структуру.
Теплопроводность отложений зависит от их химического состава и
особенно от жидкости, находящейся в порах. Для пористых отложений
величина термического сопротивления относительно выше, чем для
твердых.
Термические сопротивления отложений на теплообменной поверх-
ности возрастают при следующих условиях:
уменьшение скорости потока;
увеличение температуры потока;
увеличение плотности нефтепродукта;
увеличение содержания кокса, парафина и механических примесей
в нефтепродуктах, а также повышение жесткости воды.
Образование отложений на теплообменной поверхности определяет-
ся температурой не массы жидкости, а поверхностной пленки жидкости.
Таблица VI.21. Фактор загрязнения R для воды
Скорость воды, м/с Температура, К Фактор R, м2-К/К Для воды разной степени чистоты
воды горячей среды дистил- лиро- ванная мягкая или очи- щенная речная чистая речная аагрязнен- ная жесткая морс- кая
0,6—0,9 <325 <388 0,09 0,17 0,26—0,35 0,60—0,86 0,52—0,69 0,09
>325 388—477 0,09 0,17—0,35 0,52—0,60 0,69—1,03 0,86 0,17
>0,9 <325 <388 0,09 0,09—0,17 0,17-0,26 0,43—0,60 0,52—0,69 0,09
>325 388—477 0,09 0,17—0,35 0,35—0,43 0,60-0,86 0,86 0,17
471
Таблица VI.22. Фактор загрязнения 7? для нефти
Скорость, м/с Фактор R для нефтей разных качеств при различных температурах в К
обессоленная обводненная коррозионная
422К 422—533К | >533К <422К 422—533К >533К 473 К
<0,6 0,43—0,52 О,6О—О,69'о,78—О,86 0,52-0,95 0,86—1,03 1,03—1,21 1,21—1,38
>0,6 0,26—0,43 0,35—0, бо;о, 52—0,78ф, 35—0,69 0,69—0,86 0,78—1,03 0,86—1,21
Этим обстоятельством объясняется образование накипи на водяной сто-
роне и отложение парафина на продуктовой стороне при средних тем-
пературах этих сред, исключающих выделение отложений.
Решающим фактором, предотвращающим образование отложений,
является не температура потока теплоносителя, а его скорость. Так, при
скорости w>3 м/с термическое сопротивление отложений приближается
к нулю.
Величины факторов загрязнения, приведенные в табл. VI.21 и
VI.22, не являются максимальными, однако при этих значениях R
аппарат желательно останавливать для проведения очистки.
Фактор загрязнения и термическое сопротивление загрязнения свя-
заны соотношением
/?=103р (VI,109>
где R— фактор загрязнения, (м2-К)/К; р— термическое сопротивление
загрязнения, (м2-К)/Вт.
Средние значения коэффициента теплопередачи при наличии за-
грязнения могут быть определены графически (рис. VI-30).
ЛИТЕРАТУРА
1. Перри Дж. Г. Справочник инженера-химика. Т. I. Л., Химия, 1969.
2. Экспресс-информация. Серия «Процессы и аппараты химических производств», 1969,
вып. 14.
3. Sudwig Е. Е. Applied Process Design for chemical and Petrochemical Plants, v.lll.
Howston, Texas, Gulf. Publ. Co., 1965.
4. Скобло А. И., Трегубова И. А., Егоров И. H. Процессы и аппараты нефтеперераба-
тывающей и нефтехимической промышленности. М., Гостоптехиздат, 1962.
5. Касаткин. А. Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. Изд. 8-е. М.»
Химия, 1971.
6. Кузнецов А. А., Кагерманов С. М., Судаков Е. Н. Расчеты процессов и аппаратов
нефтеперерабатывающей промышленности. Л., Химия, 1974.
7. Справочник химика. Т. V. М. — Л., Химия, 1968.
8. Гуревич. И. Л. Технология переработки нефти и газа. Ч. I. Изд. 3-е. М., Химия,
1972.
9. Григорьев В. А. и др. Краткий справочник по теплообменным аппаратам. М. — Л.,
Госэнергоиздат, 1962.
ГЛАВА VII
СМЕСИТЕЛЬНЫЕ УСТРОЙСТВА
ОСНОВНЫЕ ОБОЗНАЧЕНИЯ
Г — симплекс
А — константа.
Аг—критерий Архимеда.
D — диаметр сосуда, м.
d — диаметр (мешалки), м.
Ей — критерий Эйлера.
F— поперечное сечение (аппарата), м2.
Fr — критерий Фруда.
G—загрузка (аппарата), кг.
Н — высота слоя жидкости, м.
I — длина лопасти, м.
п — число (перегородок, диафрагм); частота вращения, с-1.
Re — критерий Рейнольдса.
V — объем (сосуда), м3.
v — расход (воздуха), м3/ч.
We—-критерий Вебера.
w—скорость, м/с; расстояние между диафрагмами, м.
х — содержание (компонента, вещества) в смеси, масс. доли.
р, — динамическая вязкость, Па-с.
£ — коэффициент сопротивления.
л — давление, Па.
р — плотность, кг/м3.
о — поверхностное натяжение, Н/м.
т— время, ч, с.
<р — относительная массовая доля дисперсной фазы.
Индексы
ап— аппарат.
выг— выгрузка.
д — дисперсная фаза.
зг — загрузка.
зм — змеевик.
к — каскад.
лп — лопасть.
мш—перемешивающий меха-
низм мешалки.
об — оборот.
от — отстаивание.
отв — отверстие.
пер — перегородка.
с — сплошная (фаза), смесь.
см — смешение.
ср — средний.
сут — суточный.
тр — труба.
ц — цикл.
ч — частица.
b— ширина.
f— поверхность.
I— длина.
п — число перегородок, номер
аппарата.
S — ширина (лопасти).
О— нормальные условия
(температура, давление).
473
ОБЩАЯ ХАРАКТЕРИСТИКА ПРОЦЕССА ПЕРЕМЕШИВАНИЯ
Перемешиванием называется процесс гомогенизации смешиваю-
щихся и несмешивающихся жидкостей, жидкостей с мелко раздроблен-
ными твердыми телами, а также жидкостей с газами.
В нефтеперерабатывающей промышленности перемешивание как
технологическая операция применяется при компаундировании нефте-
продуктов, синтезе присадок, производстве консистентных смазок, суш-
ке светлых нефтепродуктов, проведении некоторых нефтехимических
процессов, например, алкилировании, защелачивании и очистке легких
нефтяных дистиллятов. Перемешивание применяют при проведении ре-
акций в гомогенных и гетерогенных средах.
Перемешивание может быть периодическим процессом, тогда после
смешения или проведения реакции порция загруженных компонентов
выгружается или отстаивается в самом смесительном сосуде с целью
разделения, или непрерывным процессом, осуществляемым в одной или
нескольких ступенях с промежуточным отстоем или без него.
Для перемешивания используют сосуды, в которых используется
механический, воздушный или циркуляционный способ гомогенизации.
В непрерывных процессах перемешивания применяют также смесители
диафрагмового и инжекторного типов.
Механическое перемешивание
Механическое перемешивание производят в смесительных устрой-
ствах, состоящих из сосуда, в котором размещено перемешивающее
устройство, называемое мешалкой. Иногда мешалкой называют сам со-
суд. Такое название укрепилось за сосудами и емкостями, в которых
применяется воздушный способ гомогенизации, в настоящее время
имеющий ограниченное применение.
Рис. VII-1. Схемы основных типов смесительных устройств:
а — узколопастного; б — то же, с перегородками; в — широколопастного; г — то же, с перегород-
ками; д — шестилопастного; е — пропеллерного; ж — то же, с перегородками; з — открытое тур-
бинное с прямыми лопастями; и — то же, с перегородками; к — то же, с наклонными лопастями;
л —закрытое турбинное с загнутыми лопастями; м — то же, с направляющим статором; н —
якорного; о — дисковая с перегородками и лопастями.
В зависимости от конфигурации и привода перемешивающего уст-
ройства различают следующие механические смесители:
лопастные;
рамные;
якорные;
пропеллерные;
турбинные;
специальные (например, планетарные).
474
Схемы основных типов смесительных устройств приведены на
рис. VII-1.
Лопастные мешалки (рис. VII-2) применяют Для перемешивания
жидкостей вязкостью до 0,1 Па-с. Частота вращения перемешивающего
механизма пОб = 0,2—1,33 с-1. Диаметр лопастей обычно равен 0,7 диа-
метра сосуда. Лопасти расположены вертикально, при этом во время
перемешивания создаются горизонтальные токи жидкости. В случае на-
клонного расположения лопастей жидкость будет иметь также и акси-
альную направленность движения.
Рис. VII-2. Конструкция лопастной мешалки:
/ — зубчатая передача; 2 — вал; <3 —накладка; 4 — шпонка;
5 — лопасти; 6 — подпятник.
Рис. VII-3. Конструкция якорной мешалки.
При интенсивном перемешивании на поверхности жидкости обра-
зуется воронка, ухудшающая использование объема сосуда. Для умень-
шения воронкообразования по боковым стенкам сосуда размещают вер-
тикальные отражатели шириной 0,1 jD. Рекомендуется также применять
несколько рядов лопастей, соединенных вертикальными планками,
в этом случае получается рамная мешалка, в которой улучшены усло-
вия перемешивания.
Приведем нормальный ряд диаметров лопастей лопастных меша-
лок:
0,4; 0,5; 0,55; 0,7; 0,85; 0,95; 1,0 и 1,4 м.
Выпускаемые рамные мешалки имеют следующие размеры рам:
Диаметр, м Высота, м Диаметр, м Высота, м
0,55 0,55 1,14 0,90
0,65 0,60 1,34 0,95
0,75 0,65 1,54 1,00
0,95 0,85 1,74 1,20
Якорные мешалки (рис. VII-3) можно рассматривать как модифи-
кацию лопастных мешалок; их применяют для перемешивания вязких
475
сред вязкостью более 2,5 Па-с. Конструкция лопастей якорных меша-
лок позволяет хорошо очищать днище и боковые стенки мешалок от
налипающих слоев пасты, например, в производстве консистентных
смазок.
Пропеллерные мешалки применяют как для смешения маловязких,
сред, так и для перемешивания жидкостей вязкостью до 4 Па-с. Часто-
та вращения пропеллера может составлять 3—6,5 с_|.
Пропеллеры для мешалок изготавливают по профилю судового вин-
та с постепенным изменением наклона лопасти от почти 0° у оси вала
до 90° на конце лопасти. Обычно применяют трехлопастной пропеллер.
Рис. VII-4. Вид турбинной мешалки
с картиной перемешивания.
Рис. VII-5. Схема одинарной плане-
тарной мешалки:
/ — вертикальный вал; 2 — неподвижное
зубчатое колесо; 3— подвижное зубчатое
колесо; 4 — вал мешалки; 5 — ведущий
шток; 6 — лопасть.
Возможна установка нескольких пропеллеров по высоте аппарата
(на одном валу).
Шаг винта, или высоту лопасти, определяют по формуле
h„ = ^nrtga (VII, 1)
Диаметр винта пропеллерной мешалки составляет ’/ч—Чз диаметра
сосуда.
Токи жидкой среды, создаваемые пропеллерной мешалкой, имеют
аксиальную направленность. Перемешивание улучшается при установке
диффузора. Для улучшения перемешивания мешалку в сосуде лучше
устанавливать эксцентрично или даже вблизи стенки.
Приведем нормальный ряд диаметров пропеллерных мешалок:
0,15; 0,2; 0,25; 0,3; 0,4; 0,5 и 0,6 м.
Турбинные мешалки (рис. VII-4) могут быть открытого типа (раз-
новидность лопастных мешалок) и закрытого типа с подвижным ро-
тором и неподвижным направляющим аппаратом (статором). Частота
вращения ротора составляет 1,7—6 с-1.
Турбинные мешалки применяют для смешения жидкостей повы-
шенной вязкости (до 20 Па-с). Мешалки развивают интенсивные ра-
476
диальные токи жидкости и засасывают ее внутрь ротора через цент-
ральное отверстие.
Достоинство турбинных мешалок — быстрое и эффективное пере-
мешивание вязких жидкостей.
Приведем нормальный ряд диаметров сосуда нормальных турбин-
ных мешалок:
0,3; 0,4; 0,5 и 0,6 м.
Планетарные мешалки применяются в производстве смазок для
смешения вязких сред (рис. VII-5).
В планетарных мешалках происходит сложное поступательно-вра-
щательное движение смешиваемых сред. Такое движение обеспечива-
ется особым механизмом. На конце оси мешалки имеется зубчатое
колесо, которое входит в зацепление с неподвижным зубчатым коле-
сом, укрепленным на крышке сосуда. Через центр неподвижного зуб-
чатого колеса пропущена ось, к которой прикреплено водило. Под-
шипник водила охватывает ось мешалки. При движении водила вокруг
оси перемешивающее устройство начинает катиться по неподвижному
зубчатому колесу, совершая сложное поступательно-вращательное дви-
жение.
Для воздушного перемешивания используются емкости различной
конфигурации: прямоугольные с плоским днищем, цилиндрические с
коническим днищем и др. Воздух в такие мешалки подводят по пер-
форированным трубам диаметром z/TP=0,037—0,050 м с отверстиями
диаметром do = 0,03—0,005 м. Суммарная площадь отверстий должна
быть меньше сечения трубы, подводящей воздух.
Мощность механических смесителей. Критериальное уравнение,
описывающее процесс перемешивания, имеет вид:
Eu = /(Re, Fr, Гх, Г2, Г3...) (VII,2)
где Ей — критерий Эйлера, равный
Eu = (VII,3)
Re — критерий Рейнольдса, равный
pnd1
Ее=-^— (VII,4)
И
Fr — критерий Фруда, равный
n2d _
Fr=— (VII,5)
D т- b г- н л
= Гз = -^-,... — симплексы геометрического подобия,
характеризующие конструкцию мешалки, влияние высоты слоя жидко-
сти и другие геометрические факторы.
В приведенных критериях и симплексах величины постоянных А
и т выбирают в зависимости от типа мешалки (табл. VII.1); р — плот-
ность жидкости, кг/м3; п — частота вращения мешалки, с-1, d — диа-
метр мешалки, м; ц— динамическая вязкость жидкости, Па-с; g =
= 9,81 м/с2 — ускорение свободного падения; D — диаметр сосуда, м;
b — ширина лопасти мешалки, м; Н—высота слоя жидкости, м.
477
Таблица VII.I. Величины постоянных А и т для мешалок
различных типов [1, с. 501]
Тип мешалки Геометрическая характеристика Значение постоянной
H/d D/d b/d А т
Двухлопастная с лопастями под уг- лом 45° Четырехлопастная с лопастями: 3 3 0,33 0,45 0,2
вертикальными 3 3 0,33 8,52 0,2
направленными вверх под уг- лом 45° 3 3 0,33 5,05 0,2
то же, вниз 3 3 0,33 4,42 0,2
направленными вверх под уг- лом 60° 3 3 0,50 6,30 0, 18
Якорная чстырсхлопастная 1,11 1,11 0,11 6,00 0,25
Турбинная трехлопастная с входным отверстием диаметром 0,037 м 3 3 0,33 3,90 0,20
Пропеллерная двухлопастная с углом наклона 22,5° 3 3 0,33 0,985 0,15
В расчетах механических смесителей плотность среды'подсчитыва-
ется по уравнению
1 (VH.6)
Н Рд Рс
где рд и рс — плотности дисперсной и сплошной фаз, кг/м3; хд и хс
содержание дисперсной и сплошной фаз в загрузке, масс. доли.
Расчет динамической вязкости смеси зависит от вида системы:
для системы жидкость—жидкость при РдСрс и срТ^О.З
Рс /. __ИРд \
И 1 — + Рс + Рд J
(VII,7)
ТО же, при Рд>рс И ф^:0,3
1.5<РРд
Рс + Рд
(VII, 8)
для взаимнорастворимых жидкостей при <р^0,4
Р = Р^-<₽Рд
(VII,9)
для систем жидкость—твердое тело (суспензий) при ср<0,1
ц = цс(1 +2,5<р) (VII,10).
Мощность, потребляемую мешалкой при установившемся режиме,
рассчитывают по уравнению
N = Р«346 (VII, 11)
Мощность, потребляемую мешалкой, можно также рассчитать по
одной из формул [2]:
V = Л45-2,пп3-трг-'п|лт (VII,12)
или
N = &Fn3p (VII,13)
где § — коэффициент сопротивления, величина которого определяется^
графически (рис. VII-6).
478
Таблица VII.2. Характеристики мешалок
№ поз. (CM. рис. VII-6) Тип мешалки и его обозначение по рис. VII-1 Характеристика мешал- ки при H/D=\ Характеристика сосуда
D/d | Ь/d | S/д
15 Двухлопастная (а) 3 0,250 — Без перегородок
1 То же (б) 3 0,167 — С четырьмя перегородка- ками шириной 0,1 D
10 » (в) 2 0,885 — Без перегородок
11 » (а) 2 0,885 — С змеевиком rf3M=l,9<i; ^тр = 0,066 d
16 Шестилоиастная (д) 1,11 0,066 — Без перегородок
2 Пропеллерная (е) 3 0,065 1 То же
3 То же (ж) 3 — 1 С четырьмя перегородками шириной 0,1 D
4 » (е) 3 — 2 Без перегородок
5 » (ж) 3 — 2 С четырьмя перегородками шириной 0,1 D
7 Открытая турбинная с шестью плоскими верти- кальными лопастями (з) 3 0,2 0,25 Без перегородок
8 То же (и) 3 0,2 0,25 С четырьмя перегородками шириной 0,1 D
6 Открытая турбинная с во- семью плоскими наклон- ными лопастями (к) 3 0,125 — С четырьмя перегородками шириной 0,1 D
9 Закрытая турбинная с шестью лопастями (л) 3 — — Без перегородок
12 То же, с направляющим статором с 20 лопастями (ж) 3 — — То же
14 Якорная (и) 1,11 0,066 — »
13 Дисковая с шестью лопастя- ми (о) 2,5 0,1 — С четырьмя перегородками шириной 0,1 D
Характеристика мешалок, схемы которых приведены на рис. VII-1,
дана в табл. VII.2.
Если соотношения размеров мешалки отличаются от величин, при-
веденных в табл. VII.2, то в формулы для расчетов мощности привода
вводят поправочные коэффициенты:
[ и \к
fh=(~d] (VII,15)
Fb = {~jr)k (VII,16)
^=(Н^Г (vn’i7)
[ S \P
Es= — (VII,18)
(VII,19)
(VII,20)
479
Рис. VII-6. Зависимость коэффициента сопротивления £ от числа Рейнольдса Re для мешалок разных типов: Позиции 1—16
см. табл. VII.2.
В формулах (VII,14) и (VII,16):
a. = Dld (VII,21)
0 = *мш/<* (VII,22)
Числовые значения показателей степеней d формулах (VII, 14) —
(VI 1,20) даны в табл. VI 1.3.
Таблица VII.3. Числовые значения показателей степеней
в формулах (VII, 14) — (VII, 20)
Тип мешалок а h k т р г п
Лопастные и якорные без перегоро- док 1,1 0,6 0,3 — — — —
Пропеллерные и турбинные без пере- городок 0,93 0,6 — 1 >5 — — —
Пропеллерные с перегородками — — — — 1,7 0,3 0,4
Турбинные с перегородками — — — 1,5 . — 0,3 0,4
Мощность привода мешалок должна быть увеличена:
Для шероховатых стенок . ....................На 10—20 %
При наличии термопары . ...................На ТО %
При наличии в аппарате трубы большого диаметра На 20 %
Для мешалок с внутренними змеевиками, для которых D = Н = 2
и 5 = 0,36$, [3] рекомендованы следующие зависимости:
160
при Re <50 Eu = -^ (VII,23)
7,1
при Re = 50—50000 Ёи = Reo,i3s (VII,24)
npnRe>5-104 Еи = 1,7 (VII,25)
Пусковая мощность мешалок больше приводной мощности и рас-
считывается по формуле:
К + Ей
Л/п = V Ец (VII,26)
где
K=3,87/i/d (VII,27)
Пример 1. Рассчитать мощность, необходимую для привода мешалки, при следую-
щих исходных данных: плотность жидкости р=1 300 кг/м3; динамическая вязкость жид-
кости р = 0,03 Па-с; диаметр сосуда 0=1,7 м; высота налива жидкости Н=\,1 м;
мешалка шестилопастная диаметром <1 = 1,2 м; ширина лопасти 6иш=0,1 м; частота
вращения пОб = 0,66 с-1.
Решение. Мощность, необходимая для приведения мешалки в действие, вычисляет-
ся по формуле (VII, 13)
N = £dsn36p
где £ — коэффициент сопротивления, зависящий от критерия Рейнольдса
no6dp 0,66-1,2.1300 1
= оТбз------= 34000
его значение найдем по графику, приведенному на рис. VII-6, £=0,92 (для трехлопаст-
ной мешалки).
31—844
481
Учитываем поправки:
/ D \“ / 1,7 \i,>
FD = [ad) =(ТЛТЛ72) =1,31
где a=(D/d=l,ll для шестилопастной мешалки (см. табл. VII.2); а—1,1 (см. табл.
VII.3)
r"~ D ~ 1,7“ 1
Fb~ 0d “(0,066-1,2) “ 1,073
где 0= (bld) =0,066 для шестилопастной мешалки (см. табл. VII.2), А = 0,3 (см. табл.
VII.3).
Подставив в формулу для расчета мощности числовые значения величин, получим
N = 0,92-1,31-1-1,073-1,25-0,66а-1300 = 1200 Вт
Интенсивность перемешивания. Надлежащее смешение исходных
веществ зависит от интенсивности действия перемешивающего устрой-
ства. Расход энергии на перемешивание пропорционален интенсивности
перемешивания. В среднем на перемешивание каждого кубометра
жидкости затрачивается мощность электропривода, равная 0,2—0,4 кВт.
Для описания зависимости интенсивности перемешивания от фи-
зических и механических параметров процесса [4] предложены урав-
нения, в которых искомой величиной является число оборотов ме-
шалки.
Приводимое ниже уравнение может применяться в широких пре-
делах (Re = 500—1,3-105; Аг = 24 000—4,1 • 1011 и =0,000233—0,012):
(VII,28>
где
g‘d3 \р
Аг = —о— •
Ре
а величины С, Djd и k зависят от типа мешалки:
Тип мешалки
Турбинная закрытая 4,7 1,5—4,0 1,0
Пропеллерная 6,6 1,5—5,0 1,0
Лопастная 14,8 1,33—1,5 0
Для случая эмульгирования жидкостей в широких пределах
(Re = 500—2-Ю5; Аг = 8900—3,4-1010; Re/WE = 6,15—1,18-107) реко-
мендуется уравнение:
(VII,29).
где
n2Apd3g
We = "обРЦ ё
а
(VII,30).
482
Для случая гомогенизации жидкости имеется уравнение:
no6x = Ct (VII,31>
где Сх — постоянная величина, значения которой зависят от соотноше-
ния размеров мешалки (табл. VII.4).
Таблица VII.4. Величины постоянной Сх в формуле (VII,31)
Тип мешалки
Тип мешалки
Турбинная закрытого типа
Турбинная открытого типа
Лопастная
3
4
3
4
3
2
1,5
46,0
81,5
56,0
99,5
96,5
20,5
20,7
Пропеллерная с диффузором
Пропеллерная без диффузора
Якорная
3
4
3
4
1,15
66,2
118,0
96,5
170,0
30,0
В случае перемешивания жидкости в аппарате с четырьмя плоски-
ми лопастями (d=Z)/3) без отражательных перегородок минимальную
частоту перемешивания мешалки, обеспечивающую полную гомогени-
зацию, определяют по уравнению
4,68 ( р \°,ш / Др у>,28
”°б= рЗ/2 рГ/ Р )
(VII ,32)
Воздушное перемешивание
Воздушное перемешивание применяют в тех случаях, когда кон-
такт перемешиваемой среды с воздухом (газом) не оказывает влияние
на ее физико-химические свойства. Обычно перемешивание осуществ-
ляют в сосудах, на дно которых уложены перфорированные трубы для
подвода воздуха.
При расчетах воздушных мешалок расход воздуха может быть
принят равным 4—5 м3/ч ца 1 м3 жидкости, находящейся в сосуде (при
нормальных условиях).
Расход воздуха может быть также рассчитан по величине попереч-
ного сечения аппарата:
i)b=0,1KFji (VII,33)
где Л=2,4—6,0 — коэффициент, зависящий от интенсивности переме-
шивания; F — площадь поперечного (диаметрального) сечения аппа-
рата, м2; л— давление в аппарате, Па.
Давление воздуха в подводящем трубопроводе рассчитывают по
формуле
л=10Яр4--^у£-(1+2]^+л<, (VII.34)
где рв — плотность воздуха, кг/м3; wB — скорость воздуха в подводя-
щем трубопроводе, м/с; g — коэффициент местных гидравлических со-
противлений; по—атмосферное давление, Па.
Скорость воздуха принимают равной ®=20—30 м/с.
31
483
Для ориентировочных расчетов давления можно пользоваться фор-
мулой
л«1,2Яр+л0 (VII,35)
ОБЪЕМ СМЕСИТЕЛЬНОГО СОСУДА И ЭФФЕКТИВНОСТЬ СМЕШЕНИЯ
Объем сосуда периодически действующей мешалки рассчитывают
по формуле
(У”-36)
где #=0,7—0,8 — коэффициент заполнения сосуда.
При известной величине суточной производительности загрузка
аппарата равна
0=С^тТц (vn>37)
Здесь тц — время цикла, равное
Тц = Таг + тсм + тот + тныг ' (VII.38)
где Тзг. Тсм> Тот и Твыг — продолжительности загрузки, смешения, отстоя
и выгрузки, ч.
Если предусматривается отстой в другом сосуде, то. величину т0Т
не учитывают.
При периодическом процессе смешения все порции смеси одина-
ково интенсивно перемешаны и одинаковое время пребывают в со-
суде.
При непрерывном процессе смешения загрузка аппарата (в кг/с)
рассчитывается по формуле:
G = Gc^Tcp (VII,39)
где тСр — среднее время пребывания смеси в сосуде, равное
В аппарате, действующем, непрерывно, не все порции смеси пребы-
вают в сосуде одинаковое время тср. Некоторые порции жидкости мо-
гут поступить в аппарат и тут же попасть в выводную трубу, другие
же порции циркулируют в сосуде дольше, чем тСР.
Степень неоднородности времени пребывания разных порций в со-
суде можно уменьшить за счет увеличения числа последовательных сту-
пеней смешения. Для этого вместо одного сосуда применяют несколько
последовательно соединенных сосудов, суммарный объем которых ра-
вен объему этого сосуда.
С увеличением числа ступеней /гст доля смеси, пребывающей в со-
суде, менее и более времени тСР, сокращается. Это видно из графика,
приведенного на рис. VII-7. Однако, даже при лст=20 в смеси имеются
порции жидкости, находящейся в сосуде примерно на 20% дольше или
же -меньше тср.
Под эффективностью смешения в аппарате (ступени) понимается
отношение фактически достигнутого эффекта обработки к максималь-
ному теоретически достижимому эффекту.
484
В понятии эффективности смешения обобщаются многие факторы,
влияющие на интенсивность перемешивания: конструктивные особен-
ности аппарата, число ступеней в каскаде, свойства перемешиваемых
сред и т. д. Например, в случае применения мешалок в процессе экстра-
гирования эффективность ступени перемешивания равна
(VII,41)
где К — коэффициент, зависящий от показателей экстракции.
Эффективность смесителя, действующего непрерывно, ниже, а раз-
меры — больше, чем у аппарата, действующего периодически.
Рис. VII-7. Характеристика степени одно-
родности состава смеси в ступенчатом
каскаде аппаратов непрерывного смеши-
вания (,т — число аппаратов).
При использовании каскада непрерывных аппаратов эффективность
каждого из них повышается. Объясняется это тем, что в этом случае
устанавливается такая же концентрация вещества, как конечная кон-
центрация в периодическом аппарате.
Сравнение эффективности периодического смесительного аппарата
и каскада непрерывных мешалок проведено в табл. VII.5.
Таблица VII.5. Сравнительные данные по эффективности
периодического смесительного аппарата
и каскада непрерывных мешалок
Эффективность Отношение объемов непрерывного и периодического аппаратов прн их различном числе в каскаде
1 | 2 . 3 5 10 20
0,9 0,25 0,50 0,66 0,78 0,90 0,95
0,7 0,51 0,72 0,80 0,88 0,95 0,98
0,5 0,70 0,83 0,88 0,94 0,97 0,99
0,3 0,82 0,91 0,95 0,97 0,99 0,99
СМЕСИТЕЛИ ПРОТОЧНОГО ТИПА
Смесители проточного типа устанавливают на трубопроводах, под-
водящих смешиваемые компоненты и отводящих смесь. Смеси, полу-
ченные в таких смесителях, могут -быть гомогенными и гетероген-
ными.
Гомогенные смеси, например смешанные бензиновые компоненты,
направляют на хранение.
485
Гетерогенные смеси, например полученные при очистке дистилля-
тов, направляют в отстойник.
Смесители проточного типа могут быть диафрагмовыми
(рис. VII-8); инжекторными (рис. VII-9).
Рис. VII-9. Схема инжекторного смесителя.
При известной суточной производительности диаметр диафрагмо-
вого смесителя рассчитывают по формуле:
бсут
2l600pwn
(VII,42)
где w=0,3 м/с — скорость жидкости для расчетов диафрагмовых сме-
сителей.
Длина аппарата определяется в зависимости от числа диафрагм
1ап = и>(пдф + 1) (VII,43)
Площадь сечения отверстий в диафрагме находят по формуле:
12,8-Ю-’б
/отв — / п~, ;—
•» / 0,1 Дл
р К —р
(VII.44)
где G — количество жидкости, кг/с; Дл — гидравлическое сопротивле-
ние диафрагмы, Па.
Гидравлическое сопротивление диафрагмового смесителя равно:
ДлСм = ЛдфДл (VII,45)
Диаметры сечений инжекционного смесителя вычисляют по форму-
лам: _________
d„ = 1,128 1/" Ji-+ JYe_ (VII.46)
Т wc wp
d, = 1,128 1/ .K^+.Yp (VII,47)
r s»!
dt = l,1281/Ji_ (VII,48)
r •
486
где Vc и VP — расходы сырья и реагента, м3/с; wc, Wp — скорости сырья
и реагента на входе в агТпарат, м/с; Wi и Wi — скорости потоков в се-
чениях аппарата, имеющих диаметры d\ и di (см. рис. VII-9).
Величину скорости сырья и реагента на входе в аппарат прини-
мают равной
гис = шр = 1,5 м/с
Скорость Wt вычисляют по формуле
^ = ^,4-J_l/2 лс —ла (VII,49)
<Р1 Г Рс
где <pi = 0,9 — коэффициент; лс— давление на выходе из инжектора,
Па; Л1 — давление в камере смешения; Па; рс — плотность смеси,
кг/м3.
Обычно величиной давления лс задаются, а числовое значение дав-
ления Л1 определяют по формуле:
р= <vii-5°)
j lq j i»2
где Л2 —давление на входе потока в камеру смешения, Па.
Рекомендуется принимать 0 = 0,36—0,40.
Давление на входе потока в камеру смешения равно
л2 = 0,01лр (VII,51)
где лр — давление реагента на входе в инжектор, Па.
Давление Л1 равно
Я1 = (1-₽)лс + Рл2 (VII,52)
Величина скорости w2 равна
1 4- и / Лч — л* \
Ш2 = % ~““** (VII’53)
где и=Ур/Ус — отношение расходов реагента и нефтепродукта; коэф-
фициент ф2=0,975; а?д — скорость потока в диффузоре, м/с.
Скорость потока в диффузоре рассчитывают по формуле
шд = Шр+фр l/^P-(VII,54)
г Рр
где коэффициент <рР=0,925.
Давление л0 нефтепродукта перед инжектором определяют по
уравнению
(VII,55)
где Wo — скорость сырья во входном штуцере, м/с; коэффициент срз =
= 0,95; ро — плотность сырья перед вводом в инжектор.
Диаметры штуцеров d0, dn, dc рассчитываются по скорости соот-
ветствующего жидкого потока, не превышающей 1,5 м/с.
Длину камеры смешения принимают равной
4 = KdY ' (VII,56)
где коэффициент 7(=6—8.
487
Длину диффузора рассчитывают по формуле
/a = Ki(rfc—rfr) (VII,57)
где коэффициент Ki = 6—7.
Примеры расчетов диафрагмового и инжекционного смесителей
приведены в работе [5, с. 145—153].
ЛИТЕРАТУРА
1. Павлов К. Ф-, Романков П. Г., Носков А. А. Примеры и задачи ио курсу процессов
и аппаратов химической технологии. Изд. 8-е. Л., Химия, 1976.
2. Флореа О., Смигельский О. Расчеты по процессам и аппаратам химической техно-
логии. Пер. с румын. М., Химия, 1971.
3. Кафаров В. В. Процессы перемешивания в жидких средах. М., Госхимиздат,
1949.
4. Касаткин А. Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. Изд. 8-е. М.,
Химия, 1971.
5. Эмирджанов Р. Т. Примеры расчетов нефтезаводских процессов и аппаратов. Баку,
Азнефтеиздат, 1957.
ГЛАВА VIII
АППАРАТУРА ДЛЯ РАЗДЕЛЕНИЯ НЕОДНОРОДНЫХ СИСТЕМ
ОСНОВНЫЕ ОБОЗНАЧЕНИЯ
Г — концентрация поверхностно-активного вещества на поверхности,,
кмоль/(м2-ч).
В — ширина, м.
С — концентрация дисперсной фазы, кмоль/м3.
с — концентрация извлекаемого вещества, масс. доли.
D — диаметр, м; диэлектрическая проницаемость.
d — диаметр, м.
Е — градиент электрического поля, В/м.
F — площадь сечения, м2.
G — сила, Н; расход, кг/ч, кмоль/ч.
g=9,81 м/с2— ускорение свободного падения.
Н — высота или глубина, м.
h — толщина слоя, м.
К — коэффициент (запас распределения).
L — длина, м.
N — мольная доля вещества.
п — число ступеней; частота вращения, с-1.
q — объем фильтрата, м3/м2.
R — сопротивление (среды, фильтровальной перегородки); удельна»
газовая постоянная, Дж/(кг-К).
г — радиус, м; удельное сопротивление (осадка), м-2.
S — поперечное сечение (частицы), м2.
s — ширина полки, м; удельная поверхность эмульсии, м2/кмоль.
V — объем, м3; объемный расход, м3/с.
W — работа .адсорбции, Дж/кг.
w — скорость, м/с.
а — поправочный коэффициент на кривизну каналов; постоянная вели-
чина в уравнении Лэнгмюра.
0 — угол.
у — удельный вес, Н/м3-
6 — толщина поверхностного слоя, м.
е — объем пор (пористость); эффективность промывки.
у. — динамическая вязкость, Па>с.
v — кинематическая вязкость, м2/с.
| — электрическая постоянная, определяющая заряд движущейся
капли.
л — давление, Па.
р — плотность, кг/м3.
о — поверхностное натяжение, Н/м.
т — время, с.
<р — коэффициент сопротивления среды.
489.
Индексы
б — бензин.
в — вода.
воз — воздух.
всп — вспомогательные (опера-
ции).
г — газ.
ж — жидкость.
к — капля.
кп — капилляр. •
макс — максимум.
н — начальный (момент).
о — отстойник, оседание, оса-
док.
об — обороты.
о. в — диаметр осадка внутрен-
ний.
о. н — диаметр осадка наруж-
ный.
п — отстойник с перегородка-
ми; перемещение.
пер — перегородка.
п. ж — промывная жидкость.
пр — продукт; промывка.
р.п — растворенное вещество в
промывной жидкости.
р. о — растворенное вещество в
осадке перед промывкой.
с — секция.
ст — ступень (промывка);
осаждение частиц в стес-
ненных условиях.
т — твердый материал.
у — удельный.
ф — фильтр; фильтрование.
ф. п — фильтрат в порах пере-
городки.
фт — фильтрование при посто-
янной скорости.
ч — частица.
экв — эквивалентный.
я — ячейка.
I — предельная концентрация
эмульсии.
т — предельная концентрация
поверхностно-активного
вещества.
НЕОДНОРОДНЫЕ СИСТЕМЫ
Неоднородными называют системы, состоящие из двух и более
фаз (Ф^2) и содержащие вещество-в виде частиц, капелек, консоли-
даций, размеры которых превосходят размеры молекул.
Фаза неоднородной системы, в которой распределена какая-то
другая фаза или вещество, называется сплошной (вода, нефть, нефте-
продукты) . Фаза неоднородной системы, которая распределена в
сплошной фазе, называется диспергированной, дисперсной, раздроблен-
ной, распределенной, дискретной (песок в воде, капли воды в нефти
или нефтепродукте и т. д.).
В технологических процессах нефтепереработки встречаются сле-
дующие неоднородные системы:
Неоднородная система Обозначение фазы
сплошной диспергированной
Суспензия ж т
Эмульсия ж ж
Пена ж г
Туман г ж
Пыль (дым) г т
Жидкие неоднородные системы разделяют под действием сиды тя-
жести «(отстаивание), центробежной силы (отстойное центрифугирова-
ние, центробежная фильтрация, обработка в циклонах и гидроцикло-
нах) и давления (фильтрация, сепарация).
496
Газовые неоднородные системы разделяют теми \ же методами, а
также осаждением в электрическом поле.
Жидкие неоднородные системы получаются при перемешивании,
которое осуществляют также с целью растворения веществ, органи-
зации теплопередачи, экстрагирования веществ из твердых тел, прове-
дения химических реакций и т. п.
АППАРАТУРА ДЛЯ РАЗДЕЛЕНИЯ
НЕОДНОРОДНЫХ СИСТЕМ ОТСТАИВАНИЕМ
Известны следующие способы отстаивания:
гравитационное (под действием силы тяжести);
центробежное (под действием центробежных сил);
электростатическое (в электрическом поле);
ультразвуковое (в поле ультразвука).
В нефтепереработке широко применяется разделение суспензий и
эмульсий отстаиванием, это процессы обезвоживания и обессоливания
нефти, отделения дистиллятов от воды после перегонки с водяным
паром, очистки нефтяных топлив от загрязнений (вода, частицы ка-
тализатора, продукты коррозии, соединения кремния, кальция, алю-
миния), очистки сточных вод.
При достаточном различии плотностей загрязнений, воды и нефте-
продуктов отстаивание является наиболее простым методом очистки
нефтепродуктов от загрязнений.
Сопротивление сплошной среды оседающим частицам загрязнений
определяют на основе закона Ньютона, при этом трением пренебре-
гают.
На оседающую частицу действуют:
сила тяжести
_ учл^
т— 6
подъемная сила
<?П = —
сила сопротивления сплошной среды
<РТж-5ш’
R = 2Г~
сила GK конвекционных токов в сплошной среде.
Направление силы конвекционных токов зависит от местонахож-
дения частицы, а также от температуры системы и окружающей среды.
При наличии конвекционных токов полного отстоя фазы, диспер-
гированной в сплошной фазе, достичь трудно. При отсутствии конвек-
ционных токов, постоянстве сил GT и Gn и возрастании /? с увеличени-
ем w0, наступает момент, когда
Gt— Gn— R = 0 (VIII,4)
и частица будет оседать с постоянной скоростью.
Из уравнений (VIII,1) — (VIII,4) получим
_ ужл^ч3 ФУжЛ^Х2 _0
6 6 2g
(VIII,1)
(VIII,2)
(VIII,3)
491
Откуда
= --Lg- rf4g (VIII.5)
r 3 y* <p
Заменив удельный вес на плотность, получим
= 1/_£ - Рч~Р« . (VIII,5а)
г 3 р* <р
где ф — коэффициент сопротивления.
Экспериментально установлено следующее [1, с. 130]:
Режим осаждения Re ф
Ламинарный Промежуточный Турбулентный «50,2 0,2—500 >500 24/Re 18,5/Re0’6 0,44
Переход от одного режима осаждения к другому характеризуют
значениями критерия Рейнольдса
Re = —° (VIII.6)
Так как при ламинарном режиме
________________________ 24рж§
' ф — ^>чУж
то скорость осаждения частиц рассчитывается
Уч—Уж м
W° - 18Цж
(VIII, 7)
по формуле Стокса
(VIII,8)
Максимальный размер частиц, оседающих в ламинарном режиме,
рассчитывается по формуле:
^ч.макс = 1 > 56
Рж
Уж (Уж—Уч)
(VIII,9)
Значение w0 находят методом подбора, т. е. задаются режимом
движения, рассчитывают w0, а затем определяют правильность зада-
ния режима.
В работе [2, с. 151] предлагается рассчитывать скорость осажде-
ния по формуле
_ Rev«
~ d4
(VIII.10)
При этом Re находят графически (рис. VIII-1),
вычислив критерий Архимеда
. _ Уч ~ Уж
г - Рж Уж
и
Re2<p = (4/3) Аг
предварительно
(VIII,11)
(VIII,12)
492
Скорость оседания частиц в стесненных условиях, которые имеют
место в концентрированных эмульсиях и суспензиях, снижается за счет
взаимодействия соседних частиц и определяется по следующим фор-
мулам:
при е>0,7
w„ = ШоеМ0->.82 (l-e) (VIII,13)
при 6^0,7
О 193ps
»ст = Шо—f-_e (VIIL14)
Рис. VIII-1. График для определения
откорректированного значения числа
Рейнольдса Re.
При расчете скорости осаждения капель в эмульсиях следует учи-
тывать вязкость диспергированной фазы:
w = . 3 (I1*+ик) (Yin, 15)-
18р-ж Зцж + 2р.к
Горизонтальные цилиндрические отстойники
Конструктивная схема горизонтального отстойника приведена на
рис. VIII-2,a.
Диаметр отстойника рассчитывают по формуле
V
D = k~L82^ (VIII-I6>
Основное условие процесса отстаивания состоит в следующем:
т0 < тп (VIII,17)
Если допустить, ЧТО То —Тп, то
D_________________________________£
Ш>0 ~
(VIII,18)
Из условия обеспечения необходимого времени для отстоя частиц
получена следующая формула, определяющая длину отстойника:
V
L = k0,785DnoWo <VI11’19)
493
При эксплуатации отстойников для нефти скорость перемещения
wu должна быть равна 0,002—0,005 м/с, температура в аппарате со-
ставляет 370—420 К, а давление не должно превышать 1,5 МПа во.
избежание вскипания воды и нефти.
Сырье
Отстоябшийся
нефтепродукт
Рис. VIII-2. Конструктивные схемы
цилиндрических отстойников:
а — обычный горизонтальный; б — полоч-
ный; в — вертикальный.
Значения пропускной способности горизонтальных отстойников в
м3/ч, рассчитанные для нефти по формуле (VIII,16), даны в табл. VIII.1-
Таблица VIII.1. Значения пропускной способности
горизонтальных отстойников для нефти
Вязкость нефти V10«, М2/С Пропускная способность в мЗ/ч при различных диаметрах отстойника, м
1 м 2 м 3 м
5 27,25 54,5 81,75
10 54,50 109,0 163,50
15 81,75 163,5 245,25
20 109,00 218,0 327,00
Интенсификация отстаивания возможна за счет размещения в ап-
парате горизонтальных полок рис. VIII-2, б.
Пример 1. Определить увеличение пропускной способности отстойника при раз-
мещении в нем полок на расстоянии Л=0,2 D.
Решение. При условии сохранения режима движения среды внутри аппарата
имеем:
wmD ЩпгРэкв
v v
Эквивалентный диаметр полочного отстойника равен
2hS 2-0,2D-D
Пэкв= h +s + q 2D +D ~ 0,33D
(VIII,20)
(VJII,21)
При этом сделано предположение о равенстве скоростей перемещения в каждей
полости между полками, а также о том, что S ~ D.
494
Тогда скорость перемещения в полочном отстойнике равна
D D „
и»п2 — и»п1 £>экв — ^ni о,33£>—' П1
Таким образом, пропускная способность увеличится в три раза. Длина же полоч-
ного отстойника уменьшается:
до установки полок L1=-^- (VIII,22} Шо
после установки полок £2 = 3шпг°.2В - (VI 11,23}
или £3 = 0,67,! (VIII,24}
Вертикальные отстойники
Вертикальные отстойники (рис. VIII-2, в) представляют собой ем-
кости, служащие для водоотделения.
Процесс отстаивания в вертикальном отстойнике рассчитывают по
формуле:
0,7850 ' (VIII,25>
Скорость неоднородной системы (нефтепродукт и вода) в отстой-
нике принимается равной 0,004—0,005 м/с. Время пребывания продук-
та и воды в аппарате составляет 0,25—0,50 ч.
Задавшись скоростью неоднородной системы в вертикальном от-
стойнике, определяют необходимое сечение аппарата
F=V/w0 (VIII, 26}
Диаметр отстойника равен:
0=1,128/^ (VIII,27)
Обычно, диаметр аппарата, найденный по формуле (VIII, 27), округ-
ляют до ближайшего большего стандартного значения, кратного
0,2 м.
Общая высота аппарата равна (см. рис. VIII-2, в):
^общ = ^1+Яр + Яп (VIII,28)
где Н\ — высота водяной подушки, м; Нр — рабочая высота водоот-
делителя, м; Нл — высота парового пространства в аппарате, м.
При расчетах вертикальных отстойников величину Hi принимают
в пределах 0,7—1,0 м.
Рабочую высоту водоотделителя рассчитывают исходя из времени
пребывания неоднородной системы, необходимого для разделения сме-
си в аппарате:
Яр = иот (VIII,29).
где т — время пребывания смеси в аппарате, с.
Высоту парового пространства аппарата На принимают равной
0,8—1 м.
495
Высота водоотводной трубы отстойника
hB = Нж — h6 + h6
Пример расчета вертикального отстойника дан в работе [3, с. 208].
Горизонтальные отстойники-нефтеловушки
Горизонтальные отстойники-нефтеловушки (рис. VIII-3) представ-
ляют собой вытянутые прямоугольные секционированные резервуары,
размеры которых рекомендуется принимать следующими [1, с. 40]:
.глубина рабочей части 77=1,5—4 м, ее ширина (2—5)77; ее длина
.(8—20)77.
При проектировании отстойников скорость перемещения жидкости
'принимают равной 0,006 м/с, а скорость осаждения частиц — 0,0004 м/с.
Глубина жидкости в отстойнике принимается равной 77ж~ 1,5 м.
При известной глубине жидкости длина отстойника равна
Ширина аппарата составляет
В~ Hxwn
(VIII,30)
(VIII,31)
Отстойники-нефтеловушки обычно состоят из нескольких секций.
Ширина одной секции (Вс) принимается равной ~4 м. Секция обла-
дает пропускной способностью
7с=шп7/жбс = 0,006-1,5-4 = 0,036 м3/с (VIII,32)
Расчетную скорость осаждения за счет влияния полидисперсности
взвеси на оседание отдельных частиц следует снижать до величины
(0,125—0,150) w0.
В практике проектирования отстойников-нефтеловушек принимают
удельную пропускную способность Гу=2 м3/(м2-ч).
Пример 2. Определить площадь отстойника и время, потребное для отстаивания
эмульсии в количестве У=750 м3/ч, содержащей нефть в воде.
Решение. Находим площадь отстойника
V 750
F — = 2 — 375 м
Вычисляем время отстаивания
. _ _ 375-!.5 л 7К
То — у — 750 — 0,75 ч
(VI 11,33)
(VIII,34)
496
Приняв длину секции Lc=4-Bc=4-4= 16 м, найдем число секций
F 375
, BCLC = 4-16 = 5,86да6
Интенсификация отстаивания с помощью деэмульгаторов
Добавление небольших количеств химических реагентов (деэмуль-
гаторов) приводит к интенсивному разрушению эмульсий, что способ-
ствует отстаиванию нежелательных компонентов.
В нефтеперерабатывающей промышленности деэмульгаторы при-
меняют при химических и термохимических способах разрушения эмуль-
сий.
При использовании химических методов разрушения эмульсий при-
меняют поверхностно-активные вещества (ПАВ). Для ускорения хими-
ческого деэмульгирования эмульсию' предварительно подогревают, а
затем добавляют к ней ПАВ, что приводит к ее разрушению.
Лучшими деэмульгаторами считаются те, которые эффективно раз-
рушают эмульсию, расходуются в незначительных количествах, неде-
фицитны, не корродируют аппаратуру, не изменяют свойств нефти и
нефтепродуктов, безвредны и легко извлекаются из сточных вод. Ре-
агент, подобранный для данной эмульсии, не может быть рекомендован
для других эмульсий без проведения специальных исследований.
Находят применение следующие деэмульгаторы:
анионоактивные — сульфоэфиры, алкилсульфаты, алкилсульфона-
ты, алкиларилсульфонаты; '
катионоактивные — АНП-2, хлористая соль первичного амина;
неионогенные — органические кислоты, спирты, фенолы, продукты
оксиэтилирования, блоксополимеры.
Предпочтительными являются неионогенные деэмульгаторы, не об-
разующие ионов в водных растворах. К их числу относят продукты
конденсации окиси этилена с октилфенолами (деэмульгаторы ОП-4,
ОП-7, ОП-Ю), а также оксиэтилированные синтетические жирные кис-
лоты фракции выше С2о (ОЖК), спирты (ОЭС), блокполимеры окиси
пропилена и окиси этилена.
Считаются эффективными некоторые зарубежные деэмульгаторы:
диссольван 4411 (ФРГ), третоляйт (США), петроляйт-22 (Англия).
При выборе деэмульгатора необходимо учитывать тип нефти
(смолистая, парафинистая), содержание в ней воды, интенсивность
перемешивания, температуру, стоимость препарата.
В подогретую нефть вводят 0,5—2,0% деэмульгатора, например
нейтрализованного черного' контакта (НЧК), представляющего собой
водный раствор кальциевых или натриевых солей сульфокислот, полу-
чаемых из гудронов. Синтезировано большое число ПАВ, используе-
мых в качестве деэмульгаторов нефтяных эмульсий. По внешнему ви-
ду — это густые жидкости, мазеобразные или твердые вещества.
Деэмульгаторы растворяют в фракциях ароматических углеводоро-
дов (430—510 К; 440—540 К) или в метиловом спирте и поставляют
потребителям в виде 40—70%-ных растворов.
При очистке топлив отстаиванием в качестве деэмульгатора при-
меняют воду, являющуюся поверхностно-активным веществом, извле-
кающим из топлива основное количество загрязнений. После обработ-
497
32—844
ки водой загрязнения сосредоточиваются на границе раздела фаз топ-
ливо—вода или топливо—паровой конденсат и удаляются вместе с
отстоявшимся водным слоем.
Дизельные топлива очищают от минеральных примесей, смол и
асфальтенов в результате промывки водой при Т = 366 К, в которой
растворено 0,150 г/м3 деэмульгатора; расход воды составляет 20% рас-
хода дизельного топлива.
Мазут может быть очищен нагреванием при 353 К в присутствии
воды или водного раствора сульфата магния, содержащих 0,2% де-
эмульгатора ОП-7 или ОП-Ю. С водным слоем отделяется значитель-
ная часть зольных примесей, в том числе коррозионноактивные соеди-
нения ванадия и натрия, асфальто-смолистые вещества.
Соединения с зольными элементами извлекают из нефти и тяже-
лых топлив обработкой в течение 0,5 ч при 320—330 К водным 1 —
5%-ным раствором л-толуолсульфокислоты, о-сульфобензойной или
сульфаниловой кислот. Для лучшего расслаивания в смесь вводят де-
эмульгатор ОП-Ю.
В табл. VIII.2 сравнивается обезвоживающее действие некоторых
деэмульгаторов на примере арланской нефти.
Таблица VIII.2. Обезвоживающее действие некоторых
деэмульгаторов на арланскую нефть
Деэмульгатор Количество на нефть ^•106, кг/кг Отстой ВОДЫ в % (масс.) за 2 и 4 ч
2 ч | 4 ч
ожк 30 80 84
ОП-Ю 100 6 11
Диссольван 4411 30 84 90
При растворении деэмульгаторов в воде и нагревании они могут
мутнеть вследствие дегидратирования. Для 2%-ных водных растворов
деэмульгаторов допустим нагрев не выше температур, указанных в.
табл. VIII.3.
Таблица VIII.3. Допустимые температуры
нагрева деэмульгаторов
Деэмульгатор Допустимая температура нагрева, К Деэмульгатор Допустимая температура нагрева, К
ожк 373 Блоксополимер 186 366
ОП-Ю 356 Диссольван 326
Количество ПАВ рассчитывают по следующей формуле [4, с. 148]:
G = + с/Унепр с/^рУдисп (VIII,35}
Предельную концентрацию молекул ПАВ определяют на основе
уравнения Лэнгмюра [4, с. 117]:
-4— а
гт = г-5^— (VIII,36}
498
Величину Г находят по уравнению Гиббса [4, с. 86]
с0 Дст
1 ~ ~ RT ' Дс
(VIII,37)
Постоянная Ленгмюра а определяется по изотерме поверхностного
натяжения (примеры расчета изотерм даны в работе [4, с. 84]) или по
формуле
W
R0T
а =
(VIII,38)
Величина Гт может быть найдена по формуле
rm = S^ (VIII,39)
Коэффициент распределения вещества равен •
, t, = ^- (Vin,«)
Сведения о коэффициентах kp можно найти в работе [4, с. 26].
Электроосадительные аппараты
Электроосадительные аппараты предназначены для разложения и
разделения водонефтяных, вододистиллятных и других эмульсий в элек-
трическом поле.
В электрическом поле высокого напряжения капли эмульсии, име-
ющие заряд, деформируются и двигаются к противоположно заряжен-
ному электроду. Если ток переменный, то при движении между элект-
родами капли консолидируются за счет разрушения пленок поверхно-
стно-активных веществ и их оседание происходит быстрее.
Скорость движения капель в электрическом поле определяется по
формуле
В процессах подготовки нефти к переработке (обезвоживание и
обессоливание) применяют электродегидраторы нескольких модифика-
ций.
Электродегидратор вертикальный (рис. VIII-4) рассчитан на про-
изводительность 12 500 кг/ч. Расход электроэнергии на обработку 1 кг
неоднородной системы 0,02—0,04 Вт. Габаритные размеры аппарата:
диаметр 3 м, высота 3,5 м, высота на постаменте 6 м.
В средней части аппарата расположены два электрода диаметром
2,7 м, находящиеся на расстоянии 0,10—0,15 м друг от друга. Электро-
ды подключены к трансформатору с выходным напряжением 15 кВ
мощностью 15 кВА. Нефть через сопла разбрызгивается в зоне между
электродами. Линейная скорость движения жидкости между электро-
дами 0,0006—0,0012 м/с, время пребывания жидкости в аппарате со-
ставляет 0,015—0,05 ч. Аппарат работает под давлением до 0,4 МПа и
при температуре 383—393 К-
Допустимое содержание остаточной воды в обезвоженной нефти
ограничено пределами 15—25% ее первоначального содержания в
эмульгированном состоянии.
32»
49*
' Рис. VIII-4. Конструктивная схе-
ма вертикального электродегидра-
тора:
1 — поплавковый выключатель; 2 —
предохранительный клапан; 3 — транс-
форматор; 4 — реактивная катушка;
5 — проходной изолятор; 6 — подвесной
изолятор; 7 — корпус; 8 — электроды;
9 — распределительная головка; 10—
шламовый насос; 11 — змеевик; 12 —
труба; 13—мерное стекло; 14—мано-
метр; /5 — сигнальные лампы.
Рис. VIII-5. Конструкция элек-
тродегидратора шарового:
1 — штуцер для вывода обессолен-
ной нефти; 2 — трансформатор; 3 —
устройство для регулирования рас-
стояния между электродами; 4 —
электроды; 5 — распределительная
головка; 6 — теплоизоляция; 7 —
штуцер для ввода нефти; 8 — дре-
нажный штуцер; 9 —линия уровне-
мера.
Электродегидратор шаровой (рис. VIII-5) рассчитан на произво-
дительность 300—500 м^/ч, что больше производительности вертикаль-
ного электродегидратора. Диаметр аппарата 10,5 м, его объем 660 м3.
Внутри аппарата расположены три пары электродов диаметром 2—3 м.
Расстояние между электродами, составляющее от 0,14 до 0,17 м, ре-
гулируется специальным устройством. Электроды подключены к транс-
форматорам мощностью 50 кВА? По принципу действия шаровые
электродегидраторы аналогичны вертикальным. Поток «ефти подается
в пространство между электродами через сопла. Аппарат работает под
давлением до 0,6 мПа и при температуре до 425 К.
Электродегидратор горизонтальный (рис. VIII-6) широко приме-
няется на нефтеперерабатывающих заводах. По принципу действия он
аналогичен вертикальному и шаровому.
Горизонтальные электродегидраторы имеют следующую техниче-
скую характеристику:
Емкость, м3 . . .
Диаметр, м . . .
Длина, м ... .
Производительность,
кг/ч...............
80 100 160
3 3 3,4
11,6 14,2 17,6
68500 91 300 114100
Горизонтальный цилиндрический электродегидратор имеет два
электрода, расположенные на расстоянии 0,25—0,4 м и питаемые от
двух трансформаторов мощностью 50 кВА.
Нефть вводят в аппарат на уровне, который на 0,7 м ниже рас-
положения электродов; в зоне А она проходит через слой воды, в зоне
Б проходит через зону умеренного напряжения одного электрода, в
зоне В находится под напряжением двух электродов, в зоне Г отстаи-
вается от воды, а в зоне Д вода отстаивается от нефти.
Горизонтальный цилиндрический электродегидратор (рис. VIII-7)
имеет четыре пары электродов. Каждая пара электродов расположена
на расстоянии 0,14 м. Электроды подключены к трансформаторам мощ-
ностью 50 кВА.
Горизонтальные электродегидраторы рассчитаны на температуру
410—425 К и на давление до 2 МПа.
Сравнительные показатели работы электродегидраторов приведе-
ны в табл. VIII.4 и VIII.5.
Таблица VIII.4. Показатели работы электродегидраторов различных типов
i[5, с. 20]
Наименование показателя Значение показателя для электродегндраторов различ- ных типов
вертикальный цилиндрический шаровой горизонтальны Й цилиндрический j
Производительность, м3/ч 25 400 200
Объем, м3 30 600 160
Сечение, м2 7 86 60
Линейная скорость, м/ч 4,3 7 2,7
Размеры, м:
диаметр 3 10,5 3,4
длина (высота) 5 — 17,6
Давление, МПа 0,4 0,7 1,0
Масса аппарата, кг — 1-Ю5 0,37.10s
501
Рис. VIII-6. Электродегидратор горизонтальный:
а — конструкция; 6 — схема распределения зон напряжения (А—Д)
6
Рис. VIII-7. Конструктивная схема горизонтального цилиндрического электродегидра-
тора с подачей сырья в межэлектродное пространство:
а — продольный разрез; 6 — поперечный разрез; в — вид сверху; / — корпус; 2 — стояк для ввода
сырья; 3 — электроды; 4 — проходные изоляторы; 5 — подвесные изоляторы.
АППАРАТУРА ДЛЯ РАЗДЕЛЕНИЯ
НЕОДНОРОДНЫХ СИСТЕМ ФИЛЬТРАЦИЕЙ
Фильтрацией называют процесс разделения неоднородных систем
при пропускании их через пористые перегородки, которые задержи-
ваю^ одни фазы этих систем и пропускают другие. ‘Движущей силой
процесса фильтрации является разность давлений.
502 .
Таблица VIII.5. Сравнительные показатели работы электродегидраторов
Наименование показателя Значение показателя для электродегидраторов различных типов
вертикальный (см. рис. VIII-4) шаровой (см. рис. VIII-5) горизонталь- ный (см. рис. VIII-6) • горизонталь- ный цилиндри- ческий (см. • рис. VIII-7)
Сечение в месте установки элек- 8,14 98 33,2 . 33,2
тродов, ма 6,6 51,2 29,8 19,6
Площадь электродов, ма
Доля сечения аппарата, занятая 81,0 52,5 90,0 59,0
электродами, % Время пребывания, ч 0,023 0,008 0,084 0,023
в межэлектродном простран-
стве
в аппарате 0,163 — 0,013 0,013
Скорость подачи нефти, м/ч — 10—15 3—3,4 3—3,4
К процессам фильтрации относят разделение суспензий на чистую
жидкость и влажный осадок. Разделение суспензии, состоящей из'
жидкости, в которой взвешены твердые частицы, производят в аппара-
тах, называемых фильтрами. Фильтр представляет собой сосуд, раз-
деленный на две части пористой фильтровальной перегородкой. Сус-
пензию подают в одну часть этого сосуда таким образом, чтобы она
соприкасалась с фильтровальной перегородкой. В разделенных фильт-
ровальной перегородкой частях сосуда создают разность давлений, под
действием которой жидкость проходит через поры фильтровальной пе-
регородки, твердые же частицы задерживаются ею.
Суспензия разделяется на фильтрат и осадок.
Разность давлений в фильтре создают при помощи компрессоров,
вакуум-насосов и жидкостных насосов, например, поршневых и цент-
робежных, а также за счет гидростатического давления разделяемой
•суспензии.
В технологии нефтепереработки процесс фильтрования имеет огра-
ниченное применение. Преимущественно этот процесс применяется в
производстве смазочных масел, а также в ряде химических и нефтехи-
мических процессов (таких как производства присадок к нефтепро-
дуктам, катализаторов), включаемых в комплексы современных неф-
тезаводов.
Процесс фильтрации осуществляется в аппаратах периодического
действия (рамные и листовые фильтр-прессы, работающие при посто-
янном давлении или постоянной производительности) и в непрерывно
действующих вакуум-фильтрах.
В промышленности используют также фильтры специального на-
значения: песчаные и гравийные, предназначенные для фильтрования
воды от взвеси нефтепродуктов и мыл; патронные, применяемые при
регенерации масел; а также фильтры различных типов, используемые
для фильтрования топлив и масел в период их эксплуатации.
Характер фильтруемых смесей может быть разнообразным и по-
этому твердые взвеси, отделяемые на фильтрующей перегородке, обра-
зуют сжимаемые и несжимаемые осадки.
Фильтрующие перегородки Имеют особенности, отражающие харак-
тер фильтруемых смесей, их следует учитывать при расчете и ироек-
тировании фильтров и в особенности фильтр-нрессов.
503
Типовые конструкции фильтров
Промышленные фильтр-прессы (рис. VIII-8, VIII-9) состоят из двух
станин—- передней и задней, соединенных траверсами. На траверсах
поочередно установлены доски и рамы, разделенные фильтровальной
тканью.
Рис. VIII-8. Конструкция рамного фильтр-пресса:
/ — неподвижная концевая плита; 2 — плиты; 3 — рамы; 4 — подвижная концевая плита; 5 — ста-
нина; 6—гидравлический зажим; 7— штуцер для ввода суспензии, промывной воды и сжатого
воздуха; 8 — кран для вывода фильтрата и промывной воды.
Рис. VIII-9. Схемы плиты и рамы фильтр-пресса:
а — разрез фильтровальной плиты по продуктовому каналу; б — плита; в — разрез фильтроваль-
ной плиты по промывному каналу; г —рама; д — разрез рамы.
Суспензия, подлежащая фильтрованию, распределяется по рамам
через специальный вводной, канал. Твердые частицы оседают на ткани,
а фильтрат проникает через ткань и по бороздкам фильтровальных до-
сок через спускные краники отводится в сборные желоба.
Техническая характеристика рамных фильтр-прессов приведена в
табл. VIII.6.
Листовуе фильтр-прессы (рис. VIII-10) применяют при значитель-
ном количестве твердой фазы в суспензиях (например, суспензия масла
с глиной при очистке масла контактным способом). Главным узлом
горизонтального листового фильтр-пресса является полый барабан с
откидывающейся нижней частью. В барабане подвешены фильтрую-
щие элементы, обтянутые с обеих сторон сначала редкой сеткой, затем
мелкой и сверху металлической тканью.. Фильтруемая суспензия пода-
ется в барабан. Осадок задерживается на металлической ткани фильт-
рующих элементов. Фильтрат из внутренней полости фильтровальных
элементов отводится в коллектор. После достижения лепешкой пре-
дельной величины избыток раствора выдувается из барабана паром.
504
Таблица VIII.6. Техническая характеристика рамных фильтр-прессов
Обозначе- ние фильтра (маркиров- ка) Размеры рам и плит фильтра, м Число рам Фильтрую- щая по- верхность, м2 Допусти- мое рабочее Давление ЛрЮ-5, Па Габаритные размеры фильтр-пресса Масса фильтра, кг Тип затвора
внут- ренний для рамы Наружный тол- щина рамы диа- метр канала высота высота оси фильтра ширина длина длина блока рам и плит
Для рамы ДЛЯ плиты
6 1,2 0,950 0,210 500
Фпр315 0,315 0,375 0,35 0,020 0,032 12 2,4 6 0,525 0,335 0,65 1,155 0,415 700 Ручной
18 3,6 1,370 0,625 900
16 8,0 1,75
ФпрбОО 0,500 0,590 0,55 0,028 0,050 20 10,0 6 0,825 0,530 — — 1,04 — Ручной
25 12,5 1,18 —
20 16,0 2,50 1,10
ФпрбЗО 0,630 0,745 0,69 0,034 0,065 25 20,0 3-4 1,045 0,670 1,15 2,78 1,38 — Ручной
32 25,5 3,17 1,77 —
25 32,0 4,00 1,600 7150
Фпр800 0,800 0,93 0,87 0,040 0,076 32 41,0 3—4 1,315 0,850 1,80 4,50- 2,055 8*350 Гидравлический
40 51,0 5,00 2,575 9800
32 64,0 . 4,75 2,310 13350
ФпрЮОО 1,000 1,15 1,085 0,045 0,100 40 80,0 3-4 1,625 1,050 1,96 5,30 2,890 15650 Гидравлический
« 50 100,0 6,10 3,620 18500
505
Нижнюю часть барабана откидывают и очищают элементы фильтра
от образовавшегося слоя отфильтрованных частиц. Затем кожух фильт-
ра вновь закрывают и начинают подавать новую порцию суспензии.
Листовые фильтр-прессы могут иметь фильтрующую поверхность сле-
дующих размеров (в м2):
0,83; 4,3; 18,0; 24,0; 50,0; 94,0.
Ниже приведены практические показатели работы листовых фильт-
ров с фильтрующей поверхностью 94 м2 при очистке нефтяных ма-
сел.
Тип масла Вязкость кинематическая v-Ю8, м2/с Содержание глины, % (масс.) Температура фильтрации, К Производитель- ность, КГ/(м2-ч)
Автол 0,45—0,76 4—5 373—393 250—370
Авиационное 1,14—1,37 14—16 403-413 90—133
Цикл работы фильтра состоит из операций различной продолжи-
тельности:
_ Продолжн-
Операция тельность, ч
Фильтрование...................0,583
Выдавливание и продувка . . . 0,083
Чистка от глины................0,333
Заполнение.....................0,083
Пропуск мутного масла .... 0,083
Всего..........................1,165
Барабанный вакуум-фильтр непрерывного действия (рис. VIII-11)
состоит из горизонтально расположенного пустотелого барабана, раз-
деленного на секции. Боковая поверхность барабана покрыта фильт-
рующей тканью, поверх которой барабан обвит бериллиевой проволо-
кой. От секций, расположенных по периферии барабана, к осевому кол-
лектору направлены отводные трубки.
Горизонтальный барабан помещен в ванну, закрытую крышкой.
На ванне смонтирован отводной коллектор, плотно прижатый к кол-
лектору барабана.
Таблица VIII.7. Техническая характеристика барабанных вакуум-фильтров
нормального ряда
Марка фильтра Фильтрующая поверхность, М2 Диаметр барабана, м Ширина барабана, м Расходуемая мощность, кВт Частота вращения, с—1
Б1 1/0,35 1 1,00 0,35 0,074-0,22 0,002-0,05
БЗ 1,6/0,6 3 1,60 0,60 0,74—1,03
Б5 1,75/0,9 5 1,75 0,90 ч 0,74—1,18
Б10 2,6/1,3 10 2,60 1,30 1,25—1,99
Б10 1,75/1,8 10 1,75 1,80 1,25—1,99
Б15 3,0/1,7 15 3,00 1,70 1,32—2,06
Б20 2,6/2,6 20 2,60 2,60 1,77—3,60
БЗО 3,0/3,4 30 3,00 3,40 1,47—2,94
Б40 3,0/4,4 40 3,00 4,40 3,13—4,27
Б100 4,0/8,0 100 4,00 8,00 2,50 0,003-0,008
Б100 3,0/10,6 100 3,00 10,60 2,50
606
Фильтруемая смесь подается в ванну. Барабан вращается и фильт-
рат из погруженных секций отсасывается через коллектор, что при-
водит к осаждению твердой фазы на фильтрующей поверхности. После
выхода секции из раствора вследствие поворота барабана происходит
автоматическое ее переключение на коллектор промывки. При даль-
нейшем повороте барабана секция переходит в зону продувки обра-
Сжатьсй воздух
отжима осадно.
Суспензия
• ВыдоЗ фильтрата
и подача сжатого
доздуьа ори. удале-
нии. осадка
0сад о к
6
'^Фильтрующий
диен л
Рис. VIII-10. Вид (а} и разрез (б) листового фильтр-пресса.
зовавшейся лепешки инертным газом, и, наконец, при последующем
вращении барабана подходит к ножу, срезающему лепешку осадка.
Далее секция вновь погружается в ванну и процесс повторяется.
В нефтеперерабатывающей промышленности вакуум-фильтры при-
меняют при депарафинизации масел.
Техническая характеристика некоторых вакуум-фильтров нормаль-
ного ряда дана в табл. VIII.7.
Патронный фильтр (рис. VIII-12) состоит из элементов, представ-
ляющих собой длинные трубы, изготовленные из пористого материала
(стекла, керамики и др.). Фильтрующие патроны надевают на метал-
лические перфорированные трубы. Верхними концами металлические
трубы выведены в верхнюю изолированную полость. Большей частью
трубы с фильтровальными патронами размещаются в нижней полости
фильтра, куда подается суспензия. Фильтрат проходит через фильтру-
ющий элемент и по внутренней трубе поступает в верхнюю полость,
507
откуда выводится из аппарата. Осадок остается на внешней стороне
фильтрующего патрона и периодически удаляется обратной продувкой
воздухом.
Фильтры для топлив имеют чехол из двух слоев шелка, между
которыми уложена смесь органических гидрофильных и гидрофобных
волокон (70% хлопка и 30% капрона). Назначение этих фильтров —
Рис. VIII-11. Конструкция барабанного вакуум-фильтра:
/ — поверхность барабана, покрытая фильтрующей тканью; 2 — полость барабана, в которую по-
падает фильтрат; 3— канал для подвода фильтрата; 4 — главный вал; 5—распределительная го-
ловка; 6 — качающаяся мешалка.
удаление небольших количеств влаги. Пропускцая способность топлив-
ных фильтров 30—60 м3/ч, они рассчитаны на давление 0,5—0,6 МПа.
Песчаные и гравийные фильтры используются для обезвоживания
светлых нефтепродуктов и удаления взвесей из сточных вод. Эти аппа-
раты в значительной степени способствуют коалесценции эмульсий.
Песчаный фильтр представляет собой резервуар, снабженный сеткой,
на которой расположен слой песка. Фильтруемая смесь подается в-
нижнюю часть аппарата и отводится из его верхней части. Взвесь за-
держивается слоем'песка, частично коалесцирует и осаждается на дно,
откуда подлежит удалению.
508
Рис. VIII-12. Патронный фильтр:
а — конструкция; б — поперечный раз-
рез фильтрующего элемента; 1 — пре-
дохранительный клапан; 2 —крышка;
3 — уплотнение фильтрующих патро-
нов; 4 — фильтрующий патрон; 5 —
корпус; 6 — перепуск; 7 — распредели-
тельная решетка; 8 — днище; 9 — под-
вод фильтруемой жидкости; 10 — чу-
гунная плита; // — отвод фильтрата;
12 — штуцер; 13 — отверстие в патроне;
14 — пористый цилиндр; 15 — ребристая
стальная труба*, 16— осадок; /7 — реб-
ра; 18 — фильтрат.
Фильтрующие перегородки
В фильтрах применяют фильтрующие перегородки различного ис-
полнения.
В качестве материала фильтрующих перегородок для рамных
фильтр-прессов используют бельтинг — хлопчатобумажную ткань, при-
годную для работы при температурах до 373 К- Эта ткань может ис-
пользоваться для фильтрования нейтральных, слабощелочных и сла-
бокислых растворов.
Обычно поверх бельтинга прокладывается фильтровальная бума-
га. Отфильтрованный осадок сбрасывается во время очистки фильтров
вместе с фильтровальной бумагой, а поверхность бельтинга остается
чистой.
В рамных фильтр-прессах возможно применение других фильтру-
ющих материалов, например, стекловолокна. Стеклянные ткани отли-
чаются большей устойчивостью к агрессивным средам и менее чувст-
вительны к температуре. Однако стеклоткани быстро разрушаются от
истирания.
В качестве фильтрующего материала листовых фильтр-прессов ис-
пользуется металлизированная ткань (монель-металл). Для прочности
под ткань подкладывают два-три ряда проволочных сеток, число ячеек
в каждом ряду которых последовательно увеличивается.
Возможно использование стеклянного и других разновидностей
фильтрующих полотен.
509
В вакуумных фильтрах в качестве материала фильтрующих пере-
городок используется бельтинг, которым обтягивают барабаны. Поверх
бельтинга наматывается бериллиевая проволока, которая предохраняет
бельтинг от истирания о нож, снимающий осадок. Намотка производит-
ся с малым шагом.
Патронные фильтры имеют фильтрующие перегородки, изготов-
ленные из просеянного измельченного кварца, связанного силикатным
стеклом и подвергнутого обжигу. Перегородки могут быть изготовлены
из шамота, пористого стекла, металла, углерода.
К числу новых материалов, используемых в фильтрующих перего-
родках, относят поливиниловые, перхлорвиниловые, полиамидные и
другие синтетические ткани, а также цветные материалы нетканого
характера, изготавливаемые в виде пористых пластин, скомбинирован-
ных с бумажным волокном и тончайшим слоем металла.
Характеристика некоторых фильтрующих материалов дана в
табл. VIII.8.
Таблица VIII.8. Характеристика фильтрующих тканей
Наименование ткани Ширина, м Толщина, м Задерживающая способ- ность, м
Бельтинг хлопчатобумажный 1,10 0,00200 0,0100
Фильтромиткаль 1,00 0,00110 0,0039
Фильтродиагональ 1,00 0,00140 0,0020
Сукно серое шинельное 1,39 0,00150 0,0030
Капрон 56027 0,88 0,00045 0,0050
Капрон 56020 0,90 0,00028 0,0020
Лавсан 4264 1,04 0,00154 0,0010
Лавсан 56049 • 0,95 0,00054 0,0050
Хлорин 86006 1,05 0,00110 0,0020
Фторлон 56073 1,055 0,00024 0,0030
Нитрон 4341 1,10 0,00180 0,0010
Фильтрация с образованием сжимаемых
и несжимаемых осадков
Движение жидкости в капиллярах (порах) подчиняется закону
Пуазейля
0,3925Алт*
Укп =----------т
OCjX/2Q
(VIII-,42)
где Укп — объем капилляров, м3; а — поправочный коэффициент, учи-
тывающий характер кривизны капилляров.
С учетом закона Пуазейля дифференциальное уравнение фильтро-
вания при постоянном давлении можно представить в следующем
виде:
dV Ал/1
“5Г= Vrx(V ) (Vm ,43)
Нго*о \'Ж I Уэкв.)
где го — удельное объемное сопротивление осадка, м2; х0 — отношение
объемов осадка и фильтрата; Уэкв — объем осадка, эквивалентный не-
которому объему жидкости.
Удельное объемное сопротивление осадка рассчитывается по фор-
мулам, приведенным в работе [6, с. 132—183]:
5Ю .
Проинтегрировав уравнейие (VIII.43), получим:
У|+2 ^±1/ф = 2
ф ГаХ0 |ir0X0
Если в выражение (VIII,44) ввести величину -
у ^Ф^Ф
v экв------
гохо
то уравнение фильтрации можно записать так:
(E(f, + V3KB)2 = 2-— (т +тэкв)
1лгохо
При постоянной скорости фильтрации уравнение (VIII,44) примет
вид:
(VIII,44)
(VIII,45)
VI + 7?ф-п/?ф Уф = .Ая£Ф т (VI II(46>
Ф ГОХО ЦГоХо
Необходимо обратить внимание на то обстоятельство, что уравне-
ние (VIII,46) отличается от уравнения (VIII,44) наличием коэффици-
ента 2.
Фильтрацию при переменной скорости и давлении можно описать
уравнением для переменной скорости и некоторого эквивалентного по-
стоянного давления при /?ф.п= О
= 2An3KBF| (VIII,47)
В котором ДЛэкв =/ (т).
Объем жидкости, проходящей через фильтрующие патроны с ма-
лым радиусом кривизны и при постоянной разнице давлений, опреде-
ляется по уравнению
6,281пттДл
, гф.н , , го.н
Го.ф 1п —— 4- Го In-------
^ф.в Го в
(VIII,48)
где Ля — суммарная потеря давления.
Объем, жидкости, проходящей через фильтрующие патроны с боль-
шим радиусом кривизны, рассчитывают по уравнениям, приведенным
ранее.
Фильтрацию с образованием сжимаемых осадков рассчитывают
так же, но с учетом некоторых особенностей. Например, учитывают, что
сжимается не только осадок, но и перегородка. Подробно о расчете
процесса фильтрации с образованием сжимаемых осадков см. в рабо-
те [6, с. 40].
Фильтрация с закупориванием пор
фильтровальной перегородки
По характеру образования осадка на фильтровальной перегородке
процесс фильтрации подразделяют на виды, для которых характерно
следующее: '
образование осадка, твердые частицы которого располагаются над
порами фильтровальной перегородки в виде сводиков, не препятству-
ющих движению жидкости через поры;
511
постепенное закупоривание пор при проникновении в них частиц
осадка;
полное закупоривание пор, при котором твердые частицы имеют
крупные размеры и перекрывают входы в поры.
Сравнение скоростей фильтрации для этих случаев фильтрования
как функций времени протекания процессов осуществляют по форму-
лам:
Ыф = О'и.ф (1 + 2kw* фТ)-».5 ^ф = ^н.ф(1 +0.5М’к,фТ)-2 :;|ф = а'н.фй 2 (VIII,49) (VIII,50) (VIII.51)
Здесь k- Дл (VIII.52J
0,6369х0 — Г п г2 Ькп^т'кп (VIII,53)
г urt Дгс /г, = 0,3925.-^— 2 (VIII,54)
где /гт — число твердых частиц суспензии, приходящихся на один м2
фильтровальной перегородки.
Качественная картина снижения скорости фильтрации при заку-
поривании пор фильтровальной перегородки проиллюстрирована в
табл. VIII.9.
Таблица VIII.9. Кратность снижения скорости Шф фильтрации
при увеличении времени т
Кратность увеличения времени фильтрации Уменьшение скорости №ф фильтрации
с образованием осадка с закупориванием пор
„ постепенным ПОЛНЫМ
2 1,40 4,0 5,29
3 1,73 9,0 12,20
4 2,00 16,0 28,40
Как видно из табл. V1II.9, при длительном фильтровании (до 4т)
в условиях закупоренных пор скорость фильтрации и)ф снижается в
8—16 раз по сравнению со скоростью фильтрации с образованием осад-
ка без закупоривания пор.
Промывка осадка
Разделение суспензий не заканчивается образованием осадка на
фильтровальной перегородке и сбором фильтрата. После фильтрования
обычно производят промывку осадка с целью полного отделения фильт-
рата от твердых частиц осадка. Промывка сводится к вытеснению
жидкости, оставшейся в порах осадка после фильтрования, промывной
жидкостью, смешивающейся с фильтратом.
Процесс промывки осадков промывной жидкостью проводят в две
стадии: на первой стадии вытесняют фильтрат из аппарата, на вто-
рой — вымывают фильтрат из пор фильтрующей перегородки.
.'512 '
Для периодически действующих рамных’ фильтр-прессов количест-1
во промывной жидкости рассчитывают по формулам:
для первой стадии Орш Ущж- (VIII.55) ^р.о Уф.П
для второй стадии G„n 0,25 , • =1 -у—/УГ (VI 11,56) Gpi0 ^п.ж/^ф.п
Для одноступенчатой промывки фильтров непрерывного действия
количество промывной жидкости определяется по методу вытесне-
НИЯ Gpn = 1 -О,зупл^ф.п (VIII,57) бр.о
Многоступенчатая последовательная промывка осадков на фильт-
рах непрерывного действия в случае промывки жидкостью, не содер-
жащей фильтрата, и при одинаковой дозировке этой жидкости по сту-
пеням, описывается зависимостями:
c=c„fn^ (VIII,58)
( f=T~^n ‘ (VIII.59)
__1g (си/с)
"ст “ 1й(1'+^мГ (VIII,60)
• = (VIII.61)
17общ.(VIII,62)
где vn — расход промывной жидкости в и-ой ступени промырки, м3;
ап — содержание жидкой фазы после «-й ступени промывки в % к
массе твердых частиц.
Скорость промывки .рассчитывается по уравнению
Дл
Шпр = 4Цп.ж(^о.сЧ«фт) (VIII,63)
в котором
Яфт ^о.с.экп
Пример 3. Определить количество . промывной жидкости, необходимое для промыв-
ки осадка на фильтре, при следующих исходных данных [6, с. 193]: толщина осадка на
фильтре ho. с = 0,01 м; начальное содержание жидкости в осадке ан = 0,3 масс, доли;
конечное (после промывки) содержание жидкости в осадке ак = 0,02 масс, доли; пори-
стость фильтровальной перегородки е = 0,78; поверхность фильтра Рф = 6 м2; эффектив-
ность промывки еп = 0,7.
Решение. Объем промывной жидкости рассчитывается По формуле
Уп.Ж =
Гп.Ж
^о.с
Уф.П
где отношение
Гп.Ж ___ 1g ^пр
То.с lg (1— еп)
33—844
513
при этом
ак 0,02
. ^Р = -а7=-о-,Т- = 0’0667
Тогда
гп ж 0,0667
lg (1 -0,7)-~2’25
Объе1#фильтрата найдем по формуле «
Уф.п = Лф/'о.с«н8 = 6-0,01 -0,3-0,78 = 0,014 м3
Объем промывной жидкости равен:
Ул ж = 2,25-0,014 = 0,0315 м3
Продувка осадков
Назначение продувки осадков — по возможности уменьшить коли-
чество жидкости, оставшейся в осадке после фильтрования или про-
мывки. Эта жидкость вытесняется из пор осадка воздухом (или дру-
гим газом), который может быть предварительно нагрет, вследствие
чего к гидродинамическому процессу вытеснения присоединяется диф-
фузионный процесс сушки. При продувке гидродинамические законо-
мерности значительно сложнее, чем при фильтрации, т. к. сквозь поры
осадка.проходит двухфазная смесь жидкости и газа. Чаще всего про-
дувают лепешки фильтр-прессов.
Продолжительность продувки лепешки на фильтр-прессе рассчиты-
вается по формуле [6, с. 204]:
~ (1 -/и0)2 + 1 ] у едго^с
2 ] у— 1 Дл ’
(VIII,64)
где т0 — остаточное насыщение осадка жидкостью, равное отношению
объема неподвижной жидкости в конце продувки к объему пор; тэ —
эффективное насыщение осадка жидкостью, равное отношению объема
движущейся жидкости к. общему объему той же жидкости и газа;
z/=2,5—показатель степени, зависящий от размера твердых частиц
осадка; г0 — удельное объемное сопротивление осадка (сопротивление,
оказываемое потоку фильтрата равномерным слоем осадка толщиной
1 м), м2.
В процессе продувки воздухом (газом) лепешки на фильтре ско-
рость воздуха быстро возрастает от нуля до наибольшего значения,
пределом которого является скорость воздуха при продувании его через
сухой осадок.
Скорость движения воздуха wB03 для ламинарного однофазного по-
тока определяется по уравнению [6, е. 207]
(/Wat \ Атт
“зГ) ЩоА.с . (VIII,65)
где d=an/aK; йп — отношение массы промывной жидкости^к массе
твердых частиц; ак — содержание жидкой фазы в промытом осадке
(отношение массы жидкости к массе твердых частиц); ^»4,5 — пока-
затель степени; цвоз— динамическая вязкость воздуха, Па-с.
Принимая во внимание, что величина 1 мало изменяется при пе-
реходе от влажного осадка к сухому, скорость двухфазного (воздух—
514
жидкость) движения найдем по уравнению [6, с. 207]:
; Г d2e^ / 1 — тв V ] Ал
003 [ 32 1 — т0 J j Рвоз^о.с
(VIII,66)
в котором тв — насыщение осадка, жидкостью, равное отношению об-
щего объема непбдвижной и движущейся жидкости к объему пор.
Производительность фильтр-прессов
Работа периодически действующих фильтр-прессов складывается
из основных (фильтрация, промывка, продувка) и вспомогательных,
(подготовка' фильтра, загрузка суспензии, разгрузка осадка) опера-
ций.
Количество фильтрата, получаемого за одну операцию фильтрова-
ния при работе фильтр-пресса .с наибольшей производительностью при
равенстве продолжительностей основных и вспомогательных операций
(т0СН=Твсп) и отсутствии учета сопротивления фильтровальной перего-
родки, определяется по уравнению [6, с. 222].
G = 1Z 2Длтвсп_ (VIII,67)
Г О^О
При значительном сопротивлении фильтровальной перегородки
наибольшая производительность фильтра достигается при т0Сн>тВсп-
Если в цикле работы фильтра отсутствуют операции промывки и про-
дувки осадка, то между продолжительностями основных и вспомога-
тельных операций существует зависимость [6, с. 217]
Тосн = твсп -4- 2 ~\/ Ф'п— Твсп (VIII,68) .
у 2алгохо
Уравнение (VIII,68) можно записать через критерий фильтрования
FI [6, с. 217] . •
f S = 1 + 27W (VIII,69)
где
5 _ т /т pi _
° — ТОСН/ТВСП ГI-----2AW r~v~
ZZAJlTgcnF ОХО
Производительность вращающегося барабанного вакуум-фильтра
рассчитывается по уравнению [6, с. 235]
2 Дф.п/^погр v = 2 bnF36k2mrp (VIII,70)
Г ОХО !^0Х0
где 7?ф. п — сопротивление фильтровальной перегородки, м-1; Еб— об-
щая поверхность фильтрования вращающегося барабана, м2; /гПогр—
отношение поверхности фильтрования барабана, погруженной в сус-
пензию, к общей поверхности фильтрования; т — продолжительность
пребывания любой точки поверхности фильтрования в суспензии, с.
Сопротивление фильтровальной перегородки барабанного вакуум-
фильтра рассчитывается по методике, изложенной в работе [6, с. 118].
Продолжительность пребывания любой точки поверхности фильт-
рования в суспензии равна
T^Awpr, (VIII,71)
где Ti — время оборота барабана, с.
33
515
Пример 4. Определить основные параметры процеоса фильтрования для рамного
фильтр-пресса при следующих исходных данных[6,с. 370]: вязкость фильтрата р. = 2-10~3
Па-с; вязкость промывной жидкости цп. ж = 1-10-3 Па-с; удельное объемное сопротив-
ление осадка го = 5-1013 м_3; отношение объема осадка к объему фильтрата хо = 0,0333;
разность давлений Дл = 4-105 Па; пористость осадка в = 0,55; отношение количества
растворенного вещества, извлеченного промывной жидкостью, к находившемуся в осад-
ке до промывки Gp. u/Gp. О = 0,98; продолжительность вспомогательных операций
таси = 1800 с; общая площадь фильтр-пресса /+ = 100 м2.
Сопротивлением фильтровальной перегородки можно пренебречь.
Решение. Скорость фильтрования (в. м/с), соответствующую оптимальной произ-
водительности аппарата, рассчитаем по формуле
Щф = 1/1 + 4Л-г/3 (VIII,72)
г ЛТЕСП
где Кв=(Цп. ж/ц) =0,5 — коэффициент вязкости; В и А—константы.
Константу В рассчитаем по формуле
0,25гхо 0,25 0,55-0,0333
Ср.о
Константа А равна
ргохо 2-10-3-5 1013-0,0333
А = -те=—-те——.=8’33-103
Подставив полученные числовые значения величин в формулу (VIII.72), получим
йУф = 1/1 ! 4 •0 5д0>229 = о 000312 м/с
ф V 8,33-103-1800
Скорость промывки равна
w,b- 0,000312
ьипр = тут-— — 2-0 5 ~ 0,000312 м/с
Найдем продолжительность фильтрования
_______________________твсп___________________'__ 1ОЧЧ
ТФ-1+4КвВ“ 1 + 4-0,5-0,229 °
и продолжительность промывки
4Квбтвсп 4-0,5-0,229-1800
тпр = t+4Квб =-1 +4.0,5-0,229 ~ 565 с
Определяем продолжительность основных операций
тосн = тф + тпр = 1235 + 565 = 1800 с
и продолжительность цикла
тц = тосн X твсп = 1800 + 1800 = 3600’с = 1 ч
Производительность фильтр-пресса за цикл равна
„ _ Гф»ФЧ. _ IQ° 0.«»?^23S _ Ж5 и,(
▼ т I
Тц
Находим объем осадка
лоУф _ о,0333-38,51 =1 9Я м3/а .
тц 1
Вычисляем количество промывной жидкости
_ 0,229-38,5 ^ЯЯ9мз/ч
т„ 1
516
Расчет барабанного вакуумного фильтра
Преимуществом барабанных вакуумнцх фильтров является непре-.
рырност{> их действия, недостатком — невозможность произвольного
широкого изменения продолжительности отдельных операций в общем
цикле работы. Это обстоятельство следует учитцкать при расчете ба-
рабанного фильтра. ’
При его расчете последовательно вычисляют следующие вели-
чины. , ' .
Продолжительность фильтрования (в с)
Г<А?2 Рпер?
т* = ^ +-ДН- (VIII,73)
Продолжительность промывки (вс) ,
Т7 го.пж*о0 + ^пер Тпр'— 7 ; ДлПр (VIII,74)
Продолжительность цикла (вс) •
(Тф + Тпр) пя ч Тц 1 Ля.ф I Яя.пр (VIII,75)'
Поверхность фильтра
F = УфТц ф 3600? (VIII,76)
Частота вращения барабана (в с-1)
1 «об = V- Тц (VII1.77)
Пример 5. Определить основные параметры процесса фильтрования и выбрать
барабанный вакуумный фильтр при следующих исходных данных: объем фильтрата
V<f> = 6,7 м3/ч; количество осадка Go=236O кг/ч; отношение объема осадка к объему
фильтрата хо = О,177; удельная производительность фильтра ?=0,169 м3/м2; удельное
объемное сопротивление осадка го=2,35-1О9 м-2.
Удельное объемное сопротивление перегородки:
при фильтровании ??Пер. ф —4,32-10й м-2;
при промывке /?пср. п₽ =1,25-109 м~2.
Разность давлений:
при фильтровании ДЛф = 0,475-105 Па;
при промывке Длпр = 0,245-105 Па.
Расход промывной жидкости (воды) РПр = 1,85 м3/м3..
Решение. Продолжительность фильтрования находим по формуле (VIII,73)
ЛА?2 Япер.ф? 2,35- 10в-0,177.(0,169)2 4,32- 10в-0,169
Тел = -------4---------= __________________________-|-__________• = 144 с
Ф 2Дл Дл 2,0*0,475-105 0,475-Ю5
Продолжительность промывки находим по формуле (VIII,74):
______.. ^пер. прА? + ^пер. ф
Тпр— кп ,-яА? -------г----------- —
Длпр
. „г А Л ,АА 1,25-109.0,177-0,169 + 4,32-10®
— 1,85.0,177-0,169 0,245-Ю5 = 94 с.
Продолжительность цикла находим по формуле (VIII,75)
т (Тф+тпр)«я. ч , (144 +94)18
Ля. ф Г пя. пр 7+6
34—844
517
при этом принимаем, что число ячеек фильтра пя, ч=18, из которых на фильтрацию
приходится ия.ф = 7, а на промывку пя.пр = 6.
Поверхность фильтра определяем по формуле (VIII,76)
Рф= = 3,64 ‘
ф 3600 q 3600-0,169
Частоту вращения барабана вычисляют по формуле (VIII,77):
1
/г°б =? ззо = 0,003 об/с
По нормалям ВНИИХИММАШа подбираем барабанный фильтр с поверхностью
фильтрации F$ = 5 м2 (см. табл. VIII.7).
АППАРАТУРА ДЛЯ АДГЕЗИОННОЙ
СЕПАРАЦИИ НЕОДНОРОДНЫХ СИСТЕМ
Под адгезией подразумевают взаимодействие неоднородных жид-
кой и твердой (или жидкой и газообразной) фаз. В результате вза-
имодействия неоднородных фаз происходит сепарация примесей.
Адгезия оценивается работой, которую надо затратить,для отрыва
жидкости от твердой поверхности (или наоборот), эту работу изме-
ряют в МДж/м2.
В промышленной практике нефтепереработки применяют каскадно-
адгезионную сепарацию [7], в основу которой положено диспергиро-
вание газов (воздуха)- в жидкости. При диспергировании газов обра-
зуются пузырьки, вследствие чего создается высокоразвитая поверх-
ность, способствующая концентрированию гидрофобных веществ на
границе раздела фаз и растворению в жидкости некоторых компонен-
тов газовой смеси.
Каждый каскад адгезионной сепарационной установки состоит из
зон аэрации и сепарации. Каскадов может быть несколько, и их число
должно определяться расчетом.
В зоне аэрации происходит насыщение жидкости газовой смесью
(воздухом.). При этом за счет диспергирования содержание газа в аэри-
рованной жидкости достигает 70—80% (об.).
Из зоны аэрации жидкость (вместе с пузырьками газовой смеси и
адсорбатом гидрофобных веществ на поверхности пузырьков) со ско-
ростью 0,2—0,25 м/с направляется в зону сепарации. Скорость переме-
щения жидкости лимитируется скоростью всплывания газовых (воздуш-
ных) пузырьков, равной 0,1—0,2 м/с.
В зоне сепарации жидкость движется со скоростью порядка 0,1 м/с
и гидрофобные вещества продолжает концентрироваться на границе
жидкость—газ.
Метод каскадно-адгезионной сепарации не требует применения ко-
агулянтов и флокулянтов — добавочных реагентов, обеспечивающих
очистку жидкостей осаждением.
Работа адгезии равна
где WB — изотермическая работа на границе раздела фаз гидрофобное
вещество—газ, — изотермическая работа на границе раздела фаз
жидкость—газ; — изотермическая работа на границе раздела фаз
гидрофобное вещество—жидкость. *
518
Таблица VI11. ,10. Степень очистки нефтепродукта от эфирорастворимых веществ
, адгезионной сепарацией
Нефтепродукт Содержание эфирорастворимых веществ (в мг/л) для установок* различных типов** Z
ЗАКС-4С (1000 мз/ч) 6АКС-4С (1000 мЗ/ч) 6АКС-2С (500 мЗ/ч) ' 6АКС-2-1С (250 мЗ/ч)
Исходный 150 100 70 .50 150 100 70 50
Очищенный 55 45 35 25 30 25 22 22
* В скобках указала производительность установки.
** Обозначение типа установки характеризует ее количественно. Например, установка1
ЗАКС-4С содержит 3 каскада адгезионно-каскадной сепарации, снабжена камерой сепарации ши-
риной 4 м и имеет шифр «С»; установка 6АКС-2-1С содержит 6 каскадов, снабжена камерой се-
парации шириной 2 M,f имеет шифр «С» и принимает потоки жидкости шириной 1 м.
Степень очистки нефтепродукта от эфирорастворимых веществ с
помощью каскадно-адгезионной сепарации приведена в табл. VIII. 10.
При расчете адгезионной сепарации определяют скорость жидко-
сти в гидравлических каналах установки и скорость всплывания газо-
вых пузырьков в жидкости.
Крупность газовых пузырьков колеблется в пределах 0,05—0,1 мм.
Средняя крупность диспергированного в жидкости газа равна 0,5—
0,8 мм.
Глубина зоны, в которой могут выделяться газы, растворенные в
жидкости, т. е. ее расстояние от поверхности жидкости в камере сепа-
рации, принимается равной 500 мм.
Время пребывания жидкости в зоне всплывания газовых пузырь-
ков составляет —- 1 мин.
Скорость движения слоя жидкости толщиной до 200 мм в цент-
ральной части зоны сепарации составляет 12 см/с.
Производительность по очищаемой жидкости принимается равной
250 м3/ч на 1 м ширины камеры сепарации.
Число каскадов определяется степенью очистки исходной жидкости
(см. табл. VIII.10).
ЛИТЕРАТУРА
1. Чертков Я- Б., Рыбаков К- В., Зрелое В. Н. Загрязнение и методы очистки нефтя-
ных топлив. М., Химия, 1970.
2. СтабникОв В. Н., Попов В. Д., Лысянский В. М. Процессы и аппараты пищевых
производств. М., Пищевая промышленность, 1976.
3. Эмирджанов Р. Т. Основы технологических расчетов в нефтепереработке. М. — Л.,
Химия, 1965. (
4. Абрамзон А. А. Поверхностно-активные вещества. Свойства и применение. Л., Хи-
мия, 1975.
5. Багиров П. Т. Современные установки первичной переработки нефти. М., Химия,
1974.
6. Жужиков В. А. Фильтрование. М., Химия, 1968.
7. Малиновский В. А. Англ. пат. 1141995; пат. США 3443694.
34*
ПРИЛОЖЕНИЯ
Таблица П.1. Соотношение единиц СИ с другими единицами измерения
Величина Единица изме- рения в СИ Соотношение с единицей измерения Другой системы
Сила Давление Вязкость динамическая Вязкость кинематическая Поверхностное натяжение Количество тепла; энтальпия Теплоты фазовых превращений; теп- лоты реакции удельные Теплоемкость массовая (удельная) Теплопроводность Коэффициент теплопередачи, коэффи- циент теплоотдачи Теплонапряжение Мощность " н Па(Н/м2) Па-с м2/с Н/м Дж кДж/кг кДж/(кг - К)- Вт/(м-К) Вт/(м2-К) Вт/(м2 - К) Вт 1 кгс = 9,81 Н 1 кгс/см2 = 98 067 Па 1 м вод. ст. = 9807 Па 1 мм рт. ст. = 133,3 Па 1 (кгс-с)/м2 = 9,81 Па-с 1 сП = 1-Ю-3 Па-с 1 сСт = 1 • 10-6 м2/с 1 Ст = 1 -10-4 м2/с Т дин/см = 1-Ю"3 Н/м 1 ккал = 4,187 Дж J ккал/кг = 4,187 кДж/кг 1 ккал/(кг-К) =4,187 кДж/(кг-К) 1 ккал/(м-ч-К) = 1,163 Вт/(м-К) 1 ккал/(м2-ч-К) = 1,163 Вт/(м2-К) 1 ккал/(м2-ч) = 1,163 Вт/м2 1 (кГ-м)/с = 9,81 Вт 1 ккал/с = 4183 Вт
.Таблиц а П.2. .Энтальпия нефтяных жидкостей в кДж/кг
Гж. к Энтальпия при значениях относительных плотностей от 0,65 до 1,00, соответствующих 288 К /*
0,65 0,70 0.75 0,80 0,85 0,90 0,95 1,00
273 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
275 4,23 4,06 3,89 3,77 3,68 3,56 3,48 3,38
'277 8,42 8,08 7,83 7,58 7,37 7,16 6,95 6,77
279 12,64 12,18 11,76 11,39 11,05 10,76 10,47 10,19
281 16,87 16,24 15,70 15,20 14,74 14,36 13,98 13,61
283 21,14 20,39 19,68 19,05 18,51 17,96 17,50 17,04
285 25,41 24,49 23,66 22,90 22,23 21,27 21,02 20,49
287 29,73 28,64 27,63 26,80 20,00 25,20 24,58 23,95
289 34,04 32,78 31,69 30,69 29,77 28,93 28,14 27,43
29Г 38,35 36,97 35,71 34,58 33,58 32,57 31,74 30,92
293 42,66 41,16 39,77 38,48 37,35 36,30 35,30 34,42
295 47,06 45,34 43,79 42,41 41,16 39,98 38,94 37,94
297 51,46 49,57 -47,90 46,35 44,97 43,71 42,54 41,47
299 55 ,.85 53,80 52, СО 50,33 48,82 47,44 46,18 45,02
S20
П родолжение
Тж- К Энтальпия при значениях относительных плотностей от 0.65 до 1,00, соответствующих 288 К '
0,65 0.70 0,75 0,80 0,85 ' 0,90 0,95 1 ,00
301 60,25 58,03 56,10 54,30 52,88 51,20 49,82 48,58
303 64,67 62,34 60,21 58,28 56,56 54,93 53,51 52,15
305 69,12 36,65 64,35 62,30 60,46 58,74 57,23 55,73
307 73,60 70,92 68,50 66,36 64,39 62,55 60,88 59,33
. 309 78,08 75,24 72,68 70,38 68,29 66,36 64,56 62 94
311 82,56 79,63 76,87 74,44 72,18 70,21 68,29 66,57
313 87,09 83,90 81,06 78,50 76,16 74 02 72,01 70_,20
315 91,61 88,26 85,29 82,56 80,09 77 83 75,78 73 86
317 96,17 92,65 89,51 86,67 84,07 81,73 79,55 77 52
319 100,73 •97,05 93,78 90,77 88,09 85,58 . ' 83,32 1 81,22
321 105,30 101,49 98,01 94,92 92,07 89,47 87,13 84,90
323 109,90 105,93 102,33 99,06 96,09 93,41 90,81 88,61
325 114,51 110,36 106,60 103 20 100,15 97,34 94,71 92, 32
327 119,11 114,80 110,91 107 39 104 21 101,28 98,56 96,06,
329 123,80 119,28 115,26 111,58 108 27 105,21 102,41 99,81
331 128,45 123,80 119,58 115,81 112,33 109,19 106 26 103,57
333 133,14 128,28 123,97 119,99 116 44 113,17 110,11 107,34
335 137,83 132,85 128 33 124,26 120,54 117,19 114,01 111,13
337 142,52 137,37 132,72 128,49 124,64 121,17 117,90 114,93
339 147,25 141,93 137,12 132,76 128 79 125,19 121,84 118,75
341 152,02 146,50 141,56 137,03 132,97 129,25 125,77 122,58
343 156,80 151,10 145,99 141,35 137 12 133,27 129,67 126,42
345 161,57 155,71 150,43 145,66 141,31 137,33 133, 64 130,28
347 166,38 160,35 154,91' 150,01 145,49 141,43 137,62 134,15
349 171,20 165,00 159,43 154,33 149,72 145,49 141,60 138,03
351 176,01 169,65 163,96 158,68 153,95 149,59 145.62 141,92
353 180,91 174,30 168,52 163,12 158,18 153,78 149,68 145,84
355 185,77 179,03 173,08 167,43 162,45 157,84 153,66 149,76
357 190,63 183,72 177,60 171,83 166,72 162,03 157,68 153,70
359 195,52 188,45 182,13 176,26 170,99 166,22 161,74 157,65
361 200,46 193,18 186,65 180,70 175,30 170,36 165,80 161,61
363 205,36 197,95 191,21 185,14 179,57 174,59 169,94 165,59
365 210,35 202,68 195,78 189,58 183,93 178,78 174,00 169,58
367 ' 215,29 207,50 200,38 194,10 188,28 183,01 178,11 173,59
369 220 27 212,27 205,07 198,58* 192,64 187,23 182,21 177,60
371 225,29 217,09 209,72 203,02 196,99 191,50 186,36 18 1,62
373 230 32 221,94 214,41 207,58 201,43 195,69 190,50 185,69
375 235,34 226,80 219,10 212,15 205,78 200,05 194,69 189,75
377 240,36 231,66 223 83 216,67 210,22 204,32 198,87 192,82
379 245,47 236,55 228 52 221,27 214,66 208,63 203,06 197,90
381 250,54 ' 241,41 233,25 225,84 219,14 212,94 207,25 201,96
383 255,66 246,35 237,98 230,48 233,53 217,25 111,43 206,95
385 260,84 251,33 242,75 235,09 228,01 221,61 215,66 210,24
387 265,90 256,23 247,52 239,65 232,49 215,96 219,93 214,39
389 271,05 261,17 252,34 244,30 237 02 230,40 224 20 218,54
391 276,25 266,16 257,11 248,99 241,54 234,75 228,47 222,71
393 281,40 271,18 261,97 253,64 246,06 239,15 232,74 226,89
395 286 63 276,20 266,83 258,37 250,66 243,59 237,10 231,09
397 291,86 281,23 271,68 263,06 255,23 247,98 241,41 235,29
399 297,10 286,29 276,58 267,75 259,79 252,46 245,72 239,52
401 302 33 291,36 281,48 272', 52 264,40 256,94 250,08 243,76
403 307,60 296,43 286,38 277 29 269,00 261,42 254,43 248,01
405 . 312,92 301,53 291,28 282,02 273,61 265,90 258,83 262,27
407 318,62 306,64 296,22 286,84 278, 26 270,43 263,22 256,54
409 323,51 311 ,75 301 ,20 291,61 282,90 274,95 267,62 260,83
411 328 87 316,90 306,14 296,43' 287,59 279,47 272,02 265,13
413 334 23 322,05 311,12 301,24 292,28 284,03 276,45 269,44
415 339,59 327 20 316,16 306 10 296,97 288,55 280,89 273,78
521
Продолжение
Энтальпия при значениях относительных плотностей от 0,65 до 1,00,
соответствующих 288 К
0,65 j 0170 0,75 0,80 0,85 0,90 0,95 1.00
417 345,24 332,68 321,17 310,95 301,66 293,41 285,37 278,13
419 350,39 337 62' 326,19 315,81 306,39 297,77 289,81 282,49
421 355,84 34*2,86 331,22 320,71 311,08 302,37 294,29 286,86
423 358,81 348,09 336,28 325,61 315,89 307,02 298,81 291,25
425 366,72 353,37 341,39 330,55 320,67 311,62 303,33 295,64
427 372,16 358,64 346,46 335,49 325,44 316,27 307,86 300,06
429 377,65 363,92 351,61 340,43 330,26 320,96 312,38 304,48
431 383,18 369 28 356,46 345,37 335,07 325,65 316,94 308,92
433 388,70 374,55 361,87 350,35 339,88 330,34 321,50 313,35
435 392,55 379,91 367,02 355,38 344,78 335,03 326,11 317,84
437 399,80 385,23 372,21 360,36 439,64 339,76 330,67 322,32
439 405,37 390,63 377,40 365,38 354,50 344,49 335,32 326,81
441 410,98 • 395,99 382,51 370,41 359,35 349,26 339,93 331,32
443 416,59 401,43 387,82 375,51 364,29 353,99 344,57 335,84
445 422,07 406,83 393,02 380,54 369,19 358,73 349,22 340,38
447 427,85 412,27 398,29 385,65 374,13 363,58 353,87 344,93
449 433,50 417,76 404,40 390,59 379,07 368,40 358,56 349,49
451 439,15 423,20 408,84 395,86 384,06 373,21 363,25 354,06
453 444,85 428,69 414,12 401,01 389,00 378,03 367,98 358,65
455 . 450,58 434,21 419,48 406,12 394,02 382,88 • 372,67 363,25
457 456,32 439,74 424,79 411,31 399,04 387,78 377,44 367,87
469 462, 10 445,27 430,15 416,46 404,07 392,64 382,17. 372 50
461 467,79 450,79 437,98 421,65 409,09 397,54 386,94 377,14
463 473,57 456,36 440,87 426,89 414,16 402,44 391,72 381,80
465 479,39 461,97 446,27 432,08 419,22 407,38 396,53 386,47
467 485,17 467,54 451,67 437,31 424,29 412,32 401,31 391,15
469 490,99 473,19 457,12 442,59 429,52 417,26 406,12 395,85
471 496,85 478,80 462,56 447,86 434,51 422,24 410,98 400 56
473 502,71 484,41 467,96 453,14 439,61 427,26 415,79 405,28
475 508,57 489,27 473,49 458,41 444,76 432,25 420,69 410JJ2
477 514,47 495,63 478,97 463,73 449,91 437,19 425,55 414,77
479 520,38 501,50 484,46 469,09 455,11 442,29 430,45 419,48
481 526,24 507,19 489,91 474,34 460,19 447,25 435,28 424,26
483 532,27 512,84 495,44 479,70 465,38 452,32 440,18 429 05
485 538,21 518,62 500,96 .485,06 470,61 457,30 445,12 433 85
487 544,20 524,44 506,53 490,46 .475,85 462,45 450,06 438,67
489 550,19 527,70 512,06 495,90 481,08 467,52 455,04 443 50
491 556,22 535,83 517,71 501,26 486,31 472 ,'58 459,98 448,35
493 562,25 541,73 523,32 506,70 491,59 477,77 464,96 453,21
495 568,27 547,59 528,89 512,18 496,90 483,17 469,99 458 08
497 574,30 553,41 534,62 517,62 502,18 488,07 475,05 462 96
499 580,42 559,32 540,27 • 523,11 507,49 493,22 479,95 467 87
501 586,49 565,22 545,92 528,59 512,73 498,41 485,06 472,78
503 592,85 571,00 55 Г,70 534,19 518,24 503,67 490,19 477,78
505 598,71 576,82 557,43 539,72 523,60 508,87 495,26 482,72
507 604,99 582,89 563,13 545,25 529,00 514,06 500,32 487,67
509 611,27 588,87 568,86 550,82 534,36 519,29 505,43 492,64
511 617,13 594,78 574,60 556,34 539,76 524,52 510,54 497,62
513 623,25 600,76 580,37 561,95 545,21 529,80 515,65 502,62
515 629,70 606,75 586,15 567,56 550,61 535,07 520 80 507,62
517 635,98 612,78 591,97 573,17 556,09 540,39 525,95 512,65
519 642,26 618,81 597,79 578,74 561,53 545,67 531,14 517,68
521 648,54 624,84 603,61 584,44 567,02 550,98 536,29 522,74
523 654,82 630,83 609,43 589,92 572,50 556,55 541,52 527,80
522
Таблица П.З. Энтальпия нефтяных жидкостей в кДж/кг
Тж- К Энтальпия при значениях относительных плотностей от 0,75 до 1,00, соответствующих 288 К
0,75 0,80 0,85 0,90 0,95 1,00
525 615,33 ’595,87 578,03 561,79 546,71 532,88
527 621,20 601,48 583,56 567,14 551,95 537,96
529 627,06 607,17 589,08 572,50 557,18 543,07
531 633,00 612,91 594,61 577,90 562,46 548,19
533 638,95 618,64 600,18 583,35 567,69 553,32
535 644,89 624,38 605,79 588,75 571,00 558,47
537 650,84 630,16 611,36 594,19 578,24 563,62
539 656,87 635,93 616,97 599,55 583,35 568,79
541 662,81 644,68 622,62 605,12 588,87 573,98
543 668,80 647,57 628,23 610,60 594,65 579,18
545 674,83 653,39 633,88 ’ (U6,09 599,55 584,39
547 6’80,86 659,21 639,58 621,61 604,91 589,62
549 686,89 665,07 Q45.27 . 627,14 610,31 594,86
551 ‘ 692,92 670,98 650,96 632,67 615,67 600,11
553 699,03 676,84 656,66 638,19 , 621,11 605,38
555 705,14 682,70 662,39 643,76 626,56 610,66
557 711,25 688,69 668,13 649,37 631,96 615,97
559 717,41 694,55 673,91 654,94 637,40 621,24
561 723,52 701,83 679,64 660,55 642,88 626,58
563 729,68 706,52 785,46 666,20 648,33 631,91
565 735,83 712,51 691,24 671,81 653,81 637,27
567 742,07 718,54 697,06 677,47 659,30 642,63
569 748,22 724,48 702,88. 683,12 664,82 648,00
571 754,50 730,51 708,74 688,77 670,39 653,43
573 760,74 736,58 714,60 693,67 675,92 658,79
575 766,98 742,61 720,42 700,24 681,49 664,21
577 773,26 748,68 726,37 705,85 687,01 669,64
579 779,54 754,80 . 732,27 711,59 692,58 675,08
581 785,82 760,87 738,18 717,45 698,19 680,54
' 583 792,14 766,98 744,12 723,23 703,80 686,01
• 585 ’ 798,47 773,14 750,02 728,88 709,45 691,49
587 804,83 779,29 756,05 734,70 715,11 696,99
589 811,19 785,44 762,00 740,60 720,72 702,50
591 817,60 791,60 767,94 746,42 726,41 708,03
593 824,00 797,84 774,06 752,33 732,15 713,61
595 830,41 803,99 780,04 758,10 737,80 719,16
597 ,836,77 810,27 786,07 763,97 743,53 724,72
599 843,26 816,47 792,10 769,79 749,23 730,28
601 849,75 822,75 798,17 775,77 754,96 735,90
603 856,20 828,99 804,24 . 781,63 760,70 741,50
605 862,48 835,27 810,36 787,54 766,48 747,12
607 869,18 541,59 816,47 793,48 772,26 752,75
609 875,88 847,91 822,58 799,43 778,12 758,40
бП 882,16 854,19 828,74 805,46 783,90 764,06
613 888,86 860,51 834,85 810,15 789,71 769 74
615 895,56 866,96 840,96 817,35 795,58 775,42
617 902,26 873,33 847,24 823,46 801,40 781,12
619 908,54 879,69 853,44 829,49 807,22 786,84
621 915,24 886,09 859,68 835,52 813,08 792 56
623 921,93 892,50 865,87 841,46 81S.98 798,27
625 928,21 898,95 872,15 847,62 824,88 804 02
627 934,91 905,40 878,39 853,73 830,83 809 79
. 629 941,61 911,84 884,67 859,80 836,73 815,57
631 948,31 918,33 890,95 865,79 842,68 821 37
633 955,01 924,82 897,23 872,03 848,66 827,18
635 961', 71 931 81 903,55 878,18 854,61 833,00
637 968,41 937,89 909,83 885,22 860,60 838,84
639 975,52 944,42 915,24 890,49 866,63 844,69
523
П родолжение
тж, к Энтальпия при значениях относительных плотностей от 0,75 до 1,00, соответствующих 288 К
0,75 0,80 0,85 0,90 0.95 1,00
641 982,22 .950,99 922,60 896,69 872,70 850,55
643 988,92 957,52 928,97 902,88 878,64 856,43
645 995,62 964,14 935,37 909,08 884,71 862,32
647 998,13 970,71 941,78 915,32 890,74 868,23
649 1010,69 977,37 948,19 921,56 896,81 874,14
651 1016,14 983,98 954 51 927,80 902,93 880,07
653 1023,25 990,64 961,08 934,08 ' 909,00 886,02
655 1029,95 997,30 967 53 940,36 915,11 891,98
657 1036,65 1003,91 973,94 946,51 921,26 897,95
659 1043,77 1010,65 080,51 952,96 927,38 903,88
бб 1 1050,89 1017,35 987,04 959,57 933,53 909,93
663 1058,00 1024,05 993,53 965,64 939,73 915,95
665 1063,95 1030,79 • 1000 02 . 971,97 945,88 921,98
, 667 1071,40 1037,57 1006 63 978,25 952,08 928,02
669 1078,52 1044,31 1013,54 984,74 958,32 933,82
671 1085,64 1051,18 ' 1019,78 991,10 964,56 • : 940,14
673 Ю92 76 1057,92 1026.,39 997,55 970,79 946,22
675 Ю99 45 Ю64 70 1032 88 1003,58 977,07 952,31
677 1106 57 1071,53 1039,58 1009,44 983,31 958,42
679 , 1113 69 Ю76.01 1046,24 1016,60 989,59 964,54
681 1120,81 Юв5 26 1052,81 1023,17 995,91 970,68
683 1127 92 1093,55 1059,51 1029,66 1002,19 976,83
685 1135’04 1099,04 1066 21 1036,15 1008,52 982,99
687 1142,16 1105,90 1072,91 1042,68 1014,55 989,16
689 1149,28 1112,85 1079,61 1049,21 1021,20 995,35
691 1156 39 1119,76 1086,39 1055,70 1027,57 1001,55
693 1163 64 1127,25 1093,01 1063,07 1033,55 1007,76
703 1199,77 1162,26 1126,96 1096,10 1065,62 1034,04
713 1236,28 1197,63 1161,25 1129,43 1098,07 1070,65
723 1273,21 1233,39 1195,92 1163,18 1130,86 1102,64
733 1310,51 1269,52 1210,96 1197,27 1163,97 1134,92
743 1348,19 1306,07 1266,34 1231,67 1199,94 1167,57
753 1386,25 1342,96 1302,14 1266,47 1231,30 1198,30
763 1424,77 1380,22 1338,27 1301,61 1265,46 1233,89
773 1463,62 1417,86 1374,78 1337,14 1300,00 1267,55
783 1502,89 1455,92 1411,66 1372,98 1334,84 1301,55
793 1542,54 1494,31 1448,88 1409,19 1370,09 1335,88
803 1582,57 1533,08 1494,02 1445,79 1405,63 1370,55
813 1623,01 1572,27 1524,50 1482,71 1441,56 1405,55
823 1663,83 1611,83 1562,39 1520,02 1477,82 1440,93
Таблица П.4. Энтальпия нефтяных паров в кДж/кг
7'п* Энтальпия при значениях относительных плотностей от 0,65 до 1,00, соответствующих 288 К
0,65 0,70 0,75 0,80 0,85 0,90 0,95 1,00
323 476,00 464,23 452,47 440,70 428,85 417,26 405,49 393,77
325 479,39 467,25 455,82 443,97 432,12 420,36 408,63 396,83
327 482,86 471,06 459,17 447,28 435,39 423 70 411,77 399,92
329 486,34 472,94 462,56 450,63 438,65 426,64 414,95 403,06
331 489,81 477,88 465,95 453,51 441,92 429,98 418,09 406,20
333 493,33 481,36 469,34 457,32 445,22 433,33 421,32 409,34
335 496,85 484,83 472,73 460,55 448,53 436,27 424,54 412,48
337 524 500,41 488,18 476,17 464,19 451,88 439,61 427,89 415,67
П родолжение-
Энтальпия при значениях относительных плотностей от 0,65 до 1,90,
соответствующих 288 К
0,65 | 0,70 | 0,75 0,80 0,85 . 0,90 0,95 1,00
339 503,97 491,82 479,64 467,46 455,23 442,96 430,82 418,89
341 507,52 495,34 .483,12 470,85 458,46 446,31 434,17 422,03
343 511,13 498,86 486,59 474,28 461,80 . 449,66 437,52 424,96
345 514,31 502,42 490,07 477,71 465,15 453,01 440,87 428,31
347 518,37 505,98 493,58 481,19 468,92 456,36 444,22 431,66
349 522,01 509,99 497,14 484,66 472,27 459,71 447,57 435,01
351 525,65 513,18 500,66 488,14 475,62 463,06 450,50 438,36
353 529,34 516,78 504,22 491,66 478,97 466,41 453,85 441,71
355 532,98 520,42 507,82 495,59 482,32 470,18 457,20 444,64
357 536,71 523,69 5И,38 498,73 486,Q9 473,52 460,97 447’,99
359 540,10 527,70 514,98 502,25 489,44 476,88 463,90 451,34
361 ' 544,16 531,39 518,62 505,81 491,79 480,23 467,67 454,69
363 547,89 535,07 522,26 509,49 496,56 483,99 471,02 458,04
365 551,65 538,80 • 525,90 513,01 . 499,90 487,34 474,36 461,39
367 555,42 542,53 529,55 516,61 503,67 490,69 477,71 464,74
369 559,23 546,25 533,23 520,21 507,02 494,46 481,06 468,08
'371 563,04 550,02 536,96 523,39 510,79 497,81 484,83 .471,85
373 566,85 553,79 540,64 ' 527,54 514,14 501,16 488,18 475,20
375 570,70 557,56 544,37 531,18 517,91 504,93 491,95 478,55
377 574,56 561,32 548-09 534,86 521,68 508,28 495,30 481,90
379 578,45 565,18 551.86 538,59 525,03 512,06 498;65 485,25
381 582,59 568,99 555,63 542,27 528,79 515,40 502,00 489,02
383 586,24 572,84 559,44 546,00 532,56 519,16 505,77 492,37
385 590,13 576,73 563,25 549,77 536,33 522,93 509,12 496,14
387 594,07 580,58 567,06 553,54 539,68 526,28 512,88 499,49
389 598,04 584, 48 570, 87 557,31 543,4Ь 530,05 516,65 502,84
391 601,98 588,37 574,72 561,07 547,22 533,82 520,00 505,77
393 606,00 592,35 578,57 564,88 550,98 537,59 523,77 510,79
395 609,98 596,24 582,43 568,69 554,88 541,35 527,54 513,72
397 613,91 600,22 586,32 572,50 558,18 544,28 530,89 517,07
399 618,01 604,16 • 590,26 576,40 562,41 548,47 534,65 520,84
401 622,08 608,18 594,19 580,25 566,22 552,24 538,42 524,61
403 626,14 612,15 598,13 584,14 570,03 556,01 542,19 527,96
405 630 20 616,17 602,27 588,04 573,89 559,78 545,96 531,72
407 634,30 620,19 б06,04 591,93 577,74 563,54 549,73 535,49
409 638,40 624,29 6Ю,06 595,87 581,59 567,31 553,50 539,26
411 642,51 628,31 614,04 599,80 585,36 571,50- 556,84 543,04
413 646 65 632,37 618,06 603,74 ' 589,33 575,27 560,61 546,38
415 650,80,! 636,48 622,08 607,71 593,27 578,62 564,38 550,15
417 654,98 640,58 626,14 611,65 597,16 582,80 568,57 533,91
419 659 17 644,73 630,20 615,71 601,10 586,57 572,34 557,68
421 663,36 648,87 634,26 619,69 605,08 590,76 576,10 561,45
423 667,59 653,02 638,36 623,75 609,01 594,53 579,87 56Й.22
425 671,81 657,16 642,47 627,77 612,99 598,29 583,64 568,99
427 676,09 661,35 646,57 631,83 617,01 602,48 588,25 572,75
429 680,36 665,58 650,71 635,89 621,03 606,25 591,60 '576,52
431 684,63 669,80 654,86 639,99 625,05 610,01 595,36 580,29
433 688,90 674,03 659,04 644,10 629,07 614,20 599,13 584,48
435 693,2| 678,26 663,23 648,20 633,13 617,97 603,32 588,24
437 697,56 682,53 667,42 652,34 637,15 622,16 607,09 592,01
439 701,92 686,80 671,65 656,49 641,29 626,35 611,27 596,20
441 707,15 691,12 675,83 660,68 645,35 630,11 615,04 599,97
443 710,58 695,43 680,10 664,86 649,50 634,30 618,81 603,74
445 715,02 699,74 684,37 669,05 653,60 638,49 623,00 607,92
447 719,42 704,05 688,65 673,24 657,75 642,67 627,18 611,17
449 723,86 708,45 692,92 677,47 661,89 646,87 630,53 615,46
451 728,29 712,80 697,23 681,70 666,08 652,72 634,72 619,23
453 732,73 717,20 701,54 685,92 670,27 654,81 639,32 623,42
525
.‘526
СЛСЛСЛСЛСЛСЛСЛСЛСЛСЛСЛСЛСЛСЛСЛСЛСЛСЛСЛСЛСЛСЛСЛСЛСЛСЛСЛСЛСЛ
О^СЛСО^С0^СЛСм>— С0-ЧСЛСО-— СО'-^СЛОС^-СО-'ОСЛСС^—О~<1СЛСС
СЛСЛСЛСЛСЛСЛФ*4^4^4^4^^4»-4^4*-»^4^4^4»-4^4^4^4^4^4^4^4»-ьй-4^
^-ОООООСООФСО^ООООСИООСОЧ^^Ч-ЧСОССОСЛ^СЛ
СО СЛ СО — сО-^СЛС^^-СО^ЧСЛС^*- — со сл
Энтальпия при значениях относительных плотностей от 0,65 до 1,00,
соответствующих 288 К
П родолжение
7П. К Энтат^ия при значениях относительных плотностей от 0,65 до 1,00, соответствующих 288 К
0,65 0,70 0,75 0,80 0,85 0,90 0,95 1,00
571 1023,21 1003,33 983,27 963,38 943,33 923,52 903,55 883,83
573 1028,61 1008,64 988,50 968,53 948,39 928,51 908,45 888,44
575 1034,01 1013,96 993,74 973,72 953,50 933,53 913,35 893,46
577 1039,42 1019,32 999,01 978,87 958,61 938,56 918,29 898,07
579 1044,86 1024,68 1004,29 984,11 963,72 943,58 923,27 903,09
581 1050,34 1030,03 1009;56 989,30 968,82 948,64 928,21 907,70
583 1055,78 1035,44 1014,88 994,53 973,97 953,67 933,20 912,72
585 1061,31 1040,84 1020,20 999,77 979,12 958,78 938,18 917,77
1066,79 1046,28 1025,56 1005,04 984,32 963,84 943,20 922,77
589 1072,32 1051,72 1030,92 1010,69 989,51 968,95 948,23 927,80
591 1077,85 1057,17 1036,28 1015,63 994,70 974,10 953,25 932,40
593 1084,05 1063,24 1041,68 1021,49 1000,52 979,80 958,06 938,26
595 1088,99 1068,14 1047,04 1026,19 1005,17 984,36 963,38 942,45
597 1094,56 1073,62 1052,48 1031,54 1010,40 989,40 968,45 947,47
599 1100,58 1079,15 1057,88 1036,86 1015,68 994,70 973,56 952,50
601 1105,78 1086,00 1063,32 1042,22 1020,95 999,89 978,66 957,52
603 1111,39 1092,29 1068,81 1047,62 1026,39 1005,12 983,77 962,54
605 1117,04 1095,77 1074,25 1053,02 1031,54 1010,32 ;988,92 967,57
607 1122,65 1101,34 1079,78 1058,42 1036,86 1015,55 994,07 972,59
609 1128,38 1106,95 1085,26 1063,82 1042,18 1020,83 999,22 977,62
6П 1134,08 1112,56 1090,79 1069,27 1047,54 1026,10 1004,41 982,64
613 1139,77 1118,17 1096,31 1074,71 1052,90 1031,08 1009,61 987,67
615 1145,51 1123,82 1Ю1,88 1080,15 1058,30 1036,65 1014,84 993,11
617 1151,24 1129,47 1107,45 1085,68 1063,70 1041,96 1020,03 998,13
619 1156,98 1135,17 1113,65 1091,16 1069,10 1047,29 1025,26 1003,58
621 1162,76 1140,82 1118,63 1096,23 1074,54 1052,65 1030,54 1008,60
623 1168,54 1146,51 1124,24 1102,22 1079,94 1057,96 1035,81 1014,88
625 1174,44 1152,33 1129,93 1107,83 1085,51 1063,45 1041,17 1018,98
627 1180,17 1157,52 1135,50 1113,31 1090,87. 1068,72 1046,36 1024,13
629 1185,99 1163,72 1141,15 1118,88 1096,35 1073,71 1051,68 1030,16
631 1191,86 1169,46 1146,80 1124,45 1101,88 1079,52 1057,00 1034,56
633 1197,72 1175,24 1152,50 1130,06 1107,37 Ю84,97 1062,36 1039,83
635 1203,58 1181,01 1158,24 1135,67 1112,89 1090,41 1067,68 1045,07
637 1209,48 1186,83 1163,93 1141,32 1118,46 1095,85 1073,08 1050,34
639 1214,59 1196,17 1172,01 1149,24 1127,50 1100,71 1082,29 1055,66
641 1222,62 1200,61 1174,73 1151,91 1128,88 1106,15 1083,17 1060,31
643 1227,28 1204,38 1181,18 1158,28 1135,17 1112,31 1089,24 1066,29
645 1233,22 1210,24 1186,96 1163,97 1140,78 1117,83 1094,68 1071,61
647 1239,21 1216,10 1192,74 1169,67 1146,39 1123,36 1100,08 1076,97
649 1245,20 1222,00 1198,56 11-75,40 1152,04 1128,89 1105,57 1082,33
651 1251,18 1227,90 1204,37 1181,14 1157,65 1134,16 1111,01 1087,98
653 1257,21 1233,85 1210,24 1186,87 1163,30 1140,02 1116,49 1093,09
655 1263,24 1239,79 1216,10 1192,65 1169,00 1145,59 1121,98 1098,49
657 1269,31 1245,78 1221,96 1198,43 1174,69 1151,20 1127,50 1103,89
659 1275,38 1251,77 1227,40 1204,25 1180,38 1156,81 1133,03 1109,33
661 1281,45 1256,92 1233,72 1210,03 1186,12 1162,42 1138,56 1114,78
663 1287,57 1263,74 1239,67 1215,89 1191,86 1168,08 1144,13 1120,22
665 1293,68 12G9,77 1245,57 1221,71 1197,59 1173,56 1149,65 1125,29
667 1299,79 1275,80 1251,52 1227,57 1203,37 1179,00 1155,26 1131,19
669 1305,95 1281,87 1257,46 1233,42 1209,15 1185,07 1160,83 11.36,72
671 1312,10 1287,94 1263,45 1239,33 1214,93 1190,81 1166,44 1142,20
673 1318,30 1294,01 1269,48 1245,24 1220,75 1196,50 1172,97 1147,77
675 1324,50 1300,13 1275,47 1251,14 1226,57 1202,24 1178,58 1153,17
677 1330,70 1306,24 1281,50 1257,50 1232,39 1207,98 1183,23 1158,86
679 1336,93 1212,39 1287,52 1263,03 1238,25 1213,75 1189,05 1164,43
681 1339,78 1381,51 1293,60 1268,98 1244,41 1219,53 1194,70 1170,00
683 1349,41 1324,70 1299,67 1274,96 1250,01 1225,31 1200,40 1175,61
685 1355,69 1330,86 1305,74 1280,95 1255,87 1231,09 1206,09 1181,22
687 1361,97 1337,05 1311,81 1286,94 1261,82 1236,91 1211,83 1186,83
527
Продолжение
Энтальпия при значениях относительных плотностей от 0,65 до 1,00, соответствующих 288 К
i 0,65 0.70 0,75 0,80 0,85 0,90 0,95 1,00
.689 1368,71 1343,25 1318,00 1292,63 1267,72 1242,73 1217,56 1192,48
691 1374,61 1349,45 1324,08 1299,00 1273,67 1248,59 1223,30 1198,14
693 ' 1381,77 1356,56 1331,03 1305,36 1280,37 1255,20 1229,79 1204,54
695 1387,30 1362,01 1336,38 1311,14 1285,60 1260,31 1234,86 1209,48
697 1393,66 1368,25 1342,54 1317,21 1291,59 1266,21 1240,67 1215,22
699 1400,02 1371,55 1348,74 1323,28 1297,57 1271,70 1246,45 1220,91
701 1406,43 1380,85 1354,93 1329,39 1303,60 1278,02 1252,27 1226,65
703 1412,84 1387 ,-17 1461,17 1335,55, 1309,63 1283,97 1258,13 1232,35
705 1419,07 1393,49 1367,40 1341,66 1315,66 1289,91 1263,95 1238,12
707 1425,73 1399,69 1373,65 1374,82 1321,73 1295,65 1269,86 1243,90
709 . 1432,18 1408,22 1379,93 1354,01 1327,80 1301,84 1275,72 1249,68.
711 1438,67 1412,58 1386,21 1360,17 1333,87 1307,83 1281,62 1255,50
713 1445,16 1418,99 1392,49 1366,36 1339,98 1313,86 1287,53 1261,27
715 1451,65 1425,40 1398,81 1372,60 1346 JO 1319,89 1293,43 1267,09
717 1457,84 1431,47 1405,09 1378,71 1351,92 1325,54 1298,74 1272,37
719 1467,71 1438,25 1411,45 1385,04 1358,37 1331,82 1305,32 1278,77
721 1471,32 1444,70 1417,82 1391,32 1364,52 1338,02 1311,31 1284,68
723 1477,86 1451,19 1424,22 1397,60 1370,72 1344,05 1317,29 1290,54
728 1492,43 1467,43 j436,03 1409,19 1386,21 13^7,82 1330,06 1303,56
733 1510,93 1483,80 1456,30 1429,20 1401,82 1372,89 1345,60 1318,51
738 1527,72 1500,21 1472,50 1445,16 1417,53 1390,14 1404,42 1335,09
743 1544,39 1516,79 1488,74 1461,19 1433,31 1405,68 1377,37 1350,12
748 1561,30 1533,42 1505,15 1477,31 1449,18 1421,29 1393,20 1365,23
753 1578,26 1550,10 1521,61 1493,51 1465,13 1436,99 1408,69 1380,43
758 1595,34 1566,95 1538,19 1509,84 1481,21 1452,82 1424,22 1395,71
763 . 1612,55 1583,91 1554,85 1526,26 1496,91 1468,69 1439,84 1411,12
768 1629,80 1600,91 1571,60 1542,75 1513,53 1484,68 1455,58 1426,44
773 1647,21 1618,03 1588,47- 1559,37 1529,94 1500,76 1471,41 1442,14
778 1664,67' 1635,24 1605,54 1576,04 1546,35 1516,46 1487,28 1457,76
783 1682,26 1652,57 1622,43 1592,83 1567,45 1533,16 1503,27 1473,50
788 1699,92 1669,95 1639,59 1609,66 1579,47 1549,54 1519,35 1489,29
793 1717,68 1687,45 1656,80 1626,66 1595,71 1565,95 1535,55 1505,20
798 1735,54 1705,07 1674,13 1643,65 1612,97 1582,48 1551,80 1521,19
• 803 1753,52 1722,78 1691,55 1660,90 1629,88 1599,11 1568,12 1537,27 <
813 1782,11 1753,85 1722,49 1695,49 1663,92 1632,60 1592,74 1569,71^
823 1826,37 1794,50 1762,22 1730,44 1698,33 / 1666,47 1637,79 1602,46
528
Таблица П.5. Коэффициенты (в кДж/кг) для расчета энтальпии
идеального Таза
На именование ве щества А В С D
н. ' 87,27366 2,53772 0,0127653 25,12459
со2 58,62374 5,05157 0,0118709 —11,07960
H2S 1429,21361 —1,32199 0,3162734 —167,43604
Оз 82,71753 1,87297 ' 0,0321687 24,37512
Углеводороды метаново го ряда
сн4 154,15290 15,11963 0,0518840 59,62359
'С2Н„ 58,65376 23,63252 0,4139235 56,15437
С3Н8 33,65176 26,30922 0,5380211 35,57631
с4н10 . 34,72480 26,07999 0,5454949 39,22206
изо -С4Н10 27,32378 27,07.729 0,5835296 2,74336
С6Н12 . 33,59289 25,99223 0,5503309 28,20799
изо-С5Н12 26,69296 26,83637 0,5740503 11,60825
СвН4 ; - 32,73175 30,25447 0,6829709 65,81579
Углеводородь 1 этиленового ряда
С2Н4 66,94255 18,77095 0,351833 49; 12523
С3Н6 40,56826 21,93888 0,449780 52,30371
С4Н9 35,37726 23,15407 0,491344 25,62632
С6н1о 37,47558 23,31259 0,494941 21,55002
С6н12 35,60273 23,77969 0,510827 17,20803
Углеводороды ацетиленового ряда
с2н2 109,79654 10,92053 0,237700 —98,74202
С3н4 64,98944 16,46902 0,345670 —19,66425
С4Н6 49,80269 19,13367 0,410125 —37,05989
С5Н8 50,68782 19,85128 0,418126 —41,19376
С6Н10 ' 47,69872 20,73783 0,439828 —40,69580
529
Таблица П.6. Поправка на давление А/г0 для энтальпии плотных газов и жидкостей (кДж/кг)
Тпр Поправка на давление поя я ПР от 0,2 до 9,0 •
0,2 0,4 0,6 0,8 1,0 1,2 1,4 1,6 1,8 2,0 2,2 2,4 2,6 2,8 3,0 4,0 5,0 6,0 7,0 8,0 • 9,0
0,80 0,85. 0,90 0,95 0,98 0,99 1,00 1,05 1,10 1,15 1,20 1,25 1,30 1,40 1,50 1,60 1,70 1,80 1,90 2?00 2,50 3,00 3,50 4,00 1,55 1,34 1,13 0,96 0,92 0,'88 0,88 0,80 0,71 0,59 0,55 0,50 0,46 0,38 0,38 0,38 0,34 0,29 0,25 0,25 0,17 0,13 0,08 0,04 18,94 18,24 2,51 2,18 2,05 1,97 1,89 1,67 1,51 1,26 1,13 1,05 0,96 0,80 0,75 0,75 0,67 0,63 0,55 0,50 0,34 0,21 0,17 0,08 18,94 18,24 17,03 3,61 3,43 3,31 3,18 2,68 2,39 2,05 1,84 1,63 1,51 1,30 1,21 1,13 1,05 0,96 0,80 0,75 0,50 0,29 0,21 0,13 18,94 18,24 17,27 15,46 5,23 4,98 4,82 3,98 3,43 2,93 2,64 2,34 2,09 1,76 1,63 1,51 1,38 1,26 1,09 1,01 0,67 0,38 0,25 0,17 18,94 18,18 17,68 15,92 14,04 12,98 9,83- 5,65 4,61 3,90 3,48 3,06 2,76 2,26 2,05 1,89 1,73 1,55 1,38 1,26 0,80 0,46 0,29 0,17 18,94 18,18 17,68 16,13 14,67 13,87 12,94 ‘8,13 6,03 4,98 4,31 3,81 3,39 2,80 2,47 2,26 2,01 1,84 1,57 1,51 0,92 0,59 0,38 0,21 18,94 18,14 17,74 16,23 15,05 14,50 13,88 10,63 7,67 6,20 5,23 4,56 4,06 3,35 2,93 2,60 2,34 2,14 1,85 1,76 1,05 0,67 0,42 0,25 18,94 18,10 17,74 16,26 15,30 14,87 14,40 11,97 9,43 7,46 6,24 5,41 4,77 3,94 3,35 2,97 2,68 2,43 1, 13 1,85 1,17 0,75 0,46 0,29 18,94 18,10 17,68 16,30 15,43 15,13 14,73 12,85 10,68 8,67 6,75 6,28 5,53 4,52 3,90 3,39 2,97 2,68 2,39 2,14 1,30 0,84 0,50 0,34 18,94 18,10 17,60 16,34 15,55 15,25 14,95 13,43 11,50 9,76 8,17 7,12 6,24 5,15 4,36 3,81 3,35 2,97 2,64 2,30 1,42 0,92 0,55 0,34 18,94 18,10 17,60 16,34 15,55 15,25 15,09 13,83 12 12 Ю,56 8,93 7,84 6,87 5,70 4,82 4,19 3,64 3,27 2,85 2,47 1,55 1,01 0,63 0,38 18,94 18,10 17,50 16,34 15,55 15,33 15,20 14,07 12,56 11,18 9,65 8,51 7,50 6,16 5,28 4,57 3,98 3,52 3,05 2,68 1,67 1,09 0,67 0,42 18,94 18,10 17,50 16,34 15,60 15,40 15,30 14,19 12,89 11,64 10,22 9,Н 8,08 6,66 5,70 4,95 4,28 3 77 3,-27 2,89 1 80 1, 17 0 71 О’42 18,94 18,10 17,50 16,34 15,60 15,47 15,42 14,33 13,18 11,96 Ю,72 9,61 8,58 7,12 6,08 5,28 4,53 3,98 3,43 3,10 1,89 1,26 0,75 0,46 18,94 18,10 17,45 16,34 15,83 15,64 15,48 14,40 13,38 12,20 11,13 10,00 9,05 7,51 6,42 5,57 4,82 4,23 3,64 3,27 1,97 1,30 0,80 0,46 18,80 18,02 17,27 16,30 15,78 15,60 15,48 14,70 13,90 13,07 12,18 11,37 10,56 9,14 7,87 6,87 6,08 5,50 4,73 4,06 2,43 1,59 0,96 0,55 18,55 17,76 16,97 16,13 15,67 15,51 15,42 14,66 13,98 13,33 12,63 12,00 11,39 10,18 8,88 7,83 6,96 6,29 5,53 4,77 2,81 1,84 1,09 0,59 18,35 17,59 16.84 16,08 15,63 15,48 15,35 14,62 13,98 13,33 12,75 12,23 11,68 10,60 9,43 8,43 7,51 6,78 6,03 5,23 3,14 2,09 1,17 0,59 18,18 17,43 16,73 15,96 15.55 15,42 15,26 14,58 13,94 13,35 12,86 12,26 11,78 10,81 9,77 8,88 8.00 7,30 6,45 5,57 3,49 2,22 1,26 0,59 17,97 17,27 16,43 15,75 15,41 15,28 15,08 14,48 13,94 13,35 12,86 12,35 11,47 10,96 J0,02 9,17 8,38 7,67 6,83 5,99 3,64 2,34 1,26 0,55 17,76 16,92 16,14 15,55 15,30 15,15 14,94 14,45 13,90 13,40 12,92 12,48 12,06 11,10 10,10 9,26 8,52 7,78 7,00 6,12 3,81 2,43 1,21 0,50
Таблица П.7. Поправка на давление Дй(1) для энтальпии плотных газов- и жидкостей (кДж/кг)
тпр Поправка на Давление при лпр от 0,2 до 9,0
0,2 0,4 0,6 0,8 1,0 1,2 1,4 1,6 1,8 2,0 2,2 2,4 2,6 2,8 3,0 4,0 5,0 6,0. 7,0 8,0 9,0
0,80 1,84 21,15 21,12 21,01 20,86 20,82 20,70 20,68 20,51 20,46 20,40 20,35 20,28 20,22 20,18 20,22 20,31 20,35 20,46 20,51 20,56
0,85 1,55 19,85 19,73 19.70 19,55 19,48 19,38 19,38 19.38 19.27 19, 14 19,14 19,10 19,10 19,10 19,14 19,31 19,38 19,48 19,60 19,73
0,90 1,30 2,97 18,15 18,10 18,06 18,06 18,00 18,02 18,02 18,02 17,96 17,93 17,96 18,02 18,02 18,26 18,40 18,56 18,56 18,86 18,96
0,95 1,05 2,30 4,24 16,08 15,95 16,08 16,08 16,08 16,22 16,22 16,26 16,34 16,34 16,47 16,47 16,93 17,49 17,56 17,73 г 17,94 18,10
0,98 1,01 2,10 3,78 4,82 13,74 14,22 14,56 14,88 14,96 15,04 15,68 15,80 15,83 16,00 16,08 16,56 16,93 17,49 17,42 17,64 17,82
0,99 0,92 1,88 3,31 4,19 12,78 13,74 14, 19 14,42 14,54 14,72 15,08 15,22 15,34 15,50 15,58 16,16 16,60 16,97 17,13 17,33 17,50
1,00 0,84 1,74 2,85 3,98 11,14 13,28 13,68 13,96 14,16 14,28 14,44 14,63 14,78 15,00 15,13 .15,75 16,50 16,63 16,84 17,05 17,17
1,05 0,59 1,13 1,68 2,26 2,85 5,И 7,42 9, 18 10,26 10,85 11,36 11,68 12,07 12,32 12,53 13,66 14,62 14,96 15,33 15,73 16,00
1,10 0,50 0,92 1,23 1,51 1,76 2, 18 2,89 3,85 5,53 7,14 8,25 8,80 9,38 9,62 10,02 11,48 12,65 13,29 13,83 14,33 14,83
1.15 0,38 0,71 0,96 1,17 1,34 1,51 1,63 1,88 2,43 3,39 4,52 5,51 6,37 6,99 7,46 9,38 10,58 11,47 12,31 12,98 13,57
1,20 0,33 0,59 0,84 1,00 1,17 1,21 1,22 1,34 1,55 1,97 2,47 3,10 3,81 4,52 5,07 7,12 8,30 9,26 10,13 10,88 11,73
1,25 0,25 0,-65 0,75 0,88 1,05 1,05 1.09 1,17 1,17 1,26 1,26 1,80 2 14 2,64 3,18 '5,27 6,53 7.50 8,30 9,00 10,13
1.30 0,13 0,25 0,42 0,55 0,-71 0,80 1,00 0,96 1,01 1,05 1,14 1,34 1,63 1,93 2,22 3,56 4,65 5,99 6,70 7,67 8,80
1,40 0,08 0,17 0,25 0,34 0,42 0,46 0,46 0,50 0,50 0,50 0,59 0,67 0,80 0,92 1 ,09 1,89 3,07 4,11 4,82 5,87 6,96
1,50 0,04 0,04 0,08 0.13 0, 17 0,17 0,17 0,17 0,17 0,17 0,21 0,25 0,29 0,34 0,38 0,84 1,97 2.86 3,60 4,61 5,70
1,60 0,00 0,00 0.00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 -0,04 -0,04 -0,04 -0,04 -0,08 -0,08 -0,08 -0,21 1,17 1,89 2,69 3,69 4,61
1,70 —0,04 —0,04 —0,08 -0,13 -0,17 -0,17 -0,21 -0,21 -0,25 -0,25 -0,29 -0,34 -0,38 -0,42 -0,42 -0,29 0,46 1.05 1,81 2,64 3,57
1,80 —0,04 —0,08 —0, 13 -0,17 -0,25 -0,29 -0,34 -0,38 -0,42 —0.42 -0,46 -0,50 -0,55 -Q.59 -0,84 -0,84 -0,13 0,33 0,96 1,76 2,56
1,90 —0,08 -0,13 —0,21 -0,29 -0,38 -0,46 -0,55 -0,63 -0,71 -0,80 -0,84 —0,84 -0,88 -0,88 -0,88 -0,88 -0,63 -0,29 0,25 0,92 1,63
2,00 —0,08 —0,17 —0,25 -0,34 -0.42 -0,55 -0,84 -0,80 -0,92 -1,05 -1,05 -1,05 -1,09 -1,09 -1,09 -1,18 -1,09 -0,80 -0,42 0,13 0,75
2,50 —0,13 —0,25 —0,42 -0,55 -0,71 -0,84 -0,96 -1,09 -1,22 -1,34 -1,47 -1,63 -1,80 -1,88 -2,01 -2,22 -2,31 -2,39 -2,47 -2,64 -2,56
3,00 -0,17 —0,34 —0,55 -0,71 -0,88 -1,05 -1,22 -1,38 -1,55 -1,74 -1,88 -2,05 -2,22 -2,39 -2,51 -3,10 -3,56 -3.98 -4,40 -4,77 -5,07
3,50 —0,17 —0,34 —0,55 -0,71 -0,88 -1,05 -1,22 -1,43 -1,55 -1,76 -1,97 -2,14 -2,30 -2,47 -2,64 -3,48 -4,27 -4,99 -5,73 -6,28 -7,00
4,00 —0,17 —0,34 —0,55 —0,71 -0,88 -1,05 -1,22 -1,43 -1,55 —1,76 -1,93 -2,09 -2,26 -2,43 -2,60 -3,52 -4,32 -5,23 -6,16 -т-6,96 -7,78
,1,2
Рис.1 П-1. Зависимость фактора плотности С жидких углеводородов и смесей известного
состава от приведенных параметров.
850-1
700—i
650 —
800 —
600-
550 —
750 —
\ 700 -
с —
650 —
600 -
550 -_
500 —
450-_
ЧОО'—
зоо J
050-
000-
350 —
300 -
200-
. 150-1
500 -.
250 -:
Рис. П-2. Зависимость плотности ,рт жидких углеводородов и нефтяных фракций от
температуры Т и характеризующего фактора К при постоянном давлении (для низких
плотностей). *
533
200-j
250-
1000-
зоо-
900 -
350-
ЮО-
450-
500 —
550-
600 -E
600-
500
700-
650 —
700
Рис. П-3. Зависимость плотности рт жидких углеводородов и нефтяных фракций от
температуры Т и характеризующего фактора К при постоянном давлении (для высо-
ких плотностей).
534
Рис. П-4. Зависимость) плотности жидких углеводородов и нефтяных фракций от дав-
. ления.
Рис. П-5. Номограмма для определения теплоемкости жидких углеводородов.
535
с^,кДж/(нг-К)
О • 3,0 4,5
250 330 390 450 510 • 570 630 690 750 810 '
т, К
Рис. П-6. Зависимость теплоемкости жидких нефтяных фракций от температуры, отно-
сительной плотности и характеризующего фактора.
S36
Рис. П-7. Зависимость теплоемкости паров нефтяных фракций от температуры и харак-
теризующего фактора.
Рис. П-8. График для определения поправочных коэффициентов Bt (а) и В2 (б) при
расчете изобарной теплоемкости.
35—844
5 37
s
в,п
в,»
Рис. П-10. График для определения поправочных коэффициен-
тов В5 (а) и В6 (б) при расчете изобарной теплоемкости.
Рис. П-11. Зависимость поправки Дс° к мольной теплоемкости идеального газа от при-
веденных давления и температуры.
35
53»
Рис. П-12. Зависимость поправки Дс„ к мольной теплоемкости от приведенных давле-
ния и температуры.
-Дс“, кДж/(кг-к)
Рис. П-13. Зависимость поправки Дс£ к теплоемкости от приведенных давления и тем-
пературы.
541
‘f.o
Рис. П-14. Зависимость поправки Ас'к теплоемкости от приведенных давления и тем-
пературы.
542
Рис. П-15. Зависимость поправки к энтальпии Aft° от приведенных давления и температуры.
&Ъ',кЦж/кмоль (
^np
Рис. П-16. Зависимость поправки к энтальпии АЛ' от приведенных давления и температуры:
а _ основной график; б — область основного графика для Тпр=2,5—4,0; в —область основного графика для тПр=0,6—0,9.
&Ь=Ьх-Ьв,кДж:1ке
г, к
Рис.
-17. Графики для определения поправок к энтальпии жидких нефтяных фракций,
находящихся при повышенном давлении от 6,9 до 69 МПа.
546
М Д /7 / Тпс.кр. кДж КМОЛЬ /К -
Рис. П-18. График для определения поправки к энтальпии паров нефтяных фракций при повышенном давлении.
Рис. П-19. Зависимость псевдокритических констант нефтяных фракций от их относи-
тельной плотности и характеризующего фактора:
а — определение Тпс_кр; б — определение лпс кр : в — определение Гпс крЖ
548
15
Рис. П-20. Зависимость фактора теплопроводности от приведенных давления и темпе-
ратуры.
549
500
Рис. П-21. Зависимость теплопроводности жидких углеводородов и плотного газа от
приведенной плотности.
Рис. П-22. Зависимость теплопроводности жидких нефтяных фракций от температуры.
550
Рые. П-39. Зависимость теплопроводности углеводородных га-
зов от динамическое вязкости, молекулярной массы и тепло-
емкости.
\,Вт/(мК)
Ц13
Рис. П-24. Зависимость теплопроводности паров нефтяных
фракций от температуры и молекулярной массы.
Рис. П-25. График для определения поправки к ИТК нефтяных фракций, характери-
зующий фактор которых не равен 12:
а — зависимость температурной поправки от давления и характеризующего фактора К; б — зави-
-симость множителя k температурной поправки от температуры кипения при повышенных дав-
лениях.
Рис. П-26. Зависимость поправок (lgn*)0 и (1g л*)' от приведенной температуры.
652
36—844
Рис. П-27. Зависимость фактора сжимаемости идеальной среды от приведенных давления и температуры.
^np
555
Рис. П-28. Зависимость поправоцного коэффициента к фактору сжимаемости от приведенных давления и температуры:
а — т„„=о,6—3,0; б — = 1,4— 4,0.
ПРЕДМЕТНЫЙ УКАЗАТЕЛЬ
Авогадро закон 161
Адгезия 518, 519
Активность 122 сл.
А мага
закон 161
уравнение 148
Андервуда уравнение 244
Андрусова уравнение 44, 51
Антуана уравнение 112
Антуфьева и Казаченко уравнение 414,
415
Аппараты
воздушного охлаждения 430, 436 ел.,
466
теплообменные см. Теплообменники
электроосадительные 499 сл.
Арнольда уравнение 44
Аррениуса уравнение 40
Ашворта уравнение 115
Баланс
материальный
колонны ректификационной 228 сл.
— экстракционной 321 сл.
тепловой
колонны ректификационной 230,
231
теплообменника 445, 446
Бальке уравнение 67
Бальке и Кей уравнение 67
Белоконя
индекс противоточности 454, 458, 459
метод расчета 397
уравнение 398, 458, 459, 462
Белоконя и Гарднера уравнение 464,
465
Бенедикта уравнение 143
Бенедикта — Вебба — Рубина уравнение
166, 173
Бенсона уравнение 21, 141
Берлина уравнение 163
556
Берля седла 300, 303
Вертело уравнение 164
Бинодальные кривые экстрагирования
324
Битти —Бриджмена уравнение 164 сл.
Бойля температура 153 сл.
Бойля — Мариотта закон 160
Больцмана критерий 401
Боудена уравнение 26, 27
Бромлея — Уилки уравнение 43
Броуна и Катца метод 201, 202
Вальтера уравнение 34, 41
Ван-дер-Ваальса
константы 121, 163
уравнение 163
Варгафтика уравнение 46, 106
Вебера — Предводителева уравнение 97
Вильсона уравнение 114
Вильсона — Лобо — Хоттеля уравнение
393
Влагосодержание воздуха 286
Воинова уравнение 23, 24
Воляка уравнение 72
Воулеса уравнение 139, 141
Высота эквивалентная переносу едини-
цы массы (ВЭП) 338
Вязкостно-массовая константа 41, 42
Вязкость 14, 16, 32 сл.
высокомолекулярных соединений 47
газов 44
зависимость от температуры 43
критическая 46, 47
— и паров 42 сл.
динамическая 32, 41, 49
жидкостей 32 сл.
зависимость от давления 33, 36
----температуры 32, 33, 35, 36
органических чистых 38
приведенная 37, 38
Вязкость
u реохор 37
при температуре ниже Ткип 39
зависимость от плотности 48
избыточная 48
кинематическая 32, 41, 49
нефтепродукта н плотность 39, 40
относительная, или удельная 32
в секундах Сейболта 41
смазочных масел 35
смеси
газов кинематическая 49
жидкостей 40
— неассоциированных 39, 40
— с различными свойствами 41
нефтепродуктов 40, 41
суспензий разбавленных 39
углеводородов
индивидуальных 42, 43
предельных 46
эмульсий 39
по Энглеру 41
Гамбилла уравнение 84
Гамсона и Ватсона уравнение 132, 135,
136
Гарднера индекс противоточности 454
Ваучера уравнения 64
Гей-Люссака закон 160
Генри закон 161
Герцога уравнение 135, 141
Гетеса и Тодоса уравнение 131
Градиент уровня тарелки 284 сл.
Грасгоффа уравнение 456
График (и)
Де-Пристера 173 сл.
изохор 153
приведенных 154, 155
Итона и Портера 131
Кокса 115 сл.
Мейснера и Лидерсена 19
Хоттеля 366
Эдмистера 135
Григорьева и Ганиева уравнение 63
Грисвальда уравнение 64
Гросса уравнение 33, 34
Грундберга и Ниссана номограмма 37,
38
Гузмана — Андреаде уравнение 35, 36
Гульдберга уравнение 133
Гульдберга — Гюи уравнение 130
Гурвича уравнение 403
Давление
координатное 169, 170
критическое 134 сл.
аддитивные методы расчета 139
паров 111 сл.
насыщенных 111 сл.
приведенное 150, 151
псевдокритическое 96, 143, 144, 548
в ректификационной колонне 236,
237
сходимости 184
графическое определение 194, 195
фокальное 145, 146
«эффективное» 148
Дальтона закон 162
Дальтона — Рауля уравнение 167
Дарси — Вайсбаха уравнение 419
Деасфальтизация 328 сл.
Де-Пристера графики 173 сл.
Деэмульгаторы 497 сл.
Джессапа модуль 13 сл.
Джиакалоне уравнение 77
Диаграмма
Карра 45, 46
Мейсснера 76
Портера 49
треугольная 317 сл.
Дина и Лана уравнение 35, 36
Доля отгона 231
Дюринга уравнение 112
Етвоса уравнение 26
Закон
Авогадро 161
Амага 161
Бойля—Мариотта 160
Гей-Люссака 160
Генри 161
Дальтона 162
Пуазенля 510
Рауля 161
Фурье 96
Захлебывание 307, 308
Змеевик трубчатой печи
гидравлический расчет 419 сл.
скорость жидкости 422, 423
Изотермы идеального и реального газа
149
Изохоры 153 сл.
Индекс
вязкости 41
557
Индекс
противоточное™ 454, 458 ел.
эквивалентный 459
Инталлокс седла 300, 303
Иоффе уравнение 143
Истинная температура кипения (НТК)
211 сл.
зависимость от характеризующего
фактора 115
и однократное испарение 204 сл.
поправка 552
построение кривой 205 сл.
Итона и Портера уравнение и график
130, 131
^арра диаграмма 45, 46
Катаяма и Монроэ уравнение 39
Киреева уравнение 114
Кистяковского уравнение 72
Клейна уравнение 75
Кокса график 115 сл.
Колонна (ы)
насадочные
гидравлический расчет 306 сл.
сопротивление 308
эффективность 310, 311
ректификационные
балансы материальные 228 сл.
— тепловые 230, 231
выбор давления и температуры
236, 237
исчерпывающая, или отгонная
часть 226
концентрационная, или укрепляю-
щая часть 226
подогреватель с паровым прост-
ранством 235
простые и сложные 226, 227
расчет методом «от тарелки к
тарелке» 240, 241, 243
число тарелок 238
экстракционные 321
высота 324
— насадки 339
жалюзийные 331
материальный баланс 321 сл.
насадочные 332, 333
особенности расчета 335 сл.
пульсационные 335, 342
размеры 323, 324
роторно-дисковые 334, 335, 341
тарельчатые 334
число тарелок 322, 323
S58 ''
Кольца
Палля 300, 301, 303
Рашига 300, 303
Конакова
параметр 402, 403
уравнение 403
Конвекционная секция печи 369
поверхность нагрева 403 сл.
Конвекция 403 сл.
Конденсаторы
оросительные 436
парциальные 232, 233
cn шения 468
Константа (ы)
Ван-дер-Ваальса 121, 163
вязкостно-массовая 41, 42
критические 129 сл.
псевдокритические 142 сл., 548
фазового равновесия 168, 169
графическое определение 184
методы расчета 191 сл.
поправки 191, 192
расчет 173 сл.
смесей 187 сл.
Эверетта 98
Конструкция (и)
тарелок 252
новые 260 сл.
стандартные 256 сл.
теплообменников 431 сл.
фильтров типовые 504 сл.
Контактор роторный и роторно-дискэ
вый 341
Концентрации много- и двухкомпонент-
ных смесей 22
Корнера уравнения 132
Корреляция Лидерсена 22
Коэффициент (ы)
активности 122 сл.
поправка 126, 127
взаимного излучения угловые 395,
396
вириальные 163
гидравлического сопротивления 419,
421
загрязнения поверхности теплообме-
на 471, 472
избытка воздуха 361, 384, 387, 388
использования тепла 445
критический 142
облученности 374
пирометрический 362
полезного действия
^Коэффициент (ы)
локальный 250, 251
тарелки 248
— по Мерфри 248 сл.
тепловой 357
теплоотдачи радиацией 362
точечный 251
трубчатой печи 361
поправочный
к факторы сжимаемости 150, 554,
555
по Эдмистеру 14
прямой отдачи 360, 362, 363
топки 393, 394
распределения компонентов 319
расширения
по Крэгу 12
объемного 13, 14
сжимаемости жидкостей и газов 19,
20
сопротивления сухой тарелки 277
теплоотдачи 448 сл.
излучением 409, 410
конвекцией 403 сл.
теплопередачи 360, 361, 447 сл.
при загрязнениях труб 471
в конвекционной камере 410
теплопроводности 96 сл., 550
критический 108
приведенный 108
псевдокритический 108
смеси газовой 109 сл.
фугитивности 119, 123
эффективности излучения 425
Кривая (ые)
истинных температур кипения 205
равновесия фаз 200 сл.
Криконденбар-давление 186, 187
Крикондентерм-температура 186, 187
Критерий
Больцмана 401
Питцера 157
Критическая область 144
Критическая точка смеси 144
Критические параметры 27, 129 сл.
«Критический феномен» 145
Крэга
коэффициент расширения 12
уравнения 24, 63, 64, 67, 97, 72, 85
Куртца и Санкина уравнение 21
Лейдена уравнение 163
Летучесть 117 сл.
относительная 220, 221
расчет 221 сл.
показатель 178, 180
Ли и Каджара уравнение 79
Лидерсена
корреляция 22
уравнения 19, 133, 134, 139, 140
Лима уравнение 40
Лиопарахор 30, 32, 73
Литвинова уравнение 404
Лихта и Штехеля уравнение 43
Ловенштейна уравнение 307
Льюиса уравнение 134, 135
Магарила и Герштейна уравнения 136
Максвелла
модуль 103
уравнение 79, 130
Мамедова уравнения 131
Манна уравнение 49
Мапстона уравнение 36
Мартина уравнение 19, 20
Мартина и Хоа уравнение 165
Масса молекулярная 23 сл.
нефтяных фракций 23, 24
средняя 25
Мейсснера
диаграмма 76
уравнение 75
Мейсснера и Лидерсена график 19
Мерфри коэффициент полезного дейст-
вия 248 сл.
Метод
Белоконя 395
Броуна и Катца 201, 202
Отмера 48
Портера 48, 49
расчета колонны «от тарелки к та-
релке» 240, 241, 243
Мешалка (и)
воздушные 483
лопастные 475
планетарные 475 сл.
пропеллерные 476
турбинные 476, 477
характеристики 479
якорные 475, 476
Модуль
Джессапа 13 сл.
и вязкость 14, 16
и комбинированный фактор 14, 15
559
Модуль
и коэффициент объемного расши-
рения 13, 14
и характеризующий фактор 16
Максвелла 103
Мощность механических смесителей
477 сл.
Мустафаева уравнение 63
Нагрев периодический 465, 466
Напор
потери 414
средний температурный 464, 465, 457
Насадка (и)
высота для экстракционной колонны
339
сравнительные характеристики 300
типы 292
Насимхана уравнение 83
Нельсона уравнение 59, 60
Нефтеловушки 496
Нокея уравнение 132
Номограмма
Ван-дер-Ваальса 165
Грундберга и Ниссана 37, 38
Перри 33
Уинна 169, 171, 172
Уотсона 80, 81
Объем
газа 149
критический 139 сл.
мольный 21, 145
аддитивно-групповой метод опре-
деления 21, 22
остаточный 150 сл., 162
приведенный 150, 151
остаточный 150 сл.
псевдоидеальный 151, 153
псевдоидеальный критический 151
смеси
мольный псевдокритический 145
общий 148
смесительного сосуда 484, 485
Овенса и Тодоса уравнение 107
Однократное испарение (ОИ) 203 сл.
пересчет на другое давление 219, 220
построение линии 208 сл.
графическое 218 сл.
расчет аналитический 207, 208
— графический 209 сл.
Орошение 232 сл.
холодное 234, 235
циркуляционное 233, 234
Ортохор 32
Осадок 512 сл.
Отложения на поверхности труб 471,
472
Отмера
метод 48
уравнение 77
Относительная плотность 10, 11
ароматических углеводородов 41, 42
и коэффициент расширения 12
и модуль Джессапа 14, 16
нафтенов 41, 42
нефтепродукта при температуре
данной 11, 12
критической 11, 13
нефтяной фракции узкой 14
парафинов 41
температурная поправка 11
и характеризующий фактор 16
Отстаивание 491 сл.
Отстойники
вертикальные 495
горизонтальные цилиндрические
493 сл.
Охлаждение периодическое 465
Павлова уравнение 35
Палля кольца 300, 301, 303
Паль мера — Варгафтика уравнение 98
Параметр Конакова 402, 403
Парахор 29, 30
мольный 29 сл.
смеси 26
удельный 30, 31
Паркера и Маки уравнение 130
Парциальная конденсация 232, 233
Перевал печи 346
температура 359
Переливные устройства 268 сл., 273 сл.
Перри номограмма 33
Печи трубчатые 359, 361
вертикальные 346, 348 сл.
с излучающими стенками топки 346,
351 сл., 423 сл.
классификация 344 сл.
конвекционная секция 369
конвекционные 346, 369
коробчатые 346 сл.
маркировка 356
Печи трубчатые
нагревательная 364 сл.
нагревательно-реакционная 370, 371
с настильным пламенем 346, 351
перевал 346, 359
пиролиза 355, 356, 427, 428
как подогреватель низа колонны 236
потерн тепла 411 сл.
радиантная секция 364
с факельным сжиганием топлива
356, 351 сл.
цилиндрические 346, 349
Пиролиз 355, 356
показатели расчета печей 427, 428
Питцера
критерий 157
уравнения 79, 166
Плотность 10 сл., 28
жидкости 14, 15
зависимость от температуры и дав-
ления 16
критическая 142
нефтепродуктов 533 сл.
и вязкость 39, 40
жидких при данной температуре
11
зависимость от температуры и
давления 14, 15
нефтяных фракций жидких 23,
533 сл.
относительная см. Относительная
плотность
смеси жидкостей 22, 23
углеводородов 533 сл.
— жидких, чистых 22, 23, 532
Поверхностное натяжение 25 сл.
зависимость от давления 27, 28
----- критических параметров 27
— — парахора 26
----- плотности 28
-----температуры 27, 28
нефтепродуктов 28, 29
смесей 28
Поверхность
нагрева 362, 393 сл.
конвекционной секции 403 сл.
теплообмена
коэффициент загрязнения 471,472
теплопередачи теплообменника 446,
471, 472
Подогреватель
воздуха и газа 411
низа колонны 235
Подогреватель
с паровым пространством 235
Показатель летучести 178, 180
Полотно фильтрующее 509
Поляка и Шорина уравнения 402
Портера
диаграмма 49
метод 48, 49
Потери
напора 414
тепла в трубчатых печах 411 сл.
Промывка осадка 512 сл.
Псевдокритическая точка смеси 143
Пуазейля закон 510
Рабочая линия 229, 230
Радиантная секция печи 364
Радиус эквивалентной полусферы 380
Разгонка
no ASTM
пересчет в ИТК 206, 207
----ОИ 210 сл.
по истинным температурам кипения
(ИТК)
пересчет в ОИ 211 сл.
Рауля закон 161
Рафинат 319 сл.
Рашига кольца 300, 303
Редлиха — Квонга уравнение 164, 166
Режим беспровальный 284 сл.
Рекуператор 411
Реохор 30
и вязкость 37
Рециркуляция 419
Риделя уравнения 115, 116, 133, 134,
139, 166
Роббинса — Кингреа уравнение 98
Розе уравнение 222
Сатерленда уравнение 42
Седла
Берля 300, 303
Инталлокс 300, 303
Сепарация адгезионная 518, 519
Сжимаемость 145 сл.
коэффициент 19, 20
фактор 145 сл. 553 сл.
Скорость
захлебывания 307, 308
в змеевике трубчатой печи 422, 423
пара в насадочной колонне 306 сл.
в трубе допустимая 440 сл.
561
Сливная перегородка 269 сл.
Слоуна и Вайнинга уравнение 35, 36
Смесители
диафрагмовые 486
инжекторные 486
лопастные 474
мощность 477 сл.
пропеллерные 474, 476
проточные 485 сл.
рамные 474
специальные 474 сл.
якорные 474
Смита уравнение 97
Смита — Гринбаума — Ратледжа урав-
нение 132
Сопротивление
газовых каналов 413 сл.
гидравлическое, коэффициент 419,
421
насадочной колонны 308
тарелки 275 сл.
Степень
использования поверхности нагрева
362
черноты 373, 380 сл.
экранирования камеры сгорания 361
Стила и Тодоса уравнение 131
Страуса уравнение 130
Суспензии вязкость 39
Сходимость 184, 194, 195
Тамура и Курата уравнение 41
Тарелка (и) 248 сл., 290 сл.
гидравлический расчет 275 сл.
градиент уровня 284 сл.
жалюзийно-клапанные 257
клапанные прямоточные 257
классификация 253 сл.
колпачковые
желобчатые 256
с капсульными колпачками 256,
257
из S-образных элементов 257
комбинированные 260
конструкции 252
новые 260 сл.
стандартные 256 сл.
с отбойными элементами 257
с переливными устройствами 263 сл.
провального типа 265 сл.
расчетные параметры 263
решетчатые провального типа 257,
260, 262
Тарелка (и)
ситчатые 260
сопротивление 275 сл.
сравнительные характеристики 298,
299
струйные
с вертикальными перегородками
260
— компенсацией прямоточного
движения фаз 262
число 238, 239, 243, 322, 323
из S-образных элементов 262
Текучесть 39
Температура
Бойля 153 сл.
горения 391 сл.
кипения
истинная (ИТК) см. Истинная
температура кипения
нефтепродукта средняя арифмети-
ческая 24
— — молекулярная 24, 25
объемная, переводные коэффи-
циенты 181
средняя 56 сл.
эффективная 181 сл.
критическая 129
охлаждаемой среды 445
на перевале трубчатой печи 359
плавления 19
приведенная 150, 151
псевдокритическая 96, 143, 144, 548
растворения критическая 328
в ректификационной колонне. 236,
237
средняя разность при теплообмене
454
теплоносителя 442 сл.
фокальная 145, 146
Теплоемкость 61 сл.
газов 67 сл., 539
жидкостей 67, 68
изобарная 62, 63, 69, 86 сл., 536 сл.
изохорная 62, 69
истинная 61, 66, 67
массовая 61, 64, 65
мольная 61, 68, 69, 539, 540
нефтепродуктов в парах 537
объемная 61
поправка 542
средняя 62, 63, 66
углеводородов жидких 536
номограмма 535
562
Теплонапряжение
поверхности 378, 379
нагрева 358, 359
теплообмена 363
топки 361
эквивалентной абсолютно черной
362
Теплоноситель
схемы противотока и прямотока 454
температура 442 сл.
Теплообменник(и) 431 сл.
воздушного охлаждения 430, 436 сл.,
466
,из графитовых материалов 439, 440
.классификация 430 сл.
кожухотрубчатые 430 сл.
оросительные 430
коэффициент теплоотдачи 450,
453
пластинчатые 430, 438, 439
коэффициент теплопередачи
453, 454
поверхность теплопередачи 446, 471,
472
погружные 430
коэффициент теплоотдачи 452,
453
проверка расчета по Хоблеру 469,
470
расчет проектный и поверочный 440
спиральные 430, 438
средняя разность температур 454 сл.
тепловая нагрузка 446, 447
тепловой баланс 445, 446
типа «труба в трубе» 430, 435, 436
коэффициент теплоотдачи 451
с S-образной трубкой 462, 463
Теплоотдача 448 сл.
излучением 409, 410
конвекцией 403 сл.
, Теплопередача 360, 361, 410, 447 сл.,
471
.Теплопроводность 96 сл.
газов
влияние давления 106
— и паров 551
жидкостей 550
коэффициент 96 сл., 550
смеси газов критическая 111
фактор 100, 549
„Теплота
испарения 69 сл.
бинарной смеси 84
Теплота
дифференциальная, изобарная,
изотермическая 70
расчет на основе принципа подо-
бия 74
сгорания 390, 391
Теплотворная способность топлива
389 сл.
Тиличеева— Татевского уравнения 131,
135
Тимофеева уравнение 403
Ткань фильтрующая 510
Тодоса уравнение 135
Тодоса и Стила уравнение 49, 50
Томаса уравнение 39
Торпа и Роджера уравнение 33
Траутца уравнение 47
Трегубова уравнения ИЗ, 221
Трубки Фильда 460 сл.
Трутона уравнение 72
Удельный объем 11
Уилка уравнения 50, 51
Уинна номограмма 169, 171, 172
Умштеттера уравнение 35, 36
Унос жидкости 287
Уотсона
номограмма 80, 81
уравнение 16, 80, 81
фактор 16, 18
Уотсона и Нельсона уравнение 63, 65,
68, 82, 536
Уравнение (я)
Амага 148
Андервуда 244
Андрусова 44, 51
Антуана 112
Антуфьева и Казаченко 414, 415
Арнольда 44
Аррениуса 40
Ашворта 115
Бальке 67
Бальке и Кей 67
Белоконя 398, 458, 459, 462
Белоконя и Гарднера 464, 465
Бенедикта 143
Бенедикта — Вебба — Рубина 166,
173
Бенсона 21, 141
Берлина 163
Вертело 164
Битти — Бриждмена 164 сл.
563
Уравнение(я)
Боудена 26, 27
Бромлея — Уилки 43
Вальтера 34, 41
Ван-дер-Ваальса 163, 165, 166
Варгафтика 26, 106
Вебера — Предводителева 97
Вильсона 114
Вильсона — Лобо — Хоттеля 393
Воинова 23, 24
Воляка 72
Воулеса 139, 141
Гамбилла 84
Гамсона и Ватсона 132, 135, 136
Гаучера 64
Герцога 135, 141
Гетеса и Тодоса 131
Грасгоффа 456
Григорьева и Ганиева 63
Грисвальда 64
Гросса 33, 34
Гузмана — Андреаде 35, 36
Гульдберга 133
Гульдберга — Гюи 130
Гурвича 403
Дальтона — Рауля 167
Дарси — Вейсбаха 419
Джиакалоне 77
Дина и Лана 35, 36
Дюринга 112
Етвоса 26
Иоффе 143
Итона и Портера 130
Катаяма 26
Кенделла и Монроэ 39
Киреева 114
Кистяковского 72
Клейна 75
Конакова 403
Корнера 132
Крэга 24, 63, 64, 67, 72, 85, 87, 97
Куртца и Санкина 21
Лейдена 163
Ли и Каджара 79
Лидерсена 19, 133, 134, 139, 140
Лима 40
Литвинова 404
Лихта и Штехеля 43
Ловеиштейна 307
Льюиса 134, 135
Магарила и Герштейна 136
Максвелла 79, 130
Мамедова 131
Уравнение(я)
Манна 49
Мапстона 36
Мартина 19, 20
Мартина и Хоа 165
Мейсснера 75, 76
Мустафаева 63
Насимхана 83
Нельсона 59, 60
Нокея 132
Овенса и Тодоса 107
Отмера 77
Павлова 35
Пальмера — Варгафтика 98
Паркера и Маки 130
Питцера 79, 166
Поляка и Шорина 402
рабочей линии 229, 230
Редлиха — Квонга 164, 166
Риделя 115, 116, 133/134, 139, 166
Роббинса — Кингреа 98
Розе 222
Сатерленда 42
Слоуна и Вайнинга 35, 36
Смита 97
Смита — Гринбаума — Ратледжа 132
состояния 162, 173
Стила и Тодоса 131
Страуса 130
Тамура и Курата 41
Тиличеева—Татевского 131, 135
Тимофеева 403
Тодоса 135
Тодоса и Стила 49, 50
Томаса 39
Торпа и Роджера 33
Траутца 47
Трегубова 113, 221
Трутона 72
Уилка 50, 51
Умштеттера 35, 36
Уотсона 16, 80, 81
Уотсона и Нельсона 63, 65, 68, 82,
536
Уэйра и Итона 75, 85
модифицированное 85
Фенске 245
Филиппова 34, 97, 142
Филиппова и Новоселовой 102
Флинна 49, 50
Фогеля 35, 36
Формана и Тодоса 132
Фортча и Уитмена 63, 85
564
Уравнение(я)
Франка 106, 107
Фриенда и Харгревса 30
Фроста 42, 43, 136
Хаггенмахера 70, 71, 82, 83
Хариу 222
Хоттеля — Лобо — Эванса 396
Цедерберга 77
Циппера 50
Чао и Сидера 173
Чу и Чина 77
Шейбеля 43, 44
Шоу и Брайта 64
Эдвина — Кокса 24
Эджворча и Джонстона 221
Эду лжи 139, 140
Эйгенсона 221
Эльрода 123
Якоби 105
Устройства смесительные 474 сл.
Уэйра и Итона
уравнения 72, 85
— модифицированные 85
Фактор
ацентрический 154 сл.
и критический фактор сжимаемо-
сти 157
смеси 96
— псевдокритический 145
давления по Эдмистеру 14
жесткости 428
загрязнения 471, 472
комбинированный (по Эдмистеру)
14, 15
конструктивности 469, 470
плотности жидких углеводородов 532
расширения 16
зависимость от температуры и
давления 16, 18
—------плавления 19
индивидуальных углеводородов
18
нефтяных фракций 18
и приведенные величины 18
сжимаемости 145, 146 сл., 553
критический 147, 157
и ацентрический фактор 157
поправка 150, 554, 555
псевдокритический 145
температурный по Эдмистеру 14, 15
теплопроводности 100, 549
Фактор
Уотсона 16, 18
формы 366
характеризующий см. Характеризую-
щий фактор
Фенске уравнение 245
Филиппова уравнение 97, 142
Филиппова и Новоселовой уравнение
102
Филонова уравнение 34
Фильда трубки 460 сл.
Фильтр-пресс (ы)
барабанные вакуумные 506, 508,
517, 518
листовые 504, 506, 507
патронные 507, 509
песчаные и гравийные 508
производительность 515, 516
рамные 504, 505, 516
Фильтрация 502 сл.
Фильтры 504 сл.
Флегма 232
Флегмовое число 229
Флинна уравнение 49, 50
Фогеля уравнение 35, 36
Фокальная точка смеси 145
Формана и Тодоса уравнение 132
Формула(ы) см. Уравнение(я)
Фортча и Уитмена уравнение 63, 85
Франка уравнение 106, 107
Фриенда и Харгревса уравнения 30
Фроста уравнение 42, 43, 136
Фугитивность 117 сл.
коэффициент 119, 123
Фурье закон 96
Хаггенмахера уравнения 70, 71, 82, 83
Характеризующий фактор 16, 51 сл., 115
определение 24
и относительная плотность 16
средние значения для нефтепродук-
тов 52, 54
и средняя молекулярная температу-
ра кипения 24, 25
Хариу уравнение 222
Хоблера расчет теплообменника 469, 470
Холодильники оросительные 436
Хоттеля график 366
Хоттеля — Лобо — Эванса уравнение
396
Цедерберга уравнение 77
Циппера уравнение 50
565
Чао и Сидера уравнение 173
Четкость разделения 237 сл.
Число
тарелок в колонне ректификационной
238
расчет для смесей бинарных 239
— — — многокомпонентных 243
— — — экстракционной 322, 323
флегмовое 229, 238
ступеней экстракции 325
Чу и Чина уравнение 77
Шейбеля уравнение 43, 44
Шоу и Брайта уравнение 64
Эверетта константа 98
Эдвина — Кокса уравнение 24
Эджворта и Джонстона уравнение 22!
Эдмистера
графики 135
поправочные коэффициенты 14
факторы 14, 15
Эдульжи уравнение 139, 140
Эйгенсона уравнение 221
Экранирование камеры сгорания 361
Экстракт 319 сл.
Экстракция 325, 330, 331
Электродегидратор
вертикальный 499, 500
горизонтальный 501, 502
Электродегидратор
сравнительные показатели 503
шаровой 500, 501
Электроосаждение 499 сл.
Эльрода уравнение 123
Эмульсия 39
Энглера вязкость 41
Энтальпия 84 сл.
дымовых газов 392, 391
индивидуальных углеводородов 89
испарения 69 сл.
нефтепродуктов
жидких 85, 86, 95, 520 сл.
парообразных 85, 86, 90 сл..
526 сл.
поправка 543 сл.
смеси 94, 96
числовые значения 79
Эталонное вещество 10,
Эффективность
излучения 425
контактных устройств 247 сл.
локальная 251
насадочной колонны 310, 311
смешение 484, 485
точечная 251
тарелок
по Мерфри 248 сл.
промышленных 292
сравнительные данные 290, 291
экстрагирования 320
Якоби уравнение 105
РАСЧЕТЫ
ОСНОВНЫХ ПРОЦЕССОВ
И АППАРАТОВ
НЕФТЕПЕРЕРАБОТКИ
ГРИГОРИЙ ГРИГОРЬЕВИЧ РАБИНОВИЧ
ПАВЕЛ МАТВЕЕВИЧ РЯБЫХ
ПАВЕЛ АЛЕКСАНДРОВИЧ ХОХРЯКОВ
ЮРИЙ КОНСТАНТИНОВИЧ МОЛОКАНОВ
ЕВГЕНИЙ НИКОЛАЕВИЧ СУДАКОВ
Редактор Р. М. Степанова
График Л. Г. Рыжкова
Технический редактор Г. И. Косачева
Художник Е. В. Бекетов
Художественный редактор Н. В. Носов
Корректор О. И. Голубева
ИБ № 204
Сдано в наб. 26.08.78. Подп. к печ. 02.02.79. Т-04565.
Формат бумаги 70X100l/ie- Бумага тип. №3. Гарнитура
литературная. Высокая печать. Усл. печ. л. 46,15.
Уч.-изд. л. 45,6. Тираж 12 600 экз. Зак. 844 Цена 2 р. 80 к.
Изд. № 1341.
Ордена «Знак Почета» издательство «Химия».
107076. Москва, Стромынка, 13.
Московская типография № И Союзполиграфпрома
при Государственном комитете СССР по делам
издательств, полиграфии и книжной торговли. Москва,
113105, Нагатинская ул., д. 1.
ИЗДАТЕЛЬСТВО «ХИМИЯ»
ГОТОВИТСЯ
К ВЫПУСКУ
В 1979 г.
РАЗУМОВ И. М.
Пневмо- и гидротранспорт в химической промышленности
15 л., ц. 75 к.
В книге рассмотрена гидродинамика вертикаль-
ных и горизонтальных трубопроводных транспорт-
ных потоков в различных технологических процессах
химических производств. Описаны системы газ —
твердое тело, жидкость — твердое тело, газ — жид-
кость и жидкость — жидкость. Приведены гидроди-
намические режимы аппаратов, в которых перечис-
ленные системы находятся в транспортном режиме,
и систематизированы методы гидродинамического
расчета таких аппаратов.
Книга предназначена для инженерно-технических
и научных работников химической, нефтеперераба-
тывающей, нефтехимической и смежных отраслей
промышленности.
ПРЕДВАРИТЕЛЬНЫЕ ЗАКАЗЫ НА КНИГУ МОЖНО ОФОР-
МИТЬ В МАГАЗИНАХ, РАСПРОСТРАНЯЮЩИХ НАУЧНО-ТЕХ-
НИЧЕСКУЮ ЛИТЕРАТУРУ.