Технологические расчеты процессов переработки нефти - Гусейнов Д.А., Спектор Ш.Ш., Вайнер Л.З.

Автор: Гусейнов Д.А. Спектор Ш.Ш. Вайнер Л.З.
Теги: эфирные масла парфюмерия косметические средства нефть нефтяная промышленность нефтепереработка нефтегазовое производство
Год: 1964
Похожие
Единицы измерений: Справочник для преподавателей физики
Сборник задач по технической термодинамике
Единицы физических величин
Сборник задач по технической термодинамике
Текст
                    Д. А. ГУСЕЙНОВ,
Ш. Ш.
Л. 3. В АЙН ЕР

СПЕКТОР,

ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ
РАСЧЕТЫ ПРОЦЕССОВ
ПЕРЕРАБОТКИ НЕФТИ

ИЗДАТЕЛЬСТВО

«X I1 М И
V

М о с к в а 1964 Л е н и п г р а д

14-2-3
УДК 665.5.06.1)01,24

В книге изложены методы и примеры тех
нологических расчетов основных процессов
переработки нефти и газа и применяемых в этих
процессах аппаратов.
Примеры составлены с таким расчетом,
чтобы дать оператору сведения, необходимые
для рациональной эксплуатации установок.
В ряде случаев они помогут наметить пути ин
тенсификации наиболее важных процессов неф
тепереработки.
В книге приводятся также некоторые .
справочные материалы, необходимые для про
ведения расчетов.
Книга предназначена для квалифицирован
ных рабочих и среднего технического персонала
нефтегазоперерабатывающих заводов.

Wcneinnoe построение
материально-технической базы коммунизма
во многом зависит от того, насколько
ПРЕДИСЛОВИЕ
полно выявляются и реализуются ре
зервы производственных мощностей.
В решениях декабрьского (1963 г.)
Пленума Ц К КПСС указывается, что успешное осуществление огром
ной программы развития химической промышленности в значительной
степени зависит от активного участия в этом важном деле коллекти
вов предприятий других отраслей промышленности, связанных с раз
витием химии.
От нефтеперерабатывающей -промышленности зависит созда
ние мощной сырьевой базы для химической промышленности.
Все чаще передовики производства обращаются к своим товари
щам с призывом: «Больше продукции с каждой установки». Большую
ройь в решении этой задачи может сыграть технологическая бригада,
не только обеспечивающая бесперебойную и грамотную эксплуата
цию установки, но и хорошо усвоившая основы технологии и рас
четов технологических процессов, осуществляемых на установках.
В связи с этим мы пытаемся в настоящей книге изложить в до
ступной форме технологические 'расчеты всех основных процессов
переработки нефти. Изложенные в книге методы расчёта иллюстри
рованы конкретными примерами из заводской практики, доведен
ными до числовых результатов, которые позволят разобраться не
только в технике расчетов, но и в сущности процесса.
Главы третья, девятая, одиннадцатая и разделы 2, 3, 4 и 5 главы
десятой написаны проф. Д . А. Гусейновым; главы первая, вторая,
четвертая, тринадцатая, четырнадцатая и разделы 1 , 6, 7 и 8 главы
десятой — канд. техн. наук Ш. Ш. Спектором; главы пятая, ше
стая, седьмая, восьмая и двенадцатая — инж. Л. 3. Вайнером;
раздел 2 главы восьмой составлен совместно Ш. Ш. Спектором
и Л. 3. Вайнером.
1*

3

В книге использованы материалы канд. ,техн. наук Б. П. Вои
нова в примерах 2. 2, 2. 3, 2. 4, 8. 1 , 8. 2, 8. 3, 8. 8, 8. 11 и 8. 13,
а также в приложении (табл. I , I I , I I I и I V ) для подсчета теплосодер
жания жидких нефтепродуктов и нефтяных паров из книги:
Б. П. Воипов, Д . А. Гусейнов и Ш. Ш. Спектор. Технологические
расчеты для мастеров по переработке нефти. Азнефтеиздат, 1953.
Авторы выражают глубокую благодарность рецензенту книги —
доценту И. А. Трегубовой за ценные указания и замечания, учтен
ные авторами при подготовке книги к печати.
Авторы будут весьма признательны читателям, которые сооб
щат свои замечания и пожелания по материалу книги.

ГЛАВА

1

нефтегазоперерабатыО ператоры
вающих установок в своей пов

седневной работе сталкиваются с различными измерениями материальных
потоков, как-то: расхода топлива,
пара, воздуха, нефтесырья, выходов
нефтепродуктов, количеств и концентрации реагентов и т. д.
Для измерения одной и той же физической величины можно при
менять различные единицы измерения. Например, давление можно
измерять в am, ммрт. ст., кГ/м*, кГ/см и др. Это затрудняет
пользование научно-технической литературой, приводит к ошиб
кам при пересчете величин, приведенных в разных системах единиц.
При расчетах для получения правильных результатов необходимо
пользоваться единицами измерения какой-либо одной системы.
В октябре 1960 г. X I Генеральная конференция по мерам и ве
сам приняла Международную систему единиц — СИ, что означает
«система интернациональная». Комитет стандартов, мер и измери
тельных приборов при Совете Министров СССР утвердил эту систему
в качестве Государственного стандарта (ГОСТ 9867-61). Эта система
введена в действие с 1 января 1963 г. и должна применяться как
предпочтительная во всех областях науки, техники и народного х о 
зяйства.
Внедрение этой системы позволит значительно упростить тех
нические расчеты и устранить путаницу из-за множества единиц
и систем измерения однородных величин.
Международная система (СИ) включает шесть основных единиц
измерения: длины — метр, массы — килограмм, времени — секунда,
температуры — градус Кельвина, силы электрического тока — ам
пер и силы света — свеча. Кроме того, в эту систему входят две
дополнительные единицы (плоского угла — радиан и телесного
угла — стерадиан) и 27 важнейших производных.
В табл. 1. 1 приведены наиболее часто используемые при расчете
нефтехимических процессов и аппаратов единицы измерений в Меж
дународной системе.
Для получения более крупных (чем в этой системе) кратных
единиц измерения надо системную единицу умножить на 10 в той
или иной положительной степени, а для получения более мелких
ЕДИНИЦЫ

ИЗМЕРЕНИЯ

2,

5

Т А Б Л И Ц А 1. 1

Единицы Международной системы (СИ)
Сокращенные обозначения
единицы

Величина

Единица измерения

Размер единицы
русские

Основные
Длина

единицы

метр

Масса
Время
Термодинамическая
тура

темпера

латинские

m

килограмм

кг

секунда

сек

kg
s

градус Кельвина

^K

°К

Сила электрического тока

ампер

Сила света

а

свеча

А

се

cd

.

Производные
Площадь
Объем
Плотность (объемная масса)

единицы

квадратный метр

(1 м)

2

кубический метр
килограмм
метр

на

кубический

m
кг/м

3

3

kg/m

Скорость

метр в секунду

Ускорение

м/сек

метр на секунду в квадрате .
ньютон

m/s

м/сек

m/s2

н

N

Сила

2

(1 -и)
(1 кг): ( / U )
3

3

3

(1 м): (1 сек)
(1 м):

(1

сек)*

(1 кг) •(1 м):(1 сек)*

Давление (механическое
пряжение)

на

ньютон на квадратный метр

Динамическая вязкость

ньютон-секунда на квадратный
метр г

Кинематическая вязкость

квадратный
ДУ

Количество
энергия

джоуль

теплоты,

работа,

метр

на

Н'Сек/м

2

м /сек
2

Удельная теплота
(фазового
превращения;
химической
реакции)

джоуль на килограмм

Удельная
кость

джоуль

(1 n): (1 ж )

2

N-s/m

2

m /s
2

на килограмм-градус

(1 н ) . ( 1

2

сек)

(1 м)*:(1

(1 н). (1

I(1

M)

(1 дж): (1 сек)

дж/кг

J/kg

(1 дж): (1 кг)

джЦкг • град)

J / k g . deg

ватт на квадратный метр-граДУС

вт/(м

Коэффициент
сти

ватт на метр-градус

вт/(м

2

• град)

• град)

(1 дж)г[(1

W / m • deg (1 вт)г[(1
2

W / m • deg

м)*

сек)

W

Коэффициент теплопередачи и
теплоотдачи
теплопроводно

N/m

дж

ватт

теплоем

2

{

Мощность (тепловой поток)

массовая

секун-

н/м

кг)-(1 г^ад)]

м)*.(1

град)]

(1 вт) : [ ( 1 л*) • (1 град)]

дольных единиц — на число 10 в отрицательной степени, причем
к наименованию системной единицы в этих случаях добавляют
соответствующую приставку (табл. 1 . 2), например:
1 ватт • 10 = 1 киловатт; 1 метр • 1 0 ~ = 1 миллиметр.
3

3

Т А Б Л И Ц А 1. 2

Приставки для образования кратных
и дольных единиц
Обозначения
Наименование
приставки
русские

Тера

Дека
Деци
Санти

Т
Г
м
к
г
да
д
с
м
мк
н
п

латинские
или
греческие

Т
G
М
к
h
da
d
с
m

Множитель,
на который
умножается
единица
системы

10
10
10
10
10
10
10""
10~
10~
ю
10~
ю
1 2

9

6

3

2

1



И
n
Р

1

2

3

6

9

1 2

Международная система единиц измерения в СССР введена
с 1 января 1963 г. как предпочтительная. В настоящее время еще
применяются также и другие широко распространенные системы еди
ниц: СГС (сантиметрграммсекунда), МКС (метркилограммсекунда),
составляющая часть СИ, и МКГСС (метркилограммсиласекунда).
В системе СГС за единицу длины принят сантиметр (см) и за
единицу массы — грамм (г), а" в системе МКГСС за единицу
длины — метр, а за единицу массы — кГ*сек /м. В качестве тепло
вых единиц пока пользуются калорией и основанными на ней
единицами.
В связи с этим для практических расчетов, кроме единиц
СИ и кратных и дольных единиц, допускаются к применению и
внесистемные (по отношению к СИ) единицы. В табл. 1. 3 во второй
графе приведены механические и тепловые внесистемные единицы,
а в пятой графе соответствующие им значения в СИ.
Для измерения температуры предусматривается
применение
Международной стоградусной температурной шкалы, единицей ко
торой является градус Цельсия (°С) [0° стоградусной шкалы соот
ветствует температуре плавления чистой воды]. Если обозначить
температуру тела, измеренную в °С, через £, а в °К (Кельвина) —
2

8

Т А Б Л И Ц А 1. 3

Соотношения между внесистемными единицами измерения и единицами СИ
Сокращенные обозначения
единиц измерения

В несистемн ые (по • отношению
к СИ) метрические единицы
измерения

Наименование величин

1

Значения в единицах СИ

2

Механические
Длина

1 микрон

»
Масса
»
Время
»
Площадь
»
Объем

1
1
1
1
1
1
1
1

Плотность
»
»
Сила
»
»
Мощность

1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1

ангстрем
тонна
центнер
час
минута
ар
гектар
литр

латинские или
греческие

3

4

3

3

3

4

5

единицы
10"- 6

[А
о
А
t

т
и
ч
мин
а
га
л

т/м
кг/дм
г/см
кГ • сек /м
кг/л
килограмм-сила
тонна-сила
дина
кГ'М/сек
л. с.
эрг/сек
кет = 1,3$ л. с.' = 102 кГ • м/сек= 860 ккал/ч
2

русские

rr-10
1-10"
- м
1 • 10 кг
1 • 10 кг
3600 сек
60 сек
100 м
1 • 10 м
1,000028 • Ю
м =
= 1,000028 дм
3

2

I

min
а
ha
1

2

4

- 3

t/m
kg/dm
g/cm
kg • s /m
kg/1
kg

эрг/сек

erg/s

3

3

1000 кг/м

3

3

2

3

3

т/м
кг /дм
г/см
кГ • сек /м
кг/л
кГ, кгс
тС
дин
3

2

3

3

4

2

4

9,80665 ъг[м
999,972 кг/м
9,80665 н
9,80665 • 10 н
1•Ю
н
9,80665 вт
735,499 e/?i = 0,7355 кет
1 • 10~~ вт
\ 1000 вт
3

3

3

dyn

- 5

7

Продолжение табл. 1. 3

Внесистемные (по отношению
к СИ) метрические единицы
измерения

Наименование величин

1

Работа и энергия

Давление

2

1
1
1
1
1
1
1
1
1

1

ватт-час
киловатт-час
кГ'М
эрг
л. с. ч. = 632,3 ккал
ккал=427 кГ • м
бар
дин/см
кГ/см = 0,980665 бар =
= 1 а/га (атмосфера тех
ническая) = 735,6 мм
рт. cm, = 10 м вод. ст.
атм (атмосфера физиче
ская) = 1,0332 кГ/см =
= 760 мм рт. ст. —
= 1,01325 бар
к / 7 ж * = 1 . 1 ( Г кГ/сле*
миллиметр ртутного стол
ба
миллиметр водяного стол
ба
п у а з = 1 дик • сек/см
сантипуаз
кГ • сек/м

Сокращенные обозначения
единиц измерения
Значения в единицах СИ
русские

латинские или
греческие

3

4

вт-ч
квт~ч

5

Wh
kWh

6

бар

bar v

1
Динамическая вязкость

1
1
1

am

at

2

2

| 98066,5 н/м

2

атм

atm

мм рт. ст.

mm Hg

9,80665 н/м
133,322 н/м

мм вод. ст.

mm H 0

9,80665 н/м

101 325 н/м

2

4

2

в

2

2

1
1

3

6

7

2

2

3,6 • 10 дж
3,6 • 10 дж .
9,80665 дж
1 • 10
дж = 0,1 мкдж
2,648 • 10 дж
4186,8 дж
1 • 10 п/м
0,1 н/м

2

па
СП8

2

.P
cp

2

2

0,1 н • сек/м
1 - 1 0 ~ н-сек/м
9,80665 н- сек/м ^
= 9,8066 кг!м • сек
2

3

2

2

Кинематическая вязкость

1 стоке = 1 см ! сек
1 сантистокс
2

Тепловые

Количество теплоты

1 калория
1 килокалория

Удельная теплота (фазово
го превращения химиче
ской реакции)

1 калория на грамм
1 килокалория на кило
грамм

Теплоемкость системы

1 калория на градус
1 килокалория на градус

st
est

1 . 1 0 ~ м /сек
1 • 10~ м /сек

кал
ккал

cal
kcal

4,1868 дж
4,1868-10 дж

кал/г
ккал/кг

cal/g
kcal/kg

кал/град
ккал/ерад

cal/deg
kcal/deg

cm
ест

4

3

4,1868-10 дж/кг
3

4,1868 дж/град
4,1868 - 1 0 дж/град
3

1 калория на грамм-градус
1 килокалория на кило
грамм-градус

Коэффициент теплоотдачи
и теплопередачи

1 килокалория на квадрат ккал/(м • ч • град)k c a l / m • h • deg]1,1630
ный метр-час-градус

Тепловой поток

1
1
1
1

Коэффициент
ности

теплопровод

кал/(г. град)
ккал/(кг • град)
2

1 килокалория на метр-часградус

2

единицы

Удельная массовая теплоем
кость

калория в секунду
килокалория в час
килокалория в секунду
эрг в секунду

2

6

кал/сек
ккал/ч
ккал/сёк
эрг/сек

c a l / g . deg
k c a l / k g • deg

4,1868 • 10 дж/(кг . град)
3

ет/(м -град)

2

cal/s
kcal/h
kcal/s
erg/s

2

4,1868 em
1,1630 em
4186,8 em
1 -10~~ em
7

ккал/(м • ч • град) k c a l / m • h • deg 1,1630 вт/(м • град)

1

через Т, то соотношение между этими температурами выражается
равенством
Т = t + 273,15.
(1.1)
Рассмотрим важнейшие величины, наиболее часто применяемые
в практической работе.
Длина. Основной единицей длины (см. табл. 1. 1) является метр
(м). Применяются и дольные единицы: дециметр (дм), сантиметр (см)
и миллиметр (мм), а из внесистемных (см. табл. 1.3) — микрон (мп).
Соотношения между этими единицами:
i м = 10 дм = 100 см = 1 ООО мм = 1000000 мк.
Масса.
Основная
единица
массы в СИ — килограмм (кг)
и в системе СГС—грамм (г). Внесистемные единицы — тонна,(тп) и
центнер (ц).
Соотношения между этими единицами:
1 кг = 1000 г = 0,001 m =

0,01ц.

В системе МКГСС применяется единица массы килограмм-силасекунда в квадрате на метр (1 кГ • сек 1м), так как по основному
закону механики масса равна силе, деленной на ускорение.
Соотношения между единицами массы систем СИ и МКГСС:
2

1 кг = 0,102 кГ • сек /м;
2

1 кГ • сек /м = 9,80665 кг.
2

Время. Единицей времени во всех системах является секунда
(сек). Из внесистемных единиц применяются минута (мин) и час
(ч). Соотношения между этими единицами приведены в табл. 1 . 3 .
•На заводах при определении производительности установок или
агрегатов применяют также более крупные единицы времени: сутки
и год.
Сила. Единицей силы в СИ является ньютон (н) — сила,
сообщающая покоящейся массе, равной 1 кг, ускорение 1 м/сек .
В соответствии с этим размерность силы в СИ равна [кг -м/сек ].
В системе СГС единицей силы является дина (дин) — сила,
сообщающая покоящейся массе в 1 г ускорение, равное 1 см/сек .
Соответственно размерность силы в системе СГС [г • см/сек ]. В системе
МКГСС единицей силы является килограмм-сила (кГ или кгс) —
сила, сообщающая покоящейся массе в 1 кг ускорение, равное
9,80665 м/сек ( - 9 , 8 1 м/сек ).
Соотношения между указанными единицами силы:
1 н = 100 000 дин == 0,102 кГ.
Вес. Эту величину надо рассматривать как силу притяжения тела
к Земле, которая определяется взвешиванием на пружинных весах
и выражается в единицах силы. Сила притяжения тела к Земле
непостоянна и зависит от ускорения силы тяжести в точке измере
ния. Так, например, вес (сила тяжести) эталона массы ъ 1 кг
в Ленинграде составит 1,0013 кГ, а на экваторе 0,988 кГ).
2

2

2

2

2

12

2

Следует иметь в виду, что вес тела в кГ и его масса в кг выра
жаются практически одинаковыми числовыми значениями и при этом
ошибка от приравнивания составляет не более 0 , 2 % .
Работа и энергия. Единицей работы и энергии в СИ яв
ляется джоуль (дж) — работа, совершаемая силой в 1 ньютон
на пути длиной 1 м, т. е. (1 н) • (1 м) = 1 дж (при этом направления
действия силы и перемещения точки приложения силы должны сов
падать). В системе СГС единицей работы является эрг — работа,
совершаемая силой в 1 дину на пути в 1 см, т. е. (1 дин) • (1 см) =
= 1 эрг. В системе МКГСС единицей работы и энергии является
килограмм-сила-метр, т. е. (1 кГ) • (1 м).
Как уже отмечалось, широкое применение имеют и внесистем
ные единицы работы (см. табл. 1 . 3 ) : ватт-час (вт-ч), киловатт-час
(квт-ч), а также калория (кал) и килокалория '(ккал).
Соотношения между указанными единицами работы и энергии:
1 дж = 1 • 10 эрг = 0,102 кГ • м = 0,239- кал = 0,239 • 1 0 ~ ккал;
7

3

1 квт-ч = 1000 вт-ч = 3,6 . 10 дж = 367 000 кГ • м = 860 ккал.
6

Мощность. Единицей мощности в СИ является ватт (вт) —
работа в 1 джоуль, совершаемая за одну секунду, т. е. 1 вт =
= (1 дж) : (1 сек).
Мощность, равная 1000 вт, называется киловаттом (кет). В си
стеме СГС за единицу мощно.сти принят эрг в секунду (эрг/сек),
а в системе МКГСС — кГ • м/сек.
Соотношения между указанными единицами следующие:
1 вт = 1 • 10 эрг/сек = 0,102 кГ • м/сек.
7

В заключение данной главы следует отметить, что большинство
ошибок при расчетах процессов и аппаратов приходится именно на
размерности. Поэтому важнейшим условием правильного техни
ческого расчета является безупречное "оперирование единицами
измерения.
При расчетах необходимо прежде всего уточнить однородность
применяемых единиц, затем проверить правильность подстановки
числовых значений и арифметических вычислений, а также правиль
ность полученных размерностей. В дальнейшем будет показано,
как проводить эту проверку.
Пересчет физических величин из одной системы в другую не
трудно проводить, исходя из соотношений между основными едини
цами измерения, приведенными в тексте и в табл. 1. 3. Приводим
некоторые примеры пользования табл. 1 . 3 .
Пример 1 . 1 . Насос острого орошения колонны снабжен электромотором
мощностью 120 л. с. Определить мощность электромотора в единицах СИ.
Р е ш е н и е . Из второго и последнего столбцов табл. 1. 3 имеем:
1 л. с = 0,7355 кет.
Следовательно, мощность электромотора равна
0,7355 . 120 = 88,26 кет.
13

Пример 1.2. Кинематическая вязкость при 100° С дистиллята автола АК-15
равна 16 ест. Определить значение этой вязкости в единицах СИ.
Р е ш е н и е . Из табл. 1. 3 (столбцы 2 и 5) имеем:
1 ест = 1 • 10"~

6

м /сек,
2

тогда
16 ест "

==

16 • 1 0 ~ м /сек.
6

2

Пример 1.3. Тепловая мощность печи на установке составляет
24 ООО ООО ккал/ч. Определить величину этой мощности в единицах СИ.
Р е ш е н и е . Из табл. 1. 3 имеем:
1 ккал/ч = 1,1630 вт.
Следовательно, тепловая мощность печи составляет
1,1630 . 24 ООО ООО = 27 912 ООО вт = 27 912 кет.

ГЛАВА 2

^епловые процессы занимают важ
ное место в технологии перера- ботки нефтяного и газового сырья.
ОСНОВЫ ТЕПЛОВЫХ
В основном производственном докуРАСЧЕТОВ
' менте любой установки — техноло
гической карте, например, строго
нормируется тепловая сторона про
цесса, т. е. температуры потоков в том или ином узле установки.
Иногда процесс не удается вывести на режим, указанный в техно
логической карте, и причиной неполадок зачастую оказывается на
рушение теплообмена в аппаратуре.
Чтобы успешно решать возникающие вопросы, связанные с пере
дачей тепла, необходимо уметь проводить тепловые расчеты. Так как
в процессе пераработки нефтяного сырья применяется вода или водя-^
ной пар, рассмотрим в первую очередь основы тепловых расчетов
для воды и водяного пара.
. _
^
Напомним основные свойства воды и во1. Приближенные
.
тепловые расчеты
д
б иженных
расчетов
принидля воды и водяного
удельная теплоемкость воды
Р
равна единице, т. е. с = 1 ккал/кг • град,
а перегретого водяного пара Сп. п = 0,48 ккал/кг • град.
Теплота парообразования воды (или теплота конденсации водя
ного пара) при 100° С приблизительно составляет г = 540 ккал/кг.
Из изложенного следует, что для нагрева 1 кг воды или водяного пара
от температуры t до температуры t потребуется затратить тепла
д

я

н

о

г

о

п а р а

л

м а е т с я ?

п а

я

п р и

ч

т

Л

1

о

а

в

2

x

2

0 =

(2.1)

где с — удельная теплоемкость воды или водяного пара.
Удельная теплоемкость вещества — это количество тепла в килокало
риях, которое требуется для нагрева единицы массы вещества на 1° С (при ус
ловии, что агрегатное состояние вещества не меняется).
Теплота парообразования (называемая также скрытой теплотой испаре
ния) — есть количество тепла, которое надо затратить, чтобы 1 кг жидкости,
находящейся при температуре кипения, превратить в сухой насыщенный пар
при той же температуре. При переходе 1 кг сухого насыщенного водяного пара
в жидкость выделяется также же количество тепла (скрытая теплота конден
сации).
1

2

15

Соответственно для нагрева G кг от температуры t до
туры t потребуется тепла
x

темпера

2

Q =

G с (h — h) ккал.

(2.2)

Приведем ряд примеров приближенных расчетов.
Пример 2. 1. Сколько тепла надо сообщить 1 кг воды для нагрева ее от
h = 20° С до h = 45° С?
Решение.
ккал
Q =

Gc (г — *i) = 1 кг • 1 ^ТТ^с" (45° С — 20°С) = 25 ккал.
B

а

Проверим, правильно ли взята размерность для величины Q:
Г/

гч,

ккал

0

проведя сокращение одноименных величин, получим для Q раз
мерность ккал.
Этот пример позволяет сделать вывод, что для 1 кг воды на на
гревание затрачивается, а при охлаждении выделяется, столько
килокалорий тепла, на сколько градусов изменяется температура
воды.
Пример 2. 2. Сколько тепла надо сообщить 1 кг воды, чтобы нагреть ее
от h = 10°" С до h = 100° С и при данной температуре превратить воду в пар?
Решение.
ккал
* Q = Gc (h — h) + г = 1 кг • 1^7^^(100° С — 10° С) + 540 ккал = 630 ккал.
Пример 2. 3. Водяной пар перегревается при атмосферном давлении от
h = 100° С до h = 200° С. Сколько тепла затрачивается на перегрев 100 кг
пара?
Решение.
ккал
Q = Gdi.n (* — *i) = 100 кг. 0,48
(200° С —100° С) = 4800 ккал.
B

а

Постоянные значения удельной теплоемкости и теплоты паро
образования для воды и водяного пара обычно применяются для
ориентировочных расчетов при условии использования воды и водя
ного пара при атмосферном давлении. В производственных условиях
вода и водяной пар применяются при различных давлениях — от
нескольких миллиметров ртутного столба до десятков и даже сотен
атмосфер. С изменением давления свойства воды и водяного пара
меняются. Для более точных тепловых расчетов значения теплоем
кости, теплосодержания, теплоты парообразования, теплоты конден
сации воды и водяного пара находят из так называемых паровых
таблиц. Указанные таблицы составляются на основании точных на
учных исследований термодинамических свойств воды и водяного
пара и утверждаются на международных конференциях. Паровые
таблицы имеются во всех справочниках" и учебниках по тепловым
установкам .
В данной книге паровые таблицы не приводятся, ниже дается лишь
описание их и приемы применения.
х

Подробные паровые таблицы приведены в книге проф. М. П. Вукаловича
«Термодинамические свойства воды и водяного пара». Машгиз, 1958.
1

16

Напомним, что водяной пар, выделивший
ся из воды, с которой он находится в с о 2. Паровые таблицы стоянии подвижного равновесия в системе
(аппарате), при данной температуре имеет
вполне определенное давление. Достаточно
знать одну из этих величин (температуру или давление}, чтобы по
таблицам найти все тепловые свойства воды и водяного пара, на
ходящихся в равновесии. Такое состояние водяного пара называется
состоянием насыщения.
Для насыщенного водяпого пара имеются два вида таблиц.
В одних для разных температур (от 0 до 374° С) приводятся соответ
ствующие им давления. Эти таблицы носят название «Сухой насы
щенный пар (по температурам)» ; в других для разных давлений
в интервале 0,01—224 am даются соответствующие температуры;
эти таблицы носят название «Сухой насыщенный пар (по давлению)».
При дспарении воды паровая фаза содержит определенное коли
чество увлеченной жидкости, поэтому в паровом котле в равно
весии с водой получается влажный насыщенный водяной пар, состоя
ние которого определяется его давлением или температурой, а также
влагосодержанием, или степенью сухости. Если в 1 кг влажного
насыщенного пара доля сухого пара составляет х, то влагосодержанце его равно 1 —- х. Следовательно, значение х = 0 соответствует
начальному моменту парообразования, а х — 1 — состоянию с у 
хого насыщенного водяного п а р а . Очевидно, величина 1 — х предста
вляет собой количество воды в 1 кг пароводяной смеси.
Паровые таблицы составляются для состояния сухого насыщен
ного водяного пара и позволяют проводить необходимые расчеты
и для влажного водяного пара. Для перегретого водяного пара с о 
ставляются отдельные таблицы.
Напомним, что перегретый водяной пар — это пар, который при
одинаковом давлении с насыщенным имеет более высокую темпера
туру.
Следовательно, в отличие от насыщенного водяного пара пере
гретый пар определенного давления может иметь самые различные
температуры. Поэтому для характеристики состояния перегретого
водяного пара необходимо знать уже два параметра, например тем
пературу и давление. Разность температур перегретого и насыщен
ного пара того же давления (t— t ) называют перегревом пара.
В таблицах сухого насыщенного пара (по температурам) в пер
вом вертикальном столбце приводятся значения температур сухого
насыщенного пара, а по горизонтальным строчкам против каждой
температуры даются соответствующие этим температурам значения
1

2

H

В некоторых справочниках и учебниках таблицы именуются: «Насыщен
ный водяной пар».
Практически в паровых котлах (парогенераторах, котлах-утилизаторах)
в равновесии с водой всегда находится влажный насыщенный водяной пар опре
деленной сухости, и он доводится до степени сухости х = 1 только в паропере
гревателе в момент, когда начинает перегреваться.
1

2

2 Заказ 1 7 0 5 .

|

L

17

давлений, удельных объемов, плотностей, теплосодержаний (эн
тальпии) воды и водяного пара, теплоты парообразования ж др.
В таблицах .сухого насыщенного пара (по давлениям) в первом
вертикальном столбце приводятся значения давлений, а по гори
зонтальным строчкам против каждого значения давления даются
соответствующие этому давлению значения температуры, удельных
объемов, плотностей, теплосодержаний (энтальпии) воды и в о 
дяного пара, теплоты парообразования и др.
В таблицах перегретого водяного пара в первом вертикальном
столбце приводятся значения давлений и против каждого значения
давления по горизонтальным строчкам даются значения удельных
объемов, теплосодержаний перегретого водяного пара и т. д. для
определенной температуры.
Если требуется найти промежуточные значения величин, не при
веденные в паровых таблицах, то необходимо провести интерпо
ляцию, базируясь на допущении, что в рассматриваемом интер
вале между имеющимися в таблицах значениями искомые величины
изменяются прямо пропорционально.
Приводимые в указанных таблицах значения удельных тепло
содержаний для жидкости представляют количество, тепла в кило
калориях, которое необходимо затратить для нагрева 1 кг воды от
0° С до данной температуры; соответственно удельное теплосодер
жание пара — количество тепла в килокалориях, которое необхо
димо затратить для превращения 1 кг воды, имеющей температуру
0° С, в водяной пар с температурой t° С.
Применяя паровые таблицы, можно решить приведенные выше
три примера следующим путем.
Для примера 2. 1. По таблице для насыщенного водяного пара (по темпера
турам) находим теплосодержание воды при температурах 20 и 45° С, соответ
ственно i
= 20,04 ккал/кг, и & = 45,00 ккал/кг. Следовательно, 1 кг воды
при нагреве от 20 до 45° С получит тепла
q = г — г о ~ ^5,00 ккал/кг — 20,04 ккал/кг = 24,96 ккал/кг.
20

45

45

2

Для примера 2. 2. Находим по той же таблице теплосодержание воды при
10° С
£

= 10,04 ккал/кг.

1 0

Теплосодержание водяного пара при 100° С
Чоо ~ 639,20 ккал/кг.
Следовательно,
<? = i['

00

— i[

Q

= 639,20 — 10,04 == 629,16 ккал/кг.

Выше при решении этого примера получилось 630 ккал/кг; расхождение
630,00—629,16 = 0,84 ккал/кг вызвано принятием в приближенном расчете
округленной величины теплоты парообразования г = 540,00 ккал/кг.
Для примера 2. 3. Находим по таблице перегретого водяного пара при
р = 1 кГ/см :
2

Чоо
г

18

200

=

6сШ,20 ккал/кг;

~ 686,60 ккал/кг.

Для перегрева 100 кг водяного пара потребуется тепла
Q = 100 (4оо ~ Чоо) ^

1

0

0

(686,60—639,20) = 4740 ккал.

Выше при решении этого примера была получена величина 4800 ккал; раз
ница 4800—4740 = 60 ккал объясняется /тем, что ранее удельная теплоемкость
водяного пара принималась 0,48 ккал/кг вместо 0,474 ккал/кг, принятой в более
точных расчетах при составлении таблиц.

Рассмотрим примеры применения паровых таблиц для
сложных практических расчетов.

более

Пример 2. 4. Водяной пар из котельной после увлажнителя поступает в рибойлер под избыточным давлением (по манометру) 4 am; конденсат получается
при том же давлении. Степень сухости водяного парада: = 0,98.
Определить количество тепла, выделяющегося при конденсации 1 кг водя
ного пара, и температуру пара.
Р е ш е н и е . Давление в системе по манометру 4 am соответствует абсо
лютному давлению 4 + 1 = , 5 кГ/см . Из таблицы сухого насыщенного водяного
пара (по давлениям) для Р = 5 кГ/см : температура насыщения t = 151,11° С;
теплосодержание сухого насыщенного пара ъ" = 656,30 ккал/кг, теплосодер
жание воды V = 152,10 ккал/кг.
Количество тепла, отдаваемого при конденсации 1 кг водяного пара, составит
q = (0,98 V + 0,02 V) — V = 0,98 . 656,30 + 0,02 . 152,10—152,1=496 ккал/кг.
Температура отходящего парового конденсата равна температуре насыще
ния * = 151,11° С.
2

2

H

н

Пример 2. 5. Отработанный водяной пар от насосов установки со степенью
сухости х = 0,96 при 125° С необходимо перегреть до 320° С для использования
в ректификационной колонне. Определить, сколько тепла надо затратить на
перегрев 1 кг водяного пара до заданной температуры при том же давлении.
Р е ш е н и е . Из таблицы насыщенного водяного пара (по температурам)
определяем, что температуре 125° С соответствует давление
р = 2,367 ^ 2,37 кГ/см .
2

Этим параметрам насыщенного водяного пара соответствует теплосодержа
ние насыщенного пара г
^ 648,10 ккал/кг и теплосодержание воды г^ ^
= 125,40 ккал/кг.
Из таблицы для перегретого водяного пара находим для давления р =
= 2 кГ/см значение г
= 743,30 ккал/кг и для давления р = 2,5 кГ/см
i 3 2 o 743,10 ккал/кг. Определяем промежуточное значение теплосодержания
перегретого водяного пара при 320° С и давлении р = 2,37 кГ/см путем интер
поляции:
1 2 5

25

г

2

2

2

3 2 0

= =

2

для р

2

— pi

Агд

= 743,10—743,30 = —0,20 ккал/кг;

20

0 37

it

для р = 2,37 кГ/см

Агд

2

=

20

(—0,20) = —0,15 ккал/кг,

а
*320
>
+ (—0,15) = 743,15 ккал/кг.
Количество тепла, необходимое для перегрева 1 кг влажного водяного пара
от 125 до 320° С при давлении 2,37 кГ/см , составит
=

7 4 3

3 0

2

9

=

=

*320 — ° > *125 "~ ° >
115,96 ккал/кг.
9 6

2*

0 4

125 = 743,15-0,96

. 648,10-0,04

• 125,40 =
19

3 Расчет
теплосодержания
нефтепродуктов
^

*
У
пособий, позволяющих
°Д
теплосодержание нефтепро
ДУ тов, можно пользоваться, как и при расче
тах для воды и водяного пара, средними
значениями величин теплоемкостей. В этом
случае принимают, что теплоемкость жидких нефтепродуктов по
стоянна и равна с = 0,5 ккал/кг  град, а теплоемкость паров с —
= 0,6 ккал/кг • град.
Теплота парообразования принимается равной: для бензина
IQ = 75 ккал/кг, авиационного керосина Z = 65 ккал/кг, дизель
ного топлива / д = 55 ккал/кг, легких масляных фракций 1 , —
= 50 ккал/кг и средних масляных фракций 1 = 45 ккал/кг.
Фактически теплоемкость жидкого нефтепродукта и его паров
непостоянна и зависит от температуры нефтепродукта и его свойств.
Поэтому для более точных расчетов следует пользоваться таблицами
теплосодержания нефтепродуктов, составленными по следующим
формулам, преобразованным Б. П. Воиновым .
1. Для жидкого нефтепродукта
0 Т С

т

о

ч

н

о

п

Т С Т В И И

с ч и т а т ь

к

т

п

K

Л Ш

> т

М

г

qf = 0 , 4 0 3 £ + 0,000405 f .

.

^
it

= ifa;

1

у

(2.3)

0,9952 Q*° + 0,00806


а
2. Для паров нефтепродукта
qf = (50,2 + 0,109t + 0,000141 ). (3,992 
if
2

= i? 673,8.

0,9952 QJ°) 

73,8 

'
(2.4)

В этих формулах:
qf — теплосодержание жидкого нефтепродукта, т. е. количество
тепла, которое необходимо затратить для нагрева 1 кг неф
тепродукта от 0 до t° С;
i™ — часть формулы, характеризующая зависимость теплосодер
жания жидкого нефтепродукта от температуры;
а — величина, выражающая зависимость теплосодержания жид
кого нефтепродукта от его плотности Q|° (поправка на
плотность);
— теплосодержание паров нефтепродукта, т. е. количество тепла,
необходимого для нагрева 1 кг нефтепродукта от 0° С до
температуры кипения, испарения его при этой температуре
и перегрева до температуры t° С;
if — часть формулы,
характеризующая зависимость теп
лосодержания паров нефтепродукта от температуры;
4

1

20

Б. П.

В о и н о в . А Н Х , № 2, стр. 111, 1935.

b — величина, выражающая зависимость теплосодержания паров
нефтепродукта от плотности Qf (поправка на плотность);
73,8 — постоянная величина.
^ ™g
На основании приведенных выше формул
лицы
теплосодержания нефтепродуктов в' жидкой
теплосодержания
J
g д Воиновым были сонефтепродуктов
и ц ы I , I I , ' I I I и I V , которые
и приемы
даются в приложении,
вычислительных
j
вертикальном столбце
операции
р
__5о
+ 5 5 0 ° С через
каждые 5° С. Против каждой температуры дается вычисленное зна
чение if = 0,403 t + 0,000405 f, которое соответствует теплосо
держанию 1 кг нефтепродукта, имеющего плотность Q\° = 0 , 9 9 s .
Если требуется определить значение величины if для температур,
не приведенных в табл. I , необходимо провести интерполяцию,
пользуясь значениями Ai , приходящимися на 1 градус (из третьего^
вертикального столбца табл. I ) и помещенными в промежутках,
в которых находится заданная температура.
Для определения теплосодержания нефтепродуктов, имеющих
любую другую плотность (не равную 0,998), необходимо пользо
ваться поправками из табл. I I , где в первом вертикальном столбце
помещены значения плотности Q|°, а во втором против каждой плот
ности даны значения а [формула ( 2 . 3 ) ] . В третьем вертикальном
0

и

с

ф

т

а

в

л

е

н

ы

а

д

а

х

т а б л

г

F

д

а

в

т

а

б

д

ы

т

е

м

п

н

в

е

р

а

п

т

е

у

р

в

Ы

о

м

о т

д

о

1

m

столбце даны поправки

пользуясь которыми путем

интерпо

ляции можно определить значения а для величин плотности, не име
ющихся в таблице.
Рассмотрим конкретные примеры расчетов с использованием
таблиц I и I I (см. приложение).
Пример 2. 6. Определить теплосодержание 1 кг дизельного топлива при
температуре 98° С, имеющего плотность Q|° = 0,874.
Решение,

а) В табл. I значения if имеются только через 5° С, берем

ближайшее значение для температуры 95° С: if^ = 41,94 ккал/кг; из третьего^
столбца имеем: значение Дг , приходящееся на 1 градус, в интервале тем
ператур 95—100° С равно 0,482 ккал/кг • град; для разницы между заданной
температурой и табличной 98—95 = 3° С Aif составит 3 • 0,482 = 1,45 ккал/кг,.
тогда
ж

* 98

=

*05 +

А

*

3

=

4

1

>

9

4

+

1

)

4

5

^

4

3

'

3

9

1кг.

ккал

- б) Из табл. I I для плотности 0,870 а = 1,070, из третьего столбца этой
таблицы следует, что при изменении плотности на 0,001 поправка QQQ| соста
вляет 0,0006, тогда для разницы между заданной плотностью и табличной
0,874—0,870 = 0,004 поправка составит 4 . 0,0006 = 0,0024. С увеличением
1

При плотности

qf

0

= 0,998 второй член формулы (2. 3)

/ 0 , 9 9 5 2 • 0,998 + 0,00806

V
21;

плотности величина а уменьшается, следовательно, для* плотности 0,874
•а = 1,070—0,0024 = 1,0676.
в) Теплосодержание 1 кг дизельного топлива, имеющего плотность Q|° =
= 0,874, при 98° С составит
qf = if а = 43,39 . 1,0676 = 46,20 ккал/кг.
В этом примере при интерполяции по табл. I и I I взяты ближайшие от за
данных меньшие значения температуры и плотности. Рассмотрим приемы рас
чета, когда берутся ближайшие большие Значения температуры и плотности.
Для этого рассмотрим решение примера 2. 6.
а) Из табл. ([ имеем: ^
= 44,35 ккал/кг) М , приходящееся на 1 гра
д у с , в интервале температур 95—100° С равно 0,482 ккал/кг • град; для
разницы между заданной температурой и табличной 10.0— 98 = 2° С Аг^
«оставит 2 • 0,482 = 0,964 ккал/кг ^ 0,96 ккал/кг, тогда
i*< = if
— Aif = 4 4 , 3 5 - 0 , 9 6 = 43,39 ккал/кг.
s

8

0

ж

0

QQ

8

б) По табл. I I для плотности 0,88

а = 1,064 и

д ~ ^ = 0,0006, тогда для

разницы между заданной плотностью и табличной 0,880—0,874 = 0 , 0 0 6 п о 
правка составит 6 - 0 , 0 0 0 6 = 0,00 36. С уменьшением плотности поправка а
увеличивается, следовательно, для плотности 0,874 а = 1,064 + 0\0036 =
= 1,0676.
Из приведенных подсчетов видно, что независимо от того, берутся ли ближай
шие большие или меньшие табличные значения по отношению к заданным,
результаты получаются одинаковыми.
Пример 2. 7. Определить теплосодержание 1 кг сжиженного газа плот
ностью Q|° = 0,608 при температуре 18° С.
V

Р е ш е н и е , а) В табл. I ближайшее большее значение

if- для темпера

туры 20° С if = 8,22 ккал/кг.
Из третьего столбца табл. I имеем: значение Л^, приходящееся на 1 градус,
в интервале температур 15—20° С равно 0,413 ккал/кг • град; для разницы ме
жду заданной температурой и табличной 2 0 — 1 8 = 2° С АЙ^ составит 2 X
X 0,413 = 0,826 ^ 0 , 8 3 ккал/кг, тогда
Q

* 18
*20
*2*
8,22—0,83 = 7,39 ккал/кг.
б) По табл. I I для ближайшего большего значения плотности 0,61
^ = 1,274.
Из третьего столбца табл. I I находим: при изменении плотности на 0,001
Аа
.поправка
составляет 0,001, тогда для разницы между заданной плотностью
и табличной 0,610—0,608 = 0,002 поправка составит 2 • 0,001 = 0 , 0 0 2 .
Поскольку с уменьшением плотности поправка а увеличивается, то для
SQI° = 0,608 а = 1,274 + 0,0.02 = 1,276.
в) Теплосодержание 1 кг сжиженного газа плотностью Q|° = 0,608 при
18° С составит
qf = if
а = 7,39 . 1,276 = 9,44 ккал/кг.
При помощи табл. I и I I по известным теплосодержанию и плотности нефте
продукта можно определить температуру последнего.
Пример 2. 8. Теплосодержание мазута плотностью Q|° = 0,946 составляет
62,40 ккал/кг. Определить температуру мазута.
Р е ш е н и е , а) Определяем по табл. I I поправку для плотности указан
ного мазута. Для ближайшей большей плотности Q|° = 0,950 значение а =
=

8

, д

=

s

==1,024. Из третьего столбца табл. I I находим для
22

поправку,

равную

0,0005; для разницы между заданной плотностью и табличной 0,950—0,946 =
= 0,004 поправка составит 4  0 , 0 0 0 5 = 0,0020'. Следовательно, для Q|° =
= 0,946 ' а = 1,024 + 0,0020 = 1,026.
б) Разделив заданное теплосодержание мазута на поправку а, получим та
бличное теплосодержание этого продукта
, ш _ Qt
Ч ——

62,40
l,UZo

a

_
60,70 ккал/кг;
С Л

Л

ближайшему меньшему теплосодержанию по табл. I i f = 59,23 ккал/кг соот
ветствует температура 130° С.
Разница между теплосодержаниями в нашем примере и в табл. I составляет
60,70—59,23х= 1,47 ккал/кг.
Из третьего столбца табл. I имеем: в интервале температур 130—135° С Л £
приходящееся на 1 градус, равно 0,510, тогда вычисленная разница 1,47 соот
1,47
ж

ветствует температуре

= 2,89 ^ 2,9° С. Следовательно, температура ма

зута равна 130 + 2,9 = 132,9° С.
Рассмотрим пример расчета теплосодержания нефтепродукта в паровой
фазе.
~ Пример 2. 9. Определить теплосодержание паров нефтепродукта плотностью
qf = 0,926 при температуре 378° С.
Р е ш е н и е , а) Пользуясь табл. I I I , находим для ближайшей большей
температуры 380° С значение i^ =
111,84 ккал/кг. Поправка Д£ на 1 градус
в интервале температур 375—380° С равна 0,215; для разницы 380—378 = 2° С
поправка составит 2 . 0,215 = 0,430; тогда значение .
* 378
*380 —
*
111,84^0,430 = 111,410 ккал/кг.
б) По табл. I V находим: для ближайшей большей плотности pj° = 0,930
поправка Ь = 3,066, а для плотности Q|°= 0,926 Ъ = 3,066 + 4 • 0,001 =
= 3,070.
*
в) Теплосодержание паров нефтепродукта (Q|° = 0,926) при температуре
378° С по формуле (2 Г 4)
^378
*378
—
>
 1И,41 • 3',070 —73,8 = 268,2 ккал/кг.
В заключение рассмотрим последовательность вычислений при необходи
мости определить теплоту парообразования нефтепродукта, имея в виду, что
теплота парообразования (или конденсации) 1 кг нефтепродукта при данной
температуре t° С вычисляется как разность между теплосодержанием паров
и теплосодержанием жидкости для этого продукта, т. е.
0

п

8Q

2

=

Л

П

=

ч

1

=

Ъ

7 3

8

=

h = qfQf,

'

(2.5)

где Ц — теплота парообразования нефтепродукта в ккал/кг.
 Пример 2. 10. Определить теплоту парообразования при 378° С нефтепро
дукта плотностью Q | ° = 0,926.
Решение,
а) В примере 2.9 уже вычислено теплосодержание паров
такого нефтепродукта при 378° С: # з = 268,2 ккал/кг.
б) Определяем теплосодержание этого же нефтепродукта в жидком виде
при 378° С, пользуясь табл. I и I I .
Из табл. I имеем: ^
= 211,62 ккал/кг, в интервале 3 7 5  3 8 0 ° С М >
приходящееся на 1 градус, равно 0,709.
if
= 211,62—2 . 0,709 = 210,2 ккал/кг.
7 8

8 0

т

n

23

Из табл. I I имеем: для pj° = 0,930 поправка а = 1,035,

== 0,0006, для

разности 0,930—0,926 = 0,004 поправка составит* 4 . 0,0006 = 0 , 0 0 2 4 . Следо
вательно, для Q|° = 0,926 поправка а = 1,035 + 0,0024 = 1,0374. Тогда тепло
содержание жидкого нефтепродукта данной плотности при 378° С
q

m

в) Теплота

= 210,2-. 1,0374 = 218,0 ккал/кг.

парообразования

ГЛАВА 3

идравлика занимается изучением
Гмеханических
свойств реальных
Лехнине-

ллттлптт п п т т А ^ я т т т п т

ОСНОВЫ ГИДРАВЛИКИ
И ГИДРАВЛИЧЕСКИЕ ^ ского использования.
РАСЧЕТЫ
Напомним
основные
свойства
жидкостей.
Жидкость не сохраняет
своей
формы, а принимает форму сосуда, в котором она содержится. Под
действием собственного веса жидкость может перемещаться, если
для этого представляется возможность, т. е. она обладает теку
честью. Жидкости (капельные) почти не сжимаемы, они практически
не изменяют своего объёма и плотности под действием внешних сил.
Плотность и удельный .вес. Количество
1 . Основные свойства
^ щ е с т в а - массы, заключенной в единице
жидких
объема, называется плотностью. Плотность
нефтепродуктов'
измеряется в ке/м* и г/смК Плотность нефтепродуктов зависит от температуры, от
углеводородного и фракционного состава. С увеличением содержания
ароматических углеводородов в нефтепродуктах плотность послед
них возрастает. С повышением температуры плотность нефтяных
фракций понижается.
. Отношение плотности нефтепродукта при 20° С к плотности
дистиллированной воды при 4° С называется относительной плот
ностью. Относительная плотность нефтепродуктов при темпера
туре t°G
определяется по формуле Д . И. Менделеева:
к

о

с

т

е

й

и

с

п

о

с

о

б

о

в

и

А

<>! = д Г - Р ( ' - 2 0 ) ,

(3.1)

где Q I — относительная плотность нефтепродукта при 20° С;
Р — коэффициент объемного расширения, зависящий от тем
пературы и плотности нефтепродукта (см. Б. М. Рыбак
«Анализ нефти и нефтепродуктов». Гостоптехиздат, 1962,
табл. I I I . 1, стр. 43);
t — температура в °С.
0

В технических расчетах можно пользоваться для определения
плотности нефтепродуктов при высоких температурах графиком,
приведенным на рис. 3. 1 . Пунктиром на рис. 3. 1 показан пример
пользования графиком.
25

Плотность смеси нефтепродуктов определяется' по формуле
1

QCM

:

Zl

+

Zl

+

(3.2)

l

Qi Q2 Q
. х — весовые доли компонентов смеси;
Qs- Q — плотности компонентов смеси.
3

где

х
Qi.

п

ъ

Q2>

n

„20

300

1Ь0 750
Плотность, кг/м

350 U00 U50 500 550 600 650

800 850 900

950

3

Рис. 3 . 1 . Зависимость плотности нефтепродуктов от темпе
ратуры (графики составлены по таблице ГОСТ 3900-47).

Сила притяжения единицы объема вещества к Земле называется
удельным весом. Удельный вес измеряется в кГ/м и Г1м . Удель
ный вес зависит от ускорения силы тяжести в точке измерения.
Плотность жидкости g и ее удельный вес у связаны следующей
зависимостью:
Y = Q g,
. (3.3)
где g — ускорение силы тяжести, равное приблизительно 9,81 м/сек .
Так как эталон массы в 1 кз притягивается к'Земле с силой,
равной 1 кГ, численные значения плотности и удельного веса совд

ъ

2

26

падают. Если плотность вещества Q = 600 кг/м , то удельный вес
его у = 600 кГ1м\ если
= 0,600 г/см , то и у — 0,600 Г/см .
Вязкость. Вязкостью называется внутреннее трение жидкости,
возникающее между молекулами при их перемещении. Различают
вязкость динамическую, кинематическую, удельную и условную.
Свойство жидкости оказывать сопротивление сдвигающим ее
силам называется динамической вязкостью ц. Динамическая в я з 
кость жидкости обусловливается силами сцепления между моле
кулами и по величине равна силе, препятствующей их перемещению.
За единицу динамической вязкости в системе СГС принимается
пуаз (газ), равный вязкости такой жидкости, в которой сила
в 1 дину перемещает слой жидкости площадью 1 см , находящийся
на расстоянии 1 см от другого слоя со скоростью 1 см/сек. Сотая
часть пуаза называется сантипуазом (спз), т. е. 1 пуаз = 100 санти
пуазам.
Кинематической вязкостью v называется отношение динамиче
ской вязкости к плотности жидкости при той же температуре:
3

3

е

3

2

(3.4)

v = -J-

Размерности кинематической и динамической вязкости в раз
личных системах единиц приведены в главе I (см. табл. 1. 1 и 1. 3).
Кроме этих вязкостен, следует еще упомянуть об удельной вязкости.
Удельной вязкостью называется отношение динамической вязкости
данной жидкости (нефтепродукта) к динамической вязкости воды:


* Н £ «

(35)
V

где г) — динамическая вязкость жидкости (нефтепродукта);
г] в —• динамическая вязкость дистиллированной воды.
Зачастую некоторые нефтепродукты характеризуют условной
вязкостью, определяемой в специальных вискозиметрах. Условная
вязкость в градусах (°ВУ) представляет собой отношение времени
истечения 200 см нефтепродукта при температуре испытания t° С
ко времени истечения 200 см дистиллированной воды при темпера
туре 20° С в одном и том же вискозиметре, т. е.
н

3

3

время истечения 200 см нефтепродукта при t° С
время истечения 200 см дистиллированной воды при 20° С
3

ВУ,

3

Условная вязкость нефтепродуктов переводится в кинематиче
скую или динамическую по формулам:
v, = 0,0731 BY ^[смЧсек\\

(3.6)

г

r\ = ^0,0731 В У  9 g | p ) Qt [дин • сек/см ].
t

t

2

(3. 7)
27

Вязкость нефти и нефтепродуктов зависит от фракционного к
углеводородного состава и от температуры. На рис. 3. 2 даются
кривые зависимосм кинематических вязкостей некоторых нефтей
и нефтепродуктов от температуры.
С. А. Гроссом предложена эмпирическая формула для определе
ния кинематической вязкости нефтепродуктов при любой темпера
туре, если известны вязкости их при двух различных температурах,
т. е.
l

g

^ = A l g |  ,

(3.8)

где Vf — кинематическая вязкость нефтепродукта при h °С;
V/ — кинематическая вязкость того же нефтепродукта при t °С;
к — коэффициент, характеризующий данный нефтепродукт;
величина к определяется из формулы (3. 8) по двум из
вестным вязкостям данного цродукта при ^вух различ
ных температурах (см. пример 3. 1).
x

2

a

Формула С. А. Гросса дает не
плохие результаты и может быть
рекомендована
для
определения
кинематической вязкости нефтепро
дуктов.

0,8 У
\

0,6

В, Ofi

1 0,3

2 0

2

0,2
0,1
О

Пример 3 . 1 . Кинематическая вязкость
дистиллята дизельного топлива при 20 и
60° С составляет соответственно v
=
= 0 , 1 2 см /сек, v = 0,03 см /сек. Подсчи
тать кинематическую вязкость указанного
дистиллята при t = 100° G;
Решение.
По формуле Гросса
определяем величину коэффициента к для
дистиллята дизельного топлива по двум
известным кинематическим вязкостям.

20 U0 60 80 100 120
Температура, °С

k=~lg

2

60

l g

t

l g

x

0,03

lg

_60
20

: 1,25.

Используя одну из известных вязко
стей, например v = 0 , 1 2 , а также полу
чепное значение коэффициента к = 1,25,
20 ЦО 60 80 100 120 W 150 определяем по формуле Гросса величину
кинематической вязкости дистиллята ди
Температура, °С
зельного топлива при t = 100° С:
2 0

Рис. 3. 2. Кинематические вязко
сти нефтепродуктов и нефтей
в зависимости от температуры.
1 — дистиллят керосина; 2 — дистил
лят дизельного топлива; 3 — нефть
балаханская
масляная;
4 .— нефть
балаханская тяжелая; 5 — нефть би
биэйбатская тяжелая.

28

l g ^ i £ = 1,25 l g — = 1,25 • 0 , 7 = 0,875.
V
Отсюда
'Vioo — 0,016 см 1 сек.
l 0 0

2

Перейдем к некоторым понятиям
из гидростатики.

Тело, погруженное в жидкость, а также
У Д а , в который залита жидкость, испытывают гидростатическое давле
ние. При этом давление жидкости на стенки
и дно сосуда зависит от высоты уровня
и плотности жидкости и не зависит от формы сосуда. Гидростати
ческое давление жидкости на стенки и дно сосуда определяется фор
мулой
>

2.

Гидростатическое
давление

д

н

о

и

с

т

е

Р =

н

к

и

С0С

h у,

(3.9)

где h — глубина погружения рассматриваемой точки;
,
у — удельный вес жидкости.
Если при определении гидростатического давления учитывается
также давление, действующее на свободную поверхность жидкости,
то давление называется полным, или абсолют
ным. Полное гидростатическое давление жидко
сти определяется формулой
p=

P o

(3.10)

+ hy,

где р — давление, действующее на свободную
поверхность жидкости.
0

Пример 3. 2. Определить давление на дно емкости
(см. рис. 3. 3), заполненной керосином до высоты
уровня h = 8 м, если удельный вес керосина у =
= 840 кГ/м .
Р е ш е н и е . Согласно уравнению (3. 10) полное
гидростатическое давление на дно емкости
3

Рис. 3. 3. К примеру
3. 2.

Р = Ро + h Y-

Зная, что давление на свободной поверхности равно 1 am, или 10 ООО кГ/м ,
находим
р = 10 000 кГ/м + 840 кГ/м • 8 м = 16 720 кГ/м = 1,672 am (абсолютное).
, Манометрическое же (избыточное) давление р ан
0,672 am.
Пример 3. 3. Керосин поступает в змеевик холодильника из отпарной
колонны, где поддерживается уровень h = 0,5 м и давление 3 am (по манометру).
Плотность керосина Q|° = 0,830 и температура 250° С.
Расположение аппаратов приведено на рис. 3 . 4 . Определить давление ке
росина на входе в холодильник.
Р е ш е н и е , а) Плотность керосина при 250° С по графику рис. 3. 1
Q| = 0,660, тогда удельный вес его у
= 660 кГ/м .
б) Давление на входе в холодильник определится по уравнению (3. 10)
2

2

3

2

м

50

=

3

г50

р = Ро + h YРо

3,0 am (по манометру) или р

0

= 3 , 0 + 1,0 = 4,0 am

(абсолютное)

h = hi + U = 6 , 0 + 0 , 5 = 6,5 л .
Y k = 660 • 6,5 = 4290,0 кГ/м = 0,43 am.
2

р = 4 + 0 , 4 3 = 4,43 am (абсолютное),
или

р = 3 + 0 , 4 3 = 3,43 am (избыточное).
29

Пример 3 . 4 . Определить давление на приеме насоса, откачивающего дистил
лят машинного масла из вакуум-приемника, в котором уровень жидкости fe ~
2

Рис. 3. 4. К примеру 3. 3.
= 0,5 м. Температура дистиллята в приемнике 300° С и плотность его Q|° =
= 0,900; разрежение в приемнике 620 мм рт. ст. Взаимное расположение
насоса и вакуум-приемника дано на
рис. 3 . 5 .
л дакуум-создтщим
Решение.
а)
По
графику
устройствам
рис. 3. 1 плотность дистиллята при
300° С Q| = 0,720,
тогда
узоо =
= 7 2 0 кГ/м*.
1

00

б) Согласно условию и рис. 3.5:
/ ц = 1 0 , 0 м\
h=hi+h —
2

/ г = 0 , 4 м;

м;

fr —0,5
2

3

h = 1 0 , 0 + 0 , 5 - 0 , 4 = 1 0 , 1 ж.
3

у й = 7 2 0 - 1 0 , 1 = 7 2 7 2 кГ/л1 =0,7272 am.
в) Абсолютное давление в вакуумприемнике
р = 735,6* — 620 = 115,6 мм рт. ст.,
115,6 .
.
или -„ . „• = 0,1560 am.
735,6
2

I

0

Л

к с л

nr

V

Г) Давление на приеме насоса опре
деляется из уравнения (3.10)
Рис. 3. 5. К примеру 3. 4.

Р = Ро + Y Л-

Подставив найденные значения, получим:
р = 0,1560+0,7272 = 0 , 8 8 3 2 am (абсолютное),
или р = 0,8832—1,000 =
= - 0 , 1 1 6 8 am (по манометру), т. е. на приеме насоса манометр будет показы
вать вакуум 0,1168 am, или 0,1168 . 735,6 = 86 мм рт. ст.
Пример 3. 5. Определить необходимую минимальную высоту расположения
вакуум-приемника цилиндрового масла от уровня приема насоса для обеспече0

30

* 7 3 5 , 6 »лш рт. cm. — i кГ/см2 (техническая атморфера).

ния самотека продукта, если разрежение в приемнике равен 660 мм рт. ст., тем
пература масла равна 280° С и плотность его Q|° = 0,920,
Уровень жидкости в вакуум-приемнике Д = 0,5 м (см. рис. 3. 6).
2

Решение,
Q|° = 0,920,

Q

|

8 0

а) Определяем по графику рис. 3. 1 Q|
= 0,760; тогда у

ш

80

дистиллята; если

= 760 кГ/м*.

б) По условию задачи (см. рис. 3. 6)
h = hi + h = hi + 0,5 м.

.

2

в) Абсолютное давление в вакуум-приемнике
Ро~ 735,6 — 660 = 75,6 мм рт. ст., или

= 0,103 am,

т. е. 0,103 • 10 000 = 1030 кГ/м .
2

г) Для обеспечения самотека
продукта на прием насоса должно
быть соблюдено следующее условие,
вытекающее из уравнения (3. 10):
1 am = 10 000 кГ/м = 1030 + у
2

h,

%

откуда
у h = 10 0 0 0 - -1030 = 8970 кГ/м .
2

Следовательно,
h =

8970
Y280

8970
= 11,8 л .
760

Поскольку h =hi + 0 , 5 м, т. е.
11,8 м = hi + 0,5 м,
hi = 1 1 , 8 - 0 , 5 = 11,3 м.

Рис. 3. 6. К примеру 3. 5.

Расходом называется количество жидко
сти, проходящей через поперечное сечение
потока в единицу времени. Расход жидкости
Средняя скорость
измеряется
в весовых и объемных едини
жидкости
цах, например в кг/сек, м /сек, л/сек.
Секундный объем жидкости V определяется по уравнению
3

7

=

3 l 0 j Qt

мУсек,

(3.11)

где

G — часовой расход жидкости (часовая производительность)
в кг/ч;
qt — плотность жидкости в 'кг/м при средней температуре
транспортируемой жидкости.
Скоростью потока жидкости называется пройденный за единицу
времени путь. Скорость потока измеряется в см/сек или м/сек. При
движении жидкости по трубопроводам силы сцепления частиц
жидкости между собой и стенками труб оказывают тормозящее
действие, вследствие чего частицы жидкости по живому сечению
трубопровода движутся с различными скоростями (рис. 3. 7). Скорость
3

31

частиц жидкости, соприкасающихся со стенками трубы, равна нулю,
так как они прилипают к стенкам. Скорость частиц, расположенных
ближе к оси трубы, увеличивается и достигает максимального зна
чения по оси ее.
Средней скоростью потока жидкости в данном поперечном сече
нии трубопровода называется такая условная скорость, при которой
через данное сечение трубы получается такой же расход жидкости,
как и при действительном распределении скоростей. Средняя ско
рость потока жидкости w определяется по формуле
™=ур м/сек,

(3.12)

где V — объем Жидкости в м /сек;
F — площадь поперечного сечения трубопровода в ж .
Подставив значение секундного объема из формулы (3. 11) в урав
нение (3. 12), получим следующую формулу для подсчета величины
средней скорости потока жид
< кости:
3

2

=ъШ^7 

т

|

s

™ Г т и
ж и д к

Р

Распределение скоростей
Т а р а л л е ~

г°р ;бы
с

(

З

Л

З

)

Пример 3. 6. Определить среднюю
скорость нефти в трубопроводе, если

V0

Рис. 3. 7.

м/сек

с

™

Х™™^™

4 0 0 0

Внутренний диаметр трубопровода о! =

"ggi^Za^T"

= J

O

O

M

M

= ° >

2

-

M

П

Л

О

Т

Н

О

С

Т

Ь

Н

Е

Ф

Т

И

Q£ = 0,920, средняя температура ее
в трубопроводе равна 25° С.
а) Плотность нефти при 25° С определяем по графику
u

Решение,
рис. 3. 1

Q = 9 1 6 кг/м .
б) Площадь поперечного сечения трубопровода
3

2

4

4

в) Средняя скорость нефти в трубопроводе по формуле (3. 13) равна
G

,
,
= 1,6 м/сек.
3600 Qt F
.24.36009160,0314
'
'
Пример 3. 7. Определить среднюю скорость нефти в трубном пространстве
трубчатого теплообменника атмосферновакуумной установки производитель
ностью 2500 т/сутки нефти, если средняя температура ее равна 100° С, плот
ность Q|° = 0 , 9 0 0 , число трубок в теплообменнике 112, внутренний диаметр
трубок 20 мм, число ходов в пучке 2.
Р е'ш е н и е. а) Плотность нефти при 100° С по графику рис. 3. 1 для
Q20
кг/м , a Q
= 850 кг/м .
б) Площадь поперечного сечения трубного пространства теплообменника
для одного хода
я »
»
3.140.02* . J H 2
, , •
4
2
4
I
32
w—

=

3

100

р

4000000

0

=

=

3

=

0

|

Q

1

7

6

2

в) Средняя скорость нефти в трубном пространстве
G
24 • 3600 Qj F.

теплообменника

2 500 ООО
• = \,93 м/сек.
24 * 3600 • 850 • 0,0176

Пример 3.8. Определить среднюю скорость прохождения гудрона в меж
трубном пространстве трубчатых теплообменников атмосферновакуумной уста"
новки производительностью по нефти 5000 т/су тки. Выход гудрона от нефти со
ставляет 2 0 % , плотность гудрона Q = 960 кг/м ; средняя температура гудрона
в теплообменниках 200° С. Число трубок в теплообменнике п = 112, внешний
диаметр трубок d = 25 мм, диаметр корпуса D = 457 мм, число ходов в меж
трубном пространстве один.
Решение,
а) Определяем плотность гудрона при 200° С по графику
рис. 3. 1
Q —850 кг/м .
3

2q

3

200

б) По условию количество гудрона

составляет

5000 • 0,2 = 1000 т/сутки.
в) Площадь поперечного сечения межтрубного пространства
ника
_
я£>2
F=:—•
4

jtd*
344.0,457
7-72 =

4
4

теплообмен

3,14 • 0,025*
.
.

112 = 0,109 ж .
4

2

л п

Л

Л Л

2

г) Средняя скорость прохождения гудрона в йежтрубном пространстве
теплообменника
G
__
1000000
'
'
~ 24 • 3600 Q F~ 24* 3600 . 850 • 0,109 ~ '
™'
W

6 i

t

М / С

При небольших скоростях движения жид
кости в трубе частицы ее движутся по пря
4. Режим движения
Р
н ы м линиям. \ При этом наи
жидкости
большую скорость имеют частицы, движу
щиеся по оси трубопровода, и с увеличением
расстояния от оси скорость частиц уменьшается. У самой стенки
трубопровода скорость частиц равна нулю. Такое
движение
жидкости принято называть струйным или ламинарным движением
(рис. 3. 8, а).
При больших скоростях
движения жидкости в трубе
частицы ее движутся беспоря
дочно по кривым линиям. Та
кое движение жидкости на
м

ы

м

п а

а л л е л ь

зывается вихревым или тур

Рис. 3. 8. Движение жидкости.

булентным
(рис. 3 . 8 , б).
_ ламинарное; б — турбулентное.
При турбулентном движении
вблизи стенок остается пограничный слой, в котором жидкость дви
жется ламинарно. С, повышением скорости потока повышаегся
турбулентность и уменьшается толщина пограничного слоя.
Для изучения характера движения жидкости в трубопроводах
приводим следующие классические опыты (рис. 3 . 9 ) , проводившиеся
О. Рейнольдсом (1842—1912 гг.).
а

3 Заказ 1 7 0 5 .

33

В сосуд 1 вставляли стеклянную круглую трубку '2, снабженную
на конце краном S для создания различной скорости движения
жидкости в трубке 2, начиная от скорости, равной нулю (при за
крытом кране). Сосуд наполняли водой. Для более четкого предста
вления о. характере движения жидкости по трубке 2 в сосуд 1 вво
дили трубку 4, в которую из емкости вливали слегка подкрашенную
воду. При помощи крана подкрашенную воду включали в ток
жидкости по трубке 2.
- Проведенные опыты показали, что при небольших скоростях под
крашенная й бесцветная жидкости движутся в трубке несмешивающимися струями. С увеличением скорости движения воды в труб
ке подкрашенная вода раз
мывается. Следовательно,
при данной скорости вся
масса жидкости движется
в трубке
беспорядочно,
вихреобразно.
Изменяя
скорость движения жид
кости в трубке, можно тур
булентное движение пере
вести в ламинарное и на
оборот.
Рис. 3. 9. Схема прибора Рейнольдса.
Опыты,
проведенные
а — ламинарное движение; б — турбулентное дви
с трубами разных диамет
жение.
ров и с жидкостями раз
личных вязкостей и темпе
ратур, показали, что характер движения жидкости зависит от диа
метра трубопровода, скорости движения, физических свойств жид
кости и ее температуры. Большие скорости движения, жидкости,
значительные диаметры труб и малые вязкости жидкости обусло
вливают турбулентное движение, малые же скорости, небольшие
диаметры труб и большие вязкости — ламинарное движение.
Режим движения яшдкости характеризуется числом Рейнольдса,
которое вычисляется по формуле

R e = ~ ,

(3.14)

где w — средняя скорость потока жидкости в см/сек (или м/сек);
d — диаметр трубы в см (или м);
v — кинематическая вязкость жидкости в см?/сек (или м /сек).
2

Подставив в формулу (3. 14) размерности входящих в нее ве
личин, получим
см/сек • см

'—
R е = — см
/сек
2

.

Следовательно, число Рейнольдса — величина безразмерная. Зна
чение числа Рейнольдса, соответствующее данному движению жид
кости, дает возможность судить о режиме ее движения.
34

Опытами О. Рейнольдса, а также других исследователей было
установлено, что движение потока будет ламинарным, если число
Рейнольдса равно или меньше 2320. Если же число Рейнольдса боль
ше 10 ООО — движение турбулентное. При значениях числа Рей
нольдса в пределах 2320—10 ООО может быть как турбулентное, так
и ламинарное движение жидкости. Движение жидкости при числах
Рейнольдса в пределах 2320—10 000 характеризуется неустой
чивым состоянием, при котором достаточно малейшего возмуще
ния (толчка), чтобы ламинарное движение перешло в турбулент
ное. Поэтому 2320 можно считать критическим значением числа
Рейнольдса ( R e ) , а скорость жидкости, соответствующая R e ,
считается критической скоростью ( w ) .
Значение
критической
скорости
определяется
из
формулы
Kp

K p

K p

Re

K p

—

w d
KV

2320,

откуда
d

£320 У
.(3.15)
d

Рис. 3. 10. Виды сечений потока.

Следовательно, условиями ламинарного движения жидкости
в трубопроводе будем считать Re << R e , или w < w .
Если же число Рейнольдса или средняя скорость больше кри
тических, т. е. Re >» R e
или w > w , то будем считать, что дви
жение жидкости является турбулентным или переходным.
В трубе цекруглого сечения число Рейнольдса рассчитывают
по эквивалентному диаметру. Эквивалентный диаметр труб некруг
лого сечения определяется формулой
K p

K p

KV

K p

d = 4т,
d

(ЗЛ6)

где г — гидравлический радиус.
Гидравлическим радиусом называется отношение площади п о 
перечного сечения потока к длине смачиваемого потоком периметра:
(3.17)
где F — площадь поперечного сечения потока;
I — длина смачиваемого потоком периметра.
Гидравлический радиус потока, заполняющего
сечение (рис. 3. 10, а), определяется формулой
Г

= 1ЩШ'

прямоугольное

<

З

Л

8

)

где b — основание прямоугольника;
h — высота прямоугольника.
3*

35

Гидравлический радиус потока, заполняющего кольцевое
ние (между двумя концентрическими трубами радиусом R
рис. 3. 10, б ) , определяется формулой
„

сече
и г\

1

Гидравлический радиус потока, заполняющего межтрубное про
странство трубчатого теплообменника (рис. 3. 10, в), определяется
формулой
* %D
zid
2

%

.

2

4

4

— nd*

_ D*

(3.20)

где Z) — внутренний диаметр корпуса;
d — внешний диаметр труб;
п — число труб в теплообменнике.
Пример 3. 9. Определить характер движения в трубопроводе диаметром
200 мм балахапской тяжелой нефти, прокачиваемой в количестве 1500 т/сутки.
Средняя" температура транспортируемой нефти равна 25° С, плотность Q —
= 925 кг/м .
Р е ш е н и е , а) По кривой вязкости (рис. 3. 2) определяем кинематиче
скую вязкость тяжелой балахапской нефти при 25° С
20

3

v 5==0,6 см /сек.
2

2

б) Определяем плотность нефти при 25° С по графику рис. 3.1 ,
Q25 = 921 кг/м .
3

Секундный объем нефти
т/
G
= 24^3600 7&
V

=

1500 000
2T.WT921

Л Л 4 0 0
=

°>

0 1 8 8

Ч /
М / С Е К

'

Площадь поперечного сечения трубы
„

jtd
4

344-0,2
= 0,0314
4
2

м\

Скорость прохождения нефти в трубопроводе
W

~ 0 0314 ~

= 60 см/сек.

1

м

се}г

Число Рейнольдса для нефти при данных условиях
R

= J ^ = 6°_20 =2000.
v
0,6

E

Следовательно, движение нефти в трубопроводе ламинарное.
Пример 3. 10. Определить характер движения керосина в межтрубном
пространстве теплообменников на установке производительностью (по нефти)
6000 т/су тки. Выход керосина составляет 35% на нефть. Средняя температура
керосциа в теплообменниках 100° С, плотность QO — $55 кг/м . Внутренний
диаметр корпуса 457 мм\ внешний диаметр трубок 25 мм, внутренний диаметр
20 мм и число трубок 112.
Р е ш е н и е , а) Определяем по кривой рис. 3. 2 кинематическую вязкость
керосина при 100° С:,
ioo
0,010 см /сек.
2

1

v

36

=

2

3

б) Плотность керосина при 100° С определяем по графику рис. 3. 1:
Qioo ~ 790 кг/м .
3

в) Площадь поперечного сечения межтрубного пространства теплообмен
ника
= ^

^
' - ;
4
4
4
Секундный объем керосина
F

п

3

1 4

G-0,35
24 • 3600 Рлоо

0

- и з

4 5 7 2

З Д 4

-°;

П 2 5 2

=

4

o ioQ^.
t

6 000 000-0,35
= 0,0308 м /сек.
24 • 3600. 790
3

Средняя скорость в межтрубном пространстве теплообменника
0,0308
0,109

= 0,28 м/сек.

Гидравлический радиус межтрубного пространства теплообменника опре
деляем по формуле (3. 20):
' =

D*-nd*
H

D

+

n d )

0,457 -112-0,025*
, , = 4(0,457 + 112-0,025) - 0,0107 ж =. 1,07 о ,
2

Л Л

Л

Л

Эквивалентный диаметр межтрубного пространства теплообменника опре
деляем по формуле (3. 16):
d = 4
Q

г

= 4 - 1,07 = 4,28 см.

Тогда
ци?э _ 28 • 4,28
"v
0,010
Следовательно,

движение

керосина

в

теплообменниках .турбулентное.

При движении жидкости по трубопроводу вследствие возникновения внутри жидкости, а также между жидкостью и ограничивающей поток стенкой силы трения и на
личия искусственных препятствий в виде
кранов, задвижек, клапанов, закруглений и т. д. давление (напор)
ее падает. На рис. 3. 11 показана схема установки для иллюстрации
потери напора при движении жидкости. Установка состоит из бака,
к которому присоединена труба постоянного сечения, снабженная
на конце задвижкой 4 для регулирования расхода , жидкости.
К трубе присоединены вертикально трубки 2, 2 и 3 (пьезометриче
ские трубки).
Бак заполняется обычно водой при закрытой задвижке 4. При
этом уровни жидкости во всех пьезометрических трубках находятся
на одинаковой высоте с уровнем жидкости в баке. Затем открывают
задвижку 4 и наблюдают положение уровней в пьезометрических
трубках при установившемся движении воды в трубе, что дости
гается поддержанием постоянного уровня в баке.
При движении жидкости по трубе уровни в пьезометрах сни
жаются по длине трубы от начала к ее концу. Разность уровней
в пьезометрических трубках представляет собой потерю напора на
5. Определение
потерь напора при
движении жидкости

37

соответствующих участках. В точке А давление жидкости равно
h у; в точке Б — h
точке В — }ь у, в точке Г — Л у. Следо
вательно, падение давления (напора) жидкости на участке длиной
l равно Ъ — h , на участке длиной 1 соответственно h — /г ,
на участке длиной l h — /г , а на участке I равно k — /г .
Потеря напора движущейся жидкости вследствие, возникнове'ния трения происходит на всем протяжении потока, в любой его
части.
Потеря напора на преодоление искусственных препятствий на
блюдается лишь в отдельных местах потока, где эти препятствия
установлены, и называется потерей напора на преодоление местных
сопротивлений.
±

33

2

L

г

ъ

4

2

2

3

s

2

±

4

3

4

I
Ряс. 3. И . Схема установки для определения потери напора.

Величина потери напора зависит от степени шероховатости вну
тренней поверхности трубопровода, диаметра и длины последнего,
а также от вязкости и скорости жидкости. С увеличением вязкости
и скорости жидкости, а также длины трубопровода потеря напора
возрастает, а с увеличением диаметра трубопровода потеря напора
падает.
Потеря напора Ар определяется по формуле
Ар = %±-~у
где X
w
g
/
d
у
38:

—
—
—
—
—
—

(3.21)

кГ/м\

коэффициент трения;
скорость жидкости в м/сек;
ускорение силы тяжести, равное 9,81 м/сек ;
расчетная длина трубопровода в м;
диаметр (или эквивалентный диаметр) трубопровода в м;
удельный вес жидкости в кГ/м .
2

3

Коэффициент трения зависит от степени шероховатости внут
ренней поверхности трубопровода и характера движения жидкости.
При обычных расчетах пренебрегают влиянием шероховатости труб.
Для ламинарного движения жидкости коэффициент трения опре
деляется формулой
1

(3.22)

А

где А — коэффициент, зависящий от формы сечения канала, вели
чина которого приведена ниже.
Коэффициент А

Форма сечения канала (трубы)

Круглое

64

Квадратное

57

Равносторонний треугольник

. .

53
96
62

Для турбулентного движения жидкости коэффициент трения
определяется формулой Блазиуса (в пределах Re = 3000 -f- 100 000)
0,3164

(3.23)

На рис. 3. 12 даются кри
вые
зависимости
коэффи
циента трения от числа Рей
нольдса
при
ламинарном
и турбулентном движениях.
Расчетная длина трубопро
вода Z определяется следу
ющей формулой:
p

*Р = * + *ЭКВ,-

(3.24)

А
0,7
0,6
0,5
ОМ
0,3
0,1
0,1

Ламинарное ддижение

Л 200 600 1000 1400 1800 2200 Re
0,05
Oflb
0,03
0,02
0,01

Переходное и турбулентное
ддижение

где I — длина трубопровода
в м;
2000 Ш0 6000 8000 10000 Ш0
18000 Re
ккв — эквивалентная длина
Рис. 3. 12. Зависимость коэффициента со
фитингов (задвижек,
противления X от числа Рейнольдса.
вентилей, тройников
и колен) в м.
Величина сопротивления в вентилях, тройниках и поворотах
выражается в эквивалентных длинах прямых труб ( / к в ) «
Э

Ниже приводятся ориентировочные значения местных сопроти
влений при турбулентном режиме, выраженные числом диаметров
трубы.
Эквивалентная длина,
выраженная числом диа
метров трубы

Род сопротивления

X

Вход жидкости из резервуара в трубу
(с острыми краями)
Колена радиусом от 2 до 8 диаметров . .
То же с радиусом закругления, равным id
Задвижка открытая
Сальниковый компенсатор
Побразный компенсатор
Лирообразный компенсатор
Обратный клапан
Тройники
Вентили
•. . . 

20
10
20
11
10
120
100
75
50
40

Обозначив число задвижек, находящихся на трубопроводе,
через ri колен через п тройников через re , вентилей через тг ,
получим формулу для определения расчетной длины трубопровода
при турбулентном движении жидкости:
v

21

3

4

Z = г -f w * l l d + ra -20d + w  50d + ra -40d,
p

x

2

8

4

(3.25)

где d — внутренний

диаметр трубопровода.
При движении жидкости в трубопроводе
температура потока изменяется, вследствие
6. Средняя
чего изменяются плотность, вязкость, объем
температура потока
и другие свойства жидкости. Поэтому ука
занные физические свойства жидкости опре
деляют при средней температуре потока. Средняя температура по
тока может определяться по следующей формуле:

(3.26)

^ср — '

где £ ы с ш и £ и8ш — наивысшая и паинизшая температура па рас
сматриваемом участке трубопровода.
В случае значительного изменения температуры при гидравли
ческих расчетах более точные результаты получаются, если в ка
честве средней температуры взять среднелогарифмическую темпе
ратуру, т. е.
В

Н

(3.27)

^ср — "

2,3 l g  ±
40

Для упрощения расчетов вместо среднелогарифмической темпе
ратуры иногда берут температуру, определяемую по формуле
,
£ср =

*высш ~г" ^ н и з ш
g

•

(O.ZO)

Пример 3. 11. Определить потерю давления в трубопроводе диаметром
200 мм, длиной 6000 м при прокачке 1200 т/сутки балаханской тяжелой нефти,
начальная температура которой 60° С, конечная температура 30° С, плотность
нефти Q = 925 кг/м . На трубопроводе имеется десять колен и две задвижки.
Р е ш е н и е , а) Определяем среднюю температуру нефти в трубопроводе
3

20

,

^ВЫСШ +

^^НИЗШ

*ср =

60 +

230

/лор

~~~3

3

=

4

U

U

б) Определяем плотность нефти при 40° С по графику рис. 3 . 1 :
Q

4 0

у 4 0 = 913 кГ/м\

= 913 кг/м \
3

в) Кинематическая вязкость нефти при 40° С по кривой вязкости рис. 3. 2
v

4 0 — 0,3 см /сек.
2

г) Секундный объем нефти
G
243600

F = = =

Q4Q

2 400 000
^ 243600.913

= Q

л

л



Q 3 Q 4

о

п

/

3 /

*

8 /

" '
к

д) Площадь сечения трубопровода диаметром 200 мм
F = ^

4

=

З Л 4

;°'
4

2 2

= 0,0314 .и*.

Определяем среднюю скорость нефти в трубопроводе
V
F

0,0304
0,0314

= 0,97 м/сек —97 см/сек.

Число Рейнольдса
wd 9720

р

/

т

Следовательно, движение нефти в трубопроводе имеет переходный харак
тер. Находим по кривой рис. 3. 12 коэффициент трения при движении нефти
по трубопроводу для Re — 6460
К = 0,037.
Определяем расчетную длину
Zp =

трубопровода

I + щ • iid + на  20d = 6000 + 2  11  0,2+10  20  0,2 = 6044 м.

Падение давления нефти в трубопроводе (в м нефтяного столба)
I
w
6044 0 97
Ар = I j •
у = 0,037  ^ у  •
913 = 48 800 кТ/м* = 4,88 гсГ/сж .
2

2

2

Пример 3. 12. Определить потерю давления в погружном холодильнике,
где керосин в количестве 30 m/ч охлаждается от 120 до 40° С. Плотность керо
сина Q — 850 кг/м . В погружном холодильнике чугунные трубы длиной 3 м
и диаметром 100 мм расположены по горизонтали в 6 рядов и по вертикали
в 11 рядов. Змеевик холодильника однопоточный
20

3

41

Решение,
нике

а) Определяем среднюю температуру керосина в холодиль

*ср =

*высш + *низш
120 + 2-40
3
=
3
2

= 67 С.
а п о

п

б) Плотность керосина при 67° С по графику рис. 3. 1
Q

= 815 кг/м ;

объем

керосина

3

67

в) Секундный

У

... с
~ 3600о

_

у ? = 815 кГ/м .
3

б

зоооо
_
3600 -815 ~

в7

0

0

и

1
т

0

2

ш

л

[

Д

м

/

с

т

1 с е к

:

-

г) Площадь поперечного сечения трубы
3.14-0,1'
4

4

=

0

Д

О

7

8

5

м

К

д) Средняя скорость керосина в трубах холодильника
0,0102

V
w= — =

0 ( J 0 7 8 5

,
,
,
.
=1»30 л/с«к = 130 см/сек.
О Л

о л

е) Кинематическая вязкость керосина при 67° С (по рис. 3. 2)
v

ж) Число Рейнольдса

6 7

= 0,016 см /сек.
2

ни*
130-10
,
= . . . . = 8140.
v
0,016

Re =
D

0

/ Л

Следовательно,' движение керосина в трубах холодильника имеет переход
ный характер. Коэффициент трения при движении керосина по кривой
(рис. 3. 12)
А, = 0,036.
k

з) В холодильнике имеется 6 • И = 6 6 двойников и две задвижки (один
двойник принимается за два колена).
Расчетная длина холодильника:
h = I + гы • 11 d + « 2 - 2 0 d • 2 = 6 . 11 • 3 + 2 . 11 . 0,1 + 66 . 20 • 0,1 X
Х 2 = 464,2 м.
Определяем потерю давления в холодильнике:
д

р

= X J . . 2?L = о,036 4 т т ^ - •
Y

8 1 5 = И 700 кГ/м = 1,17 кТ/см\
2

На заводах применяются обычно паровые
поршневые и центробежные насосы. Поршне7. Давление на
паровые насосы состоят из горячей части
выкиде насоса
(паровой машины) и холодной (гидравличе
ской) части. Машиностроительные заводы
выпускают одноцилиндровые и двухцилиндровые насосы. Схема
действия паровых поршневых насосов дана на рис. 3. 13.
В горячую часть (цилиндры) насоса поступает острый водяной
пар под давлением р и приводит в движение поршень. Из цилиндра
горячей части насоса отработанный водяной пар под давлением
р отводится в линию отработанного (мятого) пара. В цилиндр х о 
лодной части насоса поступает жидкость под давлением P i и нагне
тается насосом под давлением Рг. Следовательно, в цилиндрах горяч

в

±

2

42

ы

е

чей части'насоса давление водяного пара снижается от р до р ,
а в цилиндрах холодной части насоса давление жидкости повы
шается от Р до Р .
При работе насоса на поршень горячей части действует сила
2

х

х

2

л£>

2

,(Pi

— P^—f

>

[

кГ

а на поршень холодной части сила

поступающая жидкость; 4 — нагнетаемая жидкость

эти силы равны, т. е.
л D

TLDI

2

( A  P s ) ^ =

( P

a

•

 * i ) —

Отсюда
<Pi-P2)Dl

-

= (P -P )Dl
i

1

(3.29)

где р — давление острого водяного пара;
р — давление отработанного водяного пара;
Р — давление жидкости на приеме насоса;
Р — давление жидкости на выкиде насоса;
D — диаметр поршня горячей части насоса;
D — диаметр поршня холодной части насоса.
±

2

г

2

x

2

Давление жидкости на выкиде насоса зависит от потери напора
при движении жидкости по трубопроводу, высоты подъема жидкости,
давления в приемной емкости и определяется следующей формулой
(см. рис. 3. 14):
P==(H

+ h + h )y + p ^p
1

2

2

1

пГ1ж\

(3. 30)

где h — потери напора в приемном трубопроводе в м\
h — потери напора в нагнетательном трубопроводе в м;
±

2

43

я Pi

высота подъема жидкости от уровня продукта в пита
тельной емкости в м;
• давление в питательной емкости в кГ/м ;
• удельный вес жидкости в кГ/м ;
• давление в приемной емкости в кГ/м .
2

У

Р2

3

2

гт

Напор (высота подачи)
центробежных насосов за
висит от диаметра рабочего
колеса, числа
оборотов,
скорости жидкости на выкнде из рабочего колеса
и определяется формулой
(рис. 3. 15)

Рг "

Pi

п

Рис. 3. 14.

it w D n cosа
2

2

2

/о ол\

К формуле (3. 30).

Рис. 3. 15. Схема действия центробежного насоса.
1 — касательная к окружности диаметром D\\ II — касательная к окружности диаметром
D%\ v\ — скорость поступающей в насос жидкости; v — скорость выбр-асываемой из насоса
жидкости.
2

44

где w — скорость жидкости на выкиде из рабочего колеса в м/сек;
D — диаметр внешней окружности рабочего колеса в м\
2

2

п — число оборотов рабочего колеса в минуту (^~^ ;
а — угол выхода жидкости из рабочего колеса;
г] — коэффициент полезного действия насоса;
g — ускорение силы тяжести в м/сек .
2

2

Производительность поршневого насоса
зависит от диаметров цилиндра и штока
8. Производительность
холодной части, длины хода, числа ходов
и мощность насоса
в минуту, коэффициента наполнения и
определяется для двухцилиндрового насоса
двойного действия следующей формулой:
V = 2 (2 ^

z)

I— ^

Ф

п • 60 м*/ч,

(3. 32)

где I — длина хода поршня в м\
D — диаметр цилиндра холодной части насоса в м\
d — диаметр штока холодной части насоса в м;
ср — коэффициент наполнения (0,9—0,95);
п — число ходов в минуту.
2

Производительность центробежного насоса зависит от числа обо
ротов, диаметра рабочего колеса и конструкции агрегата. .С увеличе
нием числа оборотов прямо пропорционально повышается произво
дительность насоса:
.
\
'

< 3

3 3

>

где V — производительность насоса при числе оборотов щ;
V — производительность насоса при числе оборотов n
Судя по уравнениям (3. 31) и (3. 33), высота подачи жидкости
изменяется прямо пропорционально квадрату изменения числа
оборотов рабочего колеса:
x

2

2i

где Н — высота подачи при числе оборотов п \
Н — высота подачи при числе оборотов п .
Необходимая мощность насоса N зависит от количества жидкости,
перекачиваемой в единицу времени, потери напора при ее движении
по трубопроводу, давления в питательной и приемной емкостях,
высоты подъема жидкости, а также коэффициента полезного действие
агрегата и определяется формулой
г

г

2

2

u

ЛГ = - 4 ^ - 0 , 7 3 6 кет,
Н

.(3.35)

/ОТ]н

где G — секундный расход жидкости (количество жидкости, перека
чиваемой в секунду по трубопроводу) в кг/сек;
45

h — манометрический напор насоса (манометрическое давление
жидкости на выкиде насоса) в м;
г]н—.коэффициент полезного действия насоса (цп = 0,7 f0,75).
Манометрический напор насоса определяется по формуле
(3.36)
где/v

давление над жидкостью в питательной емкости в кГ/м ;
давление над жидкостью в приемной емкости в кГ/м ;
удельный вес жидкости (при средней температуре потока)
в кГ/м ;
высота подъема жидкости от точки А до точки В (см.
рис. 3. 14) в м; если точка В ниже точки А, то высота подъ
ема Н считается отрицательной и берется со знаком минус
(см. рис. 3. 16);
цртеря напора в приемной линии в м;
потеря напора в выкидной линии в ж.
2

2

Р2

У
Н

hi

р,

3

Если давления в емкостях
(или аппаратах) равны, т. е.
Pi = Ръ то

А

h = Н + h + h.
x

Рг

2

(3.37)

• Мощность, затрачиваемая на
работу двигателя:

J5

Njr ==^
B

л. с. =0,736 —

кет,
(3.38)

Рис. 3. 16. К формуле (3. 36).

где т] в — коэффициент полезного действия двигателя ( г )
Часовой расход электроэнергии
Д

£3600.0,736

квтч.

дв

= 0,95).
(3. 39)

Лдв

Сила тока определяется из формулы
Е = IV,
где Е — часовой расход электроэнергии в квтч;
I — сила тока в амперах;
V — напряжение в вольтах.
Мощность электродвигателя зависит от числа оборотов рабочего
колеса. Эта зависимость определяется формулами (3. 31), (3. 33),
<3. 34), (3. 35).
На основании указанных формул можем написать:
V yH
75т]н
l

1

75t]

75%

46

h

75T|H

тде N — мощность'двигателя при числе оборотов
N
— мощность двигателя при числе оборотов щ.
Следовательно, мощность электродвигателя изменяется прямопропорционально кубу числа оборотов рабочего колеса.
Расход водяного пара на поршневой насос определяется по фор
муле
±

2

(3.42)

Z^Z'NkKZK

где z' — часовой расход водяного пара на 1 л. с. в кг/л. с. ч.
В зависимости от ряда факторов, в том числе от состояния насоса
и условий его эксплуатации эта величина изменяется в широких
пределах: z' = 40 -f- 70 кг/л. с. ч.
f

Пример 3. 13. Определить давление на выкиде и мощность цептробежного
насоса, перекачивающего 110 т/ч бибиэйбатской тяжелой нефти по трубопроводу
диаметром 200 мм, длиной 6000 м в резервуар, расположенный на высоте 50 м.
Средняя температура нефти 15° С, плотность QO = 890 кг/м . На трубопроводе
имеется две задвижки и шесть колен. Расстояние между питательным резерву
аром и насосом 10 м, диаметр приемной линии 300 мм.
Р е ш е н и е , а) Определяем плотность нефти при 15° С по графику рис. 3. 1
3

2

Qi5 = 893 кг/м ; тогда у
3

= 893 кГ/м .
3

1ъ

б) Кинематическая вязкость нефти при 15° С по графику рис. 3. 2.
v

1 5

= 0,35 см /сек.
2

в) Площадь поперечного сечения трубопровода
F=

6

М

,

=0,0314 мК

г) Секундный объем нефти
G
3600рд

5

110 000
= 0,0342 м /сек.
3600. 893
3

д) Средняя скорость нефти в трубопроводе
V
F

0,0342
= 1,09 м/сек = 109 см/сек.
0,0314

е) Число Рейнольдса
_

wd

109-20

_

FT9

Следовательно, движение нефти в трубопроводе имеет переходный характер.
ж) Определяем по кривой рис. 3..12 коэффициент трения
% = 0,036.
з) Расчетная длина трубопровода
h = I+ п - Ш +
х

Л А

20d = 6000 + 2 - И • 0,2 + 6 • 20 • 0,2 = 6028,4 м.
47

и) Потеря напора в нагнетательном трубопроводе
h
Лз

»
=

%

1

ЛЛР„ 6028,4

w%

Т •W

=

0

,

0

3

6

 Щ 

1,09»
•2 Т э Ж

= 6 0 , 6

*•

Расстояние между питательным резервуаром и насосом
незначительно,
поэтому потерей напора в приемной линии пренебрегаем (hi = 0). Поскольку
резервуары негерметичны, р = р .
к) Давление на выкиде насоса
х

2

Р = ( Я + Л1 + Ля) Y + ^2  p i = (50 + 65,6) • 893 + 0 
= 103 ООО кГ/м = 10,3 кГ/см .
2

2

л) Секундный расход нефти
1101000
= 30,6 кг/сек.
3600
Определяем манометрический напор насоса
h = H+

— £ i _

+

^ + ^ = 50 + 65,6= 115,6 м.

Мощность насоса
v

?( Л

30,6115,6

пли УУ = 67,5 • 0,736 = 49,6 кет.
Н

0 =

ГЛАВА 4

тепдо передается
Самопроизвольно
только от горячего тела к холод

ному и при их соприкосновении
первое охлаждается, а второе нагре
вается. Переход тепла от одной ма
териальной среды к другой назы
вается теплообменом.
К сложному процессу теплопередачи относятся три вида тепло
обмена: теплопроводность, конвекция и тепловое излучение (луче
испускание, радиация).
Теплопроводностью
называется явление переноса тепла при
непосредственном соприкосновении частиц тела. Этот вид передачи
тепла особенно характерен для твердых тел. Например, при нагрева
нии металлического стержня с одного конца тепло распространяется
по всему стержню в результате колебательного движения молекул.
Конвекцией называется явление переноса тепла путем перемеще
ния и перемешивания частиц жидкости или газа.
Тепловое излучение (радиация) — явление передачи тепла в виде
лучистой энергии (электромагнитных волн).
Перенос тепла от одной среды к другой (путем конвекции и ра
диации) называется теплоотдачей.
Необходимо отметить, что каждый из перечисленных способов
передачи тепла отдельно почти не встречается в практической
работе, ^а в большинстве случаев один вид теплообмена сочетается
с другим. Так, например, в трубчатой печи тепло дымовых газов
передается экранам труб и стенкам топочной камеры одновременно
путем излучения и конвекции. В кладке печи и стенках труб змеевика
тепло передается путем теплопроводности, а от стенок печи в топку
путем излучения и конвекции одновременно. Таким образом, тепло
передача представляет собой довольно сложный процесс.
. Рассмотрим основные элементы этого процесса. При этом необ
ходимо учесть, что различают два режима передачи тепла: стацио
нарный (установившийся) и нестационарный (неустановившийся).
Мы ограничимся рассмотрением только стационарного режима. Ста
ционарным, или установившимся, режимом передачи тепла считают
такой режим, когда с течением времени в каждой точке тела, участ
вующего в теплообмене, температура (температурное поле) не
меняется.
ЭЛЕМЕНТЫ
ТЕПЛОПЕРЕДАЧИ

4

Заказ 1705.

49

В промышленной практике приходится
сталкиваться в основном с передачей тепла
1. Теплопроводность
через плоские и цилиндрические стенки,.
причем они могут быть однослойными и м н о 
гослойными. Количество тепла, переданного
в единицу времени (час) через всю рассматриваемую поверхность,,
называется тепловым потоком. Тепловой поток Q (ккал/ч) через
единицу площади (1 м ) сечения или поверхности F (м ) называется
удельным тепловым потоком, или тепловой нагрузкой (напряжен
ностью) сечения или поверхности нагрева:
2

2

q=^y~

ккал/м -ч.

'

2

(4.1)

Величина теплового потока Q опреде
ляется на основе закона Фурье, который ма
тематически* выражается для однослойной
стенки следующим уравнением (см. рис. 4. 1):
Q^pbz^L

Рис. 4. 1. Передача те
пла через однородную
плоскую стенку.

удельный
равен

тепловой
О

(4.2)

ккал/ч,
поток

X

g = -у- = - у (t —t )
x

2

соответственно

ккал/м • ч,
2

(4. 3)

где X — коэффициент теплопроводности, характеризующий способ
ность данного тела проводить тепло и зависящий от свойств
вещества и его состояния, в ккал/м • ч • град;
б — толщина стенки в м;
F — поверхность стенки в м ;
t Kt
— температуры на противополояшых наружных поверхностях
стенки в °С.
Следовательно, количество тепла, переданное через 1 м стенки
в час, прямо пропорционально коэффициенту теплопроводности %
разности температур наружных поверхностей стенки ( t — t ) и
обратно пропорционально толщине стенки б . Отношение Х/& назы
вается тепловой проводимостью стенки, а обратная величина 6 Д —
тепловым, или термическим, сопротивлением стенки.
На практике мы обычно встречаемся со стенками, состоящими
из нескольких разнородных слоев. Такие стенки называются много
слойными. Например, обмуровка топочной камеры печи обычно
состоит из нескольких слоев: слоя огнеупорной кладки, слоя просто
го кирпича, а в некоторых печах предусматривается также слой
специального теплоизоляционного кирпича. В любом аппарате
установки, хотя бы он был изготовлен из одного материала, в про
цессе работы стенка может покрываться слоем отложений, например
ржавчины, накипи или грязи. Таким образом, практически мы обычно
сталкиваемся с многослойными стенками.
2

1

2

2

г

x

50

2

Удельный тепловой поток для трехслойной стенки (см. рис. 4. 2)
ъыражается уравнением
dl
А/1

_j_

б

2

%2

| 6

(4.4)
3

А-з

Формула (4. 4) выведена из условия, что слои плотно прилегают
друг к другу, и поэтому поверхности соприкасающихся слоев имеют
одну и ту же температуру. Если поверхности шероховаты, то между
слоями образуются тонкие воздушные зазоры. Поскольку тепло
проводность воздуха мала (А,
= 0 , 0 2 ккал/м • ч • град), нали
чие йаже очень тонких зазоров
может сильно сказаться на умень
шении теплопроводности много
слойной стенки. Такое же влияние
оказывает, например, и слой окиси
металла. Поэтому при определе
нии теплопроводности многослой
ной стенки надо учитывать, на
сколько плотно отдельные слои
прилегают друг к другу.
Если известна величина удель
ного теплового потока q, то из
уравнения (4. 3) нетрудно опре
делить значения температур f и t
Рис. 4. 2. Передача тепла через мно
гослойную плоскую стенку.
по уравнениям:
В03Д

2

3

(4.5)
2

-

q — - *4 +

(4.6)

•

Как видно из рис. 4. 2, внутри каждого слоя температура изме
няется линейно (по прямой); для многослойной стенки в целом тем
пература изменяется по ломаной линии.
Пример 4. 1. Определить количество тепла, передаваемое через 1 м стенки
варочной мешалки, если .толщина этой стенки 6i = 20 мм, коэффициент тепло
проводности материала стенки (стали)
= 40 ккал/м • ч • град и с внутренней
стороны мешалки стенка покрыта слоем отложений толщиной 6 = 1,мм с коэф
фициентом теплопроводности Я 2 = 0,6 ккал/м • ч • град. Температура теплоно
сителя в рубашке мешалки (наружной поверхности стенки) t = 240° С и внут
ренней поверхности стенки мешалки ts = 200° С.
Р е ш е н и е . Согласно уравнению (4. 4)
2

2

x

3l J С2

240-200 ^
0,02 . 0,001
40
0,6

40
- = 18 400 ккал/м • ч.
0,00217
2

Пример 4. 2. По условию предыдущего примера определить температуру
заутренней поверхности стенки мешалки (под слоем отложений).
4*

51

Решение.
h

По уравнению (4. 5)
hgp

= 2 4 0  1 8 4 0 0 ^ : 230,8° С.
40

Ai

Для однородной цилиндрической стенки:
(трубы) длиной I м, внутренним диаметром^
d м и внешним диаметром d м (рис. 4. 3)
имеем следующее расчетное уравнение для
величины теплового потока, передаваемого
теплопроводностью:

Теплопроводность
цилиндрической
стенки

x

2

2,73 X I

Для многослойной трубы величина
уравнением

Q (рис. 4. 4)

2,73 I
A3

S

(4. 8}

d

3

Пример 4. 3. Определить коли
чество тепла, теряемого на 1 м дли
ны трубопровода на выходе из печи
вакуумной секции АВТ, если темпе
ратура мазута в трубопроводе равна
430° С,
диаметр
трубопровода
216/200 мм, толщина первого слоя
изоляции 40 мм и второго 25 мм.
При этом температура внешней по
верхности изоляции равна 45° С. Ко
эффициенты теплопроводности трубы
и изоляции соответственно равны:
%i = 40,
% = 0,054
и
Х =
= 0,025 ккал/м • ч • град.
Р е ш е н и е , а) По условию за
дачи
=430° С, £ = 45° С, d = 200 мм,
d = 216 мм, d$ = 296 мм и d± =
346 мм.
б) Согласно уравнению (4. 8) по
тери тепла на 1 м длины составят:
3

2

t l

представится

t±) ккал/ч.

"2

Рис. 4. 3. Пере
дача тепла через
однородную
ци
линдрическую
стенку.

(4.7>

(h — h) ккал/ч.

x

4

2

Рис. 4. 4. Пере
дача тепла через
многослойную ц и 
линдрическую
стенку.

Q
я =—;
г

2,73
яг

40
52

&

1

ккал/м • ч;
2

+  f  l g 

2,73
1
296
lg
200 ' 0,054
216
6

1

(430 —45) = 211 ккал/м  ч .
2

1
0,025

346
lg
296

Зная величину потерь тепла с \ м длины
трубы,
а также конструкцию, материал изо
Температура на
ляции, температуры внутри трубопровода и
поверхности раздела
между слоями
на внешней поверхности изоляции
и £ ),
можно определить промежуточные темпера
туры на поверхностях раздела отдельных слоев по уравнениям, по
лученным из формулы (4. 7):
4

d

яг *

t — ti
2

2

2,73 Xi

d.
- t l
] Л
(4.9)
> d,
2 — ZA + 2»73
A3 S ~
OTTQT.
Пример 4. 4. Из условий примера 4. 3 и найденной величины q определить
температуру на поверхности раздела между первым и вторым слоякй изоля
ции ts.
Р е ш е н и е . По уравнению (4. 9) имеем
?Г
273 ^-2
h
1

*

2

3

g

p —
a

r

l

l

x

to t±

Q

r

i

2,73 k

'~
lg

d i

=—
45


' l g J = 4 5 o + 210°C = 255°C.
2,730,025
296
2

1

1

1

3

C

b

Часть тепловой энергии всякого нагре
того тела превращается в лучистую энергию.
2. Тепловое излу Носителем лучистой энергии являются элек
тромагнитные колебания в виде ультрафио
чение (радиация)
летовых, световых и инфракрасных лучей.
Например, в топочной камере трубчатой печи большая часть тепла
раскаленного факела передается в виде лучистой энергии на экраны
труб, а также внутренюю поверхность кир
пичной кладки. В этом случае часть лучи
стой энергии поглощается трубами и по
верхностью кладки, часть отражается ими,
а часть проходит сквозь них.
Лучистая энергия, поглощаемая телом,
превращается в тепловую, а та энергия,
которая отражается от тела и проходит
сквозь него, в свою очередь падает на
другие окружающие тела. В результате
указанных явлений, сопровождающихся
двойным превращением энергии (тепло
вая — лучистая — тепловая), происходит
лучистый теплообмен.
В этом процессе имеют значение лучи, Рис. 4. 5. Схема распре
которые поглощаются телами, и энергия деления падающей на теле*
лучистой энергии.
которых превращается в тепловую, а
именно, световые и инфракрасные лучи
с длиной волны от 0,4 до 40 мк. Из получаемой телом лучистой энер
гии Q часть поглощается — Q , часть отражается — Q и часть
проходит сквозь тело — < 2 ( p H C . 4. 5), т. е.
0

A

R

D

QA

+

QR

+

QD

=

53

или
С о " Со

Qo ~~

1

Обозначив соотношения: ^
тела,

= А — поглощательная

способность

= R — отражательная способность и у— = D — пропускная
YO

Y0

способность, получим
Л + Я + £=1,

Эти величины безразмерные и могут изменяться от 0 до 1,0. Если
.4 = 1, то R = 0 и D = 0, следовательно, вся падающая на тело
лучистая энергия поглощается им. Такие тела Называются абсо
лютно черными.
Если R = 1, т. е. вся падающая лучистая энергия отражается,
то А = 0 и Z) = 0. При D = 1 соответственно 4 = 0 и R = 0, т. е.
вся падающая лучистая энергия полностью проходит сквозь тело.
Фактически в природе абсолютно черных тел нет. Для реальных
тел значения величин A , R жВ всегда больше нуля и меньше еди
ницы. Эти величины зависят также от длины волны излучения. Тела,
поглощательная способность которых не зависит от длины волны,
называют серыми.
Твердые тела и жидкости практически непрозрачны для тепло
вых лучей (D — 0), т. е. для них А + R = 1.
Для шероховатых поверхностей поглощательная способность
значительно выше, чем для гладких и полированных. Поэтому рацио
нально делать наружную поверхность печных труб несколько шеро
ховатой (но не внутреннюю поверхность). Окончательное расчетное
уравнение лучистого теплообмена между двумя телами (по закону
СтефанаБольцмана) имеет вид
^
t

"/TLY —

'12

[xooj

f^-Y] ккал/ч,
\юо)

(4.10)

где Qi2 — количество тепла, передаваемого отодного тела дру
гому, в ккал/ч;
F — поверхность теплообмена в ж ;
Ti — температура излучающей поверхности в °К;
Тг — температура поглощающей поверхности в °К;
C i _ — приведенный коэффициент излучения.
2

2

1. Для двух параллельных плоскостей, расположенных на близ
ком расстоянии:
Cl2 =

\

 i
1

с

2

с

Г '

(

4

Л

1

)

0

С

где с и с — коэффициенты излучения тел I и I I в ккал/м • ч • ° К ;
с — коэффициент излучения абсолютно
черного
тела,
с = 4,9 ккал/м • ч • °К.
х

2

2

0

0

.54

2

Величины с и с всегда меньше с и могут изменяться от 0 да
4,9. Коэффициенты c с и с для других тел (не абсолютно черных)
обычно выражают через коэффициент лучеиспускания абсолютночерного тела с .
±

2

0

v

2

3

0

с = г с = 4,9 е,

(4. 12)

0

где е — степень черноты поверхности, выражающая отношение
коэффициента лучеиспускания данного тела к коэффициенту луче
испускания абсолютно черного тела.
2. Для тела I , охватываемого со всех сторон телом I I :

1

,

1

" ~ J L
l
c

где c

+

Z W J
F2

1

(4.13)

0

\ 2

С

с

с и с имеют то же значение, что и в формуле (4. И ) ;
F i — поверхность охватываемого тела;
Fz — поверхность охватывающего тела.
3. Для тел, расположенных произвольно в пространстве:
v

2

0

c^ F / М

Q =

2

7?V\ Ф1-2,
V loo у

4

4

Uooj

(4.14)

где

Ф1-2 — угловой коэффициент, показывающий, какая часть
от
общего количества тепла, излучаемого телом I , попадает на
тело I I .
Угловой коэффициент определяется в основном графически и
зависит только от геометрических размеров тел I и I I и их взаимного
располоячения.
Пример 4. 5. Определить потерю тепла лучеиспусканием неизолированной
стальной трубы диаметром 203 мм, длиной 2 м при температуре * i = 327° С.
Труба находится в закрытом канале после ретурбентной камеры печи, где темпе
ратура h = 127° С. Канал оштукатурен изоляционным кирпичом, размеры ка
нала 0,5 X 0,5 м.
Р е ш е н и е . Данный пример соответствует случаю, когда тело I охваты
вается со всех сторон телом I I .
По условию имеем:
Т = 327 + 273 = 600° К; Т = 127 + 273 = 400° К;
х

F

x

2

= 3,14 . 0,203 . 2,0 = 1,273 м ;
2

F

2

= 4 . 0,5 • 2 = 4,00 м .
2

По справочной табл. 24 (К. Ф. Павлов, П. Г. Романков и А. А. Носков.
«Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов». Госхимиздат, 1962,,
стр. 517) находим степень черноты для стали 8 i = 0,8 и для кирпичной кладки
(изоляционный кирпич) 8 2 = 0,92, тогда
С г

= 0,80 . 4,90 = 3,92;

^ =

0 , 9 2 - 4 , 9 0 = 4,51.

•

55.

По уравнению (4. 13) приведенный коэффициент излучения составит
C

_
1
l-2~ J _ , * W J
4

^2

М

\4

1
1,273 /

~ _ J
3,92

c )
0

1

4,00 [ 4,51

+

1_\ ~
4,90)

i= 3,8 ккал/м • ч • °K.
2

Подставляя найденные значения в уравнение (4. 10), получим

l^iooj

= 3,8-1,273 ( 6 — 4 ) = 5048 ккал/ч.

1^100J J

4

4

Различают два вида конвекции — свобод
ную и вынужденную. Свободная конвекция
3 Конвекция
возникает вследствие разности плотностей
нагретых и холодных частиц жидкости, т. е.
под действием внутренних сил. Вынужденная
конвекция обусловлена внешними причинами — движением жид
кости под действием насоса, вентилятора, мешалки или ветра. Пе
редача тепла конвекцией происходит в том случае, когда молекулы
тел свободно перемещаются в пространстве; такой теплообмен между
ткидкостыо и стенкой называется конвективным.
Расчетное уравнение конвективного теплообмена на основе закона
Ньютона имеет следующий вид:
Q = a F ( t

l

0

-

t ),
f

(4.16)

где Q — количество тепла, передаваемого жидкостью твердой стенке,
в ккал/ч;
а — коэффициент теплоотдачи, характеризующий интенсивность
процесса, в ккал/м • ч • град;
F — поверхность стенки в м ;
t — температура стенки в °С;
tf — температура окружающей среды в °С.
В уравнении (4. 16) коэффициент теплоотдачи а является перемен
ной величиной и зависит от многих факторов, например от физических
свойств жидкости, скорости движения последней, конструкции теплообменного аппарата и др. Кроме того, указанные выше факторы
должны быть увязаны между собой. Это создает определенные труд
ности при нахождении коэффициента теплоотдачи а даже опытным
путем!
Этих затруднений можно избежать, если использовать теорию
подобия.
Основы теории подобия были заложены в России еще в конце
прошлого столетия проф. В. Л. Кирпичевым (1845—1913). Советские
ученые, возглавляемые академиком М. В. Кирпичевым, создали
стройную теорию теплового подобия. На основе этой теории совет
ские научно-исследовательские институты решили ряд сложных
проблем тецлообмена. Теория подобия дает возможность изучать
процессы на уменьшенных и упрощенных моделях. Это имеет боль2,

2

w

56

шое значение, так как сооружение промышленных аппаратов дл^г
производства опытов потребовало бы больших затрат и много в р е 
мени. Кроме того,*теория подобия позволяет с успехом распростра
нить результаты единичных экспериментов на большую группу про
мышленных процессов.
Из теории подобия следует, что такие сложные процессы, как
тепловые, гидромеханические и т. п., обусловливаются не отдель
ными физическими величинами, такими, как плотность, вязкость,
скорость движения, температура и др., а зависят от комбинации этих
величин, составляющих то или иное характеристическое число.
Эти характеристические числа (параметры) являются безразмерными
критериями подобия. Большинство таких критериев названо име
нами открывших их ученых и обозначается первыми двумя буквами
их фамилий.
В изучении процесса теплопередачи в основном распространены
следующие критерии:
параметр Рейнольдса
Re^-^-;

(4.17)

параметр Прандтля
Р г ^ ^ р ;

-

(4.18>

параметр Пекле
Р е ^ ^ ^ ;

(4.19).

Nu = - ^ ;

(4.20>

параметр Нуссельта
параметр Грасгофа
G r - ^ p A * .

ь

(4.21>

Параметры Re, Рг и Ре связаны между собой следующей зави
симостью:
Ре - Re . Рг.
(4. 22)
В этих и последующих формулах приняты обозначения:
w — скорость движения жидкости (или газа) в м/сек;
d — диаметр трубы в м;
• v — кинематическая вязкость жидкости в м /сек;
с — теплоемкость жидкости в ккал/кг • град;
Q — плотность жидкости в кг/м ;
g — ускорение силы тяжести в м/сек ;
% — коэффициент теплопроводности жидкости; для уравнениям
(4. 18) в ккал/м • сек • град,
а для уравнения (4. 20) в.
ккал/м. • ч • град;
<i — коэффициент теплоотдачи в ккал/м • ч • град;
I — длина трубы или стенки в м.
2

3

2

2

57

Температуру, при которой определяются значения физических
величин, входящих в критерии подобия, так называемую определя
ю щ у ю температуру, рекомендуется находить как среднюю темпера
туру пограничного слоя
*СР = 0,5 (t + £/),
w

где t — температура стенки и
tf — температура окружающей
среды.
Приведем наиболее распространенные формулы для определения
коэффициентов теплоотдачи при движении жидкости в трубах. При
ламинарном течении любой жидкости, когда Re < 2000, для опреде
ления коэффициента теплоотдачи рекомендуется формула
w

1

a = 0,15^Re

0 , 3 3

Pr

M 8

Gr

Рг

0 , 1

0,25

(4.23)

а

При развитом турбулентном режиме, когда Re >> 10 000, коэф
фициент теплоотдачи определяется по следующей формуле:
a=0,021^Re°' Pr'
8

0,43

f Рг

d

Для переходного движения: 2320 < Re <
теплоотдачи определяется по уравнению
a = 0,008 \

Re°' Pr '
9

0

43

10 000

коэффициент

.

(4.25)

Формулы (4.23), (4. 24) и (4. 25) применимы к трубам, имеющим
поперечное сечение любой формы. Физические параметры в критериях
Re, Рг и Gr определяются при средней температуре жидкости, а
в критерии Vv — при температуре стенки.
Приведенные формулы коэффициентов теплоотдачи только для
случаев движения жидкости в трубах (каналах) свидетельствуют
о том, что теплоотдача является довольно сложным процессом, изу
чение которого представляет значительные трудности.
Перейдем к рассмотрению сложного теплообмена и теплопередачи.
Рассмотрим простейший случай перехода
тепла от горячей жидкости к холодной через
4. Теплопередача
разделяющую их однородную чистую стенку
через плоскую стенку
(рис. 4 . 6 ) , омываемую с одной стороны го
рячей жидкостью с температурой tf с дру
гой — холодной с температурой fy . Температуры поверхностей
стенки t и t неизвестны. Поверхность стенки F м , толщина ее
.6 м и теплопроводность К ккал/м • ч • град. Суммарные коэффи
циенты
теплоотдачи
конвекцией
соответственно равны а
и
а ккал/м 'Ч град. Здесь сочетаются процессы передачи тепла од
4

w

v

2

Wl

W2

2

1

2

2

М. А. М и х е е в
Госэиергоиздат, 1960.
1

58

и И. М. М и х е е в а. Краткий курс теплопередачи.

новременно конвекцией и теплопроводностью. Переход тепла от г о рдчей жидкости к холодной слагается из следующих трех этапов^
1. Теплоотдача конвекцией от горячей жидкости к стенке.
Как было показано ранее, при установившемся режиме количества
тепла, переданного конвекцией от горячей жидкости стенке, опреде
ляется по уравнению (4. 16) и выражается формулой
(а)

Qi^aiFQb-tvb).-

2. Передача тепла через стенку теплопроводностью!
Количество тепла, переданного через стенку, согласно
нию (4. 2) составит

уравне
(6>

3. Передача тепла конвекцией
от стенки к более
холодной
жидкости.
Количество
тепла,
передан
ного холодной жидкости, согласно
уравнению (4. 16) выразится ра
венством
(в)

Qs = ^F{t ^-t ).
u

h

Как известно, при установив
шемся (стационарном) тепловом
режиме количества тепла, пере
данного в каждом этапе, равны
между собой, т. е.
Qi = Q*=Q,

=

Рис. 4. 6. Теплопередача через п л о 
скую стенку.

(г)

Q-

На основании этого, сложив уравнения (а), (б) и (в), путем не
сложных алгебраических преобразований получим
— ^ ^ i - ' / . ) •

1

Обозначим

а

х

X

'

а

(4.26)

2

ккал/м • ч • град.
2

(4.27)

Величина к называется коэффициентом теплопередачи, а уравне
ние [4. 27) определяет взаимную связь между этой величиной и
коэффициентами теплоотдачи и теплопроводности. По физическому
смыслу величина к представляет собой количество тепла, переда
ваемого от горячей среды к холодной в час через стенку поверхностью
1 м при разности температур между горячей и холодной жидкостью
в 1° С.
2

Ъ9

Уравнение (4. 26) можно применять для подсчета .количества
тепла только в том случае,, когда температуры горячей и холодной
жидкости остаются постоянными, например при кипении жид
костей под постоянным давлением или конденсации пара. В общих
случаях температура теплоносителей в нагревательных аппаратах
изменяется — горячая жидкость охлаждается, а холодная нагрева
ется. Для таких процессов постоянная разность температур tf — t
в уравнении (4. 26) заменяется условной средней разностью тем
ператур, и указанное уравнение принимает вид
t

Q = kFA t ,

f2

(4.28)

cp

где A t — средняя разность температур жидкостей, участвующих
в теплообмене.
Имея в виду уравнение (г), можно из равенств (а), (б) и (в) опре
делить частные температурные напоры (разности температур):
cp

Ьг

— wi =

t

 t

f

>

(Д)

Я±

(в)

Складывая последние три уравнения, получим полный темпера
турный напор

ь*(£+т+±)*

( 4

'

2 9 )

Для изучения процесса передачи тепла следует уяснить себе
также понятие о термическом сопротивлении теплопередаче. Вели
чина, обратная коэффициенту теплопередачи ^  j ,

называется

тер

мическим сопротивлением теплопередаче:
4г = — + 4 + — .
к

а

X

1

х

1

а

(4.30)
v

2

7

Уравнение (4. 30) читается так: термическое сопротивление
теплопередаче равно сумме термических сопротивлений двух погра
ничных слоев и термического сопротивления теплопередаче стенки.
Из этого следует, что общее термическое сопротивление теплопере
даче равно сумме частных. Если, например, стенка состоит из трех
слоев толщиной б , б , б , коэффициенты теплопроводности которых
равны Х , Х , Я , термическое сопротивление теплопередаче составит
2

±

2

а

3

=

J 

3

к

a

i

+

^

^

^

+

Х

г

^

+

Х

2

A +  L .
^

Х

3

^

а

2

(4.31)
^

Ь

О

А

'

Иными словами, если на однородной однослойной стенке появля
ются слои новых веществ, то общее сопротивление теплопередаче
60

увеличивается, и поэтому количество передаваемого тепла соответ
ственно уменьшается. Особенно ухудшается теплопередача, когда по
являются новые слои загрязнений, так как они имеют малые значе-ния Я.
Простой подсчет по приведенным формулам показывает, что чем
меньше термическое сопротивление для чистой поверхности, тем в боль
шей степени оно повышается при загрязнении. Так, например, если
для чистых керосиновых теплообменников к = 200 ккал/м -ч • град
и для чистых мазутных к = 80 шал/м • ч-град, то при одинаковой
степени загрязнения обеих групп теплообменников и увеличении
термического сопротивления слоя загрязнений в каждой из групп
соответственно на 0,003 коэффициент теплопередачи керосиновых
теплообменников снизится до к = 125 шал/м • ч • град, для ма
зутных до к = 65 шал/м • ч • град, т. е. для керосиновых сниже
ние достигает 3 7 , 5 % , а для мазутных — 1 9 % .
Следовательно, необеспечение достаточной очистки поверхностей
нагрева аппаратов может привести к резкому уменьшению эффектив
ности их использования и соответственно к снижению производи
тельности установки.
В заключение следует отметить, что при решении практических
задач по расчету теплопередачи на установках необходимо в основ
ном ориентироваться на коэффициенты теплопередачи, полученные
в результате многочисленных испытаний и обследований аналогич
ных аппаратов на производстве.
~ JJ
Вопрос интенсификации процесса тепло. 1 ути
передачи на установках имеет большое зна2

2

2

2

1

интенсисЬикаиии

ач,ши.
чение, поскольку рациональное осуществлепроцесса
р ц
теплопередачи позволяет не
теплопередачи
только эффективно использовать энергети
ческие ресурсы путем снижения расходов топлива и энергии, но
и вместе с тем уменьшить затраты металла на оборудование и т. д.
Для этого зачастую вместе с изысканием мероприятий по интен
сификации теплопередачи приходится также принимать меры по
торможению теплопередачи с целью снижения потерь тепла в окружа
ющую среду.
Так, например, в теплообменных аппаратах, огневых нагревате
лях и др. необходимо всячески интенсифицировать теплоотдачу
на границе соприкосновения теплоносителей с нагреваемыми веще
ствами, но вместе с тем следует увеличивать термическое сопротивле
ние аппарата на границе с окружающей средой при помощи теплоизо
ляции для снижения потерь тепла.
Следовательно, для решения вопроса интенсификации теплопере
дачи, являющейся результатом одновременного действия многих
элементарных явлений, необходимо тщательно разобраться в этом
процессе.
мпд^пъшдш

н

и

е

П

0

е с с а

Ниже в главах пятой и восьмой будут приведены практические коэффи
циенты теплопередачи для ряда аппаратов.
1

61

Рассмотрим уравнение (4. 27) с этой точки зрения. Если прене
бречь термическим сопротивлением стенки, т. е. принять, что

=

О, то указанное уравнение примет вид
к =

1
1

—
+
а
г

1
—
а

о^сса
а + а
х

(4. 32)
2

2

Из формулы (4. 32) нетрудно установить, что коэффициент тепло
передачи к всегда несколько меньше самого малого из коэффициентов
теплоотдачи.
Пусть а = 20 и а = 5000, тогда к = 19,9 шал/м • ч • град.
Сколько бы мы ни увеличивали а , на величине к это практически
не отразится. Так, если
= 20 и а = 10 000, то
г Ректификационная
к = 20 шал/м • ч • град.
колонна
Таким образом, увели
чения коэффициента тепло
передачи можно
дости
гнуть
главным
образом
увеличением меньшего ш\ Холодильник .коэффициентов теплоотда
чи, т. е. а г- Если, напри
мер, а = 100 и а = 5000,
Дистиллят
то к = 98 шал/м • ч • град,,
б емкость
а при ах = 200 и а =
= 5000 А = 192 ккал/м X
Хч • град.
Рис. 4. 7. Схема циркуляции дистиллята че
рез теплообменники для интенсификации те
Из этих примеров ви
плопередачи.
дно,
что
существенное
влияние на процесс теплопередачи может оказать улучшение коэффициента теплоотдачи:
а на той стороне стенки, где он мал. Для повышения величины а
можно рекомендовать увеличение циркуляции теплоносителя, п о вышение скорости его движения. Например, в теплообменниках
циркуляционного орошения а можно повысить путем увеличения
количества орошения, циркулирующего через теплообменник (но.
при этом несколько увеличатся затраты энергии на прокачку тепло
носителя). В теплообменниках, где используется только тепло отби
раемого дистиллята, а можно увеличить за счет осуществления ц и р 
куляции по схеме рис. 4. 7. Рекомендуется также при замене уста
ревших аппаратов применять такое оборудование, в котором можно
'использовать центробежный эффект за счет изогнутых каналов (труб),
змеевиков и т. п., где имеет место увеличение теплоотдачи.
Из уравнения (4. 26) следует также, что увеличение поверхности
теплообмена F позволяет соответственно повысить использование
тепла. Заслуживает внимания увеличение F без изменения габаритов
аппарата или оборудования; этого можно достигнуть путем оребрения:
г

2

2

2

а 1

2

2

г

2

2

2

2

62

нагревательных труб в печах и теплообменных аппаратах типа «труба
в трубе». К этому мероприятию прибегают обычно в тех случаях,
когда можно предотвратить загрязнение поверхности нагревательных
труб после наварки ребер на последние или создать условия для
непрерывной очистки поверхности труб.
Необходимо иметь в виду, что коэффициенты теплопроводности
загрязнений (сажи, накипи и др.), отлагающихся на поверхностях
нагрева, имеют низкие значения, поэтому даже незначительный по
толщине налет из этих отложений создает большое термическое
сопротивление и вызывает довольно резкое снижение теплоотдачи
(см. выше стр. 61).
Наряду с этим в трубах змеевика огневых нагревателей могут
происходить прогары вследствие резкого повышения температуры
«стенки
t
Следовательно, изыскание мероприятий, направленных на сни
жение загрязнения поверхностей нагрева, а также своевременная
и эффективная их очистка являются путями интенсификации пере
дачи тепла.
Один из способов уменьшения отложений на поверхностях на
грева — обеспечение высоких скоростей движений теплоносителей
и нагревательных продуктов. В огневых нагревателях следует ши
роко использовать различные способы снятия налетов с внешней
поверхности труб во время работы печи (обдувка труб и др.).
Выше указывалось, что в ряде случаев
приходится искусственно тормозить теплопе6. Тепловая
редачу путем нанесения на стенку аппарата
изоляция
определенного слоя изоляционного мате
риала. Тепловая изоляция служит не только
для сокращения потерь тепла в окружающую среду и тем самым
для повышения эффективности процесса передачи тепла, но она
также способствует обеспечению стабильного
технологического
режима в отдельных аппаратах и на установке в целом. Кроме
того, тепловая изоляция обеспечивает условия для безопасного
ведения процесса. В нефтепереработке применяются в,качестве тепло
изоляционного материала любые огнестойкие вещества с низкой
теплопроводностью. Теплоизоляционными материалами считаются
такие вещества, коэффициент теплопроводности X которых при тем
пературах 50—100° С не превышает 0,2 кпал!м • ч • град, как, на
пример, стеклянная вата, совелит и др.
На заводах в основном используются ап
параты со следующими схемами движения
7. Схемы движения
жидкостей, обменивающихся теплом:
жидкостей при
1) прямоток — Горячая и холодная жидтеплообмене
кости протекают параллельно и в одном на
правлении (рис. 4, 8, а);
2) противоток — обе жидкости (горячая и холодная) протекают
параллельно, но
в прямо
противоположных
направлениях
(рис. 4. 8, б);
Wv

/

63

3) перекрестный ток — жидкости протекают в перекрестном
направлении (рис. 4. 8, в).
Наряду с указанными простыми схемами движения жидкостей,
обменивающихся теплом, имеются аппараты с более сложным дви^. _
жением потоков при теплооб\ \{
мене: одновременным прямото-

Рис. 4. 8. Схемы движения жидкостей
при теплообмене.

Рис. 4. 9. Сложное движение потоков
при теплообмене.

а — прямоток;

а — два хода в трубном пространстве
и один в мештрубном; б — четыре хода
в трубном пространстве и два в мештруб
ном.

б — противоток;
крестный ток.

в — перс-

ком и противотоком; например, два хода в трубном пространстве
и один ход в межтрубном (рис. 4. 9, а), четыре хода в трубном про
странстве и два
хода в межтрубном (рис. 4. 9, б) и др.
Представляет инте
рес характер изменения
температур жидкостей,
обменивающихся
те
плом
при
прямотоке
и
противотоке.
На
рис. 4. 10 дано сопо
ставление температур
ных режимов работы теплообменных аппаратов
при прямотоке и проти
вотоке. По осям абсцисс
Рис. 4. 10. Характер изменения температур
отлоя^ена
поверхность
жидкостей при теплообмене.
нагрева F, а по осям
а — прямоток; б — противоток.

ординат — температуры горячей и холодной жидкостей. Из графи
ков рис. 4. 10 следует, что при прямотоке конечная температура хо
лодной жидкости £ всегда ниже конечной температуры горячей
жидкости t . При противотоке конечная температура холодной жид
кости £ может быть выше конечной температуры горячей t .
Следовательно, используя противоток при регенераций тепла*
можно обеспечить более высокотемпературный подогрев холодной
жидкости, а в холодильниках, например, уменьшить расход воды,
или, не изменяя расхода воды, снизить конечную температуру охла~
ждаемого продукта. Следует отметить, что при прямотоке максималь
ная разность температур (температурный напор) имеет место у В Х О Д И
в аппарат, затем этот напор уменьшается, а при противотоке темпера
турный напор изменяется более равномерно. Среднее значение темпе
ратурного напора при противотоке больше, чем при прямотоке.
Следовательно, при противотоке тепловая нагрузка поверхности
теплообмена используется более равномерпо и эффективно.
Наряду с указайными схемами передачи
тепла через стенку, разделяющую жидкости,
8 Теплообмен
участвующие в теплообмене, на заводах ветре
смешением
чаются аппараты, в которых теплообмен
происходит при непосредственном смешении
горячей и холодной жидкостей. Такие аппараты применяются в ос
новном для конденсации и охлаждения паров легких дистиллятов
смесь которых с водой легко расслаивается после смешения, а также
для охлаждения газов водой. Расчет этих аппаратов проводят по
практическим показателям: сечение аппарата определяют, исходя
из скорости паров порядка 35 кг/м • ч, объем подсчитывают
с учетом к — 300 f 1200 шал/м* • ч • град.
Для обеспечения тесного контакта теплообменивающихся сред
аппарат загружается насадкой (кольца Рашига, черепица, кирпич
и др.). В этом случае, например для воздуха и сухих газов, к прини
мается от 9 до 15 ккал/м • ч • град (считая на поверхность насадки),
На сооружение конденсаторов и холодильников смешения требуются
меньшие затраты металла, они дешевле, зато расход воды в них
очень большой и, кроме того, эти аппараты опаснее в пожарном отно
шении. При использовании таких аппаратов охлаждающая вода
не должна содержать следов темных нефтепродуктов во избежание
порчи охлаяедаемой продукции. Пример расчета аппаратов смешег
ния приводится ниже (глава тринадцатая).
Из уравнений (4. 26) и (4. 28) следует, что
9. Определение
количество передаваемого тепла пропорцио
средней разности
нально разности температур (температурному
температур
напору); эта величина как бы обусловливает
интенсивность передачи тепла и может быть
названа поэтому движущей силой процесса. Как указывалось выше,
для тепловых расчетов обычно применяется уравнение (4. 28), где
температурный напор фигурирует в виде средней разности темпера
тур (Д£ р) жидкостей, участвующих в теплообмене. Средняя разность
4

2

2

4

9

2

2

С

5 Заказ 1705.

65'

температур, входящая в уравнение (4. 28), определяется
тивотока и прямотока по формуле
At =

°~ '*

Ы

ev

для про

,

А

(4.33

где А^б — наибольшая разность температур между средами на кон
цах аппарата в°*С;
Д £ — наименьшая разность температур там же в° С.
м

Если отношение большего температурного напора Д^б к мень
шему не превышает 2, т. е. ~дг

ср

<< 2, то с

достаточной

точностью

может быть вычислено по формуле
д

,

с

п

=

Д^+А*м

;

(

4

#

3

4

)

т. е. средняя разность температур в аппарате равна среднеарифмети
ческой.
Необходимо отметить, что из уравнения (4. 33) следует: если
At о = 0 или Д £ = 0, то и Д^ср = 0, т. е. теплообмен отсутствует.
Формулы (4. 33) и (4. 34) применяются при условии, что в теплообмен
ном аппарате остаются постоянными по всей поверхности: 1) значение
коэффициента теплопередачи /с; 2) произведение весового расхода
на теплоемкость Gc для каждой из сред (рабочих жидкостей).
Если в одном и том же аппарате проводятся последовательно
два различных процесса, например нагрев и испарение, или охлажде
ние перегретого пара, а затем его конденсация, то расчет Д £ р сле
дует проводить отдельно по зонам.
На рис. 4. 11 приведен график определения Д £ р , составленный
по формуле (4. 33).
Рассмотрим отдельные примеры вычисления средней разности
температур.
м

С

С

Пример 4. 6. Имеем следующую схему теплообмена (противоток):
h

=

270° С °

h

=

1 5 0

Г

о

С

р я ч а я

Ж И Д К 0 С Т Ь

>

h

холодная жидкость

= 110° С
=

Д*б = 120°С

?

(

)

о

Q

Д*м==40°С

Согласно приведенной схеме наибольшая разность температур будет при
входе горячей жидкости и выходе холодной Д ^ = 120° С и наименьшая раз
ность температур при входе холодной жидкости и выходе горячей Дг = 40° С.
По графику рис. 4. И находим для Д*о = 120° С и Д / = 40° С Д* р = 73° С.
Пример 4. 7. Определить среднюю разность температур для керосинового
холодильника со следующей схемой потоков, обменивающихся теплом;
м

м

^ = 120° С
i

4 =

4

0°C

д г = 80°с
б

С

г = 70°С
2

—

—

i = 20°C
3

дг =50°С
м

67

Так как

= |^= 1,6, т. е. менее 2, то по формуле (4.34) получаем
A*

c

p

=W>=65°C.

Если же применить формулу (4. 33) или график рис. 4. И , то получим
Д*ср = 64° С, что мало отличается от температуры 65° С, полученной по фор
муле

(4.

34).

В аппаратах со смешанным током и более сложной схемой тепло
обмена формулы для определения А t получаются более сложными.
Обычно для таких схем принято сначала определять Д £ по формуле
(4. 33) как для чисто противоточных аппаратов, а затем вносить
поправку, учитывающую долю противоточности. Так, для схемы
теплообмена
c p

ср

,

1

,

4

=

=

=

=

3

0

1

0

2

о

Q

горячая ж и д к о м

с

0

C

^

^

Q

холодная жидкость

т. е. для полного противотока, имеем Д £ р = 154° G.
При подсчетах, проведенных для смешанного тока в аппарате
с одним ходом в межтрубном пространстве и двумя ходами в трубном
(при тех же температурах потоков), величина A t
оказалась равной
136° С. Для смешанного тока в аппарате с двумя ходами в межтруб
ном пространстве и четырьмя ходами в трубном Д^ р = 149°С.
Из приведенного примера видно, что Д £ р при чистом противо
токе — величина максимальная.
Учитывая, что на установках мы фактически оперируем не
с единичными теплообменниками, а с группами их (6, 8, 10 и более),
можно, например, группу в шесть теплообменников типа «Бакинский
рабочий» с одним ходом в межтрубиом и двумя ходами в трубном
пространстве рассматривать технологически как один аппарат с
шестью ходами в межтрубном и двенадцатью ходами в трубном про
странстве, для которого без большой погрешности мояшо вычи
слять Д^ср по формуле (4. 33).

^
Многие
процессы переработки нефти
li). П о н я т и е о о
р
д
выделением или по
экзотермическом
глощением тепловой энергии,
и эндотермическом
результате химической реакции
процессах
происходит выделение тепла, реакция назы
вается экзотермической. Реакция, при которой тепловая энергия
поглощается, называется эндотермической.
В практике нефтепереработки реакция крекинга углеводородов
в определенных пределах является эндотермической. Реакции поли
С

1

cp

С

л

С

Л

и

г а з а

Е

с

С

д

и

0

П

0

В

0

Ж

а

ю

т

с

я

в

1 Пример и результаты подсчетов заимствованы из книги Г. Г. Рабиновича
и С. В. Адельсон «Процессы и аппараты в нефтеперерабатывающей промышлен
ности». Гостоптехиздат, 1949.
68

меризации и алкилирования в процессах получения полимербензина, алкилбензина и алкилбензола являются экзотермическими.
Если не принять мер по отводу тепла при экзотермических процессах
или подводу тепла при эндотермических процессах, т. е. осуществле
нию соответствующей передачи тепла, то это может привести к нару
шению технологии производства. Необходимо также предусмотреть
соответствующие устройства для непрерывного отвода тепла, выде
ляющегося при разогреве деталей вследствие трения в различных
узлах оборудования установок.

ГЛАВА 5

тта

нагрев исходного сырья, реагентов, катализаторов и других
веществ, используемых в процессах
переработки нефти и газа, расходуТЕПЛООБМЕННЫХ
ются значительные количества жидАППАРАТОВ
кого или
газообразного топлива.
В то же время готовую продукцию
и полуфабрикаты необходимо охлаждать для безопасного транспорта
и хранения. Затраты топлива и охлаждающей воды могут быть
значительно уменьшены, вели рационально использовать тепло от
ходящих горячих потоков для нагрева исходного сырья или реаген.тов, при этом одновременно будут и охлаждаться горячие потоки.
Правильный подбор условий и схем теплообмена позволит снизить
затраты топлива, охлаждающей воды и уменьшить расход металла
на сооружение холодильников.
Ниже приведены примерные данные о расходе топлива на некото
рые процессы переработки нефтяного сырья.
РЕГЕНЕРАЦИЯ ТЕПЛАИ "PAf4FT

Расход топ
лива, % вес.
на сырье

Процесс

Прямая перегонка
Прямая перегонка нефти в сочетании
с масляным производством
Термический крекинг
Производство масел из парафинистого
сырья
. . . .
Пиролиз жидких нефтепродуктов
. . . .
Каталитический крекинг
Каталитический риформипг
1

1

Общий расход топлива
с учетом применяемого
водяного пара, % вес.
на сырье

1,5-2,3

* 2,8-3,2

3,0-3,5
5-6

5-6
8,9т-9,5

5-6
10-12,4
1,5-2,5
4,5

15-16
'20-24
4-5
5,5

Без учета сжигаемого в регенераторе кокса.

Влияние использования тепла отходящих горячих продуктов
на расход топлива показано на графике рис. 5 . 1 , составленном по
данным о работе ряда нефтеперерабатывающих установок. Если
тепло сгорания топлива принять за 1 0 0 % , то, например, на одной
70

из нефтеперерабатывающих установок оно расходуется на покрытие
следующих потерь тепла (в % ) :
с охлаждающей отработанной водой
. . . . '
излучением от стенок аппаратов и трубопроводов в окру
жающую атмосферу
с отходящими дымовыми газами
с отходящими нефтепродуктами
Итого

25,5
20,0
8,0
100,0

3,00

70

2,80

60

•2,60

50

^)
<^ 2^0
с:

46,5

Ь0

^

со

• 1
зо <ё

2,20

\20

§ 2,00
с?

10

180

/

2

-

3

^

4

Номера устанобоп

Рис. 5. 1. Расход топлива на установке
в сопоставлении с использованием тепла
отходящих продуктов.
v

1 — использование тепла отходящие продуктов
в % к фактическому расходу топлива;
2—фак
тический расход топлива в % вес.

Опыт показывает, что правильный выбор схемы теплообмена
позволяет не только уменьшить затраты топлива и охлаждающей
воды на получение готовой продукции, но и резко повысить произ
водительность установки при небольших материальных затратах.
Для расчета поверхностных теплообмен
, Тепловой расчет
ных аппаратов составляют тепловой баланс,
поверхностных
т. е. определяют количество тепла Q , выде
теплообмеиных
ляемое охлаждающимся потоком, и (? > н е 
аппаратов
принимаемое нагреваемым потоком.
Количество тепла Q . отдаваемое, в теплообменниках охлажда
ющимся (горячим) потоком, определяется по формуле
1

2

X

или
< ? i = G i ( 9 * ? — $ ) ккал/ч,

(5.1)

где
Gi — масса охлаждающегося потока в кг/ч\
Qt и
— теплосодержание охлаждающегося потока при начальной
температуре t и конечной £ в ккал/кг:
x

x

2

71

Количество тепла (? , воспринимаемое,в теплообменниках нагре
ваемым (холодным) потоком, определяется по формуле
2

# 2 = G

2

—£ 9*з>
2

или
<? = С ( ? £
2

q? ) ккал/ч,

(5. 2)

3

а

где
G — масса нагреваемого потока в кг/ч;
qtl и $ з — теплосодержание нагреваемого потока при начальной тем
пературе t и конечной £ в ккал/кг.
Если бы в теплообменных/аппаратах отсутствовали потери тепла,
то все количество тепла Q воспринял бы нагреваемый поток, т. е.
было бы справедливо равенство Q =
Q  В действительности из
бежать потери тепла в окружающую среду даже при наличии хорошей
тепловой изоляции не удается. Поэтому количество тепла Q , воспри
нимаемое нагреваемым потоком, несколько меньше Q и выражается
формулой
2

s

4

x

lf

2

2

x

<? = % ^ i ,

(53)

2

где г ) — к. п. д. теплообменников, определяемый опытным путем.
К. п. д. теплообменников колеблется в пределах 0,92—0,98;
при расчетах обычно принимают г ] = 0,95.
Уравнение (5. 3) выражает тепловой баланс и может быть пред
ставлено в следующем виде:
т

т

^ = G ( ^  ? S ) n  = G (gSgS).
1

.

8

(54)

Из уравнения (5.4) видно, что для расчета тепловой нагрузки
теплообменного аппарата необходимо знать количество продуктов,
протекающих через теплообменник, и их температуру. Зная тепловую
нагрузку теплообменного аппарата (? , рассчитывают поверхность
теплообмена F по уравнению (4. 28):
2

F =  2 

:

где Q — тепловая нагрузка теплообменного аппарата в ккал/ч;
к — коэффициент теплопередачи в шал/м • ч • град;
А^ср — средняя разность температур теплообменивающихся потоков
в °С.
Для определения коэффициента теплопередачи к необходимо
предварительно определить по уравнениям (4. 23), (4. 24) или (4. 25)
коэффициенты теплоотдачи a i и а«, характеризующие эффективность
передачи тепла от горячей жидкости к холодной. Подставив значения
ai и а
в уравнение (4. 27), определяют коэффициент теплопе
редачи к.
Как отмечалось выше, при решении задач по расчету теплопере
дачи в теплообменных и других аппаратах коэффициент теплопере
дачи к обычно подбирают из практических данных, учитывая основ
2

2

72

н ы е факторы, от которых о н зависит. Ниже в примерах коэффициент
теплопередачи к заимствован из практических данных о работе
аналогичных теплообменных аппаратов ( с м . табл. 5. 1 и  5 . 2).
Среднюю разность температур теплообменивающихся потоков
Д £ р определяют по уравнению (4. 33) или (4. 34). Более удобно Д £ р
найти по графику рис. 4. 1 1 . В обоих случаях предварительно н е 
обходимо определить наибольшую и наименьшую разность темпе
ратур Д^ и A t .
Зная величину коэффициента теплопередачи к для данных пото
ков и их среднюю разность температур, по уравнению (4. 28) получим
искомую поверхность теплообмена F.
С

С

M

б

Пример 5. 1. Керосиновый дистиллят в количестве Gi = 30 000 кг/ч отно
сительной плотностью Q|° = 0,850 охлаждается в теплообменных аппаратах
от температуры / i = 210°C до t% = 70° С,' нагревая нефть ( £ = 50 000 кг/ч,
Q|° = 0,910) от температуры ts = 20° С до температуры * = 113° С. Опреде
лить необходимую поверхность теплообменных аппаратов.
Р е ш е н и е , а) Определим теплосодержание потоков по табл. I и I I (см.
приложение) для указанных температур:
2

4

д ^ = д ^ = 102,491,082 = 110,9 ккал/кг,
0

q™ =
t

q

ж

д

п

2

= 30,26 • 1,082 = 32,8 ккал/кг,

70
^

h

^20

qf^q
1

=

=

8

'

2

* ^

2

Ш

=

8

'

6

К

К

а

Л

/ ™ *

= 50,70 • 1,046 = 53,1 ккал/кг.

m

4

113

б) Количество тепла Q , выделяемое керосиновым дистиллятом в теплообмен
ных аппаратах, находим по формуле (5. 1):
x

Q = G (q™ — д™) = 30 000 (110,9  32,8) = 2 342 000 ккал/ч.
±

в) Количество тепла Q , воспринимаемое в теплообменных аппаратах нагрева
емой нефтью, определяем по формуле (5. 2) или (5. 3):
2

0 = G (q™ — f^ == 50 000 (53,1 — 8,6) = 2 225 000 ккал/ч;
о

q

2

Q = % Qi = 0,95 . 2 342 000 = 2 225 000 ккал/ч.
2

г) Необходимую поверхность теплообмена определим по формуле (4. 28)
к Д^ср
Величину коэффициента теплопередачи к примем из практических дан
ных по материалам обследования аналогичных теплообменных аппаратов
(см. табл. 5. 1) равной 100 ккал/м * ч  град.
J д) Для расчета средней разности температур потоков, обменивающихся
теплом, определим наибольшую и наименьшую разность температур, исходя
из известной схемы теплообмена:
ч

2

h

=

2

1

(

)

0

с

керосиновый дистиллят

^ 1 1 3 ° С <~
А*б = 97°С

^

,

^

=

?

( ) о

Q

^ 2 0 °С
^ Л^м==50°С
73

Средняя логарифмическая разность температур по уравнению (4. 33) составит

То же значение А £

получим по графику рис. 4. 11. .

ср

Теперь нам известны все величины, необходимые для определения искомой
поверхности теплообменных аппаратов:
1) тепловая нагрузка Qt = 2 225 ООО ккал/ч;
2) коэффициент теплопередачи к = 100 ккал/м • ч • гряд;
3) средняя разность температур Д£ ' = 71° С.
2

ср

Необходимая поверхность теплообменных

аппаратов по формуле

(4,28)

/7
<?2
2 225 000
Проверим правильность полученной размерности:
р__

Q

_

/г А^ср

]
[ККАЛ/Ч

[к
? гал/ж • ч • град] [град]
2

Проведя сокращение приведенной дроби, получим для F размерность м .
Таким образом, расчет показал, что для нагрева нефти теплом керосинового
дистиллята в нашем случае необходимая поверхность теплообмена F = 314 ж .
По нормали нефтянойпромышленности И 45850 подбираем три теплообмен
ника поверхностью F = 100 м каждый, которые и обеспечат требуемый тепло
обмен.
2

2

2

При необходимости наращивания мощ
ностей теплообменной аппаратуры на уста
новке можно руководствоваться следующими
соображениями,
^
напряженность поверхности
огневого нагрева в среднем равна 15 000—25 000 ккал/м • ч. Так
как стоимость 1 м поверхности теплообменников в 6—8 раз меньше,
чем 1 м поверхности печи, то экономически целесообразно экс
плуатировать теплообменники даже с тепловой напряженностью
порядка 2000 ккал/м • ч.
2. Достаточно выгодна регенерация тепла паров дистиллятов,
особенно конденсирующихся при сравнительно высоких температу
рах, так как при этом используется тепло частичной или полной
их конденсации с относительно высоким коэффициентом теплопере
дачи. Использовать это тепло мояшо только при наличии аппаратов,
изготовленных из материалов с высокой коррозионной стойкостью.
3. Вопрос об использовании тепла того или иного потока горячих
продуктов на установке решается в зависимости от запаса тепла
в потоке, т. е. от количества продукта в потоке и его температуры.
4. Для регенерации тепла остатков, загрязненных коксообраз
иыми и минеральными веществами, рекомендуется применять тепло
обменники типа «труба в трубе», в которых благодаря большим
скоростям движения в трубном и межтрубном пространствах почти
не происходит отложения грязи.
9

и

. примерные
расчеты по
интенсификации
процесса теплообмена

Т

е

п

л

о

в

а

я

1

2

2

2

2

* Тепловой напряженностью поверхности нагрева называется количество
тепла, поглощенного одним квадратным метром поверхности труб в час.
74

Исходя из этих соображений, перейдем к расчетам, когда предста
вляется целесообразным интенсифицировать регенерацию тепла на
установке.
Пример 5. 2. На установке каталитического крекинга сырье — вакуумный
дистиллят (отгон) — нагревается в теплообменниках за счет тепла каталитиче
ского газойля по схеме
^

* i = 280°C

каталитический газойль

ААСГ,^

* == 118° С
4

а

Л

Л

> ^2=170° С
сырье—вакуумный отгон
t = 80° С

Л Л

Л

3

Плотность сырья
= 0,860; количество сырья G ' = 50 000 кг/ч; относи
тельная плотность каталитического газойля Q*° = 0,880; количество каталити
ческого газойля Gi = 15 000 кг/ч. На установке для этого используются тепло
обменники типа «труба в трубе» поверхностью F = 90 ж . После теплообменни
ков каталитический газойль направляется в холодильники для охлаждения
от 170 до 80° С. Целесообразно рассмотреть вопрос улучшения использования
тепла каталитического газойля, отходящего с установки, и определить:
1) температуру нагрева сырья, если каталитический газойль охладить
в теплообменниках до h = 100° С;
2) необходимую поверхность теплообменных аппаратов для этого случая;
3) годовую экономию топлива за счет увеличения температуры предвари
тельного нагрева сырья.
Р е ш е н и е , а) Количество тепла
отдаваемое каталитическим газойлем
в теплообменных аппаратах при охлаждении от 280 до 100° С, определим по фор
муле (5. 1)
2

2

Найдем при помощи табл. I и I I (см. приложение) теплосодержание катали
тического газойля при температурах ti = 280° G и t = 100° С. Поправка
на плотность каталитического газойля a = 1,064.
2

g « = 144,59 • 1,064= 153,80 ккал/кг;
o

g « = 44,35- 1,064 = 47,20 ккал/кг;
o

<9 = с
1

(q™--q™)
1 \ 280

= 15 000 (153,80-47,20) = 1 599 000 ккал/ч.

100/

Количество тепла ( ? 2 , воспринимаемое вакуумным отгоном, находим по
формуле (5. 3); к. п. д. теплообменных аппаратов примем ц = 0,95.
<?2 = % <?i = 0,95 • 1 599 000 — 1 519 000 ккал/ч.
По формуле (5. 2)
т

Из этого равенства определим теплосодержание вакуумного отгона на вы
ходе из теплообменных аппаратов, а затем и искомую температуру нагрева ва
куумного отгона.
По табл. I и I I теплосодержание вакуумного отгона при температуре
h~S0°C
^ = 34,83 ккал/кг. Поправка на плотность при Q*° = 0,860 а = 1,076,
тогда
q™ = i™ а = 34,83 • 1,076 = 37,50 ккал/кг.
• Подставим известные величины в формулу (5. 2). и, преобразуя равенство,
найдем
ж

*** =

<? ~<V*3
1 519 000 + 50 000-37,50
G
=
5ГббО
=
2

2

Л Л
6 7

'

9 0

Ш

а

л

/

К

г

'
75

Зная поправку на плотность вакуумного отгона а = 1,076, найдем
= 63,10 ккал/кг.

.

Этому значению
соответствует температура t± = 138° С.
Таким образом, при охлаждении газойля от 280 до 100° С вакуумный отгон
нагревается от 80 до 138° С.
б) Определим необходимую поверхность и количество теплообменных ап
паратов.
Схема теплообмена
t = 280° С катаяитический газойль^
°C
x

u

* = 138°С*

™УУ«

4

н ы й

°™°

Д* =142°С

=

iQ0

, ^
з

8

0

о

С

Дг = 20°С

б

м

Зная разность температур между потоками в начале и в конце теплообмена,
определим по графику рис. 4. И среднюю разность температур Д / = 63° С.
Необходимая поверхность теплообмена определится из формулы (4. 28)
с р

п
F =

к Мр
с

В этой формуле нам известны две величины — тепловая нагрузка тепло
обменников Q = 1 519 000 ккал/ч и средняя разность'температур Д £ = 63° С.
Значение коэффициента теплопередачи к для наших теплообменников найдем
из практических данных о работе аналогичных теплообменников (табл. 5. 1
в конце главы). Для нашего случая примем к = 200 ккал/м • ч • град. Тогда
ср

2

kAt

cv

1 519 000
20063

'

'Как показал расчет, для охлаждения каталитического газойля от 280 до
100° С и нагрева исходного сырья — вакуумного отгона — от 80 до 138° С об
щая поверхность теплообмена должна составлять 120 м , т. е. дополнительно
120—90 = 30 м .
По нормали Н 38250 теплообменники типа «труба в трубе» ТТ7 выпус
каются промышленностью с поверхностью теплообмена F = 45 м .
Следовательно, для рассчитанной схемы теплообмена необходимо устано
вить дополнительно один теплообменник.
в) Определим, какое количество топлива может быть сэкономлено при по
вышении температуры подогрева вакуумного отгона от 118 до 138° С, т. е. на
20° С.
2

2

2

Теплосодержание вакуумного отгона при 180 и 138° С:
= 53,2. 1,076 = 57,00 ккал/кг;
118

qf

= 6 3 , 1 0  1,076 = 67,90 ккал/кг.

138

Увеличение количества тепла, сообщаемого вакуумному отгону с повыше
нием температуры предварительного подогрева на 20° С, составит
AQ = G (q™  q™ ) = 50 000 (67,90  57,00) = 545 000 ккал/ч.
2

8

s

Зная, что к. п. д. печи на установке г) = 0,7 и рабочая теплота сгорания
топлива (топочного мазута) <? = 10 000 ккал/кг, определим экономию топлива.
Следует отметить, что одновременно с экономией топлива возрастут затраты
на сооружение теплообменного аппарата, поэтому целесообразность мероприятия
следует подкрепить экономическим расчетом, что будет показано ниже в примере
5. 3.
п

р

76

Формула расчета расхода топлива и ее объяснение приводятся в главе шестой.
Обычно экономия подсчитывается в годовом разрезе
В = 330 24
:

1Q

5

QQ

Q

QQ

Q

7

= 618 ООО кгIгод, или 618 т/год,

где 330 — число рабочих дней установки в году;
24 — число часов в сутках.
Пример 5. 3. В теплообменниках типа «труба в трубе» с поверхностью тепло
обмена F = 700 м нагревается нефть теплом горячего мазута, отходящего
с установки.
Схема теплообмена следующая:
2

*. = 1 6 5 « С   ^ * , = 85»С
Н

Количество мазута Gx = 90 000 кг/ч, его плотность pj? ° = 0,915; количество
нефти £ = . 200 000 кг/ч, ее плотность Q|° = 0,885.
Определить: 1) температуру, до которой охладится мазут, если довести на
грев нефти до t = 180° С;
2) дополнительную поверхность теплообмена;
3) годовую экономию от внедрения этого мероприятия.
Р е ш е н и е . 1) Количество тепла, воспринимаемого нефтью при нагреве
от tз = 85° С до и = 180° С, определим по уравнению (5. 2)
2

4

V

2

2 \*180

*8W

Удельное теплосодержание нефти при указанных температурах:
^

= 85,66 • 1,061 = 90,88 ккал/кг;

о

q™ = 37,11 • 1,061 = 39,37 ккал/кг.
Тогда
Q = Л (q™ —q™)= 200 000 (90,88  39,37) = 10 302 000 ккал/ч.
2

2 \ 180

8о/

Согласно уравнению (5. 3)

Принимая т| = 0,95, найдем количество тепла, выделяемого охлаждаю
щимся мазутом:
<?
10 302 000
„
(?! = — = —  —  — = 10 850 000 ккал ч.
т]
0,95
т

2

Л О С Л П Л Л

т

Из уравнения (5. 1)
откуда
G
ж„

п

qfQ
1**1

М

Теплосодержание мазута при ^ = 315° С
g « = 167,13 1,043 = 174,50 ккал/кг,
5

тогда
ж

fl*

B

90 0 0 0  1 7 4 , 5  1 0 850 000
90000

•
5 4 , 0

к к а л / к г


77

Так как поправка на плотность мазута а =1,043,, то

^ тщ^
=

51,70

к к а л , п г

'

По табл. I этому теплосодержанию соответствует температура t =
Таким образом, конечные условия теплообмена будут следующими:
2

^ = 315° С  ™ 
* = 1 » о с  5 ^
4

А^б=135°С

ll5°G.

* = 115°С
г = 85° С
2

3

д г = зо°с
м

2) Определяем дополнительную поверхность нагрева.
Количество тепла, воспринимаемого холодной нефтью:
<? = Ю 302 ООО ккал/ч.
2

*

Коэффициент теплопередачи по табл. 5.2 к = 152 ккал/м • ч • град. Сред
няя разность температур по графику рис. 4. И для новых условий теплообмена
А * = 70° С.
'
^   ^ ^ 1 ^ 0 2 0 0 0
kkt
15270

2

СР

З

cp

Ю

М

Дополнительная поверхность нагрева 970—700 = 270 м .
По нормали Н 38250 принимаем шесть теплообменников типа «труба
в трубе» с поверхностью теплообмена F — 45 м каждый.
3) Годовая экономия от внедрения этого мероприятия складывается из
стоимости сэкономленного топлива и стоимости электроэнергии на подачу охла
ждающей воды в мазутные холодильники; при этом затраты на приобретение,
монтаж и обвязку дополнительных шести теплообменников следует вычесть из
суммы полученной экономии.
Увеличение количества тепла, сообщаемого нефти с повышением темпе
ратуры предварительного нагрева на 15° С, составит
2

2

Л<? = G (я™ ~ ? * ) = 200 000 (90,8882,31) = 1 716 000 ккал/ч.
2

0

5

По известной методике (см. главу шестую) экономия топлива составит
В = 330• 24 / Q Q Q Q ^  1 950000кг/год, или 1950 т/год.
0

При стоимости топочного мазута 8 р. 50 к. за тонну экономия в денежном
выражении составит
1950 • 8,5 = 16 575 руб.
Так как по новым условиям мазут охлаждается в теплообменниках до 115° С,
то расчет экономии охлаждающей воды проведем в перепаде температур от 152 до
115° С. Количество тепла, отнимаемого в холодильнике охлаждающей водой,
при этом соответственно уменьшится на величину
AQ = £ (qf

_ qf)

1 \ 152

= 90 000 (73,80  54,00) = 1 780 000 ккал/ч.

115/

Экономия составит
g=

1780 000
4Q_20

.
000 кг/ч, или 89 м /ч, т. е. за год

О Л Л А А

О П

3

89 X 24 X 330 = 705 000 м /год.
3

В расчете принимаем, что охлаждающая вода нагревается от 20 до 40° С.
78

В качестве привода центробежного насоса производительностью V —
= 2000 м /ч установлен электродвигатель мощностью N = 270 кет, тогда
число часов работы электродвигателя составит
3

705 000 : 2000 = 353 ч.
Израсходованная мощность будет равна
353 . 270 = 95 500 кет.
При стоимости электроэнергии 0,007 руб. за 1 кет экономия составит
95 500 . 0,007 = 669 руб.

/

/6° С

*7
Рис. 5. 2. К примеру 5. 4.
I — нефть; II — циркуляционное орошение; III — машинный дистиллят;
IV' — гудрон; > V — избыток солярового дистиллята в емкость; VI — с о л я 
ровый дистиллят на орошение колонны; VII — пары солярового дистиллята
и воды.

Затраты на приобретение, монтаж и обвязку шести теплообменников прибли
зительно равны И 000 руб.
Годовая экономия составит
16 575 руб. + 669 руб. — И 000 руб. = 6244 руб.
Пример 5. 4. При обследовании работы пародистиллятыого теплообменника
других теплообменников АВТ определены следующие показатели: температур
ный режим — указан на схеме рис. 5. 2; количество нефти, подогревающейся
в теплообменниках, 6? = 60 000 кг/ч, плотность ее pj° = 0,875; поверхность
нагрева пародистиллятного теплообменника F = 320 м .
1. Определить коэффициент теплопередачи и напряженность поверхности
нагрева пародистиллятного теплообменника.
2. Предложить более рациональную схему включения пародистиллятного
теплообменника установки и определить ожидаемый эффект от реализации дан
ного мероприятия.
Р е ш е н и е , а) Определим количество тепла, воспринимаемого нефтью
в пародистиллятпом теплообменнике. Поправка на плотность нефти а = 1,067.
-Теплосодержание нефти при 86 и 158° С:
11

2

2

= 37,58 • 1,067 = 40,10 ккал/кг;
g « = 73,79- 1,067 = 78,90 ккал/кг.
g

79

Тепловая нагрузка теплообменника
^2

=

i [ i\~ m)

G

q

q

0

==160

0

0

(

7 8

'

9 0

~

4 0

»

1 0

) ^

2

3 3 0 0 0 0

1*

ккал

ч

б) Определим среднюю разность температур:
парожидкостная смесь
235° С

соляровый дистиллят + водяные пары

86° С

Д^ = 77°С

А^б = 102° С

М

Нефть
16 °С

По рис. 4. И находим А * = 89° С.
в) Фактический коэффициент теплопередачи тепло
обменника
ср

к =

2 330 ООО
— 82 ккал/м • ч • град.
320 • 89
2

F A t cp
(

50°С

188° С

нефть

158° С * ~

г) Напряженность
менника

поверхности

нагрева теплооб

2 330 ООО
= 7290 ккал/м*.ч.
320
Перейдем к решению второго вопроса.
Из рис. 5. 2 видно, что пародистиллятный теплооб
менник с меньшим температурным перепадом горячего
потока включен после гудронных теплообменников.
Если по действующей схеме теплообмена определить (по
рис. 4. И ) среднюю разность температур в гудронных
и пародистиллятном теплообменниках, то получим, что
средняя разность температур для первых А £ =
= 234° С, для второго А г = 89° С. Но известно, что
чем выше средняя разность температур, тем эффектив
15д°С
нее условия теплообмена. В нашем случае целесообраз
нее переключить пародистиллятный теплообменник
так, как это показано на рис. 5. 3.
Хотя по новой схеме несколько снизилась темпе
ратура нефти на входе в пародистиллятный теплооб
Нефть менник, но средняя разность температур холодной
и гррячей сред увеличилась, что обеспечит больший съем
тепла в пародистиллятном теплообменнике. Попытаемся
определить эту эффективность путем ориентировочных
Рис. 5. 3. К примеру
расчетов. Будем считать, что с перегруппировкой те
5. 4.
плообменников согласно рис. 5. 3 удастся несколько
увеличить нагрузку пародистиллятного теплообмен
ника до <? = 2 770 000 ккал/ч. Определим температуру нефти на выходе
из пародистиллятного теплообменника. Теплосодержание нефти при 50° С
с р

с р

2

q™ = 21,16 • 1,067 = 22,55 ккал/кг. .
50

Теплосодержание нефти на выходе из теплообменника
qf = 22,55 +

2 770 000
= 68,70 ккал/кг,.
6000

Табличное теплосодержание
,ж ^
80

68,70
= 64,40 ккал/кг.
1,067

Этому теплосодержанию по табл. I (см. приложение) соответствует темпера
тура 140° С. Следовательно, нефть в пародистиллятном теплообменнике на
греется от 50 до 140° С.
Для упрощения расчета примем, что температурный режим в межтрубном
пространстве пародистиллятпого теплообменника останется неизменным, тогда
увеличение тепловой нагрузки пародистиллятного теплообменника*будет обеспе
чено за счет увеличения доли конденсации паров солярового дистиллята.
Схема теплообмена будет следующей:
/

парожидкая смесь
о

2оо С

соляровый дистиллят + водяные пары

~

188° С

>

140* С

50° С

Д* = 95°С

Д*б=138°С

М

По рис. 4. И Д г = 116° С против первоначальной Д£ р = 89° С. Темпе
ратура нагрева нефти в пародистиллятном теплообменнике уменьшилась на 158—
— 140 = 18° С, поэтому не следует ожидать значительного ухудшения режима
движения нефти в трубном пространстве, т. е. уменьшения частного коэффициента
передачи тепла со стороны холодной жидкости (нефти). В то же время увеличе
ние доли конденсирующихся паров солярового дистиллята должно несколько
увеличить частный коэффициент передачи тепла со стороны горячей жидкости.
Таким образом, не следует ожидать значительного снижения коэффициента
теплопередачи в предложенной схеме теплообмена. Проверим коэффициент
•теплопередачи аппарата по намеченной схеме:
с р

,
*

С

?
<
Т ^ =

2 770000
згоТЩ^

2

=

.
**м/»*'*-'Рад.
2

7 4 , 5

Как следует из расчета, коэффициент теплопередачи получился не намного
ниже, следовательно, новая схема теплообмена может быть принята, при этом
эффективность работы аппарата повысится на следующую величину:
2 770 0 0 0  2 330000
2333000
~

1 0 0



Ш

%

•

Если по известной уже нам методике пересчитать следующие по ходу нефти
теплообменники (машинный дистиллят и. гудрон), то мы получим, что ожидаемая
конечная температура предварительного нагрева нефти по этой схеме будет
равна 172° С вместо 158° С по действующей схеме, т. е. повысится на 14° С.
Усиление регенерации тепла с целью повышения температуры сырья перед
вводом в трубчатую.печь хотя и снижает расход топлива, но вызывает повышение
температуры уходящих из трубчатой печи дымовых газов. Для снижения их тем
пературы, т. е. для утилизации их тепла, необходимо увеличить поверхность
воздухоподогревателя, если установка была им оборудована. Целесообразность
сооружения нового воздухоподогревателя или увеличения поверхности ранее
установленного воздухоподогревателя нужно проверить техникоэкономическим
расчетом.
Определим ожидаемую экономию топлива при проведении этого меро
приятия. Количество дополнительного тепла, полученного нефтью за счет
повышения температуры предварительного нагрева на 14° С:
Д<? = 60 000 (qf

12



qf )

= 60 000 (86,6078,90) = 461 000 ккал/ч.

b8

Имея в виду, что к. п. д. печи на установке г ] = 0,75 и рабочая теплота
сгорания топочного мазута <? = 10 000 ккал/кг, нетрудно определить годовую
экономию топлива:
п

р

5 = 33024
6

Заказ 1 7 0 5 .

A
i0

QQ ° Q
0

0

15

 4 8 6 000 кг/год, или 486 т/год.
81

Пример 5. 5. Количество циркулирующего катализатора на установке
каталитического крекинга в кипящем слое Сц = 600 ООО кг/ч, температура его
в регенераторе ti = 615° С.
Определить количество насыщенного водяного пара, подаваемого в паро
перегреватель, установленный в кипящем слое, для охлаждения катализатора
до Н = 595°"С, если параметры пара следующие: влажность ( 1  х ) 1 0 0 = 5%,
температура на входе t = 180° С, давление р = 10 am, температура перегрева
пара t\ = 400° С. Найти также требуемую поверхность пароперегревателя.
Р е ш е н и е , а) Определим тепловую нагрузку пароперегревателя по фо/р~
муле
3

Q =

*2),

<VK(*L -

где с — теплоемкость катализатора; принимается равной 0,2—0,25 ккал/кг»град,
тогда
Q = 600 000 • 0,25 (615595) = 3 000 000 ккал/ч. '
б) Количество насыщенного водяного пара z, подаваемого в змеевик, опре
делим из уравнения
Q = М (1  *) 1+ *в. п (h  У ] ,
'
(• >
к

5

где z
(1я)
I
с.
в

4

— количество насыщенного водяного пара в кг/ч;
— влажность насыщенного водяного пара в долях единицы;
— скрытая теплота испарения воды, равная 481 ккал/кг (при р = 10 am);
— теплоемкость
водяного пара; в среднем
принимается
с . п ^
0,5 ккал/кг • град.
Из уравнения (5. 4) имеем
Q
3 000 000
,
(1  х) I + с . (U  У
0,05 • 481 • 0,5 (400 180)
' '
п

в

0 0

в

/ Л Л
1

п

б) Поверхность пароперегревателя определяем по формуле
Р —

Q

к Д*

ср

где к — коэффициент теплопередачи; примем из практических данных к =
= 100 ккал/м • ч • град.
Среднюю разность температур определим по рис. 4. И , зная схему теплооб
мена
2

615° С катализатор ^
180° С водяной пар
л Д*б = 435°С

0

Q

4 ( Х ) 0

с

Д^м=195°С

П р и м е ч а н и е . Так как на рис. 4. И наибольшая разность температур
имеется до 360° С, а в нашем случае Д ^ = 435° С, необходимо наибольшую и
наименьшую разности температур уменьшить в 2 раза. При этом получим A t6=
= 218° С и A t = 88° С; для этих разностей по графику Дг = 150° С. Уве
личим этот результат в 2 раза, для нашего случая Д ^ = 435 С и A t = 195° С
получим Д £ = 300° С. Тогда необходимая поверхность теплообмена
M

ср

3

M

с р

F -

-

Q

3

0

0

0

0

0

0

-

100

м

*

~TA^>
юо.зоо ^Поверхность змеевика охлаждения и количество подаваемого пара можно
значительно уменьшить, если в змеевик дополнительно впрыскивать паровой
конденсат. Примем количество подаваемого конденсата g = 2000 кг/ч и его
температуру * i = 90° С. Количество тепла, отнимаемого от катализатора в реге
нераторе, выразится уравнением
1

f

0

0

у

(? = §[св (hh)
82

+ l+ c ,
B

п

(t t )]+z
A

3

[(1х)

1 + с.
в

п

(* *з)].
4

где С — теплоемкость воды в ккал/кг • град; обычно принимается равной
1 ккал/кг • град;
t<i ~ температура перегрева воды; в нашем случае при р — 10 am t = 180°С.
Из приведенного уравнения определим количество подаваемого в змеевик
насыщенного водяного пара
в

2

z

_ Q- g

[^В (*2 -

*l) +

* +
в

_
*"~

g . II ( l
B

4

- У ].

( 1 - я ) * + с . ( * 4 7-'з)
3 000 ООО-2000 [ 1 ( 1 8 0 - 9 0 ) + 481+0.5 ( 4 0 0 - 1 8 0 ) ] _ _ ,
:
- 0,05-481+0,5(400-180)
п

}

г

< О О Л Л
М

)

К г / Ч

'

При подаче парового копдёнсата условия теплопередачи улучшаются,
а коэффициент теплопередачи увеличивается до к = 200 ккал/м • ч • град.
Тогда необходимая поверхность
2

ft А^ср

200 • 300

°

*

Особое внимание следует уделить вопросу регенерации тепла
на установках каталитического крекинга.- Выжиг смолисто-коксо
вых отложений на поверхности катализатора создает огромные ре
сурсы дополнительного тепла. Тепло дымовых газов в настоящее
время используется для получения водяного пара высокого давления
путем установки на потоке дымовых газов котлов-утилизаторов.
Дымовые газы, отходящие из регенератора, содержат от 4,5 до 1 0 %
объемн. окиси углерода СО. Дополнительное сжигание СО в других
специальных котлах-утилизаторах позволит сэкономить большое
количество топлива на производство водяного пара и. уменьшить
отравление атмосферы угарным газом. Покажем это на примере.
Пример 5. 6. На установке каталитического крекинга расход сырья G =
= 50 000 кг/ч, выход кокса составляет 2,5%, или 1250 кг/ч. Количество образу
ющейся СО 5,0% объемн., или на 1 кг кокса g
= 0,58 кг. Определить экономию
топлива, если дожигать СО в СОг в специальных котлах-утилизаторах.
Р е ш е н и е . Количество тепла, выделившегося при сгорании 725 кг/ч СО
в котле-утилизаторе с. к. п. д. г\ = 0,7:
Q ^ 'ПкФр^со = О' •
• 725 = 1 230 000 ккал/ч, где Q = теплота сгора
ния окиси углерода; Q = 2420 ккал/кг.
Теплота сгорания топочного мазута Q = 10 000 ккал/кг, число рабочих
дней установки в году 330, количество сэкономленного топлива составит
G0

к

7

2 4 2 0

p

p

В = 330 - 24

1 9 4 0 ООО

= 974 000 кг/год, т. е. 974 т/год.

В нашем расчете были взяты минимальные выходы как СО, так
и кокса. В действительности, когда установки каталитического кре
кинга переходят на переработку более тяжелого сырья, выход кокса
составляет до 7—8% на сырье, а содержание СО в дымовых газах
Достигает 7—10%.
Эксплуатация большинства теплообменных аппаратов преследует
Цель наиболее полно использовать тепло горячих потоков, отводи
мых с установки. В то же время тепло горячих потоков, собственно,
получено в основном за счет сжигания топлива в печах. В зависимо
сти от рационально выбранной схемы теплообмена, а также соответ6*

83

ствующей утилизации тепла дымовых газов и других мероприятий,
расход топлива на установках может быть значительно уменьшен.
С целью оценки эффективности использования тепла на нефте
перерабатывающих установках представляет интерес рассмотреть
коэффициент регенерации тепла.
о У*
Несмотря на то, что в теплообменных
* /1
аппаратах регенерируется тепло горячих поо коэффициенте
\
^
токов, на установках имеют место большие
регенерации тепла на
р
п л а с горячими остатками, дистилустановке
лятами, отработанным водяным паром и во
дой, отводимой из холодильников. Увеличение степени регенерации
тепла позволяет снизить расход как прямого топлива, так и элек
троэнергии, затрачиваемой на подачу охлаждающей воды.
Для сравнительной оценки эффективности осуществляемых ме
роприятий по утилизации тепла горячих потоков рассмотрим коэф
фициент регенерации тепла, предложенный Е. А. Мышкиным :
Н

Я

Т

И

г

п о т е

И

г

т е

1

*
•

100 ( g - g i )
2

^

к ег =
Р

100,

(5.5)

где 100 ( д —. Qi) —количество регенерированного тепла при нагреве
сырья в теплообменниках от темжратуры h
до температуры U в ккал на i00 кг сырья;
Qp — рабочая теплота сгорания топлива в ккал/кг;
т ) — тепловой к. п. д. печи в долях единицы;
В — общий расход топлива на установке в %.
2

п

Пример 5. 7. Предварительный нагрев нефти, поступающей на установку
в количестве G = 100 000 кг/ч с температурой г = 20° С и относительной плот
ностью Q|° = 0,870, удалось повысить от 160 до 180° С.
Определить, как изменился коэффициент регенерации тепла, если расход
топлива в печи уменьшился до 1840 кг/ч против 2010,кг/ч первоначально. Расход
топлива на водяной пар, потребляемый установкой, 0,4% на сырье.
Р е ш е н и е . Определяем количество тепла, приобретаемого 100 кг нефти
в теплообменниках при пагреве от 20 до 160° С:
q™ = 74,85 • 1,070 = 80,10 ккал/кг;
qf = 8,22 • 1,070 = 8,79 ккал/кг;
Qt = 100 (80,10—8,79) = 7131 ккал на 100. кг.
Расход топлива в процентах от сырья составит (в печи)
н

0

Q

i S o

1

0

0

=

=

2

'

0

1

%

-

'

Тогда коэффициент регенерации по формуле (5. 5)
100(gi6o-g2o)

7131

где <?р = 10 000 ккал/ч; к. п. д. печи т ] == 0,7.
п

1 Е. А. М ы ш к и н. Регенерация отходящего тепла нефтеперегонных заво
дов. Гостоптехиздат, 1947.
84

£8

По этой же методике определим новый коэффициент регенерации тепла па
установке
Q = 100 (91,70—8,79) = 8291 ккал на 100 кг, где 91,7 — теплосодержание
нефти при * = 180° С.
1840
Расход топлива (в процентах от сырья):
^-100 = 1,84%, тогда коэф
фициент регенерации
8291
10 000• 0 J
к =
100-53%.
1,84+0,4
2

Таким образом,' при повышении температуры нагрева сырья в теплооб
менниках от 160 до 180° С коэффициент регенерации тепла увеличился от
42,2 до 53%, т. е. на 10,8%.

Наращивание мощностей теплообменной аппаратуры на установ
ках с целью увеличения коэффициента регенерации тепла связано
с материальными затратами на приобретение, монтаж и эксплуата
цию вновь устанавливаемого оборудования. Поэтому только техникоэкономический расчет может показать целесообразность того или
иного мероприятия по интенсификации регенерации тепла на уста
новке.
В заключение данной главы приводим заводские показатели ра
боты теплообменников, которые могут быть использованы для иодбора Практических коэффициентов теплопередачи, необходимых
при проведении расчетов теплообменных аппаратов с достаточной для
практики точностью (табл. 5. 1 и 5. 2).
Т А Б Л И Ц А 5. 2

Показатели работы пародистиллятных теплообменников
Потоки

Тип теплообменного
аппарата

Трубчатые
горизонталь
ные
То же

86

Скорость по
тока,
м/сек

PQ
§

О

о и

§м

И сб

Нефть
я а

(Я К

и
ft

§2

ио
ев

Пары ли
гроина
и воды

160-127

К2
39-89

Пары соля
рового ди
стиллята
и воды
То же
Пары бен
зина и
воды
Пары керо
сина и
воды

196-163

56—125

235-188
97-92

86-158
28-65

59
27,4

235-175

65-128

50,6

vo а

Трубчатые
вертикальные;
трубки
16X19 мм
То же

Температура потоков,
°С

03 я

0,97

9,00

200

116

ГЛАВА

6

[а нефтеперерабатывающих уста
8
новках трубчатая печь служит
^ тт а рррт>
основным аппаратом для высокотемШИЫзии НАИ'ЬЬ
пературного огневого нагрева сырья
1 . Данные к расчету
и его паров, а в некоторых процессах,
трубчатых печей
например для термического крекинга
и риформинга, часть печного змеевика
является реактором, в котором протекает процесс крекинга (рас
щепления) углеводородов нефтяного сырья.
Большинство современных трубчатых печей радиантно-конвекционного типа, т. е. печь имеет камеру радиации и камеру конвек
ции, разделенные перевальной стеной. Если на установке требуется
большая тепловая мощность отдельных участков печного змеевика
или различная теплонапряжениость, трубчатая печь может иметь
несколько камер радиации и камер конвекции.
При сжигании топлива в камере сгорания (камере радиации)
образуется факед, от температуры, размеров и формы которого за
висит теплоотдача, т. е. количество тепла, передаваемого нефтепро
дукту, движущемуся в трубах печи. В свою очередь температура,
размер и форма факела зависят от теплоты сгорания топлива, кон
струкции и расположения, форсунок, количества подаваемого в о з 
духа и его температуры.
В качестве топлива обычно используется топочный мазут (котель
ное топливо) или газ, подаваемые в топку печи посредством форсу
нок, установленных в камере радиации. С целью уменьшения коэф
фициента избытка воздуха форсунки в ряде печей усаанавливают
в карборундовых муфелях, которые катализируют процесс горения
и уменьшают длину факела. Для интенсивного и полного сгорания
жидкое топливо, вводимое в печь, должно быть подвергнуто однород
ному и тонкому распыливанию. Недостаточно тонкое распыливание
топлива ухудшает условия его горения, удлиняет факел и приводит
к химической неполноте сгорания топлива.
Воздух, необходимый для сгорания топлива, желательно подво
дить к устью форсунок для уменьшения длины факела и улучшения
Условий сгорания топлива. Газообразное топливо целесообразно
смешивать с воздухом непосредственно в форсунке (специальной
конструкции), что обеспечит полное сгорание топлива при незна
чительном избытке воздуха и небольшой длине факела.

Н

87

Большой избыток воздуха в топке облегчает горение топлива,
однако при чрезмерной подаче воздуха охлаждается и удлиняется
факел и более интенсивно окисляется металл труб, увеличиваются
потери тепла с отходящими дымовыми газами.
Недостаточная подача воздуха ведет к неполному сгоранию топ
лива, удлинению факела с образованием сажи и копоти в камере
радиации, что вызывает перерасход топлива. ^
Повышение температуры воздуха, подаваемого в топку, способ
ствует увеличению скорости горения и температуры факела при умень
шении длины последнего и вместе с тем обеспечивает экономию топ
лива. Коэффициент избытка воздуха а для трубчатых печей обычно
колеблется в пределах а = , 1 , 0 5 + 1 , 4 .
Факел представляет собой струю раскаленных газов со взвешен
ными в ней частичками сажи размером около 0,0003 мм, которые
и вызывают свечение факела. Факел имеет высокую температуру
(около 1000—1500° С) и излучает часть своего тепла на более хо
лодные поверхности труб и стены камеры радиации. Количество
лучистого тепла, переданного факелом, зависит не только от темпе
ратуры, но и от величины его поверхности. Поэтому увеличение числа
форсунок до определенного предела, допустимого: конструктивными
возможностями, .предпочтительно, хотя и затрудняет их эксплуата
цию.
Стены камеры также поглощают тепло, поэтому их температура
повышается и они в свою очередь сами излучают тепло на радиантные трубы.
Дымовые газы, состоящие из углекислого газа ( С 0 ) , водяного
пара ( Н 0 ) , сернистого ангидрида ( S 0 ) , азота ( N ) , кислорода ( 0 ) ,
имеют высокую температуру и также излучают тепло. Но если из
лучение трехатомных газов ( С 0 , НСХ> S 0 ) достаточно велико, то
излучение двухатомных газов ( N , 0 ) ничтожно. Поток дымовых га
зов по мере движения к перевальной стене вызывает циркуляцию
частиц газа у поверхности радиантных труб, и будучи более нагре
тым, чем радиантные трубы печи, отдает часть своего тепла и путем
принудительной конвекции.
Таким образом, радиантные трубы получают тепло радиацией от
светящегося факела, от раскаленной кладки печи, от трехатомных
газов, движущихся от факела к перевалу, а также за счет свободной
и принудительной конвекции дымовых газов.
Теплопередача в камере сгорания (радиации) в основном зависит
от температуры факела, вида топлива и способа его сжигания, вели
чины, поверхности радиантных труб и их расположения. Увеличение
поверхности радиантных труб способствует снижению температуры
дымовых газов на перевале, так как съем тепла в камере радиации
возрастает и при этом увеличивается тепловая напряженость ради
антных труб.
Величина тепловой напряженности поверхности нагрева в трубча
тых печах и подбор ее обусловлены стойкостью нагреваемого продукта
к разложению и коксованию. Выбор меньшей величины тепловой
2

2

2

2

2

2

S8

2

2

2

2

напряженности поверхности нагрева для передачи одного и того же
количества тепла приводит к увеличению размеров печи. Очевидно*
более целесообразно повышать температуру дымовых газов на перева
ле, с тем чтобы тепловая напряженность поверхности нагрева в камера
радиации была оптимальной, т. е. не происходило разложения и
коксования нагреваемого продукта. С этой целью степень экраниро
вания, т. е. отношения экранированной поверхности стен топки тру
бами ii общей поверхности стен камеры радиации, в современных
печах принимается от 35 до 5 0 % .
Эффективность поглощения тепла радиантными трубами зависит
от расстояния между осями труб и числа их рядов. С увеличением
расстояния между осями радиантных труб эффективность использо
вания тепла уменьшается.
На основании обследования работы большого числа трубчатых
печей было установлено, что в случае двухрядного экрана доля
тепла, передаваемого первому ряду, при расстоянии между осями
труб, равном двойному диаметру, составляет 6 8 % , а второму ряду
3 0 % . Общее количество тепла, передаваемого двум рядам труб,
достигает 68 + 30 = 9 8 % , а однорядный экран воспринимает 88%
тепла, или на 1 0 % меньше, чем двухрядный примерно с вдвое боль
шей поверхностью труб. Поэтому в настоящее время в большинстве
трубчатых печей устанавливают однорядные экраны; двухрядные
экраны целесообразно устанавливать там, где необходима низкая
тепловая напряженность, присущая второму ряду экранных труб,
например реакционные секции термического крекинга и др.
Температура дымовых газов над перевальной стеной обычна
поддерживается 700—850° С, т. е. достаточно высокая для того,
чтобы передать часть тепла радиацией верхним рядам труб конвек
ционной камеры. Но основное количество тепла в камере конвекции
передается за счет принудительной конвекции дымовых газов (созда
ваемой дымовой трубой или дымососом).
Эффективность передачи тепла конвекцией зависит от следующих
факторов;
а) температуры дымовых газов;
б) скорости и характера движения дымовых газов,
в) содержания трехатомных газов ( С 0 , Н 0 , S 0 ) ,
г) наружного диаметра труб и температуры их поверхности,
д) величины поверхности теплообмена.
Увеличение скорости движения потока дымовых газов достигается
уменьшением до определенного минимума ширины камеры конвек
ции и расстояния между осями труб. Однако это вызывает увеличе
ние высоты камеры конвекции и соответственно сопротивления движе
нию дымовых газов, что и предопределяет выбор допустимой скорости
движения дымовых газов.
Скорость движения дымовых газов в камере конвекции для боль
шинства печей составляет 3—4 м/ceiz. Трубы в камере конвекции
обычно располагают в шахматном порядке, что обеспечивает тур
булентность движения дымовых газов. С уменьшением диаметра
2

2

2

89

труб улучшается теплопередача, увеличивается поверхность тепло
обмена и в то же время увеличиваются потери напора в трубах
печи, т. е. повышается давление на печном насосе. В большинстве
случаев диаметр труб в камере конвекции меньше, чем в камере ра
диации. Для увеличения поверхности нагрева в конвекционной ка
мере зачастую применяются оребренные трубы.
Чем ниже температура дымовых газов, отходящих из конвекцион
ной камеры, тем больше тепла воспринято нагреваемым нефтепродук
том. Обычно принимают температуру дымовых газов по выходе ш
конвекционной камеры на 100—150° С выше температуры сырья,
поступающего в печь. Но так как температура поступающего в печь
сырья бывает достаточно высокой, примерно .160—200° С, а для
некоторых процессов достигает 250—300° С, то для утилизации тепла
дымовых газов устанавливают воздухоподогреватель (рекупера
тор), в котором подогревается воздух, идущий в топку печи. При на
личии воздухоподогревателя, и дымососа возможно охлаждение ды
мовых газов перед выпуском их в дымовую трубу до температуры
150° С. При естественной тяге эта температура не менее 250° С.
С целью снижения температуры дымовых газов над перевальной
стеной в радиантно-конвекционных печах старой конструкции, осо
бенно печах термического крекинга, применяют рециркуляцию
дымовых газов. Более холодные дымовые газы из борова печи воз
вращают в камеру сгорания, что приводит к перераспределению тепла
между камерами. В камере конвекции снижается тепловая напря
женность верхних труб, по ввиду увеличения объема дымовых газов
скорость их увеличивается, при этом улучшается теплопередача
по всей камере конвекции. Коэффициент рециркуляции в трубчатых
печах колеблется в пределах 1—3.
Змеевик трубчатых печей выполнен из бесшовных цельнотянутых
труб диаметром от 60 до 152 мм. Отдельные трубы связаны в змеевик
с помощью двойников (ретурбендов). Длина труб колеблется от
6—7 до 15 м. Увеличение длины труб способствует снижению затрат
металла на змеевик и уменьшает число соединений. В зонах высоких
температур (камеры радиации) устанавливают трубы из легирован
ной стали, в зонах невысоких тепловых напряжений (конвекционные
камеры) — из углеродистой стали.
Нефтепродукт в трубах печи движется с различной скоростью:
на входе в конвекционную камеру в пределах 0,5—2,5 м/сек, а при
переработке газов и паров 20—150 м/сек (пиролиз газа). Скорость
продукта на выходе из печей достигает больших величин в резуль
тате испарения части сырья в змеевике печи.
л JJ
Горение топлива есть реакция активного
роцесс горения
химического окисления элементов топлива
топлива и понятие
. Чтобы топливо выде05 избытке воздуха
энергию, необходимо,
чтобы реакция окисления (горения) прошла до конца. Основные
элементы топлива (твердого, жидкого и газообразного) — углерод
и водород, сгорая, превращаются соответственно в углекислый газ
90

к

и

с

л

л

и

д

о

о

р

о

в

д

с

о

ю

м

т

в

о

з

е

п

л

д

о

у

в

х

а

у

ю

С 0 и воду Н 0 . В случае неполного сгорания углерод окисляется
до окиси углерода СО.
Реакции горения выражаются следующими химическими уравне
ниями:
2

2

С+ 0 -С0
2

2

2С + 0 = 2С0
2

2Н +0
2

= 2Н 0

2

2

S+ 0 -S0
2

2

При полном сгорании углерода (до С 0 ) выделяется 8J40 ккал!кг
тепла, а при неполном (до СО) 2473 ккал/кг, т. е. в три с лишним раза
меньше, чем при полном сгорании. Степень полноты сгорания угле
рода газообразного топлива зависит от количества и температуры
подаваемого в топку воздуха. Полнота сгорания жидкого топлива
зависит также от тонкости распыливаыия тойлива.
Как видно из уравнений химических реакций, для превращения
1 кмоля С в С 0 требуется 1 кмолъ 0
и при этом получается
1 кмолъ С 0 ; для превращения 1 кмоля С в СО требуется 0,5 кмолёй'
0 и при этом получается 1 кмолъ СО; для превращения 1 кмоля
Н в Н 0 требуется 0,5 кмолей 0 и при этом получается 1 кмолъН 0.
Таким образом, зная элементарный состав топлива, можно опре
делить теоретическое количество воздуха, необходимого для сгорания
1 кг топлива. При определении элементарного состава жидкоготоплива можно приближенно принять, что оно состоит только из во
дорода и углерода. Тогда, зная плотность жидкого топлива, можно'
определить содержание водорода в нем но формуле
2

2

2

2

2

2

2

2

2

И^26-15 ^
е

% вес,

(6.1)

где о i t — плотность топлива при 15° С, отнесенная к плотности воды
при^15° С.
Т А Б Л И Ц А 6. t

Средние температурные поправки плотности на 1° С для нефтей
и нефтепродуктов
Плотность продукта

0,690-0,700
0,700-0,710
0,720—0,730
0,740-0,750
0,760-0,770
0,780-0,790
0,800—0,810
0,820-0,830
0,840-0,850

.

Поправка

Плотность продукта

Поправка

0,000910
0,000897
0,000870
0,000844
0 000818
0,000792
0,000765
0,000738
0,000712

0,860-0,870
0,880-0,890
0,900-0,910
0,920—0,930
0,940—0,950
0,960—0,970
0,980-0,990
0,990-1,000

- 0,000686
0,000660
0,000633
0,000607
0,000581 0,000554
0,000528
0,000515

91

В нефтепереработке плотность нефтепродукта обычно определяют
при 20° С, поэтому пересчет Q 1° Q i l производится по формуле
в

15
:

Ql5 =

Q

4

(6.2)

+5а,

где а — температурная поправка, определяемая либо расчетным
путем, либо по табл. 6. 1.
Элементарный состав газообразного топлива в кг на 1 кг топлива
может быть вычислен из следующих уравнений:
12
М cp

Mi

(

H^i

1
Мр 2
С

16
M<
cp

Mi
Ki

n

N = 14 ^ ]

~Mi
s

=

3

2

S

Щ**

п

2

л

(6.3)

о^1,

14

x

{

n x.
S

2^
n

•Мер
32

M

t

•Мер

где С, Н, О, N , S — содержание в топливе соответственно углерода,
водорода, кислорода, азота и серы в % вес. или % мол. (% объемн.);
c  ' H  ' о . ' N  ' s> — число атомов углерода, водорода, кислорода,
азота и серы в молекулах отдельных компонентов, входящих в состав
газообразного топлива;
х и х. — содержание каждого компонента газообразного топлива
в % вес. или % мол. (% объемн.);
Mi — молекулярный вес компонентов топлива;
М р — средний молекулярный вес газа;
12, 1, 16, 14, 32 — атомные веса соответственно С, Н, О, N и S; знак
2 обозначает сумму.
Все расчеты, связанные с определением расхода воздуха и состава
дымовых газов, удобно проводить в молях на 1 кг топлива.
По уравнениям (6. 1) и (6. 3) определяют элементарный состав
жидкого и газообразного топлив в % вес. Если известно содержание
соответствующих элементов топлива в % в е с , то пересчет их содержа
ния в моли на 1 кг топлива производится по формулам:
n

w

д

w

w

{

С

С

121U0

Н' =

II
2 • 100

:

0' = ^£ът,

32•100

N
28 • 100

5'

=

'

*

(6.4)

32 • 100

где С", IV', О'', N' и <5" — содержание в топливе соответствующих эле
ментов в молях на 1 кг топлива; остальные обозначения см. выше.
92

Теоретическое количество кислорода, как следует из уравнений
химических реакций окисления (горения) 1 кг топлива, определяется
из следующего выражения:
0 ==С' + у # ' + £ '   0 ' ,

(6.5)

т

где О — теоретическое количество кислорода, необходимое для пол
ного сгорания 1 кг топлива.
Так как содержание кислорода в воздухе составляет 21 % (объем
ных или мольных), то теоретическое количество воздуха, необходимое
для сгорания 1 кг топлива ( L ) , составит
т

0

=

(в. в)

Практически для обеспечения полноты сгорания топлива в печь
необходимо подавать некоторый избыток воздуха. Для жидкого
топлива этот избыток превышает теоретическое количество на 15—
4 0 % , для газообразного в печах с беспламенными панельными горел
ками на 5—10 %. Этот избыток обозначают буквой а и называют коэф
фициентом.избытка воздуха. Коэффициент избытка воздуха выра
жается в долях единицы. При теоретическом количестве воздуха
а = 1,00, при избытке воздуха, например, 2 5 % а = 1,25.
Таким образом, практический расход воздуха L составит
L = La
0

моль 1кг.

(6. 7)

Молекулярный вес воздуха равен 29, тогда практический расход
воздуха V в кг на 1 кг топлива составит
U

= 2 9 L кг/кг.

(6. 8)

Одна килограмммолекула любого газообразного вещества при
нормальных условиях занимает объем 22,4 м . Тогда фактический
объем воздуха F , необходимый для.сгорания 1 кг* топлива, составит
1

3

V = 22,4 L м /кг.'
3

'

(6. 9)

Теоретическое количество воздуха, необходимое для сгорания
1 кг топлива, с достаточной для практических расчетов точностью
при известном элементарном ,составе топлива можно определить и
но уравнению
L'

0

= 0,115 С + 0,345 Н + 0,043 ( S  О ) кг/кг,

(6. 10)

где L' — теоретический расход воздуха на сгорание 1 кг топлива.
Q

Здесь и далее для газов объемы даются при нормальных условиях, кроме
особо оговоренных случаев.
1

93

Иногда для расчетов необходимо знать тот же расход воздуха,
выраженный в объемных единицах (м ). В этом случае теоретиче
ский расход воздуха V , выраженный в м , равен
3

3

0

V

= 0,089

0

С + 0,267 Н + 0,033 ( S  О )

(6. 11)

м /кг.
3

Состав дымового газа, образовавшегося при сгорании 1 кг сухого
топлива, определяют из следующих уравнений:
т ^=С'

молъ/кг,

С0

H

m

2

+

0 ^ ^ '

l[f~

/1

(6.13)

молъ/кг,

(6.14)

молъ

кг

m^L0,l§\N'
га

0а

= L — О =± (а — 1) 0 + О' моль/кг,
т

m
где яг > щ >

(6.12)

== S' молъ/кг,

S 0 2

0

о'

т

т

so

m

2

~~

(6.16)

образующихся при
сгорании 1 кг топлива соответ
ственно углекислого газа С 0 ,
водяного пара Н 0 , азота N ,
свободного кислорода 0 и сер
нистого газа S 0 ;
Ц — расход пара на распиливание
жидкого топлива в форсунках;
обычно £ ф ~ 0,4^0,5 кг на 1 кг
топлива;
0,79 — содержание азота в 1 моле воздуха.
Общее количество дымовых газов, образующихся при сгорании
1 кг топлива, определяется как сумма произведений мольных содер
жаний компонентов дымовых газов на их молекулярные веса, т. е.
т

002

щ'>

(6.15)

Т

2

к

о

л

и

ч

е

с

т

в

д

2

2

2

2

2

С

д . г = со со
т

М

г

2

+ н о н о "Ь ^ щ
т

М

2

т

2

+ о, о

М

т

м

2

+ so, so
m

M

2

к г 1 к г



(6.17)
Объем дымовых газов определяется как произведение
сумму мольных содержаний компонентов, т. е.
У. г=
я

2 2

'

4

Ко

2

+ ™н о + " 4
2

+ о,
т

2

(618)

+ so )
m

22,4 на

2

Количество дымовых газов, образующихся при сгорании 1 кг
топлива, можно определить по уравнению
б . г = 1 + a L' + £ кг/кг.
q

д

(6.19)

ф

Плотность /дымовых газов при нормальных условиях, т. е. при
0°С и 760 мм рт. ст., определяется по формуле
Q o

94

= 4—

ке/м .
9

•

(6.20)

Плотность дымовых газов при температуре
формуле

t определяется по
(6-21)

Я* = Яо^Щт*°№-

Теплосодержание дымовых газов q , образующихся при сгора
нии 1 кг топлива, при температуре t°C определяется по следующей
формуле:
T

t

Ко/со + Ч г о ^

3?=

2

где т' ^
со

т'щ ,

c

2

0

со '

N2

2

с

2

с

о

QQ

N — средние удельные
теплоемкости
этих газов в пределах температур
от 0° С до t °С в ккал/кг-град.
В табл. 6. 2 приведены значения средней весовой теплоемкости
(при постоянном давлении) основных компонентов, входящих в со
став дымовых газов, в зависимости от температуры.
Зпая элементарный состав топлива, можно определить и наиболее
важную его качественную характеристику — теплоту сгорания,
с

н о'

] *° ккал/кг,
(6.22)

— количества соответствующих газов,
образующихся при сгорании 1 кг
топлива, в кг;

т' ^ m' , m

0

N a

2

C

2

Т А Б Л И Ц А 6. 2

Средняя весовая теплоемкость газов при постоянном давлении
(в ккал/кг •град)
Температура,
°С

0
100
200
300
400
500
. 600
700
800
900
1000
1100
1200
1300
1400
1500

со

^
-•

2

0,195
0,207
0,217
0,227
0,235
0,242
0,248
0,254
0,259
0,264
0,268
0,272
0,275
0,278
0,281
0,284

Н 0 *
2

0,444
0,447
0,452
0,458
0,465
0,472
0,480
0,488
0,496
0,504
0,512
0,520
0,528
0,536
0,543
0,550

1 Н. Ф. Д у б о в к и и. Справочник
рания. Госэнергоиздат, 1962.

о

2

0,218
0,220
0,223
0,227
0,230
0,234
0,237
0,240
0,243
0,245
0,247
0,249
0,251
0,253
0,254
0,256

по углеводородным

N

2

СО

'

0,248
0,248
0,249
0,250
0,252
0,255
0,257
0,260
0,262
0.2С5
0,267
0,269 ^
0,271
0,273
0,275
0,277

1

.

0,248
0,249
0,250
0,252
0,?54
0,257
0,259
0,262
0,265
0,267
0,270
0,272
0,274
0,276
0,278 ' .
0,280

газам и их продуктам сго

'5

т. е. количество тепла, выделяющегося при полном сгорании топлива.
Различают высшую и низшую теплоту сгорания топлива.
Высшей теплотой' сгорания Q топлива называется количество
тепла, выделяющегося при полном сгорании 1 кг топлива и охлажде
нии продуктов сгорания до начальной температуры топлива с кон
денсацией водяного пара, находящегося в продуктах сгорания.
Низшей теплотой сгорания Q называется количество тепла,
выделяющегося при полном сгорании 1 кг топлива и охлаждении
продуктов сгорания до начальной температуры, но в предположении,
что влага остается в продуктах сгорания в парообразном состоя
нии.
Так как в трубчатых печах дымовые газы выводятся в дымовую
трубу при температурах не ниже 250° С, то тепло конденсации
водяного пара не используется. Поэтому в практических расчетах
под рабочей теплотой сгорания Q топлива подразумевают низшую
теплоту сгорания.
(? для жидких топлив определяется из уравнения
B

H

v

р

<?р = 81 С + 246Н + 26 ( S - 0 )

ккал/кг, (6. 23)

где С, Н,
О — весовое содержание соответствующих элементов
в топливе.
Для газообразных топлив Q М О Ж Н О определить, например, из
следующего уравнения :
p

<?р = 286,7 Н + 24,15 СО + 119,5 С Н + 112,7 С Н + 113,5 С Н
2

4

а

4

2

+ 35,77 H S .
Т А Б Л И Ц А 6. 3

Теплота сгорания различных топлив
Рабочая теплота сгорания
топлива
Топливо
ккал/кг

. . . .

Керосин
Природный газ с содержанием СН
98%
Газы заводов СК с содержанием Н
74%
Водород
96

4

2

+

(6. 24)

2

Торф
Бурый уголь подмосковный

6

ккал/мВ

2 8 0 0 - 2 980
2 1 5 0 - 3 760
2 7 4 0 - 3 440
5 4 5 0 - 6 950
7 350
9 8 2 0 - 1 0 600
10 5 0 0 - 1 1 000
11000
10 590
И 660
2 416

8 470
3 020

9 750
27 700

3 760
2 570

При практических расчетах по укрупненным показателям не
будет большой ошибкой, если Q газообразного топлива принимать
в среднем равной 11 ООО ккал/кг.
В табл. 6. 3 приведена теплота сгорания различных топлив.
p

20

Пример 6. 1. Определить элементарный состав мазута плотностью Q
= •0,965.
Р е ш е н и е . По формуле (5. 2) имеем
= 0,965+5,а.
По табл. 6. 1 а = 0,000554; тогда « = 0,965 + 5 • 0,000554 = 0,967S.
Содержание водорода по формуле (6. 1)

4

=

Q

Я ^ 2 6 — 1 5 Q J = 26 — 150,9678=11,5% вес.
6

Следовательно, содержание углерода
С = 1 0 0  1 1 , 5 = 88,5% вес.
Пример 6. 2. Рассчитать процесс горения мазута, элементарный состав
которого приведен в примере 6.1. На распыливание топлива в форсунки подается
водяной пар в количестве z = 0,5 кг на 1 кг топлива.
Р е ш е н и е . По формулам (6. 4) определим мольное содержание углерода
и водорода в 1 кг мазута:
С

'=ТбО 12=ТО2==°'
£

П

'

=

ШГ2

=

15^2 =

0 7 3 8

0 , 0 5 7 5

^

ь

/

М О Л ь 1 к г

к

г;

-

Теоретическое количество кислорода, необходимое для сгорания 1 кг ма
зута, по формуле (6.5) равно
1
О = С" Н—— Я ' + S' —О' молей на 1 кг топлива.
Так как в нашем примере в мазуте отсутствуют сера и кислород, то формула
упрощается:
т

О — С'\—Н' — 0,0738 +  — = 0,10255 моля на 1 кг топлива.
т

Теоретическое количество воздуха на сгорание 1 кг мазута находим по фор
муле (6. 6)
От
040255
o T^r
=
по.
=0,489 моль/кг.
0,21 ~
0,21
То же в кг на 1 кг топлива (по формуле 6. 8)
L = 2 9 £ = 29 • 0,489 = 14,2 кг на 1 кг топлива.
По эмпирической формуле (6. 10) этот же расход воздуха составит
L' = 0,0115 С + 0,345Я + 0,043 (S — О) = 0,115 . 88,5 + 0,345 . 11,5 =
= 14,15 кг/кг, т. е. почти равен рассчитанному по элементарному составу мазута.
Обычно содержание в топливе серы (S) и кислорода (Ог) нам неизвестно,
поэтому погрешность при расчете по формуле (6. 10) может достигать 1 0 % .
Примем коэффициент избытка воздуха а = 1,3, тогда практическое коли
чество воздуха на сгорание 1 кг мазута по формулам (6. 7), (6. 8) и (6.9) составит:
L — L a = 0,489 • 1,3 = 0,635 моля на 1 кг топлива;
L' = 29L = 0,635 . 29 = 18,43 кг на 1 кг топлива;
*
V = 22,4 L == 22,4 . 0,635 = 14,2 м* на 1 кг топлива.
По формулам (6*. 12) — (6. 16) определим состав дымовых газов:
углекислого газа
я*
= С = 0,0738 моля на 1 кг топлива;
 ;

=

L

Q

z=z

0

Q

0

:

7 Заказ 1705.

$f

водяного пара
0,5
азота
m

N a

= L • 0,79 + N ' = 0,635 . 0,79 + 0 = 0,5020 моля на 1 кг топлива;
свободного

т

кислорода

= (а —1) О + О' = (1,3—1) . 0,10255 = 0,0308 моля па 1 кг топлива.
Суммарное количество дымовых газов, образующихся при сгорании 1 кг
мазута, по формуле (6. 17) равно
0 а

т

С

=

Д. г = ™ С 0 С 0 + Ъ 6 Н.О
2

М

т

2

%

+

М

m

N

2

M

N

2

+ 0 Оа
т

=

М

2

0,0738 • 44 + 0,0853 . 18 + 0,5020 . 28 + 0,0308 . 32 = 19,82

топлива,, .

кг на

1 кг

,

То же по формуле (6. 19):

]

О

(

д>

^

Г + а ^ ' + " ф - = = 1 + 1>3» 14,2 + 0,5===19,95
2

на 1 кг топлива.

Объем дымовых газов определяем по формуле (6. 18)
У к. г = * ( со + н о + N + ™o ) =
22,4 (0,738,+ 0,0853 + 0,5020 + 0,0308) = 15,5 м*/кг.
2 2

-

4

т

т

2

2

W

2

2

Плотность дымовых газов находим по формуле (6. 20)
^

Сд. г
19,82
,
. з
^ = —
= 1,28 « в / Л
0 0

=

Определим пр формуле (6. 23) рабочую теплоту сгорания топлива Q .
<? = 81С + 246Н + 26 ( S - - 0 ) = 8 1 • 88,5+246 • 11,5+26 ( 0 - 0 ) ^ 1 0 000 ккал/кг.
Q

р

Пример 6. 3. Определить теоретическое количество воздуха, необходимого
для сжигания 1 м сухого газа следующего состава (в % объемы.): С 0 —2,0,
€ Н —93,9, CgHg—2,1, С Н — 1,0 и высшие 1,0.
Р е ш е н и е . Определим средний молекулярный вес газа. Так как для
газообразных смесей объемные и мольные доли совпадают, найдем число килоаюлей компонентов газа:
3

2

4

3

8

С0
СН
С Н
С Н
Высшие (С Н )
2

2

б

В

8

4

0,020-44 = 0,88
0,939-16=15,00
0,021-30 = 0,63
0,010-44 = 0,44
0,010-58 = 0,53

,

4

.*

10

Итого

1,000

17,53

Вес одной килограмм-молекулы газа G = 17,53 кг, следовательно, средний
молекулярный вес газа M
= 17,53, плотность его о == 17,53 ; 22,4 =
*= 0,783 кг/мК
По формулам (6. 3) определим элементарный состав газа:
углерода
CD

Р

12

V

Мр
С

12
17,53 ( 1 . 0,020 + 1 . 0 , 9 3 9 + 2 • 0,021 + 3 • 0,010 + 4 • 0,010) = 0/732;

водорода

= т 4 г ( • -939 + 6 • 0,021+8 • 0,010 + 1 0 • 0,010) = 0,232;
4

0

кислорода
° = Ж^2 о^= ^з-о,о2=о,озб.
и

1

Проверка:
С + Н + О =0,732 + 0,232 + 0,036 = 1,000.
Число киломолей элементов в 1 кг газа определяем по формуле ( 6 , 4 )
С' = - ^ - = 0,0611; \
.

Я

,

_СШ2_

=

=

0

)

Ш

.

'

0 ' = 0 g 6 _ = ,00114.
0

Теоретическое количество кислорода, необходимого для сгорания 1 к&
газа, находим по формуле (6, 5)
4
0 116
О = С + { Я ' + 5 ' - О' = 0,0611 + Ц^- + 0-0;00114 = 0,1179 > кмолъ/кг*
т

3,77
или 0,1179-32 = 3,77 кг 0 ;

расход воздуха равен

2

= 17,95 кг на 1 кг.

газа.
В примере расчет выполнен на 1 кг газа. Так как обычно расход газа считают
в м , то, зная плотность газа (Q = 0,783 кг/м ), нетрудно определить теоретичен
ское количество воздуха,-необходимого для сгорания 1 м газа:
17,95 X 0,783 = 14,08 кг на 1 м газа.
Пример 6. 4. Построить график i — t (теплосодержания дымовых газов)
при коэффициенте избытка воздуха а = 1,1 для топливного газа (элементарный/
состав газа дан в примере 6. 3).
Р е ш е н и е . Состав дымовых газов при коэффициенте избытка воздуха
а = 1,1 определяем по формулам (6. 12) — (6. 16) в киломолях на 1 кг топлива;
3

3

3

3

m
т
m

Н

я

0

C O a

= Я ' + ^ | = 0,116+0 = 0,116;

m

02

'
0 117Q
а 0,79 = - ^ Г "

О

= L - 0,79+N' =

N 2

= C" = o,06H;

1 , 1

' °'

°'

7 9 =

4 8 6 ;

= (а — 1) О + 0' = (1,1 - 1 ) 0,1179 + 0,0011 = 0,0129.
т

Объем дымовых газов подсчитаем по формуле (6-. 1-8)
Уд.г = 22,4 (0,0611 + 0,1160 + 0,4860 + 0,0129) = 15,10 м на 1 кг топлива.
Количество дымовых газов находим по формуле (6. 17)
3

С

д. г = ™ С 0

2

М

С0

2

+

Я0 Н0

т

2

М

Я

+

т

^

М

N

2

+

т

0

2

М

0

2

=

= 0,0611 - 44 + 0,116 • 18 + 0,486 • 28 + 0,0129 - 32 = 18,80 кг на
топлива.
7*

1 кг
99

Плотность дымовых газов при нормальных условиях

По формуле (6. 22) определяем теплосодержание дымовых газов, образу
ющихся при сгорании 1 кг газа, для различных температур при коэффициенте
избытка воздуха а = 1,1.
Расчет сводим в табл. 6. 4.

Компоненты
газа

Т А Б Л И Ц А 6.4

со

2

И 0
2

о

2

Всего

Теплосодержание в ккал/кг
'

Вес, кг на 1 кг
топлива

0,0611-44 = 2,69
0,116- 18 = 2,08
0,486-28= 13,62
0,0129-32=0,413

100

о

°С

о
о
о
со

при температуре

о

о
о
о

и
о
о
о

о -

о
о
о
оа

о

о
о
о

о
о
о
о

со

2,69-0,207-100 = 56 183 325 478 639 805 972
2,08-0,447-100 = 93 286 491 710 943 1190 1449
13,62-0,248-100 = 338 1021 1736 2479 3249 4030 4835
0,413 - 0,220-100 = 9
28
92 ИЗ 136
48
69

18,80

496

1518 2600 3736 4923 6138 7392

На основании данных табл. 6. 4 на графике рис. 6. 1 строим кривую i ,
показывающую зависимость теплосодержания дымовых газов, образующихся

W00

2000 3000

Ш0

ШО

6000 7000 ккал/кг

Рис. 6. 1. Теплосодержание дымовых газов в зависи
мости от коэффициента избытка воздуха.
1 — топливный газ; 2 и 3 — топочный мазут.

при сгорании 1 кг газа, от температуры при коэффициенте избытка воздуха
а = 1,1. Кривые 2 и 3 построены для примеров 6. 1 и 6. 2 при а = 1,2 и а = 1,4.
График i — t позволяет определить теплосодержание дымовых газов, обра
зующихся при сгорании 1 кг топлива, при любых температурах для заданного
коэффициента избытка воздуха.
100

Сырье или дистилляты нагреваются в пе> выделяющегося при сгора™ - Р™
* получаемого при
сгорании топлива Q , в печь поступает явное
тепло, вносимое топливом д , воздухом q
и форсуночным паром q§.
Следовательно, приход тепла можно выразить уравнением

3 Коэффициент
полезного действия
п

е

ч

ч

н

и

и

л

и

ш

с

т

о

ч

е

т

т е п л а

а

К

е

т е п л а

p

и

B

т

Vприх— Qp + QT + QB + q^ ккал/кг,

(6.25)

Тепло, вносимое топливом, воздухом (без предварительного Подо
грева), паром, обычно невелико и им можно пренебречь, тогда
(?прих = (?р- При подогреве воздуха в воздухоподогревателе
q
представляет значительную величину и пренебрегать ею нельзя.
Тепло, выделяющееся при сгорании топлива, затрачивается:
1) на нагрев и испарение сырья; при наличии пароперегревателя
и на перегрев водяного пара, а если печь реакционно-нагреватель
ная, то и на компенсацию тепла реакции (полезное тепло д ол)'»
2) на потери в окружающую атмосферу через кладку печи, ретурбенды ( д т ) ;
3) на потери тепла с уходящими дымовыми газами (q ).
Следовательно, расход тепла
B

П

Ш

r

<?расх = ?пол + 2пот + ?г-

(6 • 26)

Согласно закону сохранения энергии
(?прнх = (?расх
или согласно (6. 25)
Qj? = Зпол + <7пот + ?г»
откуда
#пол =

<?Р —

?пот — # г .

(6. 27)

Отношение полезного тепла q
к рабочей теплоте сгорания
топлива называется коэффициентом полезного действия нагревателя
и выражается следующей формулой:
noJl

т| = - ^ М 0 0 % .

(6.28)

н

Следовательно, к. п. д. нагревателя равен
=

Qv^cjuor-gr
ч/р

1

0

0

0/о в

( 6 >

29)

Тепловые потери через кладку, ретурбенды, взрывные и смотро
вые окна составляют 4 — 8 % , из них в камере радиации 3 — 6 % , в ка
мере конвекции 1—2% от рабочей теплоты сгорания топлива, т. е.
(0,04—0,08) ^р.
Тепловые потери с уходящими дымовыми газами в основном
зависят от их температуры. Чем выше температура сырья на входе
101

в трубчатую печь, тем выше температура уходящих дымовых газов
и тем больше величина тепловых потерь с дымовыми газами. При
расчете трубчатых печей температуру уходящих дымовых газов при
нимают па 100—150° С выше температуры сырья на входе в печь,
т. е. t = t + 100 -г- 150° С.
Если температура уходящих дымовых газов высока, для умень
шения тепловых потерь с дымовыми газами д , т. е. для повыше
ния к. п. д. печи, в борове ее устанавливают воздухоподогреватель
(рекуператор), откуда нагретый воздух подают к форсункам. Если
же температура уходящих дымовых газов не превышает 250° С,
устанавливать ракуператор экономически нецелесообразно, так как
при снижении температуры ниже указанной ухудшается тяга и тре
буется либо установка дымососа, либо увеличение высоты дымовой
трубы.
При наличии воздухоподогревателя к. п. д. печи определяется
формулой
r

c

г

VP

где g — количество воздуха, подаваемого к форсункам для про
цесса горения, в кг на 1 кг топлива;
с — теплоемкость воздуха; с
0,24 ккал/кг-град;
t и t — начальная и конечная температуры нагреваемого в воздухо
подогревателе воздуха в °С.
2

±

Для современных печей к. п. д. находится в пределах от 0,65 до
0,85. При равных мощностях нагревателей он выше для печей с бес
пламенными панельными горелками ввиду меньших значений коэф
фициента избытка воздуха и поверхности кладки.
Происходящее в трубах печи испарение
4 Тепловая
сырья в зависимости от давления и темпенагрузка печи
ратуры может быть полным или частичным,
и расход топлива
Д
°Д
печной змеевик до
статочно высокое, а температура сырья сра
внительно низкая, то сырье в большинстве случаев находится
в жидкой фазе. На выходе из печи давление бывает небольшим,
а температура высокой, поэтому сырье обычно бывает в двухфазном
(паровом и жидком) состоянии. Количество сырья, находящегося
в паровой фазе на выходе из печи, называется долей отгона. Доля
отгона является безразмерной величиной и измеряется в долях еди
ницы.
Вся полезная тепловая нагрузка печи в общем случае может быть
представлена в следующем виде:
Е

с

л

и

(?пол =

а

в

(?с +

л

е

н

и

е

(?в. п

и

а

в х

е

в

ккал/ч.

(6.31)

Количество тепла, сообщаемого сырью в трубах печи, опреде
ляется формулой
Q = Ge qf + G (1 — e) qf — Gq™ ккал/ч
c

102

2

2

или
Q G = G

[eqf + (1 

e) q?  q? ] ккал/ч.

2

2

±

(6.32)

Если в трубах печи протекают реакции крекинга, то тепло реак
ций определяется из формулы
<?реакц =

G (XQ +

ХГ) #реакц

ккал/ч.

(6. 33)

Количество тепла, получаемого в печи водяным паром, опреде
ляется по уравнению
(?

i # n

= z [ ( l — x)l + c{tt — t )] ккал/ч.
3

(6.34)

В приведенных выше формулах приняты следующие обозначения:
— полезная тепловая нагрузка в печи в ккал/ч;
Q — количество тепла, воспринимаемого
сырьем в печи,
в ккал/ч;
ф р с а к ц — количество тепла, идущего на компенсацию
эндотерми
ческой реакции крекинга, в ккал/ч;
G — производительность печи в кг/ч;
е — доля отгона сырья в печи при однократном испарении
(в долях единицы);
qf — теплосодержание паров при температуре сырья на вы
ходе из печи в ккал/кг;
(1—е) — доля жидкого остатка, т. е. количество жидкости после
испарения части сырья в печи (в долях единицы);
д?2 — теплосодержание жидкости при температуре сырья на
выходе из печи в ккал/кг;
q — теплосодержание жидкости при температуре сырья на
входе в печь в ккал/кг;
XQ и х — выходы бензина и газа в долях единицы;
z — количество перегреваемого водяного пара в кг/ч;
t — температура насыщенного водяного пара в °С;
с—удельная
теплоемкость водяного пара в ккал/кг» град;
(1 —х) — влажность насыщенного пара в долях единицы;
I — скрытая теплота испарения воды в ккал/кг ( / = 5 4 0 ккал/кг);
#реакц — тепловой эффект реакции крекинга в ккал на 1 кг смеси
бензина и газа.
Зная тепловую нагрузку нагревателя, нетрудно рассчитать рас
ход топлива по формуле
(?пол
C

2

m

1

Р

3

В= £кг/ч,
7

(6.35)

v p 1н
т

где Q — тепловая нагрузка печи в ккал/ч;
рабочая теплота сгорания топлива в ккал/кг;
к. п. д. печи.
103

В трубчатых печах тепло передается нао . Проверочные
греваемому нефтепродукту в основном в карасчеты поверхности
р
радиации, которая одновременно слунагрева и размеров
Й камерой. Сложность опредет р у о ч а т о и печи
ления поверхности радиантных труб, вели
чина которой зависит от большого числа факторов, способствовала
появлению многочисленных аналитических и эмпирических ме
тодов ее расчета. Из аналитических методов расчета' поверхности
радиантных труб в настоящее время наиболее точным является
метод Н. И. Белоконя. При этом методе учитываются все основные
факторы, влияющие на теплопередачу в камере радиации трубчатой
печи, но он отличается сложностью.
В наших примерах мы воспользуемся эмпирической формулой
А. М. Гурвича
м е

Ж

е

И

Т

И

Т О П О Ч Н О

L\ <?и
1 8 .
где Н — заэкранированная поверхность кладки, равная
поверхности, заменяющей трубы, в м ;
Q — рабочая теплота сгорания топлива в ккал/кг;
В — расход топлива в кг/ч;

плоской

2

p

т ] — коэффициент эффективности топки (можно принять т ) =
= 0, 98);
к — коэффициент формы радиантной поверхности, показываю
щий, насколько эффективно поглощается тепло радиантными
трубами (при данном расположении последних) по сравне
нию с поглощением тепла плоской поверхностью, по вели
чине равной заэкранированной поверхности кладки печи;
(> — количество тепла (излучения), поглощаемого радиантными
трубами, в ккал/ч;
g — количество воздуха, подаваемого для горения топлива^ плюс
количество рециркулирующих газов в кг на 1 кг топлива;
А — радиационный фактор, определяемый формулами:
>
т

т

и

0

а) для 2500 ккал/кг «< Q % <С 9000 ккал/кг
p

4

0

= 0,75(>рТ]т

(6.37)

б) для 9000 ккал/кг << Q r)i
v

А =-- 0,36 <?рг) + 3500
0

т

Коэффициент к зависит от расстояния между осями труб и числа
их рядов. При расстоянии между осями труб, равном двойному диа
метру, для двухрядного экрана к = 0,98, для однорядного к = 0,88.
Количество тепла, поглощаемого радиантными трубами, опреде
ляется из теплового баланса камеры радиации.
Приход тепла в камере радиации (в ккал/ч):
1) выделяется при горении топлива BQ ;
P

104

2) поступает с горячим воздухом, подаваемым для горения,
Bgc t ;
3) явное тепло топлива Bq™\
4) поступает с водяным паром, подаваемым на распиливание
топлива, BzCfyt$.
Расход тепла из камеры радиации (в ккал/ч):
1) поглощается радиантными трубами Q ;
2) потери с дымовыми газами в конвекционную камеру Вq\;
3) потери тепла через стенки радиантной камеры в атмосферу В q
B B

a

n0T

q oT = 0,7 g w r ^ (0,04 — 0,06) Q
n

p

По условиям
т. е.
BQ

теплового

+ Bgc t

P

B B

ккал

на 1 кг топлива.

баланса ^приход тепла равен расходу,

+ Bqf + Вгс^ф = <?и,+ Bq\ +

Bq .
um

Отсюда количество тепла, поглощаемого радиантными
равно
<?и = BQ

V

4- Bgc t

- f Bqf - f Bzc$t$ — Bq

v

B B

t

— Bq[\

0T

трубами,

ккал/ч

или
Qn = B « ? p + gc t
B

+ q + zc$t$ — qt — # от) ккал/ч.
m

B

П

(6. 3 8 )

В этих формулах приняты следующие обозначения:
с и Сф — удельная теплоемкость воздуха и пара в ккал/кг* град;
t и Ц — температуры воздуха и пара, с которыми они поступают
к форсункам, в °С;
q t — теплосодержание дымовых газов, которое они имеют над
перевальной стенкой, в ккал на 1 кг топлива;
q — теплосодержание жидкого топлива в
ккал/кг;
z — расход форсуночного пара в кг на 1 кг топлива.
в

B

v

m

Количество тепла, поглощаемого радиантными трубами, можно
определить и по уравнению
Qu = B ((? %
Р

— q t) ккал/ч,
V

(6.39)

где у]т — к. п. д. топки, обычно равный 0,95—0,98.
Определив по формуле (6. 36) величину плоской поверхности Н,
эквивалентной рабочей поверхности труб, находим полную поверх
ность F самих радиантных труб:
в случае однорядного экрана
v

= 3,14^

^

м

*>

в случае двухрядного экрана
^

Р

= 3,14Я

м\
105

Поверхность радиантных труб можно определить по следующей
формуле
(6.40)

м, •
2

где Qn — количество тепла, поглощаемого радиантными трубами,
в ккал/ч\
а — тепловая напряженность радиантных труб в ккал/м *ч.
Тепловая напряженность радиантных труб колеблется в пределах
15 ООО—40 ООО ккал/м • ч для однорядного и 16 ООО—25 ООО ккал/м • ч
для двухрядного экрана.
Для определения размеров топочной камеры исходим из того,
что напряженность зеркала горения, т. е. количество килограммов
топлива, приходящегося на 1 м поверхности зеркала горения в 1 ч,
в трубчатых печах нефтеперерабатывающих заводов обычно состав
ляет 20—25 кг/м • ч.
Площадь зеркала горения определяется формулой
2

р

2

2

2

2

(6.41),
где F — площадь зеркала горения в м \
В — часовой расход топлива в кг/ч\
G — напряженность зеркала горения в кг/м • ч.
2

3

2

Q

Длина топочной камеры лимитируется длиной факела. В свою
очередь длина факела в основном зависит от степени дисперсности
топлива и количества подаваемого на сгорание воздуха. При нека
чественном распыливании топлива догорание его может происходить
в камере конвекции, при этом не только увеличивается недожог
топлива, но и возникает угроза прогара конвекционных труб. Прак
тикой эксплуатации трубчатых печей установлено, что для полного
сгорания жидкого топлива длина топочной камеры должна быть не
менее 4—5 м.
>
Ширину топочной камеры можно определить из следующего
уравнения
F = lb
3

%

откуда

где Ъ — ширина топочной камеры в м;
I -— длина топочной камеры в м.
Объем топочной камеры определяется формулой
(6.42)
106

где В — расход топлива в кг/ч;
Q — теплота сгорания топлива в ккал/кг;
От — тепловая напряженность топочной камеры в ккал/м *ч.
p

3

Тепловой напряженностью топочной камеры (топочного про
странства) называется количество тепла, полученного при сгорании
топлива, приходящееся на 1 м топки (камеры радиации) в 1 ч.
<у в трубчатых печах нефтеперерабатывающих установок обычно
составляет 30 000—70 000 ккал/м • ч.
Высота топочной камеры определяется из уравнения
3

т

3

V = hlb,
отсюда

где h — высота топочной камеры в м.
Перейдем к методике расчета конвекционной камеры.
Конвекционные трубы получают тепло за счет конвекции дымовых
газов, радиации от стенок кладки и излучения трехатомных газов.
Как было отмечено в начале главы, теплопередача в камере конвек
ции зависит от скорости и температуры дымовых газов, а также тем
пературы сырья, диаметра труб и их компоновки. Скорость дымовых
газов в конвекционной шахте обычно колеблется в пределах 3—
4 м/сек, а в дымовой трубе 4—6 м/сек.
С целью улучшения теплопередачи целесообразно уменьшать
диаметр конвекционных труб, если это но вызовет увеличения потери
напора. Обычно допустимые потери напора устанавливаются при
скорости нефтепродукта на входе в печь 0,5—2,5 м/сек, а для устано
вок термического крекинга 2—3 м/сек. Указанные скорости обеспе
чивают турбулентное движение сырья в трубах печи, что уменьшает
возможность коксования и прогара труб. Секундный объем сырья при
входе в печь определяем по формуле

где V — секундный объем в м /сек;
G — производительность печи в кг/ч;
Qt — плотность сырья при температуре на входе в печь в кг/м .
3

3

Далее, зная секундный расход сырья, задаемся диаметром кон
векционных труб d (в соответствии с существующими стандартами)
и определяем скорость сырья на входе в печь по формуле
~-~~

w

м/сек.

(6.44)

Если величина полученной скорости соответствует допустимой,
то принятый диаметр приемлем, в противном случае выбирают
новый диаметр или принимают решение о направлении сырья в печь
Двумя потоками.
107

Поверхность конвекционных труб F
формулой:

определяется следующей

K

<

'

6

-

4

5

>

где Q — количество тепла, полученного сырьем в конвекционных
трубах, в ккал/ч;
А *ср — средняя логарифмическая разность температур сырья
и дымовых газов в конвекционной камере в °С;
к — коэффициент теплопередачи в ккал/м • ч • град.
Для камеры конвекции обычно к = 20 -f- 4 0 шал/м • ч • град.
Поверхность конвекционных труб можно определить, задаваясь
тепловой напряженностью, по формуле
K

2

2

Р* = -%Г>

(6-46)

где а к — тепловая напряженность конвекционных труб, обычно
равная 8Э00—12 ООО ккал/м • ч.
Количество тепла, полученного сырьем в конвекционной секции,
определяется по уравнению
2

QK

где

=

Q

-

<?И,

Q — тепло- полученное сырьем при прохождении всего змее
вика печи, в ккал/ч [см. формулы ( 6 . 3 1 ) , ( 6 . 3 2 ) , ( 6 . 3 3 )
и

(?

и

(6.34)];

— тепло, полученное сырьем в радиантных трубах, в ккал/ч
[см. формулы ( 6 . 3 8 )

и

(6.39)].

Температура сырья на выходе из конвекционной секции найдется
из теплового баланса потока сырья, проходящего конвекционную
камеру:
с — с

откуда
^

=

^ + ^ к

?

«

+

^ L шал/кг,

(6.47)

где

G — производительность печи в кг/ч;
gfl —- теплосодержание сырья на входе из конвекционной
камеры в ккал/кг;
q™ — теплосодержание сырья на входе в печь в ккал/кг.
По теплосодержанию qf определяем температуру сырья на вы
ходе из конвекционной камеры, пользуясь таблицами I и I I (см. при
ложение).
2

Пример 6. 5. Определить тепловую мощность и проверить расчет поверх
ности радиантных и конвекционных труб двухкамерной печи с наклонным сво
дом для нагрева от 180 до 330° С 150 000 кг/ч нефти плотностью Q|° = 0,88.
108

Доля отгона на выходе из печи е = 0,4, плотность паров отгона Q|° = 0,86.
плотность остатка Q|° = 0,910. Диаметр труб в камере радиации 152 X 6 мм,
в камере конвекции 127 X 6 мм, полезная длина труб 11,5 м, количество труб
соответственно 90 и 120 штук. Состав топлива и теоретический расход воздуха
такой же, как в примерах 6. 1 и 6. 2; теплосодержание дымовых газов при избытке
воздуха а = 1,4 найти по рис. 6. 1. Температура дымовых газов на перевале
750° С.
Р е ш е н и е . Определим тепловую • нагрузку- печи по формуле (6. 32)
Q= G

зо + (1 - « ) в Г з о - 9 f ] •
8 0

Теплосодержания нефти при температурах 180 и 300° С и паров отгона при
330° С по табл. I и I I равпы:
^^

к

80

= 85,66- 1,064 = 91,30 ккал/кг;
= 177,09 • 1,046 = 186,00 ккал/кг;

qf

30

ЯЗЗО =

1

0

1

>

' '

42

3

1

3

—

8

7

3

'

8

Ш,20 ккал/кг;

=

Q = 150 000 (0,4 • 244,2 + 0,6 • 186,0 — 91,3) =
= 17 680 000 ккал/ч.
Определим коэффициент полезного действия печи. Принимаем температуру
отходящих дымовых газов на 150° С выше температуры поступающей нефти
t + 150 = 180 + 150 = 330° С.

* =
г

c

Теплосодержание дымовых газов при а = 1,4 и t = 330° С находим по
рис. 6. 1
v

#330

— 2000 ккал/кг.

Принимаем потери в окружающую среду равными 8 % , тогда по формуле
(6. 29) имеем
(>р-ерО>08-<7з 30

10 000—0,08 * 10000 —2000

Г

% -

^

ЮО -

1 ( ) 0 0 ( )

_
q,
100 - 72,0 /о.
1

Q

Q

7

2

Q

Часовой расход топлива определяем по формуле (6. 35)
' В-

<? г] " 1 0 000-0,720 ~
Q

В

1

р

н

7

6

8

0

0

0

0

2

1
2

5
4

5
5

к г / ч
5

™ '
/ 4

Определим количество тепла, поглощаемого радиантными трубами, по фор
муле (6. 38), если температура воздуха, поступающего в топку, / = 10° С
температура топлива t = 70° С, температура пара у устья форсунки 160° С, •
расход пара 0,6 кг на 1 кг топлива и потери тепла из радиантной камеры в окру
жающую среду 6 % , т. е. 0,06 (? #.
в

7

T

р

где

g — количество воздуха, приходящегося на 1 кг топлива; при избытке
воздуха а = 1,4 g = 14,2 • 1,4 = 19,9 кг на 1 кг топлива;
с — теплоемкость воздуха, равная 0,24 ккал/кг • град;
^ '
t — температура воздуха, равная 10° С;
q™ — теплосодержание жидкого топлива; при t = 70° С q™ = . 31,0 ккал/кг; >
z — расход пара на распыливание топлива (0,6 кг на 1 кг топлива);
. .•
в

B

109

сф — теплоемкость водяного пара, равная 0,45 ккал/кг • град;
t$ — температура водяного пара, равная 160° С;
* Qp — рабочая (низшая) теплота сгорания топочного мазута, равная
10 ООО ккал/кг;
q — теплосодержание дымовых газов па перевале; при 750° С оно равно
4400 ккал/кг (см. рис. 6. 1).
Подставив эти величины в формулу (6. 38), получим
T

t

<?и = 2455 (10 000 + 14,2 . 1,4 . 0,24

10,0 + 31,0 + 0,6 . 0,45 . 160 -

— 0,06 . 10 000 — 4400) = 12 600 000 ккал/ч.
Радиационный фактор по формуле (6. 37)
А о = 0,36 <? ц + 3500 = 0,36 . 10 000 . 0,98 + 3500 = 7028.
р

т

Плоская поверхность, эквивалентная рабочей поверхности радиантных труб
для однорядного экрана определяется по формуле (6. 36)

к

10 000. 2455 • 0,98
10 000 • 2455 • 0,98
„
7028
1
12 600 000
) 14,2-1,4

= 258 м .
2

у

0,88

Полная поверхность радиантных труб, соответствующая эквивалентной,
будет равна
9Со
Fp = 3,14 - ^ — = 405 м .
2

Среднюю тепловую напряженность при F = 405 м находим по формуле
Qu
12 600 000
, ,
.
2

p

0

a = -~- =
/'р

—
405

v

р

Л Л

9

= 31 100 ккал м? • ч.

Поверхность радиантных труб согласно условиям примера составляет
Fp = 90.0,152-3,14-11,5 = 495 м .
Средняя~тепловая напряженность при F = 495 м составит
12 600 000
_
,
а =
—
= 25 500 ккал/м '4.
*
495
Таким образом, необходимая поверхность нагрева радиантных
труб, рассчитанная по формуле ( 6 . 3 6 ) , составляет ^ = 405 м
и соответствующая напряженность труб о — 3 1 1 0 0 шал/м • ч\
а фактически в печи F = 495 м и соответственно напряженность
равна а р = 25 500 ккал/м * ч. Расхождение примерно на 2 0 %
* между расчетными и фактическими величинами вызвано тем, что эмпи
рическая формула применима лишь для условий, близких к тем, на
основе которых выведена формула (6. 36). В данном случае расчетная
тепловая напряженность радиантных труб несколько завышена, что,
собственно, и привело к отклонению расчетной поверхности от факти
ческой на 2 0 % .
110
2

2

p

o c

n a

2

2

2

р

р

2

p

2

2

Следует отметить, что фактическая о = 25 500 ккал/м • ч нахо^
дится в пределах, допустимых Для печей такого типа.
Тепловая нагрузка камеры конвекции
2

р

Q

=

K

17 680 ООО — 12 600 000 = 5 080 000 ккал/ч.

Теплосодержание нефти на выходе
определяется по формуле (6. 47)
Й = дГ8о +  ^   9 1 3 + ^

из конвекционной

^

)

камерд

ккал/кг.

= 125,20

Соответствующая этому теплосодержанию температура £ = 2 3 6 ° С
Средняя логарифмическая разность, температур нефти и дымовых
газов в конвекционной камере:
2

3

7 5 ( ) о с

дымопые

г а з ы ^ ^

236° С нефть
180° С
Д^б==514° С
Д* =150°С
М

По формуле (4. 33) А * = 294° С.
Принимая коэффициент теплопередачи поверхности конвекционных труб
к = 30 ккал/м • ч • град из практических данных, определим необходимую
поверхность конвекционных труб:
с р

2

F
1

к


~

"
A«
Q

c p


fc

5

0

Ч7Ч *«
29430 

8

0 0

0

0

5

7

5

м

Фактическая поверхность конвекционных труб печи согласно условиям
примера составляет
F'

K

= 120 . 0,127 • 3,14 • 11,5 = 550 м ,
2

т. е. отвечает расчетной. Затем определим скорость нефтепродукта на входе в печь
при диаметре труб 115 X 6 мм. Объем сырья

F

150 000
3 ^ 7 7 l
' °

G

т/

Л

=

^ ^

=

=

=

0

Л

„ _

5

3

7

3 /
М / с е К

*

Сечение трубы
4

4

Скорость на входе
V

0X537

К А К

,

Так как скорость на входе в конвекционную камеру превышает допустимую
(0,5—2,5 м/сек), то направляем нефть двумя потоками, при этом
f

w

=

== 2,57 м/сек.
111

В настоящее время широко внедряются
промышленность печи с излучающими стенами из беспламенных панельных горелок
(рис. 6. 2).
Каждая
горелка размером
500 X 500 X 230 мм имеет 100—169 тунне/ лей диаметром 20 мм. и выполнена из керамики, которая катали
зирует процесс горения. Газообразное топливо, поступающее в го
релку, инжектирует необходимый для горения воздух, затем газо
воздушная смесь поступает в распределительную камеру горелки,
а из нее в туннели. На 1 м излучающей поверхности приходится от
400 до 1250 туннелей, столько
же имеется и факелов. Но
так как сгорание топлива
происходит в самих тунне
лях, то поверхность горелки
раскаляется
без
видимого
пламени. Интенсивность те
плоотдачи от
излучающих
стен в 2—3 раза больше, чем
от факела.
Трубчатые печи с излуча
ющими стенами из панельных
горелок имеют широкий диа
Рис. 6. 2. Беспламенная панельная го
пазон
теплопроиз воДительрелка.
ности: от 6 до 20 млн. ккал/ч.
1 — распределительная
камера: ' 2 ~ трубка;
Они применяются в качестве
3 — керамическая призма
с туннелями; 4 —
корпус
инжектора;
5 — регулятор воздуха;
нагревательных и нагрева-в — газовое сопло.
тельно-реакционных
печей.
Повышение теплопроизводительности в основном достигается увели
чением длины печных труб с 6 до 18 м. Увеличение высоты печи не
желательно, так как затрудняет эксплуатацию беспламенных панель
ных горелок.
Стены радиантной камеры печи целиком собираются из беспламен
ных панельных горелок и находятся на расстоянии 600—1000 мм
от трубногр экрана, который может быть одно- и двухрядным.
Печи этого типа могут быть с нижним расположением радиантной
и верхним — конвекционной камер (см. рис. 6. 3) и наоборот. Основ
ные преимущества печи беспламенного горения:
1) низкий коэффициент избытка воздуха а = 1»06 -4-1,1;
2) высокий к. п. д . : г| = 0,80 -4-0,82 (против 0,60 4-0,75 у су
ществующих печей);
3) высокая и равномерная тепловая напряженность труб радиантного экрана, достигающая 50 000 ккал/м • ч против
15 ООО—
35 000 ккал/м • ч у существующих печей, т. е. в 1,5 раза выше;
столь большое значение тепловой напряженности возможно благо6. Печи
беспламенного
горения

в

1

2

Н

2

2

См., например, Ц. А. Б а х ш и я н . Трубчатые печи с излучающими сте
нами топки. ГОСИНТИ, Москва, 1960.
1

112

даря высокой и равномерной теплоотдаче излучением от раскаленных
поверхностей панельных горелок;
4) высокая тепловая напряженность в радиантной камере, что
приводит к значительному снижении^ температуры дымовых газов,
покидающих топку (на 100—200° С), по сравнению с существующими
печами при равных тепловых напряженностях радиантных труб;
5) равномерный нагрев труб радиантного экрана как по окруж
ности, так и по длине благодаря двухстороннему обогреву;
6) малая тепловая инерция, что дает
возможность быстро менять температуру
нагрева;
7) значительно меньшие потери тепла
в атмосферу через кладку печи, чем у су
ществующих печей, ввиду меньшей поверх
ности кладки и того, что стены топки,
собранные из панельных горелок, охла
ждаются газо-воздушной смесью, поступа
ющей на сжигание.
Печи беспламенного горения занимают
площадь в 2—3 раза меньшую, чем типо
вые двухскатные печи, а объем их в 5—
7 раз меньше; для строительства их тре
буется вдвое меньше материалов, чем для
типовых печей. Рассмотрим некоторые осо
Рис. 6. 3. Печь беспламен
бенности расчета таких печей.

ного горения.
Пример 6. 6. Определить поверхность ради 1 — трубный
змеевик; 2 —
антных и конвекционных труб и размеры печи
излучающая стена; 3 — коллек
тор.топливного
газа.
беспламенного
горения
производительностью
G = 125 ООО кг/ч по нефти плотностью Q ^ =
= 0,85. Нефть нагревается от 170 до 330° С, доля отгона на выходе из печи е =
= 0,55, плотность отгона Q|° = 0,82, плотность остатка Q|° = 0,87. Темпера
тура на перевале t = 700° С. Состав топливного газа и теоретический расход
воздуха такие же, как в примере 6. 3. Рабочая теплота сгорания топлива
Qp = И 700 ккал/кг.
Р е ш е н и е . Определим к. п. д. печи, если температура дымовых газов
на выходе из конвекционной камеры
* = t + 150 = 170 + 150 = 320° С.
2

p

г

#320

c

Теплосодержание дымовых газов при этой температуре и а = 1,1 по рис. 6. 1
~ 1635 ккал па 1 кг топлива
Потери в окружающую среду примем равными 5%, тогда
т]я =

<?р-0,05 < ? - ? з 2 0 _
р

<?Р

=

11 700- -0,05.11 700 — 1635 100 = 81,0%'
И700

Сдельные теплосодержания нефти при 170 и 330° С и паров отгона при 330° С
находим по табл. I и I I (см. приложение):
gf
qf

3Q

д°
8

Заказ 1 7 0 5 .

3 0

7 0

= 80,21- 1,082 = 86,80 ккал/кг]
= 177,09 • 1,070= 190,20 ккал/кг;

= 101,42 • 3,176 —73,8 = 248,20 ккал/кг,
113

Тепловая нагрузка печи
Q = G [eq*

t(le)qf qf ]=:

QQ

«

SQ

10

125 ООО [0,55 • 248,2 + (1 — 0,55) • 190,2 + 86,80)] = 16 200 ООО ккал/ч.
Теплопроизводительность газовых горелок определяется по формуле
£ р =
ккал/ч,
, Ля

(6. 48)

Г О

где Q — тепловая нагрузка печи в ккал/ч;
т)и — к. п. д. печи (нагревателя).
g

r o p

Q _ 16 200 000
=^= °;;;V
=20000000
TJH ~
0,81
A

кш ы.

Расход топлива
Crop _ 20 000 000
И700 ~

1

7

1

5 к г / ч

'

Количество тепла, переданного радиантным трубам, находим по формуле
(6. 39)
"

?< и =

в

(<? р Ли  Qt) •= 1715 (11 700 • 0,95  3736) = 12 700 000 ккал/ч,

где q — теплосодержание дымовых газов на входе в камеру конвекции при
t = 700° С.
Зададимся тепловой напряженностью радиантных труб в 1,5 раза большей,
чем в обычных нагревательных трубчатых печах, т. е.
v

t

= 1,5'сг ,
р

где О р — тепловая напряженность радиантных труб в печи беспламенного горе
ния в ккал/м • ч;
Ор — тепловая напряженность радиантных труб в трубчатых печах с пла
менным горением (см. табл. 6. 5).
2

(/р = 1 , 5

су = 1,5  30 000 = 45 000 ккал/м  ч.
2

р

ТАБЛИЦА

6. Ь

Допустимые тепловые напряженности поверхности нагрева
радиантных труб в зависимости от назначения трубчатого
нагревателя
'Средняя тепловая напряжен
ность,

Установки

ккал/м2-ч

Атмосферная перегонка сырой нефти
Вакуумная перегонка мазута
. . .
Вторичная перегонка прессдистил

24000—30 000 (местная до
35 000)
20 0 0 0  2 7 000
24 000
14 700—25 000, в зоне
реакции 14 000

Вторичная

перегонка

смазочных
• 14 70017 300

114

Необходимая поверхность нагрева по формуле (6. 40)
Си _ 12 700 ООО

^~~^~Жш

*

282

м

°Р

Для определения количества труб в печи необходимо задаться их диаметром
и определить скорость нефти на входе в печь. Примем диаметр печных труб d =
= 127 X 6 мм и их длину I = 18 м. Полезная длина трубы 17,5 м.
Сечение трубы диаметром 127 X 6 мм находим по формуле
ltd*
ЗЛ4> 0,115
S — —— =
;
=0,0104 м-.
4
4
2

с

0

Секундный объем сырья на входе в печь
"
где Qt — плотность
Q170
745 кг/м .
=

V=

—
3600Qi '
С

сырья при температуре на входе в печь (см. рис. 3. 1);

3

Т7

'125 000

О

Скорость сырья на входе в печь
0,0466

V

...

/

При'двух потоках сырья скорость равна 4,48 : 2 = 2,24 м/сек, что допустимо.
Число труб в радиантной камере печи
282
•=40.
17,5-3,14-0,127

Fp
In а

Количество тепла, переданное нефти в конвекционной камере
Q

K

= Q — <2 = 16 200 000 — 12 700 000 = 4 500 000 ккал/ч.
И

Теплосодержание нефти на выходе из конвекционной камеры
= ^

+ g f 7 0 - \ f 5 0 0 T +86,80^122,80 ккал/кг.

Соответствующая этому теплосодержанию температура t = 228° С. Средняя
логарифмическая разность температур нефти и дымовых газов в конвекционной
камере
K

7

Q

Q

o

C

Д * = 228°
472°С
С

ч

б

дымовые г а з ы

нефть

3

2

(

)

о

С

At =-150°G
170° С
M

По формуле (4. 33) средняя разность температур А t p = 280° С. При
нимая коэффициент теплопередачи конвекционных труб к = 30 ккал/м • ч •
. град, определим необходимую поверхность конвекционных труб
C

2

„
к

8*

Q„
Мерк

_ 4500000
280 • 30

=

5

3

6

л

г

>

115

Число труб в конвективном пучке
536
3,14*0,127. 17,5

F
л Id
K

= 77.

Зная число труб в радиантном и конвективном пучках, определим размеры
печи. Расстояние между панельными горелками и трубным экраном примем рав
ным 1000 мм. На поду печи разместим 6 труб. Остальные 34 трубы разместим
двухрядным экраном. Высота камеры радиации, если расстояние между осями
труб примем равным 2d,
hp = 2dn = 2 • 0,127 • 17 = 4,3 м,
где /гр — высота камеры радиации в м;
d — наружный диаметр труб в м;
п — число труб.
Для камеры конвекции число труб в ряду примем равным 4. Тогда число
рядов п' = 77 : 4 = 19,2, примем п' = 20 и определим высоту камеры конвекции
Л = {п'~
к

1) 2d + d = (20 -

1) 0,25 + 0,127 = 4,87 м,

где /г — высота камеры конвекции в м,.
Теплойроизводительность горелок Q
= 20 000 000 ккал/ч. Так как печи
беспламенного горения двухстороннего излучения, то на каждую сторону прихо
дится 20 000 000 : 2 = 10 000 000 ккал/ч.
Примем число рядов панельных горелок равным 2, тогда необходимое
число горелок на одну сторону печи размером 500 X 500 мм при длине печи 1 =
= 17 м будет
к

r o p

П

и о р = ^ о | - - 2 = 1 7 - 2 - 2 = 68.'
Г

Теплопроизводительность каждой горелки
<?гор =

10С00 000
gg

=

,
1

4

/ Г 7 Л П Л
7

0

0

0

ккал/ч.

По табл. 6. 6 выбираем горелки типа ГБП4а теплопроизводительностью
140 000 ккал/ч каждая.
Т А Б Л И Ц А 6.6

Основная характеристика беспламенных панельных горелок
Гипронефтемаша

Тип горелки

Размеры
излучающей
стены,

Теплопроизво
дительность
горелки,

ГБШа
ГБП2а
ГБПЗа
ГБП4а
ГБП5а
ГБПба
ГБП7а
ГБП8а
ГБП9а
ГБПЮа

500x500
500x500
500x500
500X500
500x500
500X500
500x500
500x500
500x500
500x500

35
60
85
140
200
240
320
380
600
700

116

мм

гыс. кпал'4

Тип горелки

Размеры
излучающей
стены,

Теплопроизво
дительность
горелки,

ГБШб
ГБП26
ГБПЗб
ГБП46
ГБП56
ГБПбб
ГБШб
ГБШб

605x605
605X605
605x605
605X605
605X605
605X605
605X605
605X605

55
120
200
280
400
550
750
1000

мм

тыс. ккал-ч

Пример 6. 7. Определить поверхность и число труб печи беспламенного
горения для термического крекинга флегмы. Производительность печи 50 ООО кг/ч
флегмы относительной плотностью Q|° = 0,880, молекулярный вес флегмы
Мф = 230, средняя молекулярная температура кипения
г*
= 260° С.
Выход газа 6%, бензина 2 1 % . Относительная плотность бензина Q|° = 0,750,
молекулярный вес его MQ = 110, средняя молекулярная температура кипения
*м. ср ~ * ^° ^* Д
° Д 6 в печь р
= 50 am, на выходе из печи
Рвых
35 am. Температура на входе в печь t = 350° С, на выходе из печи
^вых " 505° С.
Р е ш е н и е . Определим тепловую нагрузку печи.
Для определения тепловой нагрузки печи необходимо выяснить, в каком
состоянии — парообразном или жидком — находится продукт на выходе из
с р

3

а

в

л

е

п

и

е

н

а

ВХ

вх

=

BX

Рис. 6. 4. Критическая температура нефтяных фракций.

Р и с 6. 5. Поправка теплосодержания не
фтепродуктов в • зависимости от давления.

печи при давлении 35 am. По рис. 6. 4 для средней молекулярной температуры
кипения флегмы (260° С) и бензина (130° С) находим соответственно их критиче
ские температуры
= 455° С и ^ = 320° С. Так как критические темпера
туры значительно ниже температуры на выходе из печи (t
^ 505°
то весь
продукт па выходе из печи находится в паровой фазе. Известно, что теплосодер
жание паров нефтепродуктов понижается с повышением давления. Определим
поправку теплосодержания на давление (см. главу двенадцатую).
Абсолютная критическая температура флегмы
р

BUK

г

кр =

**р +

^

2 7 3

4 5 5

+

2 7 3

=

7 2 8

°

К

-

Абсолютная температура системы
Т =

W

+ 273 = 505 + 273 = 778° К.

Приведенную температуру флегмы находим по формуле (12. 5)
Г

ф

пр

=

Т

г

1

ф
кр

=

~ = Щ .

728

Определим критическое давление флегмы по формуле. (12. б)

117

т

Д

е

Ркр — критическое давление в am;
к — коэффициент, зависящий от характера фракции и равный 6,8;
Гкр — критическая температура, 728° К;
Мф — молекулярный вес флегмы, 230.
p

K p

gj

= 6,8|g=21,5 am.

fe

=

Приведенное давление

По графику рис. 6. 5 определим поправку теплосодержания на давление

—у— = 5,1,
тде

А # — теплосодержание при атмосферном давлении минус теплосодержание
при повышенном давлении, т. е. искомая поправка;
М — молекулярный вес паров;
Т — абсолютная температура.
ЛЯ =

5

,

1

^

7

8

=17,20 пкал/кг.

Теплосодержание флегмы на входе в печь находим по табл. I и I I (см. при
ложение)
qf

bQ

= 190,66 . 1,064 = 203,00 ккал/кг.

Теплосодержание паров на выходе из печи с учетом поправки на давление
определяем по табл. I I I и I V (см. приложение)
2°

0 5

= 140,95 . 3,116 — 73,8 

17,2 = 348,00 ккал/кг.

Определим тепловую нагрузку печи по формулам (6. 32) и (6. 33)
Q = G H w + f

1

 ' )

*606  * 3 5 o ] + G ( * 6 + * r ) е е а к ц .
р

Так как на выходе из печи весь продукт находится в паровой фазе, т. е.
<е = 1,0, приведенная выше формула упрощается:
= £ ( ^505 — ^ 3 5 о ) + б? (* + * ) е с а к ц =
= 50 000 (348,0 — 203,0) + 50 000 (0,21 + 0,06) . 250 = 7 250 000 + 3 375 000 =
= 10 625 000 ккал/кг.
б

г

р

Принимаем^ что температура отходящих дымовых газов на 150° С выше
температуры входа сырья в печь, т. е.
* =
Р

f + 150 = 350 + 150 = 500° С.
e

Во избежание больших потерь тепла с дымовыми газами целесообразно на
жыходе дымовых газов из камеры конвекции установить котелутилизатор.
Теплосодержание дымовых газов при избытке воздуха а = 1,1 ж t = 500° С
P

#500

=

2600 ккал/кг.

Примем потери в окружающую среду 0,05 Qp, тогда к. п. д. печи
^ g p  ° ^
118

g

p  « S o o

1

0

0

=

Н 700  0,05 11 700  2600

1 0 0 = = 7 3

, „
0

/ с

.

Теплопроизводительыость газовых
(?гор —

горелок

10 625 ООО
= 14 600 000 ккал/ч.
0,730

*1н

Расход топлива

Определим тепловую нагрузку нагревательной и реакционной секций. Так
как в камере радиации тепло передается в основном излучением, то, прене
брегая теплопередачей конвекцией, можно ус
ловно считать, что тепло, выделившееся при
Ш
сгорании топлива, распределяется между на
гревательным и реакционным змеевиками (схе
му печи см. рис. 6. 6). Принимаем темпера
туру продукта на входе в реакционный змее
вик 495° С, а давление 42 am, тогда
пр

495 + 273
= 1,055;
728

АНМф
Т

£ р=
П

42
21,5

=

1,95;

5,9 (495 + 273)
230
= 19,7 ккал/кг.

= 5,9;

Д# =

Теплосодержание флегмы при темпера
туре 495° С и атмосферном давлении равно
^

^

. ЗД13 — 73,8 = 357,7 ккал/кг.

1 3 8 ) 4 б

Теплосодержание флегмы с поправкой на
давление в 42 am
g°

9 5

= 347,7 — 19,7 = 338,0 ккал/кг.

Так как практически реакции крекинга
происходят до входа сырья в реакционный
змеевик, то в нагревательной (радиантной)
секции в зависимости от бензинообразования
часть тепла расходуется на реакции крекинга.
Примем бензиыообразование в нагревательной
секции X'Q = 14,2% от общего количества бен
зина, тогда тепло, сообщенное продукту в кон
векционной и радиантной (нагревательной)
секциях, определится из уравнения
< ? H + K G ( * 4 9 5 ~ * 3 5 0 ) + G (*

б

+ * г ) <? ;
реакц

б*

х

Рис. 6. 6. Эскиз печи беспла
менного горения.
1 — конвекционные трубы;
2 —
реакционный змеевик; з — ради
антные
трубы; 4 — излучающие
стены из панельных горелок.

Примем (? еакц из опытных данных равным 250 ккал на 1 кг смеси бензина*
и газа:
50 000 (338,0 — 203,0) + 50 000 (0,21 + 0,06)  250 . 0,142
/н + к
= 6 750 000 + 480 000 = 7 230 000 ккал/ч.
Тепловая нагрузка реакционной секции
Р

<? . = 10 625 000 — 7 230 000 = 3 395 000 ккал/ч.
р

с

Теплопроизводительность газовых горелок:
119'

а) в^нагревательной секции
г
<?н+к
7 230 000
"п,™
<?го = — ^ ~ =
= 9 900 ООО ккал/ч;
п

Р

Q i 7 3 Q

б) в реакционной секции:
п

*

<?Р.с

3 395 000

/

с

с

л

л

л

л

Соответственно расход топлива:
. _

а) л

<?

= _

н + к

*ч «
б) Я

гор

«

9 900 000

_

_

.

Q /

-,

= 6 кг/ч,
М

^гор
4 650 000
" ,
= ^ = ^ = 397 , а / , .
0

.

р

с

1

т

Зададимся температурой дымовых газов после нагревательной секции ка
меры радиации t
= 850° С, а после реакционной секции / . = 750° С.
Теплосодержание дымовых газов по рис. 6. 1 при а, = 1,1
lu

с

р

#850

с

— 4650 ккал/кг, д ^ = 4 0 6 7 ккал/кг.
5 0

Тепло, переданное радиацией в нагревательной секции, находим по фор
муле (6. 39):
Q

H

= 846 (И 700 . 0,95 — 5000) = 5 175 000 ккал/ч;
<? = 397 ( И 700 • 0,95 и

4067) = 2 800 000 ккал/ч.

Тепло, переданное продукту конвекцией:
Q* = ( Q + к " С ) + (Qp с - QJ = (
175 000) + (3 395 000
— 2 800 000) = 2 055 000 + 595 000 = 2 650 000 ккал/ч.
7

H

2

3

0

0

0

0

5

-

Определим поверхность конвекционных, радиантных и реакционных труб
по формулам (6. 40) и (6. 46), если примем тепловую напряженность конвекцион
ных труб а = 9000 ккал/м • ч, радиантных труб сг = 35 000 ккал/м* • ч,
реакционных труб а . = 20 000 ккал/м • ч.
Поверхность конвекционных труб
2

к

р

и

2

с

_

<?к _ 2 650 000 _
90U0
~

~~OV

FK

радиантных труб
F

a

2

9

4

Ж

'

_<?и _ М75000 _
~ ^ 35000

реакционных труб
ар. с
20 000
При полезной длине трубы Z = 17,5 м и наружном диаметре трубы
= 0,102 м число труб составит:
для камеры конвекции
п =
к

"
-53'
я<* *
344-0,102.17,5
'
2 9 4

F

н

для камеры радиации

п H

120

*

F

~ j t ^

1 4 8

"3,14-0,102.17,5

-27'

'

d -K

для реакционной секции

п

= »'
F

=

с

nd l

р , с

R

1 6 9

3440,102.17 5

«Л

Компоновку труб печи беспламенного горения
флегмы см. на рис. 6. 6.

термического

крекинга

Пример 6. 8. Производительность трубчатой печи G — 50 ООО кг/ч мазута
с относительной плотностью Q|° = 0,930. Расход топлива i? == 1150 кг/ч, или
2,3% на сырье. Теплота сгорания топлива Q = И 700 ккал/кг; к. п. д.
печи % = 0,70.
Предварительно мазут нагревается в теплообменных аппаратах от темпера
туры * i = 20° С до U = 220° С. Коэффициент регенерации тепла на установке
&рег = 5 4 , 5 % . Температура отходящих из конвекционной камеры дымовых
газов
p

h =

* + 180 = 220 + 180 = 400° С.
8

Определить:
* а) необходимую поверхность воздухоподогревателя, если использовать
тепло дымовых газов* охладив их до температуры tz = 250° С;
б) новый коэффициент регенерации тепла.
• Для решения используем данные примеров 6. 3 и 6. 4.
а) Теплосодержание дымовых газов при t± = 400° С и t$ = 250° С опреде
лим по рис. 6 . 1
#4 == 2067 ккал/кг;

q$ = 1268 ккал/кг.

Тепло, выделенное продуктами горения в воздухоподогревателе:
q = (
B

д 4

— )

= 2067 — 1268 == 799 ккал/кг.

дз

Принимаем к. п. д. воздухоподогревателя % = 0,90, тогда тепло, передан
ное воздуху:
Л<?в =

Яв % = 799 • 0,90 = 720 ккал/кг.

Примем начальную температуру
определим из формулы
*»•

воздуха

t ]= 20° С,
H

^ ^ • H f c  *

'

конечную

( б

t

K



4 9 )

где а — коэффициент избытка воздуха, а = 1,1;
G — теоретически необходимый расход воздуха для сгорания 1 кг топлива,
G = 17,95 кг/кг;
с — средняя теплоемкость воздуха, с = 0,25 ккал/кг jpad.
в

в

*« =

2

+ 1,1 • l g " • 0,25 =

0

Определим среднюю разность температур
4

Q

Q

o

C

Д£

дымовые газы

174° С воздух
Д^б = 2 3 о ° С " "

1 7 4

2

5

Q

° 
С

с р

Q

C

20° "С
Л* = 2 3 0 ° С '
М

Так как  ^  = | ^ = 1,02<2, то по формуле (4. 34)
Aicp=

_  . 2 3 6 + 230

=

2

3

3

O

C

_
12 1

Тепловая нагрузка воздухоподогревателя
Q = в = 799 . 1150 = 919 ООО ккал/ч
Яв

Коэффициент теплопередачи воздухоподогревателя к примем
15 ккал/м • ч • град, тогда поверхность воздухоподогревателя

равным

2

Выбираем трубчатый воздухоподогреватель Оргэнерго с поверхностью 300м ,
длиной труб I = 4 м.
б) Определим новый коэффициент регенерации тепла.
Количество тепла, приобретаемое 100 кг мазута в теплообменниках при
нагреве от 20 до 220° С:
2

С = 100
t

t

( ^

2

•

0

По табл. I и I I (см. приложепие) находим теплосодержание мазута при
= 20° С и * = 220° С:
2

^220

1° '

=

8

2 6

• 1>

035

= Ш,20 ккал/кг;

qf = 8,22 • 1,035 = 8,55 ккал/кг,
0

тогда
Q = 100 (111,20 — 8,55) = 10 265 ккал/ч.
1=

Экономия топлива
NT

Q

919 000

.

п п

или расход топлива при наличии воздухоподогревателя составит
' 1071
. 5 = 1150 — 79=1071 кг/ч, т. е.
-100 = 2,14% от сырья.
оО ОиО

Коэффициент регенерации тепла по формуле (5. 5)
V

r

=

1 0 2B5: (11 700-0,7)

1 0 0

=

^

%

<

т . е. коэффициент регенерации тепла повысился на 58,5 — 54,5 = 4,0%.

ГЛАВА 7

J-^отовые нефтепродукты и дистил* ляты, полученные на нефтеперерабатывающих установках, после регенерации их тепла в теплообменных
аппаратах необходимо дополнительно
1. Общая схема расчета
охлаждать для безопасности транс
порта и хранения. Жидкие нефтепро
дукты доохлаждают в холодильниках, а продукты, поступающие
в паровой фазе, — в конденсаторах-холодильниках. Общая схема рас
чета этих аппаратов такова:
а) определяют тепловую нагрузку аппарата;
б) устанавливают расход охлаждающей воды;
в) определяют необходимую поверхность охлаждения или конден
сации.
Тепловую нагрузку холодильников определяют по той же мето
дике, что и теплообменных аппаратов (см. главу пятую).
Зная количество нефтепродукта, его температуру на входе в аппа
рат и на выходе из аппарата, определим тепловую нагрузку холодиль
ника, т. е. количество тепла, выделяющегося при охлаждении потока,
по формуле (5. 1)
ПРОЦЕССЫ
КОНДЕНСАЦИИ
И ОХЛАЖДЕНИЯ

& = G
где

G — количество охлаждаемой жидкости в кг/ч;
q™ и q™ — теплосодержание жидкости соответственно на входе
в холодильник и на выходе из холодильника
в ккал/кг.
Несколько сложнее формула для определения тепловой нагрузки
конденсаторов-холодильников, так как в эти аппараты обычно посту
пают в паровой фазе два компонента — нефтяные и водяные пары.
Поэтому тепловая нагрузка аппарата складывается из двух величин
Q = QH.U + QB.U

ккал/ч.

(7. 1)

Рассмотрим первое слагаемое — (? .п (нефтяных паров). Нефте
продукт поступает в аппарат в парообразном состоянии при темпера
туре h. Так как любой нефтепродукт является смесью большого
числа различных углеводородов с различными температурами
н

12а

кипения, то и конденсация его происходит постепенно, а тепловая
нагрузка аппарата выразится .уравнением
<?н. п = G . П ( q\ 
H

q? ) ккал/ч,

( 7 . 2)

2

<7н.п — количество нефтяных паров в кг/ч;
qt — теплосодержание нефтяных паров при температуре на
входе в аппарат в ккал/кг;
q™ — теплосодержание жидкого нефтепродукта при темпера
туре на выходе из аппарата в ккал/кг.
Рассмотрим второе слагаемое — Q
(водяного пара). Поступа
ющий в аппарат перегретый водяной пар необходимо охладить до
температуры конденсации. Водяной пар поступает в аппарат в смеси
с парами нефтепродуктов. Как и для любой системы, состоящей из двух
и более компонентов, давление паров нефтепродуктов в присутствии
водяного пара при прочих равных условиях понижается (см. гл> 8),
а температура конденсации
(испарения)
каждого
компонента
в смеси всегда ниже, чем температура паров на входе в аппарат.
Обычно в смеси бензиновых и водяных паров температура кон
денсации водяного пара равна примерно 80° С. Известно, что тепло
емкость воды равна 1 ккал/кг • град, а водяного пара примерно
0,5 ккал/кг • град, т. е. для охлаждения 1 кг водяных паров до темпе
ратуры их конденсации t необходимо отнять тепла 0,5 (h — ^)ккал
на 1 кг водяного пара.
Чтобы сконденсировать водяные пары при температуре их конден
сации, необходимо отнять скрытую теплоту конденсации (испаре
ния) /при данной температуре и далее доохладить конденсат от темпе
ратуры t до температуры выхода смеси из аппарата t .
Таким образом, второе слагаемое уравнения (7. 1 ) выражается
формулой
где

x

Btп

х

K

K

2

<?в. п  z [0,5 (h t )
K

где

z
0,5
t
t

+ l + (t 
K

* )],
а

( 7 . 3)

количество водяных паров в кг/ч;
теплоемкость водяных паров в ккал/кг • град;
температура паров, поступающих в аппарат, в ° С;
температура конденсации водяного пара при данных
условиях в °С;
I — скрытая теплота испарения при данных условиях в ккал/кг;
t — температура жидкости на выходе из аппарата в °С.
Количество тепла, воспринимаемого охлаждающей водой (нагре
ваемый поток), определяется по формуле, аналогичной формуле
(5.2):
x

K

—
—
—
—

2

@ 2 = £(*4 —*з) ккал/ч,
где

(7.4)

g— расход охлаждающей вода в кг/ч;
£ и t — температура отходящей и охлаждающей воды в °С.
Для конденсаторовхолодильников погружного типа температура
отходящей воды обычно не превышает 55—60° С, поэтому при их
4

124

3

расчете тепловые потери в окружающую среду не учитывают, т. е.
принимают, что количество тепла, выделяющегося при охлаждении
потока, численно равно количеству тепла, воспринимаемого охла
ждающей водой. Из уравнений (5. 1) и (7. 1) нетрудно рассчитать
расход охлаждающей воды.
Так как Q = (? > можно написать
±

2

откуда

При определении расхода воды на охлаждение нефтепродуктов
следует исходить из того, что этот расход должен быть минимальным;
если расход охлаждающей воды будет ниже установленного мини
мума, это приведет к недопустимому повышению температуры воды,
при котором происходит интенсивная кристаллизация и выпадение
солей на поверхности труб, что резко ухудшает условия теплопере
дачи. Подача же большого количества воды вызывает излишние за
траты электроэнергии. В связи с этим обычно оптимальным считается
расход, несколько превышающий минимальный. В тех случаях,
когда по условиям процесса необходим большой расход воды, Жела
тельно 'отработанную воду использовать в других холодильниках,
где не требуется охлаждения до столь низкой температуры, как в кон
денсаторах-холодильниках для легких нефтепродуктов.
Минимальный расход охлаждающей воды находят по температуре,
при которой не происходит кристаллизации и выпадения солей,
и по ее исходным качествам (стабильность воды). Наихудшей является
морская вода, содержащая до 3,8% солей: Воды рек обычно содер
жат до 1 % солей, и в этом отношении более приемлемы, чем морская.
Наилучшей является дистиллированная вода (паровой конденсат),
в которой почти отсутствуют соли.
Опытами установлено, что процесс выпадения кристаллов солей
для обычной (водопроводной) охлаждающей воды, как правило,
начинается при температуре 55° С.
Следует иметь в виду, что в конденсаторах и холодильниках по
гружного типа из-за небольшой скорости движения воды температура
последней у поверхности труб на 10—15° С выше, чем на выходе из
аппарата. В трубчатых холодильниках, где скорости движения
воды сравнительно высоки, эта разность температур составляет 3—
5° С. Исходя из этого, целесообразно температуру отходящей воды
для погружных конденсаторов и холодильников принимать равной
4 0 - 4 5 ° С.
•Для определения необходимой поверхности охлаждения по из
вестным свойствам охлаждаемых потоков и условиям работы аппа
рата подбирают коэффициент теплопередачи и по формуле (4. 28)
находят искомую поверхность.
В настоящее время в нефтеперерабатывающей промышленности
находят все большее применение конденсаторы и холодильники
125

воздушного охлаждения (рис. 7.1). Конденсаторы и холодильники воз
душного охлаждения не загрязняются и не подвергаются коррозии;
трубы их изготавливают либо из цветных металлов, либо из стали.
Эти аппараты особенно удобны в районах, где испытывается недоста
ток охлаждающей воды или вода загрязнена и требуется ее дополни
тельная очистка.
При решении вопроса о целесообразности применения аппаратов
воздушного охлаждения необходимо исходить из следующих сообра
жений.

Рис. 7. 1. Горизонтальный воздушный холодильник.
1 — двигатель вентилятора; 2 — муфта сцепления; 3 — редуктор; 4 —
кольцевой диффузор; 5 — кольцевая коническая камера; в — огражде
ние вентилятора; 7 — ребристые трубы; 8 — патрубки коллекторов; о —
коллекторы; 10 —лопасти вентилятора.

1. Применение воздушных холодильников наиболее целесообразно
при недостатке или высокой стоимости охлаждающей воды, о с о 
бенно в районах с ограниченными водными ресурсами, где требуется
организация системы оборотного водоснабжения, либо перекачка
значительных количеств охлаждающей воды на большие расстояния..
2. Средняя годовая температура окружающего воздуха должна
быть по возможности низкой, что обеспечит более эффективную работу
аппаратов воздушного охлаждения.
3. Применение аппаратов воздушного охлаждения особенно эффек
тивно при высоких температурах конденсации, так как в этих усло
виях в аппаратах с водяным охлаждением резко возрастает скорость
отложения накипи на трубах. Кроме того, при высокой конечной
температуре охлаждаемого потока увеличивается средняя разность
температур теплообменивающихся потоков, что улучшает условия
теплообмена.
126

Для увеличения коэффициента теплопередачи в аппаратах воздуш
ного охлаждения применяются ребристые трубы. Ребра, изготовля
ются из меди или алюминия.
Для подачи воздуха в аппаратах воздушного охлаждения приме
няются лопастные пропеллерные вентиляторы большой производи
тельности.
Трубный пучок в конденсаторах воздушного охлаждения имеет
прямоугольную форму и состоит из 3—6 рядов труб, размещенных
по треугольнику. Длина труб от 1,2 до 9 м. Трубы развальцовываются
в коллекторе.
Горизонтальные воздушные конденсаторы занимают в 4—10 раз
большую площадь, чем погружные аппараты водяного охлаждения
одинаковой производительности, поэтому они выполняются или ша
трового типа, или многоярусного.
В условиях жаркого климата для улучшения коэффициента тепло
передачи воздух перед входом в трубные пучки должен увлажняться,
а в случае внезапной остановки электродвигателя автоматически
осуществляется подача воды на орошение в маточник; тогда конден
саторы воздушного охлаждения работают как оросительные теплообменные аппараты. Наибольшая эффективность работы достигается
при использовании конденсаторов воздушного охлаждения для съема
основной части тепла и погружных холодильников для доохлаждения.
Коэффициент теплопередачи для конденсаторов воздушного охла
ждения колеблется в пределах 10—50 шал/м • ч • град.
2

Пример 7. 1. Определить необходимую поверхность охлаждения и,расход
воды для холодильника погружного типа, в котором охлаждается 10 ООО кг/ч
керосина относительной плотностью Q|° = 0,85 от 115 до 50° С, а охлаждающая
вода нагревается от 20 до 40° С.
Р е ш е н и е , а) Определим тепловую нагрузку керосинового холодильника

Теплосодержание керосина при 115 и 50° С:
qf =
ib

^
тогда

51,70« 1,082 = 56,0 ккал/кг;
= 21,16-1,082 = 22,3 ккал/кг,

Q = 10 000 (56,0 — 22,8) = 332 000 ккал/ч.

6) Определим расход охлаждающей воды
= 16 600 кг/ч, или 16,6 м*/ч.
в) Согласно данным табл. 7. 2 примем значение к = 80 ккал/м
Схему теплообмена выбираем противоточную

2

керосин

-

115° С
40° С

Д^б = 75° С

вода

ч • град.

50° С

20°_С
д г = зо° С
м

127

По графику рис. 4. 11 A t p = 50° С.
Требуемая поверхность охлаждения.
Q
_ 332 000
80=50c

*

Ь З

Труба диаметром. 100
и длиной I = 3 м имеет поверхность охлаждения
/ = 1 л* (без учета двойников); следовательно, на холодильник потребуется
83 трубы. При расположении в длину по 2 трубы, по высоте ящиков в 11 рядов
и по ширине в 4 ряда, в ящике холодильника разместится 2 x 1 1 X 4 = 88 труб,
что вполне обеспечивает расчетную поверхность.
Пример 7. 2. Определить расход охлаждающей воды и поверхность конден
сатора-холодильника для конденсации и охлаждения смеси бензиновых и водя
ных паров от НО до 70° С и от 110 до 35° С.
Количество бензиновых паров GQ = 20 000 кг/ч, относительная плотность
бензина Q|° = 0,750. Количество водяных паров z = 2000 кг/ч. Температура
конденсации смеси бензиновых и водяных паров t = 80° С. Температура охла
ждающей воды 10° С.
Р е ш е н и е. .Вначале определим тепловую нагрузку аппарата при конден
сации и охлаждении смеси паров от 110 до 70° С. Эта нагрузка по формуле (7. 1)
для нашего случая равна
Qi = <?б + <?в. п.
Первое слагаемое QQ ПО формуле (7. 2) равно
2

K

0в=Мв1Ю-«7о) •
Теплосодержания паров и жидкого бензина по табл. I , I I , I I I и I V (см.
приложение) равны:
?1

= 63,88-3,246 — 7 3 , 8 = 132,7 ккал/кг)

1 0

$70 = 30,26 • 1,151 = 33,7 ккал/кг,

j
тогда

Qo = 20 000 (132,7 — 33,7) = 1 980 000 ккал/ч.
Второе слагаемое Q .
B

по формуле (7. 3) равно

п

<?в. п = z[ 0,5 (h -t )
K

+ l + (*„ - 1 ) ) ,
2

где / — скрытая теплота испарения; при t = 80° С I = 550 ккал[кг.
K

Q.
B

п

= 2000 [0,5 (110 -

80) + 550 + (80 -

70)] = 1 150 000 ккал/ч.

Общая тепловая нагрузка аппарата
<?i = <?б + <?в. п = 1 980 000 + 1 150 000 = 3 130 000 ккал/ч.
Примем температуру отходящей воды t = 40° С, тогда ее расход по формуле
(7. 5)
g= ^ Q ^
3

=104300 кг/ч, или 104,3 м*/ч.

0

Необходимая поверхность охлаждения при противоточной схеме теплооб
мена
о
пары бензина и воды
1

1

0

? ( ) 0

с

40° С

Так как Й
™
Д^м
bU
в

128

l

t

l

7

10°

охлаждающая вода

Ah = 70° С
<

;
2

l

то

с

С

Д* = 60° С
м

А ^ . ^ ^ ' С .
Z

Требуемая поверхность охлаждения, если по данным табл. 7. 3 принять
к = 130 ккал/м • ч • град:
2

k At p

130 • 65

C

Аналогичпо по известной нам методике рассчитаем конденсаторхолодильник
при охлаждении смеси паров от 110 до 35° С. Суммарная тепловая нагрузка
аппарата в этом случае составит
Q = 3 490 ООО ккал/ч.
2

При определении необходимой поверхности охлаждения коэффициент тепло
передачи принимаем равным 130 ккал/м • ч * град, т. е. таким же, как и в пер
вом варианте; Д £ = 44° С. Тогда искомая поверхность F = 610 м .
Как видно из расчета, (3 130 000 : 3 490 000) 100 = 90% тепла снимается
при конденсации паров, в то же время на завершение процесса доохлаждения
необходимо резко увеличить поверхность аппарата (в нашем случае на 610—
 3 7 0 = 240 м , или на 6 5 % ) .
2

2

с р

2

Пример 7. 3. По условиям примера 7. 2 определить поверхность конденса
торахолодильника воздушного охлаждения, если одна трубка диаметром 38 X
X 3 мм и длиной I = 3 м имеет поверхность 0,387 м , а та же оребренная трубка
имеет поверхность / = 2,78 ж . Интервал нагрева воздуха примем от 5 до 35° С,
По примеру 7. 2 тепловая нагрузка аппарата при охлаждении смеси паров
от 110 до 70° С составляет Q = 3 130 000 ккал/ч. Определим количество воздуха,
которое необходимо подать через трубный пучок конденсаторахолодильника.
По уравнению теплового баланса имеем
2

2

<?I = F H Q B C ( *  ' I ) ,
b

где

(7.6)

2

Qi — количество тепла, отдаваемое горячими продуктами, в ккал/ч\
V — объем воздуха, нагнетаемого вентилятором, в м /ч;
Q — плотность воздуха при нормальных условиях (р = 760 мм рт. cm*
и * = 0° С), Q = 1,29 кг/м ;
с — теплоемкость воздуха; обычно принимается с = 0,24 ккал/кгХ
Хград;
h и h — соответственно температуры холодного и нагретого воздуха, в ° С*
Из уравнения (7, 6) имеем
э

B

B

3

b

Е

в

F

h

=

<?i
^Jtlh)

3130000
о о* л™
= 1,290.24(355Г
3

3

6

0

0

0

ч
^

По каталогу выбираем вентилятор УК2 ЦАГИ с наружным диаметром ко
леса d = 2800 мм, который при 425 об/мин подает 330 000 м /ч воздуха. В кон
денсаторах воздушного охлаждения предусмотрен перекрестный ток теплообме
нивающихся потоков, поэтому среднелогарифмическая разность температур
будет всегда ниже, чем для противоточной схемы теплообмена. Примем А г =*
= 0,8 от А £ противотока .
Для противотока имеем
3

с р

г

с р

UQO £
350 С

д*

б =

75о

пары бензина и воды ^QO Q
о

х

л

а

ж

Д

а

Ю

1

Ц



и

й

В 0 ! 3

ДУ

Х

50 Q

Д^м = 65° С

С

Так как 4т~ = " 5 " = " 5 < 2, то Д* р = ^ ± ^  = 7 0 ° С.
bo
&
С

Д л я точного определения
Д^ср можно
Основы теплопередачи. Госэнергоиздат, 1949.
1

9

Заказ 1 7 0 5 .

воспользоваться

книгой:

Михеев M . А .

129

Примем коэффициент теплопередачи к = 40 ккал/м • град, тогда необходи
мая поверхность охлаждения
<?!
3 130 000
-1400 .и ,
0,8 к М
0,8-40.70
2

2

ср

а количество оребренпых трубок
F
п =
т

составит
1400
500 шт.
2,78

В
заключение
этой
главы
приводим
в табл. 7. 1—7. 5 коэффициенты теплопере
дачи для конденсаторов и холодильников,
полученные, в результате обследования ряда
нефтеперерабатывающих установок. Этими коэффициентами можно
пользоваться для проверочных и укрупненных расчетов.

2. Показатели работы
конденсаторов
и холодильников

Т А Б Л И Ц А 7.1

Показатели работы конденсаторов погружного типа по материалам
обследования ряда установок
Интервал
охлажде
ния
продукта,
°С

Интервал
нагрева
воды,
°С

Бензин + водяные
пары

165-43
83-45
96-40

21—45
29-45
2 8 - 40

54
103
82,7

Лигроин + водяные
пары

168-80
119-40
119-46

2 9 - 45
28-45
3 0 - 55

105,6
186,0
198,0

Продукт

Коэффициент
теплопередачи,
кпал/мЪ-

Ч'

град

Напряжен
ность
поверхности
охлаждения,
ккал/мЪ-

ч

2938

Скорость
паров при
входе
в аппарат,

м/сек

6,78

Т А Б Л И Ц А 7-2

Показатели работы холодильников погружного типа по материалам
обследования ряда установок

Продукт

Бензин .
Лигроин
»
Керосин

Интервал
охлажде
ния
продукта,
°С

53- -32
183- -78
104- -46
125- -64
95- -98
Соляровый дистиллят 297- -45
То же
300- -.8
Мазут
163- -123
145- -95
130- -94
Дизельное
топливо 90- -51
Тяжелый газойль . . 175- -55
130

Интервал
нагрева
воды,

22—26
2 4 - 48
21—56
21-46
20-32
2 5 - 36
24— 47
25— 48
24-48
29-45
24-42
35-42

Коэффициент
теплопередачи,
ккал/м2.

Ч' град

73,5
122
107,6
56,3
89,0
29,6
- 36,5
55,5
86,0
124,0
56,6
18,1

Напряжен
ность
поверхности
охлаждения,
ккал/м?"

1230
10 933
5 3343 152
4 450
2 660
4 826
5 4о0
7 229
2 034
1 086

ч

Скорость
движения
продукта,

м/сек
0,26

1,11

ТАБЛИЦА

Показатели работы бензиновых конденсаторов погружного типа
по материалам обследования ряда установок

7.3

1

(по данным А. И. Скобло)

Установки

Интервал
охлаждения
продукта,
°С

Интервал
нагрева
воды,
°С

Напряжен
ность 2
поверхности
охлаждения,

Коэффициент
теплопередачи,
ккал/м2*ч-

град

ккал/м^- ч

Атмосферная
Грозный

установка,

108-22
100-17

17—65
14—39

220
205

3900/3120
3Q00/3120

Атмосферная
Баку

устано вка,

100-44
108-44
106-58

7-33
7-45
22-44

146
113
132

7400/5920
5500/4450
6300/5090

180—18

14-34

Крекинг-установка,
ный

Гроз

85 '

1 Диаметр холодильных труб '100 X 125 мм.
2 Напряженность отнесена к внутренней и наружной
теплопередачи — только к внутренней.

3340/2670

поверхностям,

коэффициент

ТАБЛИЦА

7.4

Показатели работы заводских холодильников погружного типа
(по данным Б. И. Бондаренко и А. И. Скобло)

Охлаждаемый
продукт

Керосин

Интервал
охлажде
ния
продук
та,
°С

177-42
137-40
195-45
Соляровый
дистиллят 227—38
То же . . ,
226-38
»
<
108-42
Мазут
149—100
»
140-53
Битум
372—237
Крекинг-мазут
418—112
Пресс-дистиллят
. . . . 66-37
То же
90-38
Веретенный
дистиллят 89—28
Машинный
»
117-53
Легкий цилиндровый ди
стиллят
162—96
Тяжелый цилиндровый
дистиллят
154-88
Гудрон
393-218
9*

Интервал
нагрева
воды,
°С

Напряжен-|
ность
поверх
Коэффициент
ности
теплопередачи,
охлажде
ккал/м2
-ч•град
ния,
пкал/м2-ч

11-46
1 5 - 45
19-42
17-55
19-42
11—27
17-45
1 6 - 53
19-45
13-96
1 7 - 42
21-40
11—27
11-27

373
197
88
167
56,2
34
70
113
95
116
63
66
19
25

25 400
9 850
6100
12 700
3 640
1840
6 500
6 600
25 800
23 000
1400
2 050
700
1640

11—27

19

2 046

11—26
11—71

13
75

~ 975
23 200
131

Т А Б Л И Ц А 7. 5

Показатели работы заводских трубчатых холодильников
(по данным Б. И. Бондаренко)
Интервал Интервал
охлажде
нагрева
ния
воды,
продукта,
°С
°С

Охлаждаемый
дистиллят

Автоловый
Веретенный
Цилиндровый
Парафинистый
Лигроиновый
Керосиновый
»
»
Цилиндровый

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

.
.
.
.
.
.
.
.

296-56
225-44
249-73
155-48
91-32
141-41
193-26
193-33
94-61

16-40
16-40
19—29
14-45
16-24
16-50
14-27
14-34
27-51

Коэффициент
теплопередачи,
пугал/м^'Ч

• град

248
107
62
59,5
140
232
137
239
130

Напряжен
ность
поверхности
охлаждения,
ккал/мЪ'

29 500
8 420
7 350
1310
4 770
11 730
12 000
21500
5 083

ч

.

Скорость
движения
продукта,

CJH/С, к
4,1
• 2,9
1,6
6,9
2,0
4,5
2,7
4,9
30,0

Примечание.
Данные для первых восьми холодильников относятся к грозненским'установкам. Скорость движения воды (но всех случаях вода течет по трубклм) от 0,3
до 1,0 м/сек.
Эти холодильники имеют трубки диаметром 16 х 19 мм из адмиралтейского
сплава (медь, цинк и олово) Для девятого холодильника (цилиндрового дистиллята) дан
ные получены на высоковакуумной установке (Баку), тип холодильника
«Бакинский
рабочий». F = 52 м%.

ГЛАВА 8

Нефть представляет собой чрезвычайно сложную смесь различных
углеводородов. Основным методом их
разделения на фракции служит про1. Назначение процесса
ц
ректификации, осуществляемый
ректификации
аппаратах колонного типа. В про
цессе ректификации нефти получают
бензин, керосин, дизельное топливо, различные дистиллятные масла;
из естественных и заводских газов — отдельные углеводороды или
их смеси—пропан, бутан, этан-этиленовую, пропан-пропиленовую,
бутан-бутил еновую фракции и др.
Для получения целевых продуктов, отвечающих заданным каче
ствам, необходимо поддерживать в ректификационной колонне опре
деленный технологический режим, который зависит не только от тем
пературы и давления, но и от количества и качества подаваемых
в колонну сырья и орошения.
, При ректификации взаимодействуют две фазы —- жидкая и паро
газовая, между которыми осуществляется многократный противоточный тесный контакт на специальных устройствах (тарелках или
насадке) различной конструкции. Чтобы управлять процессом ректи
фикации, необходимо прежде всего ознакомиться с основными зако
нами, положенными в основу этого процесса.
В процессе работы на технологических
Основные
установках приходится сталкиваться с опрепонятия
деленными объемами веществ в различных
и определения
аппаратах и коммуникациях. Совокупность
'Система, фаза,
веществ, находящихся в каждом отдельном
компонент
аппарате, называется системой. В более ши
роком смысле можно считать системой совокупности всех веществ,
находящихся в аппаратах установки в целом, поскольку они обособ
лены от окружающего пространства. Различают системы гомоген
ные (однородные) и гетерогенные (разнородные).
Гомогенной называется такая система, которая на всем своем про
тяжении (во всем объеме) не имеет поверхностей раздела и в каждой
своей части обладает идентичными физическими свойствами и хими
ческим составом. Примером гомогенной системы может быть чистая
нефть, находящаяся в дегидраторе установки, или безводное дизель
ное топливо в змеевике холодильника.
ПРОЦЕСС
РЕКТИФИКАЦИИ

е с с

в

4

9

Гетерогенной называется система, состоящая из частей, облада
ющих различными физическими и, возможно, различными химиче
скими свойствами, причем эти части отделены друг от друга ограни
чивающими поверхностями. Например, если в дегидраторе находятся
нефть и вода или в ректификационной колонне имеются нефтепродукты
в виде жидкости и паров, то такие системы называются гетероген
ными. Подобную же систему образуют лед, вода и пар; в этой системе
три части, каждая из них, являясь гомогенной, может быть механи
чески отделена от других.
Фаза. Как уже указывалось, гетерогенная система состоит из
частей, каждая из которых является гомогенной и отделена от осталь
ных частей ограничивающими поверхностями. Эти гомогенные физи
чески различные и механически отделимые части называются фазами.
Например, в дегидраторе нефтеперегонной установки обычно
имеются всегда две жидкие фазы (вода и нефть), которые можно
легко отделить; точно так же в экстракционной колонне или контак
торах установок селективной очистки имеются две жидкие фазы —
рафииатный и экстрактный растворы.
В ректификационной колонне также имеются две фазы — жидкие
нефтепродукты и их пары (иногда вместе с водяным паром). Необхо
димо учесть, что фаза должна быть физически и химически гомоген
ной, но не обязательно химически простой. Так, например, во фрак
ционирующих колоннах газообразная смесь различных углеводоро
дов и водяных паров представляет собой одну фазу.
Таким образом, во всех случаях парогазовая фаза может быть
только одна, поскольку газы смешиваются друг с другом во всех
отношениях. Жидкие растворы различных углеводородов или рас
творы солей могут представлять собой в определенных условиях одну
фазу. Однако гетерогенная смесь твердых веществ представляет
столько же фаз, сколько в нее входит веществ.
Компоненты — химически индивидуальные вещества, входящие
в состав системы. Например, в случае системы лед — вода — пар
число компонентов системы равно 1.
Нефть представляет собой сложную смесь большого числа различ
ных химически индивидуальных веществ, и число компонентов в ней
чрезвычайно велико. Оперировать с большим числом компонентов
затруднительно, а иногда и невозможно, поэтому для упрощения
мояшо принять каждый" получаемый (например, в результате про
цесса ректификации) дистиллят за отдельный компонент. Если в рек
тификационной колонне атмосферной установки получают следу
ющие фракции: бензин, лигроин, керосин, дизельное топливо и мазут,
то число компонентов данной системы можно условно принять рав
ным 5.
Ректификация, или разделение смеси углеводородов нефти на
отдельные фракции, происходит при наличии двух и более соприкаса
ющихся фаз, причем жидких фаз может быть несколько, а парогазо
вая будет одна, так как газы и пары смешиваются в любых соотноше
ниях. Благодаря тесному контакту между жидкой и парогазовой
134

фазами молекулы из одной фазы переходят в другую. Может насту
пить такой момент, когда количество молекул, переходящих из одной
фазы в другую за единицу времени, станет равным числу молекул,
возвращающихся в данную фазу. Тогда состав фаз останется неизмен
ным. Такое состояние фаз называется равновесным и устанавливается
оно только при условии равенства температур и давлений жидкости
и пара. Для нарушения состояния равновесия необходимо изменить
Б системе либо давление, либо температуру, либо состав фаз.
Следует иметь в виду, что состояние равновесия не зависит от
количества вещества в фазе и при удалении из системы части жидкой
или парогазовой фазы равновесие сохраняется. Систему, находя
щуюся в равновесии, можно охарактеризовать несколькими незави
симыми переменными, которыми можно задаваться или которые
можно регулировать по желанию независимо друг от друга. Эти неза
висимые переменные (к ним относятся давление, температура
и концентрация^ компонентов) называются степенями свободы.
Правило фаз математически выражается равенством
L = п + 2 

N,

(8. 1)

где L — число степеней свободы;
п — число компонентов, т. е. число химически индивидуальных
веществ, входящих в состав системы;
N — число фаз, т. е. число составных частей системы, которые
можно отделить от системы механическим способом.
Покажем, как правило фаз позволяет решить многие практические
вопросы.
Пример 8. 1. Сколькими независимыми переменными необходимо задаться,
чтобы знать свойства 1) насыщенного водяного пара и 2) перегретого водяного
пара?
Р е ш е н и е , а) Для насыщенного и перегретого водяного пара число ком
понентов п = 1. Для насыщенного водяного пара число фаз N = 2, так как со
стояние насыщения характеризуется наличием жидкости и пара. Тогда по пра
вилу фаз для насыщенного водяного пара L = 1 + 2 — 2 = 1. Это значит,
что вода или пар в состоянии равновесия вполне определяются одним из незави
симых переменных — давлением или температурой. Действительно, если мы обра
тимся к таблицам насыщенного водяного пара, то увидим, что, задавшись или тем
пературой, или давлением, мы можем однозначно определить все свойства воды
и пара.
б) Для перегретого водяного пара число фаз N = 1, тогда
£ = 1+

2  1 = 2 .

Это означает, что состояние перегретого водяного пара характеризуется
двумя переменными (давлением и температурой).
Пример 8. 2. Какие измерительные приборы необходимы для контроля
работы верха ректификационной колонны, разделяющей широкую бензиновую
фракцию на бензин и лигроин? Ректификация ведется без водяного пара.
Р е ш е н и е . Принимая условно за один компонент бензин, а за другой —
лигроин, получим число компонентов п = 2; число ф а з £ = 2. Отсюда по формуле
(8. 1)
£ = тг + 2 — iV = 2 + 2 — 2 = 2.
135

Это значит, что для наблюдения за работой верха колонны* не обходимо иметь
термометр и манометр и по их показаниям регулировать процесс.
Пример 8. 3. Какое количество измерительных приборов нужно иметь на
колонне для разделения широкой фракции бензина и регулирования процесса
получения бензина при работе колонны с перегретым водяным паром?
Р е ш е н и е . Имеем: число компонентов п = 3 (два нефтяных компонента
и водяной пар), число фаз N. = 2, так как пары воды и нефтепродукта образуют
одпу фазу, в жидкой фазе воды нет. Следовательно:
£ = 3 + 2 — 2 = 3.
Таким образом, правило фаз точно указывает, что для регулирования работы
такой колонны необходимы три измерительных прибора: нужно следить за темпе
ратурой и давлением на верху колонны, а также еще за одним независимым пере
менным. Третьим независимым переменным может служить, например, парциаль
ное давление водяных паров на верху колонны (т. е. та часть общего давления,
которая приходится на долю водяного пара). Парциальное давление водяного*
пара зависит от его относительного содержания в смеси с углеводородными па
рами, поэтому на практике ведут наблюдение за расходом водяного пара, пода
ваемого в колонну.

Молекулярный вес
нефтепродуктов

Молекулярный вес вещества показывает,
во сколько раз одна молекула данного
вещества тяжелее одного атома водорода или
1/
атома кислорода. Зная химическую
ч

v

а

с

т

и

A b

г

J

^
формулу молекулы вещества, т. е. сколько тех
или иных атомов содержится в его одной молекуле, нетрудно опреде
лить его молекулярный вес. Молекулярный вес воды Н 0 равен
2 • 1 + 1 • 16 = 18, молекулярный вес бензола С Н равен 6 • 12 f
+ б • 1 = 78.
Для нефтяных фракций, которые представляют собой смесь боль
шого числа молекул различных углеводородов, молекулярный вес оп
ределяют опытным путем или рассчитывают по эмпирическим форму
лам. Б. П. Воиновым предложена следующая формула для определения
молекулярного веса нефтепродуктов:
r

J

2

б

6

М = 60 + 0,3 t + 0,001 1\

(8.2}

где t — средняя температура кипения нефтепродукта.
Результаты вычислений по этой формуле расходятся с лаборатор
ными определениями на 3 — 5 % . Средняя температура кипения узких
фракций определяется как средняя арифметическая температура
[

tcp

= h+hL,

_ 8.з>
(

где t и, t — температуры соответственно начала и конца кипения
нефтяной фракции.
Средняя объемная температура кипения широкой фракции может
быть вычислена, если известны результаты разгонки нефтепродуктов
в стандартных условиях, по формуле
H

K

/
^ —_
''Ср. Об

где t , t ,
фракции.
10

136

20

^10~Ь^20~Ь • • » +
g

^90

* о — температура отгона 10, 20,,
9

/О
/V
V°*

5

90%

объемн.

Пример 8. 4. Определить молекулярный вес нефтепродукта — керосино
газойлевой фракции; результаты ее разгонки приводятся ниже:
н. к. — 241° С, 10% — 256° С, 20% — 266° С, 30% — 273° С, 40% — 280° С,
50% — 287° С, 60% — 295° С, 70%  305° С, 80% — 315° С, 90% — 329° С,
к. к. — 341° С.
Р е ш е н и е . Средняя объемная температура кипения нефтепродукта по
формуле (8. 4)
,
г

256 + 266 + 273 + 280 + 287 + 295 + 305 + 315 + 329
с р

о

б

=

.

. = 290°

С

Молекулярный вес по формуле (8.. 2)
М = 60 + 0,3 t + 0,001 * = 60 + 0,3 . 290 + 0,001 . 290 = 231. 
2

2

Молекулярный вес, найденный криоскопическим методом в лаборатории,
равен 220, т. е. ошибка составляет 5%.

Свойства жидкого раствора или смеси
газов зависят как от свойств отдельных ком
понентов, так и от их относительного содер
жания, т. е. концентрации. Различают кон

Определение весового,
объемного
и молекулярного
составов смеси

'

*л

v

центрации весовые, молекулярные и объем
ные, каждую из которых можно выразить в процентах или в долях
единицы.
Пусть нефтяная смесь состоит из двух компонентов (бинарная
смесь), молекулярные веса которых соответственно равны М и ! ,
а массы их — ^ и ^ ; общая масса g = g + g .
Под весовой концентрацией компонента понимают отношение
массы данного компонента к массе всей смеси. Для нашего случая
весовые концентрации будут:
г

0

s ^ J L ^  i i — ;
£0

1

£ l + #2

t

• д; = Л . = — $ 1 — .
2

2

2

g0

,

(8.5)

gl+g*

'

Сумма весовых концентраций равна единице:
х +
1

Х

2

=

*

, _
ft

^
+

+ _ ^ _ ^
fo

gl+g2

+
gl + gz

^ 1 .

(8. 6)
'

V

Для определения числа киломолей отдельных компонентов смеси
необходимо знать молекулярные веса и количество (массу) отдельных
компонентов (фракций). Разделив массу каждого компонента на его
молекулярный вес, получим соответственно число киломолей первого
и второго компонентов:
* = T f c  * 4 r , 

<  >
8

7

Общее число киломолей равно

137

Молекулярной концентрацией данного компонента в смеси назы
вается отношение числа киломолей данного компонента к общему
числу киломолей смеси, т. е.
;

^2*=—Ж

х = ^

^

=

г

= 1 .

(8.9)

Сумма этих концентраций также равна единице:
gi

м
gl

g*
м

,

г

,

gi

м^

gl

g~2

,

#2_

el

Средний молекулярный вес данной
определяется следующей формулой:
M

ov

=

1

х

м

г

2

i

.

(8.10)

&

двухкомпонентной

х

^

м

г

2

смеси

(8.11)

м

2

Если известны молекулярные концентрации'отдельных компонен
тов, то средний молекулярный вес смеси определится формулой
Л/

с Р

= ^

1

+ ^Л/ .

(8.12)

а

Для двухкомпонентной (бинарной) системы компонент с концен
трацией х, имеющий более низкую температуру кипения, называется
низкокипящим компонентом (НКК), а второй, имеющий более высо
кую температуру кипения, называется высококипящим компонентом
(ВКК).
Так как для двухкомпонентной системы сумма весовых и молеку
лярных концентраций [по формулам (8. 6) и (8.10) равна единице, то
концентрация высококипящего компонента соответственно равна
(1 — х). Для любой многокомпонентной системы на основании урав
нения (8. 7) можно написать
или М с р = J - , ~

(8.13)

т. е. средний молекулярный вес многокомпонентной системы равен
отношению количеств (масс) компонентов смеси к числу киломолей
вещества в данной системе.
Пересчет молекулярной концентрации компонентов в весовую
и наоборот производится по формуле
=
138

'

(8-14)

Средняя плотность смеси компонентов определяется по правилу
смешения:
 ^

+ — + —  t  . • .+ —•

=

Qcp

Qi

Qa

Qs

(8.15)

Qn

4

'

Если весовые концентрации компонентов даются в процентах,
то формула (8. 15) принимает вид
100

Х\

Qcp

Qi

I
'

| 3
' Qs
г»

%2

I
| П
1 * ' ' I Qn

х

г»_

Q2

Х

Пример 8.'5. Смесь из двух компонентов имеет общий вес g 2500 кг.
Содержание первого компонента £i = 1000 кг, второго g = 1500 кг. Определить
весовую концентрацию в долях единицы и в процентах.
Р е ш е н и е , а) В долях единицы:
0

2

,

1

=

J L
g

"go
2500

=

0

, =^ = 4^=0,6.

о,4;

2

g

2500

0

Сумма весовых концентраций
*2

*1 +

= 0,4 + 0,6 = 1.

б) В процентах. Так как в этом случае вес смеси принимается равным 100
единицам против 1 в первом случае, то при пересчете в проценты необходимо
значение концентрации умножить па 100. Тогда
x = ~^ 100 = 0,4100 = 40%;
я =  ^  100 = 0,6100 = 60%.
go
§0
Пример 8 . 6 . Определить молекулярный состав и средний молекулярный вес
смеси бензола (С Н ) и нормального октана ( С Н ) , если бензола в смеси 500 кг,
а общий вес смеси 1200 кг.
Р е ш е н и е. Определим молекулярный вес компонентов:
а) бензола
С Н = 6 • 12 + 6 . 1 = 78;
б) ноктана
t

а

6

6

8

6

6

С Н
8

13

18

= 8 . 12 + 18 . 1 = 114.

По формуле (8. 7) число киломолей компонентов:
500
700
_
= 6,41;
^ = — 7  = 6,14.
78
114
с

,

w

а

Общее число киломолей
N = щ + m = 6,41 + 6,14 = 12,55.
Молекулярная концентрация бензола по формуле (8. 9)
,
i~

п
6,41
N ~ 12,55 ~ '
г

X

и

М

'

Молекулярная концентрация wоктана
I T

=

=

i t i "

=

° '

4

9

'

и

л

и

*•

=

1

~

° '

5

1

=

Ш

'

Средний молекулярный вес смеси по формуле (8. 12)
Л Г = х ' М + ^ М = 0,51 • 78 + 0,49 • 114 = 95,7.
ср

г

1

2

Пример 8. 7. Вычислить весовой и молекулярный составы нефти. Исходные
веса фракций и их молекулярные веса даны в табл. 8'. 1.
139

ТАБЛИЦА

8.«

Расчет весового и молекулярного составов нефти

кг

Бензин

• . .

Лигроин

200

.•

200
=
1000
50
=
1000
150
=
1000
180
=
1000
420
=
1000

100

50

115

150

250

Компонент дизельно
го топлива . . . .

180

275

Мазут

420

450

Нефть

1000

216

Керосин

Расчет
весовой кон
центрации

Молеку
лярный
вес

Количе
ство,

Фракция

Расчет числа
киломолей
во фракциях

200
100
50
115
150
250
180
275
420
450

0,2
0,05

= 2,000
=

=

0,15
0,18
0,42

1000
• 1,00
1000

1

0

0

0

=

=

=

Расчет
молекуляр
ных кон
центраций

2,000
= 0,432
4,625

= 0094
= 0,435 ^
4,625
' *
U

= 0,600 °'600
£б25

U y

0 Д З ( >

0,655
=0,142
4,625
0,935
= 0,202
= 0,935
4,625
= 0,655

/

аог

=

4,625
= 1,000
4,625

Р е ш е н и е . Расчет ведется по тем же формулам, что и в примерах 8. 5
и 8. 6. Для упорядочения расчета последний сведен в табл. 8. 1. Итоги столбцов
2, 3 и 5 соответствуют нефти, т. е. общему весу смеси g = 1000 кг, среднему моле
кулярному весу смеси i k f = 216 и числу киломолей смеси N = 4,625.
0

c p

Перейдем к определению состава газовой смеси. Содержание
компонентов газовой смеси обычно задается в объемных единицах
(м ) при нормальных условиях, т. е. при 760 мм рт. ст. и 0° С.
Относительные концентрации компонентов газовой смеси в этом
случае получаются в объемных долях и объемных процентах.
Будем рассуждать так же, как и в случае определения концентрации
жидких растворов. Пусть дана смесь двух газов в количестве V
и \\ м . Тогда объем смеси газов равен
3

t

3

V

0

= Vi + 7 .

(8. 16)

8

В этом случае объемная концентрация каждого компонента газа
в смеси определится как частное от деления его объема на весь объем
смеси:
v

i

_

i
Vi +

.

v

„

_

F

2

__

У*

(8.17)

V

2

Сумма объемных концентраций будет равна единице:
1.
Уг + У2

1

V + V
±

t

(8.18)

Vi + V*

Для пересчета в проценты необходимо объемную концентрацию,
выраженную в долях единицы, умножить на 100. Зная объемный
140

w w
В <<!
 н
"

w
4J
н
g

я
о
и
S
ф

и

О

•л
о

д 03 CLJ
о 9 Й
и Ф
й
и

о
о

1=1

О
д

Д

р
п о
СО ОЭ М
Й М й

о
о
в Уи . Д

формула

*э

3=1
я
й

О II

CO^d

11

C O Q O O M S S O O O Q W

молекулярный вес М

4

Ф

количество V j ,

g

О

О

DO ^СЛ

0

0

0

9

9

Ь

W

СЛ

О

to

1

О
о
о

о
о

to со

о
4^

О
о
о

0

0

2

0

0

0

0

^ o t ^ t o o

* ; i ^ O 0 0 W C D 0 3 C 0 N J

объемные доли V; =

О О С О  ^ Г О О О Г О О О

rfs

О

О

О

0

0

00

CD
0 0

ь^.

OS ГО CD «<I
ГО
_ O i CO
О_
О
0 0 0 — —
о

CO

Ю

to

*^

Ь

СЛ 0 0 CD Ь
w
CD Ч Q СЛ ф>
О
СЛ СЛ о
о

ьл.
о
00

CD

СЛ

^
to p. to
to to
J ° р 00 го го < i
н ^ ь ^ О
ю Ъ ^ ^ ю с л ^ Т о г о
О
О
О) О
О
О
О
О
£s
О
о

О
о

О
^

О
^

я^
йо 2
jo •_, Н
w

объемные проценты
CO

О
^

О
о

О
^

ПЛОТНОСТЬ Q| =

"22^"

масса, приходящаяся на
100 мя газовой смеси

о

О
^

о

весовые доли х

=

;

CDOSCOh^OOOlrfSrfNO

1

—
#п

ь ^ С Л О ^  Т ^ ^ С Л О ^

со
о
Сл
ср

СО „ГО

CD

00

СЛ

rfs

|£ч

Ь

оо

ib»

м> w

^

Ь

Ь

о

о

о

о

о

р

о

о

н*. со to- i5s НА. "Js Ь

w

о

О

IJS

t O t O C O O S i  ^ O O O O O t O
Ю Ю С Л ( И ^ С 0 0 0 0 ) О

о
о
о

о
*р
£>
о

"8

§

р
О
4^
о

о
е

О
СО

о
о

о
о
*^ О

о

о

4

го

о

о

го

количество килограмммо
лекул, приходящихся на
100 кг газовой смеси
п.

молекулярные

о
м

00 СО О) ГО СО

весовые проценты
i = ХС * ° 0

w

доли

о

ч

to

|N(^OOOCOQG)CD4
0 СО Ч 05
о
го
to
о
о
о
о 8
О О О

N
молекулярные проценты

*J «

х,100

Ш V*
в» а
а

состав смеси газов, можно найти весовой, а затем и молекулярный.
Чтобы йайти количество (массу) вещества, содержащегося в данном
объеме газа, нужно знать его плотность, т. е. массу, заключенную
в единице объема. Согласно закону Авогадро киломоль любого газа
при 0° С и 760 мм рт. ст. занимает объем 22,4 ж . Отсюда плотность
1 м газа равна его молекулярному весу, деленному на 22,4. Зная
плотность газовых компонентов смеси и их объем, можно определить
массу каждой составной части смеси. Так, масса первого компонента
i
.
,gi = V ,
(8.19)
масса второго,компонента
3

3

lQl

отсюда масса смеси
FIRO=^IQI

+

^2Q2-

В дальнейшем расчет весовой и молекулярной концентраций
может быть выполнен, как и для жидкого вещества.
Пример 8 . 8 . Рассчитать объемный, весовой и молекулярный составы много
компонентной газовой смеси, приведенной в столбцах 1, 2 и 4 табл. 8. 2. Расчет
приводится в указанной таблице.
Сравнение состава в объемных, весовых и молекулярных долях (столбцы
5, 9 и 12) и в объемных, весовых и молекулярных процентах (столбцы 6, 10 и 13)
показывает резкое отличие весового состава от объемного и молекулярного и,
наоборот, полное совпадение состава газа в объемных и молекулярных долях
и процентах.

При нагревании какой-либо жидкости
с поверхности ее происходит выделение паР
внешнее пространство, т. е. происходит процесс испарения, при этом давление
паров жидкости ниже внешнего давления.
По мере повышения температуры жидкости давление паров ее повы
шается, и в момент, когда давление паров жидкости станет равным
внешнему давлению, жидкость начинает кипеть, а давление и плот
ность паров при данных условиях* становятся максимальными.
Насыщенный пар, т. е. пар, находящийся в состоянии равновесия
с жидкостью, характеризуется максимальным давлением при дан
ной температуре. Давления паров в зависимости от температуры
для некоторых химически чистых веществ приводятся в табл. 8. 3.
На графике рис. 8. 1 приводится давление насыщенных паров смеси
углеводородов в зависимости от температуры.
Закон Дальтона определяет, что давле
ние, развиваемое какой-либо газовой смесью,
равно сумме парциальных давлений ее с о Закон Дальтона
ставных частей, т. е. давлений, которые раз
вила бы каждая составная часть газовой
смеси, если бы только она одна занимала данный объем. Если общее
давление смеси газов равно я', а парциальное давление, развиваемое
каждым компонентом, p р , р ,
р то по закону Дальтона
jнасыщенных
паров жидкости

о в

tJ

3 3 0

2

3

и

л = Р1 + Р2 + Рз + - • -+Pi142

(8.20)

Из закона Дальтона следует, что парциальное давление каждого
газового компонента равно произведению внешнего давления на
его молекулярную концентрацию в паровой фазе, т. е. для бинар
ной смеси
Pi=ny'i\
-50

0

50

100

150

200

(8.21)

Р2^-яу' .
2

250

Температура

300

350

Ш

Ь50

500

системы t,°C

Рис. 8. 1. Давление насыщенных паров смеси парафиновых углеводоро
дов и нефтяных фракций в зависимости от температуры. / б — средняя
объемная температура кипения при атмосферном давлении.
0

Таким образом, зная внешнее давление, можно найти парциаль
ное давление каждого компонента газовой смеси, если известна его
молекулярная концентрация. Так как для газовой смеси молекуляр
ная и объемная концентрации равны, то можно воспользоваться
объемным составом газа.
Пример 8. 9. Найти парциальное давление составных частей газовой смеси,
состав которой приведен в столбце 5 табл. 8. 2. Внешнее давление Л:= 12 am.
Решение приводится в табл. 8. 4.
143

Т А Б Л И Ц А 8.3

Зависимость давления насыщенных паров углеводородов и воды от температуры
Наименование

н-Гексан

с н

Формула

б

Молекулярный вес
Температура кипения
при 760 мм рт. ст.

1 4

Бензол
С Н
6

е

86

-78

69

80,49

н-Гептан

Вода

Толуол

н-Октан

к-Нонан

к-Декан

н-Ундекан

н о

С Н

CeHis

СэН о

С10Н22

СцН 4

C12H26

100

18

92

114

128

142

156

170

98,61

100

110,56

125,44

149,48

173

194,5

С Н
7

2

1 6

Температура, ° С

7

8

2

214,5 «

Давление насыщенных паров, мм рт. ст.

-60

0,625

0,083

-50

1,508

0,23

0,13

. 0,0355

-40

3,294

0,61

0,31

0,090

-30

6,946

1,41

0,73

0,231

1,74

0,60

3,59

—20

13,9.

7,43

2,90

-10

25,9

14,63

5,84

0

2

к-Додекан

' 44,46

"

. 3,42

1,33

26,6

11,47

4,579
9,209

12,7

5,26
9,95

6,67

3,69 г

10

75,0

44,75 .

20,7

20

119,8

74,8

35,6

17,535

22,3

30

185,4

118,4

58

31,842

37,2

18,02

40

276,7

181,5

92,2

55,324

59,3

30,83

11,1

3,86

50

400,9

268,7

141,4

92,51

93

49,04/

19,1

7,04

2,64

60

566,2

338

209,5

77,6

31,6

12,45

4,73

70

787,0

542

303

118,1

40,4

20,5

8,3

t

149,4
233,7

140,5
205,4

—

3,22
6,05

2,08

со
я

80

1062

748

423,4

294

174,7

46,1

32,9

14,3

90

1407

1013

583,4

408

205,1

113,4

50,0

23,1

76,0

35,9

100

1836

1335

555

353,2

165,5

110

2 358

1739

1052

747

481,0

232,0

111

53,6

120

2 982

2 230

1367

990

650,0

325

160

80

130

3 719

2 821

1753

1265

830,0

436,0

222

115
163

792,5

140

4 606

3 520

2 229

1121

584

305

150

5 610

4335

2 784

1420

771

408

222

160

6 793

5 300

3 450

1807

991

538

303

170

8123

6386

4 212

2 255

1259

704

402

908

524

180

9 651

8 617

5 091

2 776

190

11380

9 045

6 095

3 382

680

200

13 349

10 650

7 261

4099

860

210

15 557

12 453

8 594

4 927

1093

220

18 100

14 521

10 105

5 873

230

16 825

11810

6 948 *

240

19.350

13 790

8 219

250

22 182

15 980

9 612

260

25 329

18 470

11185

270

28 852

12 980

280

32 782

15 015

290

17 126

Т А Б Л И Ц А 8. 4.
Молекулярная
концентрация

Компоненты

V

Водород
Метан
Этан
Этилен
Пропан
Пропилен
Бутан
Бутилен
Высшие

Парциальное давление
р = я У , am

12-0,072 = 0,86
12 • 0,296 = 3,55
12-0,160 = 1,92
12 - 0,060 0,72
12 - 0,136 = 1,63
12-0,087 == 1,04
1,32
12-0,109
12-0,040 0,48
12-0,040 0,48
Итого

л; =12,00

Итог третьего столбца показывает, что сумма парциальных давлений задан
ной смеси соответствует заданному внешнему давлению.

Если жидкая смесь состоит из большого
числа компонентов (например, нефть или неф
тепродукты), нагретых до температуры ки^якпта

Рядили

«

*»

пения, давление паров этой жидкой смеси
определяется по закону Рауля, который
можно сформулировать так: парциальное давление р% паров какоголибо компонента, находящегося в жидкой смеси, равно-произведе
нию давления Р насыщенных паров чистого компонента при задан
ной температуре на его молекулярную концентрацию в жидкой
фазе xi, т. е.
Pi=Px'i.
(8.22)
у

ш

Закон Рауля в таком виде относится к так называемым идеаль
ным жидкостям, но во многих практических случаях на его основе
можно проводить расчеты, дающие вполне приемлемые результаты.
Для нефтепродуктов при давлении до 4—5 am расчеты по закону
Рауля можно проводить с точностью 9 0 — 9 5 % . При более высоких
давлениях отклонения составляют большую величину и требуются
другие методы расчета (см. главу двенадцатую).
Так как по закону Дальтона общее давление паров равно сумме
парциальных давлений [формула [ 8 . 2 0 ) ] , то, подставив значение
последних из уравнения закона Рауля ( 8 . 2 2 ) , получим
Я =

P

l X

[

+

Р,Х,

+

. . . +

РгХг.

(8.

23>

Пример 8. 10. Найти общее давление паров нефти, нагретой до температуры
320° С. Молекулярные концентрации компонентов см. в табл. 8. 1 , столбец 6..
Давление паров найти по графику рис. 8. 1.
Р е ш е н и е . Каждый нефтепродукт охарактеризуем некоторой средней
температурой его кипения (из практических данных). Результаты расчета све
дем в табл. 8. 5.
146

Т А Б Л И Ц А 8. 5
Средняя
температура
кипения
(объемная)
°С

Компоненты

Упругость
паров

Молекуляр
ная кон
центрация

25,0
10,0
2,0

0,432
0,094
0,130

am

Об'

Бензин
Лигроин
Керосин
Компонент дизельного топ
лива
Мазут

НО
180
260
320
500

0,42
0

Парциальное
давление

10,80
0,94
0,26

0,142
0,202

0,059
0

Общее давление л; паров смеси (нефти) по формуле (8.'23) равно
я; = 10,80 + 0,94 + 0,26 + 0,059 + 0 = 12,059

am.

Для двухкомпонентной системы состояние
равновесия между паровой и жидкой фазами
может быть выражено на основании законов

Расчёт состава фаз
двухкомпонентной
системы

т-г

^

Дальтона и Рауля как равенство парциаль
ных давлений каждого компонента в паровой и жидкой фазах:
р = Р х = л; у'
|
х

г

х

р = Р (1-*') = я ( 1 - Ю
я

я

) '

( 8

"

'

4 )

где х' и у — соответственно молярная концентрация низкокипящего компонента (НКК) в жидкой и паро
вой фазах;
(1 — х') и (1 — у') — соответственно молярная концентрация высококипящего компонента (ВКК) в жидкой^ и
паровой фазах;
Р
и Р — соответственно давления насыщенных паров
Н К К и В К К при данной температуре.
Давление насыщенных паров системы я должно быть равно сумме
парциальных давлений паров компонентов, входящих в состав
жидкой фазы, т. е.
г

г

2

n^P&'
откуда можно, получить

+ Pzil—x'),

(8.25)

равенство
* ' = ^ ,

(8-26)

Н а основании уравнений (8.24) и (8. 26) также, имеем
У = ~ I T " - " 7 W ; -

(

8

-

2

7

)

Таким образом, при заданном внешнем давлении я и выбранной
температуре системы t можно однозначно определить состав равно10*

147

весных жидкой и паровой фаз. При изменении температуры системы
и постоянном внешнем давлении состав фаз изменится и его можноопределить по тем же уравнениям (8. 26) и (8. 27). Уравнение (8. 24)
путем обычных преобразований можно привести к следующему
общему виду:
(8.28>:
где к — константа фазового равновесия, или коэффициент распре
деления.
В случае идеальной смеси определение этой константы не вызы
вает затруднений. Для систем, находящихся при высоких давле
ниях и температурах, расчет константы фазового равновесия про
водится с помощью фугитивност^ жидкой и паровой фаз (см. главу
двенадцатую). Из уравнения (8. 28) следует, что в условиях равно
весия распределение данного компонента между паровой и жидкой
фазами равно отношению давления насыщенных паров данного ком
понента к общему давлению паров смеси.
В процессах переработки нефти в аппараты часто вводится пере
гретый водяной пар, в нефтяные газы могут попасть примеси ней
тральных газов — воздуха, азота, углекислоты. При этом числокомпонентов увеличится, а число фаз останется неизменным и с о 
гласно правилу фаз число степеней свободы увеличится (см. при
меры 8. 2 и 8. 3). Если число степеней свободы больше 2, например
3, то для суждения о такой смеси нельзя ограничиваться знанием
только температуры и давления, а необходимо знать также третий
параметр. Рассмотрим несколько примеров. Прежде всего установим,
как влияет присутствие водяного пара в смеси с нефтяными парами
на температуру системы при постоянном давлении.
Пример 8. 11. Как изменится температура верха ректификационной колонны
разделяющей широкую бензиновую фракцию на бензин и лигроин, в присут
ствии перегретого водяного пара и без него?
%
Давление в колонне я = 800 мм рт. ст. Бензиновых паров уходит с верха»
колонны G = 1000 кг/ч, водяных паров z = 100 кг/ч. Молекулярный вес бен
зина Мб = 100, воды М = 18. Средняя температура кипения- бензина 99° С
Решение.
Число киломолей бензина
в

G

1000

,

Л Л Л >

водяного пара
--

'

2

18

° . = 5,55.
18

1 0

Общее число киломолей
^ = 1 0 , 0 0 + 5,55 = 15,55.
Молекулярная концентрация паров бензина
У

148

N

15,55 - - '
u

b 4 d

-

Парциальное давление паров бензина при внешнем давлении л=800

ммртст^

pi = л у' = 800 • 0,643 = 514 мм рт. ст.
Примем условно бензин за индивидуальный углеводород, имеющий с ним
одинаковую температуру кипения. По табл. 8. 3 температуру кипения 99° С
имеет углеводород C H (нормальный гептан). По табл. 8. 3 давление насыщен
ных паров w-гептана равно 514 мм рт. ст. при температуре 86° С. Следователь
но, температура верха ректификационной колонны при подаче в нее водяного*
пара снизится от 99 до 86° С, т. е. водяной пар понижает температуру кипения
нефтепродуктов.
В процессе эксплуатации нефтеперерабатывающих установок чаще возни
кает вопрос — какое количество перегретого водяного пара необходимо подать
в ректификационную колонну для снижения температуры верха ее на определен
ную величину. Для определения расхода водяного пара служит уравнение,
основанное на законе Дальтона, которое в зависимости от известного давления
насыщенных нефтяных паров Р и общего давления смеси л позволяет вычислить
расход водяного пара:
G(n-P)i8
^
7

J 6

z==

(

8

>

2

9

)

Пример 8. 12. Определить количество водяного пара, необходимого для
снижения температуры кипения углеводорода до 160° С, если при нормальном
давлении она равна t = 194,5° С. Количество углеводорода G = 500 кг, моле
кулярный вес его 156. Общее давление системы л = 800 мм рт. ст.
Р е ш е н и е . По табл. 8. 3 находим давление насыщенных паров углево
дорода С ц Н 4 , имеющего температуру кипения при 760 мм рт. ст. 194,5° С .
Давление насыщенных паров компонента при температуре 160° С равно Р =
= 303 мм рт. ст.
Подставляя в формулу (8. 29) известное давление насыщенных паров Р == 303 мм рт. ст. и данные из условия примера, получим
2

*

д

G(n-P)18
РМ

500 (800-303) 18
94,5-100
W l 5 6
^=94,5 «г, и л и - ^ - =
n

Сущность
^

ч

о . Однократное
испарение
и к о н д е н с а ц и я как
м е т о д ы разделения

в

т о м

ч

т

0

к

а

к

/

с

этих . процессов
р
р
П

И

и

с

п

а

е

н

и

и

?

т

! О П П /

18,9о/ .
0

заключается
р
а

к

и

П

И

конденсации образующаяся в процессе пар в а я фаза остается в системе до наступлеовесия.
0

н

и

я

в

н

е

й

с

о

с

т

о

я

н

и

я

р а в Н

Процессы однократного испарения и конденсации происходят
в различных аппаратах. Например, при нагреве сырья в
трубах
печи происходит его частичное испарение. Смесь паров и жидкого
остатка находится в тесном соприкосновении и в состоянии равно
весия поступает в ректификационную колонну. В испарительной
части колонны происходит разделение равновесных фаз (паровой
и жидкой). Подобные процессы протекают в дефлегматорах-конден
саторах на верху ректификационных аппаратов. Здесь из проходя
щих паров путем *их частичного охлаждения и конденсации одно
кратно отделяется жидкость (флегма), поступающая на верхнюю^
тарелку в виде горячего орошения.
Для выяснения того, что же дают однократные процессы разделе
ния фаз, рассмотрим бинарную смесь и изучим поведение ее при
однократных процессах испарения и конденсации. Смесь состоит
из двух углеводородов: гептана и ундекана (данные о давлении
паров этих углеводородов см. в табл. 8. 3).
ч

14&

Из данных табл. 8. 3 видно, что температуры кипения компонен
тов при атмосферном давлении (я = 760 мм рт. ст.) равны для
Н К К — гептана 98,6° С, для В К К — ундекана 194,5° С.
Следовательно, при атмосферном давлении температурными пре
делами системы будут температуры 98,6 и 194,5° С, так как только
в этих пределах при заданном атмосферном давлении могут сосуще
ствовать паровая и жидкая фазы. Действительно, при температуре
ниже 98,6° С система, состоящая даже из одного низкокипящего
компонента гептана, будет, только в жидкой фазе, а любая смесь
гептана и ундекана будет подавно только в жидкой фазе. При темпе
ратуре выше 194,5° С система, состоящая из смеси гептана и унде
кана, может существовать только в парообразном состоянии, так как
даже только один высококипящий компонент кипит при 194,5° С.
Двухкомпонентная смесь при температуре кипения (см. при
мер 8. 2) обладает двумя степенями свободы. Это значит, что если
рассматривать смесь при заданном давлении, то любой температуре
между началом (98,6° С) и концом ее кипения (194,5° С) должен
соответствовать вполне определенный состав паровой и жидкой
фаз. В этом и заключается значение правила фаз: если взято столько
параметров, сколько указано в правиле, то остальные свойства смеси
можно выяснить на основе известных, закономерностей.
Для такой смеси, которая находится при определенном давле
нии (я = 760 мм рт. ст.) и при заданной температуре, можно
найти величины давления насыщенных паров компонентов Р и Р
и по известным уравнениям (8. 26) и (8. 27) найти концентрации
каждого компонента в паровой и жидкой фазах.
Для нашей смеси известны начальная и конечная температуры
системы t = 98,6° С и t = 194,5° С. Выбрав произвольные про
межуточные, найдем равновесные концентрации паров и жидкости
при температурах, лежащих в этих пределах. Для указанной смеси
подобный расчет по этим формулам приведен в табл. 8. 6, где давле
ния насыщенных паров Р и Р взяты из табл. 8. 3.
г

H

2

K

х

2

Т А Б Л И Ц А 8. 6

Определение равновесных молекулярных концентраций смеси
гептана и ундекана при внешнем давлении я = 760 мм рт. ст.
по формулам (8.26) и (8.27)
Темпера
тура, °С

150

2

Pi-Ра
мм

98,6
110
120
140
160
180
194,5

я — р

Р2

Pi

760
1052
1367
2229
3450
5091
6550

рт.

33
53,6
80
163
303
524
760

ст.

727
706,4
680
597
457
226
0

727
998,4
1287
2066
3147
4567
5790

Л—

* ^

Р2

Р ] - Р

1
0,707
0,528
0,289
0,145
0,052
0

У
2

760
744
722
644
501
263
0

=

~ ТС

1
0,979
0,95
0,847
0,659
0,346
0

*'

На основании этих данных построены две кривые в прямоуголь
ных осях координат: t (вертикальная) и х\ у' (горизонтальная);
эти кривые приведены на рис. 8. 2 и носят название изобарных
температурных кривых (изобар). При помощи изобар можно прово
дить целый ряд расчетов, связанных с перераспределением молекул
между фазами. Например, требуется определить состав паровой
и жидкой фаз равновесной системы, состоящей из гептана и ундекана, при давлении 760 мм рт. ст. и температуре 130° С.
На рис. 8. 2 видим, что горизонталь, соответствующая темпера
туре 130° С, пересекает нашу изобару (я == 760 •мм рт. ст.) в точке
кривой
концентрации
Н К К в жидкости, соответ
ствующей х' = 0 , 4 , и кри
вой концентрации Н К К
в парах, соответствующей
.у' = 0,9.
Следовательно, равно
весная система, состоящая
из смеси гептана и ундекана, при 130° С и давле
нии 760 мм рт. ст. имеет
следующий состав: в жид
кой фазе гептана 40 % мол.,
ундекана 60 % мол.; в паро
вой фазе гептана 9 0 % мол.
и ундекана 1 0 % мол. Из
0,1 0,2 0,3 0А 0,5 0,6 0,1 0,8 0,9 1.0
этого примера видно, что
Концентрация НКК д napaj и жидкости
жидкая и паровая фазы
Рис. 8. 2.',Изобарные температурные кривые.
имеют различный состав,
паровая фаза более обо
гащена Н К К . С помощью р и с . 8 . 2 рассмотрим еще такой пример:
можно ли получить чистый низкокипящий компонент (гептан) в ус
ловиях однократного испарения из исходной смеси гептана и унде
кана с концентрацией х' = 0,6, т. е. содержащей 6 0 % мол. гептана.
По рис. 8. 2 видим, что вплоть до температуры 117° С заданная
смесь остается в жидкой фазе и содержание в ней Н К К не изме
няется, так как любая точка на вертикали х' = 0,6 до указанной
температуры не попадает на кривые, характеризующие равновесные
паровые и жидкие фазы при данной концентрации.
Когда при нагревании температура смеси достигнет 117° С,
проведенная через точку 117° С горизонталь пересечется с верти
калью х' = 0 , 6 на изобарной температурной кривой кипения (точ
ка В). Это означает, что при этой температуре жидкость начнет
кипеть, так как при данных температуре и составе жидкости давле
ние ее паров как раз равно внешнему давлению, при котором пост
роены данные изобары.
Первая порция паров, выделяющихся из закипающей жидкости,
имеет ту же температуру, что и жидкость. Поэтому равновесный
151

-состав паров определится проведением горизонтали ВС до пересече
ния с изобарной температурной кривой конденсации. При этом зна
чение концентрации Н К К в парах у' = 0,96. Следовательно, даже
в первых ничтожных количествах паров, выделяющихся при заки
пании жидкости, не удается получить чистый Н К К .
Допустим далее, что заданная смесь при нагревании достигла
температуры 150° С (точка D на вертикали х' = 0,6) и при этой
температуре мы отделили пары от жидкости. Для определения
состава паров и жидкости достаточно через точку D провести гори
зонталь EF, соответствующую температуре 150° С. Точки Е и F
пересечения ее с кривыми изобар показывают соответственно состав
жидкости х' = 0,21 и состав паров у' = 0,75.
Если нагреть смесь до более высокой температуры, например
,до 165° С (точка К на вертикали х' = 0,6), то состояние системы
сбудет характеризоваться точками К и N с концентрациями у' =
= 0,6 и х' = 0,13. Но состав полученных паров (у' = 0,6) равен
составу исходной жидкой смеси х' — 0,6, а это возможно только при
полном испарении всей исходной жидкости, т. е. температура 165° С
является температурой полного' испарения жидкости заданного
состава (x — 0,6). Концентрация Н К К в жидкости при 165° С
(х! — 0,13) соответствует концентрации его в той капле жидкости,
^которая испарится самой последней.
Дальнейшее повышение температуры системы заданной кон
центрации сопровождается только перегревом паров. При охлажде
нии перегретых паров наблюдается обратная картина,— в точке К
пары начнут конденсироваться, в точке D будет двухфазная система,
л в точке В закончится конденсация.
Из рассмотренного примера видно, что процессы однократного
жспарения (или конденсации) не могут обеспечить получение чистых
Н К К или В К К . Чистые компоненты практически можно получить
•только при помощи процесса ректификации.
Из рассмотренных примеров можно еще уяснить, что на рис. 8. 2
.любая точка, расположенная на заштрихованной площади / , харак
теризует наличие только жидкой фазы, соответственно площади
Л — наличие паров и жидкой фазы и, наконец, площади 7 7 / -г- на
личие только одной паровой фазы. Следует также отметить, что,
лрименяя многократное и постепенное испарение или конденсацию,
•можно получить компоненты в достаточно чистом виде, но их коли
чества будут очень незначительны по сравнению с количеством взятой
;в перегонку смеси.
Выше уже отмечалось, что этот процесс
осуществляется
в . аппаратах
колонного
4. Процесс
типа, где на тарелках различной конструкректификации
Д
происходит многократный
контакт между противоточно движущимися
парами, выделяющимися
при
испарении
перерабатываемого
'Сырья, и жидкостью, получающейся при конденсации паров. Для
уточнения сущности процесса
ректификации
рассмотрим ме{

f

(

ц

152

и

и

и

л

и

н а с а

к е

ханизм разделения двухкомпонентной
(бинарной) смеси НКЬГ
и ВКК.
Интенсивное взаимодействие на тарелке колонны между восходя
щими парами и нисходящей жидкостью, которые неравновесны ,
приводит к тому, что потоки обмениваются веществом и теплом.
В результате этого взаимодействия в системе происходит перерас
пределение компонентов между фазами, пары частично конденси
руются, а жидкость частично испаряется, причем из паров конден
сируются преимущественно В К К , а из жидкости испаряется в о с н о в 
ном Н К К , таким образом, стекающая жидкость обогащается ВКК,.
а восходящие пары обогащаются Н К К .
Такой контакт между фазами может привести парожидкую сис
тему в состояние равновесия, т. е. установятся равновесные значе
ния составов фаз и прекратится процесс их взаимодействия (идеаль
ный контакт; теоретическая тарелка). Фактически система не дости
гает равновесного состояния. Пары и жидкость отделяются друг Ьт
друга и далее снова контактируются на последующих тарелках
с другими неравновесными жидкими и паровыми потоками.
Повторяя многократно контактирование восходящего потока
паров в колонне с нисходящей жидкостью непрерывно на насадке,
либо ступенчато на тарелках, можно достичь существенного измене
ния составов взаимодействующих фаз, в результате выходящиеиз колонны пары доводятся до желаемой концентрации Н К К (цочти
чистый Н К К ) , а жидкость, отводимая из нижней части колонны,
состоит преимущественно из В К К .
, Пары с верха колонны поступают в конденсатор, где они конден
сируются; часть конденсата возвращается на верх колонны в каче
стве орошения для создания нисходящего потока жидкости в колоннеТакое орошение колонны называется холодным или острым.
Нисходящий пото к жидкости в колонне можно создать такжепутем отнятия определенного количества тепла на верху колонны
и конденсации части паров над первой тарелкой колонны в специ
альном (парциальном) конденсаторе: такое орошение колонны назы
вается горячим. Применяется также циркуляционное оршение
в колоннах, сущность которого будет пояснена ниже на при
мерах.
Ректификационная колонна состоит из концентрационной части,,
расположенной над вводом сырья, отгонной, находящейся нижеввода сырья, и питательной секции, расположенной между ними.
Для обеспечения процесса^ ректификации в отгонной части колонны
требуется создать восходящий поток паров, обычно называемый
паровым орошением. Для этого часть жидкости в низу колонны
необходимо испарить при помощи кипятильника либо путем ввода,
в низ колонны перегретого водяного пара.
1

;

Такие, условия обеспечиваются, когда температура жидкости ниже тем
пературы паров (если обе фазы находятся при одном и том же давлении), при,
этом жидкость содержит НКК больше, чем жидкость, равновесная этим парам.
1

153**

Материальный и тепловой балансы рек
тификационной
колонны или какой-либо
5. Материальный
части
ее
составляются
для установившегося
и тепловой балансы
режима на основе того, что сумма материаль
колонны
ных и тепловых потоков, поступающих в си
стему, равна сумме материальных и тепловых потоков (с учетом
их потерь), покидающих систему.
Материальный баланс ректификационной колонны может быть
составлен в весовых и мольных единицах, при этом уравнения мате
риального баланса имеют один и тот же вид. Иа основе определения
материального баланса для всей
колонны можно написать (см.
рис. 8. 3)
L = D +

ОорфрХор

i?,

где L — количество

(8. 30)

сырья

в

кг/ч;

D — количество ректифика
та, отводимого с верха
колонны в кг/ч;
Я — количество остатка, от
водимого с низа колон
ны в кг/ч.
Если составление материаль
ного баланса колонны не пред
ставляет затруднений, так как
в процессе работы установки
Рис. 8. 3. К материальному и тепло
обычно известно количество по
вому балансу ректификационной ко
ступающего сырья и отводимых
продуктов, то составление тепло
вого баланса несколько слож
нее. Сырье, поступающее в колонну после нагрева в трубча
той печи или в каком-либо другом нагревателе, в общем случае на
ходится в двухфазном состоянии. Теплосодержание его зависит не
G

только от температуры, но и от весовой доли отгона е =
т. е. от
веса нефтепродукта, перешедшего в пар при- данных условиях.
Кроме тепла, вносимого в колонну сырьем, для создания вос
ходящего парового орошения в отгонную часть колонны вводится
некоторое количество тепла Q . Таким образом, при установившем
ся режиме приходными статьями теплового баланса колонны являют
ся тепло Q , вносимое сырьем, и тепло Q ,
подводимое в низ ко
лонны (тепло кипятильника или перегретого водяного пара). Для
атмосферных колонн расход перегретого водяного пара составляет
4 — 6 % , для вакуумных 5—8% на вводимое сырье.
Расходными статьями теплового баланса являются тепло <? ,
отводимое из колонны парами ректификата, тепло Q ,
отводимое
в

L

B

D

R

154

жидким остатком, и тепло Q , уносимое орошением. В общем виде
для всей ректификационной колонны уравнение теплового баланса
принимает вид
d

Qz.+QB

(8.31).

= Q +Q +Q
D

d

R

или
<

L

+

L

(1 

«) < + G [д
B

Вг

+ G (? ?
0 P

I >



g ) = Z?^ + Л £
B2

(7d),

+
(8.32)'

где L — количество сырья в кг/ч;
е — весовая доля отгона;
д*1 — теплосодержание паров сырья при входе в колонну
в ккал/кг;
Qtl — теплосодержание неиспарившегося (жидкого) сырья
при входе в колонну в ккал/кг;
G — количество циркулирующего теплоносителя или пере
гретого водяного пара, подаваемого в низ колонны
в кг/ч;
и q ^ — теплосодержание циркулирующего теплоносителя соот
ветственно на входе и выходе из колонны или пере
гретого водяного пара в ккал/кг;
1) — количество паров ректификата, уходящих из колонны
в кг/ч;
y t — теплосодержание паров ректификата в ккал/кг;
о

,

7

B

q

B

B

n

D

R
т ~ количество остатка, отходящего с низа колонны в кг/ч;
q \^ — теплосодержание остатка в ккал/кг;
n

G

ov

— количество
в кг/ч;

орошения,

q™ — теплосодержание

подаваемого на верх колонны

орошения

в ккал/кг.

^Пример 8. 13. Определить количество тепла
отнимаемого орошением в верхней части колонны
6. Примеры расчета
если в качестве орошения подается часть получа
колоины.
емого из колонны
бензина ( £ = 30 000 кг/ч,
Q = 0,750), имеющего температуру 40° С. Пары из
верхней части колонны отводятся при температуре 110° С.
Р е ш е н и е . Определим по табл. I I I и I V (см. приложение) теплосодержа
ние паров бензина при 110° С
г

4 * = 63,883,246 —73,8 = 134,20 ккал/кг.
0

Определим теплосодержание жидкого бензина при 40° С
= 16,771,151 = 19,30 ккал/кг.
Поскольку орошением, подаваемым на верх колонны, является целевой
продукт, получаемый с верха колонны, то он целиком испаряется при темпера
туре верха колонны и уходит из нее, т. е. в данном примере количество тепла,,
отнимаемого острым орошением, численно равно теплу, затрачиваемому на испа
рение 30 000 кг бензина.
Теплота испарения бензина 1& (см. главу вторую) равна

15S

Следовательно, тепло верхнего орошения колонны можно вычислить из
равенства
^ор ^ o
G

V

( С о ~ 0

=

3 0

0 0 0

(

1 3 4

'

2 0

~

1 9

' °) =
3

3

4 4 0

0 0 0

ккал/ч.

Пример 8. 14. Определить (см. рис. 8. 4) тепловую мощность нагреватель
ной печи 1 для обеспечения парового орошения в отгонной части колонны 2
установки вторичной перегонки широкой фракции бензина, исходя из следу
ющих данных: производительность установки L = 50 ООО кг/ч широкой фракции
'бензина относительной плотностью Q|° = 0,770; температура сырья на входе
в ректификационную колонну 120° С, при этом 30% сырья поступает в виде
в+о *го№+гоооо*
ор

100°С

=W ООО кг\ч
Соо-гООООкг/я

Сырье
ШОООкгтв
tr120°C

4

-

КШОООкг/ч^
Рис. 8. 4. К примеру 8. 14.
ларов (Q|° = 0,735) а 70% в виде неиспарившегося остатка ( Q J
0,785);
количество получаемого бензина-дистиллята на установке D = 20 000 кг/ч,
плотность его
= 0,740; температура паров бензина на верху колонны 100° С\
количество подаваемого орошения на верх колонны (целевого бензина) 6г р =
= 20 000 кг/ч (Q|° = 0,740) при температуре 40° С. Температура лигроина
в низу колонны 145° С (исходные данные примера взяты из практики эксплуата
ции аналогичных установок).
Р е ш е н и е . Пренебрегая потерями при вторичной перегонке, определим
шыход остатка
0:=:

0

R = L — D = 50 000—20 000 = 30 000 кг/ч.
Следовательно, фракция бензина состоит из 40% бензина и 60% лигроина.
Зная состав сырья и плотности бензина и сырья, определим плотность лигроина
согласно формуле (8. 15):
100
0,770'

40
,
0,740

откуда

60
20

6 4 лигр

60
ь ЛИГр "

100
0,770

40
0,740

- = 0,790.

Составим тепловой баланс колонны согласно исходным данным примера,
приведенным также на рис. 8. 4. Предварительно определим величины тепло156

содержаний для наших потоков. По табл. I I I и I V (см. приложение) теплосодер
жание паровой фазы сырья (отгона) при температуре 120° С, плотности Q|° =
= 0,735 и поправке на плотность Ь — 3,260
д

п

= 65,30 • 3,260 — 73,8 = 138,70 ккал/кг.

2 0

Теплосодержание жидкой фазы сырья (остатка) при t = 120° С, Q|° ==
= 0,785 и поправке на плотность а = 1,126 по табл. I я П (см. приложение)
.равно
Ч

д™2 = 54Д9. 1,126 = 61,0 ккал/кг.
0

Теплосодержание паров бензина при 100° С,
ша плотность b == 3,255
5

П

0 0

v

Q|° = 0,740 и

поправке

= 62,50 - 3,255 — 73,8 = 129,20 ккал/кг.

Теплосодержание жидкого бензина при 40° С, Q|° = 0,740 и поправке на
-плотность а = 1,159
.

qf = 16,77 * 1,159 = 19,40 ккал/кг.
Q

Теплосодержание жидкого лигроина при 145° С, Q|° = 0,790 и
ша плотность а = 1,129
qf

ib

поправке

= 66,81 • 1,22 = 75,0 ккал/кг.

Вычислив необходимые теплосодержания потоков, можно перейти к соста
влению теплового баланса колонны. Для упрощения расчета можно пренебречь
тепловыми потерями колонны в окружающую среду.
Приход тепла в колонну:
1) с сарами при температуре 120° С
40
- щ - 50 000 .'138,70 = 2 080 000 ккал/ч;
2) с остатком неиспарившейся жидкости при 120° С
70
- щ - 50 000 • 61,00 = 2 135 000 ккал/ч;
3) с

орошением
<•

при

40° С

20 000 • 19,4 = 388 000 ккал/ч.

Всего поступает тепла в колонну 4 603 000 ккал/ч.
Расход тепла из колонны:
1) с парами бензина и орошения с верха колонны при 100° С
(20 000 + 20 000) • 129,2 = 5 168 000 ккал/ч;
2) с остатком лигроина с низа колонны при 145° С
30 000 - 75,00 = 2 250 000 ккал/ч.
Всего из колонны уходит тепла 7 418 000 ккал/ч.
Из приведенных данных видно, что тепла из колонны уходит на 7 418 000—
— 4 603 000 = 2 815 000 ккал/ч больше, чем поступает. Это количество тепла
Q
и должно быть внесено в колонну циркулирующим через печь 2 остатком
лигроина. Учитывая потери тепла колонной в окружающую среду, необходимо
тепловую мощность печи взять с некоторым запасом, примерно 3 000 000 ккал/ч.
в

157

Пример 8. 15. Сопоставить два режима работы вакуумной колонны уста
новки по перегонке мазута для случаев, когда применяется только острое ороше
ние и комбинация острого с циркуляционным, исходя из следующих данных:
производительность установки 75 ООО кг/ч мазута относительной плотностью»
Q f ° = 0,930; мазут поступает в вакуумную колонну из печи при температуре
420° С; доля отгона сырья в печи е = 0,45; относительная плотность пара
Q 4°пар ~ 0,920, жидкого остатка о | °
- 0,938.
Из колонны получают:
1) газойль + потери (в виде паров) 8% (Q|° = 0,870); температура верха
колонны 170° С;
ш и д к

Пары газойля (В^С^додянойпар^г),

Срр~?
t-70°C
Дистиллят адтола 6
h - ~ H

оо°С

1=2

t^270 C выход35%.
0

t

iwoefhjh орошение
t*300°C
У
* Сырье
Дистиллят адтола /8
t=3M°C,
6ыход22%

z 8% на
шрье,М00°С
s

Гудрон t=W0°C

дых од 35%

t

Рис. 8. 5. К примеру 8. 15.
2) дистиллят автола 6 (АС-б) — жидкий боковой поток 35%, pj° =
= 0,920, t = 270° С;
3) дистиллят автола 18 (АК-15) — жидкий боковой поток 22%, Q|° =
= 0,930, t = 360° С;
4) гудрон (в остатке) 35%, t = 400° С.
Всего 100%.
Кроме того, расход водяного пара равен 6% на сырье при температуре
"пара 400° С; давление на выходе из пароперегревателя 0,5 кГ/см . Вакуум на
верху колонны 680 мм рт. ст.; температура' острого орошения 70° С. Колоипа
орошается газойлем.
Количество циркуляционного орошения 50 000 кг/ч>
относительная плотность его Q|° = 0,915. Температура циркуляционного
орошения на выходе из колонны 300° С, на входе в колонну 200° С. Определить
экономию топлива для случая применения циркуляционного орошения.
Для удобства проведем расчет на 100 кг сырья, а затем перейдем к часовому
количеству. Составим эскиз колонны с указанием всех материальных потоков
(рис. 8. 5).
1. Определим относительную плотность гудрона согласно формуле (8. 15)
2

100
, 0,930
158

=

8
0,870

+

35
0,920

+

22
35
0,930 ~ ? 0
]

о

У4 гудр

откуда ^относительная плотность гудрона
р?0

Я*

=

^4 гудр

1QQ

,

4

Г) пего

8

35

22

'
0,93
0,870
0,920
0,930
2. Для определения количества орошения необходимо составить тепловой
баланс колонны. Потерями тепла в окружающую среду пренебрегаем, что даст
нам некоторый запас в расчете. Для составления баланса предварительно по
табл. I , I I , I I I и I V (см. приложение) определим теплосодержания потоков:
а) теплосодержание паров сырья на входе в колонну при t — 420° С и
«>f пар = 0,920
?
= 120,68 . 3,076—73,8 = 296,20 ккал/кг; '
+

п

+

2 0

б) теплосодержание жидкого сырья на входе в колонну при температуре
t = 420° С и Qf °
= 0,938
ж в д к

= 240,70 . 1,030 =

gf

20

254,50

ккал/кг;

в) теплосодержание паров газойля на верху колонны при t = 170° С и
Qf

= 0,870 •
g

=

n

= 72,78 . 3,126--73,8 = 153,70 ккал/кг;

7 0

г) теплосодержание жидкого газойля (орошения) при t = 70° С и Q|° =
0,870
gf = 30,26 . 1,070 = 32.40 ккал/кг;
Q

д) теплосодержание дистиллята автола 6 при t = 270° С и Q|° =

0,920

= 138,33 • 1,040 = 143,90 ккал/кг;

qf

10

е) теплосодержание дистиллята автола 18 при t = 360° С и Q|° = 0,930
036 0 ^

1

9

7

'

5

7

'

1

'

0

3

5

=

2

0

4

>

2

0

ккал/кг;

ж) теплосодержание гудрона при t = 400° С и
qf

QQ

Q|° = 0,952

= 226,0-1,023 = 231,00 ккал/кг;

з) теплосодержание циркуляционного орошения при t = 300° С^и Q|° =
= 0,915
qf

00

= 157,35 . 1,043 = 164,10 ккал/кг;

и) то же при t = 200° С
qf

0Q

= 96,80-1,043 = 100,90 ккал/кг;

к) теплосодержание перегретого водяного пара на входе в колонну при
t = 400° С и давлении по манометру 0,5 кГ/см
2

I 400

= 782,9 ккал/кг;

л) теплосодержание водяного пара при температуре 170° С на верху колон
ны и остаточном давлении 760—680 = 80 мм.рт. ст.
j t = 0,1 кГ/см ; Xiio = 664,00 ккал/кг .
4

0 C T

2

1

При более точных расчетах надо учесть, что парциальное давление водяных паров
меньше л = 0,1 пГ/см .
1

2

159

3. Тепловой баланс колонны без учета циркуляционного орошения.
Приход тепла в колонну (на 100 кг сырья):
а) с испаренной частью сырья при 420° С
45 . 296,20 = 13 350 ккал;
б) с жидким остатком сырья при 420° С
55 . 254,50 = 13 980 ккал;
в) с водяным паром при 400° С
8 - 782,90 = 6260 ккал.
Всего поступает в колонну без учета тепла, вносимого острым орошением (на 100 кг сырья), 33 590 ккал.
Расход тепла из колонны (на 100.кг сырья):
а) с парами дистиллята газойля при 170° С
8 • 153,70 = 1230 ккал;
б) с дистиллятом автола 6 при 270° С
35 • 143,90 = 5035
в) с дистиллятом

ккал;

автола 18 при 360° С
22 • 204,20 = 4490 ккал;

г) с гудроном

при 400° С
35 • 231,00 = 8090 ккал;

д) с водяным паром с верха колонны при 170° С

/

8 • 664,00 = 5310 ккал.
Всего уходит из колонны без учета тепла, уносимого острым орошением.
Заходящим в виде паров с верха колонны (на 100 кг сырья), 24 155 ккал.
Превышение прихода тепла над расходом 33 590 — 24 155 = 9435 ккал
на каждые 100 кг сырья должно быть отнято при помощи острого орошения.
4. Часовое количество тепла, отнимаемое орошением, получается умноже
нием результата, найденного для 100 кг сырья, на величину 75 000 : 100 = 750,
т. е. тепло орошения колонны при этом составит
Q p = 750 • 9435 = 7 076 200 ккал/ч.
0

5. Определение необходимого количества острого орошения для колонны.
Количество тепла, отнимаемого каждым килограммом газойля, подава
емого на верх колонны при 70° С, составляет
2= g

n

7 0

— g™ =153,7 — 32,40=121,30 ккал/кг.

Необходимое количество газойля для орошения колонны определится до
равенства
G

-

СОР

1. 7 076000

,

Подавать такое количество орошения на верх колонны экономически нецеле
сообразно, так как при этом не только увеличатся затраты на электроэнергию»
для работы насосов, подающих орошение и охлаждающую воду в конденсаторыхолодильники, но й потребуется увеличить поверхность последних.
160

Определим, па сколько уменьшится потребность в остром орошении в случае
применения дополнительного циркуляционного орошения. Количество тепла,
отводимого из колонны циркуляционным орошением, составит
0 ц . о = £ц.ор (^300—^200) =
?

=50

0 0 0 ( 1 6 4 , 1 —100,9) = 3 160 000 ккал/ч.

Следовательно, количество тепла, снимаемого острым орошением:
<?'ор

=

?
< ор— <? ц. о р ^

7

0

7

6

2

0

0

—

3

1

6

0

0

0

0

—

3

9

1

6

2

0

ккал/ч.

0

Количество острого орошения колонны
.
o

Qo
v

_ 3 916 200 _

P

~ ^ ^ r

>

121

"

30

3

2

2

8

"

0

кг/

Таким образом, количество острого орошения при дополнительном цирку
ляционном орошении уменьшится на 58 330 — 32 280 = 26 050 кг/ч.
Производительность насоса для подачи орошения в этом случае, если при
нять г
= 70° С и плотность газойля Q = 835 кг/ж составит
о р

ъ

у

70

32 280
835

Q Q

_

3

.

Тепло, отводимое из колонны циркуляционным орошением, обычно исполь
зуется для нагрева сырья, в результате чего экономится топливо. Пренебрегая
незначительными потерями тепла в теплообменниках циркуляционного ороше
ния, определим экономию топлива, если известно, что к. п. д. печи на уста
новке т| = 0,70, число рабочих дней установки в году 330, теплота сгорания
топлива (топочный мазут) Q = 10 000 ккал/ч. По формуле (6. 35)
н

p

# = 3 3 0  2 4 ! Q QQQ °Q 7 == 3 580 000 кг/год, или 3580 т/год.
Циркуляционное орошение можно также совместить с одним из боковых
потоков, отводимых из колонны, для чего дистиллят прокачивают насосом
через теплообменники и возвращают в колонну (см. рис. 8. 6), а балансовое
количество дистиллята через холодильники откачивают в мерник.
Пример 8. 16. В отпарную колонну поступает смесь рафината деасфальти
зации и пропана в количестве L = 15 000 кг/ч при температуре 150° С. Весовое
содержание пропана в смеси 5%, относительная плотность рафината Q|°
=
= 0,920. В колонну подается 3% на сырье водяного пара при температуре t =
= 200° С под давлением 2 а/тг. Температура верха колонны t = 140° С. Опреде
лить температуру рафината (остатка), отходящего с низа колонны, если содер
жание в нем пропана 0 , 1 % . Примем тепловые потери ?( от ^ 80 000 ккал/ч.
Р е ш е н и е . Составим материальный баланс колонны.
В колонну поступает:
пропан
G = L • 0,05 = 15 000 . 0,05 = 750 кг\ч\
D

П

рафинат
R = L 

D = 15 000 — 750 = 14 250 кг/ч;

водяной пар
z = L . 0,03 = 15 000 . 0,03 = 450 кг/ч.
Уходит из колонны:
рафинат (остаток)
R = 14 250 кг/ч.
11 Заказ 1 7 0 5 .

Принимая, что рафинат при температуре 150° С нелетуч,
что с верха колонны уходят только пары пропана и воды.
Тогда:
пропана в парах
G— L • 0,001 = 750 -

D =

считаем

15 000 . 0,001 = 735 кг/ч;

жидкого пропана
G — D = 750 — 735 = 15 кг/ч;

=

g=

водяного пара
z = 450 кг/ч.

*

Лары газойля (В+G )+водяной пар (г)
op

Л=8%;г=8%
Сор ?
\Дистиллят автола 6
Ы5й°С
Выход 35%
Цирк.ор t*27Q°C
Сырье
Дистиллят автола /8
Выход 22%

Сырье L=W0%
М20°С
Водяной пар\

1^8% на
сырье Ш0°С

Гудрон

}

Выход35%

t=m°c
Рис. 8. 6. К примеру 8. 15.

Зная количества поступающих и уходящих продуктов, составим тепловой
баланс колонны:
Д

9150 + С 9 ? 5 0 + % = **?

+ DvU+^no

в

о

+ QnoT +

S^-

Ввиду незначительного количества пропана, уходящего с низа колонны,
примем последний член уравнения равным нулю и из равенства найдем теплосо
держание рафината:
ж

q

tR

_

~

150 + ^

:

150 + * Ц р о ~
д

Теплосодержание рафината при

t

L

4 0 + ***140 + ^ п о т ) .
:

= 150° С

и а = 0,140

С?15 = 69,56 . 1,040 = 72,40 ккал/кг.
0

Теплосодержание пропана при t
1

t

D

= 140° С
1

102

L

= 150° С q™

bQ

= 169,00

д™ = 163,20 ккал/кг.
40

Теплосодержание .пропана взято-из табл. 10. 3 (см. главу десятую).

ккал/кг, при

Теплосодержание водяного пара при t — 200° С и р = 2 am i
=*
= 685,40 ккал/кг.
Теплосодержание водяного пара при t = 140° С и давлении в колонне л —
= 1,у> am с учетом парциального давления паров пропана i ^ = 668,00 ккал/кг.
Подставляя эти данные, получим
Z2QQ

2

ж

Q

_ 14 250 • 72,4 + 750 -169 + 450 - 6 8 5 , 4 - (735 • 163,2 + 450 • 668,0 + 80 000)
14 250
:
'

Qt =R

== 67,70 ккал/кг.
Этому теплосодержанию соответствует температура t

R

= 141,1 С,
й

Основными показателями для определе
ния размеров колонны являются скорость
7 Определение
движения паров ^расстояние между тарелразмеров колонны
*
Р т и ш к о м больших скоростях дви
жения паров в колонне может происходить
нежелательное явление уноса парами капелек жидкости с тарелок.
Это же может происходить и при небольшом расстоянии между та
релками. В расчетах рекомендуется использовать следующие пра
ктические данные о допустимых линейных скоростях паров: в атмо
сферных колоннах 0,4—0,9 м/сек; в вакуумных колоннах 1,5—
3,5 м/сек; в колоннах, работающих под давлением, 0 , 2 — 0 , 7 м/сек.
Для определения диаметра колонны вычисляют максимальный
объем паров, проходящих по сечению колонны, по формуле
к а м и

У

где

t
я
G
z
М
18

—
—
—
—
—
—

П

(

И

-

8

3

3

)

температура паров в °С;
абсолютное давление в колонне в мм рт. ст.;
количество нефтяных паров в кг/ч;
количество водяных паров в кг/ч;
молекулярный вес нефтяных паров:
молекулярный вес воды.

Определив "максимальный объем паров, проходящих по сечению
колонны, находят требуемый диаметр колонны из следующего ра
венства:
W

откуда

где D — диаметр колонны в м;
V — объем паротз в м /сек;
w — допустимая скорость паров в м/сек.
3

\1*

163

Допустимую скорость паров в колонне можно определить по
формуле
и? = 0
где

,

0

3

4

4

'

(8.35)

— плотность жидкости при температуре в колонне в
кг/м ;
Qn — плотность паров (нефтяных + водяных) в
кг/м .
Расстояние между тарелками обычно колеблется в пределах
0,4 — 0,9 м. Необходимое число тарелок в колонне в основном"определяется следующими факторами:
1) разностью температур кипения разделяемых фракций или
компонентов;
2) четкостью ректификации;
3) количеством подаваемого острого орошения и паров.
Чем -меньше разность температур кипения разделяемых фракций
или компонентов, тем больше требуется тарелок для обеспечения
заданной чистоты получаемых при ректификации продуктов. С уве
личением количества подаваемого орошения требуемое число таре
лок уменьшается. Но увеличение количества орошения вызывает
повышение эксплуатационных расходов на привод насосов и допол
нительные поверхности охлаждения, поэтому при выборе числа
тарелок и количества подаваемого орошения исходят из оптималь
ных капитальных и эксплуатационных затрат.
В табл. 8. 7 приводится число тарелок, рекомендуемых для раз
личных случаев ректификации на основании практических данных.
3

q h ?

3

7

Т А Б Л И Ц А 8. 1

Рекомендуемое число тарелок для ректификационных колонн
Число тарелок
в концентра
ционной части
- колонны

Назначение тарелок

Отделение керосина от дизельных топлив

. . .

Разделение широкой фракции бензина на бензин
Вакуумные

колонны

(на

каждую

масляную

в отпарных
секциях

6-8
4-6

4-6
4
4-6

12-14

8-10

4

Пример 8. 17. Определить диаметр ректификационной колонны установки
каталитического крекинга, если принять, что:
а) максимальный объем паров находится в верхней части колонны;
б) количество паров нефтепродукта G = 50 000 кг/ч, молекулярный вес
его М = 120 и Q20 = 790 кг/м ;
в) количество газа G — 75 000 кг/ч, молекулярный вес его М = 40;
г) количество водяных паров ъ = 3000 кг/ч;
д) абсолютное давление на верху колонны равно 950 мм рт. ст.;
е) температура па верху колонны равна 150° С.
x

3

2

164

Решение.
У-224
~ ^
v

z

По формуле (8. 33) найдем объем паров на верху колонны
( 2 7 3

+

1 5 Q )

3600-273

- M f J ^ + ^
+ jOOO^
950 V 120 ^ 40 ^ 18

6

1

м 9 / е е к

м/сек.

Плотность жидкости на тарелке при 150° С, если G 2 = 790 кг/м ,
рис. 3. 1 равна QI = 6 89 кг/м .
"
Плотность паров определится из равенства
3

0

по

3

50

Gi+G + z
MOV
2

=

50 000 + 7500 + 3000
_
3600^1
= 2,3

,
кг/м .
ч

3

Допустимую скорость паров находим по формуле (8- 35)
w = 0,0344 У - | ^ - = 0,547 м/сек.
Диаметр колонны по формуле (8. 34) составит
^ = 1 4 2 8 / ^ - 1 4 2 8 / ^ = 3,74 м.
Если принять диаметр этой колонны равным, например, 4,0 м, то скорость
паров в колонне будет меньше допустимой и колонна не будет лимитировать
увеличение - производительности.

ГЛАВА

9

гчсновными аппаратами установки
^каталитического крекинга являются реактор и регенератор, в коР Р
Циркулирует
пылевидный алюмосиликатный ката1 . Реакторный блок
лизатор(рис. 9 Л ) . В реакторе нефтяустановки каталитического
нов сырье подвергается каталитичекрекинга с циркулирующим
скому крекингу в кипящем слое
пылевидным катализатором
катализатора, в результате чего об
разуются жидкие и газообразные
продукты крекинга, а поверхность катализатора покрывается коксом.
С увеличением количества кокса на поверхности катализатора ак
тивность последнего снижается. Для восстановления активности
отработанный катализатор подвергается регенерации горячим возду
хом при температуре кипящего слоя в регенераторе 550—580° С.
Отработанный катализатор перемещается из реактора в регене
ратор по транспортной линии '.воздухом, подаваемым на выжиг
кокса. Регенерированный катализатор под действием собственного
веса опускается в узел смешения, откуда транспортируется в реак
тор по соответствующей линии потоком сырья. На входе транспорт
ных линий в реакторе и-регенераторе установлены распределитель
ные решетки для раздробления потоков газовой и паровой фаз на
струи. Этим достигается равномерное распределение потоков, благо
даря чему в кипящем слое катализатора в реакторе и регенераторе
создается тесный контакт между газопаровой фазой и частицами
катализатора.
При равномерном распределении струив кипящем слое катализа
тора все частицы его принимают одинаковое участие в реакции ката
литического крекинга и в регенерации отработанного катализатора.
Для улавливания частиц катализатора, унесенных паровой и
газовой фазами с поверхности кипящего слоя, в реакторе и регене
раторе установлены циклоны. Работа циклонов в основном зависит
от их конструкции и от линейной скорости газопаровой фазы при
входе в циклоны. Вместе с тем режим сепарации катализатора в ци
клонах зависит от стабильности работы реактора, плотности и
размеров частиц катализатора, а также от расстояния между поверх
ностью кипящего слоя и плоскостью ввода смеси в циклоны.
ПРОЦЕССЫ
КАТАЛИТИЧЕСКОГО'
КРЕКИНГА
И РИФОРМИНГА

166

Т

О

р

ц

Х

и е п

е

Ы В Н 0

Плотность кипящего слоя алюмосиликатного катализатора зави
сит от линейной скорости газовой фазы в свободном сечении реак

Рис, 9. 1. Схема реакторного блока установки каталитического крекинга с цир
кулирующим пылевидным катализатором.
I — реактор; II — регенератор. i и l ' — циклоны реактора и регенератора; 2 и 2' — рас
пределительные решетки реактора и регенератора; 'з и з'— стояки реактора и регенератора;
4 и 4' — транспортные линии реактора и регенератора; 5 и 5' — регулирующие клапаны
реактора и регенератора.

тора. При повышении линейной скорости газовой фазы от ОД до
0,3 м/сек плотйость кипящего слоя катализатора понижается от
480

до

430

кг/м .
3

Ниже приводятся основные определения и уравнения для рас
чета процесса.
' Объем кипящего слоя катализатора в ре
акторе зависит от производительности уста
2 Расчет реактора
новки, активности и плотности катализатора.
От активности катализатора зависит весовая
или объемная скорость подачи сырья.
Весовой (массовой) скоростью называется отношение количества
сырья, поступающего в реактор в единицу времени, к количеству
катализатора в кипящем слое реактора:
с= £,

(91)

Сгк
167

где с — весовая скорость сырья;
G — количество сырья, поступающего в реактор в единицу
времени, в кг/ч;
G — количество катализатора в кипящем слое реактора в кг.
Размерность весовой скорости сырья:
G

u

[с] =
1

J

—

—

=

кг

—

ч

=ч

.

Отношение объема сырья, поступающего в реактор в единицу
времени, к объему кипящего слоя катализатора в реакторе назы
вается объемной скоростью сырья, т. е.
•

V= %L;

•

К

(9.2а)

где V — объемная скорость сырья;
V — объем сырья, поступающего в реактор в единицу времени,
в м /ч;
V — объем кипящего слоя катализатора в реакторе в м .
Размерность объемной скорости сырья:
c

3

3

K

1

V

J

м

ч

3

K

Количество сырья, поступающего в реактор, и
в кипящем слое реактора определяется формулами:
Gc-FcQc,

'

катализатора
(9.26)

где Q — плотность сырья;
Q — плотность кипящего слоя катализатора в реакторе.
Подставив в формулу (9. 1) значения G и G из формулы (9. 26),
получим
C

K

G

„__Gc
G

K

K

VcQc __^Vc _ Qc
VQ
K

V

K

K

Q

K

'

а так как -=~- = F ,
Ук

то.
QK

или
CQ = FQC.
K

(9.3)

Формула (9. 3) показывает, что произведение весовой скорости
сырья, поступающего в реактор, на плотность кипящего слоя ката
лизатора в реакторе равно произведению объемной скорости сырья
на плотность сырья. Весовая скорость сырья зависит от активности
468

алюмосияикатного катализатора, температуры каталитического кре
кинга и требований, предъявляемых к качеству получаемого бензина.
Исследованием процесса каталитического крекинга нефтяного
сырья установлено, что весовая скорость сырья при работе на естест
венном алюмосиликатном катализаторе равна О,З —0,35 ч , на син
тетическом 0,7—1,0 ч .
Объем кипящего слоя катализатора в реакторе зависит от актив
ности катализатора (или весовой скорости сырья), плотности кипя
щего слоя катализатора и производительности установки и опреде
ляется формулой
1

- 1

- 1

Секундный объем газопаровой фазы в реакторе зависит от глу
бины крекинга и определяется формулой
"
*
™-\Ж

Ус

+

1^ 1^^1Щ ЖГШ0
+

+

~ 2 7 3 ~ ~

м

/

с

'
(9.5)

е

к

где G , Go, Скер, Сф — получаемые количества соответственно кре
кинг-газа, бензина, керосина и флегмы
в кг/ч;
G — расход водяного пара в кг/ч;
М , Мб, Мнер, Мф — средние молекулярные веса соответственно
крекинг-газа, бензина, керосина и флегмы;
t — температура кипящего слоя катализатора
в реакторе в °С;
я — абсолютное давление газопаровой фазы в
реакторе'в мм рт. ст.
r

z

г

K

Диаметр реактора зависит от производительности установки
и линейной скорости газопаровой фазы и определяется по формуле

где D — диаметр реактора в м;
Т сек — секундный объем газопаровой фазы в реакторе в м /сек;
v — линейная скорость газопаровой фазы в свободном сечении
реактора в м/сек.
7

3

Высота кипящего слоя катализатора в реакторе (см. рис. 9. 1)
(9-7)
где Н — высота кипящего слоя катализатора в реакторе в м;
V — объем кипящего слоя катализатора в реакторе в м ;
D — диаметр реактора в м.
Практические расчеты рассмотрены ниже.
1

K

3

169

В кипящем слое катализатора в регенераторе подвергается выжигу кокс, находяЩ с я на поверхности отработанного катализатора, горячим воздухом при температуре
5 5 0 - 5 8 0 ° С.
Исследованиями установлено, что в 1 м кипящего слоя катали
затора в течение 1 ч выжигается 12—15 кг кокса. Эта величина обо
значается о и называется коксосъемом регенератора установки ката
литического крекинга с циркулирующим алюмосиликатным катали
затором (а = 12 -г 15 кг/м • ч кокса).
Часовое количество кокса, полученного при каталитическом
крекинге нефтяного сырья, определяется формулой
3 Работа
регенератора
его
^r»uprr

и й

и

р а С

Т

3

3

A

где

GI^KC

=

,

G

C

(9.8)

6с
количество нефтяного сырья в кг/ч\
а к '-г- выход кокса в % вес. от сырья.

Кокс является продуктом уплотнения высокомолекулярных (в
основном конденсированных ароматических) углеводородов, содер
жание водорода в нем.колеблется от 4,0 до 5,6% вес.
При выжиге кокса с отработанного катализатора получаются
С 0 , СО и Ш О .
Как показывает опыт эксплуатации установок каталитического
крекинга, при регенерации отработанного катализатора 90—95%
углерода превращается в СО2, а остальное количество в СО. Необ
ходимое количество воздуха для сжигания 1 кг кокса определяется
следующими химическими уравнениями:
2

с + о

2

- > с о

2

2С + 0 - + 2 С О
2

2Н + 0 - > 2 Н 0
2

2

2

Число киломолей углерода в 1 кг кокса
0,944 ^ 0,960
П

°

^

=

'

Число киломолей водорода в 1 кг кокса
n

H

2

-

0,0400,056

2

в

Теоретическое количество кислорода, необходимое для сжига
ния 1 кг кокса:
g

Q2

=

[(0,90 -т-0,95) n +
Q

(0,05 + 0,10)тг : 2 + п
с

щ

: 2 ] . 32 кг. (9.9)

Теоретическое количество воздуха, необходимое для сжигания
1 кг кокса:
^возд ~ 0
6

170

2

_

23

где

g

— теоретическое количество кислорода, необходимое для
сжигания 1 кг кокса, в кг\
23 — содержание кислорода в воздухе в % вес.
Из опыта эксплуатации установок каталитического крекинга
нефтяного сырья известно, что для сжигания 1 кг кокса, находяще
гося на поверхности отработанного катализатора, требуется от 12,5
до 13,5 кг воздуха.
Необходимое количество воздуха для регенерации отработанного
катализатора определяется формулой
0 a

s

Свозд

Скокс£возд»

=

(9« И )

где Свозд ~~ расход в о з д у х а в кг/ч;
GKOKC — количество
кокса, полученного при каталитическом
крекинге^нефтяного, сырья, в кг/ч;
Йвозд — количество воздуха, требующееся для выжига 1 кг
кокса; ^ д = 12,5 г 13,5 кг/кг*
В03

Количество продуктов сгорания кокса 'определяется в соответ
ствии с приведенными выше химическими уравнениями по формуле
С

Д . г = (0,90 ч 0,95) п М
с

•+g ^a
02

где
M ,
QQ

С О з

+ (0,05  0,10) п М
с

+ пМ

С0

я

+ g (al)^G ,
0a

+

Щ0

•

K0KC

(9.12)

С , г — количество дымовых газов в кг/ч;
Л/
— молекулярные веса С 0 , СО и Н 0 ;
77—содержание азота в воздухе в % в е с ;
а — коэффициент избытка воздуха;
д

M ,
CQ

Н а 0

2

2

77

^ ^ 2 з ~ — количество
а

0з

азота в дымовых газах,

приходя

щееся на 1 кг кокса, в кг;
£ ( а — Д ) — количество избыточного кислорода в дымовых
0 а

газах, приходящееся на 1 кг кокса, в кг.
Секундный объем дымовых газов, полученных при регенера
ции отработанного катализатора (в м /сек), определяется фор
мулой
3

^

г = 22,4 (0,90 ~ 0,95) п + (0,05
0

+ « о .  Я В £ » +

где М^'ч М

0 з

 $ Ч — 1 >

GW
3600

0,10) п  f  п
с

273+ *
273

Р

щ

760

+
•

(9.13)

— молекулярные веса азота и кислорода;

£ — температура кипящего слоя катализатора в реге
нераторе в °С;
»
п — абсолютное давление газов в регенераторе в мм
рт. ст.\
р

171

g

— ^ — a — количество азота в дымовых

газах,

приходящееся

на 1 кг кокса, в молях;
]^(

— 1) —количество избыточного кислорода в дымовых газах,

а

приходящееся на 1 кг кокса, в молях.
Объем кипящего слоя катализатора в регенераторе определяется
формулой
y ; = £^«L,

(9.14)

где V
— объем' кипящего слоя катализатора в регенераторе в м \
Скоке — количество
:рокса, полученного
при каталитическом
крекинге нефтяного сырья, в кг/ч;
а — коксосъем в регенераторе в кг/м • ч.
Диаметр регенератора определяется по формуле
3

K

3

D = Y2*LM,

(9.15)

где 7 д . — секундный объем дымовых газов в регенераторе в м /сек;
v — скорость дымовых газов в свободном сечении регенера
тора; v = 0,3 г 0,5 м/сек.
Высота кипящего слоя катализатора в регенераторе (см. рис. 9. 1 )
определяется формулой
3

г

(

9 Л 6

>

где Н[ — высота кипящего слоя катализатора в регенераторе.
Количество катализатора в кипящем слое регенератора опреде
ляется по формуле
G

k

= F

k

Q > ,

.

4

(9.17)

где V — объем кипящего слоя катализатора в регенераторе в м ;
Q —плотность кипящего слоя катализатора в регенераторе;
400 f430 кг/м .
Теплота сгорания кокса определяется формулой
3

K

X

3

Я = я ^ с о , + ^с6
а

где q
а
а
а
#со
х

2

3

а

—
—
—
—
—

а

3

^н о'
2

( 
9

1 8

)

теплота сгорания кокса в ккал/кг;
доля углерода в коксе, сгорающего в СОг;
доля углерода в коксе, сгорающего до СО;
содержание водорода в коксе;
количество тепла, выделяемого при сгораний 1 кг угле
рода в СОг; ^
^ 8 1 3 7 ккал/кг;
С 0 2

172

+

s

q

— количество тепла, выделяемого при сгорании 1 кг угле

c0

рода в СО; '
#н о ~"

q

== 2450

c0

ккал/кг;

•

/

тепла, выделяемого при сгорании 1 кг
водорода в Н 0 ;
Ящ ~ ^ ^05 ккал/кг.
Опытами Д . А . Г у с е й н о в а установлены следующие значения ука
занных выше величин:
2

к

о

л

и

ч

е

с

т

в

о

0

2

а 
х

0,85 f  0,60;

а = 0,05 f 0,10;

а = 0,046

0,056.

3

2

Отработанный (закоксованный) катализа
тор из реактора при температуре t в коли
^
поступает в регенератор, где
р
р ур
^ подвергается регенера
ции. При этом кокс горит и превращается
в С 0 , СО и Н 0 . Дымовые газы ( С 0 , СО, Н 0 , 0 и N ) при тем
пературе t с верха регенератора поступают в котелутилизатор,
а регенерированный катализатор при температуре t возвращается
в реактор.
В регенератор при температуре £ непрерывно вводится необхо
димое количество воздуха. Часть тепла, выделяющегося при сгора
нии кокса, переходит в реактор с циркулирующим катализатором,
а часть используется в котле^регенераторе для получения водяного
пара высокого давления.
Таким образом, в регенератор поступает тепло в следующих
количествах.
1. Тепло, выделяющееся при сгорании кокса:
/
« ^
4. 1епловои баланс
регенератора

±

т

2

ч

е

П

с

т

И

в

е

с

х е м п е

а т

е

2

2

2

2

2

3

2

4

Q = G q
K(mc

ккал/ч,

(9.19)

где G Kc — количество кокса, полученного при каталитическом
крекинге нефтяного сырья, в кг/ч;
q — теплота сгорания кокса, равная 8400—7900 ккал/кг.
2. Тепло, поступающее с отработанным катализатором из реак
тора:
K0

<?

2

=

(бц.

Л

+

GKOKCC ) * I ,
2

(9.

20)

где С . к — количество катализатора, циркулирующего между реак
тором и регенератором, в кг/ч;
Cj и с — теплоемкости катализатора и кокса в ккал/кг * град;
h — температура отработанного катализатора при поступлении
в регенератор.
Количество катализатора, циркулирующего между реактором и
регенератором, определяется по формуле
ц

2

С . к = nGc кг/ч,
ц

(9.21)

где п -г- кратность циркуляции катализатора;
G — часовая производительность установки по сырью в кг/ч.
c

173

3. Тепло, поступающее с воздухом, необходимым для выжига
кокса;
(?з = £ к о к с £ с г ккал/ч,
3

(9. 22)

4

где^— количество воздуха, необходимого для выжига 1 кг кокса,
в

кг/кг;

— теплоемкость воздуха при температуре t& в ккал/кг • град.
Из регенератора уходит тепло в следующих количествах.
1. С дымовыми газами

с

3

г\*

/44

\п

Qi =1^

кокс ("12

+

где c

0

(

V

с

с о

, с

Н в 0

,

N / N

M

c

,28

N2

и c

2

+
0 e

m

18

'

V c o . +12

\

V o o+ X VH.O)

0 / 0

t

3

+
(9. 23)

ккал/ч,

2

— теплоемкости
С0
СО, Н 0 ,
N
и 0
при температуре t
2 1

2

2

3

2

в ккал/кг • град;

/tt

N 2

и /гг — количество N и 0 в дымовых
газах в кг/ч;
t — температура верха регенератора,
в °С;
0з

2

2

3

 Ц а — количество С 0 , полученное при
х

2

сгорании 1 кг кокса, в

кг/кг;

количество СО, полученное ]
сгорании 1 кг кокса, в

кг/кг;

18

— а — количество Н 0 , полученное при
3

2

сгорании 1 кг кокса, в

кг/кг.

2. С циркулирующим катализатором
<2' =тОц. с^
2

к

2

ккал/ч,
ккал/кг

где с — теплоемкость катализатора в
t — температура кипящего слоя
в °С.
3. Количество тепла, передаваемое
4. Потери тепла в атмосферу [по
г

где

Я — коэффициент
0,9

ккал/м

град;

катализатора в регенераторе

2

,

(9.24)
•

в. котелрегенератор Q, .
формуле (4. 2) ]
3

t —г

теплопроводности

• ч • град;

изоляции,

равный

\

б — толщина изоляции регенератора, равная 0,25 м;
F — поверхность регенератора в м ;
t и t — температуры стенки регенератора и окружающей
сферы в °С.
2

t

174

±

атмо

i Тепловой баланс регенератора:

или
£?кокс# ~Ь ( ^ Ц .

С

+

нокс

™N/N

2

K^i +

(Т2 V c o

G K O K C ^ ) ^1 ~Ь ^ К 0 К С ^ 3 ^ 4

^

+ 12 V < 3 0 + 12 V H . 0 J

2

+ ™о/о ] К+

G

2

ц

.

+

+

(?;1-ЯFA=!i .

(9.25)

Из теплового баланса регенератора определяется количество из
быточного тепла, передаваемое в котелрегенератор Q .
В реактор поступают нагретое сырье при
5. Тепловой баланс
Р У Р Ч в количестве G , регенериро
ванный катализатор при температуре t в к о 
реактора
личестве 6? и водяной пар при температуре t
в количестве G . В реакторе на поверхности
катализатора нефтяное сырье при температуре кипящего слоя t
подвергается каталитическому крекингу.
Газы и пары продуктов каталитического крекинга при темпера
туре t с верха реактора поступают в ректификационную колонну,
а с низа реактора отработанный катализатор направляется в регене
ратор (см. рис. 9. 1).
В реактор поступает тепло в следующих количествах.
1. С нагретым сырьем
3

т е м п е

а т

е

c

2

ц>к

b

z

x

6

Qi = Go [(1 
где G — количество сырья
е — доля отгона;
qtl — теплосодержание
в ккал/кг;
qf — теплосодержание
в ккал/кг.
2. С регенерированным

0

ккал/ч,

(9. 26)

в кг/ч;

c

0

€) q% + eqf ]

жидкой фазы сырья при температуре t

Q

паровой фазы сырья при температуре t

0

катализатором

Q ==G nc t
2

c

1 2

ккал/кг.

(9.27)

3. С водяным паром
Q =G qf
3

z

5

ккал/ч,

'

(9.28)

где G — количество водяного пара, вводимого в реактор, в кг/ч;
q\ — теплосодержание
водяного пара при температуре t
в ккал/кг.
z

5

175

Из реактора уходит тепло в следующих количествах.
1. С парами и газами продуктов каталитического крекинга и
водяным паром
Q[ =
где

+£ке й +

+ Gct

2

Р

r

r

+ G q% ккал/ч,

6

z

(9. 29)

Go — количество бензина в кг/ч;
&кер — количество керосина в кг/ч;
6?ф — количество флегмы в кг/ч;
G — количество крекинггаза в кг/ч;
G — количество водяного пара, вводимого в реактор,
в кг/ч;
g? —теплосодержание паров соответственно бензина, ке
росина и флегмы при температуре t в ккал/кг;
д" — теплосодержание водяного пара при температуре t
в ккал/кг;
с — теплоемкость
крекинггаза
при
температуре t
в ккал/кг град.
r

z

?*о>

и

6

s

6

б

4

6

Г

Q

2. С отработанным
( ? 2

катализатором
=

(Gn. кс

J GKOKC^ )

г

2

к ккал/ч.

(9. 30)

3. На реакцию каталитического крекинга нефтяного сырья
Q' = G i ккал/ч,
3

(9.31)

6

где G& — количество бензина в кг/ч;
i — теплота реакции каталитического крекинга
1 кг бензина); i = 90 f 120 ккал/кг.

(считая

на

4. Потери тепла в атмосферу
( ? 4 ккал/ч;
обычно они составляют 4 — 6 %
Тепловой баланс реактора:

от балансового количества тепла.

<?1+<? +<?з=<?;+<?;+е;+<?;.
2

или
Go [(1 e)qT

+ eql] + G n t

Q

c

+ Gct
r

Q,
x

176

r

6

Cl

2

+ G q? = G,qf + G e ^ + Gm^
z

+ G q^ + ( G .
z

4

l

b

+

6

G

K O

KCC )
2

K

P

2

t + G i + Q'
x

6

v

+
(9.32)

Из теплового баланса реактора определяется количество тепла
вносимого в реактор сырьем.

^ р,
6 . Газодинамический

т

о

р

а

На регулирующий клапан стояка реак
_
£
( с м

р

и

с

9

1 }

д

е

й

с

т

в

у

ю

т

д

а

в

е

н

и

в

расчет реакторного
плотного слоя катализатора в стояке, давле
олока
катализатора в реакторе
и давление газопаровой фазы над кипящим слоем
н

и

е

я Я у
1

2

к

2

и

п

я

щ

е

г

о

с

л

о

+ Я у!+

я

+

1

(9.33)

где л — общее давление на регулирующий клапан, установленный
на стояке реактора, в кГ/см ;
Н — высота стояка в см;
у — удельный вес катализатора в стояке в кГ/см ;
Hi — высота кипящего слоя катализатора в реакторе в см;
Y i — удельный вес кипящего слоя катализатора в реакторе
. в кГ/см ;
A Pi — потери давления газопаровой фазы в циклонах, A Pi =
= 0 , 0 1  j  0 , 0 2 кГ/см ;
Р — давление газопаровой фазы на выходе из реактора ъкГ1см ;
Н у — давление кипящего слоя катализатора в кГ/см ;
Н2У2 ~ давление плотного слоя катализатора в стояке в кГ/см .
Давление после регулирующего клапана стояка реактора равно
сумме потерь напора газокатализаторной фазы в транспортной ли
нии, распределительной решетке, кипящем слое катализатора в реге
нераторе, в циклонной системе регенератора плюс давление дымо
вых газов на выходе из регенератора (см. рис. 9. 1 ) :
х

2

2

3

2

3

2

2

х

х

2

х

2

Я АР +АР;+Я;У;+АР;+Р;,
2

(9.з4)

6

где я — давление после регулирующего клапана, установленного
в стояке реактора, в кГ/см ;
А Р —потери напора в транспортной линии в кГ/см ;
А Р —потери напора в распределительной решетке, A P = 0,03f
г 0 , 0 5 кГ/см ;
Н — высота кипящего слоя катализатора в регенераторе в см;
Y — удельный вес кипящего слоя катализатора в регенераторе
в кГ/см ;
АР — потери напора в циклонной системе регенератора, АР
=
= 0 , 0 1  0 , 0 2 кГ/см ;
Р[ — давление дымовых газов на выходе из регенератора в кГ/см
2

2

2

6

3

3

2

г

x

3

Х

{

2

2

Катализатор перемещается из реактора в регенератор, когда
давление системы на регулирующий клапан стояка реактора больше,
чем давление после клапана, на 0 , 2 5 — 0 , 3 0 от, т. е.
тс = я
х

а

+

0,25 4  0 , 3 0

или
Hy
t

a

+ H y +bP
1

1

1

+ АР;+
12 Заказ 170».

+ P = A P + A P', + H' y
1

a

+ 0.25г 0,30.

l

l

+
(9.35)
177

Из формулы (9. 35) определяется высота стояка реактора Н .
На регулирующий клапан стояка регенератора действуют давление
плотного слоя катализатора в стояке, давление кипящего слоя ката
лизатора в регенераторе и давление газовой фазы над кипящим слоем
(см. рис. 9.1):
2

+ P'v ^

*[ - К Ъ + Н[Уг+

(9. 36)

где п[ — давление на регулирующий клапан стояка регенератора
в кГ/см ;
Н — высота стояка регенератора в см;
у' — удельный вес катализатора в стояке регенератора в кГ/см .
2

2

3

2

Остальные обозначения те же, что в формуле (9.34).
Давление после регулирующего клапана стояка регенератора
равно сумме потерь напора парокатализато^ной фазы в транспорт
ной линии, распределительной решетке, кипящем слое катализатора
в реакторе, в циклонной системе плюс давление газопаровой фазы
на выходе из реактора:
n ^ A ^ + A P e + ^ Y i + A P i + Pi,

(9.37)

где л; — давление после регулирующего клапана в кГ/см ;
Д Р — потери напора в транспортной линии в кГ/см ;
Д Р — потери напора в распределительной решетке реактора
в кГ/см .
2

2

2

б

3

2

Катализатор транспортируется из регенератора в реактор, когда
давление системы на регулирующий клапан стояка регенератора
больше, чем давление после клапана, на 0,25—0,30 am, т. е.
• п[
я + 0,25 4-0,30
или
2

К У* + К у[ + АР[ + Р' =АР'
1

6

+

АР -1
3

+ ff Yi + A i i + i i + 0,25-bO,30.
1

)

(9.38)

)

Из формулы (9. 38) определяется высота стояка регенератора Н .
Формулы (9. 35) и (9. 38) показывают, что высота стояка обратно
пропорциональна удельному весу катализатора в стояке. Удельный
вес катализатора в стояке должен быть-0,000550-—0,000650 кГ/см .
Объем инертного газа, который требуется для доведения плотности
катализатора в стояке до требуемой величины, определяется следую
щим образом.
Обозначив объемную концентрацию газа в стояке х, объемную
концентрацию катализатора 1—х, истинную плотность катализатора
Q , вес катализатора, выводимого из аппаратов, G , плотность газа
Q r , объем газа, подаваемого в стояк V, плотность транспортируемого
катализатора Q > получим следующую формулу
2

3

k

K

2

(1 — ^ ) Q + ^ Q r = Q2K

178

'

(9.39)

Отсюда объемная концентрация газа

S=

i ! L Z S L .
QK

— Qr

t

V

(9.40)
;

Объем катализатора, выводимого из аппаратов:

1

QK

Объем инертного газа, необходимого для доведения плотности
катализатора до Q , определяется формулой
2

V = ^.-JLl=<bL.
QK

1—Л

Q*c-Q2

Q

k

.

(9,41)

Q ~Qr

v

2

;

Потери напора в транспортной линии в основном зависят от кон
центрации катализатора и длины транспортной линии. Перепад да
вления на 1м транспортной линии в зависимости от концентрации
катализатора в газокатализаторной фазе колеблется от 2 до
3,5 мм рт. ст.
Потери напора в распределительной решетке в основном зависят
от концентрации катализатора и колеблются в пределах 1 8 —
35 мм рт. ст.
Линейная скорость паровой и газовой фаз в транспортных ли
ниях реактора и регенератора равна 6 , 5 — 7 , 5 м/сек, концентрация
катализатора в транспортных линиях 1 2 — 1 8 кг/м , удельный вес
кипящего слоя катализатора в реакторе 4 1 0 — 4 7 0 кГ/м , в регенера
торе 4 0 0 — 4 5 0 кГ/м ,
коэффициент скольжения в транспортной
3

3

3

линии 1 , 6 — 2 , 0 .
Пример 9. 1. Определить необходимое количество синтетического алюмосиликатного катализатора в реакторе и диаметр реактора для установки ката
литического крекинга с циркулирующим пылевидным катализатором произво
дительностью по сырью (керосино-соляровой фракции) 1200 т/су тки.
При крекинге указанной фракции получаются следующие продукты (в %
вес. на сырье):
бензин
25
керосин
30
флегма
26
крекинг-газ
14
кокс
4
потери
. . . '
1
Молекулярные веса фракций: MQ = НО, М
== 180, Мф = 260, М =
— 32. В реактор подается 2% на сырье водяного пара для десорбции. Темпера
тура катализатора в зоне реакции 450° С, давление над кипящим слоем катали
затора 1050 мм рт. ст.
Р е ш е н и е . Производительность установки по сырью
к е р

Q

C

12*

—

г

1200-1000
__
= 5 0 000 кг/ч.
24
179

Количество вырабатываемого бензина
G6 = 0,25 G = 0,25  50 ООО = 12 500 кг/ч, или ^ | ! т г = 3,47 жг/сеж.
c

Количество керосина
£кер
000 = 15 000 кг/ч, или 1 | ^ = = 4 , 1 6 кг/сек.
G
ep == 0,30
0,30 G
£ == 0,3050
0,
cс

K

Количество флегмы
£ф
Сф == 0,26
0,26 G
Gc== 0,26
0. «50 000 = 1 3 000 кг/ч, или 1 | ^
c

= з,б1 кг/сек.

Количество крекинггаза
G = 0,14 G  0,14 • 50 000 = 7000 кг/ч,
r

c

или  ^ 2 . ~ 1,94 г/с*к.
К

зьоо
Количество кокса
Скоке = 0,04 Gc = 0,04 • 50 000 = 2000 «г/ч.
Расход водяного пара
G = 0,0250 000 =1000 кг/ч, или ^нтт = 0,278 кг/сек.
z

Принимая весовую скорость сырья, поступающего в реактор, с— 0,7 ч " " ,
определим количество катализатора, находящегося в зоне реакции, по фор
муле (9. 1)
1

<Ь= *
71450».
с
и, /
Определим секундный объем паров в реакторе по формуле (9. 5)
<

[м

сек

Г

~^м

^м

б

Мф

ке9

1,94 , 3,47 , 4,16 , 3,61
\Ъ2
110
180
260
1

1

1

1

18 ;

, 0,278 Х
18 ]

2 2 > 4

273 + t
273

збоо

2 7 3 + 4 5 0 . 760
273
1050

760
я
=

^

^

Линейную скорость паров, в свободном сечении реактора принимаем
v = 0,3 м/сек, тогда по формуле (9. 6) требуемый диаметр реактора составит
д . . . ] / 4У ек_ 1 / 4  6 , 2 5
"~
V
ztv ~ V 3 , 1 4  0 , 3 ~ '
С

5

5

Принимая из практических данных плотность кипящего слоя катализатора
420 кг/м , требуемый объем последнего в реакторе найдем по формуле (9. 4)
3

0,7420

CQ

K

Высоту кипящего слоя катализатора в
муле (9. 7)'
4Г _
4170
^ ^ ~
3,145,15

реакторе определяем
\

по

фор

К

Н

2

~

8

Л

7

М



Пример 9. 2. Определить количество воздуха, подаваемого в регенератор,
объем кипящего слоя и массу катализатора, а также диаметр регенератора для
установки каталитического крекинга производительностью по сырью (керосино
соляровой фракции) 1200 т/сутки. Выход кокса равен 4% на сырье.
180

Давление над кипящим слоем катализатора в регенераторе 1000 мм рт. ст.,
температура в зоне регенерации 550° С.
Р е ш е н и е . Количество кокса, выжигаемого в регенераторе:
^
1200.1000-0,04
Скоке =
24

N

,

=2000 кг/ч.
О Л п А

Количество воздуха, необходимое для-выжига этого количества кокса,
определяем по формуле (9. И ) , принимая # зд = 13 кг/кг:
В0

ЯвозД =

GKOKC

gBosjx = 2000- 13 = 26 000 кг/ч, или Щ^-

= 20 200 м /ч
3

(при 0° С и 760 мм рт. ст.).
Объем кипящего слоя катализатора в регенераторе определим по формуле
(9. 1 4 ) принимая коксосъем о = 14 кг/м • ч:
3

v

:

^

^

^

^

2000

Принимая из практических данных плотность кипящего слоя катализатора
равной 410 кг/м , вычислим количество его, находящееся в регенераторе:
3

=

LT

G

K

QK =

V

1

4

3

*

4

1

0

=

5

8

6

° .

0

К

'

Г

Количество дымовых газов в регенераторе
Яд. г =

GKOKO

+ Свозд = 2000 + 26 000 = 28 000 кг/ч

Объем дымовых газов при нормальных условиях
'

У

д

Яд. г
- ^ ^

=

28 000
Т 2 ^ Г

0 4
2

1

_
7

Л Л
0

0

"

/

'

Ч

. Секундный объем дымовых газов в регенераторе
F

c e K _ J V r

273

Д- ~"3600*

+

*р

273

г

760

_21

' я

~

700

3600 *

273

+

550

760

273'

;

' 1000

б

'

Ь

1

Принимая линейную скорость дымовых газов в свободном сечении регене
ратора 0,4 м/сек, вычисляем требуемый диаметр регенератора по формуле (9. 15)
„
D

l
= V

/
у
~^Г^

/
У

4-13,8
3,14-0,4

С Г
=

<

Ш

.
Л

Высота кипящего слоя катализатора в регенераторе по формуле (9. 16)
и'
1 *

Я

4 F

«

4-143
' ,,
3,14.6,64^
*'
Q

=

=

4

4

3

Пример 9. 3. Определить температуру сырья, поступающего в реактор уста
новки каталитического крекинга с циркулирующим пылевидным катализатором
производительностью 850 т/сутки керосино-соляровой фракции. Относительная
плотность сырья Q = 0,860.
c

181

При крекинге керосиносоляровой фракции получаются следующие про
дукты (в % вес. на сырье):
бензин
керосип
флегма
крекинггаз
кокс
потери

40
15
26
14
4
1

Молекулярные веса фракций:
= 120, М ер = 180, Мф «= 260, М —
32.
Относительные плотности их: QQ = 0,750, Q
= 0,830, Qф = 0,860, Q =
•=М,22 кг/м . Химический состав кокса: С 96% в е с , Нг 4% вес. При горении
кокса 90% углерода превращается в С О 2 , а 10% в СО. Кратность циркуляции
катализатора равна 5, температура кипящего слоя катализатора в реакторе
470° С, в регенераторе 580° С, температура продуктов крекинга на выходе из
реактора 450° С, теплота реакции каталитического крекинга 105 ккал на 1 кг
бензина. В транспортную линию реактора и в десорбер вводится водяной пар 5
и 3% на сырье соответственно. Температура перегретого водяного пара, вводи
мого в реактор, равна 450° С.
Р е ш е н и е . Производительность установки по сырью
г

к



K e p

r

3

„
850.1000
„
,
<?с —
тг,
= 35 410 кг/ч.
^4
о

к

л

Количество бензина
G =

G • 0,4 = 35 410 . 0,4 = 14 164 кг/ч.

6

c

Количество керосина
£

кер

]

G • 0,15 =

=

c

35 410 • 0,15 =

5311

кг/ч.

Количество флегмы
Оф =

Gc

0,26 = 35 410 . 0,26 = 9208 кг/ч.

Количество крекинггаза
G . 0,14 = 35 410 • 0,14 = 4960 кг/ч.

G =
v

c

Количество кокса
Якокс

° с • 0,04 = 35 410 . 0,04 = 1416 кг/ч.

Расход водяного пара
G =
z

G (0,05 + 0,03) = 35 410 . 0,08 = 2832 кг/ч.
c

Определяем теплоту сгорания кокса по формуле (9. 18)
* =

в

^ С О а + ^СО+
а

*1що

а

^

°>

96

• °'

9

'

8

*

3 7

+

°'

96

e

°'*

'

2

4

5

0

+

°>

04

х

Х28 905 = 8422 ккал/кг.
Массу катализатора, циркулирующего между реактором и регенератором,
определяем по формуле (9. 21)
£ц. к = nG

c

= 5 • 35 410 = 177 050 кг/ч.

Составим тепловой баланс реактора.
1. Количество тепла, уходящего с верха реактора с газами и парами про
дуктов каталитического крекинга и водяным паром, находим по формуле (9. 29)

182

s
Теплосодержания паров бензина, керосина и флегмы определяем по фор
муле Уира и Итона (см. табл. I I I и I V в приложении):
Я* = 127,60 • 3,246 — 73,8 = 340 ккал/кг;
1

450

=127,60 • 3,166 — 73,8 = 330 ккал/кг;

q*J = 127,60 . 3,136 - 73,8 = 326 ккал/кг.
o

Теплосодержание перегретого водяного пара при температуре 450° С равно
д ^ = 833,6 ккал/кг.
о

Принимаем теплоемкость крекинг-газа c = 0,38 ккал/кг • град. Подста
вив найденные величины в формулу (9. 29), определяем количество тепла, уне
сенного парами и газами с верха реактора:
D

( / = 14 164 • 340 + 5311 • 330 + 9208 • 3,26 + 4960 • 0,38 • 450 +
+ 2832 • 833,6 = 12 770 000 ккал/ч.
2. Количество тепла, уносимого с отработанным катализатором:
<?2 =

( °Ц.

К 1 +
С

G

KOKC

C

2

)

1

=

(

1

7

?

0

5

*

0

0

>

2

2

+

0

1

4

1

6

'

'

0

4

2

)

4

7

=

0

1

8

5

5

0

0

0

0

1-

ККаЛ

Ц

3. Количество тепла, затраченного на реакцию каталитического крекинга
нефтяного сырья, вычисляем по формуле (9. 31)
Q' == G i = 14 164 • 105 = 1 485 000 ккал/ч.
6

4. Потери тепла в атмосферу принимаем равными 5% от балансового коли
чества тепла (из практических данных)

= (12 770 000 + 18 550 000 + 1 485 000) • 0,05 = 1 640 000 ккал/ч.
Общее количество тепла, уходящего из реактора:
l

Q

+

2

Q

+

^3

+

^4

=

1

2

7

7

0

0

0

0

+

1

8

5

5

0

0

0

0

+

+ 1 485 000 + 1 640 000 = 34 445 000 ккал/ч.
В'реактор поступает тепло:
1) с нагретым, сырьем Qi;
2) G регенерированным катализатором
Q = Gcnc^ = 35 410 • 5 • 0,22 • 580 = 22 600 000 ккал/ч;
2

3) с водяным паром
Q = Gjf±
^ 3

2

= 2832 • 833,6 = 2 360 000 ккал/ч.

450

Общее количество тепла, вводимого в реактор, равно
Qi + 22 600 000 + 2 360 000 ккал/ч.
Из теплового баланса реактора определяем количество тепла, вносимого
сырьем:

Qi + 22 600 000 + 2 360 000 = 34 445 000 ккал/ч.
Отсюда
Qt — 34 445 000 — 22 600 000 — 2 360 000 = 9 485 000 ккал/ч.
.183

Теплосодержание нефтяного сырья при входе в реактор
<?i
9 485 000
_
'. .
о р

что соответствует температуре t = 370° С (по табл. I I I и I V , см. приложение).
Из этого примера нетрудно установить, что чем больше кратность циркуля
ции катализатора, тем меньше должна быть температура нагрева сырья.
Пример 9. 4. Определить высоты стояков регенератора и реактора, обеспе
чивающие стабильную циркуляцию катализатора между этими аппаратами
установки каталитического крекинга с пылевидным циркулирующим алюмоси
ликатным катализатором производительностью по сырью (вакуумному отгону)
1600 т/су тки. Температура начала кипения вакуумного отгона 350° С, конца
кипения 500° С. Температура кипящего слоя катализатора в реакторе 500° С,
в регенераторе 580° С. Абсолютное давление газопаровой фазы на выходе из
реактора 1000 мм рт. ст., на выходе из регенератора 850 мм рт. ст.
ч
При каталитическом крекинге вакуумного отгона получаются следующие
продукты (в % вес. на сырье):
бензин
. . , 34
легкий газойль
20
тяжелый газойль
20,3
крекинггаз
21
кокс
3,7
0

Весовая скорость подачи сырья равна 0,7 ч~ . Потери составляют 1 % на
исходное сырье. В транспортную линию реактора вводится водяной пар в коли
честве 10% на сырье, в десорбер реактора в количестве 3% на сырье. Молеку
лярный вес фракций: М$ = 110; М = 24; М . = 180; М . г = 260. Длина
транспортных линий: реактора 30 м, регенератора 40 м.
Кратность циркуляции катализатора равна 3,5.
Решение.
Количество
сырья
1600 • 1000
„ .
,
G —
= 66 700 кг/ч.
{

Г

л

а

а

г

Т

п

G

Количество бензина
G = 0,34 . 66 700 = 22 600 кг/ч.
6

Количество легкого газойля
£ . г = 0,20 • 66 700 = 13 340 кг/ч.
л

Количество тяжелого газойля
&т. = 0,203 • 66 700 = 13 520 кг/ч.
г

Количество крекинггаза
Gr = 0,21 . 66 700 = 14 000 кг/ч.
Количество кокса
GKOKC

= 0,037 • 66 700 = 2460 кг/ч.

Расход водяного пара, вводимого в реактор:
G = (0,10 + 0,03) . 66 700 = 8700 кг/ч. '
z

Секундный объем паров в реакторе
у ^/Jfo, , G
\М
М
/22600
14000
[ 110
24

P

с е к

0

1

г

j С . г | &т.г , Oz\ 22,4 273 + f t 760
"Т" М . г ^ M . г ^ 18 ) 3600
273
' я
13 340
13 520
8700 \ 22,4 273 + 500
760
180
260
18 j 3600 '
273
' 1000
л

t

T

л

+

+

= 18,7 м /сек.
3

184'

Принимаем линейную скорость паров в свободном сечении реактора v =
=» 0,4 м/сек и определяем диаметр реактора по формуле (9. 6)
{

П

l

/

'

4

1

8

'

J

7 7

Принимаем, что плотность кипящего слоя катализатора равна 410 кг/м ,
определяем объем слоя в реакторе по формуле (9. 4)
9

= 233 . з .
0,7410"
6

'

Л

6

7

0

0

:

Высота кипящего слоя катализатора в реакторе по формуле
И1=

7° 2 ^

з

5

7

>

^ =

0

500

(9. 7)

см.

Необходимое количество воздуха для регенерации отработанного катали
затора по формуле (9. И )
Q9

£возд = 132460 = 32 000 кг/ч, или 7

В 0 3 Д

ООО

=

= 24 800 м*/ч.

Объем кипящего слоя катализатора в регенераторе найдем по формуле
(9. 14), принимая коксосъем а = 14 кг/м • ч:
3

Определяем количество его (массу) в регенераторе (плотность кипящего
слоя катализатора принята 410 кг/м ) по формуле (9. 17)
3

С

кат = К '

QK ^

1

7

5

'

*

5

4

1

0

=

=

=

7

2

0

0

0

К Г

*

Количество дымовых газов
Яд. = Скоке +Л?возд Г=
г

2 4 6

9 +

3 2

0 0 0

=

3 4

**/ 

4 & 0

4

Объем дымовых газов при нормальных условиях
Яд, г
34 460
Г . г =  ^  И =  j — = 26 700 л / * 
д . г
1»29
=

3

д

д

Определяем секундный объем дымовых
= 580° С
сек
26 700 273 + 580
^ ~ ~ 3600 < 273

газов

760
850 ~

7

г

в регенераторе

'

2 0

6

>

M

С е К

при t

'

Принимая линейную скорость дымовых газов в свободном сечении регене
ратора 0,40 м/сек, определим диаметр регенератора по формуле (9. 15)

Высота кипящего слоя катализатора в регенераторе по формуле (9. 16)

J

„/
4 • 175,5
i 3,i48,u2»
=

s = 3

.
'

с е
5 5

о с с

*

=

3

5

5

С М


185

Высота стояка регенератора (см. рис. 9. 1) определяется по формуле (9. 38)
К У2 + К У' + &Р' + Р'-ЬК
1

+

1

Д Р

з +

7

/

i Vi +

A

P

i +

P

i + °' '
3

отсюда

У2
Потери напора в транспортной линии

где I — длина трапспортной линии в л*;
Ар —- потери напора на 1 м транспортной линии в мм рт. ст.'
Потери напора в распределительной решетке принимаем 0,05 пГ/см*, в ци
клонной системе 0,02 кГ/см .
ДРз = 0,5 кГ/см ; АР[ = A P i = 0,02 кГ/см .
Давление паров на выходе из реактора
2

2

D

•

2

1

0

0

л оа VI

0

"736~

1 =

'

к Г

о

/

Давление газов на выходе из регенератора
Р[ = ~
=1,16 кГ/см*.
Принимаем из практических данных плотность кипящего слоя катализа
тора рд = , 4 0 0 кг/м = 0,00040 кг/см , плотность слоя катализатора в стояке
реактора Q = 550 кг/м = 0,00055 кг/см .
Значения соответствующих удельных весов численно совпадают с величи
нами Qx Q *
Подставляя найденные величины в формулу (9. 38), определяем высоту
стояка регенератора
3

3

3

2

и

3

2

0,13 + 0 , 0 5 + 5 0 0 • 0,0004 + 0,02 +1,36 + 0,3 - 355 • 0,00040 - 0,02 - 1 , 1 6
2 •
, 0,00055
=

=

= 1340 с и л * 13,5 м. '
Высоту стояка реактора определяем по формуле (9. 35)
Я

отсюда

2 У2 + хУг +
Н

АР +
6

A

P

i+

P

i

=

А Р

в +

А Р

+ Н [ у[ + АР; + Р[

з + К У'х + К
А

+ 0,3

+

P

i + °' '

- Н у - АР х

х

г

3

Р

г

Y2

2

Потери напора газокатализаторной фазы в транспортной линии подсчиты
ваем по формуле (9. -37, а)
A / >

e

= i

^yF

= 0 , 1 7 4

к Г 1 о м %

-

Принимаем потери напора в распределительной решетке
АРд = 0,05 кГ/см*.
186

Потери напора в циклонной системе'
AP

I =

= ДР^ = 0,02 кГ/см*.

Подставив найденные величины в формулу ( 9 . 3 5 ) , определяем высоту стояка
реактора
„

0 , 1 7 4 + 0 , 0 5 + 3 5 5 * 0 , 0 0 0 4 0 + 0 , 0 2 + 1 , 1 6 + 0,3 

500 • 0,00041 

0 , 0 2 —1,36

0,00055

2

= 475

см ^

_
~~

5

м

Пример 9. 5 . Определить объем инертного газа, вводимого в стояк регене
ратора для доведения плотности катализатора, до Q = 5 5 0 кг/м на установке
каталитического крекинга с циркулирующим пылевидным алюмосиликатным
катализатором производительностью 1 7 0 0 т/сутки вакуумного отгона. Крат
ность циркуляции катализатора равна 5, насыпная плотность его Q = 7 5 0 кг/м ,
плотность инертного газа (дымовых газов) при нормальных условиях Q =
= 1,29 кг/м . '
Р е ш е н и е , Количество сырья
3

2

3

K

V

3

17001000

П

_

24

С = = :

'

Л

Л

,

Л

=

^ '

К 8

1

Количество катализатора, циркулирующего между реактором и регенера
тором;
G = nG = 5 • 7 1 0 0 0 = 3 5 5 0 0 0 кг/ч.
Количество инертного газа, вводимого в стояк регенератора, определяем
по формуле ( 9 . 4 1 )
K

F

=

=

_ £ K

QK

c

Q K  Q

355 000

2

Q ~Qr

'

7 5 0 

750

2

550

3

' 550—1,29

И

Б

М

< '

Пример 9. 6 . Определить количество тепла, отдаваемого дымовыми газами
в котлерегенераторе и котлеутилизаторе^ и количество пресной воды, вводи
мой в указанные котлы установки каталитической очистки с циркулирующим
пылевидным
алюмосиликатным
катализатором
производительностью
8 0 0 т/сутки бензина. При каталитической очистке выход кокса составляет 3 , 0 %
на сырье, температура кипящего слоя катализатора в регенераторе 5 8 0 ° С,
в реакторе 4 5 0 ° С, кратность циркуляции катализатора между реактором и реге
нератором равна 4 . Состав кокса: 9 6 % углерода и 4 % водорода. При регенера
ции отработанного катализатора 9 0 % углерода превращается в С 0 . В котле
утилизаторе дымовые газы охлаждаются от 5 5 0 до 2 5 0 ° С. В котлы поступает
химически очищенная вода при температуре 2 0 ° С и превращается в насыщенный
водяной пар под давлением 1 5 am. В регенератор вводится воздух при темпера
2

туре 3 5 0 ° С.

Решение.

Количество сырья
„

С =

800 • 1000

тг,

с

24

0

0

/

Л

Л

— 33 400

,

кг/ч.

Количество кокса
Скоке = 0 , 0 3 • 3 3 4 0 0 = 1002 кг/ч.
Теоретическое количество кислорода, необходимое для выжига 1 ке кокса,
определяем по формуле ( 9 . 9 )
/п О

^

[

(

W

0



' °

^

6

± П

+

А

0

'

9

6

J _

0

'

0

4

\ о

0,1 12 T2 +2 T2 J

9

9

3 2= = 2

'

7fi*,
7 6

к е

'
187

Теоретическое количество воздуха, необходимого для выжига 1 кэ кокса,
определяем по формуле (9.10)
100

 „ 100

0

,

0

Количество воздуха, необходимого для выжига кокса, определяем по фор
муле (9. И )
Явозд =

13 • 1002

=

13 026

кг/ч.

Количество свободного кислорода в дымовых газах
т

0 з

= ^ | | — 1 ^ 2,761002 = 236 кг/ч.

Количество азота в дымовых газах
m

N

^

2

^возд ' ° >

7 7

=

1

3

0

2

" °>

6

7 7

^

1

0

0

2

1>

кг

0

ц

Количество циркулирующего катализатора
£ц. к = 4  33 400 = 133 600 кг/ч.
Теплота сгорания кокса по формуле (9* 18)
q = 0,96 • 0,9 • 8137 + 0,96 • 0,1 • 2450+0,04 • 28 905 = 8405 ккал/кг.
Количество тепла, выделенного при сгорании кокса:
Qi = 1002  8405 = 8 421 810 ккал/ч.
Количество тепла, внесенного в регенератор с отработанным катализатором,
по формуле (9. 30)
<? = (133 600  0,220 +1002  0,42)  450 = 13 450 000 ккал/ч.
2

Тепло, внесенное в регенератор воздухом при температуре 350° С, опре
деляем по формуле (9. 22)
Q = 13 026  0,250  350 = 1 140 000 ккал/ч.
z

Тепло, уносимое из регенератора дымовыми газами, находим по формуле
(9. 23) i

и

1002 (-Ц 0,96 - 0,9 • 0,246 +1|

• 0,96 - 0,1 - 0,258 + ~ - - 0,04 • 0,476\ +

+ 100200,256 + 2360,235 550 = 2 000 000 ккал/ч.
Количество тепла, унесенного 'из регенератора регенерированным катали
затором:
</ = 133 600  0,220  580 = 17 000 000 ккал/ч.
Потери тепла в атмосферу
=

1

188

+

*?2

+ <У ° '

0 4

= <
+
= 922 000 ккал/ч.
84 2 1

8 1 0

1

3

4 5 0

0 0 0

+

1

1 4 0

0 0

°) °'

0 4

^

Теплоемкости компонентов дымовых газов взяты по справочной табл. 6. 2.



'

Количество тепла, передаваемого в котлерегенераторе горячим
тором пресной воде (т. е. тепловую нагрузку котларегенератора),
деляем из теплового баланса регенератора

катализа
опре

^+?,+<?,
Подставляем

величины:

8 421 810 + 13 450 ООО + 1 140 ООО = 2 ООО 000 + 17 000 000 + 922 000 + Q[.
Отсюда
^ '

( / = 3 089 810 ккал/ч.

Количество химически очищенной воды, подаваемой в
определяется по формуле
3 089 810
^ = 1 5  ^ 0

В

6

6

'

7

2



2

котелрегенератор

:4780 кг/ч.
"

0

Количество тепла, передаваемого в котлеутилизаторе горячими дымовыми
газами пресной воде, т. е. тепловая нагрузка котлаутилизатора, определяется
по формуле
GROKC

<?=

IJ2

a

i CO
c

п
+

+

+

m

w

N

N

2

c

2

c

N

N

2

2

+

+

W

0

^0 2

2

C

0

' 0
С

+

"i2" V C O +  2

/44

GKOKC

2

2

a

/
a

0 , 9 6 • 0,1  0,251 +

2

а

28

.

+
18

^2 СО

/

\ .

¥н 0 ) +

С

1 0 0 2 [  Ц  0,96 • 0,9 • 0 , 2 4 6 +

*4 =

9 , 0  0 , 0 4  0 . 4 7 6 ^ + 10 0 2 0  0 , 2 5 8 + 2 3 6  0 , 2 3 5

+Ц

.

i C 0 + "i2
C

¥н о)



2

| |

0,96  0 , 1 • 0 , 2 5 8

+

5 5 0 —J^1002 ^ i i ' о , 9 6 • 0,'9 • 0 , 2 2 2

9 • 0,04 • 0 , 4 5 5 j + 1 0 020 • 0,250 + 236  0 2 2 3 j 250
?

+

=

= 1 127 0 0 0 ккал/ч.
Количество химически очищеппой
~

в

оды, подаваемой
под
воды,

1 127 000
. =
667,2 — 20"

1740

в

котелутилизатор;

кг/ч.

В основных аппаратах установки катали
тического крекинга с циркулирующим кру
пнозернистым катализатором — реакторе и
регенераторе — непрерывно
циркулирует
таблетированный или сферический алюмо
силикатный катализатор (рис. 9. 2). Пары
нефтяного сырья из трубчатой печи посту
пают в верхнюю часть реакционной зоны
реактора. Из бункера реактора регенерированный катализатор по
напорному стояку непрерывно поступает в реакционную зону и
вместе с парами сырья движется прямотоком вниз. Отработанный
катализатор из зоны реакции поступает в отпарную секцию и
7. Реакторный блок
установки
каталитического
крекинга
с циркулирующим
крупнозернистым
катализатором

189

освобождается от легких углеводородов. Пары продуктов каталити
ческого крекинга и крекинг-газ отделяются в сепарационном уст
ройстве от катализатора и вместе с водяным паром направляются
в ректификационную колонну.

Продукты
крекинга

Воздух

•Воздух

Рис. 9. 2. Схема реакторного блока установки каталитического крекинга с цир
кулирующим крупнозернистым катализатором.
1 — реактор; 2 — регенератор; з — бункер регенератора; 4 — бункер реактора;" 5 — ем
кость для катализатора; 6 — отпарная секция; 7 — змеевики водяного охлаждения; 8 —
циклонный сепаратор регенерированного катализатора; 9 — циклонный сепаратор отрабо
танного катализатора; ю и 11 —дозеры; 12, 13 и 14 —топки под давлением для подо
грева воздуха.

Отработанный катализатор с низа реактора самотеком напра
вляется в дозер, из которого сжатым горячим воздухом, поступающим
из топки под давлением, подается в циклонный сепаратор регенера190

тора. Из циклонного сепаратора отработанный катализатор самоте
ком опускается в бункер, из которого распределяется по сечению
регенератора.
Регенератор разделен на ряд самостоятельных секций (зон).
В каждую зону вводится воздух, а из нее отводятся газы регенера
ции. Для поддержания установленной температуры и использования
тепла, выделяющегося при регенерации отработанного катализа
тора, в секциях регенератора смонтированы змеевики. По ним прока
чивается химически очищенная вода, из которой получается водяной
пар высокого давления.
Регенерированный катализатор с низа регенератора направляется
в дозер, из которого сжатым горячим воздухом подается в циклон
ный сепаратор реактора. Из циклонного сепаратора регенерирован
ный катализатор самотеком поступает в бункер реактора.
О бъем,
з анимаемый
а люмоси ликатным
таблетированным или сферическим катали8. Расчет реактора
затором в зоне реакции, определяется по
формуле
7g

a T

= V v ле»,

(9, 42)

c

где V — производительность установки каталитического крекинга
по сырью в м /ч;
v — объемная скорость подачи сырья в зону реакции в ч~
c

3

{

t

\ Объемная производительность установки определяется по ф ормуле

где G — производительность установки по сырью в кг/сутки;
Q — плотность сырья при 20° С в кг/м .
G

3

20

Объемная скорость подачи сырья в реактор и = 0,7 -г-0,8 ч " " .
Линейная скорость катализатора в зоне реакции определяется
формулой
1

у = А м/сек,

(9. 44)

&

где h — высота активного слоя катализатора в реакторе в м;
х — время пребывания катализатора в зоне реакции в сек.
Высота активного слоя катализатора в зоне реакции изменяется
в пределах 4—5 м, время пребывания таблетированного катализа
тора в зоне реакции составляет 33—38 мин, а сферического катали
затора 42—48 мин. Количество катализатора, циркулирующего
между реактором и регенератором, определяется по формуле
7ц.к = л7с,

(9.45)

гдеУц.к — количество циркулирующего катализатора в м /ч;
п — объемная кратность циркуляции катализатора;
V — производительность установки по сырью в м /ч.
3

c

3

191

Объемная кратность циркуляции таблетированного катализатора
колеблется в пределах 2,2—2,5, а сферического катализатора 1,75—
2,00.
Диаметр реактора определяется по формуле
* =

V l & & 

.

<

Секундный объем паров сырья на верху зоны реакции
деляется формулой

где М
1
G
п

—
—
—
—

Х

c

х

9

4 6

)

опре

молекулярный вес сырья;
температура верха зоны реакции; t — 450
480° С;
производительность установки по сырью в кг/ч;
абсолютное давление паров на верху зоны реакции в кГ/см .
x

2

Плотность паров сырья на верху зоны реакции определяется фор
мулой
QI =

кг/м .

(9. 48)

3

3600^

Секундный объем паров продуктов каталитического крекинга
и крекинггаза в низу зоны реакции определяется формулой
V

I I

^

_(^г_

Усек  [ М

х

+

^

М

2

+

М

ъ

+

_^_\

G

М)

зёоо

А

o

c

X — м*/сек,
п

1

,

V

6

Л

273 +

273

*

2

Х

,

(9. 49)

2

где a

а,
2

v

М,

М,

х

2

а

31

М,
3

а — выходы соответственно бензина, легкого и тяже
лого газойлей и крекинггаза на исходное сырье
в долях единицы;
М± — их молекулярные веса;
t — температура низа зоны реакции в °С;
я — абсолютное давление паров и газов в низу зоны
реакции в кГ/см .
4

2

2

2

Плотность смеси паров продуктов каталитического крекинга и
крекинггаза в низу зоны реакции определяется формулой
$

= —£°

.

(9. 50)

В формуле (9. 47) в отличие от уравнений (8. 27) и (9. 5) фигурирует мно
житель 23,1 вследствие того, что в формуле (9. 47) абсолютные давления даны
1

в кГ/см*, при этом 2 2 , 4 ^ ^  = 23.1.
735,5
192

Потери давления газопаровой фазы для верхней части зоны реа
кции определяются по формуле ГрозНИИ

0,83у?У ^.

Ай =

(9.51)

6

где A pi — потеря давления газопаровой фазы на каждый метр вы
соты верхней части зоны реакции в мвод. ст.;
Y?i ~~ удельный вес газопаровой фазы в верхней части зоны
реакции в кГ/м ;
v — линейная скорость газопаровой фазы в верхней части зоны
реакции в м/сек.
3

Потеря давления газопаровой фазы для нижней части зоны реак
ции также определяется по формуле (9. 51)
Др = 0 , 8 3 у 4 Ч
2

1 , 5 9

,

(9.52)

где Ар

— потеря давления газопаровой фазы на каждый метр вы
соты нижней части зоны реакции в м вод. ст.;
Ун — удельный вес газопаровой фазы в нижней части зоны
реакции в кГ/м ;
и — линейная скорость газопаровой фазы в нижней части зоны
реакции в м/сек.
2

3

2

Линейные скорости газопаровой фазы в верхней и нижней частях
зоны реакции определяются формулами:
=

(9.53)
II

(9-54)

* 2 = ^ сек
Р ,

где
F — площадь сечения реактора в м ;
Усек и Усек ~~ секундные объемы газопаровой фазы в верхней и ниж
ней частях зоны реакции в м /сек.
2

3

Средняя величина потери давления на каждый метр высоты зоны
реакции в м вод. ст.
+

А =
Рср

.

(9.55)

Потери давления в зоне реакции в м вод. ст.
Д/> = А Д р ;
ср

(9.56)

где h — высота слоя катализатора в зоне реакции в м>
Высота напорного стояка, обеспечивающая нормальное посту
пление катализатора в зону реакции, определяется формулой
Н =

А

+ * к ж,

Р

(9. 57)

где Д Р — потери напора в зоне реакции в м вод. ст.\
я — давление газопаровой фазы при выходе из реактора,
13

Заказ 1 7 0 5 .

.

193

я — 5 г б м вод. ст.;
к — коэффициент запаса; для таблетированного катализатора
к — 1,3, а для сферического к = 1,6;
Y — относительный насыпной вес катализатора в стояке;
для таблетированного катализатора у = 0,600, а для
сферического у = 0,760.
Скорость движения таблетированного катализатора в напорном
стояке колеблется в пределах 0,35—0,40 м/сек и сферического ката
лизатора 0,27—0,30 м/сек:
Диаметр напорного стояка определяется формулой

где 7 . к — количество циркулирующего катализатора в м' /ч;
v — скорость движения катализатора в стояке в м/сек.
3

Ц

Максимальное количество катализатора, которое может пропу
скать стояк, определяется по эмпирической формуле
G*=

0,0168 а  Н° ,
2 ш

01

( 9 > 5 9 )

где G — количество катализатора в кг/ч;
d — диаметр напорного стояка в мм;
Н — высота напорного стояка в м.
K

Отработанный катализатор в зонах реге
нератора подвергается регенерации горячим
воздухом при температурах 480—600° С. В I и
I I зонах выжигается по 1 2 % кокса от об
щего его количества, в H I , I V и V зонах по
1 4 % , в V I зоне 1 2 % , в V I I зоне 1 0 % и в V I I I зоне 1 2 % .
В коксе, отложившемся на катализаторе, содержание водорода
колеблется в пределах 5,5—6,0%, углерода 94,0—94,5%.
Как показывает опыт эксплуатации установок каталитического
крекинга с циркулирующим крупнозернистым катализатором, при
регенерации отработанного катализатора 3 3 — 3 5 % углерода превра
щается в СО и 65—67% в СОг. Коэффициент избытка воздуха соста
вляет 1,7—1,8, т. е. для выжига 1 кг кокса подается 19,7—20,9 кг
воздуха.
Расход воздуха для выжига кокса определяется формулой
9. Расчет
регенератора

Свозд = £'кокс£возд кг/ч,

(9. 60)

где Скоке — количество кокса в кг/ч;
£возд — количество воздуха, необходимое для выжига 1 кг кокса,
#возд ^ 19,7 + 20,9 кг/кг.
194

Площадь поперечного сечения
/

регенератора

=  т к

или

F =

м

*

(9.61)

ab,

где v — линейная скорость катализатора в регенераторе;
няется в пределах 0,00275—0,0032 м/сек\
а — ширина регенератора в м\
Ъ — длина регенератора в м.

v

изме

в регенераторе

опре

K

Высота зоны регенерации
деляется формулой

катализатора

H

±

= xv ,

K

(9.62)

K

где Н — высота регенератора в м;
х — время пребывания катализатора в регенераторе; для табле
тированного катализатора х = 4200 f 4800 сек, а для сфе
рического х = 5100 f 5800 сек.
г

Общая высота регенератора Н = Н + 12 м.
В регенератор для выжига кокса подается воздух из топки под
давлением с температурой t — 350 f 400° С. Количество тепла, не
обходимого для нагрева воздуха, вводимого в регенератор, от 0° С
до t, определяется формулой
1

' Q = бвозд^ ккал/ч,

(9.63)

где Свозд — количество воздуха, вводимого в регенератор, в кг/ч;
с — теплоемкость воздуха в ккал/кг • град;
t — температура воздуха (350—400° С).
Расход топлива для нагрева воздуха от 0° С до t определяется
формулой
В 

кг/ч,

.

(9. 64)

где Q — количество тепла для нагрева воздуха в ккал/ч по формуле
(9. 63);
Q — рабочая теплота сгорания топлива в ккал/кг\
r i — к. п. д. топки под давлением, который принимается равным
0,98.
p

T

Количество воздуха, необходимое для горения топлива:
С о з д = ЯйГвозд кг/ч,
В

(9.65)

где В — расход топлива в кг/ч;
#возд — количество воздуха, необходимое для сгорания 1 кг топлива;
£возд = 11,5 т 12,0 кг/кг.
13*

л
195

Количество дымовых газов, уходящих из регенератора,
деляется формулой

опре

Сд. г = Свозд ~Ь GBCЗД + GKOKC + В кг/ч.

( 9 . 66)

Часовое количество воздуха и дымовых газов, поступающих из
топки под давлением в зоны регенератора:
. Явозд = Свозд + Свозд + В кг/ч;

( 9 : 67)

Отработанный катализатор из циклон
ного сепаратора поступает в регенератор.при
температуре t в количестве £ . и подвер
гается регенерации при температурах от
t[ = 4 8 0 ° С до ^  б О О С. При этом кокс
горит и превращается в С 0 , СО и Н 0 . Дымовые газы ( С 0 , СО,
10. Тепловой баланс
регенератора

ц

к

0

2

2

2

+

t

t

Н 0 , 0 и N ) при температуре £ — — — — из регенератора по
ступают в дымовую трубу. В регенератор непрерывно вводится смесь
воздуха и дымовых газов в количестве Св дПри температуре t .
Часть тепла, выделяющегося при горении кокса, переходит в реак
тор с циркулирующим катализатором, другая часть используется
для выработки водяного пара высокого давления.
^
Следовательно, в регенератор поступает тепло:
1) выделяемое при горении кокса [по формуле ( 9 . 1 9 ) ]
2

2

2

ср

03

3

Ql = GKOKC? ККал/ч,

где q — теплота сгорания кокса, равная 7950 ккал/кг;
2) с отработанным катализатором из циклонного сепаратора [по
формуле ( 9 . 2 0 ) ]
<?2 = ( £ ц . к < 1 + GKOKC С*) h ККал/ч;
3) со смесью воздуха и дымовых газов из топки под давлением
<?з = [^возд^з + ( £ о з д +
В

где Свозд, £

в о з д

и

в

) *\ h ккал/ч,
с

(9. 68)

В — то же, что и в формулах ( 9 . 6 0 ) , ( 9 . 64) и ( 9 . 6 5 ) ;

с — теплоемкость воздуха; с = 0 , 2 4 ккал/кг • град;
с& — теплоемкость
дымовых
газов;
С4 =
= 0,25 ккал/кг • град;
t — температура смеси воздуха и дымовых газов;
3

3

3

t

3

= 3 5 0 ^ 4 0 0 ° С.

Из регенератора уходит тепло:
1) с дымовыми газами
(?i = £ д . ic *cp ккал/ч,
4

(9. 69)

где £ — средняя температура дымовых газов, выходящих из зон
с р

регенератора; *
196

c p

=

4 8 0

+

6 0 0

°С;

(2) с циркулирующим катализатором [по формуле (9. 24)]
Q =

ккал/ч;

G . Ci*2

2

4

K

3) потери тепла в атмосферу [по формуле (4. 2)]
q' = XF
3

~*

1

ккал/ч,

где Я — коэффициент теплопроводности изоляции
Я = 0,9 ккал/м • ч • град;
*/

регенератора;

480 + 600 о о

£ — температура стенки регенератора; t =
^
t" — температура окружающего воздуха; t" = 30° С;
i* —°поверхность регенератора в ж ;
1

С;

2

4) передается в змеевиках регенератора воде
деляется из теплового баланса).
Тепловой баланс регенератора
Qi + Qi + Qs^Q^

+ Q'i + Q's +

Q[ ккал/ч (опре

Ql.

Средняя тепловая напряженность змеевиков в зонах регенератора г
из опыта эксплуатации установок каталитического крекинга соста
вляет (в ккал/м • ч) .
зоны I , I I и V I . . 15 9 0 0  1 8 600
»
I I I , IV и V
18 6 0 0  2 1 8 0 0
зона V I I . . . . .
1330015500
» VIII
7 850—8 850
»
IX
... . г\ . 4 0 5 0  4 900
2,

4

Средняя тепловая напряженность змеевиков для всего регенератора
8 = 13 300 + 15 500 ккал/м • ч.
Средние коэффициенты теплопередачи к для змеевиков регене
ратора по зонам равны (в ккал/м • ч • град):
2

2

зоны
»
зона
»
»

I , I I и VI . . . .
I I I , IV и V
. . .
VII
VIII
IX

4957
4957
4043
2427
12,515,0

Средний коэффициент теплопередачи для всех змеевиков регене
ратора
к = 38,3 + 44,5 ккал/м • ч • град.
2

Поверхность змеевиков регенератора определяется формулой
F^-RJL
8

\

М

(9.70)

ср

197

Количество воды, подаваемой в змеевики регенератора:
=

,

Q

\

,

m

(9 71)

#Н 0~~?Н 0
2

2

где ( ^ — количество тепла, передаваемого через змеевики регене
ратора, в ккал/кг\
#н о ~~ теплосодержание насыщенного водяного пара на выходе
из змеевиков регенератора при давлении р в ккал/кг;
#н о
теплосодержание воды при поступлении в змеевики реге
нератора в ккал/кг.
2

2

И.

Тепловой баланс
реактора

В реактор поступает тепло:
1) с парами нефтяного сырья
муле (9. 26)]
Qi^=G qt
c

0

2) с регенерированным катализатором

[по фор

ккал/ч (е = 1);
[по формуле (9, 27) ]

Q =G nc t[,
2

c

1

где t — температура регенерированного катализатора при посту
плении в реактор в °С; £ ~ £ — Д г A( t— понижение температуры
катализатора в пневмотранспортной линии от регенератора к реак
тору, равное 6—7° С);
3) с водяным паром, вводимым в отпарную секцию реактора [по
формуле (9. 2 8 ) ] :
^
4

4

'

2

?( з = G%q\ ккал/ч.

Из реактора уходит тепло:
1) с парами и газами продуктов каталитического
водяным паром [по формуле (9. 29)]
Q[ = Gtati + Скер^в + Gtf?* + С г с Л + G $*
2

z

крекинга и

ккал/ч;

2) с отработанным катализатором [по формуле (9. 30) ]
<? = (Сц. i A +
2

G OKCC )
K

2

h ккал/ч;

3) расходуется на реакцию каталитического крекинга нефтяного
сырья
<?з = G i ккал/ч,
c

( 9 . 7 1 , а)

где г — теплота реакции каталитического крекинга, отнесенная к о б 
щему количеству сырья; i = 35 ккал/кг;
198

4) потери тепла реактором в атмосферу [по формуле (4. 2 ) ]

где

F — поверхность реактора в м ;
X — коэффициент теплопроводности изоляции реактора; Я =
= 0,9 ккал/м • ч • град;
б — толщина слоя изоляции реактора в м;
V и t" — температура стенки реактора и окружающей атмосферы
в °С.
2

Тепловой

баланс
*

реактора:

Qi + Qz + Qs-Q'x

+ Qz + Qs + Q*-

Из теплового баланса реактора определяется количество тепла,
поступающего в реактор с сырьем, Q ккал/ч.
x

Пример 9. 7. Определить размеры зоны реакции и напорного стояка уста
новки каталитического крекинга с циркулирующим сферическим алюмосиликатным катализатором производительностью 800 т/су тки сырья (керосиносоляровой фракции). Относительная плотность сырья Q|° = 0,870, молекуляр
ный вес М = 220.
При крекинге керосино-соляровой фракции указанных качеств получаются
следующие продукты (в % вес. на сырье).
с

^

бензин
. . . ;
керосин
флегма
крекинг-газ
кокс
потери

35
20
26
14,5
4
0,5

Молекулярные веса продуктов крекинга: MQ = 110, ilf ep = 180, Мф
'== 260, М = 22. Температура в верхней части зоны реакции 485° С, в нижпей
460° С, давление газопаровой фазы на выходе из реактора 0,5 am, в верхней
частц зоны реакции 0,55 am (по манометру).
Р е ш е н и е . Производительность установки по сырью
K

Г

• -

&с =
п

800-1000
QQ о л л
.
7П
= 33 300 кг/ч.
24

Количество вырабатываемого бензина
вб = 0,35 - 33 300 = 11 650 кг/ч.

Количество керосина
<?кер = 0,20* 33 300 = 6 660 кг/ч.
Количество флегмы

г

вф = 0,26 . 33 300 = 8 650 кг/ч.

Количество крекинг-газа
G = 0,145 -33 300 = 4 830 кг/ч.
F

Количество кокса
G

K0KC

= 0,04 • 33 300 = 1 332 кг/ч. •

199

Объем керосиносоляровой фракции (сырья)
G
о

33 300
= 38,3
870

c

°

2 0

м*/ч.

Объем алюмосиликатного катализатора в зоне реакции [по формуле (9. 42)]
7 g = F i > = 38,30,7 = 26,8 м .
a T

3

c

Линейную скорость сферического катализатора в зоне реакции определим
по формуле (9.44), принимая h = 4,5 м и т = 45 мин:
v = — =
= 0,00167 м/сек = 1£7 мм/сек. 
T
4560
K

Количество циркулирующего между реактором и регенератором катализа
тора найдем по формуле (9.45), принимая rc = l,75:
У ц . = гсУ = 1,7538,3 = 67 */ч.
к

м

с

Диаметр реактора по формуле (9. 46)

=

V втли

D =

1^3600 3,14 0,00167
6

к

=

3

'

7 8

~

Ж

3

'

8

*'

Секундпый объем паров сырья на верху зоны реакции по формуле (9. 47)
V

I
с е к


~

в*
3600М
Х

23 1

m

+

t

23IX
3600 • 220

1

273

0 , 1

3

Лх

273 + 485
1
273
Т55~

3

3

0

0

.
1

Плотность паров сырья на верху зоны реакции по формуле (9. 48)
^

G
3600 V*

_

c

33 300
= 5,34 кг/м .
36001,74
3

сек

Секундный объем паров продуктов каталитического крекинга и крекинг
газа в низу зоны реакции по формуле (9. 49)
У

П
сек

/ ^ 1 , ^2 , Дз , 4 \
^ ^ i  щ Г щ 1  щ j
FL

.  ° ^ + ° '
\
W
^ j ^ 0 T
1 4 5

110

+

180

+

3 3

3

0

0

2

3

,

1

+

G

, 273 + ^2
1
*Ы
273
' я

G

3 6 0 0

_

а

0О 1 273 + 460 . J _ _
" ~ 2 7 3 ~ ~
 W
4

i

J

5

5

4
M

'

c

e

K



Плотность смеси паров продуктов каталитического крекинга и крекинг
газа в низу зоны реакции по формуле (9. 50)
"
Ос
33 300 •
о, =
~
= —
—— = 2,04 кг м :
^
3600У;
36004,54
Линейные скорости газопаровой фазы в верхней и нижней частях зоны
реакции по формулам (9. 53) и (9. 54) соответственно равны:
о

л

/

/

3

3

ек

" — ^ с е к — 4 • 1,74
F
3,143,!
• ^сек

^ =  у =
200

п лк/
t
.
=0,154
м/сек,

4 • 4,54
.
=0,40
/

3 | 1 4

3 | 8 >

л

.

Потеря давления
муле (9. 51)

на 1 м высоты верхней

А ^ = 0,83 7?! ^
Потеря давления
муле (9.52)

, 5 9

части зоны реакции по фор

= 0,83.5,34-0,154 «
1

= 0,22 м вод. ст.

59

на 1 л* высоты нижней части зоны реакции по фор

Ар = 0,83 Y g ^ »
а

5 9

= 0,83-2,04-0,40

1,59

= 0,39 м вод. ст.

Средняя величина потери давления па 1 м высоты зоны реакции по фор
муле (9. 55)
APi + Apa
0,22-1-0,39
Ар р =
^ — — —
2
= 0,30 м вод. ст.
Л

О Л

я

С

Потеря давления газопаровой фазы в зоне реакции по формуле (9. 56)
ДР = /г Др = 4,5 • 0,3 = 1,35 м вод. ст.
Высоту напорного стояка найдем по формуле (9.57), приняв относитель
ный насыпной вес катализатора у = 0 , 7 6 :
„
АР + л .
1,35 + 5,0 '
,
# =
!—к=——!1,6=13,4 м л И 4 м.
у
0,76
Диаметр напорного стояка вычислим по формуле (9. 58), приняв v =
= 0,28 м/сек:

Максимальное количество катализатора, которое может пропустить стояк,
определим по формуле (9. 59)
G = 0,0168 d >^H°>
2

K

u

= 0,0168 • 3 0 0 '
2

9 6

- 14 '
0

0 4

= 390 000 кг/ч.

Пример 9. 8. Определить размеры регенератора установки каталитической
очистки с циркулирующим таблетирбваяным алюмосиликатным катализатором
пррйзводительностыо 640 т/сутки бензина с к. к. 240° С / Плотность бензина
Q = 760 кг/м : При каталитической очистке бензина выход кокса составляет
3% вес. от исходного сырья. Отработанный катализатор поступает в регенера
тор при температуре 450° С, горячий воздух при температуре 350° С. В трубы
змеевиков подается химически очищенная вода при температуре 20° С и превра
щается в насыщенный водяной пар под давлением 25 am. Регенерированный
катализатор выходит из регенератора при температуре 590° С. Температура
окружающей среды t" принята в расчете минус 30° С.
Р е ш е н и е . Производительность установки по сырью
20

3

п

G =
c

640- 1000
,
777
= 26 700 кг/ч
24
0 Г 7 П Л

26 700
760

Q

K

0

= 35,2 м"/ч.

Количество кокса
Скоке = 0,03-26 700 = 801

к г

/ 4

Количество циркулирующего между реактором и регенератором катализа
тора найдем по формуле (9. 45), принимая объемную кратность циркуляции
п = 2,3:
у , = nV = 2,3 • 35,2 = 81 м /ч.
ц

к

c

3

201

<?

= 81 • 600 * = 48 600 кг/ч.

ц# к

Расход воздуха для выжига кокса определяем по формуле (9.60)
#возд = 801 • 20 = 16 020 кг/ч
или
16 020
^возд =  ^ ^  = 12 400 м*/ч.
1,29
Площадь поперечного сечения регенератора вычисляем по формуле (9. 61),
принимая v = 0,003 м/сек:
Гц. к
3600^

81
36000,003

Принимаем ширину регенератора 2,5 ж, длину 3 м.
Высоту зоны регенерации катализатора в регенераторе найдем по формуле
(9. 62), принимая т = 4600 сек:
Hi = х v = 4660 • 0,003 = 13,8 м & 14 м.
K

Общая высота регенератора Н = Hi + 12 = 14 + 12 = 26 м.
Количество тепла, необходимого для нагрева вводимого в регенератор воз
духа до 350° С, определим по формуле (9. 63)
Q — #возд ct = 16 020 • 0,24 • 350 = 1 350 000 ккал/ч.
Расход топлива для нагрева воздуха от 0 до 350° С определяем по формуле
(9. 64) '
В


153 пс/,
<2р% " " 90000,98 
Г '
1

Q

3

5

0

0

0

0

1

5

3

4

Теплота сгорания топлива принята 9000 ккал/кг с учетом того, что воздух,
необходимый для горения топлива, подается нагретым. Количество воздуха,
необходимого для горения топлива, находим по формуле (9. 65)
^возд" ^ В 0 8 Д
=

=

Количество дымовых газов, уходящих из регенератора, рассчитываем по
формуле (9. 66)
Яд. г = ^возд + ^возд + Якокс + ^ = 1 6 0 2 0 +1836 + 801 + 153 = 18810 кг/ч.
 Количество смеси во'здуха и дымовых газов, поступающей из топки под
давлением в зоны регенератора, определяем по формуле (9. 67)
С

в о з д в в о з д + ^ в о з д + £ = 16 020 + '1836 + 153 = 18 009 кг/ч.
==

Количество тепла, выделяющегося при горении кокса, находим по формуле
(9. 19)
<?i = GKOKC? = 801 • 7950 = 6 370 000 ккал/ч.
Количество тепла, внесенного в регенератор отработанным катализатором,
определяем по формуле (9. 20)
< ? 2 = ( Я ц . K * I + Скоков) * i = (48 600 • 0,22 + 801 • 0,42) • 450 = 4 970 000 ккал/ч.
*

202

600 — насыпная плотность катализатора в

кг/м .
3

Количество тепла, внесенного в регенератор смесью воздуха и дымовых
газов из топки под давлением, вычисляем по формуле (9. 68).
С з Ч ^ 3 + ( С з д + Я Ь ] *3 =
. = [16 0 2 0  0 , 2 4 + ( 1 8 3 6 + 1 5 3 ) 0,42]350=1643000 ккал/ч.
С

Количество тепла, унесенного из регенератора дымовыми газами, опре
делим по формуле (9. 69)
Q\ = £

д < г

с t
4

c v

= 18 810  0,25

4

8

0

+

5

9

0

= 2 520 000 ккал/ч.

Количество тепла, унесенного с циркулирующим катализатором, находим
по формуле (9. 24)
<?2 =

&ц. к cit

= 48 600 . 0,22 . 590 = 6 325 000 ккал/ч.

2

Потери тепла регенератором в окружающую атмосферу вычисляем по фор
муле (4. 2)
N

ft

Q = %F
3

trQf) _1_ Qf)

f"
b

l

= 0 , 9  2  2 6 (3 + 2,5) •

^

= 640 000 ккал/ч.

Количество тепла, передаваемого змеевикам регенератора, определяем из
теплового баланса последнего

= 6 370 000 + 4 970 000 + 1 643 000  2 520 000  6 325 000  640 000 =

= 3 498 000 ккал/ч.
%

у
Поверхность змеевиков регенератора находим по формуле (9. 70)
^

^
е

1
с р

^
= 244,*.
14 300

Количество воды, подаваемой в змеевики регенератора, вычислим по фор
муле (9. 71) при р = 25 am

Q

j«

р
Расчет

р е а к т о р н о г о блока

4

_

3 498 000

= 5480 кг/ч.

С целью повышения качества низкоок
тановые бензины подвергают каталитиче
С К О

м у риформингу над таблетированным алю

установки
моплатиновым катализатором в стационарной
каталитического
системе. При этом повышается содержание
риформинга
ароматических углеводородов в бензине и ок
тановое число последнего (до 77—78 пунктов по моторному методу).
Реакция ароматизации бензина протекает с отрицательным теп
ловым эффектом, вследствие чего температура в реакторе снижается.
Для проведения каталитического риформинга низкооктанового бен
зина при заданных температурах предусматривается ступенчатый
реакторный блок и межступенчатый подогрев продуктов реакции
в трубчатых печах. Реакторный блок состоит из трех реакторов
каталитического риформинга и двух печей для подогрева продуктов
реакции.
' • 203

Схема реакторного узла дана на рис. 9. 3.
Реакторный блок эксплуатируется по следующему

режиму.

Температура, °С
470—520
Давление, am
,
40—45
Объемная скорость сырья, м /м *ч
.
1,5
Отношение объема циркулирующего газа к объему .
сырья
1 : 1500
Продолжительность цикла
3 месяца
Срок службы алюмоплатинового катализатора . . . .
1 год
Количество кокса на катализаторе, % вес.
. . . . .
3—5
3

3

Температура регенерации катализатора, °С:
I ступень
II
»
III
»
\ . . '
Давление при регенерации, am
Содержание кислорода на входе в М , % объемп.
Продолжительность регенерации (выжига кокса) . . .

J20°C

П~1

520°С

5204

N

300—350
380-420
450—500
10
0,4—2,0
3 суток

РЗ

Р-2

П~2

SOO'C п-з

\ sw°c
Продукты
реакции

Ц50°С
Циркулирующий
газ

Рис. 9. 3. Реакторный блок установки каталитического риформинга.
Р-Г, Р-2, Р-3 — реакторы; Я - 1 , Я - 2 , Л - 3 — печи.

Количество рабочих циклов установки каталитического
минга составляет

рифор-

где 365 — число суток в году;
щ — число суток капитального ремонта в, году {щ — 30);
п — число суток для проведения текущего ремонта установки
и перегрузки катализатора (тг = 15).
2

2

204

Число рабочих суток в году 90N, число суток, затрачиваемых
в году на регенерацию катализатора, равно 37V.
Производительность установки по сырью
G

C

W

=

^

(9-73)

где L — годовая производительность (кгIгод).
Необходимое количество циркуляционного газа в м /ч при 0 ° С
и 760 мм рт. ст.
3

^ ц . г - ^ ^ г ,

(9.74)

где Q — плотность сырья при 20° С;
п — соотношение объемов циркуляционного
п = 1500.
C

газа

и

сырья;

Объем стационарного слоя катализатора в трех реакторах
Р - = ^ 1 Г '

7

где

.(9-75)

Уреак — реакционный объем трех реакторов в м ;
3

v —• объемная скорость сырья; и = 1,5 ч~ .
1

Количество катализатора в реакторах
G aT==^peaKQ»

( 9 . 7 5 , а)

K

где Q — насыпная плотность катализатора, равная 550—650 кг/м .
В первом реакторе каталитическому риформингу подвергается
около 5 8 % исходного сырья, в результате чего образуется около
6 , 7 % газа и 5 1 , 3 % катализата. Во втором реакторе риформингу под
вергается, около 2 8 % исходного сырья и образуется около 3 , 5 %
газа и 24,5 % катализата. В третьем реакторе каталитический риформинг претерпевает около 1 4 % исходного сырья и образуется около
1 2 , 5 % катализата и 1,5% газа. Таким образом, выход катализата
составляет около 8 8 , 3 % вес. и газа 1 1 , 7 % вес. на исходное сырье.
Теплота реакции каталитического риформинга бензина соста
вляет 80—105 ккал на 1 кг смеси газа и катализата. Количество
тепла, необходимого для реакций риформинга бензина, определяется
из теплового.баланса реакторного блока.
3

Приход тепла в реакторный блок
1. Количество тепла, внесенного сырьем и циркулирующим газом:
Q = G q\ + 7 . c i * i ккал/ч,
x

c

Ц

(9. 76).

r

где G — количество сырья в кг/ч;
qt[ — теплосодержание паров бензина при t
450° С в ккал/кг;
У , г — количество циркулирующего газа в м /ч;
c

±

3

ц

*

.

205

c — удельная теплоемкость циркулирующего
— 450° С
с = 0,380 ккал/кг • град.
t

газа; при

h =

х

2. Количество тепла, внесенного из печей /77, П2шП3,
(? ккал/ч.

равно

2

Расход тепла из реакторного блока
1. Количество тепла, унесенного парами катализата, газами реак
ции и циркулирующим газом из реакторного блока:
Q[ = G a g? + V c h
K

T

v

2

2

+ 7 . ct
T

Ц

± 2

ккал/ч,

?( .77)

где (7цат ~ количество катализата в кг/ч\
qf — теплосодержание паров катализата при £ = 510 в ккал/кг;
V — количество реакционного газа в м?/ч\
с _ теплоемкость газа; при t — 510 с — 0,595 ккал/кг • град
(плотность реакционного газа при 0 ° С и 760 мм рт. ст.
равна 0,685—0,690 кг/м?).
t

2

r

2

2

2. Количество

тепла,

2

затраченного

на

реакции

риформинга:

Q' = G i ккал/ч,
2

(9.78)

c

где i — теплота реакций каталитического риформинга; i — 80 4
г105 ккал/кг.
3. Потери тепла в окружающую атмосферу Q ккал/ч.
Тепловой баланс реакторного блока:
s

<?1+<? = < ? ; + < ? ; + < ? ; .
2

Отсюда

Пример 9. 9. Определить реакционный объем реактора и тепловую нагрузку
печой реакторного блока установки каталитического риформинга производи
тельностью 300 000 т/год низкооктанового бензина. Относительная плотность
бензина Q|° = 754 кг/м . В реакторный блок поступает смесь паров бензина и
циркуляционного газа при температуре 450° С. В реакторах бензин полностью
подвергается риформингу, и при температуре 510° С смесь паров продуктов
реакции и циркуляционного газа выводится из третьего реактора. Выход катали
зата составляет 88,3% вес. и газа 11,7% вес. на сырье.
Р е ш е н и е . Число рабочих циклов установки в году находим по формуле
(9. 72)
„
3653015
...

з
= ' '
3

N

9 0

3

+

4 4

Число рабочих суток установки в году
903,44 = 310 суток.
Производительность установки по сырью определим по формуле (9. 73)

г
• * =
G

206

L

300 000
90243,44 =

/ n
Ш

Q

,
/r\ odd ,
" / « = 40300 *'/*

Необходимое количество циркуляционного газа вычисляем по формуле (9.74)
F . =
4

г

=

Qc

. 1500 = 8000 м /ч.
3

U,/o4

Объем стационарного сйоя катализатора в трех реакторах находим по фор
муле (9. 75)
v
40300_
_
з
"^^~T5"4^5~
'
G c

F p e a K

8

=

=

3 5 , 7

М

3 6

Л

Принимаем реакторы со следующими реакционными объемами: I реактор —
11 м ; I I — И м ; I I I - 14 м .
Приняв диаметр реактора D = 2,6 м, определяем общую высоту стационар
ного слоя катализатора
3

3

3

яД»

t

Q

g

a

•л = Чэеак : — ^ — = 36 :

3,14-2,62

^

= 6,8 ж.

Количество алюмоплатинового катализатора в реакторах находим по фор
муле (9. 75,а)
36 . 600 = 21 600 кг.
^Теплосодержания паров катализата при 450 и 510° С соответственно равны
д"

5 0

= 341 ккал/кг и # ^

1 0

= 378

ккал/кг.

Количество тепла, внесенного сырьем и циркуляционным газом, вычисляем
по формуле (9. 76)
<?i = c ^ i ' + 4 - r l * i = 4 0
G

F

c

3 0 0

' 3 4 1 + 8 0 000 • 0,380 • 450 =

= 27 350 000

ккал/ч.

Количество тепла, унесенного парами катализата, газами реакции и цирку
ляционным газом из реакторного блока, определяем по формуле (9. 77)
Qi =
- _
1

+

4 0

3

+ V с * + Гц. * i *2 = 40 300 • 0,883 • 378 +
r

A° O^
U,boo
Q

1 1 7

2

2

г

0,585 • 510 + 80 000 • 0,380 - 510 = 31 018 000 ккал/ч.

(Здесь 0,685 — плотность газов, образовавшихся при реакции, в кг/м ; 0,380 —
их средняя удельная теплоемкость в ккал/кг • град.)
Количество тепла, затраченного на реакции риформинга, вычисляем по
"формуле (9. 78)
3

(/ = Q i = 40 300 • 90 = 3 627 000
c

ккал/ч.

Потери тепла в окружающую атмосферу принимаем равными 2% от количе
ства тепла, унесенного из реакторного блока парами и газами:
^

= 0,02 - Q' = 0,02 • 31 018 000 = 620 360

ккал/ч.

Количество тепла, внесенного в реакторный блок из печей:
Q = (/ + (/ + </ - Q = 31 018 000 + 3 627 000 + 620 360 — 27 350 000 =
= 7 918 360

ккал/ч.

Г Л А В А 10

ПРОЦЕССЫ ОЧИСТКИ
МОТОРНЫХ т о п л и в
И СМАЗОЧНЫХ МАСЕЛ

а установках кислотно-щелочной
и кислотно-контактной очистки
нефтепродуктов еще довольно ши
роко распространены аппараты пе
1 Аппараты периодического риодического действия:
мешалки,
действия
фильтры, смесители турбинного ти
па и др. В основу расчета произво
дительности аппаратов периодического действия кладется продолжи
тельность полного цикла работы аппарата.
Продолжительность цикла определяют путем проведения тщатель
ного хронометража процесса в практиче
ских условиях работы аппарата.
Мешалки. Одним из наиболее распро
страненных
аппаратов
периодического
действия является мешалка (рис. 10. 1),
служащая одновременно и отстойником.
Для обеспечения удовлетворительного
отстоя кислого гудрона или щелочных
отходов рекомендуются следующие кон
структивные
размеры мешалок такого
типа (см. рис. 10. 1):
D = 1,25 Н,
Рис. 10. 1. Мешалка.

Н '

h

K

= 0,5 D.

Высота свободного пространства ме
шалки с учетом колебаний уровня при
перемешивании принимается равной 0,5—0,6 м, тогда рабочая вы
сота цилиндрической части мешалки /& = Н— (0,5 + 0,6) м.
Рассмотрим расчеты мешалок и других аппаратов периодического
действия на конкретных примерах.
р

Пример 10. 1. Выполнить проверочный расчет мешалок для кислотной
обработки дистиллятов автотракторных масел в количестве 1950 т/су тки плот
ностью Q|° = 0,920 при температуре обработки масла 45° С и продолжительности
цикла работы мешалок 20 ч; в том числе:
а) загрузка дистиллята в мешалку 3 ч;
б) подача кислоты для подсушки и перемешивание 0,5 ч;
в) отстой первой порции гудрона 2 ч;
208

'

'

г) спуск, гудрона 0,5 ч;
д) подача кислоты для вторичной обработки и перемешивание 2,5 ч;
е) отстой после вторичной обработки кислотой 4,0 ч;
ж) спуск второй пропорции гудрона 1 ч;
з) дополнительный отстой и окончательный спуск гудрона 4,5 ч;
и) откачка кислого масла из мешалки на дальнейшую обработку 2 ч.
Расход кислоты на очистку составляет 4 % ; плотность кислоты при 45° С
Q45 = 1800 кг/м ; время, затрачиваемое на ремонт мешалок, составляет 5% от
продолжительности цикла.
Определить, обеспечат ли указанную производительность имеющиеся на
установке 10 мешалок диаметром D = 7 м, высотой Н = 5,6 м.
Р е ш е н и е , а) С учетом затраты на ремонт мешалок 5% времени расчет
ная продолжительность цикла составит
3

20 + 0,05 - 20 = 21 ч.
б) Определим общий суточный объем дистиллята и серной кислоты, исходя
из заданных производительности и расхода кислоты (принимая, что кислота
подается в 'один прием). Плотность дистиллята при 45° С по рис. 3. 1 Q =
= 905 кг/м , плотность серной кислоты (по заданию) Q = 1800 кг/м .
Общий объем сырья и реагента
4 5

3

3

4 5

1950 • 1000 , 0,04 • 1950 • 1000
„,
1"
J^QQ
= 2200 м*/сутки.

т /

О О Л А

Робщ =

'* в) Необходимый полезный (рабочий) объем мешалок, исходя из расчетной
продолжительности цикла 21 ч:
/

2200-21
24
^

т /

Граб =

| П 0

_

3 /

м /сутки

1 9 2 5

6

или объем одной мешалки
7

р

=

=

" т

=

1

9

2

'

5

Если учесть, что в конусе мешалки имеется постоянный остаток нефтепро
дукта и принять рабочую высоту цилиндрической части аппарата
hp = H — 0,5 м, т. е.

h — 5,6— 0,5 = 5,1 м,
v

то фактический рабочий объем каждой мешалки составит
т/
*,
*
к л 3,14-7,02
з
F = / i p — - — = 5,1
^
=196,3 м .
n

p

D

3

Следовательно, имеющиеся 10 мешалок обеспечат указанную производи
тельность при заданной продолжительности цикла.
Из приведенного проверочного расчета видно, что производитель
ность мешалок зависит от продоляжгельности цикла. Если без ущерба
для качества обработки масла сократить продолжительность цикла,
например уменьшить время загрузки дистиллята или откачки кис
лого масла из мешалки, то этим достигается соответственное увели
чение производительности каждой мешалки и установки в целом.
Фильтры. На нефтезаводах пока еще эксплуатируются цилиндри
ческие дисковые фильтрпрессы периодического действия. Полезная
длина их равна 3,7 м, внутренний диаметр 0,96 м. В корпусе фильтра
закреплено 36 круглых дисков (d = 0,9 м) с общей фильтрующей
14 Заказ 1 7 0 5 .

209

поверхностью F = 45,6 м . Производительность фильтра составляет
300—600 кг/м • ч (считая только на полезное время фильтрования).
2

2

Пример 10. 2. На установке имеется четыре рабочих фильтрпресса указан
ной выше конструкции с фильтрующей поверхностью, каждого F = 45,6 м .
Определить пропускную способность установки при условиях, что:
а) производительность фильтра g = 500 кг/м • ч (на полезное время
фильтрования);
,
б) фильтровальное отделение обеспечивается контактированным маслом
равномерно в течение суток;
в) число дефектных дисков, выключаемых обычно во время работы фильтра,
составляет пе более 1 0 % ;
г) цикл работы фильтра состоит из следующих операций:
2

2

опрессовка воздухом .
накопление лепешки на дисках (ход мутного масла)
фильтрование
продувка фильтра воздухом
очистка глины и сборка фильтра

5 мин
. . 5 мин
50 мин
10 мин
. 15 мин

В с е г о 85 мин.
Р е ш е н и е , а) Определяем, исходя из условий, полезную фильтрующую
поверхность четырех фильтров
^полезн = °> • 4^ = 0,9 • 4 • 45,6  1 6 4
9

м.
2

•

б) Производительность всех четырех фильтров за время полезного филь
трования в час
С =^
1

П 0 Л

е8н

=

5

0

0

' 164 = 82 000 кг/ч.

в) Суточная производительность установки, исходя из заданного цикла
работы фильтров:
50

£ = 2 4  8 2 0 0 0  ^  = 1 160000 кг/сутки,
85

или 1160 т/сутки.



Турбосмесители. Для контактирования смазочного масла с отбе
ливающей глиной на многих заводах применяются турбосмесители;
которые обычно работают периодически. Ниже приводится пример
определения необходимого количества смесителей при заданной про
должительности цикла работы аппарата.
Пример 10. 3. Определить, сколько требуется турбосмесителей на установке
контактного фильтрования производительностью 1600 т/сутки рафината селек
тивной очистки, исходя из следующих условий:
а) расход отбеливающей глины равен, 6 % , насыпная плотность глины
1050

кг/м ;
3

б) циклг работы турбосмесителя:
• закачка рафината и подача отбеливающей глины 1,5 ч
перемешивание
0,5 ч
откачка смеси через печь
2ч
•

Всего

. . . 4 ч

=

в) размеры турбосмесителя: внутренний диаметр D = 3,62 м; высота Н =
7,46 м;
г) температура обработки рафината 40° С, плотность рафината о
=

=

905

2 0

210

кг/м .
3

Р е ш е н и е , а) Определим общий объем каждого турбосмесителя, пре
небрегая объемом, занимаемым смесительными устройствами:
7

общ

кР*
=

„

=

я

3,14-3,62 „ ,
4 " >46 = 77 л».
2

=

0

7

б) Полезный объем турбосмесителя (с учетом устранения переливов во время
колебания уровня в аппарате при перемешивании и включая объем, занимаемый
смесительными устройствами) принимаем равным 90% от общего, т. е. •
^полезн =

0,9

• 77,0

=

69,2

м.
3

в) Расход отбеливающей глины равен
0,06 . 1 600 000 = 96 000 кг/сутки, или 96 т/сутки.
г) Общий объем смеси масла с глиной за 1 сутки
Т7
У

/

'

о б щ -

1 600 000 , 96 000
.
9Q5
+ "1050" ^

о

г

с

,

с

1 8 5 6 , 5

^

о с

_

3 /

1У -

1 8 5 7

м

с

тки

д) Определим пропускную способность каждого турбосмесителя (заданной
конструкции).
Количество циклов работы турбосмесителя за сутки
24 : 4 = 6 циклов.
Следовательно, пропускная способпость турбосмесителя равна
67

полезн = 6 • 69,2 = 415 м /сутки.
3

е) Необходимое количество турбосмесителей составит
/

^общ

-415-

ге =

=

1857
-415-

=

/ с
4

'

4 7

( 5

тт

Ш Т , )

v
-

Следовательно, требуется пять турбосмесителей, и на случай ремонта реко
мендуется предусмотреть один резервный, т. е. всего 6 шт. Приняв пять рабочих
•аппаратов, будем иметь запас против заданной производительности

4/7

5_

4,47'

100 = 11,7%.

2 р
За последнее время все большее распро- '
„
странение при производстве остаточных маэкстракционнои
_
у
деасфальтизация гудронов жидv
ким пропаном, так как последний является
д асфальтизации
наилучшим и наиболее экономичным избирапропаном
тельным растворителем по сравнению с дру
гими нефтяными углеводородами: этан имеет высокую избиратель
ность и низкую растворяющую способность по отношению к смоли
стым и другим высокомолекулярным соединениям, а бутан, наоборот,
низкую избирательность (селективность) и более высокую раство
ряющую способность, чем пропан.
q

e

т

с

е

л

П

0

Л

Ч

а

е

т

г

14*

211

Пропан является предельным углеводородом нормального строе
ния и имеет следующие основные свойства.
Молекулярный вес
44
Плотность, кг/м :
жидкости при температуре —42,06° С
582,4
»
»
»
+20° С
500
пара по отношению к воздуху
1,52
Температура кипения при атмосферном давлении , °С . . —42,06
Теплоемкость, ккал/кг • град:
жидкого пропана при температуре + 2 0 ° С
0,6070
насыщенного пара пропана при температуре 0° С . .
0,370
насыщенного пара пропана при температуре + 2 0 ° С
0,390
Теплота испарения, ккал/кг:
при температуре —42,06° С
100,4
»
»
+20° С
83,5
3

s

1

х

Растворяющая способность и избирательность жидкого пропана
по отношению к различным соединениям нефтяного сырья различ
ные. Твердые углеводороды — парафины и церезины — при низких
температурах (—40 - i
45° С) плохо растворяются в жидком пропане;
с повышением температуры растворимость их увеличивается. Жидкие
углеводороды парафинового основания хорошо растворяются в жидком
пропане в широком интервале температур. Растворимость в пропане
парафиновых, нафтеновых и ароматических углеводородов зависит от
молекулярного веса последних и температуры обработки. С повыше
нием молекулярного веса и понижением температуры обработки
растворимость углеводородов в пропане уменьшается.
Высокомолекулярные полициклические углеводороды плохо рас
творяются в пропане. С повышением температуры обработки раство
римость их в пропане уменьшается.
Асфальто-смолистые вещества очень плохо растворяются в про
пане, а асфальтены практически не растворяются. При темпера
турах обработки выше 40° С они начинают незначительно раство
ряться в пропане. Это свойство и позволяет применять пропан в ка
честве деасфальтирующего и обессмолйвающего растворителя для
очистки масляных фракций; желательные углеводороды переходят
в раствор, а нежелательные выделяются. Процесс деасфальтизации
гудрона или полугудрона основан на различной растворяющей спо
собности жидкого пропана по отношению к жидким углеводородам
и асфальто-смолистым веществам.
Деасфальтизация сырья на современных установках проводится
в противоточных экстракционных колоннах. Выход и качество деасфальтизата зависят от углеводородного состава сырья, соотношения
пропан : сырье и температурного режима экстракции. Для каждого
вида сырья отношение веса пропана к весу сырья и температурный
режим экстракции определяются исследовательскими и экспери
ментальными данными.
Давление насыщенного пара пропана в зависимости от температуры и те
пловые свойства этого углеводорода приводятся в справочниках по газовому
делу, а также в книге В. Л. Гурвича и Н. П. Сосновского «Избирательные рас
творители в переработке нефти». Гостоптехиздат, 1953.
1

212

Экстракционная колонна (рис. 10. 2) представляет собой полый
цилиндр, рассчитанный на рабочее давление 40 am при температуре
смеси пропан — масло 80° С. Колонна разделена глухой перегород
кой на две части: нижнюю — экстракционную и верхнюю — отстой
ную. В экстракционной части помещена насадочиая (или жалюзийная) тарелка, под насадкой — маточник для ввода пропана, над
насадкой — маточник для ввода сырья.
В экстракционной части колонны про
исходит процесс деасфальти'зации гудрона
пропаном, в результате которого образуются
Два раствора — масляный и битумный. Би
тумный раствор отводится с низа колонны.
Масляный раствор поднимается вверх и че
рез подогреватель поступает в отстойную
часть, где при повышенной температуре от
стаиваются полициклические высокомолеку
лярные соединения, которые по переточной
линии отводятся на верх экстракционной
части колонны. С верха отстойной части ко
лонны отводится масляный раствор.
Скорость потока смеси пропан — масло
в экстракционной колонне колеблется в пре
делах 35—40 м /м • ч, линейная скорость
смеси в свободном сечении экстракционной
части колонны равна 9,3 — 11,3 мм/сек, в насадочных тарелках 46—56 мм/сек; линейная
скорость масляного раствора в отстойной ча
сти колонны 6,0—7,0 мм/сек. Время контакта
сырья (гудрона) и жидкого пропана в насадочном слое составляет 110—130 сек, время Рис. 10. 2. Экстракцион
отстоя масляного раствора в отстойной части
ная колонна.
колонны 570—670 сек.
1 — подача сырья; 2 — по
жидкого пропана; з —
Диаметр экстракционной колонны D опре дача
выход масляного раствора;
4 — выход битумного рас
деляется из следующей формулы:
3

2

ее

(10.1)

Qn

отсюда
Gc
Qc

I

твора;
5 — теплообменник
для масляного раствора;
6 — переточная линия.

G'n
Qn

7tV

где D — диаметр экстракционной колонны в м;
G — производительность установки по сырью в кг/ч;
QC — плотность сырья при средней температуре .в экстракцион
ной колонне в кг/м ;
G — количество пропана, вводимого в экстракционную колонну,
в кг/ч; .
G

3

n

213

Qn — плотность жидкого пропана при средней температуре в экс
тракционной колонне в кг/м ;
V — скорость потока смеси в экстракционной части колонны,
= 35 ~ 40 м /м . ч.
3

3

v

г

Часовое количество пропана, вводимого в экстракционную Ко
лонну, определяется формулой
Gn^nGc,

(10.2)

где п — отношение веса пропана к весу сырья, которое колеблется
в пределах 3,5—5,0.
Высота экстракционной колонны определяется по формуле
Н = hx + h + fa + fa +
2

fa

м,

,

(10. 3)

где fa— высота опорной обечайки колонны, равная 1,0—1,2 м;
Ь% — расстояние от днища до насадки или жалюзийной тарелки,
равное 3,0—3,2 м;
fa — высота насадочного слоя или жалюзийной тарелки в м;
hi — расстояние от насадки до верха экстракционной части
' колонны, равное 3,3—3,5 м;
Л — расстояние от верха экстракционной части до
верха
колонны (высота отстойной части колонны).
б

Высота насадочного слоя определяется формулой
fa^x^W^

(10.4)

где х г— время контакта сырья и пропана в насадочном слое, х —
= 1104 130 сек;
W — линейная скорость потока в насадочном слое, равная
0,046—0,056 м/сек.
г

г

x

Высота отстойной части экстракционной колонны
формулой
fa = x W ,
'
2

определяется
(10.5)

2

где т — время отстоя масляного раствора в отстойной части ко
лонны, равное 570—670 сек;
W — линейная скорость масляного раствора в отстойной части
колонны, равная 0,006—0,007 м/сек.
2

2

Пример 10. 4 . Определить диаметр и высоту экстракционной колонны
установки деасфальтизации гудрона жидким пропаном производительностью
4 0 0 т/сутки сырья. Плотность сырья (гудрона) £>2 = 9 4 5 кг/ж , отношение веса
пропана к весу гудрона равно 5 : 1 , температура в верху экстракционной части
5 0 ° С, внизу 4 4 ° С, в верху колонны 5 5 ° С, давление в колонне 32 am. Выход
деасфальтизата составляет 6 0 % на исходное сырье. Состав масляного раствора:
1 5 % деасфальтизата и 8 5 % пропана! Плотность деасфальтизата Q " =  9 1 2 кг/м .
Р е ш е н и е ' Производительность установки по сырью
0

3

0

П

214

4001000
_ _
,
—
= 1 6 7 0 0 кг/ч.
24
Л

Л

3

Количество пропана, вводимого в экстракционную колонну:
G = лб? = 5 •16 700 = 83 500 кг/ч.
n

с

у

Средняя температура потока (смеси) в экстракционной ласти колонны
*CP—2~

2

~

С >

Плотность гудрона при 47° С (по рис. 31) Q° = 930 кг/м . Плотность про
3

7

пана при 47° С Q£ = 463 кг/м .
3

7

Диаметр экстракционной колонны определяем по формуле (10.1).

° 

2

/

(

t

+ t > * "



/

2

(

^

™

+

)

™

•*  ™



Высоту насадочного слоя определяем по формуле (10. 4)
h = x W = 120 • 0,05 = 6 м.
3

x

x

Высоту отстойной части экстракционной колонны подсчитываем по фор
муле (10. 5),
*
h = x W = 640 • 0,0065 = 4,15 м.
6

2

2

Высоту экстракционной колонны находим по формуле (103)
Н = h+
x

h+

h+

2

3

ht+

t

= 1,0 + 3,0 + 6,0 + 3,3 + 4,15 =17,45 м.

h

b

Пример 10. 5. Определить производительность установки деасфальтизации
гудрона жидким пропаном при следующих условиях: диаметр экстракционной
колонны равен 3 м; температура верха экстракционной части колонны равна
70° е, низа 60° С; плотность при 20° С равна Q^Q = 956 кг/м ; соотношение про
пан : гудрон равно 4 : 1 .
Р е ш е н и е . Средняя температура потока в экстракционной части колонны
3

у

i

c

p

= W 0 = 6 5 o

.

C

Плотность сырья (гудрона) при 65° С
956
е

а а = 1+0,000567(6520)

Плотность пропана при 65° С 0 ^ = 442

=

И

Ш

кг/м .
3

Производительность установки по сырью определяем по
яДг

/

G

c

G \

ЗД43

n

2

/ Gc

,4Gc\

формуле (10.'1)
/ A

отсюда
Gc = 27 900 кг/ч или G = 27 900 • 24 = 670000
c

кг/сутки.
215

Испарители масляного и битумного рас
творов представляют собой полые цилиндры
диаметром 1,8 ж, длиной 6,8 м и толщиной
™™ог о
стенки 2,4 см. Эти аппараты являются ко
тлонадзорными и рассчитаны на рабочее да
вление в корпусе 25 от при 150° С. В корпусе испарителя поме
щен трубный пучок, поверхность нагрева которого равна 200 ж .
В трубный пучок испарителя подается для подогрева раствора во
дяной пар. В корпус испарителя вводится масляный или битумный
раствор. Растворы нагреваются до требуемой температуры и при
этом испаряется определенное количество пропана. Газообразный
пропан с верха испарителя отводится в конденсаторхолодильник.
Концентрация пропана (весовая) в масляном и битумном раство
рах постепенно снижается от 0,85—0,65 до 0,045—0,050. Весовая
концентрация пропана х в уходящем из испарителя масляном рас
творе определяется формулой
3 Расчет
испарителей
Т

2

Х

~ (K—i\M

+ M

2

1

'

< -)
10

6

где M i — молекулярный вес пропана, равный 44;
Мг — молекулярный вес масла (деасфальтизата);
К — константа равновесия пропана при данных температуре
и давлении.
Константой равновесия называется отношение молекулярной
концентрации компонента в газовой фазе к молекулярной концен
трации данного компонента в жидкой фазе:
(Ю.7)
где у'^ — молекулярная концентрация компонента в газовой фазе;
х — молекулярная концентрация компонента в жидкой фазе.
1

Как было показано выше, величина константы равновесия зави
сит от температуры и давления. С повышением температуры вели
чина i£ увеличивается, а с повышением давления уменьшается.
В табл. 10. 1 даны значения величин константы равновесия пропана
при разных температуре и давлении.
Тепловая нагрузка испарителя, т. е. количество тепла, отдавае
мого теплоносителем (водяным паром) раствору  в течение часа,
определяется следующим образом.
Обозначим часовое количество раствора (масляного или битум
ного), поступающего в испарителе, буквой G , весовую концентра
цию пропана в растворе, поступающем в испаритель, х , весовую кон
центрацию масла или битума 1 — х , весовую концентрацию пропана
в уходящем из испарителя растворе х , весовую концентрацию масла
или битума в этом же растворе 1 — х , теплосодержание перегретого
пара пропана при температуре выходящего из испарителя пропана
p

г

х

2

2

216

ТАБЛИЦА

10.1

Константы равновесия пропана
Тем
пера
тура,

Величина К при общем абсолютном давлении, am
10

10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
110
120
130
140
150
160
170
180
190
200
210
220
230

0,86 0,70
1,03 0,86
1*23 1,03
1,50 1,26
1,77 1,50
2,11 1,75
2,40 1,98
2,62 2,20
2,92 2,42
3,10 2,60
3,28 2,73
3,42 2,93
3,77 3,12
4Д0 3,37
4,;i5 3,65
4,65 3,87
4,94 4,15
5,24 4,37
5,55 4,58
5,80 4,85
6,00 5,05
6,30 5,30
6,65 5,58

12

14

0,62
0,73
0,87
1,10
1,31
1,50
1,64
1,89
2,07
2,23
2,35
2,50
2,68
2,87
3,15
3,30
3,55
3,75
3,93
4,17
4,35
4,55
4,80

0,56
0,64
0,78
0,98
1,17
1,31
1,47
1,65
1,80
1,94
2,10
2,23
2,36
2,50
2,78
2,90
3,15
3,32
3,45
367
3,73
4,00
4,25

16

18

0,51
0,60
0,75
0,88
1,05
1,19
1,34
1,49
1,62
1,74
1,84
2,03
2,15
2,29
2,50
2,67
2,28
2,98
3,08
3,30
3,45
3,60
3,83

0,47
0,56
0,67
0,81
0,85
1,10
1,24
1,36
1,48
1,57
1,67
1,84
1,98
2,10
2,30
2,40
2,57
2,71
2,82
3,00
3,15
3,28
3,48

20

22

0,43
0,52
0,62
0,74
0,87
1,02
1,16
1,26
1,36
1,42
1,53
1,70
1,82
1,94
2,10
2,20
2,37
2,48
2,60
2,80
2,90
3,00
3,21

0,41
0,49
0,60
0,71
0,83
0,96
1,09
1,19
1,30
1,35
1,46
1,60
1,71
1,82
1,97
2,09
2,23
2,34
2,46
2,64
2,74
2,84
3,01

24

26

28

30

32

34

0,40
0,47
0,58
0,68
0,79
0,90
1,02
1,1?
1,24
1,29
1,39
1,51
1,60
1,70
1,84
1,96
2,09
2,21
2,33
2 48
2,58
2,68
2,82

0,38
0,45
0,57
0,65
0,75
0,85
0,96
1,06
1,18
1,23
1,32
1,42
1,50
1,59
1,72
1,84
1,96
2,08
2,20
2,32
2,43
2,53
2,63

0,37
0,43
0,54
0,63
0,72
0,82
0,92
1,02
1,13
1,19
1,27
1,37
1,45
1,53
1,65
1,76
1,89
2,00
2,11
2,24
2,34
2,43
2,53

0,36
0,42
0,52
0,61
0,69
0,80
0,90
0,99
1,08
1,15
1,23
1,33
1,40
1,48
1,58
1,68
1,82
1,92
2,02
2,16
2,25
2,34
2,44

0,35
0,41
0,50
0,59
0,67
0,78
0,87
0,96
1,04
1,11
1,19
1,29
1,35
1,43
1,51
1,61
1,76
1,84
1,93
2,08
2,16
2,25
2,35

0,34
0,40
0,48
0,57
0,65
0,76
0,84
0,93
1,00
1,08
1,15
1,29
1,30
1,38
1,44
1,54
1,70
1,77
1,85
2,00
^,08
2,16
2,26

h #npf > теплосодержание жидкого пропана при температуре по
ступающего в испаритель раствора t q™ t теплосодержание жид
кого пропана при температуре уходящего из испарителя раствора £
Cp*''
°Д Р
деасфальтизата (масла) или битума при t
2

x

v v

2

т е п л о с

qt

v

е

ж а н и е

x

при температуре t q /, тогда:
2

2

часовое количество пропана в растворе, поступающем в испари
теле, равно G x ;
часовое количество деасфальтизата или битума в растворе, посту
пающем в испаритель:
С • (1 
х );
p

x

х

р

часовое количество раствора, уходящего из испарителя:
(10. 7а)
часовое количество пропана J3 уходящем растворе
G

р 

l—^i
 х%

(10.76)
217

часовое количество паров пропана, уходящих с верха испарителя:
-

G

- G (я, -

P

i ^ -

p

xj.

(10. 7 B )

2

В испаритель поступает тепло:
1) с раствором, состоящим из пропана и масла:
G x q%
v

x

h

+ G (1 P

х ) $ = G [x ™
х

ig

p

h

+ ( l - * i ) qf ]; ' (10. 7r)
x

2) с водяным паром Q.
Из испарителя уходит тепло:
1) с раствором

(Ю. 7д)
2) с перегретыми парами пропана
п

I

\

п

'

(10.7е)

3) теряется в атмосферу ( 3 — 5 % от количества тепла, внесенного
водяным паром)
Q

n

= 0,03 -

0,05 Q.

Тепловой баланс испарителя:
[awgp < + (1 - х )
±

х

f

+ Q = G,

. Из теплового баланса испарителя определяем количество тепла,
внесенного водяным паром в испаритель в течение часа:
^= >[•т=k
G

х

< ' + <* + <?п -

G

p

Я; ] + ° » fog*

h

+<1 -

«О

т ^ *

2

) *

<> +

$

или
1—x

(? ~ ' Gp

x

+ (1-^)

1,05.

(10.8)

Теплосодержания жидкого пропана, а также насыщенного и пере
гретого паров в зависимости от температуры и давления приведены
в табл. 10. 2 и 10. 3.
218

Т А Б Л И Ц А 10.2

Теплосодержание жидкости и насыщенного пара
пропана
Теплосодержание,

Теплосодержание,

ккал/кг

Темпе
ратура ,
°С

пара

жидкости

0
10
20
30
40
50

60
70
80
90
96,8

90,3
93,1
' 95,8
98,2
100,4
102,2

6,1 \
12,3
18,5
25,1
32,5

ккал/кг

Темпе
ратура,
°С

жидкости

пара

40,5
49,0
58,8
71,5
95,0

103,8
104,6
105,0
104,0
95,0

Т А Б Л И Ц А 10. 3

Темпера
тура, °С

Темпера
тура, °С

Теплосодержание перегретого пара пропана
Теплосодержание в ккал/кг
при абсо
лютном давлении, am

1

0
25
50
75
100
125
150
175

93,5
103,5
115,0
127,0
141,0
154,5
169,0
184,0

|

Ю'

|

30

20

97,0
109,5
122,0- 115,0
136,0
130,0
150,0
145,0
165,0
160,5
180,5 .177,0

124,0
140,0
156,0
173,0

|

45

200
225
250
275
300
325
350

107,0
130,5
149,0
167,0

Теплосодержание в ккал/кг
при
абсолютном давлении, am
1

200,0
216,5
233,0
250,0
267,0
284,5
302,5

|

10

196,5
213,5
230,0
247,0
264,0
282,0
300,0

|

20

193,0
210,0
227,0
244,5
262,0
280,0
298,5

|

30

45

190,0
207,0
224,0
242,0
260,0
278,0
296,5

184,0
201,5
219,5
237,5
256,0
275,0
294,0

7

Расход, водяного пара в испарителе q определяется формулой
(Ю.9)
где q — теплосодержание водяного пара, поступающего в трубный
пучок испарителя, в ккал/кг;
q — теплосодержание парового конденсата при выходе из
трубного пучка испарителя в ккал/кг.
11

m

Коэффициент теплопередачи к поверхности трубного пучка испа
рителя определяется из формулы (4. 28)
к = —~— ккал/м • ч • град,
2

Jr

Д^ср

(10.10)

где Q — тепловая нагрузка испарителя в ккал/ч;
F — поверхность трубного пучка в м ;
А *ср — средняя разность температур [см. формулы (4. 33) и (4. 34) J.
2

219

Пример 10. 6. Определить весовую концентрацию пропана в масляном рас
творе нри температуре 80° С и давлении 20 am, если молекулярный вес масла
(деасфальтизата) равен 400.
Р е ш е н и е . По табл. 10. j l определяем величину константы равновесия
пропана при температуре 80° С и давлении 20 am
К = 1,26.

По формуле (10. 6) определяем весовую концентрацию пропана в масляном
растворе
Мл
44
~ М {К-\)-\-М
( 1 , 2 6 - 1 ) 4 0 0 + 44
1_

г

х

Пример 10. 7. Определить расход водяного пара в испарителях масляного
растворана установкедеасфальтизации гудрона жидким пропаном производитель
ностью 500 т/сутки. Плотность сырья (гудрона) QJJo" ^ кг/м , отношение веса
пропана к весу гудрона равно 4 : 1 , температура верха экстракционной колонны
55° С, давление в колонне 32 am. Выход деасфальтизата составляет 64% вес.
на гудрон. Масляный раствор, отводимый с верха экстракционной колонны,
состоит из 85% вес. пропана и 15% вес. деасфальтизата (масла). Плотность масла
Q2 = 920 кг/м . На установке имеется четыре испарителя масляного раствора,
в которых поддерживается следующий режим:
3

3

0

в первом испарителе t = 80° С * р =
t = 100° С, р =
во втором
t = 120° С, р =
в третьем
t = 150° С, р =
в четвертом

26 am (абс.)
22
20
18

В трубный пучок испарителя вводится насыщенный водяной пар при абсо
лютном давлении 17 am.
Молекулярный вес деасфальтизата 420.
• Р е ш е н и е . Производительность установки по сырью
500-1000
,
7г,
= 20 800 кг/ч.
24
О А О А Л

Gc = -

Количество пропана, вводимого в экстракционную колонну:
G

u

= п G = 4 • 20 800 = 83 200 кг/ч.
c

Количество деасфальтизата (масла)

1

= 20 800 . 0,64 = 13 300 кг/ч.

G

M

Количество масляного раствора
13 300
• = 89 000 кг/ч.
0,15
Количество жидкого пропана в масляной растворе при входе в первый испа
ритель
G
= 89 000 . 0,85 = 75 700 кг/ч.
n p

Расчет

первого испарителя

масляного

раствора.

Константа равновесия про

пана при температуре t = 80° С и абсолютном давлении р = 26 am К = 1,06.
Весовая концентрация пропана в масляном растворе при выходе из первого
испарителя по формуле (10. 6) равна
М
(К^1)М

1

* "*
2

220

2

+ Мг

=

44
( 1 , 0 6 - 1 ) 4 2 0 + 44

=

°'

6 3 6

*

• Количество паров пропана, уходящих с верха первого испарителя, опреде
ляется по формуле (10. 7в)"
£Р

~ Т ~

= 8 9 000 ^0,85» j £ ^ ^ -

0,636j = 52 500 кг/ч.

Количество пропана, уходящего с раствором из первого испарителя во вто
рой (по балансу):
75 700  52 500 = 23 200 кг/ч.
Теплосодержания деасфальтизата при температурах t = 55° С и t = 80° С
(табл. I и I I , см. приложение):
x

4 = 23,391,04 = 24,3 ккал/кг)
Ж

34,83 1,04 ==36,2 ккал/кг.

а ,=
ж

2

Теплосодержания жидкого пропана при t = 55° Си Г~= 80° С по табл. 10.2
равны:
^ ^   = = 3 6 , 5 ккал/кг;

0 ^ ^ = 58,8

ккал/кг.

Теплосодержание перегретого пара пропана при t% = 75° С и р = 26 am
(температура паров пропана в испарителе обычно на 5—10° С ниже, чем темпе
ратура раствора в испарителе) по табл. 10, 3

Количество тепла, внесенного водяным паром в первый испаритель, опре
деляем по формуле (10. 8)
<? = 89 000 0,85 (11236,5) 

1 —

Qe36

0 , 6 3 6

( 1 1 2

~~

5 8

'

+

8 )

(

1

~~

0 , 8 5 )

Х

X (36,224,3) 1,05=4870 000 ккал/ч.
Расход водяного пара в первом испарителе определяем по формуле (10. 9)
Q
g l

=

<

7



4870 000

 g " „

=

,

667,2203,6

в 1

0

5

Л К

7

0

_

Л

/

К г / Ч

'

Средняя разность температур потоков в первом испарителе
2

0

0

о

водяной пар^

С

Г С £
Ai =120°G

а с л я н ы П

,

=

0

0

о

с

55° с
Д*о = 145°С

р а с т в о р

M

д

2

i20±145

=

1 3 3

o .
C

Коэффициент теплопередачи трубного пучка первого испарителя
FAt p
C

133200

у

Остальные испарители рассчитываются по той же методике.
221

Расчет второго испарителя. Константа равновесия пропана при температуре
t = 100° С и абсолютном давлении р = 22 am К = 1,35.
Весовая концентрация пропана в масляном растворе при выходе из второго
испарителя
44
*

(1,35-1)420+44

2 =

Количество масляного
Gp =

&м +

°' '

=

2 3

раствора, поступающего во второй испаритель:

^пр = 13 300 + 23 200 = 36 500 кг/ч.

Количество паров пропана, уходящих с верха второго испарителя:
(«аоа
1-0,636'
= 36 500 ^0,636 _
0 , 2 3 J = 19 2 0 0 кг/ч.
G$ ( ^ 1
1—x
1

Q

1

Q

, 6

2

3

3

6

z

тий:

Количество пропана, уходящего с раствором из второго испарителя в тре
23 200 — 19 200 = 4000 кг/ч.
Теплосодержание деасфальтизата при

t = 100° С

q , = 44,35 • 1,04 = 46,0 ккал/кг.
m

2

Теплосодержание жидкого пропана (в растворе) при t = 100° С
q

,
пр* = 97,0 ккал/кг.

m

2

Теплосодержание перегретого пара пропана при t = 95° С и р = 22 am
#пр t

2

=

1 2 8 , 8

ккал/кг.

Количество тепла, внесенного водяным паром во второй испаритель:

I

<? = 36 500 0,636 ( 1 2 8 , 8 - 5 8 , 8 ) - ^ ^ 1 ^ 0 , 2 3 (128,8-97,0) +
-(1—0,636). (46,0-36,2)) :1,05 = 1 750000 ккал/ч.
Расход водяного пара во втором испарителе
1 750 000
„667,2-203,6^
0

^

,

Л

3 7 7 0

К г / Ч

-

Средняя температура потоков во втором испарителе
2

0

0

о

водяной пар

С

100° С

м а с л я н ы й

(

.

200° С

раствор

gQ Q
0

'A* =100°C

A*6 = 120°C

M

Д

г

с

р

=

М±120

=

1

1

0

О

С

.

Коэффициент теплопередачи трубного пучка второго испарителя
,
175 000
.
'
^=
= 80 ккал/м • ч • град.
110*200
о п

222

2

я

Количество масляного раствора, поступа

Расчет третьего испарителя.
ющего в третий испаритель:
Gp =

G +

G

M

= 13 300 + 4000 = 17 300 кг/ч.

n p

Константа равновесия пропана при t = 120° С и р = 20 am К = 1,70.
Весовая концентрация пропана в масляном растворе при выходе из третьего
испарителя по формуле (10. 6) равна
_
44
~ ( 1 , 7 0 - 1 ) 4 2 0 + 44
'
Х 2

= = 0 , 1 3

Количество паров пропана, уходящих с верха третьего испарителя, по
формуле (10. 7в)
g

*)

p (*i ~ т ~ г

=17

2

3 0 0

(°'

~ 1-013'

2 3

0

,

1

э

)

=

1

9

9

0

к г / ч

'

Количество пропана, уходящего с раствором с низа третьего испарителя
в четвертый (по балансу), равно
4000 — 1990 = 2010 кг/ч.
Теплосодержание деасфальтизата при t = 120° С
д

ж

, =54,19-1,04 = 56,3 ккал/кг.
2

Теплосодержание жидкого пропана при t = 120° С
, = 123,0

q

m

П

ккал/кг.

Р*2

Теплосодержание перегретого пара пропана при t = 115° С и р = 20 am
, = 142,0

q

11

п р

'

ккал/кг.

2

Количество тепла, внесенного водяным паром в третий испаритель:
1-0,23
Q = 17 300 0,23 (142,0 - 97) — _ ^1
0,13 (142,0-123,0)"1-0,13
Л

п

+ ( 1 - 0 , 2 3 ) -(56,3—46)j 1,05 = 287 000 ккал/ч.
Расход водяного пара в третьем испарителе
^П

= =

287 000
667,2-203,6

,

.

fl Q
=

6 1 8

К г / Ч

-

Средняя разность температур потоков в третьем испарителе
2

0

0

о

Дг = 80°С
м

водяной пар ^ '

С

120° С

масляный раствор
A * = 90°C

2 0 ( ) о с

100° С
Д*б = Ю0°С

cp

Коэффициент теплопередачи трубного пучка третьего испарителя
k=

= 16 ккал/м* . ч. град.
223

Расчет четвертого испарителя. Количество масляного раствора, поступа
ющего в четвертый испаритель:
<?р =

G+
M

?< лр = 13 300 + 2010 = 15 310 кг/ч.

Константа равновесия пропана при t = 150° С и р = 18 am К = 2,30.
Весовая концентрация пропана в масляном растворе при выходе из четвер
того испарителя
44
Х

*

( 2 , 3 0  1 ) 4 2 0 + 44

=

°'°

=

7 5 ,

Количество паров пропана, уходящих с верха четвертого испарителя
£р ( * i  \ ~

^

=

1 5

( ^ " / Г о д у б

3 1 0

°'Р ) =
7 5

9 2 0

к г /

^

Количество пропана, уходящего с низа четвертого испарителя в отпарную
колонну:

2010 

920 = 1090 кг/ч.

Теплосодержание деасфальтизата при t = 150° С
д « = 69,56 • 1,04= 72,5 ккал/кг.
2

Теплосодержание жидкого пропана при t = 150° С
q
, = 144,0 ккал/кг.
пр *
m

2

Теплосодержание перегретого пара пропана при t = 145° С и р = 18 aw
j = 162,0 ккал/кг.
Количество тепла, внесенного водяным паром в четвертый испаритель:
<? = 15 310 [0,13 ( 1 6 2 , 0  1 2 3 , 0 ) 

0,075 (162,0144,0) +

+ ( 1  0 , 1 3 ) . (72,556,3)

1,05= 285 000 ккал/ч.

Расход водяного пара в четвертом испарителе
^V

6 6 7 ) 2

285 000
203,6 ^

,

О А п
6

1

7

К г / Ч



Средняя разность температур потоков в четвертом испарителе
200° С

вр^янон^пар—^

150 С ^

а с л я н ы й

2 0 ( ) о с

120° С

р а с т в о р

д * = 50^ С

Д* = 80° С

м

б

Д;

с р



= 65° С

Коэффициент теплопередачи трубного пучка четвертого испарителя
,

285 000
^ 65 • 200' ~

к

к

а

л

, _
1
* • град.
м

4

Из приведенного расчета четырех испарителей видно, что наибольшая на
грузка приходится на первый испаритель, где расход водяного пара мак
симальный (10 570 кг/ч) и коэффициент теплопередачи наибольший (к =
= 183 ккал/м • ч • град); соответственно минимальная нагрузка приходится
на четвертый испаритель, где расход водяного пара составляет всего 617 кг/ч.
и к = 22 ккал/м • ч • град.
Если снизить температуру в первом испарителе, например до 70° С (при:
том же давлении 26 am), несколько снизится нагрузка на первый испаритель,
уменьшится расход водяного пара и снизится /с, при этом в остальных испарите
лях соответственно эти показатели возрастут.
2

2

,

Экстракцией называется процесс раздероцесс
ления смеси компонентов при помощи расэкстракции*и расчет
творителя,
избирательно
растворяющего
экстракционных
ь к о извлекаемые компоненты,
колонн очистки
Др
р ц
*
компонендистиллятов масел
р д о г о вещества, путем обработки
из ирательными
р
р
образуется система тверрастворителями
_
.
В нефтепереработке распространен в основном процесс экстрак
ции в системе жидкость — жидкость, который будет рассмотрен
ниже.
Процесс экстракции масляных дистиллятов избирательными
растворителями основан на способности растворителя избирательно
растворять различные компоненты масел. Растворимость компо
нентов смазочных масел в избирательных растворителях зависит
от свойств последних, отношения объема растворителя к объему масла
и температуры, при которой ведется процесс.
При комнатной температуре небольшие количества избиратель
ных растворителей полностью растворяются в смазочном масле.
С увеличением количества растворителя при определенном объемном
соотношении образуются две жидкие фазы. Верхняя фаза предста
вляет собой масло с небольшой примесью растворителя, а нижняя —
раствор нежелательных компонентов масла в избирательном раство
рителе. Верхняя жидкая фаза называется рафинатным раствором,
а нижняя — экстрактным раствором.
При больших соотношениях объемов избирательного растворителя
й масла объем экстрактного раствора возрастает; по достижении
определенного соотношения масло полностью растворяется в изби
рательном растворителе и система из двух жидких фаз превращается
в однофазную.
С повышением температуры системы, состоящей из рафинатного
и экстрактного растворов, объем последнего возрастает за счет
уменьшения объема рафинатного раствора, и по достижении опре
деленной температуры масло полностью смешивается с избиратель
ным растворителем. Температура, при которой происходит такое сме
шение, называется критической температурой растворения. Крити
ческие температуры растворения зависят от углеводородного состава
смазочного масла, соотношения объемов масла и избирательного рас
творителя и свойств последнего.
п

Т О Л

И

т

о

в

и

з

е г о

д

1 5 Заказ 1 7 0 5 .

о

е

Э К С Т

а К

а с т В 0

в

И И

т е

х

и

л

и

и

и

ы

х

т в е

е

щ

е

с

т

в

И т е л е м

о

ж

и

д

к

о

с

т

ь

225

На нефтеперерабатывающих заводах в качестве избирательных
растворителей для очистки дистиллятов смазочных масел применя
ются фурфурол, фенол, крезол, нитробензол и хлорекс.
Избирательную очистку масляного дистиллята при помощи
растворителя можно вести в основном тремя способами: однократ
ным прямоточным, многократным прямоточным и противоточным.
При однократном прямоточном способе масляный дистиллят приво
дится в тесный контакт со всем количеством избирательного раство
рителя; при этом образуются две фазы — экстрактная и рафинатная,
между которыми распределяется извлекаемое вещество по закону
равновесного распределения. Этот закон гласит, что отношение объем
.иых концентраций извлекаемого вещества в двух образовавшихся
фазах при данной температуре есть величина постоянная и не зави
сящая от количества этого вещества.
Обозначая объемные концентрации извлекаемого вещества в ра
финатной фазе через c в экстрактной фазе — через с ? получим
следующее математическое выражение закона равновесного распре
деления извлекаемого вещества:
v

2

(10.11)
где к — коэффициент распределения.
Этот закон справедлив для процесса экстрагирования, когда рас
творитель и масло взаимно не растворимы или мало растворимы.
Обычно такое допущение принимают при расчетах экстракции неф
. тяного сырья.
При многократном прямоточном способе экстрагирования рас
творитель смешивают с масляным дистиллятом в несколько приемов,
отделяя в каждой ступеци экстрактный раствор. С увеличением числа
ступеней подачи отдельных порций растворителя (при одном и
том же расходе) эффективность избирательной очистки повышается,
в результате чего увеличивается выход и улучшается качество рафи
ната.
При противоточном способе экстрагирования происходит массо
обмен извлекаемого вещества между двумя встречными потоками —
растворителя и масляного дистиллята, в результате чего постепенно
нежелательные компоненты переходят в экстрактный раствор. П р о 
тивоток избирательного растворителя и масляного дистиллята осу
ществляется или в аппаратах ступенчатой экстракций, состоящих'
из ряда смесителей и отстойников (рис.' 10. 3), или в экстракцион
ных колоннах (рис. 10. 4).
Диаметр экстракционной колонны D определяется по формуле,
аналогичной формуле (10. 1)

- ]/& ^) >

п 2

+

:я¥м

гдеС — производительность установки по сырью в кг/ч\
Q — плотность сырья при температуре экстрагирования в

(

1

0

Л

2

)

с

C

226

кг/м ;
3

количество избирательного растворителя, вводимого в э к с т 
ракционную колонну, в кг/ч;
,
плотность избирательного растворителя в кг/м ;
скорость потока смеси в экстракционной колонне в м /м • ч~

а,

3

3

2,

Ш

Рис. 10. 3. Принципиальная схема четырехступенча
того противоточного процесса экстракции.
j , 2, 3 и 4 — э к с т р а к т о р ы , 5, б', 7 и 8—смесители.
Линии:
I — масляный дистиллят, II — избирательный растворитель;
III —рафинатиый раствор; IV—экстрактный
раствор.

Часовое количество избирательного растворителя,
в экстракционную колонну, определяется формулой

вводимого

(10.13)

Gp = nGc,

где п — соотношение
количеств
избирательного растворителя и
сырья, определяемое эксперимен
тальным путем (п = 1,8 + 3 , 5 ) .
Скорость потока смеси в экст
ракционной
колонне при очи
стке масляного дистиллята фур
фуролом колеблется в пределах
6,5—13 м /м • ч, а при очистке
фенолом 10—12 м /м « ч.
Высота
экстракционной к о 
лонны / / для фурфурбльной очи
стки определяется формулой
H^hx + hz + hs + hM, (10.14)
3

2

3

2

где hi — расстояние между верх
ней тарелкой и днищем
колонны (высота отстой
Рис. 10. 4. Экстракционная колонна.
ной части для рафинат
I — масляный дистиллят; II — избира
ного раствора) в м;
тельный растворитель;
III — рафинат
h — расстояние между верхней ный раствор; IV — экстрактный раствор.
и нижней тарелками в м;
ji = (п —• 1) h (здесь п — число тарелок; h расстояние
между тарелками в м);
h — расстояние от днища колонны до нижней тарелки (высота
отстойной части для экстрактного раствора) в м;
/г — высота опорной обечайки в м.
2

2

3

4

15*

227

Высота отстойной части
определяется формулой

колонны

A = ^

рафинатного

,

i

1

для

раствора
(Ю.15)

где.Ур.р — количество рафинатного раствора в м /ч;
х — время отстоя рафинатного раствора в отстойной части
колонны; Ti = 1,2 f 1,5 ч;
F — площадь поперечного сечения колонны в ж .
3

х

2

Высота отстойной части колонны для экстрактного
/ ^ W r * ,
F

раствора
(

1

0

Л

6

)

(
где V . р — количество экстрактного раствора в м /ч;
т — время отстоя экстрактного раствора в отстойной части
колонны; т = 0,5 4 1,0 ч;
F — площадь поперечного сечения колонны в м .
Часовые количества рафинатного и экстрактного растворов опре
деляются формулами:
3

0

2

2

2

7

=

ОМЕ

+

браф

7

Э

p

^gg
Q

+

^



p

Ораф(1Д)

Qp

a

.(Ю. 17)

?

a:Q

?

(10.18)

*Qp

гдебраф — часовое количество рафината в кг/ч;
£ аф — плотность, рафината при температуре на верху колонны
в кг/м ;
х — весовая концентрация рафината в рафинатном растворе;
С — количество экстракта в кг/ч;
Q — плотность экстракта при температуре в низу колонны
в кг/м ;
Q — плотность избирательного растворителя при температуре
на верху колонны в кг/м ;
Q — плотность избирательного растворителя при температуре
в низу колонны в кг/м .
Р

3

э

Q

3

p

3

P

3

Пример 10. 8. Определить высоту и диаметр экстракционной колонны уста
новки избирательной очистки дистиллята автола 10 фурфуролом производи
тельностью 1000 т/су тки. Температура на верху колонны 85° С, в низу колонны
55° С, соотношение количеств фурфурола и масляного дистиллята 2 : 1 , плот
ность дистиллята Q^O
^25 кг/м , выход рафината 75% на исходное сырье.Плот
ность рафината Q^Q* — 9 0 5 кг/м . Весовая концентрация рафината в рафинатном
растворе'0,84, плотность экстракта Q| = 983 кг/м .
Р е ш е н и е . Производительность установки по сырью
=

3

3

3

0

1000 000 .
_
.
=± 41 700 кг/ч.
24
Л Л

Средняя температура потока в экстракционной колонне
,

= 5 5 + 8 5 , ^ 7 0 0 С.

с р

Плотность дистиллята автола 10 и фурфурола при 70° С соответственно
Q

° = 896 кг/м , Q * = 1060 кг/м .
3

o

3

Количество фурфурола, подаваемого в экстракционную колонну, по фор
муле (10. 13)
£

= nG

р

= 2 • 41 700 = 83 400 кг/ч.

c

Диаметр экстракционной колонны по формуле (10. 12)

Количества рафината и экстракта соответственно равны:
£ аФ = 0,75 . 41 700 

31 400 кг/ч; G = 41 700 
s

Р

31 400 = 10 300 кг/ч.

Плотности рафината при 85° С, экстракта при 55° С и фурфурола при 55
и 85° С соответственно равны:
<£* = 870 кг/м*; о® = 967 кг/м ; о
ф

3

•85

55

ф



с

1090 кг/м ;
3

55

р* = 1030 кг/м .
3

85

Количества рафинатного и экстрактного растворов подсчитаем по формулам
(10. 17) и (10. 18):
v
F

v

'

p

p

_ Сраф
~ l p ^

Сраф (1х)
^ — 

_ 31400
" W
f

31400(10,84) _
07841030


_ э , G
С а ф ( 1  « ) _ 1030 , 83400
" ~ о 7 77; ~
^
~"9бГ
1090"
с

Э , р

—

+

P

Р

+

+

4

1



8

3140(10,84)
07841090
~

9

,
*/«
,
8 1 , 7 1

м

1

Высоту отстойной части колонны для рафинатного раствора определяем по
формуле (10. 15)
_Vp r _
441,891,2
?
~
3,14.4»
 *''
h

P

1

—

4

а высоту отстойной части колонны для экстрактного раствора по формуле (10. 16)
,
F .pT
481,74*0,75
, _

fc = — ^ — =
 4 , 8 6 ~ 5 м.
3

2

3

З

Д

4

<

4

2

В экстракционной колонне шесть насадочных тарелок, расстояние между
ними 2,1 м, высоту опорной обечайки принимаем 1,2 м, тогда общая высота
колонны по формуле (10. 14)
Н =

hi +

h +
2

h *Ь h
3

A

= 4 + (6 

1) 2,1 + 5 + 1,2 = 20,7

Л

« 21 л .

Пример 10. 9. Определить диаметр и высоту экстракционной колонны уста
новки избирательной очистки деасфальтизата фенолом производительностью
800 т/сутки сырья. Температура верха колонны 110° С, 'низа колонны 60° С
соотношение количеств фенола и деасфальтизата равно 3,5 : 1, плотность сырья
(деасфальтизата) QIQ — 920 кг/м , выход рафината 75% па исходное сырье, плот
ность рафината QJQ* = 902 кг/м , весовая концентрация рафината .в рафинат
ном растворе 0,80.
г

3

3

229

Решение.

Производительность установки по сырью
G c

= §00000

=

3

3

^

щ

Средняя температура потока в экстракционной колонне
^ср ~

2

~ 85° С.

Плотность деасфальтизата и фенола при 85° С
о£ = 885 кг/м и Q* = 1030 кг/м .
3

б

3

Количество растворителя (фенола), подаваемого в экстракционную колонну:
Gp = 3,5 • 33 400 = 117 000 кг/ч.

Диаметр экстракционной колонны
33 400 . 117000 \ о л /
ш

Н—.лоа

/ on

44

3,14 • И =

:

4,20

л.

Плотность экстракта находим из формулы (8. 15)
1000
920

0,75
902

' 0,25
1

0
У

Э

20

отсюда
QL = 987 кг/м .
3

ч

20

Количества рафината и экстракта равны соответственно:
£

= 0,75 • 33 400 = 25 100 кг/ч,

р а ф

G = 0,25 • 33 400 = 8300 кг/ч.
0

Плотности рафината при 110° С, экстракта при 60° С и фенола при 60 ш
110° С соответственно равны:
е

Раф

=

8

5

5

к г / м

з

^

;

т

=

к г / м

з.

<fr

Q

=

1

0

4

з.

к г / м

0

р

ф^

=

9

9

к г / м

0

з

в

Количества рафинатного и экстрактного растворов из формул (10.17) ш
(10.18):
25 100 . 25 100 ( 1  0 , 8 0 )
0,80990

т /
F p

т /

'

р

^

8300 , 117000

^е.р = 970 + -7040

Q R
=

3 5

'

25 100(1—0,80)

0,801040

_

Q

3

7 3 М

/

Ч

, .
>

A A t z n n

=

1 1 5

'

2 7

"

^

Высота отстойной части колонны для рафинатного раствора
,
^

4.35,731,2
3,144,22



3

'

1

* '

Высота отстойника экстрактного раствора
,

4* 115,27*0,75
3,144,2»

= а 6

ао
' *

'

2

В экстракционной колонне 25 тарелок, расстояние между ними 0,7 м> тогда
высота колонны
Н = 3;1 + (25 т 1)0,7 + 6,2 + 1,2 = 27,3 м.
230

ТАВЛЙЦА:10. 4

-

Характеристика колонн очистных установок
Колонны установок
фенольной очистки

фурфурольной очистки

рафинатная

1

Число тарелок:
Общая высота колонны, ж
Расстояние между тарелка
ми, ж
Скорость паров, ж/сек:
в свободном сечении . .
в шлемовой трубе . . >.
Температура, °С:
. на верху колонны . . .
в низу колонны . . . .
бокового погона . . .
Остаточное давление, мм
Расход водяного пара, по
даваемого в низ колонны,
% на рафинат или эк-

рафинатные

экстрактные

Показатели
ФУРФУ-

рольная

сушильная
испари
тельная

отпарная

2

3

4

5

6

20-22

18-20
3

6
3

18

20

19— 20

фенольная

7 ,

20-24

отпарная
экстрактная

испари
тельная

отпарная

8

9

10

16-20

6
3

16-18

0,7
0,5-0,6
20— 25

0,5-0,6
25—30

170-175 125—135 175—180 160-165 130-135
180—190 190—200 190—200 180—185 145—150
165—170

180-190
210-220

190-200
210-220

150-200

3-4

7-8

2,5-3

2,5-3

Отгонка
избирательного
растворителя
из рафинатного и экстрактного растворов
на установках очистки дистиллятов масел
фурфуролом осуществляется в рафитхатной
и фурфуролъной колоннах и в испаритель
ной и отнарнои экстрактных колоннах.
Отгонка избирательного растворителя и воды из экстрактного
раствора па установках очистки фенолом дистиллятов масел и деасфальтизатов осуществляется в сушильной, фенолыюй и экстрактной
отпарной колоннах, а из рафинатного раствора в испарительной и
отнарной рафинатиых колоннах.
Характеристика
колонн
очистных
установок
приводится
в табл. 10. 4.
Состав поступающего в колонну рафиРасчет рафинатной
натного раствора определяется из формулы
5. Колонны для
отгонки
избирательных
растворителей

колонны-

(8. 23)

где Р

— давление паров избирательного растворителя при темпе
ратуре t (на входе в колонну);
х[ — молекулярная концентрация (молытя доля) избирательного
растворителя в рафинатном растворе;
1 — х[ — молекулярная концентрация (мольная доля) рафината
в рафинатном растворе;
р — давление паров рафината при температуре t ;
— общее давление в рафинатной колонне!
При температуре t давление паров масла Р незначительно
им можно пренебречь, тогда формула (8. 23) будет иметь вид
г

0

2

0

я

0

2

Р х[ = л ,
г

(10.19)

откуда

f

л

Весовая концентрация (доля) избирательного растворителя опреде
ляется из формулы (8. 14) пересчета весовых и молекулярных кон
центраций
" я .
х —
х

где М

р

Мраф

— молекулярный вес избирательного растворителя;
— молекулярный вес рафината.

Секундный объем паров избирательного растворителя и водяного
пара в верхней части рафинатной колонны определяется по формуле
(8. 33)
(Gp , z \ 22А 273+ t
760
V = /
_J
• —-=гг-^- •
м сек,
т/

B

\Мр

232

г

18 ) 3600

273

3 /

я

, '

3

где G — количество
избирательного
растворителя,
уходящего
с верха рафинатной колонны, в кг/ч;
z — количество водяного пара, вводимого в рафинатную колон
ну, в кг/ч;
t — температура на верху рафинатной колонны в °С;
п — абсолютное давление на верху колонны (л; = 800 мм рт. ст.).
p

B

Плотность смеси паров избирательного растворителя и воды на
верху колонны
у

п

_ Cp + z
~ 3600 v •

Допустимая скорость в свободном сечении колонны определяется
по формуле (8. 35)
w -0,0334]/"^ ,
г

Qn

где Q> , Q — плотности жидкого и парового потоков в кг/м .
Диаметр колонны D определяется из формулы (8. 34)
K

3

N

Экстрактный раствор, полученный п р и
избирательной очистке масляного дистиллята
Расчет фурфурольной
фурфуролом, нагревается в теплообменниках
колонны
до 140—145° С и поступает в фурфурольыую
колонну. В верхнюю часть фурфурольной
колонны подается в качестве орошения водный фурфурол из водо
отделителя, чтобы извлечь фурфурол из водного фурфурола. В ниж
н е ю часть фурфурольной колонны вводится необходимое количество
тепла, для чего осуществляется циркуляция экстрактного раствора
по схеме: колонна — печь — колонна. В виде бокового потока (с 4-й
или 5-й тарелки) из колонны отводится жидкий фурфурол (рис. 10. 5).
С верха колонны пары фурфурола и водяной пар поступают в кон
денсатор-холодильник, где они конденсируются, охлаждаются до
35—40° С, и направляются в водоотделитель. В водоотделителе
образуются два слоя: нижний — водный фурфурол и верхний — фурфурольная вода. Фурфурольная вода, состоящая из 8—9% фурфу
рола и 9 1 — 9 2 % воды, забирается насосом и подается в колонну
водного раствора фурфурола, а водный фурфурол, состоящий из
8—9 % воды и 91—92 % фурфурола, подается насосом в верхнюю часть
фурфурольной колонны. С низа фурфурольной колонны экстракт
ный раствор прокачивается через трубчатую печь в экстрактную
колонну.
Введем следующие обозначения:
количество экстрактного раствора, поступающего в фурфурольную колонну, G , ;
<
Q

р

233

количество фурфурола и экстракта в этом растворе соответ
ственно Gl и G ;
Q

количество фурфурола, отводимого из колонны в виде жидкого
сокового потока, £ ;
количество водного фурфурола, подаваемого в колонну в каче
D=G'^Z^
стве орошения,
количество фурфурола и воды
в водном фурфуроле соответст
ад
венно £ ф и z;
i
количество паров, отводимых
с верха колоппы^ D\
количество фурфурола в парах
количество экстрактного рас
твора, отводимого с низа колонны,
г" •
количество фурфурола в этом
растворе G$"\
3.p
весовая копцоптрация фурфу
рола в смеси паров, отводимой
с верха колонны, у;
весовая концентрация фурфу
рола в водном фурфуроле х;
весовая
концентрация воды
в водном фурфуроле
1х;
весовая
коидентрация
воды
в смеси паров 1 — Ц\
весовая концентрация фурфу
рола в отходящем экстрактном
Рис. 10. 5. Схема работы фурфу
растворе х ;
рольной колонны,
молекулярная
концентрация
1 — фурфурольпая колонна; 2 ~ печь
Фурфурола
в
отходящем
экстракт
ном растворе х .
ф

w

G

н

п

Для материальных потоков фурфурольной колонны (см. рис. 10. 5)
будем иметь следующие уравнения.
Количество водного фурфурола, подаваемого в колонну в каче
стве орошения:
g = &K8/4.

(10.20)

0

Количество воды в водном фурфуроле, подаваемом в колонну:
z = g (l — х) кг/ч.
Подставив в это уравнение значение g
получим
=C;l=^L.
0

0

2

234

из"~уравнения (10. 20),
(10.21)

Молекулярная концентрация фурфурола в паровой фазе опреде
ляется из формулы (8. 24)

где Рф — давление паров фурфурола при температуре t .
Весовая концентрация фурфурола в паровой фазе определяется
из формулы (8. 14)
B

Мфу'
~~

М у' + 18(1у')

У

ф

•

Количество фурфурола в смеси паров, отводимой с верха колонны:
.

(10.22)

Количество водяных паров в потоке D равно

Приравняв последнее уравнение с уравнением (10. 21), получим
0

(

1

_ j ,

)

=

=

; ± z £ L

G

откуда
Л = %1У?
x(l — y)

(Ю23)

Подставив значение D в уравнение (10. 22), получим
'

—г-кг/ч.

тф'-

(10.24)

Молекулярная концентрация фурфурола в экстрактном растворе,
отходящем с низа колонны при температуре i определяется форму
лой (10. 19), а весовая концентрация фурфурола из следующей фор
мулы :
Hl

Мх
ф

н

где М — молекулярный вес экстракта;
1 — х — молекулярная концентрация экстракта в растворе.
Количество экстрактного раствора, вводимого с низа колонны,
равно
э

н

G's.p

=

(

Ю

.

2

5

)

Количество фурфурола, выводимого с низа колонны с экстракт
ным раствором:
G"" = G'i x
P

n

кг/ч.

(10.26)
235

Количество фурфурола, отводимого из колонны в виде жидкого
бокового потока (по балансу):

м

&Ф = & ф + £ ф — б ф

~G$''

л

кг/ч.

{по ба™у)
С

°

Т Й

_
V l i

где * 

б Ъ 6 М

Ф

С

18 /

п

П

а

Р

°

В

Т

+°Ф~~ Ф

е

96
а

а

273

р

е

Л

К

22А__

С

~

°

я~

°

Й

т

б

о

р

273 + t

0

1 0 Д

т

а

Р

е

л

к

о

д

ш

о

(8. 33)

^

™№ого

а

фурфурола

760

3600'*~273

^ ^ ^УР_ ^о ^!
м

3600

д

(10.27)

Секундный объем паров па верху колонны из формулы
^90

ш

^Г */ *>
м

С€

отбора жидкого фурфурола

й

я — абсолютное давление в колонне в мм рт. ст.
Диаметр колонны определяется по м а к г т п н т т т 1 „ г
объему в аппарате [формула (8. 34) J
У секундному
В колонну поступает тепло (см. р и с 10. 5) •
1) с экстрактным раствором
М

Тепловой баланс

а

К

О — Г ni

VitT g^
3

0

Й

Ы

i

m

колонны

С

а

л

ь

н

о

м

ж«

+ь- д^
ф

ккал/ч;

2) с водным фурфуролом
<?2 = ^ Ф ? * + яс^ ккал/ч;
3) из трубчатой ночи (? ккал/ч]
Из колонны уходит тепло:
1) с парами фурфурола и во/щ
3

' & = £ф??в + я?*? ккал/ч; ^
2) с жидким фурфуролом
Qi~

GfyQh ккал/ч;

3) с экстрактным раствором
Qs-G^'ql^

+ G ^ ккал/ч;

4) потери тепла в окружающую атмосферу по формуле (4. 2)
Qz = XF  ^ g  ^ ккал/ч.
Тепловой баланс колонны представится следующим равенством:

236

Из теплового баланса колонны определяется необходимое коли
чество тепла для ввода в колонну из трубчатой печи.
Пример 10. 10. Определить диаметр рафинатной колонны установки избира
тельной очистки дистиллята автола Ю фурфуролом, если производительность
ее по сырью равна 1200 т/су тки, выход рафината составляет 76% на сырье, со,
держание рафината в рафинатпом растворе 8 4 % , плотность рафината Q^Q* =
= 904 кг/м , молекулярный вес М ф = 420. В рафинатиую колонну вводится
водяной пар в количестве 4% на рафинат. Рафинатный раствор в печи нагре
вается до 225° С. Абсолютное давление па верху колонны равно 800 мм рт. ст.,
температура 170° С. Содержание фурфурола в отходящем из колонны рафииате
0,01% вес.
Р е ш е н и е . Абсолютное давление насыщенных паров фурфурола при
225° С равно 4,5 am. Молекулярная концентрация фурфурола в рафинатпом
растворе при поступлении в колонну по формуле (10. 19)
3

р а

s ' ^ J L 
*i
Р
г

8 0 0

0 234
, '^

=

4,5 • 760

U

4

Весовая концентраций фурфурола в рафинатпом растворе при поступлении
в колонну согласно формуле (8. 14)
р[
96,0  0,234
„_„,
М„х' +
[1х)
~ 96,0 • 0,234 + 420 ( 1  0 , 2 3 4 )
' °'
' '
Р 1
раф v i z
Концентрация фурфурола в рафинатпом растворе снижается от 6,5 до 0,01 %
в результате отпарки водяным паром в рафинатной колонне.
Количество рафината
12001000.0,84
.
£раф =
24
= 42 000 кг/ч.
м

X l

х

П Л Л Г

= 0

=

0 6

И Л И

6

5 %

1

/

о

л

п

п

Количество рафинатного раствора

Количество фурфурола в рафинатном растворе при поступлении в колонну
<?ф = 5 0 0 0 0  4 2 0 0 0  8 0 0 0 кг/ч.
Количество фурфурола в отходящем из колонны рафинате
<7раф*п „

°Ф~

1х

-

н

42 0000,0001

1,0-0,0001

~ '

4 2

к г / ч

'

Количество паров фурфурола, отводимых с верха колонны:
£ф

=

^ф — ф =
с

8 0 0 0

— 4,2 = 7995,8 кг/ч.

Расход водяного пара, вводимого в колонну:
z =

Яраф • 0,04 = 42 000 . 0,04 = 1680 кг/ч.

Секундный объем паров фурфурола и воды в верхней части колонны по фор
муле (8. 33)
, / 6ft , z \ 22,4 2 7 3 + *в 760 ^ / 7995,8 . 1680
X
~ДЛГф
1 8 / ' 3600
273 * л
[ 96
18
+

х

22,4
273 + 170 760
зооо — Щ   ' Ш 

'
и

м 1 с е к

'
23Т

Плотность смеси наров фурфурола и воды на верху колонны

Плотность рафината при / = 170° С (см. рис. 3 1).
Q

Допустимая
муле (8. 35),

скорость

™ = 8 2 5 кг/м .

паров

3

в свободном

сечении

колонны

но

фор

Приняв w=0,6 м/сек, диаметр колонны определим по формуле (8.34),

Принимаем D = 2,0 ж.
Пример 10. И . Определить диаметр фурфурольной колонны и количество
тепла, которое необходимо ввести в нее из трубчатой печи. Производительность
установки по сырью 1200 т/су тки дистиллята автола АС15. Процесс экстраги
рования осуществляется при соотношении весов фурфурола и сырья (дистиллята
автола) G$ : G = 2,8 : 1, выход рафината составляет 72% на исходное сырье,
содержание фурфурола в рафинатном растворе, выводимом из экстракционной ко
лонны, 2 0 % , молекулярные веса сырья М = 440, рафината М ф == 400. Тем
пература конденсата в водоотделителе 35° С, экстрактного раствора при
входе в фурфурольную колонну 135° С, температура на верху фурфурольной
колонны 125°. С, в низу колонны 200° С, абсолютное давление на верху колонны
800 мм рт. ст., в низу колонны 850 мм рт. ст. Температура в низу экстрак
ционной колонны 210° С, содержание фурфурола в отходящих рафииате
и экстракте из рафинатной и отпарной колонн х = 0 , 0 1 % вес.
Р е ш е н и е . Количество рафината и экстракта:
c

с

р а

я

Количество рафинатного раствора

Количество фурфурола, вводимого в экстракционную колонну:
п

£ф =

12001000.2,8
,
,
—
= 140 000 кг/ч.
/

л

л

л

л

Количество фурфурола в рафинатном и экстрактном растворах:
Gl = 45 000  36 000 = 9000 кг/ч; ,
G| = 140 000 — 9000 = 131 000 кг/ч.
Количество экстрактного раствора
G' р = 14 000 + 131 000 = 145 000 кг/ч.
0

238

Молекулярный вес экстракта определяется из формулы (8. И )
1

_ #р

• \
440

откуда

0,72
400

, э

.

х

0,28
М '

1

ъ

= 582.

М

д

Молекулярная концентрация фурфурола в экстрактном растворе, посту
пающем в отпарную колонпу (t = 215° О):
, _ j t _
г~~ Рг

_ 8 0 0 _ _
3,625- 760 ~

Х

P i (абс.) для фурфурола при t = 215° С равно 3,625 ляг (см. справочник
В. Л. Гурвич и I I . П. Сосповский. Избирательные растворители в переработке
нефти. Гостоптехиздат, 1953).
Весовая концентрация фурфурола в экстрактном растворе, поступающем
в отпарную колонну, из формулы (8. 14)

•МфЖ + М

Э

(l— aj

96-0,29 + 582-0,71

/
Количество паров фурфурола, поступающих в конденсатор-холодильник
из отпарной колонны, определяется из материального ^баланса последней.
Количество экстрактного раствора, поступающего в отпарную колонну
1
l—^i
Количество фурфурола в экстрактном растворе, поступающем в отпарную
колонпу

Количество фурфурола в выходящем

колонны

экстракте

Количество паров фурфурола, выходящих с верха отпарной

колонны:

п

п I

x

i

н

х

\

л /ААА /

из

0,063

отпарной

0,0001 \

п /

л

.

= с* [ =^
=
• ( т = Ш з - 1=аоШJ
'
Количество фурфурола в рафинате, выходящем из рафинатной колонны,
составляет
Т

1

1

8ф

4

0

0

0

п
— ^раф

=

9 4 0

к г / ч

ъ

х

уП

Количество паров фурфурола, поступающего в конденсатор-холодильник
из рафинатной колонны, определяется из материального баланса последней:
С

Ф = С$ - G
2

m>

= 9000 - 36 000

= 8996 т/ч.
239

Молекулярная концентрация фурфурола в смеси паров, выходящей с верха
фурфурольной колонны (t = 125° С):
B

/
i

Z«L
я

=

y

228
800

=

о,285.

(Рф = 228 мм рт. ст. по упомянутому выше справочнику Гурвича и Сосповского).
Весовая концентрация фурфурола в смеси его с водяным паром, отводимой
с верха фурфурольной колонны:
М у[
(i_^)
ф

^

м

+

1

96-0,285
96 • 0,285 + 18 • 0,715

=

8

Весовая концентрация фурфурола в водном фурфуроле при t = 35° С
х = 0,94 (по справочнику Гурвича и Сосновского).
Количество паров фурфурола, поступающих в конденсатор-холодильник из
фурфурольной колонны:

откуда

'

*

(1 - 0 , 9 4 ) - ( 9 4 0 + 8996) 0,682
0,94-0,682
~*

1 5 7 6

.

*

г / Ч в

Количество фурфурола в водном фурфуроле, подаваемом в фурфурольную
колонну в качестве орошения:
Ф

С

=

Ф1

в

+ Ф2
0

+

G

l

=

9 4 0

+

8

"

6

+

1 5 7 6

^

1 1

5 1 2

'

К8/Ч

Количество воды в водном фурфуроле, подаваемом в колонну, по формуле
(10. 21)

Количество паров смеси, выходящей с верха колонны:
П = с" + г = 1576 + 735 = 2311 кг/ч.
ф

Молекулярная концентрация фурфурола в экстрактном растворе, отводи
мом из фурфурольной колонны (t = 200° С), по формуле (10. 19)
n

*-"Ti~

X

л ____850
2,50-760 ^

0 , 4

°-

(Pj = 2,50 am по справочнику Гурвича и Сосновского).
Весовая концентрация фурфурола в том же экстрактном растворе

11

240

У'
_
< + ^ (1-* )
М

х

^

р

Х 11

э

н

96-0,45
96-0,45 + 582-0,55

•
U , 1 U

'

Количество экстрактного раствора, отводимого с низа колонны, по уравне
нию (10. 25)
;
14000
э. Р
1— х
1 — 0,119
G

и

Количество фурфурола, отводимого с низа колонны:
С ф " = 15 900— 14 000 = 1900 кг/ч.
Количество фурфурола, отводимого в качестве .бокового погона, по уравне
нию (10. 27) "
£ф = С + вф  вф  вф " = 131 000 + 11 512 —1576  1 9 0 0 = 139 036 кг/ч.
э

ф

Объем паров на верху колонны по формуле (8. 33),
т /
7

в

=

/ 1576
("96

.
+

735 \
22,4
273+125
760
Ч 8  ) ' 1600'—273—" W ^ '
0

Л

К Л Л

5

0

0

3 /
М

/

С

е

К

'

Объем паров под тарелкой отбора жидкого фурфурола
7

н

=

139 036 + 1 5 7 6  1 1 512
96^3600

=

273 + 180
2

Ы

760
'1 5 Г

,
в

1 2

0

/ к

'

4 5

3 /

*'

м , е е

Приняв скорость паров в свободном сечении колонны 0,7 м/сек, находим
диаметр колонны по формуле

Л • 12,45
V 344^7== '

1

n

D

^

4

7 5

Высота колонны
Я = 1,2 + 21 • 0,6 + 1,4 + 4,0 = 19,2 м.
Составим тепловой баланс колонны.
В колонну поступает тепло:
1) с экстрактным раствором
#1

G

* Z \ + °Ф Тз ^
q

д

1 4

'

0 0 0

6 1 , 7 9

+

131

0 0 0

' '
5 6

4 =

8

2 7 0

0

0

/>

0

ккал

ч

2) с водным фурфуролом
^ = С ф ^ + ^  3 5 = 1 1 286 13,25 + 720 1 35 = 174'400 ккал/ч;
а

3) из трубчатой печи (? з
Всего поступает в колонну тепла
8 270 000 + 174 400 + Q = 8 444 400 +
3

Q.
3

Из колонны уходит тепло:
1) с парами фурфурола и воды
Q' = Glq *+zg *
u

1

V

= 1350• 165,8 + 720• 648,1 ^ 6 9 0 0 0 0 ккал/ч;

u

125

12 i

2) с жидким боковым погоном фурфурола
<?' = G i g * = 1 3 9 036 73,7 = 10 240 000 ккал/ч;
2

Ц>

170

3) с экстрактным раствором
<?з
16

=

°Ф ' ' С о + ^ С о =

Заказ 1705.

1

9

0

0

'

8 8

+

1

4

0 0 0

'

9 6

' ^
8

1

5 2 0

0 0 0

к к а л

' >
ч

241

4) теряется в окружающую атмосферу [но формуле (4. 2)]
О' = 0,7-3,14-4,8-19,2

2

4

0

0

~(~

1

0

U,l

)

=425000 ккал/ч.

(Я = 0,7 ккал/м • ч • град; t = 200° С; * f= — Ю° С; толщина изоляции б =
= 0,1 м).
Всего уходит из колонны тепла
690 000 + 10 240 000 + 1 520 000 + 425 000 = 12^875 000 ккал/ч.
а

Так как количество тепла, поступающего в колонну с соответствующими
потоками, равпо количеству тепла, уносимого из колонны, то
8 444 400 + <? = 12 875 000,
3

откуда

Q = 12 875 000 — 8 444 400 = 4 430 600 ккал/ч.
3

Комплексная технологическая схема про6. Расчет
изводства нефтепродуктов и особенно масел
кристаллизаторов
р ф и с т ы х нефтей включает процесс
установок
депарафинизации для снижения температуры
депарафинизации
застывания нефтепродуктов.
Депарафинизацией называется удаление твердых парафиновых
углеводородов из нефтепродукта. Этот процесс включает ряд опе
раций по обработке нефтяного сырья:
1) смешение сырья с соответствующим растворителем;
2) термическая обработка смеси сырья с растворителем;
3) .охлаждение смеси до требуемой температуры, при которой кри
сталлизуются твердые углеводороды;
4) отделение твердых углеводородов на фильтрах или центри
фугах.
Смешение нефтяного сырья с растворителем проводится в спе
циальных резервуарах, оборудованных смесительными устройст
вами, или непосредственно в трубопроводах. Дозировка раствори
теля и место подачи последнего регламентируются технологической
картой на каждой установке. Из указанных выше операций процесса
депарафинизации здесь рассмотрим только кристаллизацию. Аппа
раты, в которых выделяются (кристаллизуются) твердые парафино
вые углеводороды, называются кристаллизаторами.
Кристаллизаторы, в которых используется холод продуктов,
отходящих с установки (холодный фильтрат депарафииированиого
масла и др.), называются регенеративными, в отличие от тех кристал
лизаторов, в которых для охлаждения применяется специальный
хладагент (аммиак, пропан и др.).
Кристаллизаторы конструктивно оформляются по типу теплооб
менных аппаратов: например, аммиачные кристаллизаторы обычно
по типу горизонтальных теплообменников «труба в трубе», а пропановые кристаллизаторы — по типу вертикальных теплообменников
смешения.
В горизонтальных аппаратах типа «труба в трубе» раствор ма
сляного сырья проходит по внутренним трубам, в которых монтии

242

з

п а

а

и н

руются вращающиеся скребки для очистки внутренних стенок труб
от осевшего парафина и обеспечения должного теплообмена.
Рассмотрим на примере расчет регенеративных кристаллиза
торов.
Пример 10. 12. 1. Определить* до какой температуры охлаждается в реге
неративных кристаллизаторах раствор рафината, поступающий в кристаллиза
торы п^и температуре 45° С, если:
а) производительность установки G\ = 40 ООО кг/ч рафината, относительная
плотность которого Q|° = 0,900;
б) в качестве растворителя применяется смесь метилэтилкетона (МЭК) 6 0 % ,
бензола 20% и толуола 20% (в количестве 300% вес. на рафинат);
в) выход депарафинированного масла на рафинат составляет 72% в е с ;
г) содержание растворителя в растворе депарафинированного
масла
250% вес. на рафинат;
д) выход гача (плюс потери) составляет 2 8 % , содержание твердых парафи
новых углеводородов в гаче — 8 6 % ;
е) раствор депарафинированного масла поступает в регенеративные кри
сталлизаторы при температуре минус 30° С и нагревается в них до + 1 5 ° С;
ж) потери тепла в кристаллизаторах составляют 3%;
з) из общего количества твердых парафиновых углеводородов, удаляемых
из рафината, .60% выделяется в регенеративных кристаллизаторах;
и) в кристаллизаторы подается раствор рафината в весовом соотношении
рафинат : растворитель 100 : 150% в е с ;
к) поверхность охлаждения регенеративных кристаллизаторов F = 1000 л* .
2. Определить коэффициент теплопередачи регенеративных кристаллиза
торов.
Р е ш е н и е , а) Имеем из условий задачи:
1) Количество рафината
2

Gi = 40 000 кг/ч;
2) количество растворителя, подаваемого в кристаллизаторы с рафинатом
G = 1 , 5  4 0 000 = 60 000 кг/ч;
2

3) количество

раствора

G =

G+
x

£

2

рафината,

поступающего

в

кристаллизаторы:

= 40 000 + 60 000 = 100 000 кг/ч;

4) количество депарафинированного масла
G = 0,72 • 40 000 = 28 800 кг/ч;
3

5) количество

растворителя

в

растворе

депарафинированного

масла

Gi = 2,5 . 40 000 = 100 000 кг/ч;
6) количество раствора депарафинированного масла
G' =

G +
3

Gi = 28 800 + 100 000 = 128 800 кг/ч;

7) количество гача (плюс потери)
<?. = 40 000 — 28 800 = И 200 кг/ч;
8) количество твердых парафиновых углеводородов в гаче
G = 0,86 . И 200 = 9650 кг/ч;
6

9) количество твердых парафинов, которые кристаллизуются в регенера
тивных кристаллизаторах:
G = 0,6 • 9650 = 5790 кг/ч.
7

б) Определим количество тепла, воспринимаемого раствором депарафипированного масла при нагреве его от минус 3 0 ° С до + 1 5 ° С за счет охлажда
ющегося раствора рафината; потери тепла в аппарате 3 % .
<? = 0 , 9 7 С ' (q^ip-V-v)

В

этом

уравнении

(а)

ккал/ч.

теплосодержания

депарафинированного

масла

и д Изо ' исходя из состава последнего, следует определить по уравнению
У

„ж__

С

раф

„Р*Ф

+

ШК'

С

С

МЭИ ,

т

С

т

б

б

'

где

Сраф —- количество рафината в растворе депарафинированного
масла в % ;
С
— количество МЭК (метилэтилкетона) в том же растворе в % ;
Ст — количество толуола в том же растворе в % ;
Сб — количество бензола в том же растворе в % ;
#? *> ^ >
Qti Qt — соответственно их теплосодержания в ккал/кг.
Определим состав раствора.
Выше было найдено, что в растворе депарафинированного масла имеется
G = 2 8 8 0 0 кг/ч депарафинированного масла, следовательно
м

а

э

к

I0K

3

/ ; р а ф „ 28 800
~~ 1 2 8 8 0 0

1

Q

Q

1

U

U

224%

=

Z , 4 / O

*

Из условия задачи известно, что растворитель состоит из 6 0 % МЭК, 2 0 %
бензола и 2 0 % толуола, следовательно, 1 0 0 0 0 0 кг растворителя в растворе
депарафинированного масла содержат 6 0 0 0 0 кг МЭК, 2 0 0 0 0 кг толуола и
2 0 0 0 0 кг бензола, тогда концентрация отдельных компонентов в растворе со
ставит:
60 000
С

мэк Т 2 8 8 0 0
=

R

Г

^

С

С

^

,

П

А

1 0 0 =

20000

,

128800

1

4 6

6

, -

Т
0

' %'

0

=

1 5

Г

О

/

> %5

Найдем теплосодержания раствора при + 1 5 и — 3 0 ° С, предварительно опре
делив теплосодержания компонентов. Имеем согласно табл. I и I I (см. приложе
ние)

для

Q|° =

0,900:
2?

^ з
а

= 6 , 1 4 - 1 , 0 5 2 = 6,47 ккал/кг]

А Ф

ф

0

= ( — И . 7 3 ) 1,052 = — 1 2 , 4 ккал/кг.

• По справочнику
«Избирательные растворители» В. Л. Гурвича и Н. П. Соску «Ш
ловского имеем:
для бензола
g j = 6 , l ккал/кг; Q!LSQ = — 9,55 ккал/кг;
5

для толуола

#15 = 5,85 ккал/кг; # ^ _

3 0

= — 1 1 , 4 ккал/кг;

для МЭК
д

2 44

М

э к

= 7,8 ккал/кг; д^ЭК _ — 1 5 , 2 ккал/кг.

Теплосодержания раствора депарафинированного масла при + 1 5 ° С и —30°С
.

^   i r ^ + T M 

7

^ 3 0 = " Ж " (12.4) +

«

+  w

8

5



8

5

 w

+

(15,2) + < | | (11,4)

M

=

e

'

9

4

к к а л / к г

+1^(9,55) =



'

13 ккал/кг..

Подставив найденные величины теплосодержаний в уравнение (а), получим
Q = 0,97 G'[qf

b

—^

3

) = 0,97 • 128 800 [6,94 

0

(13,0)] = 2 480 000 ккал/ч.

Таким образом, от рафинатного раствора передается 2 480 000 ккал/ч рас
твору депарафинированного масла.
/

в) Количество тепла, выделяющегося при кристаллизации парафинов:

Q = G . 39 = 5790 . 39 = 226 000 ккал/ч,
где 39 — скрытая теплота кристаллизации твердых парафинов в ккал/кг.
г) Количество тепла Qi, выделяющегося при охлаждении раствора рафината
от 45° С до t , составит
2

7

x

Q

±

= Q _

Q = 2 480 000 — 226 000 = 2 254 000 ккал/ч.
2

д) Температура раствора рафината на выходе из регенеративных кристал
лизаторов определится из следующего теплового баланса:
<\=G(£9fJ
или

где G — количество раствора рафината в кг/ч;
^45 ~~

°Д Р .
раствора рафината на входе в регенеративные кри
сталлизаторы при 45° С в ккал/кг;
^ — теплосодержание раствора рафината на выходе из регенеративных,
кристаллизаторов в ккал/кг.
По аналогии с уравнением (б)
т е п л о с

е

ж

а н и е

ж_<?раф
д

^

раф , ^ М Э К

100" «
д

ЮО

Ь

МЭК
g

,

°т

Н ЮО

45

т
д

45

,

+

?
< б

б

г

к

а

, ,

К

Р

"ш

Для определения д Д необходимо определить состав раствора рафината
Имеем G= 100 000 кг/ч.
7

Количество рафината Gi = 40000 кг/ч или

Сраф =

^QQQQQ ' ^

Количество растворителя £ = 60 000 кг/ч, в том числе:
2

= 36000кг/ч, т. е. С

м

э

=

к

= 40%.

МЭК 0,6 ' 6 0 000 =

Ю0 = 36%, толуола 0,260 0 0 0 = 12 000кг/ч

бензола 0,260 0 0 0 = 1 2 0 0 0 кг/ч, т. е,

С = С
т

6

г

12 ООО
^  щ ^ 100 = 12%.

Теплосодержания компонентов раствора при 45° С определяем, как и вышег
д

Р Ф = 18,961,052 = 19,9 ккал/кг;
а

45

gf

= 24 ккал/кг;

9K

q* = 1 8 ккал/кг;
д

С)

4

=• 18 6 ккал/кг.
J

1

245

Подставив известные величины, получим

Q

=

GqfGq

i

— 2 254 ООО = 100 ООО qf  1 0 0 ООО  21,0,
откуда

— 2 254 000 + 2 100 000
яГ ~  ^ Т о о о о о



=

1

)

,

к /

5

4



.

к к а л 1 к г

'

Зная теплосодержание, можно путем подбора по уравнению (б) найти темпе
ратуру раствора; она составляет —3 С.
е) Определим коэффициент теплопередачи кристаллизаторов.
раствор рафината

j45° С

'—3 С

у

+ 15° С *

раствор дсп. масла

Л

Л

Л

_

—30° С

~^ЖС

Д* + 27°С
М

Средняя разность температур

Коэффициент теплопередачи кристаллизаторов
л
*=

2 480000
~ТШ^ад = '

,

8

к

ш

л

/

м

8
2

' '
4

г

р

а

д

'

Пример 10 13 Определить количество тепла, выделяющегося в аммиачных
кристаллизаторах при охлаждении раствора рафината от температуры + 0 ° С
до минус 30° С. Количество рафината G = 40 000 кг/ч; gf = 0,900; количество
растворителя
= 120.000 кг/ч; состав его такой же, как и в предыдущем при
мере. Количество парафина, кристаллизующегося в аппарате, G = 5000 кг/ч.
Р е ш е н и е , а) Определим состав раствора рафината, поступающего в ам
миачные кристаллизаторы.
Общее количество раствора
G = Gi + ^ 2 = 40 000 + 120 000 = 160 000 кг/ч.
x

3

Состав раствора:*
рафинат

Г

браф =

40 000 ,
100 = 25%,
Л Л

1 6 Q

о к 0 /

Q Q Q

72 000
МЭК 0,6• 120000 = 72 0 0 0 « г / ;
ч

С

м

э

к

=

100 = 45%;

толуол и бопзол 0,2 • 120 000 = 24 000 кг/ч;
б) Теплосодержание раствора рафината при —30° С определяем по уравне
нию (б), пользуясь теми же справочными данными, что и в предыдущем примере:
£ . 0 = Й5 <  ^ + т
246

(lW)+ |(11.4) + ^ (  9 , 5 ) = 13,l
1

ккафг.

Имеем:
#Q =0;

£^

K

3

0

= — 1 3 , 1 ккал/кг*

в) Количество тепла Q, выделяющегося при охлаждении раствора рафината
от 0 до — 3 0 ° С , с учетом кристаллизации парафина
Q = G ( < ~ < 7 * 3 o ) + G  3 9 ккал/ч,
3

Q =

1 6 0 ООО [ 0 

(13,1)] +

500039 =

2 2 9 1 0 0 0 ккал/ч.

По этой величине Q подбирается по каталогу соответствующий компрес
сор для подачи аммиака в кристаллизатор.

7. Расчет'

Расчет отстойников для очистки. моторных:
топлив рассмотрим на конкретном примере,

отстойников д л я
очистки моторных
^

Пример 10. 14. Провести проверочный расчет
отстойных аппаратов установки по выщелачиванию
дизельного топлива летнего (ДЛ) плотностью
20

ТОПЛИВ

Q£

V

л о сА

= 0,850,

если:

а) производительность аппаратов G = 6 0 0 0 0 кг/ч;
б) содержание нафтеновых кислот в дизельном топливе 0 , 7 % в е с , кислот
ность 1 3 0 мг КОН на 1 0 0 мл дистиллята;
в) температура топлива в отстойниках 9 0 ° С ;
г) выщелачивание происходит в трех отстойниках;
д) извлечение нафтеновых кислот принять условно 1 0 0 % при избытке ще
лочи 7 % ;
е) на установке применяется 5%ный раствор едкого натра;
« ж) содержание неомыляемых в щелочных'отходах, отводимых с установки?
составляет 3 0 % от количества нафтеновых кислот;
з) смена щелочи в отстойниках и соответственно вывод щелочных отходов;
производится 1 раз в 4 ч;
и) размеры отстойников: диаметр 3 , 0 м, длина 8 , 0 м, объем (без учета сфери
ческих днищ) 7 = 5 6 , 5 м .
Р е ш е н и е , а) Определим расход щелочи на установке.
По условию кислотность дистиллята составляет 1 3 0 мг К О Н , или ОДЗ г
КОН на 1 0 0 мл (т. е. 8 5 г) продукта, а избыток щелочи равен 7 % . Так как тех
ническая каустическая сода содержит чистого едкого натра 9 2 % , расход ее на
выщелачивание указанного дистиллята составит g = ^ 3 *Ла n f ! J 1 0 0 = 0 , 1 2 7 =
0

3

f

x

8 5 • 5 6 • 0,92

= 0 , 1 3 % в сухом виде на дистиллят (здесь 4 0 и 56 — молекулярные веса соответ
ственно NaOH и КОН).
б) Количество нафтеновых кислот и органической части, отводимых из д и 
зельного топлива в щелочные отходы, по условию составляет g = 0 , 7 + 0 , 7 
• 0 , 3 = 0 , 9 1 % на дистиллят или для каждого отстойника g = 0 , 3 % .
в) Количество щелочных отходов при условии применения на установке
2

0 13

5%нрго раствора едкого патра g =
0 , 9 2 + 0 , 9 1 = 3 , 3 0 % на дистиллят.
При проведении выщелачивания в трех отстойниках щелочных отходов на
3

3,30

, ,

0

/

каждый отстойник приходится g = —— = 1 , 1 % на дистиллят.
о
г) Объем дистиллята дизельного топлива при G = 6 0 0 0 0 кг/ч, Q ^
— 8 5 0 кг/м , а при t = 9 0 ° С Q = 7 8 0 кг/м (см. рис. 3 . 1 ) и с учетом перехода
в щелочные отходы нафтеновых кислот и органической части в каждом отстой
нике 0 , 3 % составит
7 ^ 0 * 7 ^  7 6 , 7 * . / * .
n

3

20

3

9 0

3

247

Объем щелочных отходов в первом отстойнике перед их выводом опреде
лим, приняв для них Q = 1000 кг/м и имея в виду, что в каждом отстойнике
образуется щелочных отходов 1 , 1 % на дистиллят:
3

90

7 = 0,01160 0 0 0  ^ щ  = 0,66 м /ч.
3

а

При выводе щелочных, отходов из отстойника 1 раз за 4 ч максимальный
объем их в отстойнике
•^ = 40,66 = 2,64 м /ч.
3

Общий объем дистиллята и щелочных отходов в первом отстойнике
7 = ^ + 7^ = 76,7 + 2,64 = 79,34 м /ч.
3

д) Время пребывания в первом отстойнике, если объем отстойника 7
•= 56,5 м :

0

=

3

Т =  ^ ^  6 0 = 42,6 мин.
е) Определим максимальную скорость движения дизельного топлива в от
стойнике.
Время пребывания х •= 42,6 мин, или 42,6 • 60 = 2556 сек; объем дистил
лята и максимальный объем щелочных отбросов 7 = 79,34 м /ч; сечение отстой
ника
3

i 7 = = £

^

1 =

M

4_3i

4

4

=

7 i 0 6

ж К



,

Тогда
79 34
2556 • 7,06 = 0,0044 м/сек. или 4,4 мм/сек.
Если при такой скорости обеспечивается достаточно полный отстой щелоч
ных отходов, то можно увеличить производительность аппаратов.
Технологическая схема производства ди
зельных топлив на ряде^заводов включает
асчет
процесс осушки этих топлив.
колонны для
^
Заслуживает внимания конструкция с у 
осушки дизельных
шильной колонны, разработанная на одном
топлив
5
заводов (рис. 10. 6).
Дизельное топливо из отстойников установки выщелачивания
топлива поступает в колонну. При этом содержание воды в нем
0 , 0 3 — 0 , 1 % и температура 80—85° С. В результате взаимодействия
стекающего по тарелкам дизельного топлива и противоточно движу
щегося воздуха, подаваемого в нижаюю часть колонны, происходит
удаление воды из топлива.
Рассмотрим на примере проверочный расчет сушильной колонны
для дизельного топлива.
р

и

з

а

к

и

н

с

к

и

х

Пример 10. 15. Для сушки дизельного топлива воздухом применяется
центробежный вентилятор ВВД № 9 с номинальной производительностью
12 000 м /ч, фактическая его производительность 9200 м /ч (по данным замеров
при обследовании установки). Дизельное топливо поступает в колонпу при
t = 85° С с содержанием воды 0,06% вес.
3

248

3

Путем определения содержания воды в отходящем из колонны дизельном
топливе установлено, что максимальная пропускная способность колонны
при указанной подаче воздуха вентилятором составляет 65 ООО кг/ч (при болеевысокой производительности колонны дизельное топливо отходит из колонны со>
следами воды).
Определить:
1) расход воздуха на 1 кг дизельного топлива (удельный расход);
2) скорость воздуха в свободном сечении сушильной части колонны, если
воздух нагревается в результате контакта с дизельным топливом на тарелках,
до 70° С;
3) скорость воздуха в верхней (скрубберпой) части колонны, если он охлаждается во
дой до 30° С;
4) влагосодержание воздуха на верху
сушильной части колонны (до поступления
в скрубберную часть), если воздух забирается
при температуре 20° С и относительной влаж
ности ф = 7 0 % .
Р е ш е н и е , а) Удельный расход воз
духа для осушки дизельного топлива, если
общий расход воздуха составляет 9200 м /ч,
а количество дизельного топлива, , поступа
ющего в колонну, 65 000 кг/ч:
1
9 200
I — 65
„, 000 — 0,142 м на 1 кг топлива
3

3

или
I = 0,142 . 1,29 = 0,182 кг на 1 кг топлива,
где 1,29 — плотность воздуха при нормальных условиях.
б) Скорость воздуха в свободном сечении
сушильной части колонны при температуре
воздуха t = 70° С и диаметре сушильной ча
сти колонны D = 3,2 м
9 200 (273 + 70)4
W = - 3 600-273-3,14-3,2
c

2

Рис.

6. Сушильная ко
лонна.
1 — ввод влажного' топлива; 2 —
ввод воздуха; 3—выход обезвожен
ного топлива; 4 — ввод воды; б —
выход отработанной воды и уло.влениого нефтепродукта; 6 — выход
отработанного воздуха.

-0,40 м/сек.

10.

При этой скорости воздуха дизельное топливо отходит из колонны без влаги,
вместе с тем в отходящем из колонны воздухе не содержится увлеченных капель
нефтепродукта, поэтому величина найденной скорости может считаться опти
мальной.
, в) Скорость воздуха в верхней скрубберной части колонны, если темпера
тура воздуха 30° С, а диаметр скрубберной части колонны D\ = 4,5 м:
w ~B

9 200 (273 + 30)4
-=--0,202 м/сек.
3 600 • 273 • 3,14 • 4,5
2

Следовательно," в скрубберной части скорость воздуха почти в 2 раза меньше,,
чем в сушильной части. Это предусмотрено конструкцией с целью создания усло
вий для полного осаждения механически увлеченных воздухом капелек дизель
ного топлива (из сушильной части колонны) и предотвращения потерь нефтепро
дукта. Если при найденной выше-скорости не наблюдается потерь нефтепродукта,,
можно эту скорость считать оптимальной.
г) Определим влагосодержание воздуха на выходе из сушильной части к о 
лонны. Для этого найдем влагосодержание воздуха х\ на входе в колонну.
По условию температура воздуха равна 20° С и относительная влаж
ность (согласно замеру психрометром) ср = 7 0 % . Имеем по диаграмме при
249>

<р = 70% и t = 20° С влажность воздуха
xi = 0,012 кг влаги на 1 кг
сухого воздуха.
Определим количество влаги, содержащейся в 1кг дизельного топлива,
поступающего в колонну:
1

i ^ L —0,0006 кг влаги на 1 кг топлива.
100

^

Количество влаги, удаляемой 1 кг воздуха (расход воздуха на 1 кг топлива
равен 0,182 кг/кг):
И ™

.0,0033 „ « „ ,

Влагосодержание воздуха на выходе из сушильной части колонны
*2
х + 0,0033 = 0,012 + 0,0033 = 0,0153 кг влаги на 1 кг воздуха.
х

1

дат,

А. Г. Касаткин. Основные процессы и аппараты химической технологии.
1960.

Госхимиз-

Г Л А В А 11

xAjrwju,i^Aj
АЛКИЛИРОВАНИЯ

технического
изооктана
Синтез
(авиаалкилата) осуществляется в

контакторе (реактор.е) путем алкилирования изобутана бутиленами и ами1 . Расчет процесса синтеза
ленами в присутствии крепкой сертехнического изооктана
ной кислоты. В реактор непрерывно
вводится смесь
бутан-бутиленовой
фракции и циркулирующего изобутана с серной кислотой; из
реактора отводятся продукты алкилирования, непрореагировавшие
углеводороды и отработанная серная кислота.
Указанная углеводородная.смесь до ввода в реактор перемеши
вается в специальном смесителе. Бутан-бутиленовая фракция (сырье)
представляет собой смесь пропана, «-бутана, изобутана, 7^-бутилена,
изобутилена, амилена и изопентана с мольным соотношением изобутан : бутилены в пределах от 1,25 : 1 до 1,36 : 1.
Циркулирующая изобутановая фракция представляет собой смесь
пропана (2,8—3,2%), изобутана (87,5—88,5%) и w-бутана (8,5—
9 , 5 % ) . В углеводородной смеси мольное соотношение изобутан : бу
тилены колеблется в пределах от 5,3 : 1 до 5,5 : 1, мольное соотно
шение изобутан : амилен от 7,2 : 1 до 7,5 : 1. Объемное соотноше
ние серной кислоты и углеводородной смеси составляет 65 : 35,
т. е. 1,86 : 1. Крепость свежей серной кислоты 9 8 — 9 9 % , отработан
ной кислоты 8 5 — 9 0 % .
Алкилирование ведется при температуре + 1 0 ° С. При указанных
условиях бутилены полностью и около 9 5 % амиленов вступают
в реакцию алкилирования с изобутаном, образуя технический изооктан (авиаалкилат) и полимеры (мотоалкилат).
Выход технического изооктана составляет 9 3 — 9 4 % , а поли
меров 6—7% вес. на продукты алкилирования. Схема потоков
в реакционном узле приведена на рис. 11. 1.
Выход широкой фракции продуктов алкилирования (смесь тех
нического изооктана и полимеров) G . ф без учета потерь определяется
формулой
m

G

f f l

. * = G ( l + ^)

где Gi — количество
G — количество
2

1

+ r G (l + ^
U

2

кг/ч,

(11.1)

бутиленов, поступающих в реактор, в кг/ч;
амилена; поступающего в реактор, в кг/ч;
251

- молекулярный вес бутилена (56);
- молекулярный вес изобутана (58);
- молекулярный вес амилена (70);
* u — доля амилена, вступающего в реакцию
(0,95).

Jlfl

м
м

у

а

3

алкилировапия

ЦК

7

<?5

&13 _

^15 ^« ^» ^

^
а:

Рис. 11. 1. Схема потоков в узле реактора при производ
стве технического изооктана.

Количество технического изооктана
(11.2)

С .ф т)2 кг/ч

G~
3

9

ш

где г] — выход технического изооктана на продукты алкилирования
<0,93-0,94).
Количество мотоалкилата
2

С = С .фТ1з ю/ч,
4

(11. 3)

ш

где т ] — выход мотоалкилата на продукты алкилирования (0,06—
О,07).
3

Количество амилена, переходящего в кислый гудрон:
G =
5

G2 (1 — Tlx)

'кг/ч.

'

(11. 4)

Количество олефинов, вступающих в реакцию алкилирования:
GQ =

Gi +

G2 г ] ! кг/ч.

(11.5)

Количество изобутана, вступающего в реакцию алкилирования:
G кг/ч.
(*7 — ^ Ш . (
(11.6)
6

252

Количество иепрореагировавшего
G =

G -

d

изобутана
( И . 7)

G кг/ч.

8

7

Количество изобутана, поступающего в реактор:
°

=

Gl

+ * щ)
Л

\

М

к г / ч

'

(

и

•)
8

где ?г — мольное соотношение изобутаи : бутилены;
п — мольное соотношение изобутан : амилены.
Количество изобутана, циркулирующего в системе:
х

2

Gii =

Gio -

Gs ^/ч.

( Н . 9)

#

Количество изобутана, выходящего из реакторов:
G

12

Расход

свежей

=

G

— dm

10

серной

(11. 10)

1ч.

кислоты

#13 = ^ . ф . gi т/ч,

(11. И )

ш

где g — удельный расход свежей серной кислоты в кг на 1 кг широ
кой фракции продуктов алкилирования (0,21 кг/кг).
Количество отработанной серной кислоты
x

G

14

=

G

+

18

( И . 12)

G кг/ч.
b

Количество серной кислоты, подаваемой в реактор:
•

\Qo

где

1

Qi

Q

Рдо

1

2

Qi6

Qie /

'

V

'

G — количество пропана, поступающего в реак
тор, в кг/ч;
Qoi Qb Qz, Q Q i 5 » Qie — плотности соответственно пропана, бути
лена, амилена, изобутана, пентанов и w-бутана при температуре t = 10° С в кг/м ;
G — количество пентанов, поступающих в реак
тор, в кг/ч;
Gi — количество w-бутана, поступающего в реак
тор, в кг/ч;
1,86 — соотношение объемов кислоты и углеводо
родной смеси.
0

3

i5

6

Количество циркулирующей серной кислоты
7ц.к-7с.к---^-^ /ч,
Qc- к
3

.

(11.14)

где. Qс. к — плотность свежей. серной кислоты в кг/м .
Количество полуотработанной серной кислоты
ъ

^

т / ;

к

=

=

7

ц

к

+

^ _

м

*

/ ч

.

(11.15)
253

Средний объем продуктов, проходящих через реакторы:
у = & + ^ + ^ + ^ + <™+Я** м*/ч.
Qo
Qa
Q4
Qio
6i5
Qu

v

1

(11.16)
'

Объем реакционной зоны
Vp^Vx

(11.17)

м\

где т — время контакта (т = 20 -г 30 лиш).
Количество реакторов
(11.18)
где Fp — объем реакционной зоны одного реактора (V^ = 18,5 ж ) .
Алкилирование изобутана олефинами протекает с выделением
тепла. Количество тепла, снимаемого хладагентом (жидким пропа
ном или аммиаком) для поддержания температуры реакционной
зоны 10° С, определяется формулой
3

' q (G
s

"I

0

+ G +

G +G +G +G )c (t -10)+'

1

2

10

lb

+ Gc. к с (t — 10) + G q + Q

S

2

2

6

16

1

1

( И . 19)

ккал/ч,

u

где с — средняя теплоемкость углеводородной смеси в ккал/кг х
X град (с = 0,5);
с — теплоемкость серной кислоты в ккал/кг • град (с = 0,35);
tx — температура углеводородной смеси при поступлении в реак
тор (t = 25° С);
t —- температура серной кислоты при поступлении в реактор
(h =т 35° С);
Gc, к — количество серной кислоты, подаваемой в реактор, в кг/ч;
q — теплота реакции алкилирования на 1 кг олефйнов, вступа
ющих в реакцию (q = 550 ккал/кг);
Qn — потери тепла реакторами в окружающую среду, которые
определяются по формуле (4. 2), в ккал/ч.
х

г

2

2

x

2

Охлаждающая поверхность реакторов рассчитывается согласно
формуле (4. 28)
Q

к®

„2

где к — коэффициент теплопередачи (к — 450 -f- 550 ккал/м • ч х
X град);
f> — разность температур хладагента и смеси, находящейся в зоне
реакции:
2

1

Q

0

C

вена реакции

QO Q хладагент

0 = 10° с .
254

A ««=10° С

1

Q

0

C

QO Q

Дг = 10°С

Количество хладагента, подаваемого в охлаждающие
реакторов:

змеевики

G .a =  j  кг/ч,

(11.20)

x

где i — теплота испарения хладагента в ккал/кг.
Пример 11. 1. Определить количество реакторов и количество хладагента,
подаваемого в реакторы установки алкилирования изобутана бутиленами про
изводительностью 240 т/су тки бутанбутиленовой фракции. Углеводородный
состав бутанбутиленовой фракции в % в е с : пропан 2,0, бутилены 19,8, изобу
тан 32,5, кбутан 17, амилены 4,5, пентаны 24,2.
Р е ш е н и е . Производительность установки по сырью
2401000

п

G—

,
= 10 000 кг ч.
| л л л л

24
Количество пропана, бути ленов, изобутана, wбутана, амиленов и пентанов,
поступающих на алкилирующую установку:
G = 10 000 . 0,02 = 200 кг/ч; Gi = 10 000 • 0, 198 = 1980 кг/ч;
0

G = 10 000 . 0,325 = 3250 кг/ч; G
8

1Q

G = 10 000 • 0,045 = 450 кг/ч; £
2

= 10 000 . 0,17 = 1700 кг/ч;

= 10 000 . 0,242 = 2420 кг/ч.

1 5

Выход широкой фракции продуктов алкилирования по формуле ( И . 1)
Сш.ф = 1980 ^ 1 +

||j +

0,95 450

= 4814 кг/ч.

Количество технического изооктана по уравнению (П.2)
G = 4814 • 0,935 = 4500 кг/ч.^
3

Количество мотоалкилата по уравнению (11. 3)
G^ = 4814 • 0,065 = 314 кг/ч.
Количество амиленов, поглощаемых серной кислотой, по уравнению (11. 4)
G = 450 (1 
b

0,95) = 22,5 кг/ч.

Количество олефинов, вступающих в реакцию алкилирования, по уравне
нию ( И . 5)
G = 1980 + 450 . 0,95 = 2408,0 кг/ч.
6

нию

Количество изобутана, вступающего в реакцию алкилирования, по уравне
(11.6)
£

7

= 4814 

2408,0 = 2406,0 кг/ч.

Количество непрореагировавшего изобутана по уравнению (11. 7)
G = 32502406 = 844 кг/ч.
B

Количество изобутана, поступающего в реактор, по уравнению ( И . 8)
1980 , . 450\
Gio = [ 5 , 5" 5
^ 6+ ~7 , 5 Щ
70 53 = И 550 кг/ч.
7

+ 7 ,

k

Количество изобутана, циркулирующего в системе, по уравнению (11. 9)
Gii = 11 550 — 3250 = 8300 кг/ч.
255

Циркулирующая изобутаповая фракция состоит из пропана
изобутана ( 8 8 % вес.) и к-бутаиа ( 9 % в е с ) .
Количество циркулирующей изобутановой фракции
n

G

0,88

0,88

Y

4

*

W

'

E

4

( 3 % вес),

'

Количество пропана в циркулирующей изобутановой фракции
^

= ^ • 0 , 0 3 = 9 4 3 3 - 0 , 0 3 = 283

кг/ч.

Количество н-бутана в циркулирующей изобутановой фракции
^

=

G

1Q

9433 • 0,09 =

850

кг/ч.

Количество изобутана, выходящего из реактора, по уравнению (11. 1 0 )
И

G12 =

550 -

2406 =

9 1 4 4 кг/#.

Расход свежей серной кислоты по формуле ( 1 1 . 1 1 )
G

=

ls

4814 • 0,21 =

кг/ч.

1009

Количество отработанной серной кислоты по формуле ( 1 1 . 1 2 )
=

С

ы

Ю09 +

22,5 =

1031,5

кг/ч.

Объем серной кислоты, подаваемой в реактор, по формуле ( И . 1 3 )
/200-1-283

, 1980 , 4 5 0

, 1 1 550

, 2420

,

1700 + 8 5 0 \ , .
О

Г

О

П

3 /

или вес серной кислоты
Gc. к =

V . KQC. К = 5 8 , 7 • 1 8 0 0 = 1 0 6 0 0 0 кг/ч.
c

Количество циркулирующей серной кислоты по формуле ( 1 1 . 1 4 )
1009
7 .
Ц

= 5 8 , 7 - ^

К

= 58,10

м*/ч.

Количество полуотработанной серной кислоты по формуле ( 1 1 . 1 5 )
F

= 58,10 + . - ^ ~ = 58,07 м*/ч.

c > к

Средний объем продуктов, проходящих через реакторы, по формуле (11. 1 6 )
У_

200 + 283

4500

520

713

314
784

+

2420
+

1700 +

640 +

850

• 610

= 88,80

9143,5
+

610

м /ч.
3

Объем реакционной зоны по формуле ( И . 1 7 )
у

р

=

у х =

8 8 , 8 . 0,5 =

Количество реакторов по формуле ( 1 1 . 1 8 )
44,40
Д

=

=

1 8 ^ 0 -

.
2

/

'

Л

4

0

0

^

3

'

44,40

.н .
3

г
+ ^

Я

И

0

7

/

_
-

Количество тепла, которое снимается хладагентом для поддержания темпе
ратуры реакционной зоны 10° С, находим по формуле ( И . 19), приняв X =
= 0,7 ккал/м • ч . град, t — t" = 40° С — 10° С; 6 = 0,1 м:
Q = (200 + 283 + 1980 + 450 + 11 500 + 2420 + 1700 + 850) 0,5 (25 —
-

10) + 106 000 . 0,35 (35 -

10) + 2408,0 . 550 + 0,7 - ^ = ^ 3 , 1 4 . 3,4 . 3 =
4

= 1 802 000 ккал/ч.
Охлаждающая поверхность трех реакторов
F

~

1802 000
500-10 ~

3

6

1

М

.
'

Поверхность охлаждения для одного реактора

Количество хладагента (жидкого пропана), подаваемого в охлаждающие зме
евики реакторов, по формуле (11. 20), если принять для пропана при температуре
в зоне реакции 10° С i = 87 ккал/кг :
1

„

1802000
87

=

2

0

7

0

0

в з / ч

.

Синтез
алкилбензолов —- этилбензола
Р л б е н з о л а — осуществляется путем
алкилирования бензола этиленом и пропилеР
Р
присутствии хлористого
алюминия или серной кислоты.
На установке синтеза этилбензола в реактор вводятся этан-эти
леновая фракция, чистый бензол и комплекс, состоящий из хлори
стого алюминия, диэтилбензола и хлорэтана.
Процесс алкилирования бензола этиленом проводится при сле
дующих условиях:
1) мольное отношение этилен : бензол равно 0,5 : 1;
2) расход хлористого алюминия на полученный этйлбензол
составляет . 2 , 5 % ;
3) расход дихлорэтана на углеводородную смесь 0 , 0 5 % ;
4) температура в зоне реакции 130—140° С;
5) давление в реакторе избыточное (по манометру) 4—5 am;
6) скорость газа в свободном сечении реактора 0,25—0,30 м/сек.
При указанных условиях алкилирования степень превращения
бензола в этйлбензол составляет 3 5 % , в диэтилбензол 1 3 , 0 % , в полиэтилбензол 1,9% и 49,0—49,2% бензола не вступает в реакцию.
Степень превращения этилена в этйлбензол составляет 9 2 % , в ди
этилбензол и полиэтилбензол 8 % . Диэтилбензол возвращается
в реактор с комплексом.
Иа установке по синтезу изопропилбеызола в реактор вводятся
пропан-пропиленовая фракция, чистый бензол и комплекс.
2. Расчет процесса
синтеза
алкилбензолов

и

н

и з о п

о

м

о п и

в

е а к т о

а х

в

В. Л . Г у р в и ч и Н. П. С о с н о в с к и й . Избирательные растворители в перера
ботке нефти. Гостоптехиздат, 1953, стр. 13, табл. 6.
1

17

Згчаз 1 7 0 5 .

257

Процесс алкилирования бензола пропиленом ведется при следу
ющих условиях:
1) мольное отношение пропилен : бензол равно 0,5 : 1;
2) расход хлористого алюминия на полученный изопропилбензол составляет 2 % ;
3) температура в зоне реакции 100° С;
4) давление в реакторе избыточное (по манометру) 5 am;
5) скорость газа в сво
бодном сечении реактора
0,12—0,15 м/сек;
6) время' пребывания
Длкила^п
пропан-пропиленовой фра
Во'»,
кции в реакторе 70—90 сек.
Пропан
Схема потоков в реак
ционном узле
дана на
Отработанный
AICU
рис. 1 1 . 2.
Циркулирующий
При перечисленных вы
бензол
ше условиях алкилирова
GMCl )
ния выход продуктов ал
килирования на взятый
бензол
в реакцию бензол соста
вляет 1 5 4 % , выход ал~
килбензольной
фракции
Пропан-лропиленовая
1
3
5
%
,
полимеров
17%.
франция
Использование
этилена
достигает 1 0 0 % .
Рис. 11. 2. Схема потоков в узле реактора при
производстве изопропилбензола.
Количество пропилена
в
пропан-пропиленовой
фракции, поступающей на алкилирующую установку:
{

3

G =

G a кг/ч,

x

(11. 21).

0

где G — количество пропан-пропиленовой фракции (сырья) .в кг/ч;
а — содержание пропилена в сырье.
0

Количество бензола, подаваемого в реактор:
r

GM
кг/ч,
-~ М 0,5
t

*

U

(11.22)

2

г

где М — молекулярный вес пропилена (42);
М — молекулярный вес бензола (78).
х

%

Подставляя значения М

х

G 2

и М

2

в формулу (11. 22), получим

Gi-78
-3,71м!,
42 • 0,5

т. е. G = 3,71Gb
2

(11.23)

Выход продуктов алкилирования
G 3

1,54 G .
2

(11. 24}

Выход алкилбензольной фракции
G = 1,35 G .
4

( И . 25)

2

Выход полимеров
G = 0,17G .
b

В

этих

формулах

( И . 26)

2

G — количество
в кг/ч;
Gi — количество
в кг/ч;

продуктов

3

алкилирования

алкилбензольной

фракции

G — количество полимеров^в кг/ч.
6

Расход хлористого алюминия
G = 0,02 G .
6

4

Секундный объем газов на входе в реакционную зону реактора
у - (

1 Go-Gi\

i

G

23,1 ,273 + *, 1
1тГ

у
М / С е К

(

>

Н

т

(11. Z7)

где G — G — количество пропана в сырье в кг/ч;
М — молекулярный вес пропана (44);
температура в зоне реакции (100° С);
п — абсолютное давление в зоне реакции (5 am).
L

0

3

Диаметр реактора
/>= у ж .

м

,
(11.28)

высота реактора
Н~х

w м,

где го — скорость пропан-пропиленовой фракции в свободном сече
нии реактора в м/сек;
X — время пребывания пропан-пропиленовой фракции в реакторе
в сек.
\
Пример 11. 12. Определить диаметр и высоту реактора и часовое количество
технического изопропилбензола (алкилбензольной фракции) для установки ал
килирования бензола пропиленом в присутствии хлористого алюминия про
изводительностью 150 т/су тки пропан-пропиленовой фракции, состоящей из
30% вес. пропилена и 70% вес. пропана. Температура в реакторе 100° С, давле
ние 5 am.
Решение.

Количество пропан-пропиленовой фракции
С _ « 0 ^

1

=

в

2

5

0

Количество пропилена в пропан-пропиленовой фракции по формуле (11. 21)
Gi = 6250 • 0,3 = 1875 кг/ч.
Количество чистого бензола, подаваемого в реактор, по формуле (14. 23)
G = 3,71 . 1875 = 6950 кг/ч.
2

17*

259

Выход продуктов алкилирования по формуле (11. 24)
G = 1,54 • 6950 = 10 710 кг/ч.
3

Выход алкилбензольпой фракции по формуле ( И . 25)
= 1,35 • 6950 = 9380 кг/ч.
Выход полимеров по формуле (11. 26)
G = 0,17 • 6950 = 1180 кг/ч.
b

Секундный объем газов на входе в реактор по формуле ( И . 27)
/1875
6250-1875 \ 23,1 273 + 100
1 _
о „.
(~42
44
j 3600 ~ 2 7 3
^-О^д
л/сек..
х

+

0

2

5

/ с в ж

Диаметр и высоту, реактора определяем по формуле (11. 28), принимая время
пребывания в реакторе т = 80 сек и w = 0,12 м/сек:
4-0,259
ЗЛ4^
• *•
# = 80 .. 0,12 = 9,6 м.
п

т /

=

=

1

6

6

Расход хлористого алюминия
G = 0,02 . 9380 = 187,6 кг/ч.
6

ГЛАВА 12

ПРОЦЕССЫ
СТАБИЛИЗАЦИИ,
АБСОРБЦИИ
И ДЕСОРБЦИИ

углеводороды, в х о 
Г азообразные
дящие в состав природных газов,

а также газов, образующихся в про
цессах переработки нефти (при тер
мическом и каталитическом крекинге
и пиролизе различных видов нефте
п р о д у к т о в ) , являются сырьем для
промышленности нефтехимического синтеза. Так, например, из эти
лена получают полиэтило^, этиловый спирт, из пропилена — глице
рин, кумол, из бутиленов — изооктан, дивинил, бутилкаучук и др.
Примерный состав заводских газов нефтепереработки приведен
в табл. 12. 1.
ТАБЛИЦА

Состав газов деструктивной переработки

нефти

12. i

1

Состав газов, % объемн.
Компоненты

Водород .
Метан . .
Этан . . .
Этилен . .
Пропан .
Пропилен
Изобутап .
н-Бутан .
Бутилоны
Изопентан
w-Пеитан .
Амилены .
Высшие .
Ацетилен .

термиче
ского кре
кинга ма
зута

8,7
30,0
11,8
2,9
17,9
9,8
4,6
5,0
3,8
3,7
0,6
0,3
2,2

катали
тического
крекинга

3,6
10,0
7,6
1,6
11,3
8,5
24,8
4,9
14,0
4,4
1,5
1,5
3,4

пиролиза
жидких
нефтяных
фракций

11,1
36,2
11,6
22,5
3,0
12,1
0,5
1,6

пиролиза
н-бутана
( 8 2 0 ° С)

электро
крекинга
( 1 6 0 а ° С)

57,0
27,8

13,8
40,5
3,6
30,8
0,5
7,1

1,0

1 1,2

2,5

!

. 0,2

1,4
' 14,0

1 Примерный состав природных газов см. в книге В. Е. Баринова «Газофракционирующие установки». Гостоптехиздат, 1962.

261

Основная масса углеводородных газов на установках деструктив
ной переработки нефти отделяется от жидкости — бензина и воды —
в газосепараторах. Некоторая часть их, в основном пропан-пропиленовая и бутан-бутиленовая фракции (С — С ) , остается в бензине
и значительно повышает давление его паров против общепринятых
стандартов. Это особенно характерно для бензина, получающегося
в процессе термического крекинга под высоким давлением.
Бензин с растворенными в нем газами нестабилен, и применение
его в качестве моторного топлива приводит к образованию газовых
пробок в топливоподводящей системе двигателя и к большим потерям
при хранении и транспорте.
Для доведения давления паров бензинов до нормы, соответству
ющей ГОСТ, бензины подвергают стабилизации.
В процессе стабилизации, проводимом при.повышенном давлении
(7—14 am), из нестабильного бензина отгоняют пропан-пропиленовую и бутан-бутилеиовую фракции.. Давление паров авиабензинов
доводят до 240—340 ммрт. ст., автобензинов до 500—600 мм рт. ст.
(при 38° С).
,
Углеводородные газы из газосепаратбра и стабилизатора напра
вляются на дальнейшую переработку — газофракционирование —
для разделения на соответствующие фракции, а при необходимости
и на отдельные компоненты. Разделение газовой смеси на компоненты
или фракции непосредственно из газовой фазы связано с большими
трудностями. Более просто и экономически целесообразно проводить
разделение двухфазной системы , жидкость — газ, для чего часть
углеводородных газов ожижают.
/Ожижение (конденсацию) углеводородных газов проводят пони
жением их температуры (охлаждением) при повышении давления.
Чем выше молекулярный вес газообразного углеводорода, тем ниже
может быть давление и выше температура, при которой произойдет
ожижение. Для ожижения низкомолекулярных углеводородов (ме
тана, этана) требуется глубокое охлаждение (порядка —100° С) и вы
сокое давление (до 42 am). Двухфазную систему жидкость — газ
можно получить, используя метод абсорбции, т. е. поглощения жид
костью (растворителем) газообразных углеводородов. В. отличие от
конденсационного метода ожижения в случае абсорбции темпера
тура охлаждения достигает —42° С при 42 am.
При расчетах процессов массообмена под высоким давлением,
проведенных по законам Рауля и Дальтона, получаются отклоне
ния, так как эти законы справедливы только для идеальных газов.
Напомним, что по условию равновесия двухфазной системы жид
кость — пар общее давление насыщенных паров жидкой фазы
должно быть равно общему давлению в паровой фазе.
Уравнения закона Рауля и Дальтона можно использовать для
расчета систем, работающих под высоким давлением, если в эти
уравнения внести соответствующие поправки. Давление насыщен
ных паров жидкости заменяется исправленным давлением паров,
называемым фугитивностыо жидкости, а общее давление системы —
3

262

4

исправленным давлением, называемым фугитивностыо паров. В этом
случае уравнения законов Рауля и Дальтона принимают следующий
вид:
P=f«y',

(12.1)

P = f x'.

(12.2)

P

Для условия равновесия
(12. 3)

О

Of

0,8

1,2

IB

Приведенное

2,0

2,8

2ft

давление

Р

пр

Рис* 12. 1. График для определения коэффициента активности.

гд

е

/я —
fp —
р —
х' —
у —
1

фугитивность паров;
фугитивность жидкости;
парциальное давление насыщенных паров компонента;
мольная концентрация компонента в жидкой фазе;
мольная концентрация компонента в паровой фазе.

При низких давлениях и высоких температурах реальный газ
приближается к состоянию идеального газа, а величина / прибли
жается к величине р. Так как для идеального газа / = р, то и размер
ности фугитивности и давления совпадают. Отношение у = -~ на
зывается коэффициентом активности и определяется по графику
рис. 12. 1 в зависимости от приведенных давления и температуры.
Приведенным давлением р
называется отношение абсолютного
давления нефтепродуктов к их критическому давлению
п р

Рир =

Ркр

(12.4)

где р — абсолютное давление;
/>кр — критическое давление.
1263

Приведенной температурой ~Т р называется отношение абсолют
ной температуры нефтепродуктов к их критической температуре
П

Т

Тир = у

,

,(12. 5)

абсолютная температура системы;
критическая температура.

где Т
^кр

Критической температурой называется такая температура, выше
которой
пар не может быть сконденсирован, т. ё. переход
пара в жидкое состоя
ние невозможен ни при
каком давлении. Крити
ческая температура не
фтепродуктов
зависит
от плотности вещества и
средней
температуры
кипения. С увеличением
плотности
и средней
температуры
кипения
критическая
темпера
50 60 70 80 90 ЮО НО тура нефтепродуктов по
вышается, критическим
Молекулярный Вес
давлением
называется
Рис, 12. 2. График зависимости критической
такое давление, выше
температуры от молекулярного веса.
которого жидкость не
может быть испарена.
Критическая температура нефтепродуктов определяется по кри
вым, приведенные на рис. 6, 4, критическая температура нефтяных га
зов — по кривой рис. 12. 2,
5
критическое давление га
а" 50,
зов — по кривой рис. 12. 3.
Критическое давление не
фтяных фракций опреде
«§ Щ
ляется формулой

Ik

п

2,

^кр

(12.6)

|

35

|

30
25\
% 20
30

I

где Лф- • критическое да
40 50 60 70 80 90 ЮО 110
вление;
Укр — критическая тем
Молекулярный
бес
пература;
Рис. 12. 3. График зависимости критического
М — молекулярный
давления газа от молекулярного веса.
вес фракции;
к — коэффициент, "зависящий от характера фракции.
Для светлых нефтепродуктов прямой перегонки к = 6,3 -f- 6,4,
для крекинг-керосина и флегмы к = 6,8 -f- 7,0. При вычислении
фугитивности паров и жидкости откладывают значение приведеи264

ного давления (см. рис. 12. 1) и восстанавливают перпендикуляр
до пересечения с кривой, соответствующей значению приведенной
температуры.
Из точки пересечения опускают
перпендикуляр
к оси f/p.
Пример 12. 1. Определить фугитивность паров и жидкости для газов терми
ческого крекинга и автомобильного бензина, отходящих с верха колонны, если
температура верха колонны t = 190° С, давление в ней п = 6 am, критическая
температура бензина ^ = 220° С, критическая температура крекинггаза
р

= 100° С, критическое давление бензина jo^ = 37 am, критическое давле
p

ние крекинггаза  р £ = 44 am, давление насыщенных бензиновых паров при
р

190° С р = 3 am, давление насыщенных паров крекинггаза р
Р е ш е н и е . Критическая температура бензина
6

т

% = 'кр +

=

2 7 3

+

2 2 0

2 7 3

=

4 9 3

°

К

г

= 90 am.

•

Температура системы
Т =

t + 273 = 190 + 273 = 463° К.

Приведенная температура бензина ,
у

в

пр

т

4 9

з

кр

х

Приведенное давление бензина
^р= +

=

^

= 0,081.

^кр

По кривой рис. 12. 1 для значений 7^ = 0,94 и р% = 0,08Г находим, что
коэффициент активности жидкости (бензина)

Р

откуда фугитивность жидкого бензина
/ б : = у р = = 0,973 = 2,91 am.
б

Критическая температура
г

крекинггаза

к =*£ +
Р

Р

2

7

3

=

1

0

0

+

2

7

3

=

3

7

3

0

к

•

Приведенная температура крекинггаза

i

n

_ Т _
P  ^ F  
кр

463
373 ~

1 , 2 4

*

Приведенное давление крекинггаза
Р

г

90

пкр
265

По кривой рис. 12. 1 для значений 7 ^ = 1,24 и р р = 2,05
коэффициент активности крекинггаза в жидком состоянии
П

Y = =

A.

=

0

> 6 8

находим,

что

,

откуда
/p = YP = 0 , 6 8  9 0 = 61 am.
Приведенное давление бензина относительно давления в системе

^ = = ^  = 4 = 0,162.
По кривой рис. 12. 1 для значений 7 ^ = 0,94 и л £ = 0,162 находим коэф
фициент активности
р

/

р

б

У =  ^  = 0,92,
Л

откуда
/£ = ул = 0,92 6 = 5,52 am.
Приведенное давление крекинггаза по отношению к давлению в системе
г

<Р =

я
6
 ^ = 4 4

=

(

Ш

6



^кр

По кривой рис. 12.1 для значений
активности
Y

=A

л

1

п р=
~

=

1,24 "и я""пр =
п п

0,136 коэффициент

0,97,

откуда
/г ^ Y r t ^ 0,976 = 5,82 am.'

Следует иметь в виду, что при расчетах, связанных с опре
делением температуры системы, состава фаз и др., пользуются вели
чиной константы фазового равновесия, которую можно определить
из уравнения (12. 3), преобразовав его следующим образом:
=

(12.7)

= к,

где к — константа фазового равновесия, или коэффициент распреде
ления, показывающий соотношение между мольными концентра
циями компонента в, паровой и жидкой фазах при данных темпера
туре и давлении.
Кроме того, значение констант фазового равновесия для ряда угле
водородов можно определять из графиков, таблиц й номограмм.
На рис. 12. 4 приведена номограмма для определения констант фа
зового равновесия углеводородов от метана (СН ) до wдекана
(0юН ).
4

22

266

Пример 12. 2. Определить константу фазового равновесия бензина и газа,
если молекулярный вес газа М = 40, молекулярный вес бензина MQ = 110.
Остальные данные для расчета взять из примера 12. 1.
Р е ш е н и е . Фугитивность жидкого бензина
= 2,91 am. Фугитивность
Г

паров бензина / ^ = 5,52 am.
По формуле (12. 7) константа фазового равновесия
*

4

б =

„ 2,91
7 Г - 5 ^ 2 я

=

0

'

5 3

-

J

Фугитивность крекинг-газа в жидком состоянии
газа в парах /

я

= 61 am. Фугитивность

= 5,82 am. Тогда
ь

l

f

f

6,61
5,82

= 10,5.

Определим значения констант фазового равновесия для бензина и газа,
пользуясь приведенной на рис. 12. 4 номограммой, полагая, что бензин моле
кулярного веса MQ = 110 соответствует октану ( М
= 1 1 4 ) , а газ — пропи
лену ( М
= 42).
По номограмме рис. 12. 4 константы фазового равновесия при t = 190° С
и л = 6 am равны: для нормального октана к = 0,7; для пропилена /%р ==
= и,о.
.
О К

п р

ок

При расчете этими двумя методами констант фазового равновесия
расхождение особенно значительно в случае приравнивания широ
кой фракции бензина индивидуальному углеводороду. Для более
узкой фракции расхождение невелико, поэтому при определении
константы фазового равновесия узких фракций небольшого молеку
лярного веса предпочтительно пользоваться графическим методом.
Применение констант фазового равновесия будет рассмотрено
ниже при расчете стабилизационной колонны.
При расчете стабилизационных колонн
1 Расчет
необходимо определить условия (темперастабилизационной
УРУ
Давление), при которых из нестаколонны
бильных нефтепродуктов, например газо
вого бензина, бензина термического крекинга
и др., в процессе стабилизации будут удаляться углеводородные *
газы, недопустимо повышающие, давление насыщенных паров дан
ных нефтепродуктов.
Температура низа стабилизационных колонн определяется мето
дом подбора из условия, что сумма ( 2 ) произведений мольных
концентраций компонентов на их константы фазового равновесия
должна быть равна единице, т. е.
Т

и

2 * ' А = 1,

(12.8)

где х' — мольная концентрация компонентов в жидкой фазе.
Это же уравнение может быть использовано и для определения
давления насыщенных паров жидкости в сборнике
холодного
267

орошения, куда направляются пары ректификата (верхнего продукта
стабилизационной колонны) после их конденсации.
Для определения температуры низа стабилизационной колонны
необходимо предварительно задаться давлением в колонне и при этом
давлении и предполагаемой температуре по номограмме рис. 12. 4
определить константы фазового равновесия. Подстановка их в фор
мулу S x'k~i
должна дать тождество, в противном случае надо
задаться другим значением температуры.
Следует отметить, что давление в сборнике холодного орошения
предопределено давлением в колонне и должно быть несколько
меньше из-за потери давления при прохоящении потока паров ректи
фиката и орошения через шлемовую трубу и холодильник-конденсатор.
Величина потери давления обычно колеблется в пределах 0,3—
0,6 am.
Температура верха ректификационной колонны при отсутствии
конденсации верхнего продукта определяется также методом под
бора по формуле

2-т- '

<

=1

1 2

- )
9

где у' — мольная концентрация компонентов в паровой фазе.
Для определения температуры верха стабилизационной колонны
также необходимо задаться температурой, и при подобранной темпе
ратуре и известном давлении по номограмме рис. 12. 4 определить
константы фазового равновесия; если при подстановке их в уравне
ние (12. 9) результат будет равен единице, то температура выбрана
правильно, в противном случае нужно задаться новым значением
температуры.
Пример 12. 3. В стабилизационную колонну поступает 40 ООО кг/ч нестабиль
ного бензина, состав которого приведен в табл. 12. 2 (столбцы 4, 5, 6). Соста
вить материальный баланс стабилизационной колонны, если давление насыщен
ного пара стабильного бензина при 38° С равно 500 мм рт. ст., или я; = ^
=
= 0,68 am.
Р е ш е н и е . В состав стабильного бензина входят углеводороды .о т пен
танов и выше и некоторое количество нормального бутана (п-С*). Обозначим
через т число молей нормального бутана, тогда состав стабильного мотобензина
будет
т+ *-С + п-С + С +
ч

б

в

ь

или
т + 0,0674 + 0,0504 + 0,6920 = т + 0,8098.
' По закону Рауля парциальное давление компонента в жидкой смеси равно
произведению давления насыщенных паров чистого компонента на его мольную
концентрацию. Давление насыщенных паров (по графикам) при 38° С соответст
венно равно: для нормального бутана ^ _ = 4,20 am, изопентана Р^ =1,60
am,
нормального пентана Р _
= 1,22 am, тексана + высшие Р
= 0,50 am.
Давление насыщенных паров жидкой смеси (стабильного бензина) опреде
лим по закону Рауля
П

п

268

С б

Сь

С 4

С б +

давление,

I

• к -I

1

Л

S

Со 00

am

>\

сл

N3

4S

^

и
to

Метан

Я

рэ
3=)
»
О

я

к(

о

11зо5утан
И "Бутан
Ызопентан
н -Пентан

Н-Декан

н- Гзксан
Н"Гептан
И -Октан

Й

о
о
о

Температура,°С

3=4
] I I I I I | I I I I | 1 И

I | 1 I 1 1 | I I ПТТ1

М11
П |

, ищи щи, I| I мм . м I I |мп[тптттт^

,

mTTTmTTT

IM

I

I

4s

I

СП

'

'

_

со

^

со

Оэ
СЛ

"к

-tN
СЬ

tb f>
41 0D
Гг, ^3
(П
О) ^

CJ1
Q

Q

U

Q

О
О

Т А Б Л И Ц А 12. 2

Материальный баланс стабилизационной колонны
Получается при стабилизации

Поступает в колонну]
нестабильный .бензин

стабильный бензин

верхний продукт
(ректификат)

Компоненты
пг/ч

к $ и

моль/ч\

моль/ч\

ЛИЯ
6 Й д

пг/ч

О О ей

пг/ч

моль/ч

Р О Й

£ К ft

3,34
9,53
18,20
21,40
8,63
0,0104 13,75
0,0825
0,0618
0,8453

100
400
800
1200
500
797

0,0447
0,1271
0,2430'
0,2860*
0,1152
0,1840

40 000 411,95 1,0000 337,10 36 203 1,0000 74,85

3797

1,0000

3,34 0,0081
30| 100
400
9,53 0,0231
42
800 18,20 0,0442
44
56 1 200 21,40 0,0520
58
500
8,63 0,0208
58 1000 17,25' 0,04201 3,50
203
72 2 000 27,80 0,0674| 27,80 2 000
72 1500 20,80 0,0504 20,80 1500
114 32 500 285,00 0,6920! 285,00 32 500

Всего

12

11

10

Этан
Пропилен
Пропан
Бутилены
Изобутан
нБ у тан
Изопентан
wПентан
Гексан +
высшие

3§i
О О 03

S K A

где Р| и x — соответственно давление насыщенных паров и мольная концен
трация отдельных компонентов, составляющих смесь.
i

п-С,

Р

т

m + 0,8098

1

m + 0,8098

'

m + 0,8098

1

^08 + ^06 +
m + 0,8098

Л

'

Преобразуя уравнение и подставляя известные величины, получим
4 , 2 0 / » + 1,60 • 0,0674 + 1,22 • 0,0504 + 0,50 .'0,6920 == (т + 0,^8098) Л, откуда,
0,030
 = 0,0085 моля.
3,52
Расчет выполнен на 1 моль сырья, а так как сырья 411,95 моля, то в стабиль
ном бензине остается нормального бутана
411,95 . 0,0085 = 3,50 моля.
Материальный баланс стабилизационной колонны приведен в табл. 12. 2,.
где в столбцах 7, 8 и 9 показан состав стабильного бензина, а в итоге столбца 8*
его вес. В столбцах 10, 11 и 12 приведен состав паров, уходящих с верха к о 
лонны.
Молекулярный вес верхнего продукта (ректификата)

Пример 12. 4. Определить температуру верха стабилизационной колонны,
если давление в ней л = 8,9 am. Состав паров, уходящих из колонны, взять из
примера 12. 3 (табл. 12. 2, столбец 12).
269:'

Решение.
Для решения примера воспользуемся формулой (12. 9),
по которой необходимо подобрать температуру, чтобы было выполнено условие
2^=1.
к
По графику рис. 12. 4 при температуре t = 52i° С и давлении я = 8,9 am
находим константы фазового равновесия компонентов и при подстановке в фор
мулу имеем
у'
( Ш 4 7 , 0,1271
0,2430
0,2860
0,1152
0,1840
к
5,00
2,10
1,85
0,76
0,86
0,64
= 0,009+0,060 + 0,131 + 0,378 + 0,134 + 0,288 = 1,000.

2

+

+

+

+

Так как 2 у- = 1, то, следовательно, температура верха стабилизационной
к
колонны выбрана правильно.
Пример 12. 5. В сборник холодного орошения поступают полностью скон
денсированные пары из стабилизационной колонны (пример 12. 3). Определить
давление в сборнике орошения, если температура в нем t = 33° С.
Р е ш е н и е . В данном случае мольные концентрации компонентов в парах
стабилизационной колонны и мольные концентрации компонентов в сборнике
холодного орошения равны, т. е. у' = х'. Для решения используем формулу
(12. 8). Поскольку давление на верху стабилизационной колонны я == 8,9 am,
принимаем давление в сборнике орошения л; = 8,4 am. По графику рис. 12. 4
при я = 8,4 am я t = 33° С находим константы фазового равновесия компонен
т о в . Подставив найденные значения констант фазового равновесия в формулу
(12. 8), получим
2 х'к = 0,0447 • 4,05 + 0,1271 . 1,55 + 0,2430 • 1,38 + 0,2860 . 0,50 +
+ 0,1152 • 0,59 + 0,1840 • 0,42 = 0,955
1,0,
-т. е. давление я = 8,4 am выбрано правильно.
Пример 12. 6. Определить скорость паров над верхней тарелкой стабилиза
ционной колонны , если диаметр последней D = 2,0 м. Количество паров, их
состав и молекулярный вес, температуру и давление взять из примеров 12. 3,
12. 4 и 12. 5. Кратность орошения в колонне равна четырем.
Р е ш е н и е . Так как. температура острого орошения 33° С (см. пример
12. 5) незначительно отличается от температуры под верхней тарелкой ~ 5 2 ° С,
то следует ожидать, что разница в. весах паров под и над тарелкой невелика,
поэтому при расчете можно не учитывать горячее жидкое орошение, стекающее
с верхней тарелки, а количество паров можно принять равным сумме паров рек
тификата и подаваемого в колонну острого орошения.
Секундный объем паров V, проходящих над верхней тарелкой, определим
по формуле (9. 47)
5

т /
V

тде G —
t —
М р —
я —
С

_

23,1 G ( * + 273) . 1
М 3600-273 " 1 Г

в/
*

М / С е К

с р

общее количество паров в кг/ч;
температура паров в °С;
средний молекулярный вес паров;
абсолютное давление в колонне в am (кГ/см ).
2

У

-

г

23,1-5-3797 (52 + 273)
1
50,8-3600.273
* 8,9

/
_

0

'

3

2

1

Свободное сечение над верхней тарелкой колонны
4

4 '

Скорость паров над верхней тарелкой колонны
V
0 321
w= — =
''
=0,102 м/сек.
Ь
3,14
270

*

При
абсорбционно-ректификационном
° Д разделения углеводородные газы абсорбируются (поглощаются) жидким абсорбейтом, из которого выделяются в дальней
шем путем десорбции (отпарки) водяным па
ром. Выделившиеся при десорбции газы разделяют в ректифика
ционных колоннах на отдельные фракции или компоненты. В неко
торых случаях разделение на фракции проводят непосредственно из
насыщенного абсорбента без предварительного процесса десорбции.
При переработке газов с небольшим содержанием легких углево
дородов (метан, этан, этилен) целесообразно процесс абсорбции —
десорбции проводить в одном аппарате — фракционирующем абсор
бере, в этом случае верхняя часть аппарата является абсорбером,
нижняя — отпарной колонной.
Процесс абсорбции обычно протекает при сравнительно низкой
температуре (30—40° С) й высоком давлении (10—15 am), причем
для того, чтобы происходил процесс поглощения углводородов из
газа абсорбентом, необходимо, чтобы парциальное давление извле
каемого компонента в газовой смеси было выше, чем в жидком аб
сорбенте.
В качестве абсорбента рекомендуется применять жидкости, об
ладающие сравнительно низким молекулярным весом и достаточно
высокой плотностью. Явление абсорбции сопровождается выделением
тепла, количество которого принимают равным скрытой теплоте ис
парения (конденсации) абсорбированных углеводородов.
В противоположность процессу абсорбции процесс десорбции
проводят при умеренно повышенных температурах (160—180° С)
и пониженном давлении (5—8 am), причем для того, чтобы происхо
дил процесс десорбции углеводородов из. насыщенного абсорбента,
необходимо, чтобы парциальное давление извлекаемого компонента
в газовой фазе было ниже, чем в жидкой фазе. Для этого в качестве
десорбирующего агента применяют водяной пар.
Число тарелок в абсорбере, достаточное для обеспечения приня
той степени излечения, обычно не превышает 12—16.'Число таре
лок в ректификационных колоннах для разделения газов достигает
40—50 и более, так как разность температур кипения разделяемых
фракций или компонентов невелика и для их четкого разделения тре
буется значительное число тарелок (контактов). Скорость газового
потока в абсорбере и газофракционирующих колоннах, работающих
под давлением, колеблется в пределах 0,1—0,5 м!сек.
При расчете процесса абсорбции необходимо установить коэффи
циент извлечения компонентов газа абсорбентом. Коэффициентом
извлечения ф называется отношение числа молей данного компонента,
извлеченного в абсорбере, к числу его молей в исходном (жир
ном) газе. Коэффициент извлечения при заданном режиме абсорб
ции зависит от физико-химических свойств и количества извлекаемых
компонентов, а также количества и качества подаваемого абсор
бента. Повышение давления в абсорбере и увеличение количества
2. Расчет процессов
абсорбции
и десорбции

м е т

е

271

абсорбента способствуют повышению коэффициента извлечения.
Однако подача большого количества тощего абсорбента вызывает уве
личение эксплуатационных расходов, поэтому при расчете абсорбера
необходимо исходить из максимально возможного извлечения при
оптимальном расходе абсорбента.
Количественное соотношение между подаваемым на абсорбцию
тощим абсорбентом и жирным (сырым) газом выражается уравнением
(12.10)

А= - ^ ,

тде А — фактор абсорбции данного компонента, равный отношению
числа молей тощего абсорбента к произведению константы
равновесия на число
молей сырого (жирного)
газа;
L — количество тощего аб
сорбента в молъ/ч;
к — константа равновесия
данного
компонента
(см. рис. 12. 4);
G — количество сырого газа
в

молъ/ч.

Отношение L/G = L опреде
QM 0,8 17 IB 20 2fi
ляет удельный расход абсор
Фактор
абсорбции
А
бента, тогда из формулы (12. 10)
Рис. 12. 5. График зависимости между следует
числом теоретических тарелок абсорбе
L = Ак,
(12.11)
ра, коэффициентом извлечения ф и фак
где
L
—
удельный
расход
аб
тором абсорбции.
сорбента в молъ/молъ.
Если в уравнении (12. 10) отношение Ы G заменить на L , то фор
мула примет вид
0

0

0

0

(12.12)
На рис. 12. 5 представлен график Кремсера, дающий зависимость
между фактором абсорбции А, коэффициентом извлечения ср и чи
слом тарелок в абсорбере.
При расчете процесса абсорбции для наиболее летучего из извле
каемых компонентов, обычно для пропана или бутана, задаются коэф
фициентом извлечения ф и по величине ф и принятому числу та
релок в абсорбере по графику рис. 12. 5 определяют фактор абсорб
ции этого компонента. Зная температуру и давление в абсорбере,
определяют для выбранного компонента константу фазового равно
весия и находят затем по формуле (12. 11) удельный расход абсор
бента,, величина которого при данных условиях постоянна.
Определив константы фазового равновесия всех остальных компо
нентов газа, вычисляют далее по формуле (12. 12) факторы абсорб272

ции для каждого из них, а затем по графику рис. 12. 5 коэффициенты
извлечения. На основании полученных данных составляется мате
риальный баланс процесса абсорбции.
Процесс десорбции поглощённых компонентов из насыщенного
(жирного) абсорбента рассчитывается также с применением графика
Кремсера (рис. 12. 5).
Удельный расход десорбирующего агента (водяного пара) опре
деляется при помощи расчетного уравнения десорбции
S = ^ -

9

.

(12.13)

где S — фактор десорбции;
G' — количество десорбирующего агента в молъ/ч;
U — количество насыщенного абсорбента в молъ/ч.
Удельный расход десорбирующего агента
(12.14)

L =-jr,
0

а при подстановке в уравнение (12. 13) фактор десорбции выражается
равенством
(12.15)

S = L' k.
0

При расчете процесса десорбции задаются коэффициентом извле
чения наименее летучего из извлекаемых компонентов, обычно пентана, принимая ф = 0,99.
График рис. 12. 5 составлен дли расчета процессов абсорбции
тощих углеводородных газов, исходя из положения^ что паровые
потоки по высоте колонны не претерпевают больших количественных
изменений.
При расчете процесса абсорбции жирных газов это условие нару
шается, однако для укрупненных расчетов можно без больших оши
бок пользоваться указанным графиком.
Пример 12. 7. Рассчитать процесс абсорбции газов термического крекинга,
если в абсорбер поступает 7 —6000 м /ч газа следующего состава (в % объемн.):
метана — 40, этана—12, этилена — 5, пропана — 17, пропилена — 8, изобута
на — 5, н-бутана — 6, изопентана — 4, w-пентана — 1, гексана — 2. Температу
ра жирного (сырого) газа и абсорбента на входе в абсорбер t = 35° С, абсолют
ное давление л = 15 am. Плотность абсорбента Q = 875 кг/м , молекулярный
вес М = 130. Число тарелок в абсорбере 12. Коэффициент извлечения пропана
ф = 0,6. Диаметр абсорбера D = 1,0 м.
Р е ш е н и е . Так как 1 моль любого газа по закону Авогадро занимает
объем 22,4 м , то в абсорбер поступает
3

Н

3

3

G=

=

=

=

=

268 молъ/ч сырого газа.

Определим количество поступающих в абсорбер компонентов газа в молях
и килограммах. Так как для газовых компонентов объемные и мольные кон
центрации совпадают, то для определения веса компонентов в молях необходимо
мольную концентрацию умпожить на число молей сырья, например для метана
имеем
0,40 • 268 = 107 молъ/ч.
18

Заказ 1 7 0 5 .

273

При умножении числа молей каждого компонента на его молекулярный вес
получим вес компонента в килограммах. Весовой и мольный составы сырого
(исходного) газа приведены в табл. 12. 3 (столбцы 5 и 6).
Расчёт процесса абсорбции проводим в следующем порядке.
1. По графику рис. 12. 4 находим константы фазового равновесия компопентов сырого газа при температуре t = 35° С и давлении я = 15 ат (столбец 7).
2. Определяем факторы абсорбции компонентов. По заданному коэффициен
ту извлечения пропана ср = 0,60 и числу тарелок в абсорбере 12 по графику рис.
12. 5 находим фактор абсорбции пропана Аз = 0,60. По формуле (12. И ) опре
деляем удельный расход абсорбента L = Лз&з = 0,6 • 0,87 = 0,522 моля на
1 моль сырого газа. Затем по формуле (12. 12) определяем факторы абсорбции
'
.
0,522
всех остальных компонентов, например для метана A =
^ • = 0,045
и т. д. (см. столбец 8, табл. 12. 3\.
3. По известному фактору абсорбции и числу тарелок в абсорбере, пользу
ясь графиком рис. 12. 5, определяем коэффициенты извлечения ср каждого
компонента (столбец 9, табл. 12. 3). Вычисляем количество извлеченных молей
каждого компонента, умножая соответствующий коэффициент извлечения ср
на число молей данного компонента в сырье, так как по определению
0

x

число извлеченных молей
число молей в сырье
(столбец 10, табл. 12. 3).
Дальнейший расчет нетрудно уяснить из баланса по табл. 12. 3. Количе
ство поступающего в абсорбер тощего абсорбента
L = GL = 268 . 0,522 = 140 молъ/ч
0

или
g = 140 . 130 = 18 200 кг/ч, т. е. 18,2 т\ч.

Расход тощего абсорбента в ж

3

составит

Из табл. 12. 3 средний молекулярный вес сырого газа
- = - w =

M

извлеченного газа
м
М и з в л = =

3

-

3

5090
"99Ж

9

=

'

;

5 1

'

сухого газа
М

о

о

т

3997
- Ч б 8 Ж -

2

3

,

7

>

Скорость газового потока в верхней части абсорбера
V (273 + 1 ) 1
3600 • 273 • 0,785* • л

V
F

6000 (273 + 35) • 1
' 3600-273.0,785-15

'

'

'

Пример 12. 8. Определить расход водяного пара для десорбции насыщенного
абсорбента. Данные для расчета взять из примера 12. 7. Число тарелок в десорбере п = 8, средняя температура t = 170° С, среднее давление л = 7 am. К о 
эффициент извлечения пептана ср = 0,99..
* 0,785 м

2

274

— свободное сечение колонны (D =

1,0 м).

'

*8Р

№ п/п

O C O O O ^ J Q O t ^ C O

W
о

о

рэ
и

р»
и

н

CD
н
р

о

о

и

и

н
я

М

W
о
3
и

К
н
о

о

00 4J ' ч ] Ol СЛ
£>• to со ь^.
Й ^ Ю Г 0 0 0 0 0 К > Й ^ 0 0 О О 5

о
о

о
о

IND

о
о

о о
о
OS ъ

({S

СЛ
СЛ
со
to

со
о
00

to

СО
•<J со

о
ъ

•IS*

СО 3
СО
^
СЛ •<!

о
о

to

СО

О

о'Ь

о

Ъ
о

оо

СО

to
о

со

О

О

Сл

s

О СО

ОЭ

^
о

о

00

00

СЛ
to
to

p o p
о
Ь
ь о
о со о СЛ
о СО Oi

СО

о
о

В

Фактор абсорбции

А

Коэффициент извле
чения ф

§
О

Р

о\
о
о
н
р
со
о
в

СЛ

О

н^
о

И

U

00

О

о

Константа равнове
сия при я = 15 am,
t = 3b° С

о о
СО СЛ

^
о

а
моль/ч

к*
о\

о

со

Н

мольная кон
центрация х'

СО
tO

со

о

о

Сл

3о

^3
О

*N

о
00
0^>

о
о

00

о
о

Молекулярный вес

м

to

о:

сл

о

СП

о
со
о

CD <1 rfs
СЭ
СЛ
СЛ о
о

'СО

О

I

I

I

!

1 1 1 1

О

Р
со
о

О

to
Сл

о
о

*N
СЛ
о

00

о

СО
СО

О

со

Ъ>

О

СЛ

•<!

3

1э

и

Р е ш е н и е . По графику рис. 12. 5, исходя из числа тарелок п = 8, и по
коэффициенту извлечения пентана ср = 0,99 определяем фактор десорбции.
£ = 1,3. Константа фазового равновесия пентана при t = 170° С и л = 7 am
к = 2,3.
Из примера 12. 7 имеем: количество тощего абсорбента L = 140,00 молъ/ч
<или g = 1820 кг/ч), количество извлекаемых
компонентов
газа
g' =
= 99,65 молъ/ч (или 5090 кг/ч), т. е. L' = 140,00 + 99,65 = 239,65 моль/ч.
Из уравнения (12. 13) количество десорбирующего агента
G' = 4 " L' = 4 4 " (

1 4 0

+

9 9

>

6 5

)

=

1 3 5

'

4

-и^ь/ч

или 135,4 • 18 = 2440 кг/ч (где 18 — молекулярный вес воды).
Удельный расход водяного пара по формуле (12. 14)
L' = jTT =
Q

23^К) ^

К 3

Н а

1

К 3

насыщенного абсорбента»

ГЛАВА

ПРОЧАЯ АППАРАТУРА
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИХ
УСТАНОВОК

"оыделение взвешенных твердых ча^ стиц (песок, глина) и капель воды
Ф
нефтепродуктов произво
дится путем отстаивания. Скорость
отстаивания может быть определена
по формуле Стокса

и

1 . Расчет отстойников
для нефти и нефтепродуктов
w

г

Д Q
q
d
v
g
е

4

m

~~
—
—
—
—

=

1
18

13

V

з

н е

т и

и

м

Q

/

с

е

К

,

у

.

*

1

m

(

1

3

Л

'

v

)

плотность взвешенных частиц в кг/м ;
плотность жидкости (среды) в кг/м ;
диаметр взвешенной частицы в м;
кинематическая вязкость жидкости (среды) в м /сек; ,
ускорение силы тяжести в м/сек .
3

3

2

2

Как следует из уравнения (13. 1), процесс отстаивания нужно
проводить, при повышенной температуре, так как при этом умень
шается вязкость среды v , увеличивается разность плотностей ( Q —
д ) , а следовательно, увеличивается и скорость отстаивания w. П о 
этому обычно нефть направляют в отстойники после предваритель
ного нагрева ее в теплообменных аппаратах..
Для предотвращения испарения нефти в аппарате отстаивание
должно происходить при повышенном давлении.
Для процесса отстаивания требуется определенное время, доста
точное для осаждения взвешенных частиц и капелек воды на дно
аппарата, и вместе с тем соответствующая скорость движения жидко
сти через отстойник, обусловливающая ламинарный режим потока.
Для обеспечения ламинарного режима в аппарате диаметр отстой
ника D (без перегородок) рассчитывается по формуле
4

ж

1

в—тт*
'
где V — расход нефтепродукта в м 1сек;
v — кинематическая вязкость нефтепродукта в м?/сек.

< ->
13

2

3

1 Отстойники с продольными перегородками предназначаются для устране
ния вихревого движения в аппарате. В эксплуатации они неудобны и не полу
чили распространения на заводах.
277

На старых нефтеперегонных установках нефть поступала в от
стойник после предварительного нагрева во всех теплообменниках
до температуры 160—170° С. Из графика рис. 3. 2 видно, например,
что при температурах 50—75° С величина вязкости резко снижается,
а при температурах 90—120° С и выше падение вязкости замедляется.
Дальнейшее повышение температуры дает лишь незначительное
уменьшение вязкости.
Из приведенных соображений следует, что благоприятные усло
вия обезвоживания нефти в отстойнике можно обеспечить уже при
температуре 90—110° С. Поэтому на современных установках от
стойники включаются в систему после части теплообменников, где
обеспечивается температура нефти порядка 90—110° С, а через
остальные теплообменники установки процускается уже обезвожен
ная нефть после отстойников. Такая схема более рациональна, так
как при этом в теплообменниках с наиболее высокими температу
рами проходит нефть с небольшим содержанием солей и грязи. Время
отстоя нефти в горизонтальных отстойниках колеблется от 30 до
90 мин.
Практические данные о работе ^отстойников приводятся
в табл. 13. 1.
ТАБЛИЦА 13. 1

Характеристика отстойников
Размеры отстойников
Установки

диа
метр,

м

Число
отстой
длина, объем, ников

Время и усло
вии отстоя

м

Атмосферная

2,0

10*7

»

1,96

9,7

2,59

10,67

у

34,0

2

29,4

4

56

2

35 мин,
г = 84° С,
р — 5 -г- 6 am
Т = 31 мин,
* = 120° С,
р = 6 -4- 8 am
t = 70~fч-90 мин,

Скорость
нефти, •

м/сек

Содержание
воды и грязи,
% йес.
до от
стоя

после
отстоя

0,00495

1,25

0,86

0,0052

0,80

0,40

0,01

0,95

0,52

т

t = 8Q +

-f-90°C,

Атмосферно-вакуумная

1,35

12,17

17,4

1

• То же

2,44

6,10

28,7

1

p=z Ю-f-11 am

T = 18-*-T- 25 мин,
*=150°C,
p — 13 4-14 am
T = 72 мин,
* = 58° С,
p — 8 -т- 9 am

0,0017

Рассмотрим типовой пример расчета отстойников для нефти.
Пример 1 3 . 1 . Рассчитать число и размеры (диаметр и длину) горизонталь
н ы х отстойников для установки производительностью 3 0 0 0 mjсу тки нефти.
Установка должна работать как на легкой бибиэйбатской нефти (Q|° = 0 , 8 7 5 ) ,
278

так и па смеси балахапской тяжелой с бинагадинской (р^° == 0,913). Кривые
вязкости данных нефтей приведены на рис. 3. 2, Температура предварительного
нагрева нефти в теплообменниках при работе на легкой нефти 160° С, при работе
на тяжелой нефти 175° С.
Р е ш е н и е . Из сообрая^ений, приведенных выше, для обеспечения работы
части теплообменников на обезвоженной нефти принимаем температуру в от
стойниках равной 100° С. Так как установка должна работать и на легкой и на
тяжелой нефти, то расчёт следует вести на нефть, для которой потребуются
максимальные размеры аппарата. До выяснения вопроса, для какой нефти по
требуются отстойники максимальных размеров, будем вести расчет параллельно
на обе нефти.
Определение секундного расхода нефти. Плотность нефти при 100° С опреде
ляем по рис. 3 . 1 . Для легкой нефти (Q|° = 0,875) Q = 820 кг/м ; для тяжелой
нефти (QJ° = 0,913) Qioo = '860 кг/м .
Секундные объемы нефтей:
для легкой
3

100

3

•
^

=

3 000000
24>3600-820
Л

=

Л

/

П
=

г

/

я /
Ш

2

4

"

/

т

г

;

• для тяжелой
.ОЛ404-•/««.
24 • 3600 • 86 J
Определение диаметра отстойника. Кинематические вязкости нефтей при
100° С согласно рис. 3. 2:
для легкой нефти
3

0

0

0

0

0

0

1

^юо = 0,0264 см /сек = 0,00000264 м /сек;
2

2

для тяжелой нефти
Vioo = 0,0652 см /сек = 0,00000652 м /сек.
2

2

Для перевода величины см /сек в м /сек необходимо первую величину раз-*
делить на 10 000, так как 1 м = 10 000 см .
Диаметр отстойника определяется по формуле (13. 2):
2

2

2

2

для легкой нефти
00*24
'
1 8 2 0 v ~ 1820-0,00000264
для тяжелой нефти
_
V
_
0,0404
1820V
1820-0,00000652
г

-

V

'

'

6

п

- ^

i

U

M

'

Из этого расчета видно, что для легкой нефти требуются аппараты ббльших
размеров, чем для тяжелой, поэтому дальнейший расчет следует вести на легкую
нефть. Кроме того, из расчета видно, что если установить один отстойник, то
диаметр его должен быть чрезвычайно большим — около 9 м. Поэтому число
отстойников принимаем равным 4 и включаем их в схему параллельно. При
этом потребуются отстойники диаметром
4•1820V

4•1820 • 0,U0000264 " '

;

Определение длины отстойника. Скорость движения нефти в отстойнике
V
.
w — —.=- м/сек.
'F
-

1

279

Имеем для одного отстойника:
V=

( J ? Q

=0,0106 м /сек;

/{

/

4

3

4

4

F
0,0106
,
/
w — — — ——— = 0,00279 ж/сек = 2,8 мм/сек^^
Л Л Л 0

П

O

Q

Приняв на основании практических данных время отстоя в отстойниках
х = 60 мин (3600 сек), определим длину их из уравнения
(13.3)

S = шх,
где S — длина отстойника в м;
w — скорость движения нефти в отстойнике в м/сек;
х — время пребывания нефти в отстойнике в сек.
Подставив известные величины w и х, получим
•S =
х = 0,00279 . 3600 = 10 м.
w

Итак, для данной установки требуется четыре отстойника диаметром 2,2 м
и длиной 10 м каждый.

Расчет водоотделителей рассмотрим на конкретном примере.

Пример 13. 2- Рассчитать водоотделитель, служащий одновременно промежуточной емкостью для бензина, идущего на орошение колонны (рис. 13. 1).
В водоотделитель поступает смесь, состоящая из
12 000 кг/ч бензина плотностью Q|° = 0,750 и воды
в количестве 800 кг/ч, температура смеси 35° С.
Р е ш е н и е , а) Определим секундный объем смеси. Плотность воды при
нимаем равной 1, т. е. 1000 кг/м , а плотность бензина при 35° С находим по
рис. 3. 1
р
* А а счет
^
водоотделителей
п

3

Q

= 0,740 г/см = 740 кг/м .
3

3

Секундный объем смеси
12 000
8000
740
1000
\
=
збоб
+

7

=

3

16,22 + 8
~ШГ

.
=

0

'

л

_ „

0 0 6 7 5

.
"*'"*3

б) Скорости в водоотделителе принимаются из практических данных в пре
делах w = 3 -т- 5 мм/сек = 0,003 -4- 0,005 м/сек. Приняв скорость в водоотдели
теле 0,003 м/сек, находим необходимое сечение аппарата
2,25-..
0,003

w

Этому сечению соответствует расчетный диаметр водоотделителя D =
= 1,69 м. Принимаем D = 1,70 м. Практически сечение водоотделителя
у

=

з

я ^
4

а

3,14.1.70»
4

^

Определение высоты водоотделителя. Рабочую высоту водоотделителя рас
считывав м, исходя из времени пребывания, необходимого и достаточного для
полного разделения смеси в аппарате. Из практических данных полное разделе
ние смеси воды и бензина протекает в течение 15—20 мин. Приняв время пребы
вания смеси в вод ютделителе 20 мин и скорость w = 0,003 м/сек, найдем рабо
чую высоту водоотделителя (см. рис. 13. 1)
h=
p

280

wt = 0,003

20 - 6 0 = 3,6 м.

Высота водяной «подушки» для устранения потерь бензина с отходящей
водой принимается h = 0 , 4 - ь 0,6 м = 0,5 м.
Расстояние от днища аппарата до оси водоотводящей трубы h = 0,3 ж,
высота парового пространства аппарата h = 0>8 м. Общая высота аппарата со
ставит
B

M

n

Я

о б щ

= Ар + А + Лм +
в

hn = 3,6 + 0,5 + 0,3 + 0,8 = 5,2 м.

Определение высоты стояка водоотводящей трубы. Высоту стояка водоот
водящей трубы (см. рис. 13. 1) обычно рассчитывают, исходя из условия равно
весия слоя чистой воды в стояке и суммы слоев бензина плюс воды в аппарате.
Формула для определения вы
соты стояка водоотводящей трубы
h =

h

v

(13.4)

^ - + h,
QB
B

где Ар — рабочая высота водоотде
лителя в м;
h — высота водяной «подушки»
в м;
Qn— плотность продукта в кг/м ;
Q —плотность воды в кг/м .
B

3

3

B

Подставив известные величины
из предыдущего.расчета в -формулу
(13. 4 ) , получим
А = 3,6 . 0 , 7 4 + 0,5 = 2,66

+

+ 0,5 = 3,16 м.

Так как практически уровни
в аппарате могут несколько к о 
лебаться, то в ряде случаев (при повышении давления в аппарате)
возможна большая утечка бензина в канализацию. Для предупре
ждения утечки на водоотводящем стояке устанавливается задвижка,
которой вручную регулируется отвод^воды и, следовательно, уровни
внутри аппарата.
Для автоматического регулирования уровня водяной «подушки»
водоотделители оборудованы специальными регуляторами уровня.
Газы отделяют от бензина в газосепарао р
торах. Для отделения капель бензина от газа
"асчет
р
р
предусматривается:
газосепаратора
^ резкое снижение скорости движения
смеси, при которой газ выделяется и не увле
кает с собой- частиц жидкости;
2) изменение направления движения, в результате чего более
тяжелые частицы жидкости отделяются от газа и оседают в газо
сепараторе. Оптимальная скорость газа в газосепараторе 0,1 —
0,15 м/сек.
в

с е п а

а т 0

а х

Пример 13. 3. Объем газа, поступающего в газосепаратор, V = 0,28 м /сеп.
Диаметр сепаратора D = 1,8 м. Определить скорость газового потока в сепара
торе.
3

281

Решение,

а) Поперечное сечение сепаратора

б) Скорость газового потока в сепараторе
V
F

0,28
= 0,11 м/сек.
2,54

Li расчетами основной типовой аппара
туры
вакуумной
установки — печей, к о 
лонны, теплообменников и холодильников —
мы уже ознакомились выше. В настоящем
разделе остановимся на расчетах вакуумсоздающей аппаратуры.
Вакуум создается в аппаратуре обычно комбинированно — путем
конденсации водяных и углеводородных паров, отходящих с верха
колонны в конденсатор, и непрерыв
Несконденсироданные
ного отсоса
газов и неконденсиру
газы
ющихся паров из конденсатора.
Вода
н эжекторам
Конденсация
паров,
отходящих
=1
с верха колонны, осуществляется преи
Пары и газы
мущественно в конденсаторах смешения.
Эти конденсаторы снабжены барометри
из КОЛОННЫ
ческой трубой высотой не менее 10 м
для стока конденсата и охлаждающей;
воды ж называются барометрическими.
Барометрические конденсаторы бывают
прямоточные и противоточные. На не
фтеперерабатывающих заводах в основ
ном применяются противоточные ба
рометрические конденсаторы, так как
они имеют ряд преимуществ перед пря
моточными, а именно: более полно
lit
происходит процесс конденсации и по
этому объем паров и газов, отсасывае
мых из конденсатора, уменьшается; тем
пература отсасываемых газов ниже
Рис. 13. 2. Схема барометри
температуры отходящей воды; меньше
ческого конденсатора.
расход воды.
Схема барометрического конденсатора приведена на рис. 13. 2.
Пары поступают в нижнюю часть конденсатора и поднимаются вверх
навстречу стекающей в виде капель или пленок охлаждающей воде.
Образовавшийся конденсат вместе с охлаждающей водой автомати
чески удаляется через барометрическую трубу в барометрический
колодец. Воздух и неконденсирующиеся газы собираются в верхней
части конденсатора, откуда они отсасываются вакуум-насосами или
эжекторами.
Остаточное (т. е. абсолютное) давление в барометрическом кон
денсаторе зависит от температуры конденсата и отходящей воды и
4. Расчет
барометрических
конденсаторов

282 ~

не может быть ниже давления насыщенного водяного пара при дай
ной температуре. Так как в конденсатор вместе с паром и охлажда• ющей водой поступают неконденсирующиеся газы разложения и
воздух, то остаточное давление в конденсаторе складывается из давле
ния паров воды, неконденсирующихся газов и воздуха. Следова
тельно, вакуум в барометрическом конденсаторе лимитируется тем
пературой воды, отходящей из аппарата. Чем ниже остаточное
давление на верху колонны, тем ниже должна быть температура
воды, отходящей из барометрического конденсатора.
На графике (рис. J3. 3) показана зависимость между темпера
турой воды, отходящей из барометрического конденсатора, и мини60 г

Абсолютное
Рис. 13. 3.

дабление.мм

Зависимость давления
отходящей воды.

от

рт.сгп
температуры

мально возможным остаточным давлением на верху колонны (график
не учитывает потерь напора в шлемовых трубах и в конденсаторе).
На некоторых установках к вакуумсоздающей аппаратуре отно
сится, кроме того, предварительный эя^ектор, включаемый в систему
до барометрического конденсатора и предназначенный для нагнета
ния паров и газов из колонны в барометрический конденсатор. Такая
вакуумсоздающая аппаратура называется трехступенчатой: первая
ступень — предварительный эжектор, вторая — барометрический
конденсатор и третья — вакуум-насос или пароструйные эжекторы.
В этом случае вакуум на верху колонны практически не зависит от
температуры отходящей из барометрического конденсатора .воды.
Пример 13. 4. Исходные данные: производительность вакуумной установки
1200 т/сутки мазута; расход водяного пара, поступающего в колонну, 6% от
сырья; начальная температура охлаждающей воды 25° С. Температура смеси
паров и газов, поступающих в барометрический конденсатор, 90° С; абсолютное
давление в конденсаторе 50 мм рт. ст.
Определить:
1) расход охлаждающей воды;
2) высоту барометрической трубы (см. рис. 13. 2);
3) диаметр барометрического конденсатора;
4) производительность вакуум-насоса, или отсасывающих эжекторов.
283

Р е ш е н и е , а) Определим количество водяных паров, подлежащих кон
денсации в барометрическом конденсаторе. Производительность установки по
сырью равна
— 50 /ч, или 50 000 кг/ч.
т

Расход пара, поступающего в колонну (6% отл^ырья):
2 . =  ^ 50 000 = 3000 кг/ч^^~
В

П

= 166,5 кмолъ Ы,

где 18 — молекулярный вес водяного пара.
Кроме водяных паров, в конденсатор смешения поступают неконденсирую
щиеся (перманентные) газы, количество которых принимается из опыта работы
вакуумных установок — 0 , 1 % от сырья, что составит
01
50
G . г =  щ  • 50 000 = 50 к/гч = — = 1,72 кмолъ/ч
n

(молекулярный вес перманентных газов принят, как и для воздуха, равным 29).
Вместе с газами в конденсатор поступает воздух, проникающий в аппара
туру, находящуюся под вакуумом, через неплотности соединений; количество
воздуха по практическим данным составляет 0,4% от веса водяного пара, посту
пающего в колрнну:
£возд =  щ  3000 = 12 кг/ч, или Ц = 0,42 кмолъ/ч.
Таким образом, всего в барометрический конденсатор поступает
166,5 + 1,72 + 0,42 = 168,64 кмолъ/ч.
Зная общее число килограмммолекул, поступающих в конденсатор, не
трудно определить молекулярный срстав этой смеси паров и газов.
Молекулярная копцентрация водяных^ паров

Молекулярпая концентрация газов

Парциальное давление водяных паров
Рв. п = я г/' = 50 • 0,987 = 49,35 мм рт. ст.
Парциальное давление газов
р

Г

= 50 • 0,013 = 0,65 мм рт. ст.

Из паровых таблиц следует, что давление водяных паров 49,35 мм рт. ст.
соответствует температуре t = 38° С. Допустив запас 5° С, примем температуру
отходящей воды равной 33° С.
Расход воды, подаваемой в противоточный барометрический конденсатор,
определяется по формуле
ZB. и (Я — ct ) + бтаз ' 0>5 (h~U)
2

N

в

-

где ti — температура поступающей воды в °С;
* — температура отходящей воды в °С;
2

284

KS

'

(13

-

5)

t — температура поступающей смеси водяных паров и газов в °С;
г — температура газов, отсасываемых с верха барометрического конденса
тора, в °С ( i ^ i i °С);
с — теплоемкость воды, равная 1 ккал/кг • град;
q — количество тепла, содержащегося в 1 кг водяного пара, поступающего
в барометрический конденсатор, в ккал/кг;
z — количество водяных паров в кг/ч;
0,5 — теплоемкость газов в ккал/кг • град.
3

4

4

v

Первое слагаемое в числителе формулы (13. 5) представляет собой количество
тепла, которое необходимо отнять от поступающих в барометрический копден
сатор паров воды, чтобы сконденсировать и охладить их до температуры t%;
второе слагаемое — количество тепла, которое необходимо отнять от газов (газы
разложения и воздух), чтобы охладить их до температуры £4 ~ h. Для вычис
ления по формуле (13. 5) необходимого количества охлаждающей воды, подавае
мой в барометрический конденсатор, нам уже известны все величины, за исклю
чением q —• количества тепла, содержащегося в 1 кг водяного пара.
Выше мы вычислили, что парциальное давление водяных паров, поступаю
щих в барометрический конденсатор,,равно 49,35 мм рт. ст. ж соответствующая
этому давлению температура t = 38° С. Так как пары поступают в барометри
ческий конденсатор при температуре 90° С, следовательно, они перегреты на
90—38 = 52° С. Обратившись к паровым таблицам, найдем, что теплосодержа
ние 1 кг водяного пара при t = 38° С равно 613,9 ккал/кг, кроме того, тепло
перегрева от 38 до 90° С составляет 0,47 (90—38) ккал/кг, следовательно:
q = 613,9 + 0,47 (90 — 38) = 638,3 ккал/кг
<0,47 — удельная теплоемкость перегретого пара при данном давлении).
Подставив известные, величины в формулу (13. 5), определим расход воды
в барометрическом конденсаторе
D

В =

3000 ( 6 3 8 , 3  3 3 ) + 620,5 ( 9 0  2 5 )
^
,
—
 = 227 000 кг/ч, или 227 м /ч.
оо — Zo
0 0

Л Л Л

0 0 7

3 /
в

б) Высота барометрической трубы определяется по формуле
Я = 10,33

+h + 0,5 м,

(13. 6)

где b — вакуум в конденсаторе, равный 760—50 = 710 мм рт. ст.;
h — необходимый напор для преодоления сопротивлений и сообщения от
ходящей воде требуемой скорости движения, обычно h = 0,7 ч1,0 м;
0,5 — коэффициент запаса для устранения возможности залива водой паро
вого штуцера барометрического конденсатора при. колебаниях давле
ния атмосферы.
710
Я = 1 0 , 3 3 + 1,0 + 0,5 = 9,68 + 1,0 + 0,5 = 11,18 = 11,2 м.
7о0
в) Диаметр барометрического копдеисатора определяем, исходя из допусти
мой скорости движения паров и газов в нем, которая принимается равной
35—50 м/сек; при этом производительность конденсатора принимаем в 1,5
раза больше фактической или проектной.
Секундный объем смеси паров и газов, поступающих в конденсатор, опре
делим по уравнению (8. 27)
V
оол (273ht)
760 /Сгаз . *„• п\ ,
'
273
'3600л: ( М + 18 j
/ с с г

F

2 .
В

где л
t
п и £ аз
18
М
г

=

=

2

2

4

— абсолютное давление в аппарате в мм рт. ст.;
— температура поступающей смеси водяных паров и газов в °С;
— соответственно количество водяных паров и газов в кг/ч;
— молекулярный вес воды;
— молекулярный вес воздуха и газов разложения, равный 29.
285

Подставим в формулу известные величипы (z . = 3 0 0 0 кг/ч; G
B

.
V

~

2

2 2
2

A

. (279 + 90) 760 / 62
3000 \
273360050 ( 2 9 + 18 ) 

= 62 кг/ч

ra3

п

2

i

>

2

M

'

c

e

K



Если принять производительность конденсатора в 1,5 раза больше проект
ной, то секундный объем паров .
V

= 1,5 • 21,2 = 31,8 м /сек.
3

При скорости движения газов и паров в конденсаторе 40 м/сек необходимая,
площадь сечения
"
ч ю

F = ^
= 0,794^ ,
40
2

что соответствует диаметру конденсатора

/

~4Р~
3l4"

=

V

/~4 • 0 794
— = 1,01 м, или округленно D = l м.

• '
5. Определение
производительности
вакуумнаеоса или
эжекторов

Производительность
вакуумнасоса или
эжектора должна соответствовать
количе
ству поступающих в аппараты неконденси
рующихся газов и воздуха, проникающего
через неплотности соединений и выделяю
щегося из охлаждающей воды.'
В примере 13. 4 было вьгчислеио: количество воздуха, засасываемого через
неплотности аппаратуры, равно 12 кг/ч; количество газов разложения 50 кг/ч,
т. е. всего 12 + 50 = 62 кг/ч.
Продолжим этот пример. Остается вычислить количество воздуха, выделя
ющегося из охлаждающей воды.
По данным А. Г. Касаткина , 1 кг воды при 0° С и 760 мм рт. ст. содержит
в среднем около 2% (по объему) атмосферного воздуха, что соответствует содер
жанию 0,000025 кг воздуха на 1 кг воды (плотность воздуха ()возд — 1,25 кг/м ).
Следовательно, количество воздуха, выделяемого охлаждающей водой, составит
0,000025 . В = 0,000025 • 227 000 = 5,66 кг/ч.
1

3

Общее количество газов, которое необходимо откачать вакуумнасосом или
эжекторами:
&газ = 62 + 5,66 = 67,66 кг/ч.
Температура отсасываемых газов равна примерно температуре поступающей
воды, т. е. £ ^ h = 25° С.
Остаточное давление в конденсаторе равно 50 мм рт. ст. Парциальное
давление водяного пара при 25° С согласно паровой таблице равно р . =
= 23,8 мм рт. ст. Парциальное давление воздуха и газов разложения равно
4

в

Рвозд =

50—23,8 = 26,2 мм рт. ст.

п

Л

Объем воздуха и газов разложения, подлежащих отсасыванию, по уравне
нию (8. 27)
.
_ o o / 2 7 3 + *4, 760
С г а з _ , ( 2 7 3 + 25) 760 .67,66
Г
273
Т ^ д * ~М~ 
273
Ж 2 ~29~ ~
'
1650

или —— = 2 7 , 5 м /мин.
60
Соответственно этой производительности подбираются по каталогам заводов
изготовителей вакуумнасосы или пароструйные эжекторы.
F

V

2 п

1

1

А

2 2 / 1

О Г 7

1

6

5

0

М

1

3 /
3

А . Г. К а с а т к и н. Основные процессы и аппараты химической технологии. Г о с 
химиздат, 1959, стр. 362.
1

286

Испытание на герметичность вакуумной
колонны проводится следующим образом,
На барометрической трубе барометрического
конденсатора в нижней части устанавли
вают заглушку. Все задвижки на боковых
потоках в низу колонны и на входе сырья, водяного пара и орошения
в колонну закрывают и включают эжекторы или вакуум-насос. По
сле доведения остаточного давления в колонне до 35—40 мм рт. ст.
эжекторы или вакуум-насос выключают и перекрывают задвижками,
при этом ведутся наблюдения за изменением остаточного давления
(вакуума) в колонне.
6. Испытание
вакуумной колонны
на герметичность

Пример 1 3 . 5. При испытании вакуумной колонны на герметичность было
установлено, что падение вакуума за 1 ч составляет б мм рт. ст. Объем вакуум
ной колонны с барометрическим конденсатором V = 4 5 0 м . Температура воз
душной среды в колонне к концу испытания была 2 5 ° С. Требуется определить
количество засасываемого в колонну воздуха.
Р е ш е н и е . Известно; что газ способен проникать в пространство, зани
маемое другими газами, и развивать в нем такое давление (называемое парциаль
ным, или частичным), какое он имел бы, если бы один занимал объем всей смеси
при данной температуре. Общее давление смеси газа в аппарате равно сумме их
парциальных давлений.
Следовательно, если в конце испытания колонны на герметичность (через
1 ч) остаточное давление в ней увеличилось на 6 мм рт. ст., то это соответ
ствует парциальному давлению проникшего в колонну воздуха.
Объем воздуха, проникшего в колонну за время испытания (приведенного
к 0 ° С и давлению 7 6 0 мм рт. ст.), подсчитываем по формуле
3

•

V

° =

V

J W - I S T T

^ >

M

<

1 3

-

7 )

где V — объем вакуумной колонны, в м ;
Ар — падение вакуума в колонне за время испытания ( 1 ч) в мм рт. ст.;
t — температура воздуха в колонне в конце испытания в °С.
3

Подставив известные величины в формулу ( 1 3 . 7 ) , получим
у
У

°

- у

Р
760

А
V

=/50
273+ * "
2

7

3

4

5

6
0

760

,

2

7

3

=

273 + 25

3

2 5
мЧч
~ ^
'
М

'

4

Так как плотность воздуха при 0 ° С и 7 6 0 мм рт. ст. Q = 1 , 2 9 3 кг/м ,
то количество засасываемого в колонну воздуха составит
0

-<?воад =

что допустимо.

QQVQ =

1,293 • 3,25 =

4 , 2 1 кг/ч,

3

Г Л А В А 14

рабочим при
К валифицированным
ходится проверять
результаты

своей работы по извлечению важнейпродуктов из перерабатываемого
сырья, определять производственные
потери, а также рассчитывать расход
компонентов для компаундирования
нефтепродуктов или состав образующейся при этом смеси, обеспе
чивающей требуемые качества товарной продукции по ГОСТ, и т. д.
Рассмотрим наиболее распространенные производственные расчеты.
Для расчета производственных потерь
1 Определение
необходимо составить материальный баланс
производственных
У
данной операции и выявить
потерь
Р этом невязку баланса — разницу меящу
количествами взятого в переработку сырья
и полученной продукции. Рассмотрим примеры.
ПРОИЗВОДСТВЕННЫЕ
РАСЧЕТЫ

з а

с м е и

П

И

ш

и

и

х

л

и

п

о

Пример 14. 1. Определить производственные потери, если на переработку
поступило за смену 300 т сырья, из'которого получено:
жирного газа
нестабильного бензина
легкого каталитического газойля
тяжелого каталитического газойля

54,0 т (18%)
138,0 m (46%)
69,0 m (23%)
26,4 т (8,8% •

Всего
287,4 т (95,8%)
Р е ш е н и е . Составим баланс производства.
Поступило на переработку сырья
) 300 т (100%)
Получено продуктов крекинга (газ-(-дистилляты) v 287,4, m (95,8%)
Разница составляет . . . . . .

12,6 т (4,2%)

Эта величина (невязка баланса) и характеризует производственные потери.
Пример 14. 2. Поступило на эгилосмесительную установку для компаунди
рования авиационного бензина Б-95/130 (в т ) :
4

бензин каталитического крекинга
алкилбснзии
алкилбеызол
этиловая жидкость
присадка (параоксидифепиламип)

,
. . . .
Всего

288

1900,0
48,0
40,0
12,0
0,1
2000,1

После смешения указанных компонентов в резервуар поступило 1909 т
бензина. Определить потери на этилосмесительной установке.
Р е ш е н и е . Составим баланс смешения.
Поступило на смешение компонентов
2000,1 т
Получено авиационного бензина 1999,0 т
Невязка (потери) . . .
2 Отбор
целевых продуктов
на установке

"

'

1,1 т, или 0,55%.

Выход
важнейших
продуктов
можно
определить из материального, баланса производства за определенный промежуток вре
мени.

Пример 14. 3. В нефти по лабораторным данным содержится 6,45% бензин,
с к. к. 130° С, а всего фракций, выкипающих^ до 350° С, 43,5%. При перера
ботке этой нефти па установке получено 6,35% бензина и 42,6% фракций, вы
кипающих до 350° С (сумма светлых нефтепродуктов). Определить отбор бензина
и светлых нефтепродуктов от потенциала (в процентах).
Р е ш е н и е . Отбор бензина от потенциала составляет
b,45
Отбор фракций, выкипающих до 350° С (сумма светлых нефтепродуктов),
составляет
4^1 Ю0== 98,0%.
4а,5
Пример 14. 4. На газобензиновой установке перерабатывается естественный
газ, в котором по данным лаборатории содержится 3,1 % пропана, 2,82% бутанов
и 3,03% высших. При переработке этого газа на установке получено 1,73% про
пана, 2,70% бутанов и 3% высших (в виде газового бензина). Определить отбор
от потенциала указанных продуктов (в процентах).
Р е ш е н и е . 1. Отбор пропана
1 , 7 3

3,1

Ю 0 = 55,7%.

2. Отбор бутанов
2,70
1 0 0 = 95,8%.
2,82
3. Отбор высших
3,00
•100 = 99%.
3,03
Как известно, основная масса нефтепро
дуктов,,
выпускаемых
нефтеперерабатыва3. Компаундирование
*
промышленностью, приготовляется пуиефтепродуктов
компаундирования тех или иных компо
ст
^
нентов и различных присадок. Чтобы о с у 
ществить компаундирование нефтепродуктов наиболее эффективно,
т. е. с минимальной затратой дефицитных компонентов, требуется
предварительно рассчитать необходимый состав смеси. Рассмотрим
на примерах наиболее распространенные расчеты по компаундиро
ванию нефтепродуктов.
ю

и

т

е

е

й

м

г

19 Заказ 1 7 0 5 .

289

Расчеты по компаундированию бензинов'
преимущественно сводятся к определению
,
состава
смеси,
обеспечивающей
основные
Компаундирование
'
^ тлг\пт /
бензинов
качества топлива, нормируемые ГОСТ (окта
новое число и н е р т н о с т ь на богатой смеси).
Пример 14. 5. Требуется.определить состав авиационного бензина Б-95/130
(без учета этиловой жидкости), который получается на базе прадюгопного бен
зина с октановым числом 92, алкилбензола с октановым числом смешения 99 и
алкилбензина с октановым числом смешения 104. (Октановые числа даны по
моторному методу с 3,3 г ТЭС на 1 кг топлива).
Р е ш е н и е . Так как при изготовлении бензина необходимо ориентиро
ваться на минимальный расход дорогостоящих компонентов и учитывая, что
алкилбейзол по стоимости ниже алкилбензина, подбираем такую смесь, в кото
рой концентрация алкилбензола была бы максимально возможной.
Для упрощения приведем расчет на 100 m базового прямогонного бензина,
приняв количество алкилбензола 30 m на 100 m базового бензипа, тогда по усло
вию примера можно написать равенство:
t

. 100 • 92 + 30 • 99 + х • 104 = (100 + 30 + х) 95,
где х — количество алкилбензина в смеси.
Решая это уравнение относительно я, получим х = 20, т. е. к 100 m базового
бензина следует добавить 30 m алкилбензола и 20 m алкилбензина. Следова
тельно, в этом случае содержание компонентов в авиабензине будет такое:
базовый бензин прямой гонки
алкилбензол
алкилбензин

100 т (66,7%)
30 т (20,0%)
20 т (13,3%)
Всего . . . . .

150 m (100%) •

По ГОСТ в авиабензине Б-95/130 допускается содержание алкил
бензола не более 2 0 , 0 % , следовательно,, рассчитанная смесь удовле
творяет требованиям стандарта.
В примере 14. 5 для алкилбензола и алкилбензина даны октано
вые числа смешения, поэтому в данном случае октановое число смеси
подсчитывалось по обычному правилу смешения. Рассмотрим пример
расчета октанового числа смешения.
Пример 14. 6. Вычислить октановое число смешения (смесительную харак
теристику) алкилбензола, если смесь, состоящая из 80% базового бензина с окта
новым числом 92,5 и 20% алкилбензола, имеет октановое число 93,8 пункта
(по моторному методу с 3,3 г ТЭС на 1 кг топлива).
Р е ш е н и е . Применяя правило смешения, определим смесительную харак
теристику алкилбензола из следующего равенства:
^
80 • 92,5 + 20 • х = 100 . 93,8,
где х -— октановое число смешения алкилбензола.
Решая это уравнение, получим
100-93,8-80-92,5
*=
gjj
-99,0
п

п

л

4

(по моторному методу с 3,3 г ТЭС на 1 кг топлива).
Пример 14. 7. Определить состав авиационного бензипа Б-100/130 (без
учета этиловой жидкости), октановое число которого должно быть по ГОСТ
равно 98,6 пункта, если этот бензин состоит из базового бензина каталитиче
ского крекинга с октановым числом 95 и алкилбензина с октановым числом сме
шения 105 (октановые числа по моторному методу с 2,7 г ТЭС на 1 кг топлива).
290

Решение.

Применяя правило смешения, получим равенство:
100 • 98,6 = (100 — х) 95 + х - 105,

где х — процентное содержание алкилбензина в авиационном бензине Б-100/130*
Решая уравнение, получим х = 3 6 % .
Таким образом, авиабензин Б-100/130 состоит из 64% бензина каталитиче
ского крекинга и 36% алкилбензина.
Пример 14. 8. Определить состав автомобильного бензина А-72, который
получается при смешении бензина прямой перегонки с октановым числом 62
с бензином каталитического крекинга, октановое число которого 82 (по иссле
довательскому методу без ТЭС). По ГОСТ для автомобильного бензина А-72
октановое число* по исследовательскому методу должно быть не менее 76 .
Р е ш е н и е . Из условия примера, обозначив через х процентное содер
жание бензина каталитического крекинга в автомобильном бензине, напишем
следующее равенство:
х

100 . 76 = (100 -

х)Ш + х • 82,

откуда х = 70.
Следовательно, автомобильный бензин А-72 состоит из 70% бензина катали
тического крекинга и 30% бензина прямой гонки.

Авиационные бензины основных сортов
™ Т
1012-54
Б-100/130,
Б-95/130
Ь-91/115 выпускаются этилированными
°Д Р
ТЭС
соответственно
не
более 2,7, 3,3 и 2,5 г на 1 кг бензина.
Ряд сортов автомобильных бензинов по ' ГОСТ 2084-56 выпу
скается также с этиловой жидкостью, например бензин А-66 с со
держанием ТЭС не более 0,82 г на 1 кг бензина и А-76 не более
0,414 г на Л кг бензина. Экспортные автомобильные бензины выпу
скаются в зависимости от сорта с содержанием ТЭС от 0,6 до
0,75 мл 1кг.
В СССР этиловые жидкости (ГОСТ 988-58) выпускаются следу
ющих марок: Р-9, 1-ТС и П-2; содержание ТЭС в них соответственно
должно быть не менее 54,0—58,0% вес.
По антидетоиационному эффекту 1 мл этиловой жидкости Р-9
равноценен 0,8 .юг, жидкости 1-ТС и 0^,9 мл , жидкости П-2. Зная
марку применяемой этиловой жидкости и норму расхода ее на 1 кг
бензина, определяют требуемое количество этиловой жидкости.
. Если по техническим условиям на бензин содержание ТЭС
выражено в. г на 1 кг бензина, то необходимый вес этиловой
жидкости на данное количество неэтилированного бензина опре
деляется по формуле
4. Расчеты по
этилированию
бензинов

п

о

п

и

0

с

е

ж а н и е м

-G

g = ,

С

1000

.

ц

**,

.

(14.1)

с

1 При этом октановое число бензина по моторному методу должно быть не меньше 7 2 ;
если смесь заведомо удовлетворяет норме октанового числа по исследовательскому мето-ду и, наоборот, не обеспечивает требуемое октановое число по моторному методу, то с л е 
дует рассчитать состав смеси, исходя из октановых чисел ,компонентов по моторному ме
тоду.

19*

291

где Ь — норма содержания ТЭС в г на 1 кг бензина;
в долях единицы;
с — концентрация ТЭС в этиловой жидкости в
, ,
G — количество неэтилированного бензина в кг.
Рассмотрим на конкретных примерах производственные расчеты
по

этилированию бензинов.
Пример 14. 9. Требуется приготовить авиационный бензин^ Б-95/130 из
имеющейся смеси базового бензила с высокооктановыми компонентами весом
всего G = 2000 т путем добавления этиловой жидкости Р-9. Определить необ
ходимое для этого количество этиловой жидкости и вес готового авиабензина.
Р е ш е н и е . По ГОСТ 1012-54 норма содержания ТЭС b = 3,3 г на 1 кг
бензина. По ГОСТ 988-58 концентрация ТЭС в этиловой жидкости Р-9 составляет
менее 54% в е с , т. е. с = 0,54.
Количество неэтилированного бензина по условию
G = 2 0 0 0 ^ = - 2 - 10 да = 2 - Ю кг.
s

8

Применяя уравнение (14. 1), определим необходимый вес этиловой жидкости
ь

7

3,
2 • 10
0,54

г

G

1000-

3

4)

__.12,2-10° _
9,939 • 10

1

9

=
3

.

1

0

Т

6

4 «г = 1 2 , 3 » » .

2

Количество этилированного болзипа Б-95/130 составит
G x

= G + g = 2000 + 12,3 = 2012,3 т.

П р и м е р е 10. В резервуаре имеется-1500 т бензина Б-91/115 После дли
тельного хранения содержание ТЭС в нем оказалось 2,72 г на 1 * • ^нзина.
Какое количество неэтилированного бензина соответствующего качества тре
буется добавить, чтобы довести содержание ТЭС в бензине до нормы по Г(ХЛ
1012-54 (не более 2,5 г на 1 кг бензина).
„
„Р
Р е ш е н и е . Поскольку общее количество этиловой жидкости в резер
вуаре не изменяется, а изменяется лишь ее содержание в 1 кг бензина в резуль
тате добавления некоторого количества иеэтилиров энного бензина, можпо напи
сать следующее равенство:
'
1500 • 1000 • 2,72 = (1500 + х) Ю00 . 2,50,
Ч Р П

откуда
х = 132 000 кг = 132 <Ч,
т. е. в резервуар необходимо добавить 132 т неэтилированного бензина чтобы
содержание ТЭС в нем снизилось до 2,50 г на 1 кг бензина. Учитывая, что,21,50>г
ТЭС на 1 кг бензина является верхним пределом нормы, лучше рас считать с не
которым запасом, например на содержание ТЭС 2,48 г н а 1 Ъ бензина, тогда
откуда

1500 • 1000 • 2,72 = (1500 + х) 1000 • 2,48,
v
х = 145 000 кг = 145 т.

Рассмотрим другой пример, когда по каким-либо причинам содер
жание ТЭС в бензине значительно снижено против нормы. Обычно
в таких случаях вместе с недостающим количеством этиловой жидко
сти добавляется также определенное количество неэтилированного
292

бензина. Добавляемый в этом случае бензин используется для вытес
нения из системы трубопроводов этилосмесителыюй установки д о 
полнительно введенной этиловой жидкости.
Пример 14. И . В резервуар, где имеется 500 т бензина с содержанием ТЭС
2,3 г на 1 кг, необходимо добавить этиловую жидкость вместе с неэтилирован
ными компонентами, всего 200 /тг, с тем чтобы приготовить 700 т бензина
Б-100/130. Определить необходимые количества этиловой жидкости и компо
нента авиабензина для этой операции. Сорт применяемой этиловой жидкости
Р-9 (содержание ТЭС не менее 5 4 % ) . Норма содержания ТЭС в бензине Б-100/130
'(ГОСТ 1012-54) 2,7 г на 1 кг бензина.
Р е ш е н и е , а) Количество этиловой жидкости, содержащейся:
1) в исходном бензине
2,3-500 000
,
^
0,54.1000 ^
*
0

о

2

1

с

2

5

8

;

2) в готовом бензине Б-100/130
'
й

-2,7-700000
0,54-1000 -

_

3

5

0

0

к г

-

б) Количество этиловой жидкости, которое необходимо добавить в резервуар
g 2

—

g l

= 3500-2125 = 1375 кг.

в) Количество бензина, поступающего в резервуар вместе с этиловой жид
костью:
G = 200 000 —'1375 = 198 625 кг = 198,6 т.
Рассмотрим примеры по этилированию экспортных автомобиль
ных бензинов, для которых нормируется содержание этиловой жидко
сти в мл на 1 кг бензина . Необходимое количество этиловой жидко
сти для этого случая определяется по формуле
1

где а — норма содержания этиловой жидкости в ли на 1 кг бензина;
Q — плотность этиловой жидкости в г/см ;
G — количество неэтилированного бензина в кг.
4

3

Пример 14. 12. Определить необходимое количество этиловой жидкости
(Р-9) для этилирования 1500 т автомобильного бензина с октановым числом 87,
в котором содержание ТЭС по норме не доляшо быть больше 0,7 мл/кг. Плот
ность этиловой жидкости Р-9 Q = 1,5 г/см .
Р е ш е н и е . По формуле (14. 2) необходимое количебтво этиловой жидко
сти
3

_
8-

<ZQG
(luuu-AQ)

0,7-1,5-1500-1000
1 575 000
lUuO-0,7-1,5
~"998,У5
~

1

ъ

т

к

г

'

'

Пример 14. 13. В резервуаре имеется 1200 т бензина с октановым числом
87 и содержанием ТЭС 0,76 мл/кг. Какое количество неэтилированного бензина
необходимо добавить, чтобы снизить содержание ТЭС до нормы (0,7 мл/кг).
1 Следовало бы размерность нормы содержания этиловой жидкости в бен
зине давать в см /кг, но поскольку в технических условиях на бензины пока
применяется мл/кг, приводим эту размерность.
3

293

Решение.

Как и в примере (14. 10), можно написать равенство:

1200 . 1000 • 0,76 = (1200 + х) 1000 . 0,7,
откуда
х = 102 700 кг, или 102,7 т.
Следовательно, в резервуар нужно добавить 102,7 т неэтилированного^
бензина, чтобы содержание этшкавой жидкости в бензине снизилось до 0,7 мл/кг.
Пример 14.14. В резервуаре имеется 300 т автомобильного бензина с окта
новым числом 83 и содержанием ТЭС 0,6 мл/кг. Требуется в этой емкости при
готовить 500 т бензина с октановым числом 93 (норма содержания ТЭС >
0 73 мл/кг). Определить, сколько требуется добавить в этот резервуар этило
вой жидкости Р9 и компонентов автомобильного бензина. Плотность этиловой
жидкости, о = 115 г/см .
.
^
Р е ш е н и е , а) Количество требующейся по условию этиловой жидкости!
Р9 для приготовления бензина определится из равенства
3

8—

u

300000 (0,730,6)+ 200 0000,73
1000

1 | 5 = = 2 7 7 | 5

к

з

^ ,
0

2

8

М

а

б) Необходимое количество компонентов автобензина с октановым числом:
93 для приготовления бензина по условию составит
G = 2 0 0 , 0  0 , 2 8 = 199,72 т.
Для авиационных бензинов нормируется
к г\ '
ИТТА
ГОСТ нижний и верхний пределы давле
5. Определение
^
.
Б100/130,.
давления насыщен
_
Б91/115 нижний предел давле
ных паров см
насыщенных паров должен быть не ме
нее 240 ммрт. ст., верхний предел — не более 360 мм рт. ст.,
а для автомобильных бензинов^ только верхний предел — не более
500 мм рт. ст. при 38° С.
Рассмотрим пример расчета давления насыщенных паров бензина."
Л

п

о

н

Б

н

9

и

5

а

с

/

ы

ш

щ

е

н

н

ы

х

п

а

р

о

в

Т

а

к ?

д

л

я

и

я

Пример 14. 15. Для приготовления автомобильного бензина А72 берется
90% вес. бензина термического крекинга и 10% вес, газового бензина. Опреде
лить давление насыщенных паров готового бензина при 38° С, если давление
паров крекингбензина при этой же температуре составляет 400 мм рт. ст.
и молекулярный вес его равен 115, а давление насыщенных паров газового бен
зина при 38° С равно 650>мм рт. ст. и молекулярный вес 80.
Р е ш е н и е , а) Определим количество молей каждого компонента в смеси.
Число молей бензина термического крекинга

число молей газового бензина
.4 = £  0 . 1 2 5 .
Общее число молей в смеси
'
0,782 + 0,125 = 0,907.
б) Находим молекулярные концентрации компонентов в смеси.
Бензина термического крекинга
'
^

>
W
0

AQfiO.
'
'

7 8 2
=

0

8 6 2

газового бензина
Х

294

,__ 0,125
* ~ 0.907



(

Ш

а

'

Сумма концентраций равна 1,000.
в) Парциальное давление насыщенных паров определим по закону Рауля
Бензина термического крекинга
'
*
J

k

pi = 0,862 • 400 = 345 мм рт. ст.]
газового бензина
р

2

= 0,138 • 650 = 90 мм рт. ст.

Общее давление насыщенных паров готового бензина А-72
Я = 345 + 90 = 435 мм рт. ст.
При компаундировании масляных фрак6 Компаундирование
Ч ?
топочных мазутов качество полу*епмасел и темных
_ оценивается в основном по ее
нефтепродуктов
вязкости. Для расчета вязкости смеси обычно
*
пользуются номограммой
Г. В.
Виногра
дова (рис. 14. 1).
Эта
номограмма
состоит из двух шкал —
левой и правой. На левой двойной шкале даны кинематические
вязкости в ест от 2 до 1 • 10 и соответствующие им условные
. вязкости в °ВУ от 1,12 до 1 • 10 . На правой шкале дается содер* жание в смеси более вязкого компонента (В) от 0 до 100 % вес. Ниже
даются примеры, решенные с применением этой диаграммы.
и

н

о

и

и

с

м

е

с

и

б

4

Пример 14. 16. Определить кинематическую вязкость v смеси, состоящей
из 700 м автола вязкостью v = 17 ест и 430 т автола вязкостью v = 13 ест
и установить, будет ли удовлетворять ее значение норме, предусморренной для
автола АК-15 ( v = 15 ест).
Р е ш е н и е . Определим весовое содержание х в смеси более вязкого ком
понента. Общий вес смеси равен 700 + 430 = ИЗО т.
1 0 0

т. е. в смеси содержится 62% автола вязкостью 17 ест. Пользуясь номограммой
рис. 14. 1, определим вязкость такой смеси. Соединим точку левой шкалы, соот
ветствующую вязкости автола 13 ест, прямой линией с точкой 0% правой шкалы
а точку 17 ест левой шкалы с точкой 100% правой шкалы. Затем, соединив пря
мой точку пересечения этих линий'с точкой 62% правой шкалы и продолжив
ее до пересечения с левой шкалой, определим по ней вязкость смеси v =
= 15,5 ест (построения на диаграмме сделаны сплошными линиями).
Следовательно, при смешении указанных масел в соотношении 62% более
вязкого и 38% меиее вязкого автола получится стандартный автол АК-15.
При помощи этой номограммы можно решать и обратную задачу: опреде
лять процентное содержание в смеси более вязкого компонента, если известны
вязкости смеси и смешиваемых фракций. Например, если требуется определить
состав смеси из указанных компонентов, вязкость которой v
= 15,5 ест, то,
произведя построение двух линий, как в предыдущей задаче, и соединяя затем
точку левой шкалы, соответствующую вязкости смеси 15,5 сет, с точкой пересе
чения прямых линий и продолжая ее до правой шкалы, получим ответ: содер
жание в смеси более вязкого^автола 6 2 % .
Рассмотрим более сложный пример, когда число смешиваемых компонентов
более двух.
10u

Пример 14. 17. Имеется 300 т соляровых фракций вязкостью v = 8 ест
1000 т мазута прямой перегонки ( v = 150 ест) и мазут вязкостью В У
=
= 40,0. Необходимо установить, сколько следует добавить к смеси пешшх 50RBVX
компонентов третьего более вязкого компонента,' чтобы n o i ^ b м м ^ ф д о ^
ский марки 12 ( Б У = 12,0).
'
*
Р о ш е и и е. а) Определим содержание более вязкого" компонента —
мазута прямой перегонки — в смеси его с соляровой фракцией. Общее коли5 0

5 0

Й0

1

50

J

2 95
Ч

Рис. 14. 1. Номограмма для расчета вязкости смесей нефтепродуктов.

296

чество смеси 300 + 1000 = 1300 т, тогда процентное содержание мазута будет
равно
1000 .
1300 100 = 77%.
л л

п п п /

б) Выполним на номограмме рис. 14. 1 такое же построение, как и в преды
дущем примере, и определим сначала вязкость смеси первых двух компонентов:
v о = 64 ест ( В У = 8,80) — это построение на номограмме показано штри
ховыми линиями. По условию необходимо изготовить флотский мазут с В У
=
=» 12,0."
в) Далее проводим на номограмме рис. 14. 1 аналогичное построение: со
единяем точку левой шкалы, соответствующую вязкости В У = 8,80, прямой
линией с точкой 0% правой шкалы, а точку В У = 40 с точкой 100% правой
шкалы. Затем, соединив прямой полученную точку пересечения этих линий
с точкой В У 50 = 12 левой шкалы и продолжив эту линию до пересечения с пра
вой шкалой — процентного содержания более вязкого компонента, определимна пей содержание последнего 20,5%) вес. (построение на номограмме штрихпунктирными линиями). Содержание менее вязкого компонента в смеси соста
вляет 100—20,5 = 79,5% вес.
Количество более вязкого мазута ( В У = 40,0), добавляемого к первым
двум компонентам, определяется из соотношения
б0

б0

5 0

50

50

1300 т — 79,5%
х
— 20,5%
откуда
^

1300 • 20,5

ooct

т

г) Полученный флотский мазут имеет состав: *
соляровые фракции
облегченный мазут
утяжеленный мазут
Всего
7. Расчет плотности
смесей
нефтепродуктов

н

ы

с т и

300 т (18,35%)
1000 /?г (61,15%)
336 т (20,50%)
•

1636 т (100,00%)

Для некоторых смазочных масел и моторнормируется величина плотно* Если плотность не соответствует норме
х

т

о

п

л

и

в

г

увеличения или уменьшения ее нефтепродукт смешивают с другим, имеющим
соответственно большую или меньшую плотность.
Рассмотрим пример расчета плотности смеси масел.
т

0

д

л

я

Пример 14. 18. Имеется 1000 т смазочного масла плотностью 917 кг/м ;
необходимо довести плотность масла до 915 кг/м , используя для этого масло
плотностью 910, кг/м (температуры масел одинаковы). Определить, сколько надо^
добавить масла плотностью 910 кг/м .
Р е ш е н и е . Известно, что объем смеси нефтепродуктов равен сумме объ
емов смешиваемых компонентов при условии, если температуры их одинаковы,,
поэтому можно написать равенство:
3

3

3

3

1000 000 4-ж _ ЮООООО •
915
~"
917
910 '
откуда
х = 386 000 кг, или 386 т, т. е. второго
вить 386 т.

J

масла

необходимо

доба
297

8. Проверка
эффективности
использования
реагентов

Представляет интерес проверить эффек
тивность использования реагентов, для к о 
торых возможно сопоставить теоретический
расход с практическим.^
Рассмотрим такой пример.

Пример 1 4 . 1 9 . На установке подвергнуто выщелачиванию 6 0 0 0 т керосина.
Исходная кислотность дистиллята керосина 7 5 мг КОН; конечная кислотность
керосина 4 мг КОН;^мготность керосина Q O 0 , 8 4 0 г/см . На выщелачивание
этого керосина израсходовано 7 0 м раствора щелочи крепостью 8 ° Вё. Тре
буется определить, на сколько практический расход щелочи больше теоретиче
ского.
Р е ш е н и е , а) Исходя из кислотностей керосина, определим теорети
ческий расход щелочи. Необходимо отметить, что расходы обычно вычисляются
в процентах на твердую каустическую соду, т. е. на твердый технический едкий
натр, учитывая, что содержание едкого натра в технической каустической соде
составляет 9 2 % .
-ч
*'
Для расчета необходимо вспомнить, что кислотность нефтепродукта есть
количество миллиграммов К О Н , пошедшее на нейтрализацию 1 0 0 см нефте
продукта. На производстве обычно применяется едкий натр, а не едкое кали,
поэтому необходимо установить переводной коэффициент для перехода от КОН
к N a O H . Молекулярный вес NaOH равен 4 0 , молекулярный вес КОН равен 5 6 .
Исходя из этого, для перехода к кислотности в миллиграммах NaOH от кислот2

=

3

3

3

Т А Б Л И Ц А 14.1

Плотность щелочи и содержание NaOH в растворе в зависимости
от его крепости
Крепость
раствора, ° В е

1
2
3
4
5
6
7
8
9
10

11
12
13
14
15
16
17
18
19
20
21
22
23
24
25

~298

Плотность,

Содержание
NaOH, %

Крепость
раствора, °Ве'

Плотность,

Содержание
NaOH, %

1,007
1,014
1,022
1,029
1,036
1,045
1,052
1,060
1,067
1,075
1,083
1,091
1,100
1,108
1,116
1,125
1,134
1,142
1,152
1,162
1,171
1,180
1,190
1,200
1,210

0,59
1,20
1,85
2,50
3,15
3,79
4,50
5,20
5,86
6,58
7,30
8,07
8,78
9,50
10,30
11,06
11,90
12,69
13,50
14,35
15,15
16,00
16,91
' 17,81
18,71

26
27
28
29
30
31
32
33
34
35
36
37
38
39
40
41
42
43
44
45
46
47
48
49
50

1,220
1,231
1,241
1,252
1,263
1,274
1,285
1,297
1,308
1,320
1,332
1,345
1,357
1,370
1,383
1,397
1,410
1,424
1,438
1,453
1,468
1,483
1,498
1,514
4,530

19,65
20,60
21,55
22,50
23,50
24,48
25,50
26,58
27,65
28,83
30,00
31,20
32,50
33,73
36,00
36,36
37,65
39,06
40,47
42,02
43,58
45,16
46,75
48,41
50,10

г/смЗ

пости в миллиграммах КОН, даваемой лабораторией, необходимо разделить вели
чину кислотности в миллиграммах КОН на ^ = 1,4.
Согласно условию нейтрализованная кислотность керосина составляет 75
— 4 = 71 мг КОН, или 0,071 г КОН; этой величине соответствует кислотность.
в граммах NaOH
соду

0,0507100

= 0,0507 г

или

в пересчете на сухую каустическую

'
,
= 0,0551 г (сухого едкого натра).
Л

л

ч

Из приведенного выше определения кислотности нефтепродуктов следует
что в нашем случае для снижения кислотности 100 см или 100 см X 0,84 г/см =Г
= 84 г керосина требуется затратить 0,0551 г сухой каустической соды.
Следовательно, теоретический расход соды будет
3

3

0,0551100
,
^
= 0,0655%.
Л Л С С

=

£теор

3

П /

б) Определим фактический расход каустической соды при выщелачивании
на установке в промышленных условиях.
Согласно условию на выщелачивание 6000 т керосина израсходовано 70 м
раствора NaO^f крепостью 8° Вё. По табл. 14. 1 находим, что плотность раствора
NaOH крепостью 8° Вё равна 1,06 г/см , или 1060 кг/м , и в этом растворе со
держится 5,2% N a O H .
На изготовление 70 м указанного раствора 92%ной сухой каустической
соды требовалось
>
3

3

3

3

:

7 0  1 0 6 0  ^ . ^ = 4200 ке.

;

Следовательно, практический расход сухой каустической соды
* »
п

=

4200100
6000 000

л л
=

0

'

_

0 /

0 7 %



в) Отношение практического расхода щелочи, к теоретическому равпо
0,07
0,0655

= 1,07.

Таким образом, практический расход щелочи больше теоретического в 1,07
раза, или, приняв теоретический расход за 100%, найдем, что практический
расход равен 1,07 • 100 = 107%.

ПРИЛОЖЕНИЕ
ТАБЛИЦА

Теплосодержание жидкого нефтепродукта плотностью Q% = 0*998
0

if = 0,403 * + 0,0004051
.ж

А1

Ч
1

.300

ж

*
.ж
Ц

на 1 гра
дус
3 '

2

2

1

1

Ai

m

2

на 1 гра
дус
3

-50

— 19,14

0,364

60

25,63

0,454

-45

—17,31

0,368

65

27,90

0,458

30,26

0,462

-40

—15,47

0,372

70

-35

-13,61

0,376

75

32,53

0,466

-30

-11,73

0,380

80

34,83

0,470

-25

-9,82

0,384

85

37,11

0,474

-20

—7,90

0,388

90

39,55

0,478

-15

-5,95

0,392

—10

—3,99

0,396

-5

-2,00

0,400

105

46,78

0,490

0

0,00

• 0,405

110

49,23

0,494

100

41,94

0,482

44,35

0,486

5

2,03

0,409

115

51,70

10

4,07

0,413

120

54,19

15

6,14

0,417

125

56,70

0,506

20

8,22

0,421

130

59,23

0,510,

61,79

0,514

,

0,498
.

0,502

25

10,33

0,425

135

-30

12,46

0,429

140

35

14,60

* 0,433

145

-40

16,77

0,437

150

69^56

0,527

45

18,96

0,441

155

72,20

0,531

.

64,36

0,518

66,81

0,522

•50

21,16

0,446

160

74,85

23,39

0,535

55

0,450

165

77,52

0,539

•

I

Продолжение табл.
.ж

г, °с

i

170
175
180
185
190
195
200
205
210
215
220
225
230
235
240
245
250
255
260
265
270
275
280
285
290
295
300
305
310 .
315
320
325
330
335
340
345
350
355
360

Ч

*

2

80,21
82,93
85,66
88,42
91,19
93,99
96,80
99,64
102,49
105,37
- 108,26
111,18
114,11.
117,07
120,05
123,05
126,06
129,09
132,16
135,24
138,33
141,45
144,59
147,75
150,93
154,13
157,35
160,59
163,85
167,13
170^
173,75
177,09
180,46
183,84
187724
19б,66
194,04
197,57

Аг

ж

на 1 гра
дус
3

0,543
0,547
0,551
0,555
0,559
0,563
0,567
0,571
0,575
0,579
0,583
0,587
0,591
0,596
0,600
0,604
0,608
0,612
0,616
0,620
0,624
* 0,628
0,632
0,636
0,640
0,644
0,648
0,652
0,656
0,660
0,66,4
0,668
0,672
0,676
0,680
0,684
0,689
0,693
0,697

*, °с
1

365
370
375
" 380
385
390
395
400
405
410
415
420
42Й
430
435
440
445
450
455
460
465
470
475
480
485
490
495
500
505
510
515
520
525
530
535
540
545
550

.ж

Ч
2

201,05
204,55
208,08
211,62
215,19
218,72
222,38
226,0
229,65
233,31
237,00
240,70
244,43
248,17
251,94
255,73
* 259,54
263,36
267,10
,271,08
274,96
278,85
282,80
286,75
290,72
' 294,71
293,72
302,75'
306,80
310,90
314,97
319,07
323,19
327,38
331,54
335,72
339,92
344,16

Ai

m

1

на 1 гра
дус
3

0,701
0,705
0,709
0,712
0,717
0,721
0,725
0,729
0,733
0,737
0,741
0,745^
0,749
• 0,753, 0,757
0,761
0,765
0,769
0,774
0,778
0,782,
0,786
0,790
0,7.94
0,7980,802
0,806
0,810'
'
0,815
0,819
0,824
0,828
0,833
0,837
0,842
0,846
0,851

301

1

ТАБЛИЦА

Поправки на плотность жидких нефтепродуктов а =
И

20

а

°4

„

1

Аа
0,001

2

0,60

1,285

0,61

1,274

0,62

1,264

0,63

1,254

0,64

1,244

0,65

1,235

3

4

1,

Г

5

1,Ц5

0,81

1,Ю8

0,82

j

1,Ю1

0,83

1,094

0,84

1,083

} 0,001

°'

0,87

1,070

0,88

1,064

1,199

0,89

1,058

0,70

1,191

0,90

1,052

0,71

• 1,183

0,91

1,046

0,72

1,174

0,73

1,167

0,74

1,159

0,75
i
0,76

1,151
1,144

0,77

1,136

0,78

1,129

0,79

1,122

0,67

1,217

0,68

1,208

0,69

'
0,0009

0,92

•

0Ж8

0,0007

1

х

1,035

0,94

1,029

0,95

1,024
'

J

]

} 0,0006

1

1,040

0,93

0,96

0,0007

. 1,082

8 5

1,076

1,226

6

0,80

0,86

0,66

Аа
0,001

а

>

302

1

1
1

1,019

0,97

1,014

0,98

1,008

0,99

1,003

I

Ш

0,998

\

0,0005

И

ТАБЛИЦА I I I

Условное теплосодержание 1 кг нефтяных паров в зависимости от температуры
(величина if = 50,2+0,109 t + 0,00014 * )
2

t, °G»

*?

1

2

п

3

*, °с

t

%

2

1

на 1 градус
3

0

50,2

0,110

150

69,70

5

50,75

0,111

155

70,-46

0,153

10

51,30

0,113

160

71,22

0,155

15

51,87

0,114

165 •

72,00

S),156_

170

72,78

0,157

175

73,56

0,159

20

52,44

0,115

25

53,01

0,117

53,60

30

.

Дг

на 1 градус

0,118

74,36

180

75,15

0,152

0,160

35

54,19

0,120

185

40

54,78

0,121

190

45

55,39

0,122

195

50

56,00

0,124

200

55

56,62

0,125

205

60

57,24

0,126

210

65

57,87

0,128

215

70

58,52

0,129

220

81,81

75

59,16

0,131

225

82,68 -

80

'59,82

0,132

230

83,58

, 0,174

85

60,48

0,134

235

84,42

0,176

90

61,14

0,135.

240

85,31

0,177

95

61,82

0,136

245

86,20

0,17а

100~

62,50

0,138

250

87,10

0,180

105

63,19

0,139

255

88,00

0,181

110

63,88

0,141

260

88,92

0,183-

115

64,59

0,142

265

120

65,30

0,143

270

125

66,01

0,145

275

130

66,74

0,146

280

135

67,47

0,148

285

140

68,20

0,149

145

'

68,95

0,150

75,96'
76,78
77,60
78,43
79,26
80,11
80,96

'

89,84
90,76
91,70

0,162
0,163
0,164
0,166
0,167
0,169
0,170
0,171
0,173

0,184
0,1850,187
0,188,

92,64

0Д90

290

93,59

0,191

295

94,54

0,192
30$

Продолжение табл. I l l

1

t,

°с
1

*?

°С
1

3

2

U

i%

t
n

2

на 1 градус
3

0,194

430

122,96

0,230

96,47

0,195

435

124,11

0,232

310

97,44

0,197

440

125,26

0,233

315

98,43

0,198 *

445

126,43

0,234

320

99,42

0,199

450

127,60

0,236

0,201

455

128,78

0,237

0,202

460 •

129,96

0,238

0,204

465

131,15

0,240

0,205

470

132,36

0,241

0,206

475

133,56

0,243

0,208

480

134,78

0,244

0,209

485

136,00

0,246

0,211

490

137,22

0,247

0,212

495

138,46

0,248

0,213

500

139,70

0,250

0,215

505

140,95

0,251

0,216

510

142,20

0,253

300

325
330
,335
340
345
350
355
360
365
370
375
380
385
390
395
400
405
410
415
420
425

95,50

1

*

100,41
101,42
, 102,43
103,44
104,47
105,50
106,54 *
107,58
108,64
109,70
110,76
111^
112,92
114,00
115,10
116,20
117,31
118,42
119,55
120,68
121,81

Примечание.
честь 7 3 , 8 .

304

на 1 градус

-

0,217

^

515

143,47

0,254

0,219

520

144,74

0,255

0,220

525

146,01

0,256

0,222

~ 530

, 147,30

0,258

0,223

535

148,59

0,259

0,225

540

149,88

0,261

0,226

545

151,19

0,262

0,227

550

152,50

0,229

После умножения

величин г " на Ь (из табл. I V ) не забудьте

вы

ТАБЛИЦА I V

Поправки теплосодержания паров нефтепродукта
зависимости от плотности 6 = 3,992-—0,9952 Q

в

1

4

ъ

20

2

1

4

1

s
2

0,60

3,395

0,80

3,106

0,61

3,385

0,81

3,186

0,62

3,375

- 0,82

3,176

0,63

3,365

0,83

3166

0,64

3,355

0,84

3,156

0,65

3,345

0,85

0,66

3,335

0,86

3,136
3,126

ч

0,67

3,325

0,87

0,68

3,315

0,88

3,116

0,69

3,305

0,89

3,106

0,70

3,295

0,90

3,096

0,71

3,285

0,91

3,086

0,72

3,275

0,92

3,076

0,73

ЗЖ

0,93

3,066

0,74 ,

3,255

0,94

3,056

0,75

3,246

0,95

3,046

0,76

3,236

0,93

3,037

0,77

3,226

0,97

3,026

0,78

3,216

0,98

3,016

0,79

зж

0,99

. 3,007

1,00

2,997

Примечание.

При

уменьшении

значения Q

0 , 0 0 1 коэффициент Ь возрастает на 0,001 и обратно.

20

Заказ 1705.

на

4

305

СОДЕРЖАНИЕ
%

Стр.
Предисловие

3

Глава 1. Единицы измерения

5
15

Глава 2. Основы тепловых расчетов
1. Приближенные тепловые расчеты для воды и водяного пара
2. Паровые таблицы
3. Расчет теплосодержания нефтепродуктов
\
4. Таблицы теплосодержания нефтепродуктов и приемы вычисли• тельных операций
..

/

Основные свойства жидких нефтепродуктов
. :
Гидростатическое давление
Средняя скорость жидкости
Режим. движения жидкости
. ,
Определение потерь напора при движении жидкости
Средняя температура потока
Давление на выкиде насоса
Производительность и мощность насоса

Глава 4* Элементы теплопередачи
1.
2.
3.
4.
5.
6.
7.
8.
9.
10.

;

. . .

.

процессах

1. Тепловой расчет поверхностных теплообменных аппаратов
2. Примерные расчеты по интенсификации • процесса теплообмена
3. Понятие о коэффициенте регенерации тепла на установке . . .
Глава 6. Огневой нагрев
Данные к расчету трубчатых печей
Процесс горения топлива и понятие об избытке воздуха . . . .
Коэффициент полезного действия печи
Тепловая нагрузка печи и расход топлива
Проверочные расчеты поверхности нагрева и размеров трубчатой
печи
6. Печи беспламенного горения

306

25
29>
31
33
37
40
42
45
49

.

Теплопроводность
Тепловое излучение (радиация)
Конвекция
Теплопередача через плоскую стенку
Пути интенсификации процесса теплопередачи
Тепловая изоляция
. ,\
Схемы движения жидкостей при теплообмене
Теплообмен смешением
Определение средней разности температур
Понятие об экзотермическом и эндотермическом

Глава 5. Регенерация тепла и расчет теплообменных аппаратов. . . . .

1.
2.
3.
4.
5.

21
25

Глава 3. Основы гидравлики и гидравлические расчеты
1.
2.
3.
4.
5.
6.
7.
8.

15
17
20

50
53
56
58
61
63
63
65
65
68
70
71
74
84
87
87
90
101
102
104
.112

1

Глава 7. Процессы конденсации и охлаждения
1. Общая схема расчета
2. Показатели работы конденсаторов и холодильников
} Глава 8. Процесс ректификации
*

1.
2.
3.
^/4.
5.
6.
7.

Стр.
123
123
130
133

. '.

Назначение процесса ректификации
Основные понятия и определения
Однократное испарение и конденсация как методы разделения
Процесс ректификации
Материальный и тепловой балансы колонны
Примеры расчета колонны
Определение размеров колонны
v

Глава 9. Процессы каталитического крекинга и риформинга
1. Реакторный блок установки каталитического крекинга с цир
кулирующим пылевидным катализатором
2. Расчет реактора
3. Работа регенератора и его расчет
4. Тепловой баланс регенератора
5. Тепловой баланс реактора
6. Газодинамический расчет реакторного блока
,7. Реакторный блок установки каталитического крекинга с цир
кулирующим крупнозернистым катализатором
8. Расчет реактора
9. Расчет регенератора
'
4 0 . Тепловой баланс регенератора
11. Тепловой баланс реактора
12. Расчет реакторного блока установки каталитического рифор
минга

133
133
149
152
154
155
163
166
166
167
170
173
175
177
189
191
194
196
198
203

Глава 10. Процессы очистки моторных тогошв и смазочных масел . . .

208

1. Аппараты периодического действия
2. Расчет экстракционной колонны установки деасфальтизации
пропаном
3. Расчет испарителей пропана
4. Процесс экстракции и расчет экстракционных колонн очистки
дистиллятов масел избирательными растворителями
5. Колонны для отгонки избирательных растворителей
6. Растет кристаллизаторов установок депарафинизации . . . .
7. Расчет отстойников для очистки моторных топлив
8. Расчет колонны для осушки дизельных топлив

208

Глава 11. Процесс алкилирования
1. Расчет процесса синтеза технического изооктана
2. Расчет процесса синтеза алкилбензолов
Глава 12. Процессы стабилизации, абсорбции и десорбции

211
216
225
232
242
247
248
251
251
257
261

1. Расчет стабилизационной колонны
2. Расчет процессов абсорбции и десорбции

267
271

Глава 13. Прочая аппаратура технологических установок

277

1. Расчет отстойников для нефти и нефтепродуктов
2. Расчет водоотделителей
3. Расчет газосепаратора
20*

277
280
281
307

4. Расчет барометрических конденсаторов
„
5. Определение производительности вакуумнасоса или эжекторов
6. Испытание вакуумной колонны на герметичность

Стр.
282
286
287

9

Глава 14. Производственные расчеты
1. Определение производственных потерь
. „
2. Отбор целевых продуктов на установке
. .
\
3. Компаундирование нефтепродуктов
4. Расчеты по этилщюванию бензинов
,
5. Определение давления насыщенных паров смеси
6. Компаундирование масел и темных нефтепродуктов . . . . .
7. Расчет плотности смесей нефтепродуктов . . . .
8. Проверка эффективности использования реагентов

288
288
289
£89
291
294
295
297
298

Приложение

300

< .

\

Джебраил Алекперович Гусейнов, Шемарий Шимонович Спектор
Лев Зеликович Вайннер

у

Т Е Х Н О Л О Г И Ч Е С К И Е Р А С Ч Е Т Ы ПРОЦЕССОВ П Е Р Е Р А Б О Т К И

НЕФТИ

М . , Издательство «Химия», 1964 г.

Печ. л. 19,25 +

1 вкд.

Уч.изд. л. 19,82.
Тираж 5400 экз. Зак. № 1705/925.
Цена 1 р. 14 к.
Объявлено в темплане б. Гостоптехиздата 1964 г. № 5 9 .

Издательство «Химия». Москва, К12, Новая площадь, 10.
Ленинградская типография № 14 «Красный Печатник» Главполиграфпрома
Государственного комитета Совета Министров СССР по печати. Московский проспект, 9