ДА ГУСЕЙНОВ
щ.Ш. СПЕКТОР
Д.З.ВАЙНЕР
Д. А. ГУСЕЙНОВ, Ш. Ш. СПЕКТОР,
Л. 3. ВАЙНЕР

ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ
РАСЧЕТЫ ПРОЦЕССОВ
ПЕРЕРАБОТКИ НЕФТИ

ИЗДАТЕЛЬСТВО «XJI М И Я»4
Москва 1964 Ленинград
14-2-3

УДК 665.5.06.(jOi.24

(Р

'Б 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.
W спешное построение материаль-
V но-технической базы коммунизма
во многом зависит от того, насколько
полно выявляются и реализуются ре-
зервы производственных мощностей.

В решениях декабрьского (1963 г.)
Пленума ЦК 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
роль в решений 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.
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, II, III и IV) для подсчета теплосодер-
жания жидких нефтепродуктов и нефтяных паров из книги:
Б. П. Воинов, 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

Операторы	нефтегазоперерабаты-

вающих установок в своей пов-
седневной работе сталкиваются с раз-
ЕДИНИЦЫ ИЗМЕРЕНИЯ личными 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 ат, мм рт. ст., кГ/м2, 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. XI Генеральная конференция по мерам и ве-
сам приняла Международную систему единиц — GH, 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 хо-
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
05

ТАБЛИЦА 1. 1

Единицы Международной системы (СИ)

Величина	Единица измерения	Сокращенные обозначения единицы		Размер единицы
		русские	латинские	
1	2	3	4	5

Основные единицы

Длина	метр	м	m	
Масса	килограмм	кг	kg	
Время	секунда	сек	s	
Термодинамическая темпера-' тура	градус Кельвина	^K	°К	
Сила электрического тока	ампер	а	А	
Сила света	свеча	св	cd	>
	Произ водные	единицы		
Площадь	квадратный метр		m2	(1 m)2
Объем	кубический метр	м3	m3	(1 M}3
Плотность (объемная масса)	килограмм на кубический метр	кг/м3	kg/m3	(1 кг): (1л*)3
Скорость	метр в секунду	м/сек	m/s	(1	сек)
Ускорение	метр на секунду в квадрате .	м/сек2	m/s2	(1 м) :(1 сек)2
Сила	ньютон	н	N	(1 кг) •(1 м):(1 сек)2
Давление (механическое на- пряжение)	ньютон на квадратный метр .	к/Л42	N/m2	(i h) : (1 Л02
Динамическая вязкость	ньютон-секунда на квадратный метр z	н • сек / м2	N • s/m2	(1 h) • (1 сек): (1 м)2
Кинематическая вязкость	квадратный метр на секун-  ДУ	м2/сек	m2/s	(1 at)2 : (1 сек)
Количество теплоты, работа, энергия	джоуль	дж	J	(1 н) • (1
Мощность (тепловой поток)	ватт	вт	W	(1 дж): (1 сек)
Удельная теплота (фазового превращения; химической реакции)	джоуль на килограмм	дж/кг	J/kg	(1 дж): (1 кг)
Удельная массовая теплоем- кость	джоуль на килограмм-градус	дж/(кг • град)	J/kg-deg	(1 дж): [(1 кг) • (1 град)]
Коэффициент теплопередачи и теплоотдачи	ватт на квадратный метр-гра- ДУС	втКм2 • град)	W/m2 • deg	(1 вт): [(1 м)2 • (1 град)]
Коэффициент теплопроводно- сти	ватт на метр-градус	вт/(м • град)	W/m • deg	(1 вт): [(1 м) • (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 • 103 — 1 киловатт; 1 метр • 10~3 — 1 миллиметр.

ТАБЛИЦА 1. 2

Приставки для образования кратных
и дольных единиц

Наименование приставки	Обозначения		Множитель, на который умножается единица системы
	русские	латинские или греческие	
Тера 		Т	Т	ю12
Гига 		Г	G	109
Мега 		м	М	106
Кило		к	к	103
Гекто 		г	h	102
Дека 		да	da	101
Деци 		д	d	10-1
Санти 		с	с	10-2
Милли 		м	m	10-3
Микро		мк	Н	10-6
Нано		н	n	10~9
Пико		п	Р	ю-12

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 (сантиметр-грамм-секунда), МКС (метр-килограмм-секунда),
составляющая часть СИ, и МКГСС (метр-килограмм-сила-секунда).
В системе СГС за единицу длины принят сантиметр (см) и за
единицу массы — грамм (а), а‘ в системе МКГСС за единицу
длины — метр, а за единицу массы — кГ-сек2/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 (°C) [0° стоградусной шкалы соот-
ветствует температуре плавления чистой воды]. Если обозначить
температуру тела, измеренную в °C, через i, а в °К (Кельвина) —
8
Соотношения между внесистемными единицами измерения и единицами СИ

Наименование величин	Внесистемные (по отношению к СИ) метрические единицы измерения	Сокращенные обозначения единиц измерения		Значения в единицах СИ
		русские	латинские или греческие	
1	2	3	4	5

Механические единицы

Длина	1 микрон	мк	Н	1 • 10-6 м
»	1 ангстрем	—	А	1 • 10—10 м
Масса	1 тонна	т	t	1 •103 кг
»	1 центнер	Ч	q	1 •102 кг
Время	1 час	ч	h	3600 сек
»	1 минута	мин	min	60 сек
Площадь	1 ар	а	a	100 Л12
»	1 гектар	га	ha	1 • 104 м2
Объем	1 литр	л	1	1,000028 • 10-3 м3 = = 1,000028 Ли3
Плотность	1 т/м3	т/м3	t/m3	
»	1 кг/дм3	кг [дм3	kg/dm3	| 1000 кг/м3
»	1 г/см3	г/см3	g/cm3	
»	1 кГ • сек2/м*	кГ • секР/м*	kg • s2/m4	9,80665 %г/м3
»	1 кг/л	кг/л	kg/1	999,972 кг/м3
Сила	1 килограмм-сила	кГ, кгс	kg	9,80665 н
»	1 тонна-сила	тС	—	9,80665 • 103 н
»	1 дина	дин	dyn	1 • 10“5 н
Мощность	1 кГ • м/сек	—	—	9,80665 вт
	1 Л. с.	—	—•	735,499 етп = 0,7355 кет
	1 эрг/сек	эрг/сек	erg/s	1•10~7 вт
	1 кет = 1,36 л. с. — ' = 102 кГ • м/сек =	—	—	| 1000 вт
со	= 860 ккал/ч			
<z> 

Наименование величин	Внесистемные (по отношению к СИ) метрические единицы измерения  	1	
1	2
Работа и энергия  Давление  Динамическая вязкость	1 ватт-час  1 киловатт-час  1 кГ • м  1 эрг  1 л. с.ч. = 632,3 ккал  1 ияал = 427 кГ • м  1 бар  1 дин/см?  1 кГ}см2 — 0,980665 бар — = 1 ат (атмосфера тех- ническая) = 735,6 лии рт. ст. = 10 м вод. ст.  1 атм (атмосфера физиче- ская) =1,0332 кГ/см* — — 760 мм рт. ст. = = 1,01325 бар  1 кГ/м2 = 1. Ю""4 кГ/см*  1 миллиметр ртутного стол- ба  1	миллиметр водяного стол- ба  1	пуаз=1 дин- сек/см*  1 сантипуаз  1 кГ • сек/м*
Продолжение табл. 1. 3

Сокращенные обозначения единиц измерения		Значения в единицах СИ
русские	латинские или греческие	
3	4	5
вт-ч	Wh	3,6 • 103 дж
квт-ч	kWh	3,6 • 106 дж
—	—	9,80665 дж
.—	—	1 • 10~7 <9ж = 0,1 мкдж
—	—	2,648 • 106 дж
—	—	4186,8 дж
бар	bar	1 • 105 н/м2
—.	—	0,1 н/м2
ат	at	| 98066,5 н/м2
атм	atm	101 325 нМ2
				9,80665 н/м2
мм рт. ст.	mm Hg	133,322 н/м*
мм вод. ст.	mm H20	9,80665 н/м2
па	P	0,1 н • сек/м2
спа	cp	1 • Ю“3 н • сек/м2
		9,80665 н* сек/м%~ = 9,8066 кг!м* сек
Кинематическая вязкость	1 стокс == 1 слг2 / сек	ст	st	1 • 10 4 м^/сек
	1 сантистокс	сст	cst	1 • 10—6 м^/сек

Тепловые единицы

Количество теплоты	1 калория  1 килокалория	кал ккал	cal kcal	4,1868 дж  4,1868 -IO3 дж
Удельная теплота (фазово- го превращения химиче- ской реакции)	1 калория на грамм  1 килокалория на кило- грамм	кал{г ккал!кг	cal/g kcal/kg	J 4,1868 • 103 дж/кг
Теплоемкость системы	1 калория на градус  1 килокалория на градус	кал/град ккал/град	cal/deg kcal/deg	4,1868 дж}град  4,1868 • 103 дж/град
Удельная массовая теплоем- кость	1 калория на грамм-градус  1 килокалория на кило- грамм-градус	калЦг • град) ккал/(кг • град)	cal/g. deg kcal/kg • deg	| 4,1868’IO3 джЦкг • град)
Коэффициент теплоотдачи и теплопередачи	1 килокалория на квадрат- ный метр-час-градус	ккал/ (м2 • ч • град)	kcal/m2 • h • deg	1,1630 вт/(м2 • град)
Тепловой поток	1 калория в секунду  1 килокалория в час  1 килокалория в секунду  1 эрг в секунду	кал/сек ккал/ч ккал/сек эрг/сек	cal/s kcal/h kcal/s erg/s	4,1868 вт  1,1630 вт  4186,8 вт  1 • 10“~7 вт
Коэффициент теплопровод- ности	1 килокалория на метр-час- градус	ккалЦм • ч • град)	kcal/m • h • deg	1,1630 вт/(м • град)
через Т, то соотношение между этими температурами выражается
равенством

7=^ + 273,15.	(1.1)

Рассмотрим важнейшие величины, наиболее часто применяемые
в практической работе.

Длина. Основной единицей длины (см. табл. 1. 1) является метр
(л*). Применяются и дольные единицы: дециметр (дм), сантиметр (см)
и миллиметр (мм), а из внесистемных (см. табл. 1.3) — микрон (мк).

Соотношения между этими единицами:

1 м = 10 дм = 100 см = 1 000 мм = 1000000 мк.

Масса. Основная единица массы в СИ — килограмм (кг)
и в системе СГС —грамм (г). Внесистемные единицы — тонна,(ш) и
центнер (ц).

Соотношения между этими единицами:

1 кг = 1000 г = 0,001 ш = 0,01 ц.

В системе МКГСС применяется единица массы килограмм-сила-
секунда в квадрате на метр (1 кГ - сек2/м), так как по основному
закону механики масса равна силе, деленной на ускорение.

Соотношения между единицами массы систем СИ и МКГСС:

1 кг = 0,102 кГ • сек2/м\

1 кГ • сек2/м = 9,80665 кг.

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/сек21.
В соответствии с этим размерность силы в СИ равна 1кг -м/сек2].

В системе СГС единицей силы является дина (дин) — сила,
сообщающая покоящейся массе в 1 г ускорение, равное 1 см/сек2.
Соответственно размерность силы в системе СГС [г • см/сек2]. В системе
МКГСС единицей силы является килограмм-сила (кГ или кгс) —
сила, сообщающая покоящейся массе в 1 кг ускорение, равное
9,80665 м/сек2 (—9,81 м/сек2).

Соотношения между указанными единицами силы:

1 н = 100 000 3^ = 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 в 1 кг
в Ленинграде составит 1,0013 кГ, а на экваторе 0,988 кГ).
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 ныотон
па пути длиной 1 ж, 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 • 107 эрг = 0,102 кГ • м ~ 0,239 кал = 0,239 • 10~3 ккал;

1 квт-ч — 1000 вт-ч — 3,6 • 106 дж = 367 000 кГ • м — 860 ккал.

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 • 107 эрг/сек = 0,102 кГ • м/сек,

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.

Решение. 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.
Пример 1.2. Кинематическая вязкость при 100° С дистиллята автола А,К-15
равна 16 сст. Определить значение этой вязкости в единицах СИ.

Решение. Из табл. 1. 3 (столбцы 2 и 5) имеем:

1 сст = 1 • 10~6 м^сек,
тогда

16 сст = 16 • 10“6 м21сек.

Пример 1.3. Тепловая мощность печи на установке составляет
24 000 000 ккал!ч. Определить величину этой мощности в единицах СИ.

Решение. Из табл. 1. 3 имеем:

1 ккал)ч = 1,1630 вт.

Следовательно, тепловая мощность печи составляет

1,1630 • 24 000 000 = 27 912 000 вт = 27 912 кет.
ГЛАВА 2

Тепловые процессы занимают важ-
ное место в технологии перера-
ботки нефтяного и газового сырья.

ОСНОВЫ ТЕПЛОВЫХ в основном производственном доку-
РАСЧЕТОВ	< 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.

А тт	Напомним основные свойства воды и во-

1.	Приближенные дяного пара

тепловые расчеты для ПрИближенных расчетов прини-
для воды и водяного маетсЯ) что удельная теплоемкость1 воды
паРа	равна единице, т. е. св = 1 ккал/кг  град,

а перегретого водяного пара сп. п = 0,48 ккал/кг • град.

Теплота парообразования 2 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 tr до температуры t2 потребуется затратить тепла

(2.1)

< где с — удельная теплоемкость воды или водяного пара.

1	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).

2	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).
Соответственно для нагрева G кг от температуры до темпера-
туры t2 потребуется тепла

Q = Gc (i2 — ti) 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 *2 = 45° С?

Решение.

,	,	, ккал

Q = GcB (t2 — ti) = 1 кг • 1	, oq (45 С — 20°С) = 25 ккал.

Проверим, правильно ли взята размерность для величины Q:



ккал
кг • град

• град,

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 ti = 10°* С до t2 = 100° С и при данной температуре превратить воду в пар?

Решение.

ккал

' Q = Gen (t2 — ti) + г = 1 кг • 1“^73q-(100° С — 10° С) + 540 ккал = 630 ккал.

Пример 2. 3. Водяной пар перегревается при атмосферном давлении от
h = 100° С до t2 = 200° С. Сколько тепла затрачивается на перегрев 100 кг
пара?

Решение.

ккал

Q = Gcn.ii (t2 — ti) = 100 кг • 0,48 jtt (200° С —100° С) = 4800 ккал,
кг • и

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 справочника^ и учебниках по тепловым
установкам Ч

В данной книге паровые таблицы не приводятся, ниже дается лишь
описание их и приемы применения.

1 Подробные паровые таблицы приведены в книге проф. М. П. Вукаловича
«Термодинамические свойства воды и водяного пара». Машгиз, 1958.
Напомним, что водяной пар, выделивший-
ся из воды, с которой он находится в Со-
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 водяного 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 ат даются соответствующие температуры;
эти таблицы носят название «Сухой насыщенный пар (по давлению)».

При,испарении 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 влагосодержа-
нце его равно 1 — х. Следовательно, значение х — 0 соответствует
начальному моменту парообразования, а х = 1 — состоянию су-
хого насыщенного водяного пара1 2. 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 со-
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 — tn) 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 В некоторых справочниках и учебниках таблицы именуются: «Насыщен-
ный водяной пар».

2 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.

------- - ----- |ч|Виг-г1~—

2 Заказ 1705. |	17

L -------------
давлений, удельных объемов, плотностей, теплосодержаний (эн-
тальпии) воды и водяного пара, теплоты парообразования и 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 во-
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 /2о = 20,04 ккал/кг, и = 45,00 ккал/кг. Следовательно, 1 кг воды
при нагреве от 20 до 45° С получит тепла

q == &45 — г2о = 45,00 ккал!кг — 20,04 ккал/кг = 24,96 ккал/кг.

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

= 10,04 ккал!кг.

Теплосодержание водяного пара при 100° С

Чоо “ 639,20 ккал/кг.

Следовательно,

q =	— q0 = 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/см2:

Чоо “ 639,20 ккал/кг,

г200 ” 686,60 ккал/кг.
Для перегрева 100 кг водяного пара потребуется тепла

Q = 100	— iiqq) = ЮО (686,60—639,20) = 4740 ккал.

Выше при решении этого примера была получена величина 4800 ккал; раз-
ница 4800—4740 •= 60 ккал объясняется дем, 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 более
•сложных практических расчетов.

Пример 2. 4. Водяной пар из котельной после увлажнителя поступает в ри-
бойлер под избыточным давлением (по манометру) 4 ат; конденсат получается
при том же давлении. Степень сухости водяного пара+ = 0,98.

Определить количество тепла, выделяющегося при конденсации 1 кг водя-
ного пара, и температуру пара.

Решение. Давление в системе по манометру 4 ат соответствует абсо-
лютному давлению 4+1 — 5 кГ)см2. Из таблицы сухого насыщенного водяного
пара (по давлениям) для Р = 5 кГ!см2'. температура насыщения tn = 151,11° С;
теплосодержание сухого насыщенного пара i" = 656,30 ккал)кг, теплосодер-
жание воды ir = 152,10 ккал)кг.

Количество тепла, отдаваемого при конденсации 1 кг водяного пара, составит
q = (0,98 i" + 0,02 О — г' = 0,98 • 656,30 + 0,02 • 152,10—152,1 =:496 ккал/кг.

Температура отходящего парового конденсата равна температуре насыще-
ния = 151,11° С.

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.

Решение. Из таблицы насыщенного водяного пара (по температурам)
определяем, что температуре 125° С соответствует давление

р = 2,367	2,37 кГ!см\

Этим параметрам насыщенного водяного пара соответствует теплосодержа-
ние насыщенного пара i125 = 648,10 ккал/кг и теплосодержание воды =
= 125,40 ккал/кг.

Из таблицы для перегретого водяного пара находим для давления =
= 2 кГ/см* значение г320 = 743,30 ккал)кг и для давления р2 = 2,5 кГ/см2,
420“ 743,10 ккал/кг. Определяем промежуточное значение теплосодержания
перегретого водяного пара при 320° С и давлении р = 2,37 кГ^м2, путем интер-
поляции:

для р2 — pi Д&320 ” 743,10—743,30 = —0,20 ккал)кг;

0 37

для р = 2,37 кТ^см2, Д&з2о = q'c'q (—0,20) = —0,15 ккал/кг^
а

г$2о ~ 743,30 + (—0,15) = 743,15 ккал)кг.

Количество тепла, необходимое для перегрева 1 кг влажного водяного пара
от 125 до 320° G при давлении 2,37 кГ!см\ составит
q *320 “ °’96 z125 “ °’04 125	743,15-0,96 • 648,10-0,04 • 125,40 =

= 115,96 ккал/кг.
3. Расчет
теплосодержания
нефтепродуктов

случае принимают,

При .отсутствии пособий, позволяющих
точно подсчитать теплосодержание нефтепро-
дуктов, можно пользоваться, как и при расче-
тах для воды и водяного пара, средними
значениями величин теплоемкостей. В этом
что теплоемкость жидких нефтепродуктов по-

стоянна и равна — 0,5 ккал/кг * град, а теплоемкость паров сп—
~ 0,6 ккал/кг • град.

Теплота парообразования принимается равной: для бензина
Z6 = 75 ккал/кг, авиационного керосина ZK ~ 65 ккал/кг, дизель-
ного топлива /д. т = 55 ккал/кг, легких масляных фракций м =
= 50 ккал/кг и средних масляных фракций ZM = 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

q™ = 0,4031 + 0,000405i2 • — .....1 . . = = itK«; (2. 3)

---------' V 0,9952 e20+0,00806

4	»—......

a

2.	Для паров нефтепродукта

g? = (50,2 + 0,1091 + 0,00014 ?) • (3,992 - 0,9952 e~20), ~ 73,8 = '

= itb— 73,8.	(2.4)

В этих формулах:

qT — 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 Q40 (поправка на
плотность);	4

qf — 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;

г? — часть формулы, характеризующая зависимость теп-
лосодержания паров нефтепродукта от температуры;

1 Б. П. Воинов. АНХ, № 2, стр. 111, 1935.
4. Таблицы
теплосодержания
нефтепродуктов
и приемы
вычислительных
операций

каждые 5° С. Против

b — величина, выражающая зависимость теплосодержания паров
нефтепродукта от плотности $4° (поправка на плотность);
73,8 — постоянная величина.

На основании приведенных выше формул
теплосодержания нефтепродуктов в’ жидкой
и паровой фазах Б. П. Воиновым были со-
ставлены таблицы I, II, III и IV, которые
даются в приложении.

В табл. I в первом вертикальном столбце
даны температуры от —50 до +550° С через
каждой температуры дается вычисленное зна-

чение = 0,403 t + 0,000405 i2, которое соответствует теплосо-
держанию 1 кг нефтепродукта, имеющего плотность $4° — 0,998х.
Если требуется определить значение величины iT для температур,
не приведенных в табл. I, необходимо провести интерполяцию,
пользуясь значениями A in\ 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. II, где в первом вертикальном столбце
20

помещены значения плотности q4 , а во втором против каждой плот-
ности даны значения а [формула (2.3)]. В третьем вертикальном
столбце даны поправки пользуясь которыми путем интерпо-
ляций можно определить значения а для величин плотности, не име-
ющихся в таблице.

Рассмотрим конкретные примеры расчетов с использованием
таблиц I и II (см. приложение).

Пример 2. 6. Определить теплосодержание 1 кг дизельного топлива при
температуре 98° С, имеющего плотность р20 = 0,874.

Решение, а) В табл. I значения if1 имеются только через 5° С, берем
ближайшее значение для температуры 95° С:	= 41,94 ккал/кг] из третьего

столбца имеем: значение Дгж, 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 Дг^ составит 3 • 0,482 = 1,45 ккал!кг,.
тогда

^98 “ *95 + А*3 ~ 41,94 + 1,45 == 43,39 ккал!кг,

• б) Из табл. II для плотности 0,870 а = 1,070, из третьего столбца этой
г\ г\г\л

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 р20 = 0,998 второй член формулы (2. 3)

/0,9952 -0,998 + 0,00806
плотности величина а уменьшается, следовательно, дл^ плотности 0,874
-а = 1,070—0,0024 = 1,0676.

в) Теплосодержание 1 кг дизельного топлива, имеющего плотность q^0 =
= 0,874, при 98° С составит

^98	*98 а = 43’39 ’ 1’0676 = 46’20 ккал1™.

В этом примере при интерполяции по табл. I и II 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: ^к00 = 44,35 ккал/кг; Дгж, приходящееся на 1 гра-
дус, в интервале температур 95—100° С равно 0,482 ккал!кг • град; для
разницы между заданной температурой и табличной 10.0—98 = 2° С Дг^
«оставит 2 -0,482 = 0,964 ккал/кг 0,96 ккал]кг, тогда

iTo=	“ 44,35—0,96 = 43,39 ккал/кг.

б)	По табл. II для плотности Q,88 а = 1,064 и д-^ = 0,0006, тогда для
разницы между заданной плотностью и табличной 0,880-—0,874 = 0,006 по-
правка составит 6-0,0006 =0,0036. 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 р|° = 0,608 при температуре 18° С.

Решение, а) В табл. I ближайшее бс^ыпее значение для темпера-
туры 20° С = 8,22 ккал/кг.

Из третьего столбца табл. I имеем: значение Д^, приходящееся на 1 градус,
в интервале температур 15—20° С равно 0,413 ккал!кг • град; для разницы ме-
жду заданной температурой и табличной 20—18 = 2° С ДЙ^ составит 2Х
X 0,413 = 0,826 ^0,83 ккал{кг^ тогда

г 1g = ?20 — ^^2 ” $»22—0,83 = 7,39 ккал}кг.

б)	По табл. II для ближайшего большего значения плотности 0,61
<а = 1,274.

Из третьего столбца табл. II находим: при изменении плотности на 0,001
Д а

поправка фооу составляет 0,001, тогда для разницы между заданной плотностью
и табличной 0,610—0,608 = 0,002 поправка составит 2 • 0,001 = 0,002.

Поскольку с уменьшением плотности поправка а увеличивается, то для
<64°= 0,608 а = 1,274 + 0,0.02 = 1,276.

в)	Теплосодержание 1 кг сжиженного газа плотностью = 0,608 при
18° С составит

^к8 = ’18 а = 7,39 • 1,276 = 9,44 ккал/кг.

При помощи табл. I и II по известным теплосодержанию и плотности нефте-
продукта можно определить температуру последнего.

Пример 2. 8. Теплосодержание мазута плотностью = 0,946 составляет
62,40 ккал/кг. Определить температуру мазута.

Решение, а) Определяем по табл. II поправку для плотности указан-
ного мазута. Для ближайшей большей плотности = 0,950 значение а =
= 1,024. Из третьего столбца табл. II находим для поправку, равную
22
0,0005; для разницы между заданной плотностью и табличной 0,950—0,946 =
= 0,004 поправка составит 4-0,0005 = 0,0020’. Следовательно, для =
= 0,946 ' а = 1,024 + 0,0020 = 1,026.

б) Разделив заданное теплосодержание мазута на поправку а, получим та-
бличное теплосодержание этого продукта

62,40

—-----=== ккал/кг;

a	1,1) Z6

ближайшему меньшему теплосодержанию по табл. I = 59,23 ккал/кг соот-
ветствует температура 130° С.

Разница между теплосодержаниями в нашем примере и в табл. I составляет
60,70—59,23\= 1,47 ккал/кг. >

Из третьего столбца табл. I имеем: в интервале температур 130—135° С Д£ж
приходящееся на 1 градус, равпо 0,510, тогда вычисленная разница 1,47 соот-
1,47 .

ветствует температуре q^q = 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
Q40 = 0,926 при температуре 378° С.

Решение, а) Пользуясь табл. III, находим для ближайшей большей
температуры 380° С значение г880 = Ш,84 ккал/кг. Поправка Ain 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 = i380v-“ 2 А*П = 111,84^-0,430 = 111,410 ккал/кг.

б)	По табл. IV находим: для ближайшей большей плотности q^0 = 0,930
поправка b = 3,066, а для плотности $4°= 0,926 b = 3,066 + 4 • 0,001 =
= 3,070.	,	>	'

в)	Теплосодержание паров нефтепродукта (q|° = 0,926) при температуре
378° С по формуле (2.4)

$378 = *378 & — 73,8 “ Ш,^1 ’ 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.

^ = ^П-?Г» 7	(2-5>

где lt — теплота парообразования нефтепродукта в ккал/кг.

' Пример 2. 10. Определить теплоту парообразования при 378° С нефтепро-
дукта плотностью $4° = 0,926.

Решение, а) В примере 2.9 уже вычислено теплосодержание паров
такого нефтепродукта при 378° С: ^878 = 268,2 ккал/кг.

б)	Определяем теплосодержание этого же нефтепродукта в жидком виде
при 378° С, пользуясь табл. I и II.

Из табл. I имеем:	= 211,62 ккал/кг, в интервале 375—380° С

приходящееся на 1 градус, равно 0,709.

= 211,62—2 - 0,709 = 210,2 ккал/кг.
Из табл. II имеем: для = 0,930 поправка а = 1,035, q-q^j = 0,0006, для
разности 0,930—0,926 = 0,004 поправка составит? 4 • 0,0006 = 0,0024. Следо-
вательно, для р4° = 0,926 поправка а = 1,035 + 0,0024 = 1,0374. Тогда тепло-
содержание жидкого нефтепродукта данной плотности при 378° С

= 210,2 • 1,0374 = 218,0 ккал)™.

в)	Теплота парообразования

* 78 =	“ ^8 = 268,2 ~ 218,0 = 50,2 ККаЛ!К?*

о7о 0?о О 40
ГЛАВА 3

ОСНОВЫ ГИДРАВЛИКИ
И ГИДРАВЛИЧЕСКИЕ
РАСЧЕТЫ

Гидравлика занимается изучением
механических свойств реальных
жидкостей и способов их техниче-
ского использования.

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.

1. Основные свойства
жидких
нефтепродуктов

Плотность и удельный .вес. Количество
вещества — массы, заключенной в единице
объема, называется плотностью. Плотность
измеряется в кг!м3 и г!см3. Плотность не-
фтепродуктов 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 ГС qI определяется по формуле Д. И. Менделеева:

eSer-₽(*-20),

(3.1)

где Q4 — 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. III. 1, стр. 43);

t — температура в °C.

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.
Плотность смеси нефтепродуктов определяется' по формуле

1

Осм	>

21 I ^2 1 37 3 t । ХП

Qi Q2 2з	2™

(3-2)

где х2, х3,... хп — весовые доли компонентов смеси;

Qi» 2г» Q3-- Qn — плотности компонентов смеси.

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/м3 и Г/м3. Удель-
ный вес зависит от ускорения силы тяжести в точке измерения.

Плотность жидкости q и ее удельный вес у связаны следующей
зависимостью:

Y = Q g,	. (3-3)

где g — ускорение силы тяжести, равное приблизительно 9,81 м!сек2.

Так как эталон массы в 1 кг притягивается к Земле с силой,
равной 1 кГ, численные значения плотности и удельного веса сов-
падают. Если плотность вещества q = 600 кг/ж3, то удельный вес
его у = 600 кГ/м\ если q = 0,600 г/еж3, то и у — 0,600 Г 1см3.

Вязкость. Вязкостью называется внутреннее трение жидкости,
возникающее между молекулами при их перемещении. Различают
вязкость динамическую, кинематическую, удельную и условную.

Свойство жидкости оказывать сопротивление сдвигающим ео
силам называется динамической вязкостью ц. Динамическая вяз-
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 (тгз), равный вязкости такой жидкости, в которой сила
в 1 дину перемещает слой жидкости площадью 1 с'м2, 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 у называется отношение динамиче-
ской вязкости к плотности жидкости при той же температуре:

v = |.	(3.4)

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

'	(3-5)

где т]н — динамическая вязкость жидкости (нефтепродукта);

Цв — 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 см3 нефтепродукта при температуре испытания t° С
ко времени истечения 200 см3 дистиллированной воды при темпера-
туре 20° G в одном и том же вискозиметре, т. е.

В у   ______время истечения 200 см3 нефтепродукта при /°C

f время истечения 200 см3 дистиллированной воды при 20° С

Условная вязкость нефтепродуктов переводится в кинематиче-
скую или динамическую по формулам:

vt = 0,0731 ВУ,[сл»а/сек];	(3.6)

T]t = (0,0731 ВУ t -	Qt [дин • сек/см*]. (3. 7)
Вязкость нефти и нефтепродуктов зависит от фракционного ц
углеводородного состава и от температуры. На рис. 3. 2 даются
кривые зависимости 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.

(3.8)

vi2 1

где Vtr — кинематическая вязкость нефтепродукта при ti °C;

V/2 — кинематическая вязкость того же нефтепродукта при£2 °C;
к — коэффициент, характеризующий данный нефтепродукт;

величина к определяется из формулы (3. 8) по двум из-
вестным вязкостям данного цродукта при %вух различ-

ных температурах

§ 0,10

Температура^ °C

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.

(см. пример 3. 1).

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

Пример 3. 1. Кинематическая вязкость
дистиллята дизельного топлива при 20 и
60° С составляет соответственно v20 =
=0,12 см2) сек, v60 = 0,03 см21сек. 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.

7	1 Ч .1	0,12 . Irr 60 Л

С” g vi2 ’lg ti lg 0,03  8 20 1"j5'

Используя одну из известных вязко-
стей, например v20 =0,12, а также полу-
ченное значение коэффициента к = 1,25,
определяем по формуле Гросса величину
кинематической вязкости дистиллята ди-
зельного топлива при t = 100° С:

]g ^2 = 1,251g -^-=1,25 • 0,7= 0,875.

vloo

Отсюда

v100 = 0,016 см2! сек.

Перейдем к некоторым понятиям
из гидростатики.
Тело, погруженное в жидкость, а также
2 Гиппостатическое Дно и стенки сосуда, в который залита жид-
давление	кость, 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	?

р = 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 = Po + hy,	(3-10)

где pQ — давление, действующее на свободную
поверхность жидкости.

Пример 3. 2. Определить давление па дно емкости
(см. рис. 3. 3), заполненной керосином до высоты
уровня h = 8 ж, если удельный вес керосина у ==
= 840 кГ/м3.

Решение. Согласно уравнению (3. 10) полное
гидростатическое давление на дно емкости

Р = Ро + h у.

3. 2.

Зная, что давление на свободной поверхности равно 1 а/n, или 10 000 кГ1м\
находим

р = 10 000 кГ/м2 + 840 кГ1м3 • 8 м = 16 720 кГ]м? = 1,672 ат (абсолютное).

, Манометрическое же (избыточное) давление рман — 0,672 ат.

Пример 3.3. Керосин поступает в змеевик холодильника из отпарной
колонны, где поддерживается уровень h == 0,5 м и давление 3 ат (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.

Решение, а) Плотность керосина при 250° С по графику рис. 3.1
q25° —о,66О, тогда удельный вес его уа50 = 660 кГ/м3.

б) Давление на входе в холодильник определится по уравнению (3. 10)

i

Р = Ро + h Y-

р0 — 3,0 ат (по манометру) или р0 = 3,0 + 1,0 = 4,0 ат (абсолютное).

h = hi + hz — 6,0-J-0,5 = 6,5 м.

у h = 660 • 6,5 = 4290,0 кГ/м2, = 0,43 ат.

р = 4+0,43 = 4,43 ат (абсолютное),

или

р = 3+0,43 = 3,43 ат (избыточное).
Пример 3.4. Определить давление на приеме насоса, откачивающего дистил-
лят машинного масла из вакуум-приемника, в котором уровень жидкости /г2 —

= 0,5 м. Температура дистиллята в приемнике 300° С и плотность его
= 0,900; ра^ежение в приемнике

Рис. 3. 5. К примеру 3. 4.

еГ =

620 мм рт. ст. Взаимное расположение
насоса и вакуум-приемника дано на
рис. 3.5.

Решение. а) По графику
рис. 3. 1 плотность дистиллята при
300° С ei?00 = 0,720, тогда y300 =
=720 кГМ3.

б)	Согласно условию и рис. 3.5:

^1=10,0 м; hz—0,5 м; Д3=0,4
7&=7&i+/&2—кз =10,0+0,5—0,4=10,1 м.
у ft=720-10,l=7272 кГ/м2 =0,7272 ат.

в)	Абсолютное давление в вакуум-
приемнике

Ро “ 735,6* — 620 = 115,6 мм рт. ст.,
115,6 • Л ЛЕГЛА
или — _  = 0,1560 ат.

735,6

г)	Давление на приеме насоса опре-
деляется из уравнения (3. 10)

Р = Ро + Y h.

Подставив найденные значения, получим:

р = 0,1560+0,7272 = 0,8832 ат (абсолютное), или р0 = 0,8832—1,000 =
= —0,1168 ат (по манометру), т. е. на приеме насоса манометр будет показы-
вать вакуум 0,1168 ат, 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 обеспече-

* 735,6,мм рт. cm. — i ъГ/смЯ (техническая атмосфера).
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 h2 = 0,5 м (см. рис. 3.6),
Решение, а) Определяем по графику рис. 3. 1 q|80 дистиллята; если

е|° = 0,920, q28°= 0,760; тогда у2,0 = 760 кГ/.и3.

б)	По условию задачи (см. рис. 3. 6)

h = hi + h2 — hi + 0,5 м.

в)	Абсолютное давление в вакуум-приемнике

75 6

р0 = 735,6 — 660 = 75,6 мм рт. ст., или ’-- = 0,103 ат,

135,6

т. е. 0,103-10 000 =1030 кГ/м2.

г)	Для обеспечения самотека
продукта на прием насоса должно
быть соблюдено следующее условие,
вытекающее из уравнения (3. 10):

1 ат = 10 000 кГ/м2 = 1030 + у h,

откуда

у h = 10 000—1030 = 8970 кГ/м2.

Следовательно,

8970
?280

8970

760

= 11,8 м.

Поскольку h — hi +0,5 м, т. е.
11,8 м = hi + 0,5 м,

Рис. 3. 6. К примеру 3. 5.

hi = 11,8-0,5 = 11,3 м.

Расходом называется количество жидко-

сти, проходящей через поперечное сечение

3.	Средняя скорость потока в единицу времени. Расход жидкости
жидкости	измеряется в весовых и объемных едини-

цах, например в кг/сек, м3/сек, л/сек.

Секундный объем жидкости V определяется по уравнению

V = —£— м3/сек,	(3.11)

3l0j

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
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

=(3.12)
где V — объем Лидкости в мЧсек\

F — площадь поперечного сечения трубопровода в ж2.

Подставив значение секундного объема из формулы (3. 11) в урав-
нение (3. 12), получим следующую формулу для подсчета величины

Рис. 3. 7. Распределение скоростей
в поперечном сечении потока
жидкости, параллельного стенкам
трубы круглого сечения.

средней скорости потока жид-
кости:

w = WF м!сек- (злз>

Пример 3. 6. Определить среднюю
скорость нефти в трубопроводе, если
прокачивается нефти 4000 т/сутки,
или 4000 : 24 тп/ч.

Внутренний диаметр трубопровода d =
= 200 мм = 0,2 м. Плотность нефти
q20 _=о,92О, средняя температура ее

Решение,
рис. 3. 1

в трубопроводе равна 25° С.

а)	Плотность нефти при 25° С определяем по графику

= 916 кг/м3.

б)

Площадь поперечного сечения трубопровода

л d2

3,14-0,22
4

= 0,0314 №.

в) Средняя скорость нефти в трубопроводе по формуле (3. 13) равна
G	4000000	ла ,

W ~ 3600 Qt F ~ .24 • 3600 • 916 • 0,0314	,6 М/

Пример 3. 7. Определить среднюю скорость нефти в трубном пространстве
трубчатого теплообменника атмосферно-вакуумной установки производитель-
ностью 2500 т/сутки нефти, если средняя температура ее равна 100° С, плот-
ность р20 = 0,900, число трубок в теплообменнике 112, внутренний диаметр
трубок 20 мм, число ходов в пучке 2.

Решение, а) Плотность нефти при 100° С по графику рис. 3. 1 для
q2q — 900 кг/м3, а р100 = 850 кг/м3,

б)	Площадь поперечного сечения трубного пространства теплообменника
для одного хода

»_з.и.ода . ш ад176„,_

4	2	4	2
в)	Средняя скорость нефти в трубном пространстве теплообменника
G	2 500 000	4ПО ,

W 24 • 3600	24-3600-850-0,0176	1-93-и/се,>-

Пример 3.8. Определить среднюю скорость прохождения гудрона в меж
трубном пространстве трубчатых теплообменников атмосферно-вакуумпой уста-'
новки производительностью по нефти 5000 т/су тки. Выход гудрона от нефти со-
ставляет 20%, плотность гудрона q2o--96O кг/м3; 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-
трубпом пространстве один.

Решение, а) Определяем плотность гудрона при 200° С по графику
рис. 3. 1

О2оо — 850 кг/м3.

б)	По условию количество гудрона составляет
5000 • 0,2 = 1000 т/сутки.

в)	Площадь поперечного сечения межтрубного пространства теплообмен-
ника

„ nD2 nd* 3,14-0,4572 3,14 • 0,0252 .. п „

—---------—-п =------------------------112 = 0,109 м2.

4	4	4	4

г)	Средняя скорость прохождения гудрона в кГежтрубпом пространстве
теплообменника

G	1000000	'

w 24-3600qjF	24-3600-850-0,109 M/Ceh'

4. Режим движения
жидкости

При небольших скоростях движения жид-
кости в трубе частицы ее движутся по пря-
мым параллельным линиям. \ При этом наи-
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-
зывается вихревым или тур-
булентным (рис. 3. 8, б).
При турбулентном движении

6

а

Рис. 3. 8. Движение жидкости.
а — ламинарное; б — турбулентное.

вблизи стенок остается пограничный слой, в котором жидкость дви-
жется ламинарно. С, повышением скорости потока повышаемся
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.).

3 Заказ 1705.

33
В сосуд 1 вставляли стеклянную круглую трубку '2, снабженную
на конце краном 3 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 несмеши-
вающимися струями. С увеличением скорости движения воды в труб-

Рис. 3. 9. Схема прибора Рейнольдса.

а — ламинарное движение; б — турбулентное дви-
жение.

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.

Опыты, проведенные
с трубами разных диамет-
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 жидкости характеризуется числом Рейнольдса,
которое вычисляется по формуле

Re =

(3-14)

где w — средняя скорость потока жидкости в см/сек (или м/сек)\
d — диаметр трубы в см (или ж);

v — кинематическая вязкость жидкости в см2/сек (или м2/сек).

Подставив в формулу (3. 14) размерности входящих в нее ве-
личин, получим

_ см!сек • см
см2/сек

Следовательно, число Рейнольдса — величина безразмерная. Зна-
чение числа Рейнольдса, соответствующее данному движению жид-
кости, дает возможность судить о режиме ее движения.
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 10 000 — движение турбулентное. При значениях числа Рей-
нольдса в пределах 2320—10 000 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 (ReKp), а скорость жидкости, соответствующая ReKp,
считается критической скоростью (wKp).

Значение критической
скорости определяется из

формулы



откуда

Re^pv _ 2320v /о4с;х	_	0

^кР —	2 d * (А10/ Рис. 3. 10. Виды сечений потока.

Следовательно, условиями ламинарного движения жидкости
в трубопроводе будем считать Re ReKp, или w wKp-

Если же число Рейнольдса или средняя скорость больше кри- .
тических, т. е. Re >> ReKp или w > wKp, 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

с?э = 4г,

(3.16)

где г — гидравлический радиус.

Гидравлическим радиусом называется отношение площади по-
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 прямоугольное
сечение (рис. 3. 10, а), определяется формулой

где b — основание прямоугольника;
h — высота прямоугольника.

3*

35
Гидравлический радиус потока, заполняющего кольцевое сече-
ние (между двумя концентрическими трубами радиусом 7? и г;
рис. 3. 10, б), определяется формулой 1 „

r = ^ff-.7-y.2... = -^zL .	(3.19)

2л;1? + 2лг 2	к 7

Гидравлический радиус потока, заполняющего межтрубное про-
странство трубчатого теплообменника (рис. 3. 10, в), определяется
формулой

 Л Я2 л б?2

%	__ ~4 Г"7г _ D* — nd*

Г TtD-{-ndn k(D-\-nd) ’

где D — внутренний диаметр корпуса;

d — внешний диаметр труб;

ц — число труб в теплообменнике.

Пример 3. 9. Определить характер движения в трубопроводе диаметром
200 мм балаханской тяжелой нефти, прокачиваемой в количестве 1500 т^сутки.
Средняя температура транспортируемой нефти равна 25° С, плотность q20 =
== 925 кг)м3.

Решение, а) По кривой вязкости (рис. 3. 2) определяем кинематиче-
скую вязкость тяжелой балаханской нефти при 25° С

v25~ 0,6 см2! сек,

б) Определяем плотность нефти при 25° С по графику рис. 3.1 ,
р2б = 921 кг/м3.

Секундный объем нефти

'	Т7— G _ 1500000 __nA,QO 3/

24-3600-е26	24-3600-921 0,0188 м /сек‘

Площадь поперечного сечения трубы

f =«£=3,14-°,22 =0,0314 м2.

4	4

Скорость прохождения нефти в трубопроводе
0,0188 ПО/ ЯО /
= б оз 14' ~ О’8 м!сек = 60 см/сек.

Число Рейнольдса для нефти при данных условиях
Re = Jf£=°222° =2000-

V 0,6

Следовательно, движение нефти в трубопроводе ламинарное.

Пример 3. 10. Определить характер движения керосина в межтрубном
пространстве теплообменников на установке производительностью (по нефти)
6000 ml су тки. Выход керосина составляет 35% на нефть. Средняя температура
керосина в теплообменниках 100° С, плотность q20 = 855 кг/м3. Внутренний
диаметр корпуса 457 мм\ внешний диаметр трубок 25 мм, внутренний диаметр
20 мм и число трубок1112.

Решение, а) Определяем по кривой рис. 3. 2 кинематическую вязкость
керосина при 100° С:.

Vioo = 0,010 см2!сек.
б)	Плотность керосина при 100° С определяем по графику рис. 3. 1:
Qioo — 790 кг/л13.

в)	Площадь поперечного сечения межтрубного пространства теплообмен-
ника

3.14-0.457» „,12.ЗЛ4.0да =О|1Ю

4	4	4	4

Секупдный объем керосина
=	(7-0,35

24 • 3600 Qioo

6 000 000 • 0,35

24 • 3600 • 790

= 0,0308 мР/сек.

Средняя скорость в межтрубном пространстве теплообменника

0,0308 n 9Q .

“ = ^77^-= °-28 м/сек.

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

D2 — nd2
^(D + nd)

0,4572 —112-0,0253
4(0,457 + 112-0,025)

= 0,0107 м = 1,07 см.

Эквивалентный диаметр межтрубного пространства теплообменника опре-
деляем по формуле (3. 16):

dd = 4 г — 4 • 1,07 = 4,28 см.

Тогда

Ие_.»А_?Ь«1=11в84.

v 0,010

Следовательно, движение керосина в теплообменниках турбулентное.

5. Определение
потерь напора при
движении жидкости

При движении жидкости по трубопро-
воду вследствие возникновения внутри жид-
кости, а также между жидкостью и ограни-
чивающей 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 z жидкости.
К трубе присоединены вертикально трубки 7, 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
соответствующих участках. В точке А давление жидкости равно
hr у; в точке Б — А2 у, в точке В — h3 у, в точке Г — h& у. Следо-
вательно, падение давления (напора) жидкости на участке длиной
lL равно — Л2, на участке длиной 12 соответственно h2 — h3,
па участке длиной Z3 hs — а на участке I равно — h&-

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.

Рис. 3. 11. 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 А/? определяется по формуле

KW,	(3.21)

где Л — коэффициент трения;

w — скорость жидкости в м/сек\

g — ускорение силы тяжести, равное 9,81 м/сек2*,

/ — расчетная длина трубопровода в м\

d — диаметр (или эквивалентный диаметр) трубопровода в м;
у — удельный вес жидкости в кГ/м3.
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

'“4-	(3.22)

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

Форма сечения канала (трубы) Коэффициент А

Круглое......................

Квадратное ..................

Равносторонний треугольник . .

Кольцевое....................

Прямоугольное _..............

64

57

53

96

62

Для турбулентного движения жидкости коэффициент трения
определяется формулой Блазиуса (в пределах Re = 3000 4- 100 000)

х =	(3.23)

/Re

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

Zp = I /ЭКв? - (3.24)
где I — длина трубопровода
в ж;

^экв — эквивалентная длина
фитингов (задвижек,
вентилей, тройников
и колен) в м.

Величина сопротивления
выражается в эквивалентных

Л

Л 200 600 1000 1т 1800 2200 Ra

2000 W0 6000 8000 10000	!W0	18000 Re

Рис. 3. 12. Зависимость коэффициента со-,
противления X от числа Рейнольдса.

в вентилях, тройниках и поворотах
длинах прямых труб (/экв)«
Ниже приводятся ориентировочные значения местных сопроти-
влений при турбулентном режиме, выраженные числом диаметров
трубы.

%

Род сопротивления	Эквивалентная длина, выраженная числом диа- метров трубы
Вход жидкости из резервуара в трубу (с острыми краями)		20
Колена радиусом от 2 до 8 диаметров . .	10
То же с радиусом закругления, равным id	20
Задвижка открытая		И
Сальниковый компенсатор		10
П-образный компенсатор		120
Лирообразный компенсатор		100
Обратный клапан		75
Тройники 		50
Вентили	  .	. -		40

Обозначив число задвижек, находящихся на трубопроводе,
через nv колен через п2, тройников через тз3, вентилей через п4,
получим формулу для определения расчетной длины трубопровода
при турбулентном движении жидкости:

l&~l ]~nr- lid + n2-20^ + 733 • 50^4-n4*40с?,	(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:

.	^ВЫСШ ^НИЗШ	/о ппу

*ср =------9-----’	(3. 2b)

где ^высш и ^низш — наивысшая и паипизшая температура на 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.

^ср —

^высш ^низш

2,3 1g

^высш

/•

яизш

(3.27)
Для упрощения расчетов вместо среднелогарифмической темпе-
ратуры иногда берут температуру, определяемую по формуле

,	_ ^высш 2^низш

£ср-	з

(3.28)

Пример 3. И. Определить потерю давления в трубопроводе диаметром
200 мм, длиной 6000 м при прокачке 1200 ml су тки балаханской тяжелой нефти,
начальная температура которой 60° С, конечная температура 30° С, плотность
нефти р20 = 925 кг/м?. На трубопроводе имеется десять колен и две задвижки.

Решение, а) Определяем среднюю температуру нефти в трубопроводе
, ^высш"^^низш 60 + 2«30 /пор
icp =--------------------------------------= 4U U.

б)	Определяем плотность нефти при 40° С по графику рис. 3. 1:
р40 = 913 кг]м3',	у40 = 913 кГ/м3.

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

v40 = 0,3 см2!сек.
г) Секундный объем нефти

G	2 400 000

24-3600-Q40 “ 24-3600-913

= 0,0304 м9/сек.

д)	Площадь сечения трубопровода диаметром 200 мм

л d2
~v

3,14-0,22

4

= 0,0314 м\

Определяем среднюю скорость нефти в трубопроводе

w~-^=r = -2 no?/ =Q>97 м/сек —QI см/сек.

F	0 )0314

Число Рейнольдса

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

X = 0,037.

Определяем расчетную длину трубопровода

2р = Z + щ - 1U + «2 - 20 d = 6000 +2 . И . 0,2+10 • 20 • 0,2 = 6044 м.

Падение давления нефти в трубопроводе (в м нефтяного столба)

I w2	6044	0 972

Др = X -г • — у = 0,037 ++£- • ++— 913 = 48 800 кГ/м* = 4,88 кГ/см*.
d	UА • У,о1

Пример 3. 12. Определить потерю давления в погружном холодильнике,
где керосин в количестве 30 т/ч охлаждается от 120 до 40° С. Плотность керо-
сина р2о — 850 кг/м3. 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
р
пике

е ш е н и е. а) Определяем среднюю температуру керосина в холодиль-

____ ^высш ^низш
fcp—	о-------

120 + 2-40. = 67О&

б)	Плотность керосина при 67° С по графику рис. 3. 1
рб7 == 815 кг/л3; уб7 = 815 кГ/м3.

в)	Секундный объем керосина

< G _	30 000

3600рб7 “ 3600-815

0,0102 л3/сек.

г)	Площадь поперечного сечения трубы

3,14-0,12
4

= 0,00785 л2.



д) Средняя скорость керосина в трубах холодильника

V 0 0102

w = — = —— = 1,30 м/сек = 130 см/сек.
г и,ии/оЭ

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

v67 = 0,016 см2/сек.

ж)	Число Рейнольдса
n wd	130-10 ол/л

Ие =----=	-= 8140.

v 0,016

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

X — 0,036. .

з) В холодильнике имеется 6 • 11 ==66 двойников и две задвижки (один
двойпик принимается за два колена).

Расчетная длина холодильника:

Zp = I + пх - 11 d + 7*2-20 d - 2 = 6 - И - 3 + 2 - 11 - 0,1 + 66 - 20 • 0,1 X
х2 = 464,2 л.

Определяем потерю давления в холодильнике:

Др = %	-^-у = 0,036	815 =11 700 »ГМ2=1,Г7 кГ/см?.

На заводах применяются обычно паровые
поршневые и центробежные насосы. Поршне-
вые паровые насосы состоят из горячей части
(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
р2 отводится в линию отработанного (мятого) пара. В цилиндр хо-
лодной части насоса поступает жидкость под давлением Pi и нагне-
тается насосом под давлением Рг. Следовательно, в цилиндрах горя-

7. Давление на
выкиде насоса
чей части'насоса давление водяного пара снижается от рг до р2,
а в цилиндрах холодной части насоса давление жидкости повы-
шается от Рг до Р2.

При работе насоса на поршень горячей части действует сила

— кГ,

а на поршень холодной части сила

Рис. 3. 13. Схема действия парового поршневого насоса.

1 — свежий водяной пар; 2 — отработанный водяной пар; 3 —
поступающая жидкость;- 4 — нагнетаемая жидкость

эти силы равны, т. е.

л D2	nD2	'

= 2-

Отсюда

•'	(3.29)

где р± — давление острого водяного пара;

р2 — давление отработанного водяного пара;

Р± — давление жидкости на приеме насоса;

Р2 — давление жидкости на выкиде насоса;

D± — диаметр поршня горячей части насоса;

D2 — диаметр поршня холодной части насоса.

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):

Р = (Н + Ajl + h2) у + р2 —	кГ!^.	(3. 30)

где hr — потери напора в приемном трубопроводе в ж;

Л2 — потери напора в нагнетательном трубопроводе в ж;
Н — высота подъема жидкости от уровня продукта в пита-
тельной емкости в ж;

pL — давление в питательной емкости в кГ1м2\

у — удельный вес жидкости в кГ1м*\

р2 — давление в приемной емкости в кГ/м2.

Рис. 3. 14. К формуле (3. 30).

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

у эт W2D2TL COS С&2 /п п 4 \

Л==	60i

Рис. 3. 15. Схема действия центробежного насоса.

1 — касательная к окружности диаметром £4; II — касательная к окружности диаметром
D2\ vi — скорость поступающей в насос жидкости; гг — скорость выбрасываемой из насоса
жидкости.
где w2 — скорость жидкости на выкиде из рабочего колеса в м/сек;
D2 — диаметр внешней окружности рабочего колеса в ж;

п — число оборотов рабочего колеса в минуту — •

I JMrZZT/r J v

а2 — угол выхода жидкости из рабочего колеса;

ц — коэффициент полезного действия насоса;

g — ускорение силы тяжести в м/сек2.

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:

7==2(2^Ч-^и)<рп-60 ж3/ч,	(3.32)

где I — длина хода поршня в ж;

D2 — 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.

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:	.	j

где 7Х — производительность насоса при числе оборотов nL;

V2 — производительность насоса при числе оборотов п2.

Судя по уравнениям (3. 31) и (3. 33), высота подачи жидкости
изменяется прямо пропорционально квадрату изменения числа
оборотов рабочего колеса:

где Н1 — высота подачи при числе оборотов 72x;

Н2 — высота подачи при числе оборотов п2.

Необходимая мощность насоса 7VH 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 действия
агрегата и определяется формулой

Nn =	0,736 кет,	. (3. 35)

где G — секундный расход жидкости (количество жидкости, перека-
чиваемой в секунду по трубопроводу) в кг /сек;
h — манометрический напор насоса (манометрическое давление
жидкости на выкиде насоса) в ж;

y|h — .коэффициент полезного действия насоса (цн = 0,7 4-0,75).

Манометрический напор насоса определяется по формуле

- h = H^Pi~Pi+h1^-h2 м,	(3.36)

где — давление над жидкостью в питательной емкости в кГ!м2\
р2 — давление над жидкостью в приемной емкости в кГ/м2\

Y — удельный вес жидкости (при средней температуре потока)
в кПм3\

Н — высота подъема жидкости от точки А до точки В (см.
рис. 3. 14) в ж; если точка В ниже точки Л, то высота подъ-
ема Н считается отрицательной и берется со знаком минус
(см. рис. 3. 16);

hi — потеря напора в приемной линии в ж;

— потеря напора в выкидной линии в ж.

Рис. 3. 16. К формуле (3. 36).

Если давления в емкостях
(или аппаратах) равны, т. е.
Рх - р2, то

h = Н + hi + Л2. (3.37)

• Мощность, затрачиваемая на
работу двигателя:

УУДВ —л. с. 0,736 кет,
д Пдв	. Пдв

(3. 38)

где цДв — коэффициент полезного действия двигателя (цДв = 0,95).
Часовой расход электроэнергии

’ Е = 3600 • 0,736 квт-ч.	(3. 39)

Лдв

Сила тока определяется из формулы

Е = IV,

\

где Е — часовой расход электроэнергии в квт-ч',

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:

дг =	у

1	75т)н

ДГ ___ ^2 V ^2

8	75Пи

75г]н

Г24 Яг- = V1H1: V ,H2

75т]н

Ni'.Nz —
где — мощность'двигателя при числе оборотов пх\

N2 — мощность двигателя при числе оборотов п2.

Следовательно, мощность электродвигателя изменяется прямо-
пропорционально кубу числа оборотов рабочего колеса.

Расход водяного пара на поршневой насос определяется по фор-
муле

z~z'Nn кг/ч,	(3.42)

/	л	/

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 4- 70 кг 1л, с. ч.

Пример 3. 13. Определить давление па выкиде и мощность центробежного
насоса, перекачивающего НО 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 р20 = 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.

Решение, а) Определяем плотность нефти при 15° С по графику рис. 3. 1
Q15 = 893 кг/лг3; тогда yi5 = 893 кГ1м3.

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

v15 = 0,35 см2! сек.

в)	Площадь поперечного сечения трубопровода

3,14-0,22

= 0,0314 м2.

г) Секундный объем нефти

У =--------

3600Q15

иоооо 

3600-893

= 0,0342 м?/сек.

д)	Средняя скорость нефти в трубопроводе

V	0,0342	, пп .	.

w= — =	= 1,09 м/сек = 109 см/сек.

*	UjUol^x

е)	Число Рейнольдса

h<,_^_™J£L=623o.

v 0,35

Следовательно, движение нефти в трубопроводе имеет переходный характер,
ж) Определяем по кривой рис. 3..12 коэффициент трения

% = 0,036.

з)	Расчетная длина трубопровода

= I + п± • lid + п2 20 d = 6000 + 2 • 11 • 0,2 + 6 • 20 • 0,2 = 6028,4 м.
и)	Потеря напора в нагнетательном трубопроводе

I

‘ "к— — 0,036
d 2g

6028,4
0,20

1,092

2TW = 6°’6 М-

Расстояние между питательным резервуаром и насосом незначительно,
поэтому потерей напора в приемной линии пренебрегаем (hi = 0). Поскольку
резервуары негерметичны, = р2.

к)	Давление на выкиде насоса

Р = (Н + hi + /J у + Р2 - Pi = (50 + 65,6) • 893 + 0 - 0 =
= 103 000 кГ/м2 = 10,3 кГ!см2.

л)	Секундный расход нефти

„	110-1000 ПАР .

G =----57^7;--=30,6 ке/сек.

3600

Определяем манометрический напор насоса

h = H +

Y

+ —50 + 65,6= 115,6 ж.

Мощность насоса

30,6-115,6

45-0,7  = 67’5Л- С-’

,	-^н — тте—’ —'

75т]н

или 7УН = 67,5 • 0,736 = 49,6 кет.
ГЛАВА 4

/самопроизвольно тепло передается
только от горячего тела к холод-
qjtfmfhtu	ному и при их сопРикосновении

мыиы	первое охлаждается, авторов нагре-

ТЕПЛОПЕРЕДАЧИ 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.
удельным тепловым

В промышленной практике приходится
сталкиваться в основном с передачей тепла

1. Теплопроводность через плоские и цилиндрические стенки,,
причем они могут быть однослойными и мно-
гослойными. Количество тепла, переданного-
в единицу времени (час) через всю рассматриваемую поверхность,,
называется тепловым потоком. Тепловой поток Q (ккал/ч) через
единицу площади (1 ж2) сечения или поверхности F (м2) называется
током, или тепловой нагрузкой (напряжен-
ностью) сечения или поверхности нагрева:

	q ккал/м2-ч.	' (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 = KFt-i^- ккал/ч,	(4.2)

удельный тепловой поток соответственно
равен

q = -у- = -у- (^ —12) ккал/м2 • ч, (4. 3)

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

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

где X — коэффициент теплопроводности, характеризующий способ-
ность данного тела проводить тепло и зависящий от свойств
вещества и его состояния, в ккал/м • ч • град;

6 — толщина стенки в м;

F — поверхность стенки в м2;

и — температуры на противоположных наружных поверхностях
стенки в °C.

Следовательно, количество тепла, переданное через 1 м2 стенки
в час, прямо пропорционально коэффициенту теплопроводности X,
разности температур наружных поверхностей стенки (tr — t2) и
обратно пропорционально толщине стенки 6. Отношение Х/6 назы-
вается тепловой проводимостью стенки, а обратная величина 6/Х —
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 нескдльких 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 цдного материала, в про-
цессе работы стенка может покрываться слоем отложений, например
ржавчины, накипи или грязи. Таким образом, практически мы обычно
сталкиваемся с многослойными стенками.
Удельный тепловой поток для трехслойной стенки (см. рис. 4. 2)
ъыражается уравнением

 (4,4)

М Л»2 A3

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 (ХВ03д =0,02 ккал/м • ч • град), нали-
чие Даже очень тонких зазоров
может сильно сказаться на умеиь- t
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 Г2 и t3 Рис> 4/2. Передача тепла через мно-
по уравнениям:	гослойную плоскую стенку.

.	. dj

/3 = Z2 — q = ti -J- -rj- .

Л2	А'З

(4.5)

(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 м2 стенки
варочной мешалки, если .толщина этой стенки di = 20 мм, коэффициент тепло-
проводности материала стенки (стали) Xi — 40 ккал!м • ч • град и с внутренней
стороны мешалки стенка покрыта слоем отложений толщиной дг = 1 мм с коэф-
фициентом теплопроводности А/г = 0,6 ккал/м • ч • град. Температура теплоно-
сителя в рубашке мешалки (наружной поверхности стенки) t± — 240° С и внут-
ренней поверхности стенки мешалки t3 = 200° С.

Решение. Согласно уравнению (4. 4)

tr — t3	240 — 200	40 ло/пп ’ , 9 „

g=A~t~ = 0-02 ,0,001^ W21T = 184Q0
+ и 40 ‘ 0,6

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

4*	'	51
Решение. По уравнению (4. 5)

«2 = h - 9 Д = 240-18 400	= 230,8° С.

Л1	40

Теплопроводность
цилиндрической
стенки

Для однородной цилиндрической стенки:
(трубы) длиной I ж, внутренним диаметром
dt м и внешним диаметром d2 м (рис. 4. 3)
имеем следующее расчетное уравнение для
величины теплового потока, передаваемого»
теплопроводностью:

Q =

2,73 Л I

1 ^2
1Е^Г

(^i —12) ккал/ч.

(4.7>

Для многослойной трубы величина Q (рис. 4. 4) представится
уравнением

<2 = J---------------------1----т~ ккал/ч-

2_ ь A +JL ie A _i_ JL ig А

Ч g <4 %2 lg х3 g <z3

(4.8>

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

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:
Xi = 40,	А<2 = 0,054 и Хз

= 0,025 ккал]м • ч • град.

Решение, а) По условию за-
дачи

h = 430° С, = 45° С, = 200 мм,
d2 = 216 мм, ds = 296 мм и d± =
346 мм.

б) Согласно уравнению (4. 8) по-
тери тепла на 1 м длины составят:

Рис. 4. 4. Пере- -
дача тепла через-
многослойную ци-
линдрическую
стенку.

Q

I



_________________2,73________________

1 , d2 ।	1 do , 1 , d^

lg di + Z2 lg d2 g ДГ

ккал/м2 • ч',

'V " 216	1	1	346 (43°-45) = 2H

40 lg 200+ 0,054 lg 216+ 0,025 lg 296
Температура на
поверхности раздела
между слоями

Зная величину потерь тепла с 1 м длины
трубы, а также конструкцию, материал изо-
ляции, температуры внутри трубопровода и
на внешней поверхности изоляции (^ и Z4),

туры на поверхностях

можно определить промежуточные темпера-

лученным из формулы (4. 7):
^2—^1

раздела отдельных слоев по уравнениям, по-

2,73 Xi 8 di ’

t =t	А = , I ь di

*3 tz 273 Х2 lg d2 ^2,73K31S d3 '

(4.9>

Пример 4. 4. Из условий примера 4. 3 и найденной величины определить
температуру на поверхности раздела между первым и втбрым слокмй изоля-
ции t3.

Решение. По уравнению (4. 9) имеем

q} • 1

h — h + ? л 1g ~т~ = 45 4

Лз &з

2етб25-^Й = 45°С + 210°С = 255ОС-

2. Тепловое излу-
чение (радиация)

Часть тепловой энергии всякого нагре-
того тела превращается в лучистую энергию.
Носителем лучистой энергии являются элек-
тромагнитные колебания в виде ультрафио-
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,
которые поглощаются телами, и энергия
которых превращается в тепловую, а
именно, световые и инфракрасные лучи

Qr

Чп

Рис. 4. 5. Схема распре-
деления падающей на тело
лучистой энергии.

с длиной волны от 0,4 до 40 мк. Из получаемой телом лучистой энер-
гии Qo часть поглощается — QA, часть отражается —• QR и часть
проходит сквозь тело — (^(рис. 4. 5), т. е.

Qa + Qr + qd = q0
или

$А , $R , $Р л

(V Со Со

Qa

Обозначив соотношения:	- А — поглощательная способность

Со

Qr	Qd

тела, 77— = R — отражательная способность и 77- == D — пропускная

Со	Со

способность, получим

A + R + D= 1.,

Эти величины безразмерные и могут изменяться от 0 до 1,0. Если
.А = 1, то 7? = 0 и D = 0, следовательно, вся падающая на тело
лучистая энергия поглощается им. Такие тела Называются абсо-
лютно черными.

Если 2? = 1, т. е. вся падающая лучистая энергия отражается,
то Л = 0 и D = 0. При D — 1 соответственно А ~ 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 Л, R и D 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 (Z) = 0), т. е. для них Л + 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
Стефана-Больцмана) имеет вид	х

ч <?1-2=С1-2^[(§5)4 — (^У ккал/ч,	(4.10)

где (?i_2 — количество тепла, передаваемого от-одного тела дру-
гому, в ккал/ч\

F — поверхность теплообмена в ж2;

Ti — температура излучающей поверхности в °К;

Тг — температура поглощающей поверхности в °К;

Ci-2 “ приведенный коэффициент излучения.

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

<4-2 = ПJ-------г,	(4.И)

—+—--------

С1 С2 С0

где сх и с2 — коэффициенты излучения тел I и II в ккал/м2 • ч • °К;

с0 — коэффициент излучения абсолютно черного тела,
с0 = 4,9 ккал!м2 • ч • °К.
Величины с± и с2 всегда меньше с0 и могут изменяться от 0 да
4,9. Коэффициенты q, с2 и с3 для других тел (не абсолютно черных)
обычно выражают через коэффициент лучеиспускания абсолютно-
черного тела с0.

с = с cQ = 4,9 8,	(4. 12)

где е — степень черноты поверхности, выражающая отношение1
коэффициента лучеиспускания данного тела к коэффициенту луче-
испускания абсолютно черного тела.

2.	, Для тела I, охватываемого со всех сторон телом II:

ZZTT ’	(4,13)

С2 С0 /

где q, с2 и с0 имеют то же значение, что и в формуле (4. И);

Fi — поверхность охватываемого тела;

Fz — поверхность охватывающего тела.

3.	Для тел, расположенных произвольно в пространстве:

где

(4. 14)

(4. 15)

Ф1-2 — угловой коэффициент, показывающий, какая часть от
общего количества тепла, излучаемого телом I, попадает на
тело II.

Угловой коэффициент определяется в основном графически и
зависит только от геометрических размеров тел I и II и их взаимного
расположения.

Пример 4. 5. Определить потерю тепла лучеиспусканием неизолированной
стальной трубы диаметром 203 мм, длиной 2 м при температуре ti = 327° С.
Труба находится в закрытом канале после ретурбентной камеры печи, где темпе-
ратура t2 = 127° С. Канал оштукатурен изоляционным кирпичом, размеры ка-
нала 0,5 X 0,5 м.

Решение. Данный пример соответствует случаю, когда тело I охваты-
вается со всех сторон телом II.

По условию имеем:

Л = 327 + 273 = 600° К; Т2 = 127 + 273 = 400° К;

= 3,14 • 0,203 • 2,0 = 1,273 м2; F2 = 4 • 0,5 • 2 = 4,00 ж2.

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 81 = 0,8 и для кирпичной кладки
(изоляционный кирпич) 82 = 0,92, тогда

С1 = 0,80 • 4,90 = 3,92;

с2 = 0,92 • 4,90 = 4,51.	'	'
Но уравнению (4. 13) приведенный коэффициент излучения составит
1 _ 1

с1-2-' 1 F! / 1	1 \	~ 1	1,273	/ 1	1 \	“

с2	с0 )	3,92	+ 4,00	4,51	4,90)

3,8 ккал/м2 • ч • °К.

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

Q — ci—2^

= 3,8 • 1,273 (64—44) = 5048 ккал/ч.

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
чел свободно перемещаются в пространстве; такой теплообмен между
жидкостью и стенкой называется конвективным.

Расчетное уравнение конвективного теплообмена на основе закона
Ньютона имеет следующий вид:

Q = a F (tl0 — tf),

(4.16)

где Q — количество тепла, передаваемого жидкостью твердой стенке,
в ккал!ч\

а — коэффициент теплоотдачи, характеризующий интенсивность
процесса, в ккал/м2, • ч • град*,

F — поверхность стенки в ж2;

.tw — температура стенки в °C;

х tf — температура окружающей среды в °C.

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 тепло-
обменного 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 боль-
inoe значение, так как сооружение промышленных аппаратов для
производства опытов потребовало бы больших затрат и много вре-
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 завйсят 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	w d  ~~ v ’	(4.17>
параметр	Прандтля	Рг =	-vcQ# .  ’ К 1	- (4.18>
параметр	Пекле	Ре =	w d Q gc К	(4.19)
параметр	Нуссельта	Nu		 a d	(4.20)-
параметр	Грасгофа			
		Gr =	V 1	(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 ж;

- v — кинематическая вязкость жидкости в м2/сек;

с — теплоемкость жидкости в ккал!кг • град;

q — плотность жидкости в кг/ж3;

g — ускорение силы тяжести в м/сек2;

X — коэффициент теплопроводности жидкости; для уравнения
(4. 18) в ккал/м • сек • град, а для уравнения (4. 20) в.
ккал/м. • ч • град;

а — коэффициент теплоотдачи в ккал/м2 • ч • град;

I — длина трубы или стенки в м.
Температуру, при которой определяются значения физических
величин, входящих в критерии подобия, так называемую определя-
ющую температуру, рекомендуется находить как среднюю темпера-
туру пограничного слоя

icp = 0,5 (tu, 4~ if/),
где tw — 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 рекомендуется1 формула

а = 0,15 -4 Re°’33Pr°’43Gr0’1
d

' Pr 10,25
Pl’w

(4.23)

При развитом турбулентном режиме, когда Re >* 10 000, коэф-
фициент теплоотдачи определяется по следующей формуле:

а = 0,021 -4 Re°'8Pr°’43	1°’25 .	(4.24)

я	1rw

Для переходного движения: 2320 < Re < 10 000 коэффициент
теплоотдачи определяется по уравнению;

а = 0,008 4 Re0,9Pr0,43 .	(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
к критерии Prw — 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 £/р с дру-
гой — холодной с температурой i/2. Температуры поверхностей
стенки и tw<2> неизвестны. Поверхность стенки F м2, толщина ее
6 м и теплопроводность X ккал/м • ч- град. Суммарные коэффи-
циенты теплоотдачи конвекцией соответственно равны и
а2 ккал! м2 -наград. Здесь сочетаются процессы передачи тепла од-

1 М. А. Михеев и И. М. Михеева. Краткий курс теплопередачи.

Госэпергоиздат, 1960.
повременно конвекцией и теплопроводностью. Переход тепла от го-
рдчей жидкости к холодной слагается из следующих трех этапов.

1.	Теплоотдача конвекцией от горячей жидкости к стенке.

Как было показано ранее, при установившемся режиме количество
тепла, переданного конвекцией от горячей жидкости стенке, опреде-
ляется по уравнению (4. 16) и выражается формулой

—	(а)

2.	Передача тепла через стенку теплопроводностью'.

Количество тепла, переданного через стенку, согласно уравне-
нию (4. 2) составит

е2=4^(^1-^)-	(б>

3.	Передача тепла конвекцией
от стенки к более холодной
жидкости.

Количество тепла, передан-
ного холодной жидкости, согласно
уравнению (4. 16) выразится ра-
венством

Qz ~ а2 & (^w2	^/2) ’	(В)

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

Qi = Qz~ Сз - Q- (г)

Рис. 4. 6. Теплопередача через пло-
скую стенку.

На основании этого, сложив уравнения (а), (б) и (в), путе^г не-
сложных алгебраических преобразований получим

Q = -1—5—г F		<4- 26>

«1 Z а2

Обозначим	f

к~~-j---$---j- ккал/м2 град.	(4.27)

+тх7

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 м2 при разности температур между горячей и холодной жидкостью
в Г С.
Уравнение (4. 26) можно применять для подсчета ^количества
чепла 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 tfl —
в уравнении (4. 26) заменяется условной средней разностью тем-
ператур, и указанное уравнение принимает вид

Q = kF Д£ср,	(4.28)

где А ^ср — 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):

tfi “	,	(д)

iwi = уу i	(е)

= ~р-		(ж)

Складывая последние три уравнения, получим полный темпера-
турный напор

+ 4 +	<4-29)

Для изучения процесса передачи тепла следует уяснить себе
также понятие о термическом сопротивлении теплопередаче. Вели-
чина, обратная коэффициенту теплопередачи ^0, называется тер-
мическим сопротивлением теплопередаче:

-L = J- + A + J_.	(4.30)

к (Xi 1 Z 1 а2	v 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 бх, ба, б3, коэффициенты теплопроводности которых
равны Х2, Х3, термическое сопротивление теплопередаче составит

/С	/V2	A3 «2

Иными словами, если на однородной однослойной стенке появля-
ются слои новых веществ, то общее сопротивление теплопередаче
€0
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 X.

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/мР-ч • град
и для чистых мазутных к — 80 ккал/м2 • 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 ккал!м2 • ч • град, для ма-
зутных до к = 65 ккал/м2 • ч • град. т. е. для керосиновых сниже-
ние достигает 37,5%, а для мазутных — 19%.

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.1

5. Пути
интенсификации
процесса
теплопередачи

Вопрос интенсификации процесса тепло-
передачи на установках имеет большое зна-
чение, поскольку рациональное осуществле-
ние процесса теплопередачи позволяет не
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.

1 Ниже в главах пятой и восьмой будут приведены практические коэффи-
циенты теплопередачи для ряда аппаратов.
Рассмотрим уравнение (4. 27) с этой точки зрения. Если прене-
бречь термическим сопротивлением стенки, т. е. принять, что —
= 0, то указанное уравнение примет вид

1	_	«1^2

1__I 1 а1 + а2

ai ' а2

(4. 32)

Из формулы (4. 32) нетрудно установить, что коэффициент тепло-
передачи к всегда несколько меньше самого малого из коэффициентов

теплоотдачи.

Пусть = 20 и а2 = 5000, тогда к = 19,9 ккал/м? • ч • град.

Сколько бы мы ни увеличивали а2? на величине к это практически

не отразится. Так, если
04 — 20 и а2 — Ю 000, то
/с = 20 ккал/м* • ч • град.

Таким образом, увели-
чения коэффициента тепло-
передачи можно дости-
гнуть главным образом
увеличением меньшего из<^
.коэффициентов теплоотда-
чи, т. е. <ц. Если, напри-
мер, 04 = 100 и а 2 = 5000,
то к = 98 ккал/м? • ч • град\
а при он = 200 и а2 =
5000 к = 192 ккал/м2х

Рис. 4. 7. Схема циркуляции дистиллята че- Хч • град.

рез теплообменники для интенсификации те- Из этих примеров ви-
плопередачи.	дно', чт0 существенное

влияние на процесс тепло-
передачи может оказать улучшение коэффициента теплоотдачи:
а на той стороне стенки, где он мал. Для повышения величины а
можно рекомендовать увеличение циркуляции теплоносителя, по-
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 цир-
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
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 tW1.

Следовательно, изыскание мероприятий, направленных на сни-
жение загрязнения поверхностей нагрева, а также своевременная
и эффективная их очистка являются путями интенсификации пере-
дачи тепла. z

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 теплопе-
6. 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 ккал!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 жид-

теплообмене 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);
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.

а — прямоток; б — противоток; в — пере-
крестный ток.

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

а — два хода в трубйом пространстве
и один в межтрубном; б — четыре хода
в трубном пространстве и два в межтруб-
ном.

ком и противотоком; например, два хода в трубном пространстве

и один ход в межтрубном (рис. 4. 9, а), четыре хода в трубном про-

хода в межтрубном (рис. 4. 9, б) и др.

странстве и два

Рис. 4. 10. Характер изменения температур
жидкостей при теплообмене.

ti--------------^2

’	~£з

д

П р ед став л яет инте-
рес характер изменения
температур жидкостей,
обменивающихся те-
плом при прямотоке
и противотоке. На
рис. 4. 10 дано сопо-
ставление температур-
ных режимов работы те-
плообменных аппаратов
при прямотоке и проти-

вотоке. По осям абсцисс
отложена поверхность

а — прямоток; б — противоток.

нагрева F, а по осям
ординат — температуры горячей и холодной жидкостей. Из графи-
ков рис. 4. 10 следует, что при прямотоке конечная температура хо-
лодной жидкости t± всегда ниже конечной температуры горячей
жидкости t2. При противотоке конечная температура холодной жид-
кости может быть выше конечной температуры горячей t2.

Следовательно, используя противоток при регенерации 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 входа
в аппарат, зятем 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 равномерно и эффективно.

Наряду с указанными 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!м2 • ч, объем подсчитывают
с учетом к = 300 4- 1200 ккал/м3 • 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/м2 • 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 охлаждаемой продукции. Пример расчета аппаратов смеше-
(глава тринадцатая).

Из уравнений (4. 26) и (4. 28) следует, что
количество передаваемого тепла пропорцио-
нально разности температур (температурному
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^ср) жидкостей, участвующих в теплообмене. Средняя разность

6&

ния приводится ниже

9. Определение
средней разности
температур

° Заказ 1705.
Рис. 4. 11. График для определения средней разности температур.
температур, входящая в уравнение (4. 28), определяется для про-
тивотока и прямотока по формуле

дгСр= А*б~^- >	(4-33

2’3

где А^б ~ наибольшая разность температур между средами на кон-
цах аппарата в°*С;

Д£м —- наименьшая разность температур там же в° С.

Если отношение большего температурного напора А^б к мень-
шему не превышает 2, т. е. <С 2, то с достаточной точностью
д;ср может быть вычислено по формуле

д,ср = АЦА*м ,	(4.34)

т. е. средняя разность температур в аппарате равна среднеарифмети-
ческой.

Необходимо отметить, что из уравнения (4. 33) следует: если
Д£б = О или Д^м = 0, то и Д£ср = О, 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 к\ 2) произведение весового расхода
па 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£ср сле-
дует проводить отдельно по зонам.

На рис. 4. 11 приведен график определения Д£Ср, составленный
по формуле (4. 33).

Рассмотрим отдельные примеры вычисления средней разности
температур.

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

h = 270о с	жидкость t __ 11QO с

/4=150°С <Х0Л0^аЯ ?кидкость t3 = 70° С

А/б = 120° С	А/м = 40°С

Согласно приведенной схеме наибольшая разность температур будет при
входе горячей жидкости и выходе холодной Д/б = 120° С и наименьшая раз-
ность температур при входе холодной жидкости и выходе горячей Д/м = 40° С.

По графику рис. 4. И находим для Д/б = 120° С и AzM = 40° С Д/Ср = 73° С.

Пример 4. 7. Определить среднюю разность температур для керосинового
холодильника со следующей схемой потоков, обменивающихся'теплом;

/1 = 120° С

/4 = 40° С

А/б = 80° С

керосин

вода

/2 = 70° С

/3 = 20°С

Д/м — 50° С
Так как т^ = тк,= 1»6> т. е. менее 2, то по формуле (4.34) получаем
Д^м оо

Л,И=“±“»65»С.

Если же применить формулу (4.33) или график рис. 4.11, 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 Д£ср получаются более сложными.
Обычно для таких схем принято сначала определять Д£Ср по формуле
(4. 33) как для чисто противоточных аппаратов, а затем вносить
поправку, учитывающую долю противоточности. Так, для схемы
теплообмена

= з00о с /^яжидкос^ = 15()о с

• h = 120° С 2-олодная жидкость 20о с

т. е. для полного противотока, имеем Д£ср = 154° G.

При подсчетах, проведенных1 для смешанного тока в аппарате
с одним ходом в межтрубном пространстве и двумя ходами в трубном
(при тех же температурах потоков), величина Д£ср оказалась равной
136° С. Для смешанного тока в аппарате с двумя ходами в межтруб-
ном пространстве и четырьмя ходами * в трубном Д£ср = 149° С.

Из приведенного примера видно, что Д£Ср 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 межтрубном 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 можно вычи-

слять Д£ср по формуле (4. 33).

Многие процессы переработки нефти

10. Понятие об
экзотермическом
и эндотермическом
процессах

и газа сопровождаются выделением или по-
глощением тепловой энергии.

Если в результате химической реакции
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-

1 Пример и результаты подсчетов заимствованы из книги Г. Г. Рабиновича
и С. В. Адельсон «Процессы и аппараты в нефтеперерабатывающей промышлен-
ности». Гостоптехиздат, 1949.
меризации и алкилирования в процессах получения полимербен-
зина, 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

РЕГЕНЕРАЦИЯ ТЕПЛА
И РАСЧЕТ
ТЕПЛООБМЕННЫХ

На нагрев исходного сырья, ре-
агентов, катализаторов и других
веществ, используемых в процессах
переработки нефти и газа, расходу-
ются значительные количества жид-

АППАРАТОВ	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, если 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.

Процесс	Расход топ- лива, % вес. на сырье	Общий расход топлива с учетом применяемого водяного пара, % вес. на сырье
Прямая перегонка		1,5-2,3	' 2,8-3,2
Прямая перегонка нефти в сочетании с масляным производством 		3,0-3,5	5-6
Термический крекинг		5-6	8,9т-9,5
Производство масел из парафинистого сырья		5-6	15-16
Пиролиз жидких нефтепродуктов ....	10-12,4	20-24
Каталитический крекинг 1		1,5-2,5	4-5
Каталитический риформинг		4,5	5,5

1 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 100%, то, например, на одной
70
из нефтеперерабатывающих установок оно расходуется на покрытие
следующих потерь тепла (в %):

с охлаждающей отработанной водой . ... ‘.............. 46,5

излучением от стенок аппаратов и трубопроводов в окру-

жающую атмосферу ....................................25,5

с отходящими дымовыми газами ......................... 20,0

с обходящими нефтепродуктами........................... 8,0

Итого . . .	100,0

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 пе 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-

1. Тепловой расчет
поверхностных
теплообменных
аппаратов

Количество тепла

ных аппаратов составляют тепловой баланс,
т. е. определяют количество тепла выде-
ляемое охлаждающимся потоком, и Q2, вос-
принимаемое нагреваемым потоком.

QL. отдаваемое, в теплообменниках охлажда-

ющимся (горячим) потоком, определяется по формуле
Qr^G^-G.^,

ИЛИ

Qi = Gi (Ц™ — Й) ккал!ч.

(5.1)

гДе Gi — масса охлаждающегося потока в кг/ч\

qtr и gt2 — теплосодержание охлаждающегося потока при начальной
температуре t± и конечной t2 в ккал!кг:
Количество тепла Q2, воспринимаемое в теплообменниках нагре-
ваемым (холодным) потоком, определяется по формуле

<?8=g2

или

(?2 = Ga (q* — ^з) ккал/ч,	(5. 2)

где G2 — масса нагреваемого потока в кг!ч\

и ““ теплосодержание нагреваемого потока при начальной тем-
пературе и конечной в ккал!кг.

Если бы в теплообменных' аппаратах отсутствовали потери тепла,
то все количество тепла <21 воспринял бы нагреваемый поток, т. е.
было бы справедливо равенство Qlt~ Q2- В действительности из-
бежать потери тепла в окружающую среду даже при наличии хорошей
тепловой изоляции не удается. Поэтому количество тепла Q2, воспри-
нимаемое нагреваемым потоком, несколько меньше и выражается
формулой

*	Q2 ~ Лт Qi>	(5* 3)

где цт —к. п. д. теплообменников, определяемый опытным путем.

К. п. д. теплообменников колеблется в пределах 0,92—0,98;
при расчетах обычно принимают цт = 0,95.

Уравнение (5. 3) выражает тепловой балайс и может быть пред-
ставлено в следующем виде:

(?2=£1(7ц	7^)	(qtl qtl). -	(5-4)

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 Q2, рассчитывают поверхность
теплообмена F по уравнению (4. 28):

F-—— ,
к кЛсф
где Q — тепловая нагрузка теплообменного аппарата в ккал!ч\
к — коэффициент теплопередачи в ккал hi? • ч • град\

А^ср — средняя разность температур теплообменивающихся потоков
в °C.

Для определения коэффициента теплопередачи к необходимо
предварительно определить по уравнениям (4. 23), (4. 24) или (4. 25)
коэффициенты теплоотдачи cti и а2, характеризующие эффективность
передачи тепла от горячей жидкости к холодной. Подставив значения
di и а2 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-
72
иые факторы, от которых он зависит. Ниже в примерах коэффициент
теплопередачи к заимствован из практических данных о работе
аналогичных теплообменных аппаратов (см. табл. 5. 1 и 5. 2).

Среднюю разность температур теплообменивающихся потоков
Д^ср определяют по уравнению (4. 33) или (4. 34). Более удобно Д£ср
найти по графику рис. 4. 11. В обоих случаях предварительно не-
обходимо определить наибольшую и наименьшую разность темпе-
ратур Д^б и Д/м.

Зная величину коэффициента теплопередачи к для данных пото-
ков и их среднюю разность температур, по уравнению (4. 28) получим
искомую поверхность теплообмена F.

Пример 5. 1. Керосиновый дистиллят в количестве Gi = 30 000 кг/ч отно-
сительной плотностью $4° = 0,850 охлаждается в теплообменных аппаратах
от температуры h. = 210° С до t2 = 70° С,' нагревая нефть (G2 = 50 000 кг/ч,
$2° = 0,910) от температуры = 20° С до температуры £4 = 113° С. Опреде-
лить необходимую поверхность теплообменных аппаратов.

Решение, а) Определим теплосодержание потоков по табл. I и II (см.
приложение) для указанных температур:

q™ = Ю2,49 • 1,082 = 110,9 ккал/кг,

<7^ = ^ = 30,26 • 1,082 = 32,8 ккал/кг,
q™ = q™~8,22-1,046 = 8,6 ккал/кг^
q^~q™ =50,70 • 1,046 = 53,1 ккал/кг.
из

б)	Количество тепла	выделяемое керосиновым дистиллятом в теплообмен-

ных аппаратах, находим по формуле (5. 1):

<?= Gi	= 30000 <110’9 “32,8>=2 342 000 ккал!4,

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

Qv =	— qf^ = 50 000 (53,1 — 8,6) = 2 225 000 ккал/ч-,

Q2 = цт = 0,95 • 2 342 000 = 2 225 000 ккал/ч.

г)	Необходимую поверхность теплообмена определим по формуле (4. 28)

р—_.	.

к Д^ср

Величину коэффициента теплопередачи к примем из практических дан-
ных ч по материалам обследования аналогичных теплообменных аппаратов
(.см. табл. 5. 1) равной 100 ккал/м2, • ч • град.

/ д) Для расчета средней разности температур потоков, обменивающихся
теплом, определим наибольшую и наименьшую разность температур, исходя
из известной схемы теплообмена:

h = 210° С керосин^ дистиллят t2 = 70° С

А^=97° С	Д£м = 50°С
Средняя логарифмическая разность температур по уравнению (4. 33) составит

Д^ср —

Д/б — Д

97—50

2,31g

ZXlM

= 71° С.

То же значение Д£ср получим по графику рис. 4. 11. .

Теперь нам известны все величины, необходимые для определения искомой
поверхности теплообменных аппаратов:

1)	тепловая нагрузка Qz = 2 225 000 ккал/ч]

2)	коэффициент теплопередачи к = 100 ккал/м2 • ч • град]

3)	средняя разность температур Д£ср = 71° С.

Необходимая поверхность теплообменных аппаратов по формуле (4,28)

Q2 _ 2 225 000

к Д ^сР	100 • 71

= 314 м2.

Проверим правильность полученной размерности:

р _ Q ______________[ккал/ч]_________

к Д^ср [ккал/м2 • ч » град] [град]

Проведя сокращение приведенной дроби, получим для F размерность м2.

Таким образом, расчет показал, что для нагрева нефти теплом керосинового
дистиллята в нашем случае необходимая поверхность теплообмена F = 314 м2.

По нормали нефтяной-промышлепиости Н 458-50 подбираем три теплообмен-
ника поверхностью F = 100 м2 каждый, которые и обеспечат требуемый тепло-
обмен.

2. Примерные
расчеты по
интенсификации
процесса теплообмена

При необходимости наращивания мощ-
ностей теплообменной аппаратуры на уста
новке можно руководствоваться следующими
соображениями.

1.	Тепловая напряженность1 поверхности

огневого нагрева в среднем равна 15 000—25 000 ккал/м2 • ч. Так
как стоимость 1 м2 поверхности теплообменников в 6—8 раз меньше,
чем 1 м2 поверхности печи, то экономически целесообразно экс-

плуатировать теплообменники даже с тепловой напряженностью
порядка 2000 ккал/м2 • 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 можно 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-
ными 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.

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

h = 28()О с каталитический газойль^ = Q

i4 = И80 с ^Р^-вакуумиый отгон = g()0 с

Плотность сырья р2° = 0,860; количество сырья G2 == 50 000 кг/ч; относи-
тельная плотность каталитического газойля о20 = 0,880; количество каталити-
ческого газойля 64. = 15 000 кг/ч. На установке для этого используются тепло-
обменники типа «труба в трубе» поверхностью F = 90 м2. 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 i2 = 100° С;

2)	необходимую поверхность теплообменных аппаратов для этого случая;

3)	годовую экономию топлива за счет увеличения температуры предвари-
тельного нагрева сырья.

Решение, а) Количество тепла (?i, отдаваемое каталитическим газойлем
в теплообменных аппаратах при охлаждении от 280 до 100° С, определим по фор-
муле (5. 1)

и-’?)-

Найдем при помощи табл. I и II (см. приложение) теплосодержание катали-
тического газойля при температурах h = 280° С и £2 = 100° С. Поправка
на плотность каталитического газойля а = 1,064.

= 144,59 • 1,064 = 153,80 ккал/кг',

<7^ = 44,35.1,064 = 47,20 ккал/кг]

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

1	1 \ 280	100/

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

По формуле (5. 2)

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 II теплосодержание вакуумного отгона при температуре
^з“80о С = 34,83 ккал^/кг. Поправка па плотность при q20 = 0,860 а~-1,076,
тогда

= а = 34,83 • 1,076 — 37,50 ккал/кг.

• Подставим известные величины в формулу (5. 2). и, преобразуя равенство,
найдем

j 519 000+50000 - 37,50
Зная поправку на плотность вакуумного отгона а = 1,076, найдем

,ж 67,90 .Л '
,‘4=Тб7б'== 63,10 ккал/кг-

Этому значению соответствует температура = 138° С.

Таким образом, при охлаждении газойля от 280 до 100° G вакуумный отгон
нагревается от 80 до 138° С.

б)	Определим необходимую поверхность и количество теплообменных ап-

паратов.

Схема теплообмена

^ = 280° С

£4 = 138О С

каталитический газойль

вакуумный отгон

*2 = Ю0° С

*з = 80° С

Д*б=142°С

Д*м = 20°С

Зная разность температур между потоками в начале и в конце теплообмена,
определим по графику рис. 4. И среднюю разность температур Д*ср = 63° С.

Необходимая поверхность теплообмена определится из формулы (4. 28)

В этой формуле нам известны две величины — тепловая нагрузка тепло-
обменников Q = 1 519 000 ккал/ч и средняя разность температур Д*ср = 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/м2 • ч • град. Тогда

р- Q*

к Д*ср

1 519 000

200 • 63

120 л*.

•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 м2, т. е. дополнительно
120-90 = 30 м2.

По нормали Н 382-50 теплообменники типа «труба в трубе» ТТ7 выпус-
каются промышленностью с поверхностью теплообмена F = 45 м2.

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.

Теплосодержание вакуумного отгона при 180 и 138° С:

q™ = 53,2 • 1,076 = 57,00 ккал/кг]
118

=63,10- 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 Гз’1' - J = 50 000 (67,90- 57,00) = 545 000 ккал/ч.

2 \ 138	118 /

Зная, что к. п. д. печи на установке цп f= 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.
Формула расчета расхода топлива и ее объяснение приводятся в главе шестой.
Обычно экономия подсчитывается в годовом разрезе

В = 330:24 jo5Qoo^o'~7 = 618 000 кг/год' 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 л2 нагревается нефть теплом горячего мазута, отходящего
с установки.

Схема теплообмена следующая:

Zi = 315oG_™.

^ = 165° С

*5 = 152° С

*3 = 85° С

Количество мазута Gi = 90 000 кг/ч, его плотность = 0,915; количество
нефти Gz == 200 000 кг/ч, ее плотность = о?885.

Определить: 1) температуру, до которой охладится мазут, если довести на-
грев нефти до *4 = 180° С;

2)	дополнительную поверхность теплообмена;

3)	годовую экономию от внедрения этого мероприятия.

Решение. 1) Количество тепла, воспринимаемого нефтью при нагреве
от *3 = 85° С до U = 180° С, определим по уравнению (5. 2)

Q — G

V 2	2 '7180 VJ

Удельное теплосодержание нефти при указанных температурах:

<7^0 = 85,66- 1,061 — 90,88 ккал/кг-,
^85 ~	’ 1’061 = 39,37 ккал/кг.

Тогда

Q = Gn	=200 000 (90,88-39,37) = 10302000 ккал/ч.

2	2 \ 1Ь0 оо/

Согласно уравнению (5. 3)

Принимая т]т = 0,95, найдем количество тепла, выделяемого охлаждаю-
щимся мазутом:

<21 = — = 10д°А<— = 10 850 000 ккал!ч.
т)т 0,95

Из уравнение (5. 1)

откуда

Теплосодержание мазута при ^ = 315° С

167,13- 1,043=174,50 ккал/кг*
тогда

ж _ 90 000 • 174,5 —10 850 000

9<2~	90 000

= 54,0 ккал/кг.
Так как поправка па плотность мазута а~ 1,043.» то,
С=1^=51’70ккал/'гг-

По табл. I этому теплосодержанию соответствует температура £2 = 115° С.
Таким образом, конечные условия теплообмена будут следующими:

г1 = 315°С-^-
г4 = 180° С

Д«б=135°С

i2 = 115° С

*3 = 85°С
Д£м=30°С

2)	Определяем дополнительную поверхность нагрева.
Количество тепла, воспринимаемого холодной нефтью:

= Ю 302 000 ккал/ч.

Коэффициент теплопередачи по табл. 5.2 к = 152 ккал/м2 • ч • град. Сред-
няя разность температур по графику рис. 4. И для новых условий теплообмена
А £ср = 70° С.

10 302 000
152-70 ’

Р _£2.....

к Д^ср

= 970 л*2.

Дополнительная поверхность нагрева 970—700 = 270 м2-.

По нормали Н 382-50 принимаем шесть теплообменников типа «труба
в трубе» с поверхностью теплообмена F = 45 м2 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

АО = G2	— g«5) = 200 000 (90,88 — 82,31) = 1 716 000 ккал/ч.

По известной методике (см. главу шестую) экономия топлива составит

В = 330 - 24 /о 7~" ~ 1 950000 кг/год, или 1950 пг/год.

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

д<2 = 67 Гq™ - g* J = 90 000 (73,80 - 54,00) = 1 780 000 ккал/ч.

1 \ 152	115/

Экономия составит

1 780 000	. оп ч/

g=="40-20 ~ 89 000 кг/ч, или 89 ж3/ч, т. е. за год

89 X 24 X 330 = 705 000 мР/год.

В расчете принимаем, что охлаждающая вода нагревается от 20 до 40° С.
В качестве привода центробежного пасоса производительностью V —
= 2000 м3/ч установлен электродвигатель мощностью N = 270 кет, тогда
число часов работы электродвигателя составит

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.

Рис. 5. 2. К примеру 5. 4.

I —нефть; II —циркуляционное орошение; III —машинный дистиллят;
IV' — гудрон; > V — избыток солярового дистиллята в емкость; VI — соля-
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. — 11 000 руб. = 6244 руб.

Пример 5. 4. При обследовании работы пародистиллятного теплообменника
11 других теплообменников АВТ определены следующие показатели: температур-
ный режим — указан па схеме рис. 5. 2; количество нефти, подогревающейся
в теплообменниках, = 60 000 кг/ч, плотность ее — 0,875; поверхность
нагрева пародистиллятиого теплообменника F = 320 лА

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.

Решение, а) Определим количество тепла, воспринимаемого нефтью
в пародистиллятпом теплообменнике. Поправка на плотность нефти а = 1,067.
Теплосодержание нефти при 86 и 158° С:

== 37,58 • 1,067 = 40,10 ккал/кг',
q™* = 73,79 • 1,067 = 78,90 ккал/кг.
Тепловая нагрузка теплообменника

<?„ = с,	= 60 000 (78,90- 40,10) = 2 330 000 ккал/ч.

Л 1 \ 1 о ои /	'

б)	Определим среднюю разность температур:

парожидкостная смесь

9 -о г* СОЛЯРОВЫЯ дистиллят + водяные пары	'

Лоо О	“*	188° С

158° С ——---------- нефть------------ 86° С

At6 = 102° С

Д/м = 77° С

По рис. 4. И находим Дгср = 89° С.

в)	Фактический коэффициент теплопередачи тепло-
обменника

• . Q2 2 330 000 Q9 . _	_

k = ГД^ = 12078Г = 82 ККЛЛ/М • 4 ’ град-

г)	Напряженность поверхности нагрева теплооб-
менника

’ Q* 2 330 000	___

Н = —=г~ —--^77--— 7290 ккал/м2 • ч.

г 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 Д tc$ =
— 234° С, для второго Д £Ср = 89° С. Но известно, что
чем выше средняя разность температур, тем эффектив-
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-
менник, но средняя разность температур холодной
и гррячей сред увеличилась, что обеспечит больший съем
тепла в пародистиллятном теплообменнике. Попытаемся

Рис. 5. 3. К примеру определить эту эффективность путем ориентировочных
5. 4.	расчетов. Будем считать, что с перегруппировкой те-

плообменников согласно рис. 5. 3 удастся несколько
увеличить нагрузку пародистиллятного теплообмен-
ника до (?2 == 2 770 000 ккал/ч. Определим температуру нефти па выходе
из пародистиллятного теплообменника. Теплосодержание нефти при 50° С

q™ — 21,16 • 1,067 ~ 22,55 ккал/кг.

Теплосодержание нефти на выходе из теплообменника
qf = 22,55 4- 2Ц^° = 68,70 ккал/кг,.

х	6000

Табличное теплосодержание

68,70 п

= 64,40 ккал/кг.
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

г соляровый дистиллят + водяные пары

.	нефть

140° С *--------------------------------

188° С

50° С

Д*м = 95° С

4*6 = 138° С

По рис. 4. 11 Д*ср = 116° С против первоначальной Д *Ср — 39° 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:

7 Q2 2 770000	. 2

Л=‘Т^==120Л1б'=74’5 ккалМ-ч-граа-

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:

2 770 000 — 2 330 000

2 333 000

100=18,9%.

Если по известной уже пам 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 снижений 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 технико-экономическим
расчетом.

Определим ожидаемую экономию топлива при проведении этого меро-
приятия. Количество дополнительного тепла, полученного нефтью за счет
повышения температуры предварительного пагрева па 14° С:

Д С = 60 000 (д*72 - ^{58) = 60 000 (86,60-78,90) = 461 000 ккал1ч.

Имея в виду, что к. п. д. печи на установке цп = 0,75 и рабочая теплота
сгорания топочного мазута (?р = 10 000 ккалIкг, нетрудно определить годовую
экономию топлива:

13 = 330-24 .п~486000 кг;год, или 486 т/год,
Пример 5. 5. Количество циркулирующего катализатора па установке
каталитического крекинга в кипящем слое = 600 000 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 £2 = 595°'С, если параметры пара следующие: влажность (1—х) 100= 5%,
температура на входе t3 = 180° С, давление р = 10 ат, температура перегрева
пара h = 400° С. Найти также требуемую поверхность пароперегревателя.

Решение, а) Определим тепловую нагрузку пароперегревателя по фрр-
муле

Q = £цСк(^1 — ^г),

где ск — теплоемкость катализатора; принимается равной 0,2—0,25 ккал/кг*град,
тогда

Q = 600 000 • 0,25 (615-595) = 3 000 000 ккал/ч. ‘

б)	Количество насыщенного водяного пара z, подаваемого в змеевик, опре-
делим из уравнения

<2 = z[(l — х)1-\-св. п	— ^з)],	(5.4)

где z — количество насыщенного водяного пара в кг/ч;

(1—х) — влажность насыщенного водяного пара в долях единицы;

I — скрытая теплота испарения воды, равная 481 ккал/кг (при р = 10 ат);
св, п — теплоемкость водяного пара; в среднем принимается св. п =
0,5 ккал/кг • град.

Из уравнения (5. 4) имеем

=	Q	=	3 000 000	=

Z (1 -z)Z + cB.n(Z4-«3)	0,05 -481 -0,5 (400-*-180)	22 1	Кг14'

б) Поверхность пароперегревателя определяем по формуле

где к — коэффициент теплопередачи; примем из практических данных к =
= 100 ккал/м2, * ч • град.

Среднюю разность температур определим по рис. 4. И, зная схему теплооб-
мена

615° С катализатор q

180° С В°ДПНОЙ паР 400° С

' 4^6 = 435° С

Д£М=195°С

Примечание. Так как па рис. 4. 11 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 Д^б~
= 218° С и Д£м = 88° С; для этих разностей по графику Д/ср = 150° С. Уве-
личим этот результат в 2 раза, для нашего случая Д^б = 4353 С и Д£м = 195° С
получим Д^ср= 300° С. Тогда необходимая поверхность теплообмена

Q _ 3 000 000

к Д^Ср 100 • 300

—100 м*.

Поверхность змеевика охлаждения и количество подаваемого пара можпо
значительно уменьшить, если в змеевик дополнительно впрыскивать паровой
конденсат. Примем количество подаваемого конденсата g = 2000 кг/ч и его
температуру = 90° С. Количество тепла, отнимаемого от катализатора в реге-
нераторе, выразится уравнением *

Q— S [св (^2 — ^1)-Н + св. п (^4 — *3)]	[(1 — х) Z4~cB, п (£4 — £3)],
где Св — теплоемкость воды в ккал)кг • град; обычно принимается равной
1 ккал!кг • град;

t2 — температура перегрева воды; в нашем случае при р = 10 ат t2 = 180°С.
Из приведенного уравнения определим количество подаваемого в змеевик
 насыщенного водяного пара

z —

z = Q [СВ (^2 —	4~gB. II (к— ^з)] .

(1 — х) I + св, п (^4 — /3)

3 000 000 - 2000 [ 1 (180 - 90) + 481 + 0,5 (400 -180) ] _
0,05-481 + 0,5(400-180)

При подаче парового копдёнсата условия теплопередачи улучшаются,
а коэффициент теплопередачи увеличивается до к = 200 ккал/м2 • ч • град.
Тогда необходимая поверхность

F =

Q
к Д^ср

3 000 000

200.300

— 50 м2.

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 10%
объеми. 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 gG0 = 0,58 кг. Определить экономию
топлива, если дожигать СО в СОг в специальных котлах-утилизаторах.

Решение. Количество тепла, выделившегося при сгорании 725 кг/ч СО
в котле-утилизаторе с. к. п. д. цк == 0,7:

С = Лк^р^со = °,7 • 2420 • 725 = 1 230 000 ккал/ч, где Qp = теплота сгора-
ния окиси углерода; (% = 2420 ккал/кг.

Теплота сгорания топочного мазута (2р — 10 000 ккал/кг, число рабочих
дней установки в году 330, количество сэкономленного топлива составит

1 220 000

15 = 330-24	~ = 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 соответ-
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.

3. Понятие
о коэффициенте
регенерации тепла на
установке

Несмотря на то, что в теплообменных
аппаратах регенерируется тепло горячих по-
токов, на установках имеют место большие
потери тепла с горячими остатками, дистил-
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. Мышкиным1:

100 (Зг~ 31)

крет=——100,
JD

(5-5)

где 100 (72 — ?i) —количество регенерированного тепла при нагреве
сырья в теплообменниках от температуры h
до температуры tz в ккал на 100 кг сырья;

<2Р — рабочая теплота сгорания топлива в ккал/кг}
цп — тепловой к. п. д. печи в долях единицы;

В — общий расход топлива на установке в %.

Пример 5. 7. Предварительный нагрев нефти, поступающей на установку
в количестве G = 100 000 кг/ч с температурой iH = 20° С и относительной плот-
ностью q|0 = 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 лг/ч первоначально. Расход
топлива на водяной пар, потребляемый установкой, 0,4% на сырье.

Решение. Определяем количество тепла, приобретаемого 100 кг нефти
в теплообменниках при нагреве от 20 до 160° С:

3^ = 74,85 • 1,070 = 80,10 ккал/кг',

^20	8’2% • 1)070 — 8,79 ккал/кг;

Qi — ЮО (80,10—8,79) = 7131 ккал на 100>-кг.

Расход топлива в процентах от сырья составит (в печи)

2010

в- iSoloo = 2’ol%- '

Тогда коэффициент регенерации по формуле (5. 5)

ЮО (31бо Зго)	7131	*

к' =-----^5------100= L°n?lnOf- Ю0 = 42,2%,

Л	jxJ 1 ] V)4!

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

1 Е. А. Мышкин. Регенерация отходящего тепла нефтеперегонных заво-

дов. Гостоптехиздат, 1947.
Показатели работы теплообменных аппаратов
(по материалам обследования)

ТАБЛИЦА 5. 1

Тип теплообменного аппарата	Потоки		Температура потоков, °C				Скорость по- тока, м/сек		Коэффициент теп- лопередачи /?, ккал/м2.ч•град	Напряженность поверхности нагре- ва Н, ккал/м2-ч	К. п. д. теплооб- менников
	в трубном пространстве	в корпусе	охлажда- ющихся		нагрева- ющихся		в трубах	в корпусе			
			вход	выход	вход	выход					
1	2	3	4	5	6	7	8	.9	10	И	12
«Бакинский рабочий»	Нефть	Мазут		308	199	129	204	1,74	0,387	128,3	1 100		
То же		» 		234	199	119	135	1,96	0,12	93,1	8 290	0,83
»	»	» 		193	168	124	135	1,9	0,145	107,6	5 490	0,84
»	»	Керосино-газойлевая фрак-							63,7	6 692	0,95
		ция 		230	106	33	' 87	0,639	0,121			
»	»	Дизельное топливо		250	110	95	150	0,75	0,168	124,0			
»	»	То же		241	127	98	154	0,741	0,163	109,0	—	—
»	»	Керосин		274	4 89	71	112	1,29	0,125	96.8	13 462	0,95
»	»	Керосиновое орошение . . .	158	106	85	135	0,71	0,287	130	—	—
»	Мазут	Соляровый дистиллят . . .ч	170	134	72	111	0,825	0,166	66,5	3 980	0,95
»	»	Машинный дистиллят . . .  Легкий цилиндровый ди-	265	185 	130	215	0,805	0,152	98	5 050	0,95
- »	»								—	4 370	0,95
		стиллят 		270	192	158	186	0,87	0,06	79,5		
»	»	Тяжелый цилиндровый ди-							72,5	7 020	0,95
		стиллят 		339	^2|0	186	215	0,89	0,036			
Труба в трубе	Нефть	• Мазут		3 20—		150	182	1,276	0,491	119,4	—	—
То же	»	» 		308	199	129	204	1,74	0,387	Г28,3	И 003	
»	Керосино-	Циркулирующий легкий га-		70	30	ИЗ			223	14 062	0,74*
	газойлевая фракция То же	зойль 		206				2,0	1,55			
		Легкий газойль 		,175	43	40	81	1,32	0,51	198	5 550	0,95
»	»	Циркулирующий тяжелый							189	10 423	0,83
		газойль 		235	158	113	168	2,12	1,71			
»	»	Тяжелый газойль		281	177	87	254	2,0  1,70	1,63	294	15 599	0,94
»	Мазут	Крекинг-флегма 		' 347	240	57	235		1,46	152	14 800	—

* Без изоляции.
По этой же методике определим новый коэффициент регенерации тепла на
установке

Q2 = 100 (91,70—8,79) = 8291 ккал па 100 кг, где 91,7 — теплосодержание
нефти при t = 180° С.

Расход топлива (в процентах от сырья):	= 1,84%, тогда коэф-

фициент регенерации

8291

,	10 000-0,7 соп/

/с=-ш+оХ1ОО=53%-

Таким образом, при повышении температуры пагрева 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 технико-
экономический 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 под-
бора Практических коэффициентов теплопередачи, необходимых
при проведении расчетов теплообменных аппаратов с достаточной для
практики точностью (табл. 5. 1 и 5. 2).

ТАБЛИЦА 5. 2
Показатели работы пародистиллятных теплообменников

Тип тепло- обменного аппарата	Потоки		Температура потоков, °C		Скорость по- тока, м/сек		Коэффициент теплопередачи, ккал/м2-ч-град.
	в трубном пространстве	в корпусе	охлажда- ющихся	нагрева- ющихся	в трубах	в корпусе	
Трубчатые вертикальные; трубки 16X19 мм	Нефть	Пары ли- гроина и воды	160—127	39-89	0,97	9,00	200
То же	»	Пары соля- рового ди- стиллята и воды	196-163	56-125			116
»	»	То же	235-188	86-158	—	—	59
Трубчатые горизонталь- ные	»	Пары бен- зина и воды	97-92	28-65	—	—	27,4
То же	»	Пары керо- сина и воды	235-175	65-128		—	50,6
ГЛАВА 6

ОГНЕВОЙ НАГРЕВ

1. Данные к расчету
трубчатых печей

На нефтеперерабатывающих уста-
новках трубчатая печь служит
основным аппаратом для высокотем-
пературного огневого нагрева сырья
и его паров, а в некоторых процессах,
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-конвек-
ционного 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 теплопапряженность, трубчатая печь может иметь
несколько камер радиации и камер конвекции.

При сжигании топлива в камере сгорания (камере радиации)
образуется факел, 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 воз-
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 устанавливают
в карборундовых муфелях, которые катализируют процесс горения
и уменьшают длину факела. Для интенсивного и полного сгорания
жидко ё топливо, вводимое в печь, должно быть подвергнуто однород-
ному и тонкому распиливанию. Недостаточно тонкое распиливание
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.
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 =1,05 н- 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 радиант-
ные трубы.

Дымовые газы, состоящие из углекислого газа (СО2), водяного
пара (Н2О), сернистого ангидрида (SO2), азота (N2), кислорода (О2),
имеют высокую температуру и также излучают тепло. Но если из-
лучение трехатомных газов (СО2, Н2О^ SO2) достаточно велико, то
излучение двухатомных газов (N2, О2) 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
88
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 камере'
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 'к общей поверхности стен камеры радиации, в современных
печах принимается от 35 до 50%.

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 68%, а второму ряду
30%. Общее количество тепла, передаваемого двум рядам труб,
достигает 68 + 30 = 98%, а однорядный экран воспринимает 88%
тепла, или на 10 % 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 (СО2, Н2О, SO2),

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/сек. Трубы в камере конвекции
обычно располагают в шахматном порядке, что обеспечивает тур-
булентность движения дымовых газов. С уменьшением диаметра
труб улучшается теплопередача, увеличивается поверхность тепло-
обмена и в то же время увеличиваются потери напора в трубах
лечи, 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 из
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

2. Процесс горения
топлива и понятие
об избытке воздуха

сырья в змеевике печи.

Горение топлива есть реакция активного
химического окисления элементов топлива
кислородом воздуха. Чтобы топливо выде-
лило всю тепловую 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
С02 и воду Н2О. В случае неполного сгорания углерод окисляется
до окиси углерода СО.

Реакции горения выражаются следующими химическими уравне-
ниями:

С + О2 —СО2

2С + О2 = 2СО

2Н2+О2 = 2Н2О
s+o2=so2

При полном сгорании углерода (до СО2) выделяется 8140 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 распыливания тойлива.

Как видно из уравнений химических реакций, для превращения
1 кмоля С в СО2 требуется 1 кмоль О2 и при этом получается
1 кмоль СО2; для превращения 1 кмоля С в СО требуется 0,5 кмолей'
О2 и при этом получается 1 кмоль СО; для превращения 1 кмоля
Н2 в Н2О требуется 0,5 кмолей О2 и при этом получается 1 кмоль-
Н2О.

Таким образом, зная элементарный состав топлива, можно опре-
делить теоретическое количество воздуха, необходимого для сгорания
1 кг топлива. При определении элементарного состава жидкого-
топлива можно приближенно принять, что оно состоит только из во-
дорода и углерода. Тогда, зная плотность жидкого топлива, можно-
определить содержание водорода в нем по формуле

Н^26- 15q^ % вес.,	(6.1}

где Q Л — плотность топлива при 15° С, отнесенная к плотности воды
при"15° С.

ТАБЛИЦА 6. 1

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

Плотность продукта	Поправка	Плотность продукта	Поправка
0,690-0,700	.	0,000910	0,860-0,870	0,000686
0,700—0,710	0,000897	0,880-0,890	0,000660
0,720-0,730	0,000870	0,900—0,910	0,000633
0,740-0,750	0,000844	0,920—0,930	0,000607
0,760-0,770	0 000818	0,940—0,950	0,000581 -
0,780—0,790	0,000792	0,960—0,970	0,000554
0,800—0,810	0,000765	0,980—0,990	0,000528
0,820-0,830	0,000738	0,990-1,000	0,000515
0,840-0,850	0,000712	—	—
В нефтепереработке плотность нефтепродукта обычно определяют
при 20° С, поэтому пересчет Q4°bqi5 производится по формуле

15	20 . -

Qi5 •—Qa +5a,

(6.2)

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:

с 12 X ”17Г = жг S nciXil

тт VI n^iXi 1 V

Н “ 21 Мг "" мср L



(6.3)

14
Жзр

72S.^,



где С, Н, О, N, S — содержание в топливе соответственно углерода,
водорода, кислорода, азота и серы в % вес. или % мол. (% объемн.);
n , п , /г , п , п — число атомов углерода, водорода, кислорода,
азота и серы в молекулах отдельных компонентов, входящих в состав
газообразного топлива;

я. и х\ — содержание каждого компонента газообразного топлива
в % вес. или % мол. (% объемн.);

Mi — молекулярный вес компонентов топлива;

Мср — средний молекулярный вес газа;

12, 1, 16, 14, 32 — атомные веса соответственно С, Н, О, N и S; знак
S 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 р % вес. Если известно содержание
соответствующих элементов топлива в % вес., то пересчет их содержа-
ния в моли на 1 кг топлива производится по формулам:

С = 12- 1UU ’	° = 32 • 100' ’	'

ту/_ Н	дт-, s N	о,__ S

2 • 100 ’	“ 28 • 100 ’	32 • 100 ’

где С', О', N' и S' — содержание в топливе соответствующих эле-
ментов в молях на 1 кг топлива; остальные обозначения, см. выше.
Теоретическое количество кислорода, как следует из уравнений
химических реакций окисления (горения) 1 кг топлива, определяется
из следующего выражения:

OT-=C' + ^-H' + S'-О',	'	(6.5)

где От — 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 (£0), составит

Практически для обеспечения полноты сгорания топлива в печь
необходимо подавать некоторый избыток воздуха. Для жидкого
топлива этот избыток превышает теоретическое количество на 15—
40%, 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, 25% а = 1,25.

Таким образом, Практический расход воздуха L составит

L = Loa молъ/кг. (6. 7)

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

L' = 29 L кг/кг,	(6.8)

Одна килограмм-молекула любого газообразного вещества при
нормальных условиях1 * занимает объем 22,4 ж3. Тогда фактический
объем воздуха V, необходимый для.сгорания 1 кг* топлива, составит

V = 22,4 L м?/кг^	'	(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
по'уравнению

= 0,115 С + 0,345 Н + 0,043 (S-О) кг/кг, (6. 10)

где Lq — теоретический расход воздуха на сгорание 1 кг топлива.

1 Здесь и далее для газов объемы даются при нормальных условиях, кроме

особо оговоренных случаев.
Иногда для расчетов необходимо знать тот же расход воздуха,
выраженный в объемных единицах (ж3). В этом случае теоретиче-

ский расход воздуха Vo, выраженный в ж3, равен

Vo = 0,089 С + 0,267 Н + 0,033 (S-О) м3/кг. (6. 11)

Состав дымового газа, образовавшегося при сгорании 1 кг сухого
топлива, определяют из следующих уравнений:

тпСо2=С" моль/кг,	(6.12)

+ молъ/кг,	'	(6.13)

mN2==Z-0,79 + 7V' молъ/кг,	(6.14)

= Ь —	!)ОТ + О' молъ/кг,	(6.15)

mSQ^~ S' молъ/кг,	(6.16)

где , т„ п,	— количество образующихся при

СО2 -ЩО7 N2 О2 оОг	х	х

сгорании 1 кг топлива соответ-
ственно углекислого газа С02,
водяного пара Н20, азота N2,
свободного кислорода 02 и сер-
нистого газа S02;

— расход пара на распиливание
жидкого топлива в форсунках;
обычно z$~ 0,4 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.

СД. г “ тСО2^СО2 “Ь mH2O^H2O l~ mN2^N2 +	О2 + Ш8О2^SO2 Кг^Кг’

(6.17)

Объем дымовых газов определяется как произведение 22,4 на
сумму мольных содержаний компонентов, т. е.

уд.г = 22’4(тсо2 + ™н2о + т^ + то2 +mso2) mS- (6-18)

Количество дымовых газов, образующихся при сгорании 1 кг
топлива, можно определить по уравнению

Сд. г = 1 + a Lq + z$ кг/кг.	(6.19)

Плотность дымовых газов при нормальных условиях, т. е. при
О °C и 760 мм рт. ст., определяется по формуле

о0 = кг/м9.		(6.20)

Ид. г
Плотность дымовых газов при температуре t определяется по
. формуле

Qi = Qo 273+Г кг/м3-	<6' 21>

Теплосодержание дымовых газов ft, образующихся при сгора-
нии 1 кг топлива, при температуре £°С определяется по следующей
формуле:

= [тсо2ссо2 + ган2оси2о + то2со2 + к2 + тесо) %] ^л/кг,

(6. 22)

где т^сог’ ^н2о’ шо2’ mN2’ mco— количества соответствующих газов,
образующихся при сгорании 1 кг
топлива, в кг',

— средние удельные теплоемкости
,	002 Н2О7 02 N2	,

этих газов в пределах температур
от 0° С до t °C 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,

ТАБЛИЦА 6. 2

Средняя весовая теплоемкость газов при постоянном давлении1
(в ккал/кг • град)

Температура, °C	СО2	Н2О ’	О2	n2	СО
0	0,195	0,444	0,218	0,248	0,248
400	0,207	0,447	0,220	0,248	0,249
200	0,217	0,452	0,223	0,249	0,250
300	0,227	0,458	0,227	0,250	0,252
400	0,235	0,465	0,230	0,252	0,254
500	0,242	0,472	0,234	0,255	0,257
600	0,248	0,480	0,237	0,257	0,259
700	0,254	0,488	0,240	0,260	0,262
800	0,259	0,496	0,243	0,262	, 0,265
900	0,264	0,504	0,245	0.2С5	0,267
1000	0,268	0,512	0,247	0,267	0,270
1100	0,272	0,520	0,249	0,269 '	0,272
1200	0,275	0,528	0,251	0,271	0,274
1300	0,278	0,536	0,253	0,273	0,276
1400	0,281	0,543	0,254	0,275	0,278
1500	0,284	0,550	0,256	0,277	0,280

1 Н. Ф. Д у б о в к и п. Справочник по углеводородным газам и их продуктам сго-
рания. Госэнергоиздат, 1962.
т. е. количество тепла, выделяющегося при полном сгорании топлива.
Различают высшую и низшую теплоту сгорания топлива.

Высшей теплотой сгорания QB 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 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 топлива подразумевают низшую
теплоту сгорания.

Qp для жидких топлив определяется из уравнения

(?р = 81 С + 246Н + 26 (S—О) ккал/кг. (6. 23)

где С, Н, S,' О — весовое содержание соответствующих элементов
в топливе.

Для газообразных топлив можно определить, например, из
следующего уравнения :

(?р = 286,7 Н2 + 24,15 СО + 119,5 СН4 + 112,7 С2Н4 + 113,5 С2Н6 +

'	+ 35,77 H2S.	(6. 24)

ТАБЛИЦА 6. 3

Теплота сгорания различных топлив

Топливо	Рабочая теплота сгорания топлива	
	ккал/кг	ккал/м*
Дрова		2 800—2 980		
Торф		2 150—3 760	—
Бурый уголь подмосковный ....	2 740-3 440	—
Каменный уголь 		5 450-6 950	—
Антрацит донецкий . •		7 350	—
Мазут топочный . .		9 820—10 600	—
Бензин		10 500—11000	—
Керосин		11000	—
Нефть		10 590	—
Природный газ с содержанием СН4  98%		И 660	8 470
Окись углерода		2 416	3 020
Газы заводов СК с содержанием Н2  74%		9 750	3 760
Водород 		27 700	2 570
При практических расчетах по укрупненным показателям не
будет большой ошибкой, если газообразного топлива принимать
в среднем равной 11 000 ккал!кг.

В табл. 6. 3 приведена теплота сгорания различных топлив.

20

Пример 6. 1. Определить элементарный состав мазута плотностью q4 =
= 0,965.

Решение. По формуле (5. 2) имеем

е^ = 0,9654-5.а.

По табл. 6. 1 а = 0,000554; тогда е« = 0,965 + 5 • 0,000554 = 0,967g.

Содержание водорода по формуле (6. 1)

Н 26 - 15q“ = 26 -15 • 0,9678 = 11,5% вес.

Следовательно, содержание углерода	,	' .

С = 100-11,5 = 88,5% вес.

Пример 6. 2. Рассчитать процесс горения мазута, элементарный состав
которого приведен в примере 6.1. На распиливание топлива в форсунки подается
водяной пар в количестве z = 0,5 кг на 1 кг топлива.

Решение. Подформулам (6. 4) определим мольное содержание углерода
и водорода в 1 кг мазута:

р	ОО к

С'“ТмП2 - И0П2

Теоретическое количество кислорода, необходимое для сгорания 1 кг ма-
зута, по формуле (6.5) равно

(9Т == С' Н—— Н' + S' —О' молей на 1 кг топлива.

Так как в нашем примере в мазуте отсутствуют сера и кислород, то формула
упрощается:

1	0 0^75

От = С +— Н' = 0,07384—— = 0,10255 моля на 1 кг топлива.

Теоретическое количество воздуха на сгорание 1 кг мазута находим по фор-
муле (6. 6)

г От 0,10255 Л ,оп

Д» = ‘Щ’Г = 0,21 " = °’489 молъ/кг-

То же в кг на 1 кг топлива (по формуле 6. 8)	,

// = 29£0 = 29 • 0,489 = 14,2 кг на 1 кг топлива.

По эмпирической формуле (6. 10) этот же расход воздуха составит
L'q = 0,0115 С + 0,345# + 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 10%.

Примем коэффициент избытка воздуха а = 1,3, тогда практическое коли-
чество воздуха па сгорание 1 кг мазута по формулам (6. 7), (6. 8) и (6. 9) составит:
L = Лоа = 0,489 • 1,3 = 0,635 моля на 1 кг топлива;

L' — 29£ = 0,635 • 29 = 18,43 кг па 1 кг топлива;	' 1

V = 22,4 L = 22,4 • 0,635 = 14,2 л^3 на 1 кг топлива.

По формулам (6; 12) — (6. 16) определим состав дымовых газов:
углекислого газа

= С = 0,0738 моля на 1 кг топлива;	' ,

СО2

7 Заказ 1705.


водяного пара

mH20 =	0,0575 + q^==0»0853 моля на 1 кг топлива;

азота

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

тОа = (а —1) От + 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

СД. г = тсо2^со2 + тн2о^н2о + wn2^n2 + 77го2^о2 =

= 0,0738 • 44 + 0,0853 - 18 + 0,5020 - 28 + 0,0308 • 32 = 19,82 кг на 1 кг

топлива,. . ,

’ То же по формуле (6. 19):

(	$д.	^+а^о + 2Ф~ 1 + 1’3’ 14,2 + 0,5 = 19,95 кг на 1 кг топлива.

Объем дымовых газов определяем по формуле (6. 18)

^Д. Г = 22’4 (WCO2 + WH2O + wN2 + ™О2)

= 22,4 (0,738+ 0,0853 + 0,5020 + 0,0308) = 15,5 м^кг.

Плотность дымовых газов находим по формуле (6. 20)

б?д. г 19,82	. о . 3

ео==тЬ = ~5^ = 1’28вг/л‘-

Определим по формуле (6. 23) рабочую теплоту сгорания топлива <?р.

= 81С + 246Н + 26 (S—О)=81 - 88,5+246 - 11,5+26 (0-0) ^10 000 ккал/кг.

Пример 6. 3. Определить теоретическое количество воздуха, необходимого
для сжигания 1 л^3 сухого газа следующего состава (в % объемы.): СО2 —2,0,
СН4 —93,9, C.jHg—2,1, С3Н8 — 1,0 и высшие 1,0.

Решение. Определим средний молекулярный вес газа. Так как для
газообразных смесей объемные и мольные доли совпадают, найдем число кило-
молей компонентов газа:

СО2 .............................. 0,020-44 = 0,88

СЩ................................ 0,939-16=15,00

С2Нб ................................. 0,021-30	=	0,63

СбН8 ..................................0,010-44	=	0,44

Высшие (С4Ню)	/.....................0,010-58	=	0,58

Итого....... 1,000	17,53

Вес одной килограмм-молекулы газа G = 17,53 кг, следовательно, средний
Молекулярный вес газа = 17,53, плотность его о = 17,53 ; 22,4 =
«= 0,783 кг)м3.

По формулам (6. 3) определим элементарный состав газа:
углерода

С

12

17,53

(1 • 0,020 +1 - 0,939 + 2 - 0,021 + 3 • 0,010 + 4 • 0,010) = 0:732;
водорода

Н=^2ген^=

= —(4 • 0,939 + 6 • 0,021+8 • 0,010 +10 • 0,010) = 0,232;

J* / »<Эо

кислорода

°”т£2"0Л“Т7ЙГм2-°’ет-

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 =^1 = 0,0611; •

12

0,= 0^6_ = 0,00114.

Теоретическое количество кислорода, необходимого для сгорания 1 ка
газа, находим по формуле (6, 5)

4	О 1

От = с1 +~Hf+S’~ О' = 0,0611 +	+ 0—0;0(И14 = 0,1179 ' кмолъ/кг,

3,77

или 0,1179*32 = 3,77 кг Ог’, расход воздуха равен — 17,95 кг на 1 кг-
газа.

В примере расчет выполнен па 1 кг газа. Так как обычно расход газа считают-
в м3, то, зная плотность газа (д = 0,783 кг/ж3), нетрудно определить теоретичен
ское количество воздуха,-необходимого для сгорания 1 м3 газа:

17,95 X 0,783 = 14,08 кг на 1 м3 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).

Решение. Состав дымовых газов при коэффициенте избытка воздуха
а = 1,1 определяем по формулам (6. 12) — (6. 16) в киломолях на 1 кг топлива:

тС02~	“ 0,0611;

'	ллНгО=Я'+-^- = 0,116+0=0,116;

mN == L • 0,79+N' =	а 0,79 =	1,1 • 0,79 = 0,486;

то% = (а-1) От+О’ = (1,1 -1) 0,1179 + 0,0011 = 0,0129.

Объем дымовых газов подсчитаем по формуле (6. 1-8)

Гд.г = 22,4 (0,0611 + 0,1160 + 0,4860 + 0,0129) = 15,10 м3 на 1 кг топлива.

Количество дымовых газов находим по формуле (6. 17)

Сд. Г = тСО2Д^СО2 + /гаН2ОЛ^Н2О + mN2^N2 + mO2^O2 =

.. = 0,0611 • 44 + 0,116 . 18 + 0,486 • 28 + 0,0129 • 32 = 18,80 кг на 1 кг
топлива.
Плотность дымовых газов при нормальных условиях

__ (7д. г _ 18,80

7^7 “Two

= 1,24 кг/м3.

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.

ТАБЛИЦА 6.4

со2
ы2о

N2

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

Всего 18,80

Вес, кг на 1 кг
топлива

Теплосодержание в ккал/кг при температуре

2,69-0,207-100 = 56

2,08-0,447-100 = 93

13,62-0,248-100 = 338

0,413 - 0,220-100 = 9

183

286

1021

28

325

491

1736

478

710

2479

69

639

943

3249

92

805
1190
4030

113

972
1449
4835

136

496

1518 2600 3736 4923 6138

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

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.
Сырье или дистилляты нагреваются в пе-

3. Коэффициент
полезного действия
печи

чи.за счет тепла, выделяющегося при сгора-
нии топлива. Кроме тепла, получаемого при
сгорании топлива Qp, в печь поступает явное

тепло, вносимое топливом qTi воздухом qB
и форсуночным паром q$.

Следовательно, приход тепла можно выразить уравнением

С?прих— Qp Qt + ?в ?ф ккал1кг^

(6.2'5)

Тепло, вносимое топливом, воздухом (без предварительного Подо-
грева), паром, обычно невелико и им можно пренебречь, тогда
(?прих ~ Qp- При подогреве воздуха в воздухоподогревателе qQ
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 дПол)5

2)	на потери в окружающую атмосферу через кладку печи, ретур-
бенды (^пот);

3)	на потери тепла с уходящими дымовыми газами (qr).

Следовательно, расход тепла

(?расх = ?пол 4" ?пот+ <?г.	(6.26)

Согласно закону сохранения энергии

(?прпх = (?расх
или согласно (6. 25)

Qp == (/пол + (/пот + (?П

откуда

(/пол = Qp ?пот Qv	(6* 27)

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

Пн = ^. 100%.	(6.28)

VP

Следовательно, к. п. д. нагревателя равен

= (2р-<7пот-?г 1оо % .	(6 29)

VP

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
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 на 100—150° С выше температуры сырья на входе в печь,
т. е. tr = tc + 100 4- 150° G.

Если температура уходящих дымовых газов высока, для умень-

шения тепловых потерь с дымовыми газами qr, 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

Пн = ^P-^-gr+gg^-ti) 1ООо^ ,	(6. Зф

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-град9,
и t± — начальная и конечная температуры нагреваемого в воздухо-
подогревателе воздуха в °C.

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
нагрузка печи
и расход топлива

сырья в зависимости от давления и ‘темпе-
ратуры может быть полным или частичным.
Если давление па входе в 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:

(?пол ~ Qc Qb, п ккал/ч.	(6» 31)

Количество тепла, сообщаемого сырью в трубах печи, опреде-
ляется формулой

Qc =Geq?2+G(l- ё) q% - Gq™ ккал/ч
или

Qc=G [eg"2 + (1 — e) q% — q®] ккал/ч.	(6. 32)

Если в трубах печи протекают реакции крекинга, то тепло реак-
ций определяется из формулы

(?реакц— G (^б + ^г) 7реакц ккал/ч.

(6. 33)

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

Ci<n = ^[(l —	+	— ккал/ч.	(6.34)

В приведенных выше формулах приняты следующие обозначения:
(?пол — полезная тепловая нагрузка в печи в ккал!ч\

Qc — количество тепла, воспринимаемого сырьем в печи,
в ккал/ч*,
фрсакц — 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);

qf2 — теплосодержание паров при температуре сырья на вы-
ходе из печи в ккал/кг*,

(1— ё) — доля жидкого остатка, т. е. количество жидкости после
испарения части сырья в печи (в долях единицы);

— теплосодержание жидкости при температуре сырья на
выходе из печи в ккал! кг*,

q™ — теплосодержание жидкости при температуре сырья на
1 входе в печь в ккал/кг*,

хб и хГ — выходы бензина и газа в долях единицы;

z — количество перегреваемого водяного пара в кг/ч\

t3 — температура насыщенного водяного пара в °C;

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 (/=540 ккал/кг)*,
<7реакц — тепловой эффект реакции крекинга в ккал на 1 кг смеси
бензина и газа.

Зная тепловую нагрузку нагревателя, нетрудно рассчитать рас-
ход топлива по формуле

кг/ч,	(6.35)

<?Р Пн	к '

где Q — тепловая нагрузка печи в ккал/ч*

Qp — рабочая теплота сгорания топлива в ккал/кг*,
цн — к. п. д. печи.
5. Проверочные
расчеты поверхности
нагрева и размеров
трубчатой печи

чина которой зависит

В трубчатых печах тепло передается на-
греваемому нефтепродукту в основном в ка-
мере радиации, которая одновременно слу-
жит и топочной камерой. Сложность опреде-
ления поверхности радиантных труб, вели-
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

__ Л Ао
Qn J g .

(6. 36)

где Н — заэкранированная поверхность кладки, равная плоской
поверхности, заменяющей трубы, в ж2;

— рабочая теплота сгорания топлива в ккал!кг\

В — расход топлива в кг/ч,

цт — коэффициент эффективности топки (можно принять цт =
= 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;
Qu — 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 о — радиационный фактор, определяемый формулами: >

а) для 2500 ккал/кг <;	цт <; 9000 ккал/кг ,

б) для 9000

А о — 0,75	т]т

ккал/кг <; (?р г]т

(6.37)

Ло = 0,36 <?рт)т + 3500

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$,
2)	поступает с горячим воздухом, подаваемым для горения,
BgcBtB,

3)	явное тепло топлива Bq™*,

4)	поступает с водяным паром, подаваемым на распиливание
топлива, Bzc$t$.

Расход тепла из камеры радиации (в ккал/ч):

1)	поглощается радиантными трубами

2)	потери с дымовыми газами в конвекционную камеру Bqt;

3)	потери тепла через стенки радиантной камеры в атмосферу В qn0T

7пот = 0,7дПот^(0»04 —0,06)^р ккал на 1 кг топлива.

По условиям теплового баланса ^приход тепла равен расходу,
т. е.

BQ^ + BgcBtB Bq™ -f- Bzc$fa ~	4~ Bqt 4- S^nor*

Отсюда количество тепла, поглощаемого радиантными трубами,
равно

,== BQq н— BgcBtB 4~ Bq? 4~ Bzcfytfy Bqt Bq^Q^ ккал/ч

или

Qu = В (Q$ 4~^в^в Ч~ 7т “F Qi 7пот) ккал/ч. (6. 38)

В этих формулах приняты следующие обозначения:

св и Сф — удельная теплоемкость воздуха и пара в ккал! кг* град*,
tB и 1ф — температуры воздуха и пара, с которыми они поступают
к форсункам, в °C;

qrt — 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.

Количество тепла, поглощаемого радиантными трубами, можно
определить и по уравнению

Qn~B ((?рЦт — Qt) ккал/ч,	(6.39)

где Цт — 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 Fp самих радиантных труб:

в случае однорядного экрана

Л> = 3,14 4 м2>

в случае двухрядного экрана

Fv = 3,14 Н м*.
/р = -^2- л*2,

В »
Fa = — м2,
Оз

Поверхность радиантных труб можно определить по следующей
формуле

(6.40)

где <2и — количество тепла, поглощаемого радиантными трубами,
в ккал/ч\

ар — тепловая напряженность радиантных труб в ккал/мР-ч.

Тепловая напряженность радиантных труб колеблется в пределах
15000—40 000 ккал/м* -ч для однорядного и 16 000—25000 ккал/м2 *ч
для двухрядного экрана.

Для определения размеров топочной камеры исходим из того,
что напряженность зеркала горения, т. е. количество килограммов
топлива, приходящегося на 1 ж2 поверхности зеркала горения в 1 ч,
в трубчатых печах нефтеперерабатывающих заводов обычно состав-
ляет 20—25 кг/м* • ч.

Площадь зеркала горения определяется формулой

(6.41).

где F3 — площадь зеркала горения в ж2;

В — часовой расход топлива в кг!ч\

аз — напряженность зеркала горения в кг/м2 * ч.

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

Fa = lb,,
откуда

где b — ширина топочной камеры в ж;

I — длина топочной камеры в м.

Объем топочной камеры определяется формулой

У==2р^жз1		(6.42)
где В — расход топлива в кг/ч\

— теплота сгорания топлива в ккал/кг\

от — тепловая напряженность топочной камеры в ккал/м3*ч.

Тепловой напряженностью топочной камеры (топочного про-
странства) называется количество тепла, полученного при сгорании
топлива, приходящееся на 1 м3 топки (камеры радиации) в 1 ч.
<ут в трубчатых печах нефтеперерабатывающих установок обычно
составляет 30 000—70 000 ккал/м3 • ч.

Высота топочной камеры определяется из уравнения

V = hlb,
отсюда

где h — высота топочной камеры вл.

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 не 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

(6'43>

где V — секундный объем в м3/сек;

G — производительность печи в кг/ч',

Qt — плотность сырья при температуре на входе в печь в кг/м3.

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,	1	(6.44)

Л d2	v 7

Если величина полученной скорости соответствует допустимой,
принятый диаметр приемлем, в противном случае выбирают
новый диаметр или принимают решение о направлении сырья в печь
Двумя потоками.
Поверхность конвекционных труб FK определяется следующей
формулой:

= <6-«)

где (?к — количество тепла, полученного сырьем в конвекционных
трубах, в ккал/ч-,

А ^ср — средняя логарифмическая разность температур сырья
и дымовых газов в конвекционной камере в °C;

к — коэффициент теплопередачи в ккал/м2 • ч • град.

Для камеры конвекции обычно к — 20 4- 40 ккал/м2, • ч • град.
Поверхность конвекционных труб можно определить, задаваясь
тепловой напряженностью, по формуле

^ = -§4	(6.46)

огк

где а к — тепловая напряженность конвекционных труб, обычно
равная 8000—12 000 ккал/м2 • ч.

Количество тепла, полученного сырьем в конвекционной секции,
определяется по уравнению

Qk = Q — Си»

где Q — тепло?1 полученное сырьем при прохождении всего змее-
вика печи, в ккал/ч [см. формулы (6. 31), (6. 32), (6. 33)
и (6. 34)];

Си — тепло, полученное сырьем в радиантных трубах, в ккал/ч
[см. формулы (6.38) и (6.39)].

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

откуда

=	+ ккал/кг,	(6.47)

где G — производительность печи в кг/ч\

q™ — теплосодержание сырья на входе из конвекционной
камеры в ккал/кг\

q™ — теплосодержание сырья на входе в печь в ккал/кг.

По теплосодержанию q™ определяем температуру сырья на вы-
ходе из конвекционной камеры, пользуясь таблицами I и II (см. при-
ложение).

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 = 0,88.
Доля отгопа на выходе из печи е = 0,4, плотность паров отгона = 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. 1и6. 2; теплосодержание дымовых газов при избытке
воздуха а = 1,4 найти по рис. 6. 1. Температура дымовых газов па перевале

Решение. Определим тепловую - нагрузку- печи по формуле (6. 32)

Q = G[«?330 +(1-е>?ЗЗО-?18о]-

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

^180 — 85,66- 1,064 = 91,30 ккал) кг*.

(Z330 = 177,09 • 1,046=186,00 ккал/кг]

^30 = Ю1,42-3,136—73,8 = 244,20 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 па 150° С выше температуры поступающей нефти

tY = tc + 150 = 180 + 150 = 330° С.

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

$330 “2000 ккал/кг.

Принимаем потери в окружающую среду равными 8%, тогда по формуле
(6. 29) имеем

100_ «оооо^ш-W o oo-.2OOO, 100_72Д%.
О'р	ю оио

/

Часовой расход топлива определяем по формуле (6. 35)

В =

Q __ 17 680 000

Ср Пн “10 000-0,720

= 2455 кг/ч.

Определим количество тепла, поглощаемого радиантными трубами, по фор-
муле (6. 38), если температура воздуха, поступающего в топку, /в = 10° С7
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 Q^B.

<?и = В [Qp+gcB tB + g® +	t* - qrt -0,06 epj,

где g — количество воздуха, приходящегося на 1 кг топлива; при избытке
воздуха а = 1,4 g = 14,2 • 1,4 = 19,9 кг па 1 кг топлива;

св — теплоемкость воздуха, равная 0,24 ккал/кг • град,	'

tB — температура воздуха, равная 10° С;

qf — теплосодержание жидкого топлива; при t = 70° С = 31,0 ккал/кг; >
z — расход пара на распыливание топлива (0,6 кг на 1 кг топлива); , .'
сф — теплоемкость водяного пара, равная 0,45 ккал/кг • град;

— температура водяного пара, равная 160° С;

' Q& — рабочая (низшая) теплота сгорания топочного мазута, равная
10 000 ккал/кг;

“ 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

<?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 ккал1ч.

Радиационный фактор по формуле (6. 37)

А0 = 0,36 <2р Пт + 3500 = °’36 ’ 10 000 ’ °>98 + 3500 = 7028.

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

=	10 000-2455-0,98	-	2

- Г/ 10 000-2455-0,98	,	7028 р 258 М '

12600000 J 14,2-1,4]

Полная поверхность радиантпых труб, соответствующая эквивалентной,
будет равна

-Fp = 3,14-ф- = 405 м*.

Среднюю тепловую напряженность при Fp = 405 м2 находим по формуле
Си 12 600 000	9

=	—----—------= 31 100 ккал м*-ч.

р 405

Поверхность радиантных труб согласно условиям примера составляет

Fp = 90-0,152-3,14-11,5 = 495 л*2.

Средняя^тепловая напряженность при Fp = 495 м2 составит
/	12 600 000 к™ / 2

а =-----—-----= 25 500 ккал!^ • ч.

Р 495

Таким образом, необходимая поверхность нагрева радиантных
труб, рассчитанная по формуле (6. 36), составляет Fp — 405 м2
и соответствующая напряженность труб ор = 31 100 ккал/м2 • ч,
а фактически в печи Fp = 495 м2 и соответственно напряженность
равна а р = 25 500 ккал/м2 ♦ ч. Расхождение примерно на 20 %
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 20%.
Следует отметить, что фактическая ор = 25 500 ккал/м2 • ч нахо^
дится в пределах, допустимых Для печей такого типа.

Тепловая нагрузка камеры конвекции

Q« = 17 680 000 ~ 12 600 000 = 5 080 000 ккал!ч.

Теплосодержание нефти на выходе из конвекционной камерд
определяется по формуле (6. 47)

Й = ?Г8о + -^- = 91,3 + -^^= 125,20 ккал/кг.

Соответствующая этому теплосодержанию температура £2=236° С^

Средняя логарифмическая разность, температур нефти и дымовых
газов в конвекционной камере:	3

750° С	330° С

236° С нефть	180° С

Д£б = 514° С * Д*м = 150°С

По формуле (4. 33) Д £Ср = 294° С.

Принимая коэффициент теплопередачи поверхности конвекционных труб
к ~ 30 ккал/м2 • ч • град из практических данных, определим необходимую
поверхность конвекционных труб:

F =

к Д/ср^

5 080 000	_ „

Фактическая поверхность конвекционных труб печи согласно условиям
примера составляет

F* = 120 • 0,127 • 3,14 • 11,5 = 550 лг2,

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



G = 150 000

BoULQiso ЗьОО *775,

— 0,0537 мР/сек.

Сечение трубы

4 ”

3,14-0,1152
4

= 0,0104 м*.

Скорость на входе

V 0,С537	__ ,

“,=Т=бж=М5л,/кв'

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

5 15

w’ —	 — 2,57 м/сек.
В настоящее время широко внедряются

6» Печи	в промышленность печи с излучающими сте-

беспламенного	нами из беспламенных панельных горелок

горения1	(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 м2 излучающей поверхности приходится от
400 до 1250 туннелей, столько

Рис. 6. 2. Беспламенная панельная го-

релка.

1 — распределительная камера: '2 — трубка;

3 — керамическая призма с туннелями; 4 —
корпус инжектора; <5 — регулятор воздуха;

6 — газовое сопло.

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-
пазон теплопроиз воДитель-
ности: от 6 до 20 млн. ккал/ч.
Они применяются в качестве
нагревательных и нагрева-
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.: т|Н = 0,80 4-0,82 (против 0,60 4-0,75 у су-
ществующих печей);

3)	высокая и равномерная тепловая напряженность труб радиант-
ного экрана, достигающая 50 000 ккал!м2 • ч против 15 000—
35 000 ккал/м? • ч у существующих печей, т. е. в 1,5 раза выше;
столь большое значение тепловой напряженности возможно благо-

1 См., например, Ц. А. Бахшиян. Трубчатые печи с излучающими сте-

нами топки. ГОСИНТИ, Москва, 1960.
даря высокой и равномерной теплоотдаче излучением от раскаленных
поверхностей панельных горелок;

4)	высокая тепловая напряженность в радиантной камере, что
приводит к значительному снижению' 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-
бенности расчета таких печей.

Пример 6. 6. Определить поверхность ради-
антных и конвекционных труб и размеры печи
беспламенного горения производительностью
G = 125 000 кг/ч по нефти плотностью р2^ =
= 0,85. Нефть нагревается от 170 до 330° С, доля

= 0,55, плотность отгона q20 = 0,82, плотность остатка р20 = 0,87. Темпера-
тура на перевале £р = 700° С. Состав топливного газа и теоретический расход
воздуха такие же, как в примере 6. 3. Рабочая теплота сгорания топлива
Qp = 11 700 ккал/кг.

Решение. Определим к. п. д. печи, если температура дымовых газов
на выходе из конвекционной камеры

tr = tc + 150 = 170 + 150 = 320° С.

Теплосодержание дымовых газов при этой температуре и а = 1,1 по рис. 6. 1
#320 “ 1635 ккал па 1 кг топлива.

Потери в окружающую среду примем равными 5%, тогда

я,-	,00. Н 700 - 0«.11700^1635. мо=8Ш%.

(/ р	.11/ ии

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

#^70 = 80,21 • 1,082 — 86,80 ккал/кг\

#^30 = 177,09 • 1,070 = 190,20 ккал/кг;

#330 = 101,42 • 3,176—-73,8 = 248,20 ккал/кг,-

Рис. 6. 3. Печь беспламен-
ного горения.

I — трубный змеевик; 2 —
излучающая стена; 3 — коллек-
тор, топливного газа.

отгона на выходе из печи е =
Тепловая нагрузка печи

Q = G [е?з30 г(1 — ^ззо — Япо] =

» 125 000 [0,55 • 248,2 + (1 — 0,55) . 190,2 + 86,80)] = 16 200 000 ккал/ч>

Теплопроизводительность газовых горелок определяется по формуле

Crop = SL. ккал/ч,	(6. 48}

'Пн

где Q — тепловая нагрузка печи в ккал/ч;

т]ц — к. п. д. печи (нагревателя).

Crop = -£- = 16^°д 000 = 20 000 000 ккал'ч.

Лн	0,81

Расход топлива

' Ср 11 '00

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

 <2И = 5 (СрПп-г[) = 1715 (И 700-0,95-3736) = 12 700 000 ккал/ч,
где qrt — 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.

°р = 1-5Ор>

где стр-- тепловая напряженность радиантных труб в печи беспламенного горе-
ния в ккал/м2, • ч;

Ор — тепловая напряженность радиантных труб в трубчатых печах с пла-
менным горением (см. табл. 6. 5).

Ор = 1,5	Ор = 1,5 • 30 000 = 45 000 ккал/м2 • ч.

ТАБЛИЦА 6.5»

Допустимые тепловые напряженности поверхности нагрева
радиантных труб в зависимости от назначения трубчатого
нагревателя

Установки	'Средняя тепловая напряжен- ность, ккал/м2-ч
Атмосферная перегонка сырой нефти  Вакуумная перегонка мазута . . . Вторичная перегонка пресс-дистил- лята	  Крекинг 	  Вторичная перегонка смазочных масел 			24 000—30 000 (местная до  35 000)  20 000-27 000  24 000  14 700—25 000, в зопе реакции 14 000  • 14 700—17 300
Необходимая поверхность нагрева по формуле (6. 40)



Qn

%

12 700 000

45 000

= 282 м2.

Для определения количества труб в печи необходимо задаться их диаметром
и определить скорость нефти па 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

л d2 _ЗЛ4 • 0,1152

s~~r I

= 0,0104

м2.

Секундный объем сырья на входе в печь

3600Q* ’

где Qt — плотность сырья при температуре на входе в печь (см. рис. 3. 1);
Q170 — 745 кг!м3.

G '125 000

V =	= 0,0466 м3/сек.

3600р170	3600 • /45

Скорость сырья на входе в печь

V 0,0466	//Q /

ю=ТГ=бЖ4 = 448 м1сек-

При'двух потоках сырья скорость равна 4,48 : 2 = 2,24 м/сек. что допустимо.
Число труб в радиантной камере печи

'	282________0

П 1ла 17,5-3,14-0,127	4

Количество тепла, переданное нефти в конвекционной камере

Qk = Q — <?и = 16 200 000 — 12 700 000 = 4 500 000 ккал1ч.

Теплосодержание нефти на выходе из конвекционной камеры

Sk =	+g 170 = 1	+86’80=122‘80 кк«л/кг-

Ст	1 &О Vии

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

700° сДЫМ°ВЬТ—— 320° с

228° С нефть 170° С

А*б = 472° С А£м=-150° С ’

По формуле (4.33) средняя разность температур Агср — 280° С. При-
нимая коэффициент теплопередачи конвекционных труб к = 30 ккал/м2 • ч •
. град. определим необходимую поверхность конвекционных труб

^w=536 ^-

Zov • oU

р —

к А/ср^
Число труб в конвективном пучке

л I а

536

3,14-0,127-17,5

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,

/гр = 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
/гк = (>*'- 1) 2d + d = (20 — 1) 0,25 + 0,127 = 4,87 м,

где /?,к — высота камеры конвекции в м.

Теплопроизводительность горелок QrOp = 20 000 000 ккал/ч. Так как печи
беспламенного горения двухстороннего излучения, то па 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 /п =
= 17 м будет

^тор ==: тгЕ" • 2 = 17 • 2 • 2 = 68.

Теплопроизводительность каждой горелки

10С00000 .

<?гоп =--НЗ----- = ^7 000 ккал!ч.

По табл. 6. 6 выбираем горелки типа ГБП4а теплопроизводительностью
140 000 ккал/ч каждая.

ТАБЛИЦА 6.6

Основная характеристика беспламенных панельных горелок
Гипронефтемаша

Тип горелки	Размеры излучающей стены, мм	Теплопроизво- дительность горелки, гыс. ккал-ч	Тип горелки	Размеры излучающей стены, мм	Теплопроизво- дительность горелки, тыс. ккал • ч
ГБЦ1а	500X500	35	ГБП16	605 х 605	55
ГБП2а	500x500	60	ГБП26	605 X 605	120
ГБПЗа	500x500	85	ГБПЗб	605x605	200
ГБП4а	500X500	140	ГБП46	605X605	280
ГБП5а	500x500	200	ГБП56	605X605	400
ГБПба	500X500	240	ГБП66	605X605	550
ГБП7а	500x500	320	ГБП76	605X605	750
ГБП8а	500x500	380	ГБП86	605X605	1000
ГБП9а	500x500	600			
ГБШОа	500x500	700			
Пример 6. 7. Определить поверхность и число труб печи беспламенного
горения для термического крекинга флегмы. Производительность печи 50 000 кг/ч
флегмы относительной плотностью = 0,880, молекулярный вес флегмы
Мф == 230, средняя молекулярная температура кипения ср = 260° С.
Выход газа 6%, бензина 21%. Относительная плотность бензина 0^0 = 0,750,
молекулярный вес его = 110, средняя молекулярная температура кипения
^м. ср = 130° с- Давление на входе в печь рвх = 50 ат, на выходе из печи
Рвых = 35 ат. Температура на входе в печь £вх = 350° С, на выходе из печи
^вых “ 505° С.

Решение. Определим тепловую нагрузку печи.

Для определения тепловой нагрузки печи необходимо выяснить, в каком
состоянии — парообразном или жидком — находится продукт на выходе из

Температура кипения, °C

Рис. 6. 4. Критическая темпера-
тура нефтяных фракций.

Рис/ 6.5. Поправка теплосодержания не-
фтепродуктов в зависимости от давления.

печи при давлении 35 ат. По рис. 6. 4 для средней молекулярной температуры
кипения флегмы (260° С) и бензина (130° С) находим соответственно их критиче-
ские температуры £$р = 455° Си £вр — 320° С. Так как критические темпера-
туры значительно ниже температуры на выходе из печи (£вьтх = 305° С), то весь
продукт на 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

г*р = 4Р + 273 = 455 + 273 = 728°к-

Абсолютная температура системы

Т = *вых + 273 = 505 + 273 = 778° К.

Приведенную температуру флегмы находим по формуле (12. 5)

Т^Ф =—Т.— —12$ = 107.

пр тф 728
х кр

Определим критическое давление флегмы по формуле. (12. 6)


•где Ркр — критическое давление в ат;

к — коэффициент, зависящий от характера фракции и равный 6,8;

Ткр — критическая температура, 728° К;

Мф — молекулярный вес флегмы, 230.

'»“‘W = 6'8'S5"21’S

Приведенное давление

_ Р „ 35

Рпр — ~	— ол с — 1’63-

Ркр

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

ДЯЛТ

—— = 5,1,

тде АН — теплосодержание при атмосферном давлении минус Теплосодержание
при повышенном давлении, т. е. искомая поправка;

М — молекулярный вес паров;

Т — абсолютная температура.

„ 5,1-778’	,

ДЯ =——— = 17,20 ккал/кг.

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

^350 =	’ 1,064 = 203,00 ккал/кг.

Теплосодержание паров па выходе из печи с учетом поправки на давление
определяем по табл. III и IV (см. приложение)

^505 “ 140,95 • 3,116 — 73,8 — 17,2 = 348,00 ккал]кг.

Определим тепловую нагрузку печи по формулам (6. 32) и (6. 33)

(? = G [^505 +(1-е) 95О5~5з5о] +0(^6+^) <?реакц.

Так как на выходе из печи весь продукт находится в паровой фазе, т. е.
= 1,0, приведенная выше формула упрощается:

<2 = 6? ( ^505 “$35o) + G (хб + хг) Срсакц —

-= 50 000 (348,0 — 203,0) + 50 000 (0,21 + 0,06) • 250 = 7 250 000 + 3 375 000 ==
== 10 625 000 ккал!кг.

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

tP = tG + 150 = 350 + 150 = 500° G.

Во избежание больших потерь тепла с дымовыми газами целесообразно на
^выходе дымовых газов из камеры конвекции установить котел-утилизатор.

Теплосодержание дымовых газов при избытке воздуха а = 1,1 и tv = 500° С

^500 = 2600 ккал!кг.

Примем потери в окружающую среду 0,05 Qp, тогда к. п. д. печи

_	1Ю _ » 700-0,05-» 700 - 2600 1Ю _	.
Теплопроизводительцость газовых горелок

Crop== 10Q67-t°- = 14 600 000 ккал/ч.
«|н v,/oU

Расход топлива

т> Crop 14 600 000 ло/Q /

в=Д^=-1ТмГ-=1248 кг/ч'

Определим тепловую нагрузку нагревательной и реакционной секций. Так
как в камере радиации тепло передается в основпом излучением, то, прене-

брегая теплопередачей конвекцией, можно ус-
ловно считать, что тепло, выделившееся при
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 ат, тогда

-495 + 273 -	.	42	-

1 пр —	72g— — 1 ,иоэ,	Рпр — 21 5 ~ 1 ,у 0 ’

ДЯМф
Т

5,9;

А„	5,9(495 + 273)

ДЯ =--------230------

= 19,7 ккал/кг.

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

^495 “ 138,46 • 3,113 — 73,8 = 357,7 ккал!кг.

Теплосодержание флегмы с поправкой на
давление в 42 ат

#4 95 ~ 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 бензинообразование в нагревательной
секции j-g = 14,2% от общего количества бен-
зина, тогда тепло, сообщенное продукту в кон-
векционной и радиантной (нагревательной)
секциях, определится из уравнения

Сн+к^ ( ^495	$35o)+$ (^б + ^г) Среакц^б*

2'

2436------J

Фф ФФ
ФФФФ
ф^

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 Среакц из опытных данных равным 250 ккал на 1 кг смеси бензина!
и газа:

Сн + к 50 000 (338,0 — 203,0) + 50 000 (0,21 + 0,06) • 250 • 0,142 =

*	= 6 750 000 + 480 000 = 7 230 000 ккал/ч.

Тепловая нагрузка реакционной секции

<?р. с= Ю 625 000 — 7 230 000 = 3 395 000 ккал!ч.

Теплопроизводительность газовых горелок:
а)	в^пагревателъной секции

<?н+к	7 230 000 ппппллп ,	'

СГОр = ~~ о,73б = 9 900 °°° ккал/ч<

б)	в реакционной секции:

<2р. с 3 395 000	.	.

Crop =	= 0,730...= 4 650 000 ккал'4-

Соответственно расход топлива:

, Р _ Crop 9 900 000

а)	вн+к— (2р Цуде 8j6 кг/ч,

R Crop 4 650000	„	' ,

б)вр.с=_=чг__ = 397 кг/ч.

Зададимся температурой дымовых газов после нагревательной секции ка-
меры радиации tn, с = 850° С, а после реакционной секции /р, с = 750° С.
Теплосодержание дымовых газов по рис. 6. 1 при а,— 1,1

$850 “4650 ккал/кг, д^5о=4О67 ккал/кг.

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

Qn = 846 (И 700 • 0,95 — 5000) = 5 175 000 ккал/ч;

Qи = 397 (11 700 • 0,95 — 4067) = 2 800 000 ккал/ч.

Тепло, переданное продукту конвекцией:

QK = (Qh + к- <?н) + (Ср с“ Сй) = (7 230 000 - 5 175 000) + (3 395 000 -
— 2 800 000) = 2 055 000 + 595 000 = 2 650 000 ккал/ч.

Определим поверхность конвекционных, радиантных и реакционных труб
по формулам (6. 40) и (6. 46), если примем тепловую напряженность конвекцион-
ных труб огк = 9000 ккал/м2 • ч, радиантных труб сти — 35 000 ккал/м2 • ч,
реакционных труб огр. с = 20 000 ккал/м2 • ч.

Поверхность конвекционных труб

2650000 _

к	9000

радиантных труб

Си 5175 000

^="35000 “148Л{ ’

реакционных труб

р _Ср. с _ 3395000 _

20000 -169л‘-

При полезной длине трубы I = 17,5 м и наружном диаметре трубы
= 0,102 м число труб составит:

для камеры конвекции

п ,	294	_5

к ndBl 3,14-0,102-17,5

</н —

для камеры радиации

___ F и__________148_______

”и “ лйГГ “ 3,14 • 0,102 • 17,5
для реакционной секции
п ,-fP-c -	169	31

р-с	3,14 -0,102 -17 5

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

Пример 6. 8. Производительность трубчатой печи G — 50 000 кг/ч мазута
с относительной плотностью = 0,930. Расход топлива В = 1150 кг/ч, или
2,3% на сырье. Теплота сгорания топлива Qp = 11 700 ккал/кг; к. п. д.
печи = 0,70.

Предварительно мазут нагревается в теплообменных аппаратах от темпера-
туры h = 20° С до t% = 220° С. Коэффициент регенерации тепла на установке
&рег =54,5%. Температура отходящих из конвекционной камеры дымовых
газов

*4 = *3 + 180 = 220 + 180 = 400° С.

Определить:

‘ а) необходимую поверхность воздухоподогревателя, если использовать
тепло дымовых газов, охладив их до температуры й = 250° С;

б)	новый коэффициент регенерации тепла.

• Для решения используем данные примеров 6. 3 и 6. 4.

а)	Теплосодержание дымовых газов при h = 400° С и = 250° С опреде-
лим по рис. 6.1

д± ~ 2067 ккал!кг\ дз = 1268 ккал!кг.

Тепло, выделенное продуктами горения в воздухоподогревателе:

дв = ($4 — $3) = 2067 — 1268 =? 799 ккал/кг.

Принимаем к. п. д. воздухоподогревателя цв = 0,90, тогда тепло, передан-
ное воздуху:

AQB = 7в Лв = 799 • 0,90 = 720 ккал}кг.

Примем начальную температуру воздуха	20° С, конечную tK

определим из формулы *

*к = *и-н4й~’	'	(6-49)

СХ Grt-B

где а — коэффициент избытка воздуха, а = 1,1;

G — теоретически необходимый расход воздуха для сгорания 1 кг топлива,
G = 17,95 кг/кг;

св — средняя теплоемкость воздуха, св = 0,25 ккал!кг -jpad.

720

,--20+ 1,1  17.05 0.25 - 1И“ С'

Определим среднюю разность температур Дгср

400° С	250° С

174° С воздух	20° С

Д£б = 23о° С " Д^м = 230°С *

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

Лои

Дгср==236 + 230 =233ос_
Тепловая нагрузка воздухоподогревателя

Q = двВ = 799 • 1150 = 919 000 ккал/ч

Коэффициент теплопередачи воздухоподогревателя к примем равным
15 ккал/м2 • ч • град, тогда поверхность воздухоподогревателя

919 000	з

F 1^230 - 262 М-

Выбираем трубчатый воздухоподогреватель Оргэнерго с поверхностью 300м2,
длиной труб I = 4 м.

б)	Определим новый коэффициент регенерации тепла.

Количество тепла, приобретаемое 100 кг мазута в теплообменниках при
лагреве от 20 до 220° С:

<? — 100 ( 7220“^20) *

По табл. I и II (см. приложение) находим теплосодержание мазута при
h = 20° С и t2 = 220° С:

^20	108’26 ’1’035 = Ш’20 ккал/кг>

д^ =8,22 ’1,035 = 8,55 ккал/кг,
тогда

(?! = 100 (111,20 — 8,55) = 10 265 ккал/ч.

Экономия топлива

Q = 919 000

Ср 11700

— 79 кг/ч,

или расход топлива при наличии воздухоподогревателя составит

, В = 1150—79= 1071 кг/ч, т. е. ---100 = 2,14% от сырья.

5U UUt)

Коэффициент регенерации тепла по формуле (5. 5) -
7	10 265: (11 700.0,7) гогп/

&рег =------YTi--------- Ю0 = 58,5%,

т. е. коэффициент регенерации тепла повысился на 58,5 — 54,5 = 4,0%.
ГЛАВА 7

ПРОЦЕССЫ
КОНДЕНСАЦИИ
И ОХЛАЖДЕНИЯ

1. Общая схема расчета

Готовые нефтепродукты и дистил-
ляты, полученные на нефтеперера-
батывающих установках, после реге-
нерации их тепла в теплообменных
аппаратах необходимо дополнительно
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)

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 — Qu, п ~Ь Q*. п ккал/ч,	(7. 1)

Рассмотрим первое слагаемое — <2н.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
кипения, то и конденсация его происходит постепенно, а тепловая
нагрузка аппарата выразится .уравнением

Qu. п = Gh. п ( Qt1 — qtz) ккал/ч,	(7.2)

где GH. п — количество нефтяных паров в кг/ч\

qtr — теплосодержание нефтяных паров при температуре па
входе в аппарат в ккал/кг*,

q™ — теплосодержание жидкого нефтепродукта при темпера-
туре на выходе из аппарата в ккал/кг.

Рассмотрим второе слагаемое — QQt п (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 присутствий
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 tK необходимо отнять тепла 0,5 (ti — ^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 iK до температуры выхода смеси из аппарата i2.

Таким образом, второе слагаемое уравнения (7. 1) выражается
формулой

Qb. п = 2 [0,5 (/1 — /к) 4-1 + (^к — ^)]>	(7• 3)

где z — количество водяных паров в кг/ч',
0,5 — теплоемкость водяных паров в ккал/кг • град\

— температура паров, поступающих в аппарат, в ° С;

£к — температура конденсации водяного пара при данных
условиях в °C;

I — скрытая теплота испарения при данных условиях в ккал/кг\
t2 — температура жидкости на выходе из аппарата в °C.

Количество тепла, воспринимаемого охлаждающей водой (нагре-
ваемый поток), определяется по формуле, аналогичной формуле
(5.2):

Qz = g(h — *з) ккал/ч,	(7.4)

где g— расход охлаждающей воды в кг/ч\

£4 и /3 — температура отходящей и охлаждающей воды в °C.

Для конденсаторов-холодильников погружного типа температура
отходящей воды обычно не превышает 55—60° С, поэтому при их
124
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 Qr = можно написать
Qi = g (h - *з).

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
40-45° 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
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; 9 —
коллекторы; 10 —лопасти вентилятора.

1.	Применение воздушных холодильников наиболее целесообразно
при недостатке или высокой стоимости охлаждающей воды, осо-
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.
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 тепло-
обменные аппараты. Наибольшая эффективность работы достигается
при использовании конденсаторов воздушного охлаждения для съема
основной части тепла и погружных холодильников для доохлаж-
дения.

Коэффициент теплопередачи для конденсаторов воздушного охла-
ждения колеблется в пределах 10—50 ккал/м2 • ч • град.

Пример 7. 1. Определить необходимую поверхность охлаждения и .расход
воды для холодильника погружного типа, в котором охлаждается 10 000 кг/ч
керосина относительной плотностью = 0,85 от 115 до 50° С, а охлаждающая
вода нагревается от 20 до 40° С.

Решение, а) Определим тепловую нагрузку керосинового холодильника

С = Ск(^5-^Ко)«

Теплосодержание керосина при 115 и 50° С:

5 =51,70 • 1,082 = 56,0 ккал/кг}

qfn = 21,16 • 1,082 = 22,8 ккал/кг,
тогда

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

б)	Определим расход охлаждающей воды

332 000	. ,аа 3/

——=16 600 кг/ч, или 16,6 м3/ч.

в)	Согласно данным табл. 7. 2 примем значение к = 80 ккал/м2 ч • град.
Схему теплообмена выбираем противоточную

115° С ,2—5.590 с

40° С вода	20° С

Д/б = 75о С’ '	Д£м = 30о~СГ ’
По графику рис. 4. 11 А £сР = 50° С.
Требуемая поверхность охлаждения.

Q ___ 332 000 Q

&Д*сР ‘80-50

м2.

Труба диаметром. 100 мм и длиной I =? 3 м имеет поверхность охлаждения
/ — 1 м2 (без учета двойников); следовательно, на холодильник потребуется
83 трубы. При расположении в длину по 2 трубы, по высоте ящиков в И рядов
и по ширине в 4 ряда, в ящике холодильника разместится 2x11 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 ООО «г/ч, относительная плотность
бензина = 0,750. Количество водяных паров z = 2000 кг/ч. Температура
конденсации смеси бензиновых и водяных паров iK = 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 = Qq + <?в. п-

Первое слагаемое Qq по формуле (7. 2) равно

<?б “G6 ( $iio~^70) ’

.Теплосодержания паров и жидкого бензина по табл. I, II, III и IV (см.
приложение) равны:

^110 “ 63,88 • 3,246 — 73,8 = 132,7 ккал/кг;

>	$70 = 30,26 • 1,151 = 33,7 ккал/кг,

тогда

= 20 000 (132,7— 33,7) = 1 980 000 ккал/ч.

Второе слагаемое (?в. п по формуле (7. 3) равно

Св. п = z [ 0,5 (£i — /к) +1 + (^к —	’

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

QB. п = 2000 [0,5 (110 - 80) + 550 + (80 - 70)] = 1 150 000 ккал/ч.

Общая тепловая нагрузка аппарата

Qi = <2б + Qb. 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=	~	300 кг!4'	194,3 л*3/ч.

Необходимая поверхность охлаждения при противоточной схеме теплооб-
мена

110° С	——-------------——> 70° С

40° С охлаждающая вода ___	10° с

Д<б = 70° С '	Д/„ = 60° С

Так как =-^-= 1,17 <2, то Д<ор= Z2±l°=65° С.

AX'i ои	Z
Требуемая поверхность охлаждения, если по данным табл. 7. 3 принять
к = 130 ккал/м2 • ч • град'.

р —...

к Д^ср

3 130 000

130.65

= 370 ж2.

Аналогично по известной нам методике рассчитаем конденсатор-холодильник
при охлаждении смеси паров от НО до 35° С. Суммарная тепловая нагрузка
аппарата в этом случае составит

Q2 = 3 490 000 ккал/ч.

При определении необходимой поверхности охлаждения коэффициент тепло-
передачи принимаем равным 130 ккал/м2 • ч • град. т. е. таким же, как и в пер-
вом варианте; Д £ср = 44° С. Тогда искомая поверхность F = 610 ж2.

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—
—370 = 240 Л12, или на 65%).

Пример 7. 3. По условиям примера 7. 2 определить поверхность конденса-
тора-холодильника воздушного охлаждения, если одна трубка диаметром 38 X
X 3 мм и длиной I = 3 м имеет поверхность 0,387 ж2, а та же оребренная трубка
имеет поверхность / == 2,78 ж2. 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 конденсатора-холодильника.

По уравнению теплового баланса имеем

Qi =	0всв (^2 — ^i)>	(7.6)

где Qi — количество тепла, отдаваемое горячими продуктами, в ккал/ч;
Кн — объем воздуха, нагнетаемого вентилятором, в м3/ч;

qb — плотность воздуха при нормальных условиях (р = 760 мм рт. ст.
и t = 0° С), qb = 1,29 кг/м3;

св — теплоемкость воздуха; обычно принимается св = 0,24 ккал/кгХ
Хград;

ti и h — соответственно температуры холодного и нагретого воздуха, в ° С*
Из уравнения (7, 6) имеем

Т7	<?1	3130 000	___ з

Fh евСв№-*1) ' 1,29-0.24(35 - 5) 336000 м'ч'

По каталогу выбираем вентилятор УК-2 ЦАГИ с наружным диаметром ко-
леса d = 2800 мм. который при 425 об/мин подает 330 000 м3/ч воздуха. В кон-
денсаторах воздушного охлаждения предусмотрен перекрестный ток теплообме-
нивающцхся потоков, поэтому среднелогарифмическая разность температур
будет всегда ниже, чем для противоточной схемы теплообмена. Примем A icp =s
= 0,8 от А £ср противотока

Для противотока имеем

110° G пары бензина и воды yqo Q

35о q охлаждающий воздух 5° Q

А*б = 75°С	А/М = 65°С

Так как	= 115 < 2, то Д«ср = ZLt6L= 70° с.

Д«м 65	1	2

1 Для точного определения Afcp м°жно воспользоваться книгой: Михеев М. А.
Основы теплопередачи. Госэнергоиздат, 1949.
Примем коэффициент теплопередачи к = 40 ккал!м2 • град, тогда необходи-
мая поверхность охлаждения

F =_____01___= 3130000 = 1400 .«2,

0,8к А/Ор 0,8-40-70
а количество оребренных трубок составит

2. Показатели работы
конденсаторов
и холодильников

F 1400

re=T='-"T78-=50° ШТ-

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.

ТАБЛИЦА 7.1

Показатели работы конденсаторов погружного типа по материалам
обследования ряда установок

Продукт	1  Интервал 1 Интрпнял		Коэффициент теплопередачи, ккал/м%- Ч’ град	Напряжен- ность поверхности охлаждения, ккал/м%' ч	Скорость паров при входе в аппарат, м/сек
	охлажде- ния продукта, °C	нагрева воды, °C			
Бензин + водяные	165-43	21—45	54	2938	6,78
пары	83-45	29-45	103	.—.	—
	96-40	28-40	82,7	—	—
Лигроин + водяные	168—80	29-45	105,6	—	—
пары	119-40	28-45	186,0	—	—
	119-46	30-55	198,0	—	—

ТАБЛИЦА 7.2

Показатели работы холодильников погружного типа по материалам
обследования ряда установок

Продукт	Интервал охлажде- ния продукта, °C	Интервал нагрева воды, °C	Коэффициент теплопередачи, ккал/м2 • Ч' град	Напряжен- ность поверхности охлаждения, ккал/м2 •ч	Скорость движения продукта, м/сек
Бензин			53—32	22—26	' 73,5	1230	0,26
Лигроин		183-78	24-48	122	10 933	—
» 		104-46	21—56	107,6	5 334'	—
Керосин 			125-64	21—46	56,3	3 152	—
» 		95-98	20—32	89,0	4 450	.	1,11
Соляровый дистиллят	297—45	25-36	29,6	2 660	. —
То же	300— ,8	24—37	36,5	4 826	—
Мазут 		163—123	25—48	55,5	5 4о0	—
» ........	145—95	24-48	86,0	7 229	—
»	130—94	29-45	124,0	—	—
Дизельное топливо	90-51	24-42	56,6	2 034	—
Тяжелый газойль . .	175-55	35-42	18,1	1 086	—
ТАБЛИЦА 7.3

Показатели работы бензиновых конденсаторов погружного типа1
по материалам обследования ряда установок

(по данным А. И. Скобло)

Установки	Интервал охлаждения продукта, °C	Интервал нагрева воды, °C	Коэффициент теплопередачи, ккал /м2 ‘ ч • град	Напряжен- ность 2 поверхности охлаждения, ккал/м2, ч
Атмосферная установка,	108-22	17—65	220	3900/3120
Грозный	100—17	14—39	205	3900/3120
Атмосферная установка,	100-44	7-33	146	7400/5920
Баку	108-44	7-45	113	5500/4450
	106-58	22-44	132	.6300/5090
Крекинг-установка, Гроз-	180—18	14-34	85 '	3340/2670
ный				

1 Диаметр холодильных труб '100 X 125 мм.

2 Напряженность отнесена к внутренней и наружной поверхностям, коэффициент
теплопередачи — только к внутренней.

ТАБЛИЦА 7.4

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

Охлаждаемый продукт	Интервал охлажде- ния продук- та, °C	Интервал нагрева воды, °C	Коэффициент теплопередачи, ккал/м2^ч-град	Напряжен- ность поверх- ности охлажде- ния, ккал/м2‘Ч	Скорость движения продукта, см/сек
Керосин	-	.	177-42	11-46	373	25 400	174
» 		137-40	15-45	197	9 850	68
» 		195-45	19-42	88	6 100	8,7
Соляровый дистиллят	227—38	17-55	167	12 700	42
То же		226—38	19-42	56,2	3 640	3,4
» <		108-42	11—27	34	1840	6,0
Мазут		149-100	17-45	70	6 500	104
» 		140-53	16-53	ИЗ	6 600	186
Битум		372—237	19-45	95	25 800	33
Крекинг-мазут		418—112	13—96	116	23 000	76
Пресс-дистиллят ....	66-37	17-42	63	1400	8,2
То же		90-38	21-40	66	2 050	6,7
Веретенный дистиллят	89-28	11—27	19	700	3.0
Машинный	»	117—53	11—27	25	1640	6,0
Легкий цилиндровый ди- стиллят 		162-96	11—27	19	2 046	, 4,0
Тяжелый цилиндровый дистиллят		154-88	11—26	13	' 975	4,0
Гудрон 		393-218	11—71	75	23 200	40,0
ТАБЛИЦА 7. 5

Показатели работы заводских трубчатых холодильников

(по данным Б. И. Бондаренко)

Охлаждаемый дистиллят	Интервал охлажде- ния продукта, °C	Интервал нагрева воды, °C	Коэффициент теплопередачи, ккал/м2 • ч • град	Напряжен- ность поверхности охлаждения, ккал/м2- ч	Скорость движения продукта, см/с. к
Автоловый		296-56	16-40	248	29 500	4,1
Веретенный ....	225-44	16—40	107	8 420	• 2,9
Цилиндровый ....	249—73	19—29	62	7 350	1,6
Парафинистый . . .	155-48	14-45	59,5	1310	6,9
Лигроиновый ....	91-32	16-24	140	4 770	2,0
Керосиновый ....	141-41	16-50	232	И 730	4,5
» ....	193-26	14-27	137	12 000	2,7
» ....	193-33	14-34	239	21 500	4,9
Цилиндровый ....	94-61	27—51	130	5 083	30,0

Примечание. Данные для первых восьми холодильников относятся к грознен-
ским установкам. Скорость движения воды (во всех случаях вода течет по трубкам) 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 м2.
ПРОЦЕСС

РЕКТИФИКАЦИИ

1. Назначение процесса
ректификации

ГЛАВА 8

Нефть представляет собой чрез-
вычайно сложную смесь различных
углеводородов. Основным методом их
разделения на фракции служит про-
цесс ректификации, осуществляемый
в 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-бутиленовую 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 противо-
точный 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.

2. Основные
понятия

В процессе работы на технологических
установках приходится сталкиваться с опре-
деленными объемами веществ в различных

и определения аппаратах и коммуникациях. Совокупность

'Система, фаза,
компонент

веществ, находящихся в каждом отдельном
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.
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 —
рафинатный 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
можно 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
в 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 - /V,	(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.

Пример8. 1. Сколькими независимыми переменными необходимо задаться,
чтобы знать свойства 1) насыщенного водяного пара и 2) перегретого водяного
пара?

Решение, 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 Л = 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

L = 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.

Решение. Принимая условно за один компонент бензин, а за другой —
лигроин, получим число компонентов п = 2; число фаз L = 2. Отсюда по формуле
(8. 1)

— 7V = 2 + 2 — 2 = 2.
Это значит, что для наблюдения за работой верха ко л онны'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?

Решение. 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 пет. Следовательно:

Л = 3 + 2 — 2 = 3.

Таким образом, правило фаз точно указывает, что для регулирования работы
такой колонны необходимы три измерительных прибора: нужно слёдить 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 водяные 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-

Молекулярный вес вещества показывает,
во сколько раз одна молекула данного
вещества тяжелее одного атома водорода или
1/16 части атома кислорода. Зная химическую
формулу молекулы вещества, т. е. сколько тех

или иных атомов содержится в его одной молекуле, нетрудно опреде-
лить его молекулярный вес. Молекулярный вес воды Н2О равен
2 • 1 + 1 • 16 = 18, молекулярный вес бензола С6Н6 равен 6«12-|-
+ 6 • 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:

м = 60 + 0,3 t + 0,001 Z2,	(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

ffcp==^+k,	(8.3)

где tn и. — 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

/________*1о + *2о+- • - + *90	/О /Д

fcp. Об - -----g------- 5	(О.

где £10, /2о, •	*90 температура отгона 10, 20., ..., 90% объемн.

фракции.

ваёмого в колонну.

Молекулярный вес
нефтепродуктов
Пример 8. 4. Определить молекулярный вес нефтепродукта — керосино-
газойлевой фракции; результаты ее разгонки приводятся ниже:	1

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.

Решение. Средняя объемная температура кипения нефтепродукта по
формуле (8. 4)

.	256 + 266 + 273 + 280 + 287 + 295 + 305 + 315 + 329	ОПАО п

гср. об ~;---------------------g----------------------- 299

Молекулярный вес по формуле (8., 2)

М = 60 + 0,3 t + 0,001 *2 = 60 +'0,3 * 290 + 0,001 • 2902 = 231. '

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

Определение весового,
объемного

и молекулярного
составов смеси

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-
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 Мг и М2,
а массы их — gr и g2‘, общая масса g0 =	+ g2.

Под весовой концентрацией компонента понимают отношение
массы данного компонента к массе всей смеси. Для нашего случая
весовые концентрации будут:

gi ___ gi . х =	=	%2

go #1+#2 ’	2 go gl+g2

(8-5)

Сумма весовых концентраций равна единице:

^ + ^2

gl I g2

gl + #2 gl + g2

gl~\~g2  j

#l + #2

(8.6)

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:

<8-7)

Общее число киломолей равно

* = + = + +	'	(8-8)
Молекулярной концентрацией данного компонента в смеси назы-
вается отношение числа киломолей данного компонента к общему
числу киломолей смеси, т. е.

gl	gz

f	' n2 M2

X1~~N~~ gi_ ,	; X*~	~~ g2

Mi ' м2	м^~ m2

Сумма этих концентраций также равна единице:

gl	g%	gl । g2

•	/ I '	I

1-1- 2 gl , g2 gl , g2 gl , ?2
M2 Mi M2	M2

(8.9)

(8.10)

Средний молекулярный вес данной двухкомпонеитной смеси
определяется следующей формулой:

1 х 	(8.11)

Х1 । Х2 *'

Л71 М2

Если известны молекулярные концентрации отдельных компонен-
тов, то средний молекулярный вес смеси определится формулой

Л/ср = x'iMi + х'2М2.	(8.12)

Для двухкомпонентной (бинарной) системы компонент с концен-
трацией х, имеющий более низкую температуру кипения, называется
низкокипящим компонентом (НК К), а второй, имеющий более высо-
кую температуру кипения, называется высококипящим компонентом
(ВКК).

Так как для двухкомпонеитной 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 Мср=^-, '	(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

х1 = х1

Mj

(8.14)
Средняя плотность смеси компонентов определяется по правилу
смешения:

-----—-------------------------j— . . . ------.

Qcp Qi Q2 Qs	Qn

(8.15)

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

Pop Qi Рг Оз	Рп

Пример 8.'5. Смесь из двух компонентов имеет общий вес gQ 2500 кг.
Содержание первого компонента = 1000 кг, второго g2 = 1500 кг. Определить
весовую концентрацию в долях единицы и в процентах.

Решение, а) В долях единицы:

х - 81	_ 1°00	-л 4.	д. _	gz 1500

g0 2500	’ U’4,	2	g0	' -2500

=0,6.

Сумма весовых концентраций

Xi + Х2 = 0,4 + 0,6 = 1.	t

б) В процентах. Так как в этом случае вес смеси принимается равным 100
единицам против 1 в первом сдучае, то при пересчете в проценты необходимо
значение концентрации умножить па 100. Тогда

»! = — 100 = 0,4 • 100 = 40%; ж2 = -^- 100 = 0,6-100 = 60%.

§0	So

Пример 8.6. Определить молекулярный состав и средний молекулярный вес
смеси бензола (С6Н6) и нормального октана (С8Н13), если бензола в смеси 500 кг,
а общий вес смеси 1200 кг.

Определим молекулярный вес компонентов:

Решение,
а) бензола

б) н-октана

С6Н6 = 6 • 12 + 6 • 1 = 78;

С8Н18 = 8-124-18-1 = 114.

По формуле (8. 7) число киломолей компонентов:

Hi

500 С/л.	700 аи

—=6,41; «,=-^=6,14.

Общее число киломолей

дг = П1 + П2 = 6,41 + 6,14 = 12,55.

Молекулярная концентрация бензола по формуле (8. 9)
/	_ 6,41

Xi~ N 12,55 -°’51-

Молекулярная концентрация н-октана

4=ж=тйг=°'49- или 4=1 _ 0151=°’49-

Средний молекулярный вес смеси по формуле (8. 12)

Мср =	+ х'2М2 = 0,51 • 78 + 0,49 -114 = 95,7.

Пример 8. 7. Вычислить весовой и молекулярный составы нефти. Исходные
веса фракций и их молекулярные веса даны в табл. 81 1.
ТАБЛИЦА 8Л

Расчет весового и молекулярного составов нефти

Фракция	Количе- ство, кг	Молеку- лярный вес	Расчет весовой кон- центрации	Расчет числа киломолей во фракциях	Расчет молекуляр- ных кон- ' центраций
1	2	3	4	5	6
Бензин	•	. .	200	100	^02 1000 и’		
Лигроин .*		50	115	1000 = 0,05	ffi-0'435	
Керосин		150	250	-1^ = 0 15  1000 и’15	2™ = °'“	
Компонент дизельно- го топлива ....	180	275	018 юоо' 0,18	180 А ««  275 = 0>655	
Мазут 		420	450	^- = 0,42 1000	’	^-0 935  450“ ’ 6	৓0'202
Нефть		1000	216 '	1000	4 АА  1ббо=1'00	1000 /А9Г -216=4,625	

Решение. 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 дг0 = 1000 кг, среднему моле-
кулярному весу смеси 7Иср = 216 и числу киломолей смеси ТУ — 4,625.

Перейдем к определению состава газовой смеси. Содержание
компонентов газовой смеси обычно задается в объемных единицах
(ж3) 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 У2 м3. Тогда объем смеси газов равен

70 = Vi + 72.	(8. 16)

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

„ _ Vi __ Vi .	„ _ V2 _ V2

1~v0~v1 + v2’ Vz~ v0	(8Л7)

Сумма объемных концентраций будет равна единице:

pi+p2=F1+F2 +	Fj + F^1'	(8.18)

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

Итого	иипддаи^м g'S'S’g'gagfs  | § s § § § и §  Н ф ,	«-< д И	о  ® w ®	и  •	•	• W			компоненты	Исходные данные
	„|_00ОС»001Й.С» N>	to	формула	
Мер = 32,7 [по формуле (8.13)]	<! СЛ СЛ	М W I-*  COQQOM^QOOON	w	молекулярный вес	
Fo = = 75,0	f-*	ь* Ю  WWCOOlOi^MWCn  О О tO	to СП о (О 4>ч	•o	количество V^, лиЗ	
1,000	OOOOOOOOQ о о	о	о	к о  ^^ccowac^Q^ 00c0*q050005t0	СЛ	Л	Vi  объемные доли vz = -г—  1 Vo'	Расчет объемного состава
100,00	>-* to tfsrfsOOOCOO>C5CO*q 00<0^<l050005t0 ооооооооо	Cl	объемные проценты  f,- =	100  г г	
/о о    - toi со  II	CCtOtO^h^^b^pO  Ь Ь СО О fo W	О  00QCP^lC5CnrfS>-^00 ОООСЛСЛООСЛО	-1	Mi ПЛОТНОСТЬ Qi = -----	Расчет весового состава
5» Н К 05 Ъ	to t-A. to	to to  ррООрр^ь^ь^О Ф О W W CO СЛ	Ь Ь  00 0)00000^	00	масса, приходящаяся на 100 м'1 газовой смеси  ^=»-о4	
о о о	ооооооооо оо^^^о^^о' ООСО(-*ООСл4>ч4>чО Си 00 rfS t-*- co	CD СЛ  Ь^СЛО--14>*4ХСЛО^	co	весовые доли х_- =	  ’	«0	
100,00	О ,p CD S 00 cn rfs К Q *  Ь OO	H- w	Ъ Ui  ^caO«<l^s^scn-O4>4	О	весовые проценты = х- 100	
II со ъ СП ср	pppppppoo Ь*	CO to-	JX Q w  tOtOCOOb^OOOOOCO totocno^occoooo	£	количество килограмм-мо- лекул, приходящихся на 100 кг газовой смеси  Wi	Расчет молекулярного состава
1,000	pppppoooo CPO'^O^’cD'^toCP ^^*0000005050*4 OOCO-^JOOOOtO	to	молекулярные доли ni  Xi N	
100,00	t-Jb	l-i.	t-K to  jp4 P CO W О О P “J $5QCO:<IC5CPCD'o5tO ооооооооо	co	молекулярные проценты  Х{ в Х|* 100	

Расчет объемного, весового п молекулярного составов газовой смеси
'состав смеси газов, можно найти весовой, а затем и молекулярный.
Чтобы найти 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 м3. Отсюда плотность
1 м3 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
;	,	ч £1 = ^1 61,	(8.19)

масса второго., компонента

,	^2 — ^2 22»

отсюда масса смеси

^o^^iQi+F2q2.

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 па-
насыщенных	Ров в0 внешнее пространство, т. е. происхо-

паров жидкости	Дит 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 со-
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, р^ р2, р3, ..., р{, то по закону Дальтона

# = Рх + Рг + Рз + • • • ~\~Рг-	(8.20)
Из закона Дальтона следует, что парциальное давление каждого
газового компонента равно произведению внешнего давления на
ого молекулярную концентрацию в паровой фазе, т. е. для бинар-
ной смеси



(8- 21)

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

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 ат»

Решение приводится в табл. 8. 4.
Зависимость давления насыщенных паров углеводородов и воды от температуры

ТАБЛИЦА 8.3

Наименование	н-Гексан	Бензол	н-Гептан	Вода	Толуол	н-Октан	н-Нонан	н-Декан	н-Ун декан	н-Додекан
Формула	СбН14	СбНб	С7Н16	Н2О	С7Н8 |	с8н18	С9Н20	С10Н22	СцН24	С12Н26
Молекулярный вес	86	-78	100	18	92	114	128	142	156	170
Температура кипения при 760 мм рт. ст.	69	80,49	98,61	100	110,56	125,44	149,48	173	194,5	214,5 «
Температура, °C	Давление насыщенных паров, мм рт. ст.									
-60	0,625	—	0,083	—	—	—	—	—	—	—
-50	1,508	—	0,23	—	“	0,13	s 0,0355	—	—	—	—
-40	3,294	—	0,61	—	0,31	0,090	—	—	—	—
-30	6,946	3,59	1,41	—	0,73	0,231	—	—	—	—
-20	13,9.	7,43	2,90	—	1,74	0,60	—	—	—	—
—10	25,9	14,63	5,84	—	. 3,42	1,33	—	—	—	—
0	44,46	26,6	11,47	4,579	6,67	3,69 ?	—	—	—	—
10	75,0	44,75 .	20,7	9,209	12,7	5,26	—	—	—	—
20	119,8	74,8	35,6	17,535	22,3	9,95	3,22	—	—	—
30	185,4	118,4	58	31,842	37,2	18,02	6,05	2,08	—	—
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	149,4	140,5	77,6	31,6	12,45	4,73	—
70	787,0	542	303	233,7	205,4	118,1	40,4	20,5	8,3	—
10 Заказ 1705.

so	1062	748	423,4	355,1
90	1407	1013	583,4	525,8'
100	1836	1335	792,5	760,0
110	2358	1739	1052	i 074,6
120	2 982	2 230	1367	.1489
130	3 719	2 821	1753	2026
140	4 606	3 520	2 229	2 711
150	5 610	4 335	2 784	3 571
160	6 793	5 300	3 450	4 636
170	8123	6386	4 212	5 942
180	9 651	8 617	5 091	7 521
190	11380	9 045	6 095	9 414
200	13 349	10 650	7 261	11661
210	15 557	12 453	8 594	14 308
220	18 100	14 521	10 105	17 399
230	—	16 825	11810	20 982
240	—	19 350	13 790	—
250	—	22 182	15 980	—
260	—	25 329	18 470	—
270	—	28 852	—	—
280	—	32 782	—	—
290	— '	—	__	—
294	174,7	46,1	32,9	14,3	5,8
408	205,1	113,4	50,0	23,1	9,9
555	353,2	165,5	76,0	35,9	1,65
747	481,0	232,0	111	53,6	26,2
990	650,0	325	160	80	39,7
1265	830,0	436,0	222	115	58,7
—	1121	584	305	163	85,6
—	1420	771	408	222	122
—	1807	991	538	зоз	170
—	2 255	1259	704	402	230
-—	2 776	—	908	524	311
—	3 382	—	—	680	408
—	4099	—	—	860	529
—.	4 927	—	—	1093	682
—.	5 873	—	—	—	866
—*	6 948 *	—	—	—	—
—	8 219	—	—	—	—
—	9 612	—	—	—	—
—	11185	—	—	—	—
—	12 980	—	—	—	—
—	15 015	—	—	—	—
—	17 126	—	—	—	—
Компоненты	Молекулярная концентрация У'	Парциальное давление р =	ат
Водород 		0,072	12-0,072=0,86
Метан		0,296	12 - 0,296 = 3,55
Этан 		0,160	12-0,160=1,92
Этилен	•		0,060	.. 12-0,060=0,72
Пропан		0,136	12-0,136=1,63
Пропилен		0,087	12-0,087= 1,04
Бутан		0,109	12-0,109=1,32
Бутилен		0,040	12 • 0,040 =-- 0,48
Высшие		0,040	12-0,040 = 0,48
Итого . . .	1,000	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-
Закон Рауля пения, давление паров этой жидкой смеси
определяется по закону Рауля, который
можно сформулировать так: парциальное давление pi паров какого-
либо 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 х*, т. е.

Pi~Px\.	(8.22)

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 ат расчеты по закону
Рауля можно проводить с точностью 90—95%. 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 [8.20)1, то, подставив значение
последних из уравнения закона Рауля (8. 22), получим

л = PjX^ + Р.^ + . . • + PiXi-	(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.

Решение. Каждый нефтепродукт охарактеризуем некоторой средней
температурой его кипения (из практических данных). Результаты расчета све-
дем в табл. 8. 5.
Компоненты	Средняя температура кипения (объемная) «Об. °C	Упругость паров  ат	Молекуляр- ная кон- центрация  хг ’	Парциальное давление  Pi = pixi’ ат
Бензин		110	25,0	0,432	10,80
Лигроин		180	10,0	0,094	0,94
Керосин		260	2,0	0,130	0,26
Компонент дцзелыюго топ-				
лива 		320	0,42	0,142	0,059
Мазут 		500	0	0,202	0

Общее давление л паров смеси (нефти) по формуле (8.z23) равно

л = 10,80 + 0,94 + 0,26 + 0,059 + 0 = 12,059 ат.

Расчёт состава фаз
двухкомпонентной
системы

ных давлений каждого

Для двухкомпонентной системы состояние
равновесия между паровой и жидкой фазами
может быть выражено на основании законов
Дальтона и Рауля как равенство парциаль-
компонента в паровой и жидкой фазах:

А = п у'

р2 = Л(1 — х) = л (1 — у')

(8.24).

где х' и у' — соответственно молярная концентрация низко-
кипящего компонента (НКК) в жидкой и паро-
вой фазах;

(1 — х') и (1 — у') — соответственно молярная концентрация высо-
кокипящего компонента (ВКК) в жидкой' и
паровой фазах;

Р± и Р2 — соответственно давления насыщенных паров
НКК и ВКК при данной температуре.

Давление насыщенных паров системы л должно быть равно сумме
парциальных давлений паров компонентов, входящих в состав
жидкой фазы, т. е.

+	-х),	(8.25)

откуда можно, получить равенство

(8. 26)

(8. 27)

f . Л — Р2
, х - р^р* •

На основании уравнений (8. 24) и (8. 26) также , имеем

, Ргх'	Р± л—Р2

У	•

Л	2» -t J. х 2

Таким образом, при заданном внешнем давлении л и выбранной
температуре системы t можно однозначно определить состав равно-
весных жидкой и паровой фаз. При изменении температуры системы
и постоянном внешнем давлении состав фаз изменится и его можно-
определить 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 фугитивностц 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, й нефтяные газы могут попасть примеси ней-
тральных газов — воздуха, азота, углекислоты. При этом число^
компонентов увеличится, а число фаз останется неизменным и со-
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. И. 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 л = 800 мм рт. ст. Бензиновых паров уходит с верха*
колонны G = 1000 кг/ч, водяных паров z = 100 кг/ч. Молекулярный вес бен-
зина Mq = 100, воды Мв = 18. Средняя температура кипения- бензина 99° С.

Решение. Число киломолей бензина

G WOO .ппп,
"1~ Мб~ 100 -10'00,
водяного пара

z юо е
геа=^18=-1Г = 5'55-

Общее число киломолей

N = 10,00 + 5,55 = 15,55.

Молекулярная концентрация паров бензина

=0б4з

У N 15,55	’
Парциальное давление паров бензина при внешнем давлении л=800 мм рт ст.,
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 C7HJ6 (нормальный гептан). По табл. 8. 3 давление насыщен-
ных паров н-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:

_ С(л-Р) 18
РМ

(8. 29).

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.

Решение. По табл. 8. 3 находим давление насыщенных паров углево-
дорода С11Н24, 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

G (л - Р) 18	500 (800 - 303) 18 п/ с

—i-------'— =---------i--------------— 94,5 кг, или

94,5-100

—500—- 18,9%.

303 • 156

РМ

3. Однократное
испарение
и конденсация как
методы разделения

Сущность этих . процессов заключается
в том, что как при испарении, так и при
конденсации образующаяся в процессе па-
ровая фаза остается в системе до наступле-
ния в ней состояния равновесия.

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 ч 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).
Из данных табл. 8. 3 видно, что температуры кипения компонен-
тов при атмосферном давлении (л = 760 мм рт. ст.) равны для
НКК — гептана 98,6° С, для ВКК — 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 (л = 760 мм рт. ст.) и при заданной температуре, можно
найти величины давления насыщенных паров компонентов Р± и Р2
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 tH = 98,6° С и £к = 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 Рг и Р2 взяты из табл. 8. 3.

ТАБЛИЦА 8. 6

Определение равновесных молекулярных концентраций смеси
гептанаи ундекана при внешнем давлении л = 760 мм рт. ст.

по формулам (8.26) и (8.27)

Темпера- тура, °C	Pi	Ръ	л — р2	Pi — Р%	л —р2  Х в Pj~P2	' Р±х'	У' =	х'  л
		им рт. с	т.				
98,6	760	33	727	727	1	760	1
110	1052	53,6	706,4	998,4	0,707	744	0,979
120	1367	80	680	1287	0,528	722	0,95
140	2229	163	597	2066	0,289	644	0,847
160	3450	303	457	3147	0,145	501	0,659
180	5091	524	226	4567	0,052	263	0,346
194,5	6550	760	0	5790	0	0	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 унде-
кана, 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 (л = 760 мм рт. ст.) в точке

кривой концентрации
НКК в жидкости, соответ-
ствующей х' =0,4, и кри-
вой концентрации НКК
в парах, соответствующей
V = 0,9.

Следовательно, равно-
весная система, состоящая
из смеси гептана и унде-
кана, 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 90 % мол.
и ундекана 10% мол. Из
этого примера видно, что
жидкая и паровая фазы
имеют различный состав,
паровая фаза более обо-
гащена НКК. С помощью

Рис. 8. 2. Изобарные температурные кривые..

рис. 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 60% мол. гептана.

По рис. 8. 2 видим, что вплоть до температуры 117° С заданная
смесь остается в жидкой фазе и содержание в ней НКК не изме-
няется, так как любая точка па 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
-состав паров определится проведением горизонтали ВС до пересече-
ния с изобарной температурной кривой конденсации. При этом зна-
чение концентрации НКК в парах у' — 0,96. Следовательно, даже
в первых ничтожных количествах паров, выделяющихся при заки-
пании жидкости, не удается получить чистый НКК.

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
‘будет 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 (хг = 0,6). Концентрация НКК в жидкости при 165° С
((хг = 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,
а в точке В закончится конденсация.

Из рассмотренного примера видно, что процессы однократного
испарения (или конденсации) не могут обеспечить получение чистых
_НКК или ВКК. 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 III — на-
личие только одной паровой фазы. Следует также отметить, что,
применяя 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

Выше уже отмечалось, что этот процесс
осуществляется в . аппаратах колонного
типа, где на тарелках различной конструк-
ции или насадке 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-
d52

jb перегонку смеси.

4. Процесс
ректификации
ханизм разделения двухкомпонентной (бинарной) смеси НКК;
и ВКК.

Интенсивное взаимодействие на тарелке колонны между восходя-
щими парами и нисходящей жидкостью, которые неравновесны1,
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 ВКК, а из жидкости испаряется в основ-
ном НКК, таким образом, стекающая жидкость обогащается ВКК^
а восходящие пары обогащаются НКК.

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 выходящие
из колонны пары доводятся до желаемой концентрации НКК (почти
чистый НКК), а жидкость, отводимая из нижней части колонны,
состоит преимущественно из ВКК.

v 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 колонне'
Такое орошение колонны называется холодным или острым.

Нисходящий пото;к жидкости в колонне можно создать также'
путем 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 ниже-
ввода 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.
5. Материальный
и тепловой балансы

колонны

ч^тему, равна сумме

Материальный и тепловой балансы рек-
тификационной колонны или какой-либо
части ее составляются для установившегося
режима на основе того, что сумма материаль-
ных и тепловых потоков, поступающих в си-
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-

риальнбго баланса имеют один и тот же вид. На основе определения
материального баланса для всей

tylD

Рис. 8. 3. К материальному и тепло-
вому балансу ректификационной ко-
лонны.

колонны можно написать (см.
рис. 8. 3)

L = D + R, (8. 30)

где L — количество сырья в
кг!ч\

D — количество ректифика-
та, отводимого с верха
колонны в кг/ч\

R — 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
обычно известно количество по-
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

«	_ Gq

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 Qв. Таким образом, при установившем-
ся режиме приходными статьями теплового баланса колонны являют-
ся тепло Ql, вносимое сырьем, и тепло Q в, 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 (?D,
отводимое из колонны парами ректификата, тепло Q , отводимое
жидким остатком, и тепло Qj, уносимое орошением. В общем виде
для всей ректификационной колонны уравнение теплового баланса
принимает вид

QL+QB = QD+Qa+QR	(8-31)

ИЛИ'

+ L ~	+ с» (?.. - М -	+

+ Сор	(8.32)

где L — количество сырья в кг/ч;

е — весовая доля отгона;

__ теплосодержание паров сырья при входе в колонну
в ккал/кг;

— теплосодержание неиспарившегося (жидкого) сырья
, 7	при входе в колонну в ккал/кг\

GB — количество циркулирующего теплоносителя или пере-
гретого водяного пара, подаваемого в низ колонны
в кг/ч\

qBi и — теплосодержание циркулирующего теплоносителя соот-
ветственно на входе и выходе из колонны или пере-
гретого водяного пара в ккал/кг\

I) — количество паров ректификата, уходящих из колонны
в кг/ч\

qIlt — теплосодержание паров ректификата в ккал/кг\

R количество остатка, отходящего с низа колонны в кг/ч;

qmtR — теплосодержание остатка в ккал/кг\

G0P — количество орошения, подаваемого на верх колонны
в кг/ч\

qf — теплосодержание орошения в ккал/кг.

^Пример 8. 13. Определить количество тепла
z	отнимаемого орошением в верхней части колонны,.

6. Примеры расчета	если в качестве орошения подается часть получа-

колонны.	емого из колонны бензина (£ = 30 000 кг/ч,

р = 0,750), имеющего температуру 40° С. Пары из-
верхней части колонны отводятся при температуре 110° С.

Решение. Определим по табл. III и IV (см. приложение) теплосодержа-
ние паров бензина при 110° С

^ио^63,88'3^246-73,8=134,20 ккал!кг-

Определим теплосодержание жидкого бензина при 40° С

^ = 16,77-1,151 = 19,30 ккал/кг.

Поскольку орошением, подаваемым па 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 Iq (см. главу вторую) равна
Следовательно, тепло верхнего орошения колонны можно вычислить из
равенства

*?ор = сор (з“0-з“) = 30 000 (134,20-19,30) = 3 440 000 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 = 50 000 кг/ч широкой фракции
‘бензина относительной плотностью = 0,770; температура сырья на входе
в ректификационную колонну 120° С, при этом 30% сырья поступает в виде

ларов (Q2° = 0,735) а 70% в виде неиспарившегося остатка (€>4°= 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;ч
количество подаваемого орошения на верх колонны (целевого бензина) 6?Ор =
= 20 000 кг/ч (q20 = 0,740) при температуре 40° С. Температура лигроина
в низу колонны 145° С (исходные данные примера взяты из практики эксплуата-
ции аналогичных установок).

Решение. Пренебрегая потерями при вторичной перегонке, определим
выход остатка

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 _ 40	60

0,770“	0,740	о?0	’

V4 лигр

•откуда

О2»	_	60_________0 790

64 лигр— 100	40	0,790.

0,770	0,740

Составим тепловой баланс колонны согласно исходным данным примера,
приведенным также на рис. 8. 4. Предварительно определим величины тепло-
156
содержаний для наших потоков. По табл. III и IV (см. приложение) теплосодер-
жание паровой фазы сырья (отгона) при температуре 120° С, плотности =
= 0,735 и поправке на плотность Ь — 3,260

д"20 = 65,30 • 3,260 —73,8= 138,70 ккал/кг.

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

= 54,19 • 1,126 = 61,0 ккал/кг.

Теплосодержание паров бензина при 100° С, х р|° = 0,740 и поправке
ша плотность b = 3,255

^100 = $2,50 • 3,255 — 73,8 = 129,20 ккал/кг.

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

’ $40 ~ 16,77 • 1,159= 19,40 ккал!кг.

Теплосодержание жидкого лигроина при 145° С, р|° == 0,790 и поправке
ша плотность а = 1,129

— 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 парами при температуре 120° С

30

~~ 50 000 •' 138,70 = 2 080 000 ккал/ч;

2)	с остатком неиспарившейся жидкости при 120° С

70

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 колонпы:

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 колонпы 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 в и должно быть внесено в колонну циркулирующим через печь 1 остатком
лигроина. Учитывая потери тепла колонной в окружающую среду, необходимо
тепловую мощность печи взять с некоторым запасом, примерно 3 000 000 ккал/ч.
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 75 000 кг/ч мазута относительной плотностью
q 4°= 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 40пар = °>920> жидкого остатка е|°Н!ИДК = 0,938.

Из колонны получают:

1)	газойль + потери (в виде паров) 8% (р^0 = 0,870); температура верха
колонны 170° С;

Пары газойля (O+G)+водяной nap/z.)>

ЕС	0=8%, z=8%

~~l	GOp = ?____________

t~-70°C

Дистиллят ад то л а 6

t =200°С	7О°С, вы ход 35 %

г Циркулярном

— t=300°C

орошение

Сырье L=100%
t=^20°C^

У ч Сырье

Дистиллят автола 18
t‘-36Q°C, выход22%

Водяной пар
г =8% ни
шрье,М00оС

Гудрон t=b00oC, выход 35%

Рис. 8. 5. К примеру 8. 15.

2)	дистиллят автола 6 (АС-6) — жидкий боковой поток 35%, q|° =
= 0,920, t = 270° С;

3)	дистиллят автола 18 (АК-15) — жидкий боковой поток 22%,	—

= 0,930, t = 360° С;

4)	гудрон (в остатке) 35%, t = 400° С.

Всего 100%.

Кроме того, расход водяного пара равен 6% па сырье при температуре
пара 400° С; давление на выходе из пароперегревателя 0,5 кГ/см2. Вакуум на
верху колонны 680 мм рт. ст.; температура' острого орошения 70° С. Колоппа
орошается газойлем. Количество циркуляционного орошения 50 000 кг/ч?
относительная плотность его = 0,915. Температура циркуляционного
орошения на выходе из колонпы 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}

ЮО 8	35	22	35

, 0,930	0,870 + 0,920	0,930 ’’ о20

гудр
откуда 2 относительная плотность гудрона	4	t

п20	________________35____________ __А пко

гудр - wo 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, II, III и IV (см. приложение) определим теплосодержания потоков:

> а) теплосодержание паров сырья на входе в колонну при t — 420° С и
§4°пар = 0,920

^420 “ 120,68 • 3,076—73,8 = 296,20 ккал/кг;

б)	теплосодержание жидкого сырья на входе в колонну при температуре
Z = 420» с. и еГжидк = 0,938

д^2() = 240,70 • 1,030 = 254,50 ккал/кг;

в)	теплосодержание паров газойля на верху колонны при t — 170° С и
q|° = 0,870 •

^170 = 72,78 • 3,126--73,8 = 153,70 ккал!кг\

г)	теплосодержание жидкого газойля (орошения) при t = 70° С и q^o =
- 0,,870

^70 = 30,26* 1,,070 = 32.40 ккал!кг\

д)	теплосодержание дистиллята автола 6 при t = 270° С и = 0,920
^270 “ 138,33 • 1,040 = 143,90 ккал)кг\

о) теплосодержание дистиллята автола 18 при t = 360° С и = 0,930
g™ 0 = 197,57 • 1,035 = 204,20 ккал!кг]

ж) теплосодержание гудрона при t = 400° С и = 0,952
$400	226,0-1,023 = 231,00 ккал/кг;

з)	теплосодержание циркуляционного орошения при t = 300° Си ==
= 0,915

^Тоо = 137,35 • 1,043 = 164,10 ккал)кг\

и)	то же при t = 200° С

<00 “ 96,80-1,043 = 100,90 ккал!кг;

к)	теплосодержание перегретого водяного пара на входе в колоппу при
t = 400° С и давлении по манометру 0,5 кГ1см?

X4оо = 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.'

лост= 0,1 кГ1см2\ Х170 = 664,00 ккал!кг1.

1 При более точных расчетах надо учесть, что парциальное давление водяных паров
меньше л = 0,1 кГ/см?.
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 ороше-
нием (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 ккал;

в)	с дистиллятом автола 18 при 360° G

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,
уходящим 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 колонпы при этом составит

Qop ~ 750 • 9435 = 7 076 200 ккал)ч.

5.	Определение необходимого количества острого орошения для колонны.
Количество тепла, отнимаемого каждым килограммом газойля, подава-
емого на верх колонны при 70° С, составляет

^ = ^П0~"^70 “ 153,7 — 32,40= 121,30 ккал/кг.

Необходимое количество газойля для орошения колонны определится из
равенства

G -	<?°Р	_ 7 076000 _

°Р	ВД 7

Подавать такое количество орошения на верх колонны экономически нецеле-
сообразно, так как при этом не только увеличатся затраты на электроэнергии*
для работы насосов, подающих орошение и охлаждающую воду в конденсаторы-
холодильники, но й потребуется увеличить поверхность последних.
Определим, па сколько уменьшится потребность в остром орошении в случае
применения дополнительного циркуляционного орошения. Количество тепла,
отводимого из колонны циркуляционным орошением, составит

<?ц.о? = £ц.ор (?300 - ?2оо) = 50 000	~ 100’9> = 3 160000 ккал/ч.

Следовательно, количество тепла, снимаемого острым орошением:

<?ор = <?ор~ <?ц. ор= 7 076 200 “ 3 160 000	3 916 200 ™ал/ч.

Количество острого орошения колонны

Зор 3 916 200 ооооп .

G°p= gn ..„ж —ЖзГ=3228° кг1ч‘
^170	^70

Таким образом, количество острого орошения при дополнительном цирку-
ляционном орошении уменьшится па 58 330 — 32 280 = 26 050 кг/ч.

Производительность насоса для подачи орошения в этом случае, если при-
нять £Ор = 70° С и плотность газойля q70 = 835 кг/л*3, составит

g

32 280

835

= 38,6 м3/ч.

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 цн = 0,70, число рабочих дней установки в году 330, теплота сгорания
топлива (топочный мазут) = 10 000 ккал/ч. По формуле (6. 35)

В= 330-24-j^^^ = 3 580000 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 Q40 ==
= 0,920. В колонну подается 3% на сырье водяного пара при температуре t =
= 200° С под давлением 2 ат. Температура верха колонны tD = 140° С. Опреде-
лить температуру рафината (остатка), отходящего с низа колонны, если содер-
жание в нем пропана 0,1%. Примем тепловые потери (?Пот == 80 000 ккал/ч.

Решение. Составим материальный баланс колонны.

В колонну поступает:
пропан

G = L • 0,05 = 15 000 • 0,05 = 750 кг/ч;

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 1705.

161
Принимая, что рафинат при температуре 150° С нелетуч, считаем
что с верха колонны уходят только пары пропана и воды.

Тогда:
пропана в парах

D = G — L • 0,001 = 750 — 15 000 • 0,001 = 735 кг/ч;

жидкого пропана

g = G — D = 750 - 735 = 15 кг/ч;

водяного пара

z == 450 кг/ч.

Лары газойля (В < Gop)+Водяной пар (i)

&ор ?

D=87o,z=87o

_ t~7(rC

_ Ли с тал пят ад то ла 6



Выход 35 То

Сырье L=10C%
t-^20°C

Водяной пар
z^87o на
сырье, М00°С

Цирк.ор t-270°C

Дистиллят адтола 78________

Выход 22%

Гу дрон
t=WO°C

Выход 35 То

Рис. 8. 6. К примеру 8. 15.

Зная количества поступающих и уходящих продуктов, составим тепловой
баланс колонны:

Л9Т5о + С«15о+%00 = Л^в + ^14о + ггг14о + <?пот + ^-

Ввиду незначительного количества пропала, уходящего с низа колонны,
примем последний член уравнения равным нулю и из равенства найдем теплосо-
держание рафината:

Ж _	+	(D9'14o + Z^14o + <?nOT) .

4tR -	я .

Теплосодержание рафината при tL = 150° С и а = 0,140

#150= 69,56 • 1,040 = 72,40 ккал/кг.

Теплосодержание пропана1 при tL = 150° С #i50 == 169,00 ккал/кг, при
tD = 140° С = 163,20 ккал/кг.

1 Теплосодержание.пропана взято-из табл. 10. 3 (см. главу десятую).
Теплосодержание водяного пара при t = 200° С и р == 2 am
— 685,40 ккал/кг.

Теплосодержание водяного пара при t = 140° С и давлении в колонпе л —
= 1,£ ат с учетом парциального давления паров пропана г2140 = 668,00 ккал!кг.

Подставляя эти данные, получим

ж __ 14 250 • 72,4 + 750 • 169+ 459 • 685,4 —(735 • 163,2 + 450 • 668,0 + 80000)
4tR -	14250	:	=

==67,70 ккал/кг.

Этому теплосодержанию соответствует температура tR = 141,1й С,
Основными показателями для определе-
ния размеров колонны являются скорость

7. Определение движения'паров ифасстояние между тарел-
размеров колонны камй- При слишком 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

V — 22 4	__13 -м^/сек	(8 33)

И—3600.273л	18j м/сек,	(6.33)

где t — температура паров в °C;

л — абсолютное давление в колонне в мм рт. ст.;

G — количество нефтяных паров в кг/ч;

z — количество водяных паров в кг/ч;

М — молекулярный вес нефтяных паров:

18 — молекулярный вес воды.

Определив 'максимальный объем паров, проходящих по сечению
колонны, находят требуемый диаметр колонны из следующего ра-
венства:

с V
, Ч
w 4

откуда

d“/S"P'128/4'.	<8-84>

где D — диаметр колонны в м;

V — объем пароъ в м3/сек;

w — допустимая скорость паров в м/сек.
Допустимую скорость паров в колонне можно определить по
формуле

w = 0,0344 j/'-g-,	 (8.35)

где — плотность жидкости при температуре в колонне в кг/ж3;
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'опре-
деляется 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.

ТАБЛИЦА 8. 1

Рекомендуемое число тарелок для ректификационных колонн

Назначение тарелок	Число тарелок	
	в концентра- ционной части - колонны	в отпарных секциях
Отделение бензина от керосина 		6-8	4-6
Отделение керосина от дизельных топлив . . .	4-6	4
Ректификация полумазута		—	4-6
Разделение широкой фракции бензина на бензин		
и лигроин	  Вакуумные колонны (на каждую масляную	12-14	8—10
фракцию) 		4	—

Пример 8. 17. Определить диаметр ректификационной цолонны 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 р20 = 790 кг/л3;

в)	количество газа G2 — 75 000 кг/ч, молекулярный вес его М = 40;

г)	количество водяных паров z = 3000 кг/ч;

д)	абсолютное давление на верху колонны равно 950 мм рт. ст.;

е)	температура па верху колонны равна 150° С.
Решение. По формуле (8. 33) найдем объем паров на верху колонны

(273 + 150) 760 / 50 000	7500

3600’273 * 950 \ 120	40

3000

18

м3/сек.

Плотность жидкости на тарелке при 150° С, если g20 = 790	по

рис. 3. 1 равна pi50 = 6 89 кг/л^3.	"

Плотность паров определится из равенства

\	G.+G2 + ^	50 000+7500 + 3000

30007	“	3600+1	— 2,/3 лга/лг.

Допустимую скорость паров находим по формуле (8- 35)

w = 0,0344

1 / 689 Лс,_ ,
|/ Утз-^ 0,547 м!сек'

Диаметр колонны по формуле (8. 34) доставит

B-1’128/^“W28/^W = 3'H'“'

Если принять диаметр этой колонны равным, например, 4,0 ж, то скорость
паров в колонне будет меньше допустимой и колонна не будет лимитировать
увеличение * производительности.
ГЛАВА 9

ПРОЦЕССЫ
КАТАЛИТИЧЕСКОГО
КРЕКИНГА
И РИФОРМИНГА

1. Реакторный блок
установки каталитического
крекинга с циркулирующим
пылевидным катализатором

Основными аппаратами установки
каталитического крекинга явля-
ются реактор и регенератор, в ко-
торых непрерывно циркулирует
пылевидный алюмосиликатный ката-
лизатор (рис. 9. 1). В реакторе нефтя-
ное сырье подвергается каталитиче-
скому крекингу в кипящем слое
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.
Плотность кипящего слоя алюмосиликатного катализатора зави-
сит от линейной скорости газовой фазы в свободном сечении реак-

П



Рис» 9. 1. Схема реакторного блока установки каталитического крекинга с цир-
кулирующим пылевидным катализатором.

I — реактор; II — регенератор. 1 и 1' — циклоны реактора и регенератора; 2 и 2' — рас-
пределительные решетки реактора и регенератора; 3 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 0,1 до
0,3 м/сек плотность кипящего слоя катализатора понижается от
480 до 430 кг/м3.

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.
р	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 =	(9.1)
где с —- весовая скорость сырья;

Gc — количество сырья, поступающего в реактор в единицу
времени, в кг/ч\

Gn — количество катализатора в кипящем слое реактора в кг.

Размерность весовой скорости сырья:



1 -1

—•
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 =	•	(9.2а)

где V — объемная скорость сырья;

Ус — объем сырья, поступающего в реактор в единицу времени,
в ж3/ч;

7К — объем кипящего слоя катализатора в реакторе в м3.

Размерность объемной скорости сырья:

Количество сырья, поступающего в реактор, и катализатора
в кипящем слое реактора определяется формулами:

Gc-FcQc,	(9.26)

Gk — PkQk»

где qc ~ плотность сырья;

qk — плотность кипящего слоя катализатора в реакторе.

Подставив в формулу (9. 1) значения Gg и (Зк из формулы (9. 26),
получим

С —	— Pc Qc __ Рс в _Qc_

Gk PkQk Рк Qk ’

Рс ТЛ
а так как = 7,
то

c — V—,
бк

ИЛИ

cqk-Fqc.	(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
алюмосиликатного 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 0,3—0,35 ч~1, на син-
тетическом 0,7—1,0 ч-1.

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

=	(9.4)

с Qk

Секундный объем газопаровой фазы в реакторе зависит от глу-
бины крекинга и определяется формулой "	*

V — (	I I .^кеР I I Gz	273-Мк 760	з /

Исвк —	+	Mq + M +	M + 18	/ 3600 ’	273 ’ - л	'

(9.5)

где Gr, Go, GKep, — получаемые количества соответственно кре-
кинг-газа, бензина, керосина и флегмы
в кг/ч;

Gz—расход водяного пара в кг/ч;

Мг, Мб, Мкер, Мф —средние молекулярные веса соответственно
крекинг-газа, бензина, керосина и флегмы;

•	— температура кипящего слоя катализатора

в реакторе в °C;

я — абсолютное давление газопаровой фазы в
4	реакторо в мм рт. ст.

Диаметр реактора зависит от производительности установки
и линейной скорости газопаровой фазы и определяется по формуле

,	I9-6)

где D — диаметр реактора в ж;

Усек — секундный объем газопаровой фазы в реакторе в м3/сек\
v — линейная скорость газопаровой фазы в свободном сечении
реактора в м/сек.

Высота кипящего слоя катализатора в реакторе (см. рис. 9. 1)

ГТ _ К
211 “ л/)2 ’

(9-7)

где Н1 — высота кипящего слоя катализатора в реакторе в м\

Ук — объем кипящего слоя катализатора в реакторе в ж3;

D — диаметр реактора в м.

Практические расчеты рассмотрены ниже.
3. Работа
регенератора и его
расчет

В кипящем слое катализатора в регене-
раторе подвергается выжигу кокс, находя-
щийся на поверхности отработанного катали-
затора, горячим воздухом при температуре
550—580° С.

Исследованиями установлено, что в 1 м3 кипящего слоя катали-
затора в течение 1 ч выжигается 12—15 кг кокса. Эта величина обо-
значается а и называется коксосъемом регенератора установки ката-
литического крекинга с циркулирующим алюмосиликатным катали-
затором (а = 12 4- 15 кг/м3 • ч кокса).

Часовое количество кокса, полученного при каталитическом
крекинге нефтяного сырья, определяется формулой

J	Gwc=Ge^,	(9-8)

Г

где Gq *4 количество нефтяного сырья в кг!ч\
ак 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
СО2, СО и Н2О.

Как показывает опыт эксплуатаций 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:

С + О2-»СО2

2С + О2->2СО

2Н2 + О22Н2О

Число киломолей углерода в 1 кг кокса

0,944-0,960
С~ 12

Число киломолей водорода в 1 кг кокса

0,040 4-0,056
ПН2 -	2

Теоретическое количество кислорода, необходимое для сжига-
ния 1 кг кокса:

g02 = [(0,90 4-0,95) nQ+ (0,05 4-0,10)тгс : 2 +	: 2] • 32 кг. (9.9)

Теоретическое количество воздуха, необходимое для сжигания
1 кг кокса:

^возд==^о2“2з’ кг" х	(9.10)
где gOa — теоретическое количество кислорода, необходимое для
s 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 Г 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

бвозд = бкокс^возд»	(9. 11)

где Свозд —- расход воздуха в кг!ч\

Скоке — количество кокса, полученного при каталитическом
крекингенефтяного, сырья, в кг/ч\

£возд — количество воздуха, требующееся для выжига 1 кг
-кокса; £возд = 12,5 4- 13,5 кг/кг.

Количество продуктов сгорания кокса 'определяется в соответ-
ствии с приведенными выше химическими уравнениями по формуле

й». г - [(<» - °.95) “с"со. + <0.99 - 0,10)	+

+	+	;	(9-12)

где	Од, г — количество дымовых газов в кг/ч\

Л/СОа, Мсо, МНа0—молекулярные веса СО2, СО и Н2О;

77—содержание азота в воздухе в % вес.;

а — коэффициент избытка воздуха;
77

^о2^2з"а количество азота в дымовых газах, приходя-
щееся на 1 кг кокса, в кг\

gQ(u—.1) — количество избыточного кислорода в дымовых
газах, приходящееся на 1 кг кокса, в кг.

Секундный объем дымовых газов, полученных при регенера-
ции отработанного катализатора (в ж3/сек), определяется фор-
мулой

7Д г - 22,4 (0,90 ~ 0,95) nQ + (0,05 -4 0,10) пс -|- пЙ2 +

If 77 п I ^°2 (а й! $кокс 273-Нр . 760	*

+ £о2~23^ а+>^а	3600	273 л ’

где М02 — молекулярные веса азота и кислорода;

tp — температура кипящего слоя катализатора в реге-
нераторе в °C;	»

л — абсолютное давление газов в регенераторе в мм
рт. ст
77 ’

g —а — количество азота в дымовых газах, приходящееся
на 1 кг кокса, в молях;

-^°2 (а — 1) —количество избыточного кислорода в дымовых газах,
Л/°2

приходящееся на 1 кг кокса, в молях.

Объем кипящего слоя катализатора в регенераторе определяется
формулой

У'   £кокс

К	(У

(9.14)

где VK — объем' кипящего слоя катализатора в регенераторе в м3;

Скоке — количество ^окса, полученного при каталитическом
крекинге нефтяного сырья, в кг/ч\
а — коксосъем в регенераторе в кг/м3 • ч.

Диаметр регенератора определяется по формуле

(9.15)

где — секундный объем дымовых газов в регенераторе в м3/сек-,
v — скорость дымовых газов в свободном сечении регенера-
тора; v = 0,3 4- 0,5 м/сек.

Высота кипящего слоя катализатора в регенераторе (см. рис. 9. 1) ’
определяется формулой

,	4У'

я1=^,	(9.16)

где ^ — высота кипящего слоя катализатора в регенераторе. •
Количество катализатора в кипящем слое регенератора опреде-
ляется по формуле

4	(9.17)

где — объем кипящего слоя катализатора в регенераторе в л*3;

—плотность кипящего слоя катализатора в регенераторе;
q'=400-4-430 кг/м3.

Теплота сгорания кокса определяется формулой

? = ах?со2 + а2^со а3$н2о ’	(9.18)

где q — теплота сгорания кокса в ккал/кг\

— доля углерода в коксе, сгорающего в СОг;

а2 — доля углерода в коксе, сгорающего до СО;

а3 — содержание водорода в коксе;

#соа ~~ количество тепла, выделяемого при сгорании 1 кг угле-
рода в СО2; qp —8137 ккал/кг-
\ qG0 — количество тепла, выделяемого при сгорании 1 кг угле-
рода в GO; ‘ qG0 == 2450 ккал!кг\	'	/

^н2о — количество тепла, выделяемого при сгорании 1 кг
водорода в Н2О; дЙ20 = 28 9 05 ккал!кг.

Опытами Д. А. Гусейнова установлены следующие значения ука-
занных выше величин:

а1 = 0,85 4- 0,90; а2 = 0,05 4- 0,10; а3 = 0,046 4- 0,056.

Отработанный (закоксованный) катализа-
z ™	л	тор из реактора при температуре tr в коли-

4.	1епловои баланс	честве поступает в регенератор, где

регенератора при температуре подвергается регенера-
ции. При этом кокс горит и превращается
в СО2, СО и Н2О. Дымовые газы (СО2, СО, Н2О, О2 и N2) при тем-
пературе i3 с верха регенератора поступают в котел-утилизатор,
а регенерированный катализатор при температуре t2 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:

'	Q = GK0KCq ккал/ч,	(9.19)

где Скоке — 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:

92 = (Сц. к^1 4" Скокс^) ^1»	(9‘ 20) .

где Сц< к — количество катализатора, циркулирующего между реак-
тором и регенератором, в кг!ч\

сг и с2 — теплоемкости катализатора и кокса в ккал/кг • град\
— температура отработанного катализатора при поступлении
в регенератор.

Количество катализатора, циркулирующего между реактором и
регенератором, определяется по формуле

Сц. к = кг/ч,	(9.21)

где п кратность циркуляции катализатора;

Gc — часовая производительность установки по сырью в кг/ч.
3.	Тепло, поступающее с воздухом, необходимым для выжига
кокса:

ккал/ч.	(9.22)

где£— количество воздуха, необходимого для выжига 1 кг кокса,
в кг/кг\

с% — теплоемкость воздуха при температуре в ккал/кг • град.

Из регенератора уходит тепло в следующих количествах.

1* С дымовыми газами

^КОКС ( 12 VcO2

I 28	. 18	\ ,

12 агССО *” 2 азСН2О J Н

+ mN2cN2 + mo2co2 *з ккал/ч ’	(9.23)

где с„п , с„п, с,г п, см и сп —теплоемкости СО», СО, Н»О,
, СО2 GO’ Н2О7 N2 О2	z	z

N2 и О2 при температуре t3
в ккал/кг • град*.

mNa и т02 — количество N2 и О2 в дымовых
газах в кг/ч\

ts — температура верха регенератора,
в °C;

— количество СО2, полученное при
сгорании 1 кг кокса, в кг/кг*.

а2 — количество СО, полученное при
сгорании 1 кг кокса, в кг/кг*.

18

-^-Пз — количество Н2О, полученное при
сгорании 1 кг кокса, в кг/кг.

2.	С циркулирующим катализатором
Q'2 = Сц.к^2 ккал/ч.	(9.24)

где сг — теплоемкость катализатора в ккал/кг • град*.

t2 — температура кипящего слоя катализатора в регенераторе
в °C.

3.	Количество тепла, передаваемое в. котел-регенератор Q3.

4.	Потери тепла в атмосферу [по формуле (4. 2) ]
t — t

где X — коэффициент теплопроводности изоляции, равный
0,9 ккал/м • ч • град*,	\

б — толщина изоляции регенератора, равная 0,25 м\

F — поверхность регенератора в ж2;

tr и — температуры стенки регенератора и окружающей атмо-
сферы в °C.
Тепловой баланс регенератора:

Qi + Q2 + Q3= Qi + Q2 + Сз 4-

или

Grokc# 4“ (<?Ц. КС1 4~ Скоков) ^1 4- Скокс^Сз^а =

М4 । 28	,18	\ ,

^кокс I J2 aiCCO2 + 12 а2ССО 4- 12 азСН2О I 4"

>,т t-'XT Т ‘‘ьг\ Ln

N2 N2 О2 О2

' 4"^п ^4"С -[-к F—~
з ц. к 1	1 х 3 1	5

(9.25)

Из теплового баланса регенератора определяется количество из-
быточного тепла, передаваемое в котел-регенератор Q3.

В реактор поступают нагретое сырье при
г т	. температуре t0 в количестве Gc, регенериро-

о. епловои баланс ваннЬ1й катализатор при температуре t2 в ко-
реактора	личестве GUtK и водяной пар при температуре t&

в количестве Gz. В реакторе на поверхности
катализатора нефтяное сырье при температуре кипящего слоя tr
подвергается каталитическому крекингу.

Газы и пары продуктов каталитического крекинга при темпера-
туре i6 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

Qi = Gc [(1 — е) q™ + eqf0] ккал/ч,

(9.26)

где Gc — количество сырья в кг/ч\

е — доля отгона;

— теплосодержание жидкой фазы сырья при температуре tQ
в ккал/кг \

qtQ—теплосодержание паровой фазы сырья при температуре tQ
в ккал/кг.

2.	С регенерированным катализатором

Q^ — Genc^^ ккал/кг.

(9.27)

3.	С водяным паром

Qs = Gzqt5 ккал/ч,

(9.28)

где Gz — количество водяного пара, вводимого в реактор, в кг/ч\
qt6 — теплосодержание водяного пара при температуре t5
в ккал/кг.
Из реактора уходит тепло в следующих количествах.

1.	С парами и газами продуктов каталитического крекинга и
водяным паром

Qr = G^1 -|-Скер#?б2 + G&QtQ + Grcrt6 + GzQte ккал/ч, (9.29)

где Ge—количество бензина в кг/ч;

бгкер — количество керосина в кг/ч;

б?ф — количество флегмы в кг/ч;

Gr — количество крекинг-газа в кг/ч;

Gz — количество водяного пара, вводимого в реактор,
в кг/ч;

и Й8~ теплосодержание паров соответственно бензина, ке-
росина и флегмы при температуре td в ккал/кг;

— теплосодержание водяного пара при температуре t6
в ккал/кг;

сГ — теплоемкость крекинг-газа при температуре tQ
в ккал/кг • град.

2.	С отработанным катализатором

Q % — (С?ц, kQ + Скоков) ккал/ч»	(9. 30)

3.	На реакцию каталитического крекинга нефтяного сырья

Q3 = Goi ккал/ч,	(9.31)

где Gq — количество бензина в кг/ч;

i — теплота реакции каталитического крекинга (считая на
1 кг бензина); i — 90 4- 120 ккал/кг.

4.	Потери тепла в атмосферу

ккал/ч;

/
обычно они составляют 4—6% от балансового количества тепла.

Тепловой баланс реактора:

С1+ (?2+(?3= (?1 + @2 +	,

или

[(1 е) qt0 + eg?0] -р + Gzq^ ~ Goq^ + G^qf^ +	+

-р GrCrt^ + GzQtQ + (Сц. kCj -j~ ^кокс^г) Got 4- Q(9.32)

Из теплового баланса реактора определяется количество тепла
Qt, вносимого в реактор сырьем.

176
-n	” На регулирующий клапан стояка реак-

6. Газодинамический	(см. 9 й т давление

расчет реакторного плотного слоя катализатора в стояке, давле-
лока	иие кипящего слоя катализатора в реакторе

и давление газопаровой фазы над кипящим слоем

= Н2У2 ^iYi +	+ Pi,	(9.33)

где Л1— общее давление на регулирующий клапан, установленный
на стояке реактора, в кГ/см*;

Н2 — высота стояка в см;

у2 — удельный вес катализатора в стояке в кГ/см3;

Hi — высота кипящего слоя катализатора в реакторе в см;

yi — удельный вес кипящего слоя катализатора в реакторе
. в кГ/см3;

ДР1 — потери давления газопаровой фазы в циклонах, ДР1 =
= 0,01 4- 0,02 кГ/см?;

Рх — давление газопаровой фазы на выходе из реактора к кГ/см?;
//1Y1 — давление кипящего слоя катализатора в кГ/см2;

Н2у2 — давление плотного слоя катализатора в стояке в кГ/см2.

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):

л2=др6+ар;+н;<+др;+р;,	<9.з4>

где л2 — давление после регулирующего клапана, установленного
в стояке реактора, в кГ/см2;

ДР6 —потери напора в транспортной линии в кПсм?;

ДР'— потери напора в распределительной решетке, ДР3 = 0,03 4-

4- 0,05 кПсмР;

Н± — высота кипящего слоя катализатора в регенераторе в см;
уг — удельный вес кипящего слоя катализатора в регенераторе
в кГ/см3;

кР^ — ятерв. напора в циклонной системе регенератора, =
= 0,014-0,02 кПсм2;

Рг — давление дымовых газов на выходе из регенератора в кПсм?

Катализатор перемещается из реактора в регенератор, когда
давление системы на регулирующий клапан стояка реактора больше,
чем давление после клапана, на 0,25—0,30 ат, т. е.

Hi = зле2 ~Н 0,25 4- 0,30
или

+ Д р[ + р[ + 0,25 4-0,30.	(9. 35)
Из формулы (9. 35) определяется высота стояка реактора Н2.
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):

л>ял2+я;<+лр;+р;,	о.зб)

где л1 — давление на регулирующий клапан стояка регенератора
в кГ!см2\

Н2 — высота стояка регенератора в см\

Уз — удельный вес катализатора в стояке регенератора в кГ/см*.

Остальные обозначения те же, что в формуле (9.34).

Давление после регулирующего клапана стояка регенератора
равно сумме потерь напора парокатализаторной фазы в транспорт-
ной линии, распределительной решетке, кипящем слое катализатора
в реакторе, в циклонной системе плюс давление газопаровой фазы
на выходе из реактора:

< = A P'Q -Ь A Р3 -I- Нх Y1 + А Л + Ръ	(9. 37)

где л2 — давление после регулирующего клапана в кГ/см2\

ДРв — потери напора в транспортной линии в кГ!см2\

\Р3 — потери напора в распределительной решетке реактора
в кГ/см2.

Катализатор транспортируется из регенератора в реактор, когда
давление системы на регулирующий клапан стояка регенератора
больше, чем давление после клапана, на 0,25—0,30 ат, т. е.

лх — л 2 + 0,25 4-0,30
или

Н2 Y2 + &1 Yi +	+ ^i =

+ Н1у1 + АЛ + Л + 0,25 4-0,30.	(9.38)

Из формулы (9. 38) определяется высота стояка регенератора Н2.
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/см3.
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
qk, вес катализатора, выводимого из аппаратов, GK, плотность газа
Qr, объем газа, подаваемого в стояк V, плотность транспортируемого
катализатора q2, получим следующую формулу

(1 — X) QK+rrQr = Q2-	(9.39)
Отсюда объемная концентрация газа

х=	.	(9.40)

Qk — Qr	,

Объем катализатора, выводимого из аппаратов:

Qk

J»

Объем инертного газа, необходимого для доведения плотности
катализатора до q2> определяется формулой

\т — . х ~

Qk 1 —х Qk Q2 Qr

(9.41)

Потери напора в транспортной линии в основном зависят от кон-
центрации катализатора и длины транспортной линии. Перепад да-
вления на 1 м 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 18—
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 12—18 кг/м3, удельный вес
кипящего слоя катализатора в реакторе 410—470 кГ/м3, в регенера-
торе 400—450 кГ/м3, коэффициент скольжения в транспортной
линии 1,6—2,0.

Пример 9. 1. Определить необходимое количество синтетического алюмо-
силикатного катализатора в реакторе и диаметр реактора для установки ката-
литического крекинга с циркулирующим пылевидным катализатором произво-
дительностью по сырью (керосино-соляровой фракции) 1200 т/сутки.

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:	= 110, МКер = 180, М$ = 260, Мг =

= 32. В реактор подается 2% па сырье водяного пара для десорбции. Темпера-
тура катализатора в зоне реакции 450° С, давление над кипящим слоем катали-
затора 1050 мм рт. ст.

Решение. Производительность установки по сырью

1200-1000	.

Gc =-----------50 000 кг/ч.
Количество вырабатываемого бензина

Go — 0,25 Gc — 0,25 • 50 000 = 12 500 кг/ч, или

12 500	,

-^- = 3,47^/^.

Количество керосина

Якер = 0,30 Gc = 0,30 • 50 000 = 15 000 кг/ч,

или

15000 , ,
•зббо"=4’1б кг/сек-

Количество флегмы

£ф = 0,26 Gc = 0,26 • 50 000 = 13 000 кг/ч,

или

13000 о аь !

-^ = 3,61 кг/сек.

Количество крекинг-газа

Gr = 0,14 Gc 0,14 • 50 000 = 7000 кг/ч,

или

7000	4 п/ /

W = 1,94»S/^.

Количество кокса

G^okc ~ 0,04 Gc ~ 0,04 • 50 000 = 2000 кг/ч.

Расход водяного пара

Gz = 0,02 • 50 000= 1000 кг/ч, или	= 0,278 кг/сек.

3600

Принимая весовую скорость сырья, поступающего в реактор, с = 0,7ч~р,
определим количество катализатора, находящегося в зоне реакции, по фор-
муле (9. 1)

Сгк — —-

50 000

0,7

= 71450 кг.

Определим секундный объем паров в реакторе по формуле (9. 5)

^сек:

Gr . Gq . бгкер . G$
МГ ГМб ^Мкер Мф

3,47	4,16	3,61	0,

110 + 180 + 260 +

22,4	273+ < 760

3600 ' 273 'л

273 + 450	760	3/

22,4	273	‘ 1650 “ 6,25 М 1сВК'

Линейную скорость паров, в свободном сечении реактора принимаем
г = 0,3 м/сек, тогда по формуле (9.6) требуемый диаметр реактора составит

сек

Л v

D

4 -6,25	_

ЗЛ4^3 = 5’15-“-

Принимая из практических данных плотность кипящего слоя катализатора
420кг/л€3, требуемый объем последнего в реакторе найдем по формуле (9.4)

Т7 Gc 50 000 ,	3

^ = ^=0^ 420 =170-И'

Высоту кипящего слоя катализатора в реакторе определяем по фор-
муле (9. 7)’	\

„ . 4УК - 4-170	.

л£>2~ 3,14-5,152	8,17

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.
Давление над кипящим слоем катализатора в регенераторе 1000 мм рт. ст.,
температура в зоне регенерации 550° С.

Решение. Количество кокса, выжигаемого в регенераторе:

_ 1200 • 1000 • 0,04
^кокс

=2000 кг/ч.

Количество воздуха, необходимое для выжига этого количества кокса,
определяем по формуле (9. 11), принимая £Возд = 13 кг!кг”.

Свозд = Скоке ?возд = 2000 • 13 = 26 000 кг/ч, или = 20 200 м3/ч

(при 0° С и 760 мм рт. ст.).

Объем кипящего слоя катализатора в регенераторе определим по формуле
(9. 14),. принимая коксосъем о = 14 кг{м2 • ч:

У' Скоке = 2000 =143л(3
н с» 14

Принимая из практических данных плотность кипящего слоя катализатора
равной 410 кг)м2, вычислим количество его, находящееся в регенераторе:

6' = Ок = 143 • 410 = 58 600 кг.
nd!	п.

Количество дымовых газов в регенераторе

б?д. г ” б^кокс “F(2возд ~ 200026 000 = 28 000 кг/ч

Объем дымовых газов при нормальных условиях

т/ Од. г 28 000	3.

Уд-г==^Т = Т2Г = 21700л1/ч-

Секундный объем дымовых газов в регенераторе

тгеек .^Дт 273 +ip 760	21 700 273 + 550	760 л ;

Д-г 3600 ‘ 273	‘ л 3600 '	273	’ 1000 б,й '

Принимая линейную скорость дымовых газов в свободном сечении регене-
ратора 0,4 м!сек, вычисляем требуемый диаметр регенератора по формуле (9. 15)

V л V г 3,14-0,4

Высота кипящего слоя катализатора в регенераторе по формуле (9. 16)
,	4Ук _ 4-143

Hi ~ л D* 3,14 • 6,64*	41 3 М'

Пример 9. 3. Определить температуру сырья, поступающего в реактор уста-
новки каталитического крекинга с циркулирующим пылевидным катализатором
производительностью 850 т/су тки керосино-соляровой фракции. Относительная
плотность сырья рс = 0,860.
При крекинге керосино-соляровой фракции получаются следующие про-
дукты (в % вес. на сырье):

бензин ........................40

керосин........................15

флегма ........................26

крекинг-газ....................14

кокс .......................... 4

потери ........................ 1

Молекулярные веса фракций: М$ = 120, Мкер == 180,	= 260, Мг =

Относительные плотности их: qo = 0,750, QKep = 0,830,	== 0,860,	==

'^1,22 кг/м3. Химический состав кокса: С 96% вес., Нг 4% вес. При горении
кокса 90% углерода превращается в СО2, 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.

Решение. Производительность установки по сырью
850-1000	,

Gc =---------== 35 410 кг/ч.

^4

Количество бензина

Gq = Gc • 0,4 = 35 410 - 0,4 = 14 164 кг/ч.

Количество керосина	]

$кер = Gc • 0,15 = 35 410 • 0,15 = 5311 кг/ч.

Количество флегмы

£ф = Gc • 0,26 = 35 410 • 0,26 = 9208 кг/ч.

Количество крекинг-газа

Gr = Gc • 0,14 = 35 410 • 0,14 = 4960 кг/ч.

Количество кокса

&кокс = Gc • 0,04 = 35 410 • 0,04 == 1416 кг/ч.

Расход водяного пара

Gz = Gc (0,05 + 0,03) = 35 410 • 0,08 = 2832 кг/ч.

Определяем теплоту сгорания кокса по формуле (9. 18)

^со2+ а2 ?со+ Лз^н2о = °’96 * °’9 ’ 8137 + °’96 ’ °’1 ‘ 2450 + °’04 х
Х28 905 = 8422 ккал/кг.

Массу катализатора, циркулирующего между реактором и регенератором,
определяем по формуле (9. 21)

£ц, к = nGc = 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)

+ G«epC+ СфСо +	• 450 +
Теплосодержания паров бензина, керосипа и флегмы определяем по фор-
муле Уира и Итона (см. табл. III и IV в приложении):

?П1о= 127,60 • 3,246 — 73,8 = 340 ккал/кг;

д№= 127,60 • 3,166—73,8 = 330 ккал/кг;

опз = 127,60 • 3,136 — 73,8 = 326 ккал/кг.
450

Теплосодержание перегретого водяного пара при температуре 450° С равно
2^ = 833,6 ккал/кг.

Принимаем теплоемкость крекинг-газа сг = 0,38 ккал/кг • град. Подста-
вив найденные величины в формулу (9. 29), определяем количество тепла, уне-
сенного парами и газами с верха реактора:

(/ = 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:

С' = (Сц. кс1 + Gkokcc2) * = (177 °50 ’ 0,220 + 1416 • 0,42) 470 = 18 550 000 ккал/ч.

3» Количество тепла, затраченного на реакцию каталитического крекинга
нефтяного сырья, вычисляем по формуле (9. 31)

(/=	= 14 164 • 105 = 1 485 000 ккал/ч.

4. Потери тепла в атмосферу принимаем равными 5% от балансового коли-
чества тепла (из практических данных)

^=(с; + ^ + ^)-0,05 =

= (12 770 000 + 18 550 000 + 1 485 000) • 0,05 = 1 640 000 ккал/ч.

Общее количество тепла, уходящего из реактора:

<2' + <2' + <2' + (?' = 12 770 000 +18 550 000 +

+1 485 000 +1 640 000 = 34 445 000 ккал/ч.

В’реактор поступает тепло:

1)	с нагретым, сырьем Qr

2)	g регенерированным катализатором

Q2 =	= 35 410 • 5 • 0,22 • 580 = 22 600 000 ккал/ч;

3)	с водяным паром

Q = Q	= 2832 • 833,6 = 2 360 000 ккал/ч.

3 f г 450

Общее количество тепла, вводимого в реактор, равно
(21 + 22 600 000 + 2 360 000 ккал/ч.

Из теплового баланса реактора определяем количество тепла, вносимого
сырьем:

<\+еа+<)з=<<+^+е;+(<;

(?1 + 22 600 000 + 2 360 000 = 34 445 000 ккал/ч.

Отсюда

<2, = 34 445 000 — 22 600 000 — 2 360 000 = 9 485 000 ккал/ч.
Теплосодержание нефтяного сырья при входе в реактор
<?i	9 485000	,

9 = -сГ = -35410- = 267 ККаЛ'Кг'

что соответствует температуре t0 = 370° С (по табл. III и IV, 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/сутки. 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 йм рт. ст., на выходе из регенератора 850 мм рт. ст.

При каталитическом крекинге вакуумного отгона получаются следующие
продукты (в % вес. на сырье):

бензин ..............' . . . . 34

легкий газойль................20

тяжелый газойль ............20,3

крекинг-газ..................21

кокс ........................3,7

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% па сырье, в десорбер реактора в количестве 3% на сырье. Молеку-
лярный вес фракций:	= 110; Мг = 24; Мл. г = 180; Мц. г = 260. Длина

транспортных линий: реактора 30 м, регенератора 40 м.

Кратность циркуляции катализатора равна 3,5.

Решение. Количество сырья

п 1600-1000	.

Gc =----------=66 700 кг/ч.

Количество бензина

Gq = 0,34 • 66 700 = 22 600 кг/ч.

Количество легкого газойля

Gn. г = 0,20 • 66 700 = 13 340 кг/ч.

Количество тяжелого газойля

GT.r = 0,203 • 66 700 = 13 520 кг/ч.

Количество крекинг-газа

Gr = 0,21 - 66 700 = 14 000 кг/ч.

Количество кокса

&КОКС == 0,037 • 66 700	2460 кг/ч.

Расход водяного пара, вводимого в реактор:

Gz = (0,10 + 0,03) • 66 700 = 8700 кг/ч. '

Секундный объем паров в реакторе

у ___/ Gq . G? Сл. г I Gt. г . Gz \ 22,4 273 4-760 ____

оекДЛ7б + МГ ' Мл. г ф Мт.г + 18/ 3600 ’ 273 л ~

. /22 600	14000	13 340	13 520	8700 \ 22,4 273+500	760

\ 110	~г 24 -г 180	+ 260	+ 18 } 3600	'	273	‘ 1000

—18,7 м3/сек.
Принимаем линейную скорость паров в свободном сечении реактора v —
0,4 м/сек и определяем диаметр реактора по формуле (9. 6)

4-18,7 ' „„

3,14-0,4 -7,7 М'

Принимаем, что плотность кипящего слоя катализатора равна 410 кг/м3,
определяем объем слоя в реакторе по формуле (9. 4)

т/ 66 700 coo ч	-

Гк=оУ^о=233 л1-

Высота кипящего слоя катализатора в реакторе по формуле (9. 7)

#1 =	•==:5’0 Л* = 500 см,

3,14 • 7,7"

Необходимое количество воздуха для регенерации отработанного катали-
затора по формуле (9. И)

32 000

<?возд = 13‘ 2460 — 32000 кг/ч, или Квозд— -	— 24800 м3/ч.

Объем кипящего слоя катализатора в регенераторе найдем по формуле
(9. 14), принимая коксосъем су = 14 кг/м3 • ч:

2460	. с о

= —= 175,5 лЛ

к 14

Определяем количество его (массу) в регенераторе (плотность кипящего
слоя катализатора принята 410 кг/м3) по формуле (9. 17)

$кат = ук ’ 0к = 175,5 • 410 = 72 000 кг.

Количество дымовых газов

(7д. г ^кокс Ч~ ^возд — 2460 + 32 ООО = 34 4б0 кг/ч.

Объем дымовых газов при нормальных условиях

Гд. г =	= 26 700 м<>/ч.

2д. г 1,^У

Определяем секундный объем дымовых газов в регенераторе при t ==
= 580° С

сек. 26 700 273 + 580 760

УД-Г~ 3600 -	273	850 20,6	'

Принимая линейную скорость дымовых газов в свободном сечении регене-
ратора 0,40 м/сек, определим диаметр регенератора по формуле (9. 15)



D

Высота кипящего слоя катализатора в регенераторе по формуле (9. 16)
ттг 4 * 175,5 о

•77 == ~ 1 _ дт- 3,55 м = 355 см,
1	3,14 • 8,и22
Высота стояка регенератора (см. рис. 9. 1) определяется по формула (9. 38)
Я' у' +Н' у + ДР' + Р' = ДР'в + ДР. +Я Y, + ДР, + Р, + 0,3,
отсюда

др;+др + н у + др + р + о,з-н' у’ - др; - р'
LT - -	и	011	11	11	11

2	'

*2

Потери напора в транспортной линии

др>-Щг=^г=0’13 кГ/сл2’ (9-37’ а)

А -

где I — длина трапспортной линии в

Ар — потери напора на 1 м транспортной линии в мм рт. ст.'

Потери напора в распределительной решетке принимаем 0,05	в ци-

клонной системе 0,02 кГ)см2.

&Рз = 0,5 кГ]см2\ АР' = APi = 0,02 кГ/см?.

Давление паров на выходе из реактора

Р1 = -^-=1,36 кГ/смК

Давление газов на выходе из регенератора

Р'=-^=1,16 «Г/СЛ12.

1 /оо

Принимаем из практических данных плотность кипящего слоя катализа-
тора р! = 400 кг!м2 = 0,00040 кг)см\ плотность слоя катализатора в стояке
реактора р' = 550 кг!м3 = 0,00055 кг!см3.

Значения соответствующих удельных весов численно совпадают с величи-
нами pi и р2»

Подставляя найденные величины в формулу (9. 38), определяем высоту
стояка регенератора

0,13 + 0,05+500• 0,0004 + 0,02 +1,36 + 0,3-355 • 0,00040-0,02 — 1,16

2~	, 0,00055	“

= 1340 см 13,5 м. ‘

Высоту стояка реактора определяем по формуле (9. 35)

Я Y2 + Y, +	+ Л = ДРв + Д?з + Я1Y1 + Д<+ р'. + 0,3,

отсюда

дрв+др;+я;у;+др;+р;+о,з-я1у1-д^-р1 

jfjt 9-J .. ------	.-	;	г- ।	--	-	"	“	в

Y2

Потери напора газокатализаторной фазы в транспортной линии подсчиты-
ваем по формуле (9. -37, а)

ДР'б= 4072’2- = 0'174
°	736

Принимаем потери напора в распределительной решетке

АР' = 0,05 кГ/см*.
Потери напора в циклонной системе'

ДР1== др' =0,02 кГ/см*.

Подставив найденные величины в формулу (9. 35), определяем высоту стояка
реактора

н __ 0,174 + 0,05 + 355 - 0,00040 + 0,02 +1,16 + 0,3 - 500 ♦ 0,00041 - 0,02 -1,36

2	0,00055	“

,	=475 см 5 м

Пример 9. 5. Определить объем инертного газа, вводимого в стояк регене-
ратора для доведения плотности катализатора, до q2 = $50 кг]м3 на установке
каталитического крекинга с циркулирующим пылевидным алюмосиликатным
катализатором производительностью 1700 т)су тки вакуумного отгона. Крат-
ность циркуляции катализатора равна 5, насыпная плотность его = 750 кг/ж3,
плотность инертного газа (дымовых газов) при нормальных условиях =
= 1,29 кг/м3. ’

Решение. Количество сырья

„	1700-1000	,

Gc =-----24---= 71 000 кг!4.

Количество катализатора, циркулирующего между реактором и регенера-
тором;

GK = nGc = 5 • 71 000 = 355 000 кг/ч.

Количество инертного газа, вводимого в стояк регенератора, определяем
по формуле (9. 41)

гт_ Gn Qk Q2 ______ 355 000 750	550_.	3,

~ QK '	о2-ог	~ 750	’ 550-1,29~1л М '

Пример 9. 6. Определить количество тепла, отдаваемого дымовыми газами
в котле-регенераторе и котле-утилизаторе, и количество пресной воды, вводи-
мой в указанные котлы установки каталитической очистки с циркулирующим
пылевидным алюмосиликатным катализатором производительностью
800 т/сутки бензина. При каталитической очистке выход кокса составляет 3,0%
па сырье, температура кипящего слоя катализатора в регенераторе 580° С,
в реакторе 450° С, кратность циркуляции катализатора между реактором и реге-
нератором равна 4. Состав кокса: 96% углерода и 4% водорода. При регенера-
ции отработанного катализатора 90% углерода превращается в СО2. В котле-
утилизаторе дымовые газы охлаждаются от 550 до 250° С. В котлы поступает
химически очищенная вода при температуре 20° С и превращается в насыщенный
водяной пар под давлением 15 ат, В регенератор вводится воздух при темпера-
туре 350° С.

Р е ш е н и е. Количество сырья

„	800 • 1000

----24~“

= 33 400 кг/ч.

Количество кокса

£кокс = 0,03 - 33 400 = 1002 кг/ч.

Теоретическое количество кислорода, необходимое для выжига 1 кг кокса,
определяем по формуле (9. 9)

£о2 = (0,9

0,°6

12

+-0,1

0,96

12-2 '

0,04 \

2-2 )

32 = 2,76 яг.
Теоретическое количество воздуха, необходимого для выжига 1 кв кокса,
определяем по формуле (9.10)

100	Qr7n 100

^возд ^О2 23	^’76 23	К8‘

Количество воздуха, необходимого для выжига кокса, определяем по фор-
муле (9. И)

$возд = 13 • 1002 = 13 026 кг/ч.

Количество свободного кислорода в дымовых газах

/13	\

т^ = ПТ'^1 ) 2,76 *1002 = 236

Количество азота в дымовых газах

wN2 = ^возд ’ °’77 = 13 026 * °’77 = 10 020 кг14'

Количество циркулирующего катализатора

Сц. 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:

Qt = 1002 • 8405 - 8 421 810 ккал/ч.

Количество тепла, внесенного в регенератор с отработанным катализатором,
по формуле (9. 30)

(?2 = (133 600 • 0,220 +1002 • 0,42) • 450 = 13 450 000 ккал/ч.

Тепло, внесенное в регенератор воздухом при температуре 350° С, опре-
деляем по формуле (9. 22)

Q3 = 13 026 • 0,250 -350 -1 140 000 ккал/ч.

Тепло, уносимое из регенератора дымовыми газами, находим по формуле
(9. 23) 1

[/ 44	28	18	\

1002 — 0,96 • 0,9 • 0,246 + -^ • 0,96 - 0,1 • 0,258 +	- 0,04 • 0,476 +

\ 1Z	Lt	I

+ 10 020-0,256 + 236.0,235 550-2 000000 ккал/ч.

Количество тепла, унесенного из регенератора регенерированным катали-
затором:

Q'n — 133 600 • 0,220 • 580 — 17 000 000 ккал/ч.

Потери тепла в атмосферу

<?'=	°’04 = (8 421 810 +13 450 000 +1 140 00°) °’04 =

— 922000 ккал/ч.

1 Теплоемкости компонентов дымовых газов взяты по справочной табл. 6. 2.
Количество тепла, передаваемого в котле-регенераторе горячим катализа-
тором пресной воде (т. е. тепловую нагрузку котла-регенератора), опре-
деляем из теплового баланса регенератора

<2, + ^2 + <?3 =	+ ^4-

-I А о 1 А ' о 4

Подставляем величины:

8 421 810 +13 450 000 + 1 140000 = 2 000 000 +17 000 000 + 922 000 + (?'.

Отсюда

Количество химически
определяется по формуле

<2^ = 3 089 810 ккал/ч.

очищенной воды, подаваемой в котел-регенератор

Q'l 3089 810	,

<7П	667,2-20

+=15	?20

Количество тепла, передаваемого в котле-утилизаторе горячими дымовыми
газами пресной воде, т. е. тепловая нагрузка котла-утилизатора, определяется
по формуле



। 28	,18	\ ,

Vco2 + ~12 Vco + ~2~ азсн20 I +

I	I 	. п (44	ЛО '	. 18	'	\ .

+ mN2cN2 + mO2CO2 гз— ?кокс VCO2 + 72 а2ССо+"2~ VhsoI +

+ mN2cN2 + mo2 • со2 Ч =• 1002 (0,96 • 0,9 • 0,246 +	0,96  0,1 • 0,258 +

\	1 Г / 44 -

+ 9,0-0,04-0.4761 +10 020 • 0,258 + 236 • 0,235 550- 1002	0,96-0,9 • 0,222 +

98	\	1

+-^| 0,96 • 0,1 • 0,251 + 9 • 0,04 • 0,45'5 +10 020 • 0,250 + 236 • 0?223 250 -
= 1 127000 ккал/ч.

Количество химически очищенной воды, подаваемой в котел-утилизатор;

G

в —

1 127 000

667,2 — 20

= 1740 кг/ч.

7. Реакторный блок
установки
каталитического
крекинга
с циркулирующим
крупнозернистым
катализатором

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
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.

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; 10 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 регенера-
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.

Объем, занимаемый алюмосиликатным
таблетированным или сферическим катали-
s. Расчет реактора затором в зоне реакции, определяется по
формуле

уРат = Vcv м*,	(9. 42)

где Ус — производительность установки каталитического крекинга
по сырью в ж3/ч;

v — объемная скорость подачи сырья в зону реакции в ч”1.

\ Объемная производительность установки определяется по ф ор-
муле

Гс = мЧч,	(9.43)

*4Q20

где Gc — производительность установки по сырью в кг/суткщ
р20 — плотность сырья при 20° С в кг/м3.

Объемная скорость подачи сырья в реактор и = 0,7 4-0,8 ч”1.

Линейная скорость катализатора в зоне реакции определяется
формулой

Vk = ” 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

уцк = пУс,	(9.45)

где Уц, к — количество циркулирующего катализатора в ж3/ч;

п — объемная кратность циркуляции катализатора;

Ус — производительность установки по сырью в мР/ч.
Объемная кратность циркуляции таблетированного катализатора
колеблется в пределах 2,2—2,5, а сферического катализатора 1,75—
2,00.

Диаметр реактора определяется по формуле

. <9«>

Секундный объем паров сырья на верху зоны реакции опре-
деляется формулой

F°CK = 3600М 23,1	273 * 1  л? м*,сек'	(9- 47

где М — молекулярный вес сырья;

— температура верха зоны реакции; tr = 450 4- 480° С;

Gc — производительность установки по сырью в кг/ч;

Hi — абсолютное давление паров на верху воны реакции в кГ/см2 * *.

Плотность паров сырья на верху зоны реакции определяется фор-
мулой

Qti =---Gc— кг/мК	(9. 48)

* 1 3600Гстек	к 7

Секундный объем паров продуктов каталитического крекинга
и крекинг-газа в низу зоны реакции определяется формулой

Исек = ( М7 + 177 +	23)1 Х

X — мЧсек,	(9.49)

эт2

где а1? а2? аз> а4 — выходы соответственно бензина, легкого и тяже-
лого газойлей и крекинг-газа на исходное сырье
в долях единицы;

М2, М3, М± — их молекулярные веса;

t2 — температура низа зоны реакции в °C;

л 2 — абсолютное давление паров и газов в низу зоны
реакции в кГ/см*.

Плотность смеси паров продуктов каталитического крекинга и
крекинг-газа в низу зоны реакции определяется формулой

 . <9'50)

1 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

в кГ/см?, при этом 22,4^° = 23,1.

735)5
Потери давления газопаровой фазы для верхней части зоны реа-
кции определяются по формуле ГрозНИИ

Др1 = 0,83у<>1’5\	(9.51)

где Api — потеря давления газопаровой фазы на каждый метр вы-
соты верхней части зоны реакции в м вод. ст.\

Yii — 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.

Потеря давления газопаровой фазы для нижней части зоны реак-
ции также определяется по формуле (9. 51)

Др2 = О.ЗЗу?/V*’59 ,	(9.52)

где Ар2 — потеря давления газопаровой фазы на каждый метр вы-
соты нижней части зоны реакции в м вод. ст.\

УЧ ~~ удельный вес газопаровой фазы в нижней части зоны
реакции в кГ/м\

и2 — линейная скорость газопаровой фазы в нижней части зоны
реакции в м/сек.

Линейные скорости газопаровой фазы в верхней и нижней частях
зоны реакции определяются формулами:

V1

=	(9.53)

pH

v2 = -^,	(9-54)

где F — площадь сечения реактора в м2;

Усек и Т^сек — секундные объемы газопаровой фазы в верхней и ниж-
ней частях зоны реакции в м3/сек.

Средняя величина потери давления на каждый метр высоты зоны
реакции в м вод. ст.

+	(9.55)

Потери давления в зоне реакции в м вод. ст.

bP = hkp0V,	(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 = k м,	(9. 57)

где А^Р —• потери напора в зоне реакции в м вод. ст.\
я — давление газопаровой фазы при выходе из реактора,
я = 5 4- 6 м вод. ст.;

к — коэффициент запаса; для таблетированного катализатора
к = 1,3,. а для сферического к = 1,6;

у — 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

3600л V

(9. 58)

где 7ц. к “ количество циркулирующего катализатора в ж3/ч;

v — скорость движения катализатора в стояке в м/сек.

Максимальное количество катализатора, которое может пропу-
скать стояк, определяется по эмпирической формуле

= 0,0168 d2-961#0-04,	(9. 59)

п — высота

9. Расчет
регенератора

14%, в VI зоне 1

где GK — количество катализатора в кг/ч;
d — диаметр напорного стояка в мм;
напорного стояка в м.

Отработанный катализатор в зонах реге-
нератора подвергается регенерации горячим
воздухом при температурах 480—600° С. В I и
II зонах выжигается по 12% кокса от об-
щего его количества, в III, IV и V зонах по
1%, в VII зоне 10% ив VIII зоне 12%.

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 33—35% 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

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 4- 20,9 кг/кг.
Площадь поперечного сечения регенератора

или	F = db*

где ук — линейная скорость катализатора в регенераторе; изме-
няется в пределах 0,00275—0,0032 м/сек\

а — ширина регенератора в м\

Ъ — длина регенератора в м.

Высота зоны регенерации катализатора в регенераторе опре-
деляется формулой

=	(9.62)

где Н1 — высота регенератора в м\

т — время пребывания катализатора в регенераторе; для табле-
тированного катализатора т — 4200 4- 4800 сек* а для сфе-
рического г = 5100 4- 5800 сек.

Общая высота регенератора Н — Н± + 12 м.

В регенератор для выжига кокса подается воздух из топки под
давлением с температурой t — 350 4- 400° С. Количество тепла, не-
обходимого для нагрева воздуха, вводимого в регенератор, от 0° С
до t, определяется формулой

’ Q = Свозд^ ккал/ч*	(9.63)

где Своз’д — 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)

Ср Пт	.	'

где Q — количество тепла для нагрева воздуха в ккал!ч по формуле
(9. 63);

— рабочая теплота сгорания топлива в ккал/кг\

Пт — к. п. д. топки под давлением, который принимается равным
0,98.

Количество воздуха, необходимое для горения топлива:

^возд~ ^Гвозд кг/ч,	(9.65)

где В — расход топлива в кг/ч\

^возд — количество воздуха, необходимое для сгорания 1 кг топлива;
£возд = 11,5 4- 12,0 кг/кг.
Количество дымовых газов, уходящих из регенератора, опре-
деляется формулой

бд. Г ~ бвозд Ч бВОздЧ блоке Ч В Кг/ч.	(9. 66)

Часовое количество воздуха и дымовых газов, поступающих из
топки под давлением в зоны регенератора:

. бвозд = бвозд Ч бвозд + В кг/ч.	(9. 67)

Отработанный катализатор из циклон-

10. Тепловой баланс ного сепаратора поступает в регенератор .при
регенератора температуре t в количестве бц, ки подвер-
гается регенерации при температурах от
= 480° С до ^—600° С. При этом кокс
горит и превращается в СО2, СО и Н2О. Дымовые газы (СО2, СО,
f t Ч t

Н2О, О2 и N2) при температуре £ср — ——— из регенератора по-
ступают в дымовую трубу. В регенератор непрерывно вводится смесь
воздуха и дымовых газов в количестве бв03Дпри температуре i3.
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. 19)]

21 блоков ккал/ч,

где q — теплота сгорания кокса, равная 7950 ккал/кг]

2)	с отработанным катализатором из циклонного сепаратора [по
формуле (9. 20)]

Qz ~ (бц, Ч бКОнс £2) ккал/ч",

3)	со смесью воздуха и дымовых газов из топки под давлением

2з [бвозд^з Ч (бвозд Ч В) с4] ккал/ч,	(9. 68)

где бвозд, бв03д и В — то же, что и в формулах (9. 60), (9. 64) и (9. 65);
с3 — теплоемкость воздуха; с3 = 0,24 ккал/кг • град*,
— теплоемкость дымовых газов; С4 ~
==0,25 ккал/кг • град-,

t3 — температура смеси воздуха и дымовых газов;

i3 = 350 - 400° С.

Из регенератора уходит тепло:

1) с дымовыми газами

21 = бд. 1С^ср ккал/ч,	(9. 69)

где £Ср — средняя температура дымовых газов, выходящих из зон
регенератора; £ср = —°600 °C;
J2) с циркулирующим катализатором [по формуле (9. 24)]

(?2 = Сц.к^2 ккал/ч;

3)	потери тепла в атмосферу [по формуле (4. 2)]

(?з = KF - ккал/ч,

где К — коэффициент теплопроводности изоляции регенератора;

X = 0,9 ккал/м * ч • град;

480 + 600 о п
t — температура стенки регенератора; t = --------- С;

£" — температура окружающего воздуха; t" — 30° С;

F поверхность регенератора в ж2;

4)	передается в змеевиках регенератора воде ккал/ч (опре-
деляется из теплового баланса).

Тепловой баланс регенератора

Q1 + (?2 "Ь (?3 == (?1 + (?2 + Сз + Qv

Средняя тепловая напряженность змеевиков в зонах регенератора е
из опыта эксплуатации установок каталитического крекинга соста-
вляет (в ккал/м2 • ч):

зоны I, II и VI . . 15900-18600

» III, IV и V 18 600-21800

зона VII......... 13300-15500

» VIII......... 7 850—8 850

» IX	. 4050-4 900

Средняя тепловая напряженность змеевиков для всего регенератора
е — 13 300 + 15 500 ккал/м2 • ч.

Средние коэффициенты теплопередачи к для змеевиков регене-
ратора по зонам равны (в ккал/м2 • ч • град)-.

зоны I, II	и	VI ....	49-57

» III, IV	и V ...	49-57

зона VII .	.	. ......40—43

» VIII........24-27

» IX.......12,5-15,0

Средний коэффициент теплопередачи для всех змеевиков регене-

ратора

к = 38,3 + 44,5 ккал/м2 • ч • град.

Поверхность змеевиков регенератора определяется формулой

„	^4	2

/ = —- м2

еср

(9. 70)
Количество воды, подаваемой в змеевики регенератора:

'“•В	т-т	«т,	?

<7Н2О~<7Н2О

где — количество тепла, передаваемого через змеевики регене-
ратора, в ккал/кг*,

$н2о ~ теплосодержание насыщенного водяного пара на выходе
из змеевиков регенератора при давлении р в ккал/кг*,

^н2о — теплосодержание воды при поступлении в змеевики реге-
нератора в ккал/кг.

В реактор поступает тепло:

11. Тепловой баланс 1) с парами нефтяного сырья [по фор-
реактора	муле (9. 26)]

(?i^=Gc^n0 ккал/ч (е = 1);

2)	с регенерированным катализатором [по формуле (9. 27) ]
Q2=Gcnc1t'v

где t4 — температура регенерированного катализатора при посту-
плении в реактор в °C; Z4~Z2—AZ (AZ—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 (9.28)]:

'	<2з = G2Q?5 ккал/ч.

Из реактора уходит тепло:

1)	с парами и газами продуктов каталитического крекинга и
водяным паром [по формуле (9. 29)]

Q± = GsqtQ + GKep7ie2 4~ G$qtQ 4" GrCrtQ GzqtQ ккал/ч*,

2)	с отработанным катализатором [по формуле (9. 30) ]

Qz = (^ц. Gkokcc2) G. ккал/ч*,

3)	расходуется на реакцию каталитического крекинга нефтяного
сырья

Q3 = Gci ккал/ч,	(9. 71, а)

где i — теплота реакции каталитического крекинга, отнесенная к об-
щему количеству сырья; i = 35 ккал/кг*,
4)	потери тепла реактором в атмосферу [по формуле (4. 2)]

где F — поверхность реактора в ж2;

X — коэффициент теплопроводности изоляции реактора; X =
= 0,9 ккал/м • ч • град'

б — толщина слоя изоляции реактора в ж;

lf и t" — температура стенки реактора и окружающей атмосферы
в °C.

Тепловой баланс реактора:

Qi + @2 + Qs == Qi + Q2 + Q3 + Qv

Из теплового баланса реактора определяется количество тепла,
поступающего в реактор с сырьем, ккал/ч.

Пример 9. 7. Определить размеры зоны реакции и напорного стояка уста-
новки каталитического крекинга с циркулирующим сферическим алюмосили-
катным катализатором производительностью 800 т/су тки сырья (керосино-
соляровой фракции). Относительная плотность сырья — о?87О, молекуляр-
ный вес Мс = 220.

При крекинге керосино-соляровой фракции указанных качеств получаются
следующие продукты (в % вес. на сырье).

бензин	.	. . '..........35

керосин....................20

флегма	.................26

крекинг-газ................14,5

кокс....................... 4

потери.....................0,5

Молекулярные веса продуктов крекинга:	= 110, Мкер =180,	=

= 260, МТ = 22. Температура в верхней части зоны реакции 485° С, в нижней
460° С, давление газопаровой фазы на выходе из реактора 0,5 ат, в верхней
чащи зоны реакции 0,55 ат (по манометру).

Решение. Производительность установки по сырью

_	800 • 1000 onn

Gc =---24-----= 33 300 кг[ч.

Количество вырабатываемого бензина

Gq = 0,35 • 33 300 = 11 650 кг/ч.

Количество керосина

СкеР = 0,20 • 33 300= 6 660 кг/ч.

Количество флегмы г

#ф = 0,26 • 33 300 = 8 650 кг/ч.

Количество крекинг-газа

Gr = 0,145-33 300 = 4 830 кг/ч.

Количество кокса

Gkokc = 0,04 • 33 300 = 1 332 кг/ч. •
Объем керосино-соляровой фракции (сырья)

Т7 _ Gc	33300	OQO 3.

20 Q7Q	38,3 М /ч,

870

Объем алюмосиликатного катализатора в зоне реакции [по формуле (9. 42)]
7PaT==V>== 38,3-0,7 ==26,8 лЛ

Линейную скорость сферического катализатора в зоне реакции определим
по формуле (9.44), принимая h = 4,5 м и т = 45 мин:

vK = — ~	• = 0>00167 м!сек=Л$1 мм/сек.-

т 45 • 60

Количество циркулирующего между реактором и регенератором катализа-
тора найдем по формуле (9.45), принимая п = 1,75:

7ц,к = пУс= 1,75.38,3 = 67 мР/ч.

Диаметр реактора по формуле (9. 46)

Р= 3600л рк =	3600-3,14-0,00167 = 3,78 ля=;3’8 м’

Секундпый объем паров сырья па верху зоны реакции по формуле (9. 47)

V1 =_________23 1

сек 3600М	0,1

v 273 + 485

273

273+ *	1	33300

273 ’	3600-220 ’

 ; сг =1,74 м3/сек.
1,55

Плотность паров сырья на верху зоны реакции по формуле (9. 48)

т Gc	33 300 ко/ . 3

Qii ”-------?— —	4 *7/ = 5,34 кг м*.

1 3600Устек 3600-1,74

Секундный объем паров продуктов каталитического крекинга и крекинг-
газа в низу зоны реакции по формуле (9. 49)

уII __ / а1 । а2 । а3 ।	\ Gc nq . 273 +	1 __

еек	г Мз “г	J 36оо	273	’

0,35 . 0,20 . 0,26 . 0,145 \ 33 300 Оо , 273 + 460	1	, г/ 3/

Б0-+Ч8Г+-26^ + -28-)^ббГ23’1—273-------------------IJ=4’54 М

Плотность смеси паров продуктов каталитического крекинга и крекинг-
газа в низу зоны реакции по формуле (9. 50)

и
б<2

Gc	33300 

3600Г"ек 36uU ’4,54

2,04 кг/м3'.

Линейные скорости газопаровой фазы в верхней и нижней частях зоны
реакции по формулам (9. 53) и (9. 54) соответственно равны:

v _	4-1,74

1 F 3,14 • 3,82

= 0,154 м/сек]

. ^сек 4 • 4,54 п /А ,
V. = -г- = зл4.3> = 0,40 м/сек.
Потеря давления на 1 м высоты верхней части зоны реакции по фор-
муле (9. 51)

р*’59 = 0,83• 5,34-0,1541’59 = 0,22 м вод. ст.

Потеря давления на 1 м высоты нижней части зоны реакции по фор-
муле (9. 52)

Др2==0,83yg ^-59 = 0,83 • 2,04 • 0,401>59 = 0,39 м вод. ст.

Средняя величина потери давления па 1 м высоты зоны реакции по фор-
муле (9. 55)

Л ДР1 + Др2 0,22 + 0,39

z Дрср =----------2-----“------2-----= 0,30 м вод. ст.

Потеря давления газопаровой фазы в зоне реакции по формуле (9. 56)

АР = 7г 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 —0,76:

„ ДР + л 7	1,35 + 5,0 '	.о/	,,

Я =----!—7с =—-+~------1,6=13,4 ^^14 м.

у	0,76

Диаметр напорного стояка вычислим по формуле (9. 58), приняв v =
== 0,28 м/сек:

1)=]/Г' ЗбООлу =]/Л3600-VJ.0,28 = 0,291 Л^300 мм-

Максимальное количество катализатора, которое может пропустить стояк,
определим по формуле (9. 59)

GK = 0,0168 й2>96Я°’°4 = 0,0168 • 3002’96 • 140,04 = 390 000 кг/ч.

Пример 9. 8. Определить размеры регенератора установки каталитической
очистки с циркулирующим таблетированным алюмосиликатным катализатором
пррйзводительностыо 640 т/сутки бензина с к. к. 240° С/ Плотность бензина
Q20 = 760 кг/м3: 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 ат. Регенерированный
катализатор выходит из регенератора при температуре 590° С. Температура
окружающей среды t" принята в расчете минус 30° С.

Решение. Производительность установки по сырью
п 640* 1000	,

,	Сс =-- ------= 26 700 кг/ч

24

или
. < Т7 26 700 _Q_9 3;

Рс —	760 — 35,2 м /ч.

Количество кокса '

• Скоке = 0,03 -26 700 = 801 кг/ч.

Количество циркулирующего между реактором и регенератором катализа-
тора найдем по формуле (9. 45), принимая объемную кратность циркуляции
п = 2,3:

Рц. пус = 2,3 • 35,2 = 81 м3/ч.
или

£ц. к = 81 • 600 * = 48 600 кг/ч.

Расход воздуха для выжига кокса определяем по формуле (9.60)
6?возд = 801 • 20 = 16 020 кг/ч
или

Т7 16 020

Vвозд —	—12 400 м3/ч.

Площадь поперечного сечения регенератора вычисляем по формуле (9. 61),
принимая v = 0,003 м/сек:

р = Уц- « —	81	=75 Л12

3600	3600-0,003	’	

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 = т Рк = 4660 • 0,003	13,8 м 14 м.

\

Общая высота регенератора Н = Hi + 12 = 14 + 12 = 26 ж.

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) '

Q	1350000	,со {

2рГ]т	9000-0,98	53 ™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)

Свозд = ^возд= 153- 12 = 1836 кг/ч.

Количество дымовых газов, уходящих из регенератора, рассчитываем по
формуле (9. 66)

Яд. г = Явозд + я'озд + Якокс + ^ = 16 020 +1836 + 801 +153 = 18 810 кг/ч.

- Количество смеси воздуха и дымовых газов, поступающей из топки под
давлением в зоны регенератора, определяем по формуле (9. 67)

Я?озд=Явозд+-^озд + В==16 020 + '1836 4-153 = 18 009 кг/ч.

Количество тепла, выделяющегося при горении кокса, находим по формуле
(9. 19)

<21 = ЯКокс^=801 • 7950 = 6 370000 ккал/ч.

Количество тепла, внесенного в регенератор отработанным катализатором,
определяем по формуле (9. 20)

<?2= (£ц.	+ Gkokcc2) ti = (48 600 • 0,22 + 801 • 0,42) • 450 = 4 970 000 ккал/ч.

* 600 — насыпная плотность катализатора в кг/м3.
Количество тепла, внесенного в регенератор смесью воздуха и дымовых
газов из топки под давлением, вычисляем по формуле (9. 68).

*?3= [Своздсз + (Увозд + -®) сй] *3 =

. =[16020-0,24+(1836+153)0,42] • 350= 1 643000 ккал/ч.

Количество тепла, унесенного из регенератора дымовыми газами, опре-
делим по формуле (9. 69)

Q^—G^ г с4 гср = 18 810 • 0,25 480	= 2 520 000 ккал/ч.

Количество тепла, унесенного с циркулирующим катализатором, находим
по формуле (9. 24)

Q2 = 6ц. к = 48 600 • 0,22 • 590 = 6 325 000 ккал/ч.

Потери тепла регенератором в окружающую атмосферу вычисляем по фор-
муле (4. 2)	'

Q3 = X F  t' ~ t" = 0,9 • 2 • 26 (3 + 2,5) • 59^~fe— = 640 000 ккал/ч.

Количество тепла, передаваемого змеевикам регенератора, определяем из
теплового баланса последнего

Q'^Q^+Q^Q.-Qi-Q^-^

= 6 370 000 + 4 970 000 +1 643 000 - 2 520 000 — 6 325 000 - 640 000 =

"	= 3 498 000 ккал/ч.

Поверхность змеевиков регенератора находим по формуле (9. 70)

Количество воды, подаваемой
муле (9. 71) при р = 25 ат

в змеевики регенератора, вычислим по фор-

^н2о“^н2о

3 498 000

669,5-20

= 5480 кг/ч.

12. Расчет
реакторного блока
установки
каталитического
риформинга

С целью повышения качества низкоок-
тановые бензины подвергают каталитиче-
скому риформингу над таблетированным алю-
моплатиновым катализатором в стационарной
системе. При этом повышается содержание
ароматических углеводородов в бензине и ок-

тановое число последнего (до 77—78 пунктов по моторному методу).
Реакция ароматиаации 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.
Схема реакторного узла дана на рис. 9. 3.

Реакторный блок эксплуатируется по следующему режиму.

Температура, °C................................... 470—520

Давление, ат....................... .......	40—45

Объемная скорость сырья, ж3/ж3-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

Температура регенерации катализатора, °C:

I ступень..................................... 300—350

II	»	................................... 380-420

III	»	.............. . .................. 450-500

Давление при	регенерации, ат.......................  10

Содержание кислорода на входе в Р-1, % объемп. 0,4—2,0

Продолжительность регенерации (выжига кокса) ... 3 суток

Рис. 9. 3. Реакторный блок установки каталитического рифор-
минга.

Р-Г, Р-2, Р-3 —реакторы; П-1, П-2, П-3 —печи.

Количество рабочих циклов установка каталитического рифор-
минга составляет

^-3657оХГ2 ’	(9-72)

где 365 — число суток в году;

— число суток капитального ремонта в. году (тг1 = 30);
п2 — число суток для проведения текущего ремонта установки
и перегрузки катализатора (тг2 = 15).
Число рабочих суток в году 9O7V, число суток, затрачиваемых
в году на регенерацию катализатора, равно 37V.

Производительность установки по сырью

Сс==тадг кг,ч>	(9-73)

где L — годовая производительность (кг/год).

Необходимое количество циркуляционного газа в м3/ч при 0° С
и 760 мм рт. ст.

7ц-г=="огп’	(9.74)

где QC — плотность сырья при 20° С;

п — соотношение объемов циркуляционного газа и сырья;
п = 1500.

Объем стационарного слоя катализатора в трех реакторах

(э. 75)

где Уреак — реакционный объем трех реакторов в м3;

v — объемная скорость сырья; v = 1,5 ч~1.

Количество катализатора в реакторах

Скат~^реак2>	(9. 75, а)

где q — насыпная плотность катализатора, равная 550—650 кг/м3.

В первом реакторе каталитическому риформингу подвергается
около 58% исходного сырья, в результате чего образуется около
6,7% газа и 51,3% катализата. Во втором реакторе риформингу под-
вергается около 28% исходного сырья и образуется около 3,5%
газа и 24,5% катализата. В третьем реакторе каталитический рифор-
минг претерпевает около 14% исходного сырья и образуется около
12,5% катализата и' 1,5% газа. Таким образом, выход катализата
составляет около 88,3% вес. и газа 11,7% 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.

Приход тепла в реакторный блок

1.	Количество тепла, внесенного сырьем и циркулирующим газом:

Qi — GcQ^ti Кц. r^i^i ккал/ч,	(9. 76).

где Gc — количество сырья в кг/ч\

qt[ — теплосодержание паров бензина при tr — 450° С в ккал/кг-,
Кц> г — количество циркулирующего газа в м3/ч‘,
сх — удельная теплоемкость циркулирующего газа; при ti —
— 450° С ct — 0,380 ккал/кг • град.

2.	Количество тепла, внесенного из печей П-1, П-2 и П-3, равно
Q2 ккал/ч.

Расход тепла из реакторного блока

1.	Количество .тепла, унесенного парами катализата, газами реак-
ции и циркулирующим газом из реакторного блока:

= Ок&тСръ VrC2^2 + Иц. r^i^2 ккал/ч,	(9.77)

где GItaT — количество катализата в кг/ч\

— теплосодержание паров катализата при t2 = 510 в ккал/кг\
Уг — количество реакционного газа в мР/ч;

с2 — теплоемкость газа; при t2 = 510 с2= 0,595 ккал/кг • град
(плотность реакционного газа при 0°С и 760 лш рт. ст.
равна 0,685—0,690 кг/ж3).

2.	Количество тепла, затраченного на реакции риформинга:

Q'2~Gsi ккал/ч,	(9.78)

где i — теплота реакций каталитического риформинга; i — 80 4-
4- 105 ккал/кг.

3.	Потери тепла в окружающую атмосферу Q3 ккал/ч.

Тепловой баланс реакторного блока:

Qi-\-Qz~ (?i +

Отсюда

(?2 — (?i + Qz + Q3 — Qi-

Пример 9. 9. Определить реакционный объем реактора и тепловую нагрузку
печей реакторного блока установки каталитического риформинга производи-
тельностью 300 000 т[год низкооктанового бензина. Относительная плотность
бензина = 754 кг/м3. 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.

Решение. Число рабочих циклов установки в году находим по формуле
(9. 72)

365_30-15

90 + 3	’

Число рабочих суток установки в году

90-3,44 = 310 суток.

Производительность установки по сырью определим по формуле (9. 73)

L	300 000 /по / /п опл /

90-2+V	90-24-3,44 -40,3 т‘/ч — 40 300 кг1ч-
Необходимое количество циркуляционного газа вычисляем по формуле (9.74)

Тц. г = п =	• 1500 = 8000 м3/ч.

Qc v,/o4

Объем стационарного сДоя катализатора в трех реакторах находим по фор-
муле (9. 75)

Gc 40 300	_ о 3

Иреак =	г -^ЗбД лг = 36 м3.

р Qcy 754-1,5

Принимаем реакторы со следующими реакционными объемами: I реактор —
И ж3; II — 11 л^3; III - 14 ж3.

Приняв диаметр реактора D = 2,6 м, определяем общую высоту стационар-
ного слоя катализатора

3,14-2,6*

Н— Иреак . ——— 36 .------------—6,8 м.

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

^450 = ^41 ккал/кг и д°10 = 378 ккал/кг.

Количество тепла, внесенного сырьем и циркуляционным газом, вычисляем
по формуле (9. 76)

<? 1 = Gcq^+ Кц г С1 = 40 300л 341 + 80 000 • 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)

Q'i = GKa Д+VT +12 + Уц. гС, «2 = 40 300 • 0,883 • 378 +

+-°--х-(А-ог’1-7 0,585 • 510+80 000  0,380 • 510 = 31018 000 ккал/ч.
d 0,оо5

(Здесь 0,685 — плотность газов, образовавшихся при реакции, в кг/м3\ 0,380 —
их средняя удельная теплоемкость в ккал/кг • град.}

Количество тепла, затраченного на реакции риформинга, вычисляем ио
формуле (9. 78)

Q* =. Qci = 40 300 • 90 = 3 627 000 ккал/ч.

Потери тепла в окружающую атмосферу принимаем равными 2% от количе-
ства тепла, унесенного из реакторного блока парами и газами:

(?' = 0,02 • (?' = 0,02 - 31 018 000 = 620 360 ккал/ч.

Количество тепла, внесенного в реакторный блок из печей:

= <2' + <?' + Q' - = 31 018 000 + 3 627 000 + 620 360 - 27 350 000 =

= 7 918 360 ккал/ч.
ГЛАВА 10

ПРОЦЕССЫ ОЧИСТКИ
МОТОРНЫХ топлив
И СМАЗОЧНЫХ МАСЕЛ

1. Аппараты периодического
действия

На установках кислотно-щелочной
и кислотно-контактной очистки
нефтепродуктов еще довольно ши-
роко распространены аппараты пе-
риодического действия: мешалки,
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 Я,

Дк == 0,5 D.

Рис. 10. 1. Мешалка.

Высота свободного пространства ме-
шалки с учетом колебаний уровня при
перемешивании принимается равной 0,5-0,6 ж, тогда рабочая вы-
сота цилиндрической части мешалки йр = Н— (0,5 4- 0,6) м.

Рассмотрим расчеты мешалок и других аппаратов периодического
действия на конкретных примерах.

Пример 10. 1. Выполнить проверочный расчет мешалок для кислотной
обработки дистиллятов автотракторных масел в количестве 1950 ml су тки плот-
ностью 24°= 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;
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
045 = 1800 кг/м3; время, затрачиваемое на ремонт мешалок, составляет 5% от
продолжительности цикла.

Определить, обеспечат ли указанную производительность имеющиеся на
установке 10 мешалок диаметром D = 7 л, высотой Н = 5,6 м.

Решение, а) С учетом затраты на ремонт мешалок 5% времени расчет-
ная продолжительность цикла составит

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 р45 =
= 905 кг!м\ плотность серной кислоты (по заданию) q45 = 1800 кг!м3.

Общий объем сырья и реагента

т/ 1950-1000 .0,04-1950-1000

Иобщ =-----------f--------------= 2200 м3/сутки.

* в) Необходимый полезный (рабочий) объем мешалок, исходя из расчетной
продолжительности цикла 21 ч:	х

Т7 2200-21	3.

г раб —--77---= 1925 лг/ сутки

или объем одной мешалки

т/ __ 1925	3

Vр — —~— —192,5 м'.

Если учесть, что в конусе мешалки имеется постоянный остаток нефтепро-
дукта и принять рабочую высоту цилиндрической части аппарата

/гр = Я —0,5 м, т. е. hp = 5,6 — 0,5 = 5,1 лг,
то фактический рабочий объем каждой мешалки составит

Следовательно, имеющиеся 10 мешалок обеспечат указанную производи-
тельность при заданной продолжительности цикла.

Из приведенного проверочного расчета видно, что производитель-
ность мешалок зависит от продолжительности 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
поверхностью F — 45,6 ж2. Производительность фильтра составляет
300—600 кг/м2, • ч (считая только на полезное время фильтрования).

Пример 10. 2. На установке имеется четыре рабочих фильтрпресса указан-
ной выше конструкции с фильтрующей поверхностью, каждого F = 45,6 м2.
Определить пропускную способность установки при условиях, что:

а)	производительность фильтра g = 500 кг/м2 • 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 10%;

г)	цикл работы фильтра состоит из следующих операций:

опрессовка воздухом....................................5	мин

накопление лепешки на дисках (ход мутного масла) . . 5 мин

фильтрование..........................................50	мин

продувка фильтра воздухом ..........................  10	мин

очистка глины и сборка фильтра....................  .	15 мин

Всего 85 мин.

Решение, а) Определяем, исходя из условий, полезную фильтрующую
поверхность четырех фильтров

^полезн“0,9'4j^“0’9'4 ’ 4^’6 “ 194 л*2- '

б)	Производительность всех четырех фильтров за время полезного филь-
трования в час

^1=^полезн^500-164=82000

в)	Суточная производительность установки, исходя из заданного цикла
работы фильтров:

50

G = 24 • 82 000 -37- " 1 160000 кг)сутки, или 1160 т/сутки. '

85

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^утки рафината селек-
тивной очистки, исходя из следующих условий:

а)	расход отбеливающей глины равен. 6%, насыпная плотность глины
1050 кг/м3;

б)	цикл работы турбосмесителя:

• закачка рафината и подача отбеливающей глины 1,5 ч
перемешивание ............................0,5 ч

откачка смеси через печь .................... 2	ч

•	Всего. ..4ч

в) размеры турбосмесителя: внутренний диаметр D — 3,62 м] высота Н =
= 7,46 м',

г) температура обработки рафината 40° С, плотность рафината о2о “
— 905 кг!м2.
Решение, а) Определим общий объем каждого турбосмесителя, пре-
небрегая объемом, занимаемым смесительными устройствами:

3,14.3,622 7/Р_77 .

'общ 4	4	7,46 77 м .

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. •

Уполезн = 0,9 ; 77,0 = 69,2 ж3.

в)	Расход отбеливающей глины равен

0,06 • 1 600 000 = 96 000 игрушки, или 96 треушки.

г)	Общий объем смеси масла с глиной за 1 сутки

Т7'	‘	1 600 000 . 96 000 .ого г лом ч/

1общ =---905— + ^050~ = 1856,5 =1857 м3/сутки.

д)	Определим пропускную способность каждого турбосмесителя (заданной
конструкции).

Количество циклов работы турбосмесителя за сутки

24 : 4 = 6 циклов.

Следовательно, пропускная способность турбосмссителя равна
6^Полезн = 5 6 * 69,2 = 415 м3/сутки.

е)	Необходимое количество турбосмесите'лей составит

/	^общ 1857	,	х

ге = -^ = -415-==4’47 (5

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

2. Расчет
экстракционной
колонны установки
деасфальтизации
пропаном

5 — 4,47

100 = 11,7%.

4,47

За последнее время все большее распро-
странение при производстве остаточных ма-
сел получает деасфальтизация гудронов жид-
ким пропаном, так как последний является
наилучшим и наиболее экономичным избира-
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.
Пропаи является предельным углеводородом нормального строе-

ния и имеет следующие основные свойства.
Молекулярный вес....................................44

Плотность, кг/м3:	s

жидкости при температуре —42,06° С............ 582,4

»	»	»	+20° С............... 500 5

пара по отношению к воздуху .................. 1,52

Температура кипения при атмосферном давлении х, °C . . —42,06
Теплоемкость, ккал/кг • град:
жидкого пропана при температуре 4-20° С ............ 0,6070

насыщенного пара пропана при температуре 0° С . .	0,370

насыщенного пара пропана при температуре +20°С	0,390

Теплота испарения, ккал/кг:
при температуре —42,06° С..........................100,4

»	»	+20° С..............................83,5

Растворяющая способность и избирательность жидкого пропана
по отношению к различным соединениям нефтяного сырья различ-
ные. Твердые углеводороды — парафины и церезины — при низких

температурах (—40 4 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 деас-
фальтизата 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.

1 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.
Экстракционная колонна (рис. 10. 2) представляет собой полый

цилиндр, рассчитанный на рабочее давление 40 ат при температуре
смеси пропан — масло 80° С. Колонна разделена глухой перегород-
кой на две частй: нижнюю — экстракционную и верхнюю — отстой-

ную. В экстракционной части помещена насадочная (или жалюзий-
ная) тарелка, под насадкой — маточник для ввода пропана, над

насадкой — маточник для ввода сырья.

В экстракционной части колонны про-
исходит процесс деасфальтизации 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 м31м2 * ч, линейная скорость
смеси в свободном сечении экстракционной
части колонны равна 9,3 — 11,3 мм/сек, в на-
садочных 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 наса-
дочйом слое составляет 110—130 сек, время
отстоя масляного раствора в отстойной части
колонны 570—670 сек.

Диаметр экстракционной колонны D опре-
деляется из следующей формулы:

=	+	(Ю.1)

4	\ 0с On / '	к }

Рис. 10. 2. Экстракцион-
ная колонна.

1 — подача сырья; 2 — по-
дача жидкого пропана; з —
выход масляного раствора;

4 — выход битумного рас-
твора; 5 — теплообменник
для масляного раствора;

6 — переточная линия.

отсюда

/Ос . О'п

0с 0п ’
л V

где D — диаметр экстракционной колонны в м;

Gc — производительность установки по сырью в кг!ч\

QC — плотность сырья при средней температуре в экстракцион-
ной колонне в кг/ж3;

Gn — количество пропана, вводимого в экстракционную колонну,
в кг!ч-, .
Qn — плотность жидкого пропана при средней температуре в экс-
тракционной колонне в кг/м3\

V — скорость потока смеси в экстракционной части колонны,
v = 35 4-40 м3/м? • ч.

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 =	+ Л2 + h3 +	+ Л5 м, ,	(10. 3)

где — высота опорной обечайки колонны, равная 1,0—1,2 м;
й2 — расстояние от днища до насадки или жалюзийной тарелки,
равное 3,0—3,2 м;

h3 — высота насадочного слоя или жалюзийной тарелки в м;

— расстояние от насадки до верха экстракционной части
' колонны, равное 3,3—3,5 м;

Аб — расстояние от верха экстракционной части до верха
колонны (высота отстойной части колонны).

Высота насадочного слоя определяется формулой

(10.4)

где — время контакта сырья и пропана в насадочном слое, =
= 110-4- 130 сек\

И7! — линейная скорость потока в насадочном слое, равная
0,046—0,056 м/сек.

Высота отстойной части экстракционной колонны определяется
формулой

^ = t2I72,	•	(10.5)

где т2 — время отстоя масляного раствора в отстойной части ко-
лонны, равное 570—670 сек\

W2 — линейная скорость масляного раствора в отстойной части
колонны, равная 0,006—0,007 м/сек.

Пример 10. 4. Определить диаметр и высоту экстракционной колонны
установки деасфальтизации гудрона жидким пропаном производительностью
400 т/сутки сырья. Плотность сырья (гудрона) $45 кг/ж3, отношение веса
пропана к весу гудрона равно 5:1, температура в верху экстракционной части
50° С, внизу 44° С, в верху колонны 55° С, давление в колонне 32 ат. Выход
деасфальтизата составляет 60% на исходное сырье. Состав масляного раствора:
15% деасфальтизата и 85% пропана^ Плотность деасфальтизата	кг/м2.

Решение*. Производительность установки по сырью

Gc ~

400 • 1000

24

= 16 700 кг/ч.
Количество пропана, вводимого в экстракционную колонну:

<7п = я(7с = 5* 16 700 — 83 500 кг/ч. г

Средняя температура потока (смеси) в экстракционной части колонпы

*1 + *2 _ 44 + 50 _ р
----------- --- ------------ -

Плотность гудрона при 47° С (по рис. 3.1) Q°7==930 кг/м3. Плотность про-
пана при 47° С q^=463 кг/м3.

Диаметр экстракционной колонны определяем по формуле (10. 1).

в-2]Ж

ь —V nV =2
Qn )

16 700

930

83 500 \ . о л /	__о его

.I • 3,14 • 40 — 2,52 м.

463 /

Высоту насадочного слоя определяем по формуле (10. 4)

^3 = 1x^1 = 120-0,05 = 6 м.

Высоту отстойной части экстракционной колонны подсчитываем по фор-
муле (10. 5),	4

^5 = ^2^2== 640 • 0,0065 = 4,15 м.

Высоту экстракционной колонны находим по формуле (10. 3)	<

Н = hr + h2 + h3 +	+ h5 = 1,0 + 3,0 + 6,0 + 3,3 + 4,15 = 17,45 at.

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°С, низа 60° С; плотность при 20° С равна “ $56 кг/м3; соотношение про-
пан : гудрон равно 4:1.

Решение. Средняя температура потока в экстракционной части колонны

, _ 70 + 60

<ср-----2—

= 65° С.

Плотность сырья (гудрона) при 65° С

1+0,000567(65-20)	932 Кг/м3‘

Плотность пропана при 65° С $^ = 442 кг/м3.

Производительность установки по сырью определяем по формуле (10-1)
/ Gc Gn\.F= 3,14 - З2 _/ Gc 4GC \

4 ДОс Qn/	4	Д32	442 J ‘ Ж

отсюда

<?с = 27 900 кг/ч или Gc~ 27 900 • 24 = 670000 кг/сутки.
3. Расчет
испарителей
пропана

вление в корпусе

Испарители масляного и битумного рас-
творов представляют собой полые цилиндры
диаметром 1,8 ж, длиной 6,8 ж и толщиной
стенки 2,4 см. Эти аппараты являются ко-
тлонадзорными и рассчитаны на рабочее да-
25 ат при 150° С. В корпусе испарителя поме-

щен трубный пучок, поверхность нагрева которого равна 200 ж2.
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 конденсатор-холодильник.

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

х~ (К-\)М2 + Мг '

(10.6)

где Mi — молекулярный вес пропана, равный 44;

Мъ — 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:

=	(10.7)

X

где ух — молекулярная концентрация компонента в газовой фазе;
х± — молекулярная концентрация компонента в жидкой фазе.

Как было показано выше, величина константы равновесия зави-
сит от температуры и давления. С повышением температуры вели-
чина К 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 испарителц, буквой Ср, весовую концентра-
цию пропана в растворе, поступающем в испаритель, х^ весовую кон-
центрацию масла или битума 1 — хг, весовую концентрацию пропана
в уходящем из испарителя растворе х2, весовую концентрацию масла
или битума в этом же растворе 1 — х2, теплосодержание перегретого
пара пропана при температуре выходящего из испарителя пропана
216
ТАБЛИЦА 10.1

Константы равновесия пропана

Тем- пера- тура, °C	Величина К при общем абсолютном давлении, ат													
	8	10	12	14	16	18	20	22	24	26	28	30	32	34
10	0,86	0,70	0,62	0,56	0,51	0,47	0,43	0,41	0,40	0,38	0,37	0,36	0,35	0,34
20	1,03	0,86	0,73	0,64	0,60	0,56	0,52	0,49	0,47	0,45	0,43	0,42	0,41	0,40
30	1,23	1,03	0,87	0,78	0,75	0,67	0,62	0,60	0,58	0,57	0,54	0,52	0,50	0,48
40	1,50	1,26	1,10	0,98	0,88	0,81	0,74	0,71	0,68	0,65	0,63	0,61	0,59	0,57
50	1,77	1,50	1,31	1,17	1,05	0,85	0,87	0,83	0,79	0,75	0,72	0,69	0,67	0,65
60	2,11	1,75	1,50	1,31	1,19	1,10	1,02	0,96	0,90	0,85	0,82	0,80	0,78	0,76
70	2,40	1,98	1,64	1,47	1,34	1,24	1,16	1,09	1,02	0,96	0,92	0,90	0,87	0,84
80	2,62	2,20	1,89	1,65	1,49	1,36	1,26	1,19	1,1?	1,06	1,02	0,99	0,96	0,93
90	2,92	2,42	2,07	1,80	1,62	1,48	1,36	1,30	1,24	1,18	1,13	1,08	1,04	1,00
100	з,ю	2,60	2,23	1,94	1,74	1,57	1,42	1,35	1,29	1,23	1,19	1,15	1,11	1,08
110	3,28	2,73	2,35	2,10	1,84	1,67	1,53	1,46	1,39	1,32	1,27	1,23	1,19	1,15
120	3,42	2,93	2,50	2,23	2,03	1,84	1,70	1,60	1,51	1,42	1,37	1,33	1,29	1,29
130	3,77	3,12	2,68	2,36	2,15	1,98	1,82	1,71	1,60	1,50	1,45	1,40	1,35	1,30
140	4,10	3,37	2,87	2,50	2,29	2,10	1,94	1,82	1,70	1,59	1,53	1,48	1,43	1,38
150	4,35	3,65	3,15	2,78	2,50	2,30	2,10	1,97	1,84	1,72	1,65	1,58	1,51	1,44
160	4,65	3,87	3,30	2,90	2,67	2,40	2,20	2,09	1,96	1,84	1,76	1,68	1,61	1,54
170	4,94	4,15	3,55	3,15	2,28	2,57	2,37	2,23	2,09	1,96	1,89	1,82	1,76	1,70
180	5,24	4,37	3,75	3,32	2,98	2,71	2,48	2,34	2,21	2,08	2,00	1,92	1,84	1,77
190	5,55	4,58	3,93	3,45	3,08	2,82	2,60	2,46	2,33	2,20	2,11	2,02	1,93	1,85
200	5,80	4,85	4,17	367	3,30	3,00	2,80	2,64	2 48	2,32	2,24	2,16	2,08	2,00
210	6,00	5,05	4,35	3,73	3,45	3,15	2,90	2,74	2,58	2,43	2,34	2,25	2,16	Х08
220	6,30	5,30	4,55	4,00	3,60	3,28	3,00	2,84	2,68	2,53	2,43	2,34	2,25	2,16
230	6,65	5,58	4,80	4,25	3,83	3,48	3,21	3,01	2,82	2,63	2,53	2,44	2,35	2,26

t2	теплосодержание жидкого пропана при температуре по-

ступающего в испаритель раствора t± теплосодержание жид-
кого пропана при температуре уходящего из испарителя раствора i2

/, теплосодержание деасфальтизата (масла) или битума при tr

пр 2	f

q™, при температуре i2 q™>, тогда:

2

часовое количество пропана в растворе, поступающем в испари-
теле, равно Gp#x;

часовое количество деасфальтизата или битума в растворе, посту-
пающем в испаритель:

Gp • (1 хх);

часовое количество раствора, уходящего из испарителя:

fip •	;	(Ю. 7а)

часовое количество пропана ж уходящем растворе

<10-76)

1	•*'2
часовое количество паров пропана, уходящих с верха испарителя:

X. (10.7в)

JL •*'2	\	1	•*'2	/

В испаритель поступает тепло:

1)	с раствором, состоящим из пропана и масла:

Gp^i^np + Gp (1 — #i) qt± = Gp [^i^np + (1	#i) Qti\ \	(10. 7r)

2)	с водяным паром Q.

Из испарителя уходит тепло:

1)^ с раствором

Р Т=у2 ^пр / + GP U - *1) 7/ =- Gp z2gup t, +

+ (1-^)7/];	(10.7д)

2_

2)	с перегретыми парами пропана

GpX- 4хМ<Йрл2;	' (Ю. 7e)

3)	теряется в атмосферу (3—5% от количества тепла, внесенного
водяным паром)

Qn = 0,03 - 0,05 Q.

Тепловой баланс испарителя:

Gp Мр Ч + (1 - *1) <£] + Q = Gp Х^ t, + (1 - X1)	] 4-

+ Gp(X1— j	7np ta + (?n-

. Из теплового баланса испарителя определяем количество тепла,
внесенного водяным паром в испаритель в течение часа:

« = s'|S <р  + <* - г>> «Т; ] + «»(*> ~ ЙВ & <. +

+ (?п Gp [^i?np /х + (1 — ^i) д*]

или

Q ~~~ Gp Хг (qnp 7пр tx) 7 (?Sp t2 ) +

L	1“^2	%

+ (1—^1) (С—(10.8)
‘ 2

Теплосодержания жидкого пропана, а также насыщенного и пере-
гретого паров в зависимости от температуры и давления приведены
в табл. 10. 2 и 10. 3.
ТАБЛИЦА 10.2

Теплосодержание жидкости и насыщенного пара
пропана

Темпе- ратура , °C	Теплосодержание, ккал/кг		Темпе- ратура, °C	Теплосодержание, ккал/кг	
	жидкости |	пара		жидкости	пара
0				90,3	60	40,5	103,8
10	6,1	93,1	70	49,0	104,6
20	12,3	' 95,8	80	58,8	105,0
30	18,5	98,2	90	71,5	104,0
40	25,1	100,4	96,8	95,0	95,0
50	32,5	102,2	—	—	—

ТАБЛИЦА 10. 3

Теплосодержание перегретого пара пропана

tepa- , °C	Теплосодержание в ккал/кг при лютном давлении, ат				абсо-	ф „	Теплосодержание в ккал/кг при абсолютном давлении, ат				
S S.						* В					
											
£&	1	ю- I	20 |	30 |	45		1 1	10 1	20 1	30	I 45
0	93,5									200	200,0	196,5	193,0	190,0	184,0
25	103,5	97,0	—			—	225	216,5	213,5	210,0	207,0	201,5
50	115,0	109,5	—	—	—	250	233,0	230,0	227,0	224,0	219,5
75	127,0	122,0-	115,0	—	—	275	250,0	247,0	244,5	242,0	237,5
100	141,0	136,0	130,0	124,0	107,0	300	267,0	264,0	262,0	260,0	256,0
125	154,5	150,0	145,0	140,0	130,5	325	284,5	282,0	280,0	278,0	275,0
150	169,0	165,0	160,5	156,0	149,0	350	302,5	300,0	298,5	296,5	294,0
175	184,0	180,5	.177,0	173,0	167,0						

7

Расход, водяного пара в испарителе q определяется формулой

6	q^-q™'

(10. 9)

где — теплосодержание водяного пара, поступающего в трубный
пучок испарителя, в ккал/кг*,

q™ — теплосодержание парового конденсата при выходе из
трубного пучка испарителя в ккал/кг.

Коэффициент теплопередачи к поверхности трубного пучка испа-
рителя определяется из формулы (4. 28)

к =	— ккал/м? • ч • град,	(10.10)

г Д&ср

где Q — тепловая нагрузка испарителя в ккал/ч\

F — поверхность трубного пучка в ж2;

А ^ср — средняя разность температур [см. формулы (4. 33) и (4. 34) L
Пример 10. 6. Определить весовую концентрацию пропана в масляном рас-
творе при температуре 80° С и давлении 20 ат, если молекулярный вес масла
(деасфальтизата) равен 400.

Решение. По табл. 10. 1 определяем величину константы равновесия
пропана при температуре 80° С и давлении 20 ат

К = 1,26.

По формуле (10. 6) определяем весовую концентрацию пропана в масляном
растворе

М± ,	44

X1 = Af2(K-l) + Af! = (1,26-1)400 + 44 = °’314’

Пример 10. 7. Определить расход водяного пара в испарителях масляного
раствора на установке деасфальтизации гудрона жидким пропапом производитель-
ностью 500 т/сутки. Плотность сырья (гудрона) Q20= 948 кг/л^3, отношение веса
пропана к весу гудрон^ равно 4:1, температура верха экстракционной колонны
55° С, давление в колонне 32 ат. 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
$2о “ 920 кг/м2. На установке имеется четыре испарителя масляного раствора,
в которых поддерживается следующий режим:

в первом испарителе t =	80°	С,*	р	=	26 ат	(абс.)

во втором	»	t =	100°	С,	р	=	22	»	»

в третьем	»	t =	120°	С,	р	=	20	»	»

в четвертом	»	t =	150°	С,	р	=	18	»	»

В трубный пучок испарителя вводится насыщенный водяной пар при абсо-
лютном давлении 17 ат.

Молекулярный вес деасфальтизата 420.

Решение. Производительность установки по сырью

Gc —

500 • 1000

24

— 20 800 кг/ч.

Количество пропана, вводимого в экстракционную колонну:
Gn = п Gq = 4 • 20 800 — 83 200 кг!ч.

Количество деасфальтизата (масла)
= 20 800 • 0,64 = 13 300 кг/ч.

Количество масляного раствора

*	Ср =	= 89 000 кг/ч.

р 0,15

Количество жидкого пропана в масляном растворе при входе в первый испа-
ритель

£пр = 89 000 • 0,85 = 75 700 кг/ч.

Расчет первого испарителя масляного раствора. Константа равновесия про-
пана при температуре t = 80° С и абсолютном давлении р = 26 ат К == 1,06.

Весовая концентрация пропана в масляном растворе при выходе из первого
испарителя по формуле (10. 6) равна

х ___________________________44_______— nRQR

2	(^-1)М2 + МХ “ (1,06 — 1)420 + 44	’
Количество паров пропана, уходящих с верха первого испарителя, опреде-
ляется по формуле (10. 7в)

Ср ~= 89 000 (0,85 -	0,636^1 = 52 500 кг/ч.

\	11	1—U.ООО	/

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 = 55° С и t = 80° С
(табл. I и II, см. приложение):

q™ = 23,39 • 1,04 = 24,3 ккал/кг',

qn{, =34,83 • 1,04 = 36,2 ккал/кг.

2

Теплосодержания жидкого пропана при t = 55° Си 80° С по табл. 10.2
равны:

^^ = 36,5 ккал/кг\ te) — 58,8 ккал/кг.

Теплосодержание перегретого пара пропана при t2 = 75° С и р = 26 апг
(температура паров пропана в испарителе обычно на 5—10° С ниже, чем темпе-
ратура раствора в испарителе) по табл. 10. 3

йр /2 — ИЯ ккал/кг.

Количество тепла, внесенного водяным паром в первый испаритель, опре-
деляем по формуле (10. 8)

л__п ок

(2 = 89000 0,85 (112-36,5)--f—^-0,636 (112-58,8) + (1-0,85) X

1 UjOuO

X (36,2—24,3) 1,05=4870 000 ккал/ч.

Расход водяного пара в первом испарителе определяем по формуле (10. 9)

_ Q -	= 4 870 000

“ 667,2-203,6

*Р = 17 УР = 17

10570 кг/ч.

Средняя разность температур потоков в первом испарителе

200° С

80° С
AfM=120° С

водяной пар 200о с
масляный раствор

*-------------— эоС

Д(б = 145° С

4<ОР=“+1®_,33.

&

Коэффициент теплопередачи трубного пучка первого испарителя

Q _ 4 870 000

F Д£Ср 133 • 200

183 ккал/м2 • ч • град.

Остальные испарители рассчитываются по той же методике.
Расчет второго испарителя. Константа равновесия пропана при температуре
t = 100° С и абсолютном давлении р = 22 ат К = 1,35.

Весовая концентрация пропана в масляном растворе при выходе из второго
испарителя

__	44	__

= (1,35-1) 420+44 = °’23’

Количество масляного раствора, поступающего во второй испаритель:

Gp = GM + Gnp = 13 300 + 23 200 = 36 500 кг/ч.

Количество паров пропана, уходящих с верха второго испарителя:

Gp 1*1 —	*2^ = 36 500 (0,636 — А-~9'.63А 0,231 = 19 200 кг/ч.

\	1 — *^2 /	\	-I—0»4о	/

Количество пропана, уходящего с раствором из второго испарителя в тре-
тий:

23 200 — 19 200 = 4000 кг/ч.

Теплосодержание деасфальтизата при t = 100° С

qm, = 44,35 • 1,04 = 46,0 ккал/кг.

2

Теплосодержание жидкого пропана (в растворе) при t = 100° С
q™ ,
пр ^ = 97,0 ккал/кг.

Теплосодержание перегретого пара пропана при t = 95° С и р == 22 ат

' Зпр *2 ~ ккал!кг-

Количество тепла, внесенного водяным паром во второй испаритель:

<2 = 36 500 0,636 (128,8 - 58,8)-/Zp 230 0,23 <128'8~97'°) +

+ (1 —0,636) • (46,0 — 36,2)1 1,05= 1 750 000 ккал/ч.

Расход водяного пара во втором испарителе

1 750000	.

^11=’ёЙ79—= 3770 кг!4,
оо7,^ 203>6

Средняя температура потоков во втором испарителе

200° С —водянойпар >	200° С

100° С ,масляный раствор	80° С

Д<М=1ОО°С	Д«б = 120°С

Коэффициент теплопередачи трубного пучка второго испарителя
,	175 000 Qn . 2 л

k = 110» 200 = 80 ккал1м ' 4 ’ гРа9,
Расчет третьего испарителя. Количество масляного раствора, поступа-
ющего в третий испаритель:

Gp = GM + Gnp = 13 300 + 4000 = 17 300 кг/ч.

Константа равновесия пропана при t = 120° С и р = 20 ат К = 1,70.

Весовая концентрация пропана в масляном растворе при выходе из третьего
испарителя по формуле (10. 6) равна

__	44	___

~ (1,70 — 1) 420 + 44 = 0 4 3 ‘

Количество паров пропана, уходящих с верха третьего испарителя, по
формуле (10. 7в)

Ср (Ч - 7~-1- aJ = 17 300 (0,23—• 0,13^ = 1990 кг/ч.
р 1 —^2 /	\ 1—олз j

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

= 54,19 • 1,04 = 56,3 ккал/кг.
2

Теплосодержание жидкого пропана при t = 120° С

qm , = 123,0 ккал/кг.

ПР/2

Теплосодержание перегретого пара пропана при t = 115° С и р == 20 ат

qn , = 142,0 ккал/кг.

°Р/2

Количество тепла, внесенного водяным паром в третий испаритель:

г	4____о 24

Q = 17 300 0,23(142,0 -97)	0>13 (142,0 — 123,0) +

+ (1-0,23) < (56,3 — 46) 1,05 = 287 000 ккал/ч.

Расход водяного пара в третьем испарителе

287 000

667,2 — 203,6

= 618 кг/ч.

Средняя разность температур потоков в третьем испарителе
200оС водяной пар •	200ос

120° С масляный раствор	100° С

AiM = 80°C	Д*б == Ю0° С

Д^ср — 90° С

Коэффициент теплопередачи трубного пучка третьего испарителя
к — on7 onn' ~ 16 ККаЛ1М^ • 4 ’ гРад-
Расчет четвертого испарителя. Количество масляного раствора, поступа-
ющего в четвертый испаритель:

Gp = GM + Gnp = 13 300 + 2010 = 15 310 кг/ч.

Константа равновесия пропана при t = 150° С и р == 18 ат К = 2,30.

Весовая концентрация пропана в масляном растворе при выходе из четвер-
того испарителя

44

(2,30 — 1) 420 + 44 = 0,075‘

Количество паров пропана, уходящих с верха четвертого испарителя

= 15 ЗЮ	0,075^ = 920 кг/ч.

Количество пропапа, уходящего с низа четвертого испарителя в отпарпую
колонну:

2010 - 920 = 1090 кг/ч.

Теплосодержание деасфальтизата при t = 150° С

q™, = 69,56 • 1,04= 72,5 ккал/кг.

2

Теплосодержание жидкого пропана при t = 150° С

q™ , = 144,0 ккал/кг.

ПЧ

Теплосодержание перегретого пара пропана при t = 145° С и р = 18 ат

^пр t2 = 162,0 ккал/кг.

Количество тепла, внесенного водяным паром в четвертый исйаритель:

4___п 4 ч

<2 = 15 310 0,13 (162,0 - 123,0)-	0,075 (162,0-144,0) +

+ (1-0,13)- (72,5-56,3) 1,05 = 285 000 ккал/ч.

Расход водяного пара в четвертом испарителе

_ 285 000

?IV 667,2 — 203,6

= 617 кг/ч.

Средняя разность температур потоков в четвертом испарителе

200° С

150° С

водяной пар
масляный раствор

200° С

120° С

Д£м = 50° С

Д^ср = 65° С

Д^б = 80° С

Коэффициент теплопередачи трубного пучка четвертого испарителя

,	285 000	99	, 2

/с =	= 22 ккал м* - ч ♦ град.

Ь5 • 200
лях соответственно эти

4. Процесс
экстракции ♦ и расчет
экстракционных
колонн очистки
дистиллятов масел
избирательными
растворителями

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/м2 • ч • град); соответственно минимальная нагрузка приходится
на четвертый испаритель, где расход водяного пара составляет всего 617 кг/ч.
и к = 22 ккал/м2, • ч • град.

Если снизить температуру в первом испарителе, например до 70° С (при
том же давлении 26 ат), несколько снизится нагрузка на первый испаритель,
уменьшится расход водяного пара и снизится к, при этом в остальных испарите-
показатели возрастут.

Экстракцией называется процесс разде-
ления смеси компонентов при помощи рас-
творителя, избирательно растворяющего
только извлекаемые компоненты.

При экстракции тех или иных компонен-
тов из твердого вещества, путем обработки
его растворителем, образуется система твер-
дое вещество — жидкость.

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.
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-
.ных 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 с1? в экстрактной фазе — через с2, получим
следующее математическое выражение закона равновесного распре-
деления извлекаемого вещества:

к — —,	(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 ступени 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. Про-
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)

(Ю-12)
|/ \ Qc ер)

гдебс — производительность установки по сырью в кг!ч\

qc — плотность сырья при температуре экстрагирования в кг/лг3;
Gp — количество избирательного растворителя, вводимого в экст-
ракционную колонну, в кг/ч;	,

qp — плотность избирательного растворителя в кг/м3;

V — скорость потока смеси в экстракционной колонне в м3/м2 • ч.

Рис. 10. 3. Принципиальная схема четырехступенча-
того противоточного процесса экстракции.

7, 2, 3 и 4 —экстракторы, <5, 6', 7 п 8—смесители. Линии:
1 — масляный дистиллят, II — избирательный растворитель;
III — рафинатный раствор; IV— экстрактный раствор.

Рис. 10. 4. Экстракционная колонна.

I — масляный дистиллят; II — избира-
тельный растворитель; III — рафинат-
ный раствор; IV — экстрактный раствор.

Часовое количество избирательного растворителя, вводимого
в экстракционную колонну, определяется формулой

Gp-ziGc, (10.13)
где п — соотношение количеств
избирательного растворителя и
сырья, определяемое эксперимен-
тальным путем (п = 1,8 Н-3,5).

Скорость потока смеси в экст-
ракционной колонне прй очи-
стке масляного дистиллята фур-
фуролом колеблется в пределах
6,5—13 м3/м2 • ч, а при очистке
фенолом 10—12 м31м? • ч.

Высота экстракционной ко-
лонны Н для фурфурольной очи-
стки определяется формулой

Н = “И h% + h% + hi м, (10.14)
где hi — расстояние между верх-
ней тарелкой и днищем
колонны (высота отстой-
ной части для рафинат-
ного раствора) в м;

h^ — расстояние между верхней
и нижней тарелками в ж;

д2 — (п — V) h (здесь п — число тарелок; h — расстояние
между тарелками в м/);

h3 — расстояние от днища колонны до нижней тарелки (высота
отстойной части для экстрактного раствора) в м;

h& — высота опорной обечайки в м.
Высота отстойной части колонны для рафинатного раствора
определяется формулой

/г1 = КЕ^1,	(10.15)

где.Ур.р — количество рафинатного раствора в ж3/ч;

— время отстоя рафинатного раствора в отстойной части
колонны; та = 1,2 4- 1,5 ч;

F — площадь поперечного сечения колонны в м2.

Высота отстойной части колонны для экстрактного раствора

(10.16)

(
где р — количество экстрактного раствора в ж3/ч;

т2 — время отстоя экстрактного раствора в отстойной части
колонны; т2 = 0,5 4- 1,0 ч;

F — площадь поперечного сечения колонны в м2.

Часовые количества рафинатного и экстрактного растворов опре-
деляются формулами:

ту ____ £раф । <7раф (1 —#)

Р-Р'"9раф+

ту ___	। &р бтраф (1 х)

г э. р • ~г >'	>'	1

Qq QP	*QP

гдебраф — часовое количество рафината в кг/ч\

рраф — плотность, рафината при температуре на верху
в кг/ж3;

х — весовая концентрация рафината в рафинатном
Сэ — количество экстракта в кг!ч\
р9 — плотность экстракта при температуре в низу
в кз/ж3;

qp— плотность избирательного растворителя при температуре
на верху колонны в кг/ж3;

QP — плотность избирательного растворителя при температуре
в низу колонны в кгДм3.

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 = 925 яг/лг3, выход рафината 75% на исходное сырье.Плот-
ность рафината qPq$= 905 кг!м3. Весовая концентрация рафипата в рафинатном
растворе10,84, плотность экстракта — 983 кг/л^3.

Решение. Производительность установки по сырью

„	1000 000 .	.

Gc =-------- — 41 700 кг/ч.

24

.(10.17)

(10.18)

колонны
растворе;

колонны
Средняя температура потока в экстракционной колонне

+ _ 55 4-85

*ср-—2~~

= 70° С.

Плотность дистиллята автола 10 и фурфурола при 70° С соответственно
= 896 кг/м3, р$о — 1060 кг/м3.

Количество фурфурола, подаваемого в экстракционную колонну, по фор-
муле (10. 13)

Gp — nGc = 2 • 41 700 = 83 400 кг/ч.

Диаметр экстракционной колонны по формуле (10. 12)



41 700	83 400 7	„

ТиГ+ТонГГ3'14'10-2"0'”'

Количества рафината и экстракта соответственно равны:

£раФ = 0,75 • 41 700 = 31 400 кг/ч; G9 = 41 700 — 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/м3; $ = 967 кг/м3; о$ = 1090 кг!м3; (Л = 1030 кг/л3.

85	^55	55	8э

Количества рафинатного и экстрактного растворов подсчитаем по формулам
(10. 17) и (10. 18):

v _ Сраф Сраф(1-^) _ 31400 .31400(1—0,84)

Vp- Р ~	+ ----“ “870~	0,84-1030	~ 41,89 М К

V	G*	' GP	£раф(1-”)	Ю30 । 83-400	3140(1-0,84) ...

Э₽	6э 6р жбр	967 + 1090	0,84-1090	81,7	''

Высоту отстойной части колонны для рафинатного раствора определяем по
формуле (10. 15)

hi —

"Ир- р И
F

4-41,89-1,2

3,14-4* ~ = 4лг’

а высоту отстойной части колонны для экстрактного раствора по формуле (10. 16)

Гэ. Р Т2__4 • 81,74 • 0,75

F ~	3,14-42

= 4,86	5 м.

В экстракционной колонне шесть насадочных тарелок, расстояние между
ними 2,1 л, высоту опорной обечайки принимаем 1,2 л, тогда общая высота
колонны по формуле (10. 14)

Н = hi + hi 4" h9 4" hi = 4 4* (6 — 1) 2,1 4" 5 4“ 1,2 — 20,7 м ~ 21 м.

Пример 10. 9. Определить диаметр и высоту экстракционной колонны уста-
новки избирательной очистки деасфальтизата фенолом производительностью
800 т/су тки сырья. Температура верха колонны 110° С, шиза колонны 60° С,
соотношение количеств фенола и деасфальтизата равно 3,5 : 1, плотность сырья
(деасфальтизата) ^0 кг/м3, выход рафината 75% па исходное сырье, плот-
ность рафината = 902 кг/м3, весовая концентрация рафината .в рафинат-
ном растворе 0,80.

D — 2

=
Решение. Производительность установки по сырью

Gc —

800 000

= 33 40Q кг/ч.

24

Средняя температура потока в экстракционной колонне
,ср = И2±^ = 85°С.

Плотность деасфальтизата и фенола при 85° С
р°б — 885 кг/м2 и Q* = 1030 кг/м2.

Количество растворителя (фенола), подаваемого в экстракционную колонну:
£р = 3,5 . 33 400 = 117 000 кг/ч.

Диаметр экстракционной колонны

Плотность экстракта находим из формулы (8. 15)

1000 __ 0,75	0,25

920	902 ф оэ ’

^20

отсюда
оэ = 987 кг/м3<
^20

Количества рафината и экстракта равны соответственно:

£раф = 0,75 • 33 400 = 25 100 кг/ч.

Go = 0,25 • 33 400 = 8300 кг/ч.

Плотности рафината при 110° С, экстракта при 60° С и фенола при 60 и
110° С соответственно равны:

Qpa$ — 855 кг/м3; Qao = 970 кг/м3; Q^o = 1040 кг/м3; q$0 = 990 кг/м3.

Количества рафинатного и экстрактного растворов из формул (10.17) и

(10.18):	т.	25 100 . 25100(1-0,80)	3, .  ^р'р = 855 +		0,80-990	“ 35.73 л.2/,;

_ 8300	117 000 25 100(1—0,80)

э*р~ 970 + 1040	0,80-1040	“

Высота отстойной части колонны для рафинатного раствора
,	4-35,73-1,2

hl~ 3,14- 4,22	3,1 М'

Высота отстойника экстрактного раствора
,	4*115,27*0,75	. 9

Лз ~	3,14 • 4,22	“ 6,2 м'

В экстракционной колонне 25 тарелок, расстояние между ними 0,7 м, тогда
высота колонны

Н = 3,1 + (25 -г- 1)0,7 + 6,2 + 1,2 = 27,3 м.
ТАВЛИЦА'10. 4

Характеристика колонн очистньрс установок

Показатели	Колонны установок								
	фурфурольной очистки				фенольной очистки				
	рафинат- ная	фурфу- рольная	экстрактные		сушильная	феноль- ная	отпарная экстрактная	рафинатные	
			испари- тельная	отпарная				испари- тельная	отпарная
1	2	3	4	5	6	7 ,	8	9	10
Число тарелок: колпачковых		20-22	18-20	6	18	20	20-24	16-20	6	16-18
каскадных		—.	3	3	—	—	—	—	3	•—
Общая высота колонны, м	19—20	—	.— <	—	—	—	—	—	—
Расстояние между тарелка- ми, м		0,7					• - —					—	—	—
Скорость паров, м/сек-.  в свободном сечении . .	0,5-0,6	0,5-0,6	—	—	—	—	—	—	—
в шлемовой трубе . .	20—25	25—30	—	—	-—	—	—	—	—
Температура, °C:  . на верху колонны . . .	170—175	125-135	175—180	160—165	130—135	—	180-190	—	190-200
в низу колонны ....	180—190	190—200	190—200	180—185	145—150	—	210—220	—	210-220
бокового погона . . . ’.	—	165—170	—	—	—	-—	—	—	—
Остаточное давление, мм рт. ст		—	—	—,	—	—	—	150—200	—.	—
Расход водяного пара, по- даваемого в низ колонны, % на рафинат или эк- стракт 		3—4					7-8	'				2,5-3			2,5-3
оэ									
5. Колоппы для
ОТГОНКИ
избирательных
растворителей

Отгонка избирательного растворителя
из рафинатного и экстрактного растворов
па установках очистки дистиллятов масел
фурфуролом осуществляется в рафинатной
и фурфурольной колоннах и в испаритель-
ной и отпарной экстрактных колоннах.

Отгонка избирательного растворителя и воды из экстрактного
паствора на установках очистки фенолом дистиллятов масел и деас-
Лалттизатов осуществляется в сушильной, фенольной и экстрактной
отпарной колоннах, а из рафинатного раствора в испарительной и
отпарной рафинатных колоннах.

1 ------------ колонн очистных установок приводится

Характеристика
в табл. 10. 4.

Расчет рафинатной
колонны

Состав поступающего в колонну рафи-
натного раствора определяется из формулы
(8. 23)

(1 — xj = л,
паров избирательного растворителя при темпе-
ра входе в колонну);

где Л — давление
ратуре tG

__ молекулярная концентрация (мольная доля) избирательного

1 растворителя в рафинатном растворе;

f — х — молекулярная концентрация (мольная доля) рафината
в рафинатном растворе;

р2 — давление паров рафината при темйературе £0;

я — общее давление в рафинатной колонне.

При температуре t0 давление паров масла Р2 незначительно,
ям можно пренебречь, тогда формула (8. 23) будет иметь вид

РШ 9

откуда

• л

Ж1 — Pl • J

(10.19)

Весовая концентрация (доля) избирательного растворителя опреде-
ляется из формулы (8. 14) пересчета весовых и молекулярных кон-

центр аций



^р^+^раф (1

где Л/р — молекулярный вес избирательного растворителя;
Л/раф — молекулярный вес рафината.

Секундный объем паров избирательного растворителя и водяного
лара в верхней части рафинатной колонны определяется по формуле
(8. 33)

1	/-	22,4 273-Нв 760 3,

------------	•---м сек,
3600------------273 я '

V =
где Gp — количество избирательного растворителя, уходящего
с верха рафинатной колонны, в кг/ч\

z — количество водяного пара, вводимого в рафинатную колон-
ну, в кг/ч\

tB — температура на верху рафинатной колонны в °C;

л — абсолютное давление наверху колонны (л = 800 мм рт. ст.).
Плотность смеси паров избирательного растворителя и воды на
верху колонны

П —.	+ z

3600 7 ’

Допустимая скорость в свободном сечении колонны определяется
по формуле (8. 35)

w = 0,03341/,
Г 0п

где qjk, рп — плотности жидкого и парового потоков в кг/м3.
Диаметр колонны D определяется из формулы (8. 34)

V niv

Экстрактный раствор, полученный при
избирательной очистке масляного дистиллята
Расчет фурфурольной фурфуролом, нагревается в теплообменниках
колонны	до 140—145° С и поступает в фурфурольную

колонну. В верхнюю часть фурфурольной
колонны подается в качестве орошения водный фурфурол из водо-
отделителя, чтобы извлечь фурфурол из водного фурфурола. В ниж-
нюю 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 — фур-
фурольная вода. Фурфурольная вода, состоящая из 8—9% фурфу-
рола и 91—92% 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 фурфуроль-
ную колонну, Сэ. р;	'
количество фурфурола и экстракта в этом растворе соответ-
ственно Сф И Ц;

количество фурфурола, отводимого из колонны в виде жидкого
бокового потока, Оф ;

количество водного фурфурола, подаваемого в колонну в каче-
стве орошения, gQ',
количество фурфурола и воды
в водном фурфуроле соответст-
венно Оф и z\

количество паров, отводимых
с верха колонны, D',
количество фурфурола в парах

6$;

количество экстрактного рас-
твора, отводимого с низа колонны,
^э.р?

количество фурфурола в этом
растворе Оф

весовая концентрация фурфу-
рола в смеси паров, отводимой
с верха колонны, у;

весовая концентрация фурфу-
рола в водном фурфуроле х\

весовая концентрация воды

в водном фурфуроле 1 — х\

весовая концентрация воды

в смеси паров 1 —• у;

весовая концентрация фурфу-
рола в отходящем экстрактном
растворе хн;

молекулярная концентрация
Фурфурола в отходящем экстракт-

ном растворе xjr

Для материальных потоков фурфурольной колонны (см. рис. 10. э)
будем иметь следующие уравнения.

Количество водного фурфурола, подаваемого в колонну в каче-
стве орошения:

/

=	(10.20)

Количество воды в водном фурфуроле, подаваемом в колонну:
z==zgQ (1 — х) кг/ч.

Подставив в это уравнение значение gn из"~уравнения (10. 20),
получил!

* X

(10.21)
Молекулярная концентрация фурфурола в паровой фазе опреде-
ляется из формулы (8. 24)

где — давление паров фурфурола при температуре tB.

Весовая концентрация фурфурола в паровой фазе определяется
из формулы (8. 14)

..	МФУ'

У	Мфу- + 18(1-?/') •

Количество фурфурола в смеси паров, отводимой с верха колонны:

Сф~Оукг/ч.	(10.22)

Количество водяных паров в потоке D равно

-Z = D(l-y).

Приравняв последнее уравнение с уравнением (10. 21), получим

D (1 — у) = G$ ,
откуда

0=%й’,"г/,‘-	(10-23>

Подставив значение D в уравнение (10. 22), получим

<4 =	кг!4-	' И0-24)

Молекулярная концентрация фурфурола в экстрактном растворе,
отходящем с низа колонны при температуре ZH, определяется форму-
лой (10. 19), а весовая концентрация фурфурола из следующей фор-
мулы :

Хн =------f-—7----,

^ф^п +	1 $н)

где Мд — молекулярный вес экстракта;

1	“	— молекулярная концентрация экстракта в растворе.

Количество экстрактного раствора, вводимого с низа колонны,
равно

=-А-	(10.25)

1 —

Количество фурфурола, выводимого с низа колонны с экстракт-
ным раствором:

G — 6?э. р£ц кз/ч.	(10.26)

235
Количество фурфурола, отводимого из колонны в виде жидкого
бокового потока (по балансу):	м лшдлше

<?Ф =^ф +	—Сф кг/ч.	(10.27)

Секундный объем паров па верху колонны из формулы (8. 33)

JZ _ f4- —) QlL. 273+*в	760 3/

с у 96 п 18 / 3600	273 /Г м -!сек-

Секундный объем паров под тарелкой отбора жидкого фурфурола
(по балансу)

т/ _ Оф + °ф~сф 22,4	273 + Z	760

11 ~	96	3600 • ’ ~273	^~Л13/сек,

где t - температура wob под тарелкой отбора жидкого фурфурола
л — абсолютное давление в колонне в мм рт ст

Диаметр колонны определяется по максимальному секундному
объему в аппарате [формула (8. 34)].	j а и у

В колонну поступает тепло (см. рис. 10. 5) •

1)	с экстрактным раствором

Тепловой баланс	q — Л'ж?

колонны	ккал/ч}

2)	с водным фурфуролом

zctr ккал/ч;

3)	из трубчатой печи Q9 ккал/ч.

Из колонны уходит тепло:

1)	с парами фурфурола и воды

Qi ~	ккал/ч; 1'~

2)	с жидким фурфуролом

Са—^Ф?«2 ккал/ч;

3)	с экстрактным раствором

С3 ==	+ $э<7^2 'ккал/ч;

4)	потери тепла в окружающую атмосферу по формуле (4. 2)
Q^—kF --1	ккал/ч.

Тепловой баланс колонны представится следующим равенством:

<?1 + <?2 + <?з = <21 "Ь <?2 -Ь <?3 +
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 10 фурфуролом, если производительность
ее по сырью равна 1200 треушки, выход рафината составляет 76% па сырье, со-
держание рафината в рафинатном растворе 84%, плотность рафината =
== 904 кг)м3, молекулярный вес Мраф — 420. В рафинатную 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 рафинате
0,01% вес.

Решение. Абсолютное давление насыщенных паров фурфурола при
225° С равно 4,5 ат. Молекулярная концентрация фурфурола в рафинатном
растворе при поступлении в колонну по формуле (10. 19)

X = -5_ —____§52_= q 234

1 Л ~ 4,5 • 760 ,

Весовая концентрация фурфурола в рафинатном растворе при поступлении
в колонну согласно формуле (8. 14)

ЛГр/	96,0 • 0,234

==	/ Z 7 'V пй и л оо/ i /on / л (\ оо / \	0,060, ИЛИ 6,5%.

М^х +МпяЛ(1—х ) к 96,0 • 0,234 + 420 (1 0,234)
р 1	\	1/

Концентрация фурфурола в рафинатном растворе снижается от 6,5 до 0,01%
в результате отпарки водяным паром в рафинатной колонне.

Количество рафината

1	„	1200-1000 - 0,84 /ОЛЛЛ ,

£раф =-------24-----— 42 000 кг/ч.

Количество рафинатного раствора

Количество фурфурола в рафинатном растворе при поступлении в колонну
в'ф = 50 000 — 42 000 = 8000 кг/ч.

Количество фурфурола в отходящем из колонны рафинате

'' _ Яраф^п
1-^н

42000-0,0001
1,0-0,0001

= 4,2 кг/ч.

Количество паров фурфурола, отводимых с верха колонны:
^ф = С!ф — С!ф = 8000 — 4,2 = 7995,8 кг/ч.

Расход водяного пара, вводимого в колонну:

z = &раф • 0,04 = 42 000 • 0,04 = 1680 кг)ч.

Секундный объем паров фурфурола и воды в верхней части колонны по фор-
муле (8. 33)

z \ 22,4 273 + *в 760	/ 7995,8	1680 \

ДМф 18 / ‘ 3600 ’	273	л	\ 96 + 18 ) Х

22,4	273 + 170

3600 *	273

760 Л

80б~=1’' .^/сек.
Плотность смеси паров фурфурола и воды на верху колонны

Qn —

(?ф + * _ 7795,8 + 1680

3600 V ~ 1,7-3600

= 1,59 ке/м3.

Плотность рафината при / = 170° С (см. рис. 3- 1).

q^0 = 825 кг/м3.

Допустимая скорость паров в свободном сечении колонны по фор-
муле (8. 35),

u>—Q,0334 1/§^- = 0,0344 1/ -^=0,79 м/сек.

г Qn	г 1,59

Приняв w = 0,6 м/сек, диаметр колонны определим по формуле (8.34),

Принимаем D = 2,0 м.

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 АС-15. Процесс экстраги-
рования осуществляется при соотношении весов фурфурола и сырья (дистиллята
автола) £ф : Gc = 2,8 : 1, выход рафината составляет 72% на исходное сырье,
содержание фурфурола в рафинатном растворе, выводимом из экстракционной ко-
лонны, 20%, молекулярные веса сырья Мс = 440, рафината Мраф = 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 рафинате
и экстракте из рафинатной и отпарной колонн хн == 0,01% вес.

Решение. Количество рафината и экстракта:

„	' 1200-1000-0,72 9СПЛЛ . .

<7раф —----2^-------— 36 000 кг/ч,

Количество рафинатного раствора
36 000 /КЛЛЛ /
Gp- р = ^80~ = 45 000 Кг/Ч-

Количество фурфурола, вводимого в экстракционную колонну:
1200-1000-2,8	,

Оф =--------24-----= 140 000 кг/ч.

Количество фурфурола в рафинатном и экстрактном растворах:
6g = 45 000 — 36 000 = 9000 кг/ч\ .
б7ф= 140 000 —9000 = 131 000 кг/ч.

Количество экстрактного раствора

р = 14 000 + 131 000 = 145 000 кг/ч.
Молекулярный вес экстракта определяется из формулы (8. 11)

откуда

1	_ хр . хэ .

Мс	’

1	_ 0,72	0,28

440	- 400 + Мэ ’

Мд = 582.

Молекулярная концентрация фурфурола в экстрактном растворе, посту-
пающем в отпарную колонпу (t = 215° С):

х — _._ —______ ___— о 29

1 Pi 3,625-760	’

Pi (абс.) для фурфурола при t = 215° С равно 3,625 ат (см. справочник
В. Л. Гурвич и Н. П. Сосповский. Избирательные растворители в переработке
нефти. Гостоптехиздат, 1953).

Весовая концентрация фурфурола в экстрактном растворе, поступающем
в отпарную колонну, из формулы (8. 14)

МЛЛ	QR . П 99

мф?+Д(1-<г9б-о'29+582-°’71=0,063, или 6,3%-

t Количество паров фурфурола, поступающих в конденсатор-холодильник
из отпарной колонны, определяется из материального ^баланса последней.

Количество экстрактного раствора, поступающего в отпарную колонну

Gq •

1

1 — Xi ’

Количество фурфурола в экстрактном растворе, поступающем в отпарную
колонпу

ьф

1 — #1 ’

Количество фурфурола в выходящем из отпарной колонны экстракте



Количество паров фурфурола, выходящих с верха отпарной колонны:

G$ — Gq

xi

1 — х1

=14000•

[ 0,063

^1 — 0,063

0,0001 \
1-0,0001/

= 940

кг/ч.

Количество фурфурола в рафинате, выходящем из рафинатной колонны,
составляет

11	/	#ц

= Gpa$	•

Количество паров фурфурола, поступающего в конденсатор-холодильник
из рафинатной колонны, определяется из материального баланса последней:

=	9000- 36000^^-=8996 кг/ч.
Молекулярная концентрация фурфурола в смеси паров, выходящей с верха
фурфурольной колонны (tB = 125° С):

Рф _ 228

л 800

= 0,285.

(Рф = 228 мм рт. ст. по упомянутому выше справочнику Гурвича и Соспов-
ского).

Весовая концентрация фурфурола в смеси его с водяным паром, отводимой
с верха фурфурольной колонны:

„ _	-	96-°’285	= 0 682

Мфг/' + 18(1_^')	96-0,285+18-0,715	и’0^‘

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:

г" 1Г lp 'l (1 —! (1—^)2/!

6Ф- (6Ф1 +	J ^(1-г/х) + (I —Z/1) *’

откуда

с* = %-и1 (Я*>+ '1 ;

Количество фурфурола в водном фурфуроле, подаваемом в фурфурольную
колонну в качестве орошения:

£ф = «ЛЬ + ^ф2 + £ф = 940 + 8996 +1576 = 11 512 кг/ч.

Количество воды в водном фурфуроле, подаваемом в колонну, по формуле
(10. 21)

z=<4	=11512 ‘пйг1=735 вг/ч-

Количество паров смеси, выходящей с верха колонны:

D = G$ + z=- 1576 + 735 = 2311 кг/ч.

Молекулярная концентрация фурфурола в экстрактном растворе, отводи-
мом из фурфурольной колонны (£п — 200° С), по формуле (10. 19)

' л 859
л 2,50-760 ~ °’45'

(Pi = 2,50 ат по справочнику Гурвича и Сосновского).

Весовая концентрация фурфурола в том же экстрактном растворе

96» 0,45	•

П Мрхн + Мэ(1-х'н)	98-,0,45 + 582» 0,55 U,1U’
Количество экстрактного раствора, отводимого с низа колонпы, по
пню (10. 25)

уравне-

14 000

6э. р“ j —1 — 0,119

15 900 кг/ч.

Количество фурфурола, отводимого с низа колонны:
Сф" = 15 900 —14000 = 1900 кг/ч.

Количество фурфурола, отводимого в качестве бокового погона, по уравне-
нию (10. 27)

Сф =	= 131 000 + И 512-1576 -1900 = 139 036 кг/ч.

Объем паров па верху колонны по формуле (8. 33),

1576

96

22,4	273+125 760	я,

3600 	273	’ 800	0,500 ,н /сек'

Объем паров под тарелкой отбора жидкого фурфурола

V

н

139 036 +1576 —11 512	, 273 + 180

96 - 3600	’	273

'	-== 12,45 м*/сек.

Приняв скорость паров в свободном сечении колонны 0,7 м/сек, находим
диаметр колонны цо формуле

п 1/4-12,45

D- V 3,14-0,7 4,75

Высота колонпы

Н = 1,2 + 21 • 0,6 + 1,4 + 4,0 = 19,2 м.

Составим тепловой баланс колонны.

В колонну поступает тепло:

1)	с экстрактным раствором

(?=	+ СфС2 = 14 000  61179 +.131 ООО'56,4 = 8 270 000 ккал/4’

2)	с водным фурфуролом

С ^Яф^ + ^с • 35= И 286 • 13,25 + 720 • 1 • 35 = 174 400 ккал/ч]

3)	из трубчатой печи (+•

- Всего поступает в колонну тепла

8 270 000 + 174 400 + Q3 = 8 444 400 + <?3.

Из колонны уходит тепло:

1)	с парами фурфурола и воды

Q^G^^ + ^q^ =1350-165,8 + 720-648,1^690 000 ккал/ч]

2)	с жидким боковым погоном фурфурола

(/ = (7ф^0 =139 036 ’ 73,7 = 10 240 000 ккал/ч>

3)	с экстрактным раствором

о' =	"<7Ж1 +	= 1900 • 88 +14 000 • 96,8 = 1 520 000 ккал/ч]

<3 Ф »00 1	Э72О0	1
4)	теряется в окружающую атмосферу [по формуле (4. 2)]

<?'= 0,7-3,14-4,8-19,2 200~(~1-^-=425 000 ккал/ч.

(К = 0,7 ккал/м • ч • град; t == 200° С; £2 == — 10° С; толщина изоляции 6 =
= 0,1 м).

Всего уходит из колонны тепла

690 000 + 10 240 000 + 1 520 000 + 425 000 = 12 875 000 ккал/ч.

Так как количество тепла, поступающего в колонну с соответствующими
потоками, равпо количеству тепла, уносимого из колонны, то

8 444 400 + Q3 = 12 875 000,

откуда

<23 = 12 875 000 — 8 444 400 = 4 430 600 ккал/ч.

6. Расчет
кристаллизаторов
установок
депарафинизации

Комплексная технологическая схема про-
изводства нефтепродуктов и особенно масел
из парафинистых нефтей включает процесс
депарафинизации для снижения температуры
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 депарафинированного
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 пропа-
новые кристаллизаторы - по типу вертикальных теплообменников

смешения.

В горизонтальных аппаратах типа «труба в трубе» раствор ма-
сляного сырья проходит по внутренним трубам, в которых монти-
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 Gi = 40 000 кг/ч рафината, относительная
плотность которого 0,900;

б)	в качестве растворителя применяется смесь метилэтилкетона (МЭК) 60%,
бензола 20% и толуола 20% (в количестве 300% вес. на рафипат);

в)	выход депарафинированного масла на рафинат составляет 72% вес.;

г)	содержание растворителя в растворе депарафинировайного масла
250% вес. на рафипат;

д)	выход гача (плюс потери) составляет 28%, содержание твердых парафи-
новых углеводородов в гаче —86%;

е)	раствор депарафинированного масла поступает в регенеративные кри-
сталлизаторы при температуре минус 30° С и нагревается в них до +15° 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% вес.;

к)	поверхность охлаждения регенеративных кристаллизаторов F = 1000 м2.

2. Определить коэффициент теплопередачи регенеративных кристаллиза-
торов.

Решение, а) Имеем из условий задачи:

1)	Количество рафината

Gi = 40 000 кг/ч*,

2)	количество растворителя, подаваемого в кристаллизаторы с рафинатом

G2 = 1,5 • 40 000 = 60 000 кг/ч;

3)	количество раствора рафината, поступающего в кристаллизаторы:

G = Gi + G2 = 40 000 + 60 000 = 100 000 кг/ч;

4)	количество депарафинированного масла

G3 = 0,72 • 40 000 = 28 800 кг/ч;

’	5) количество растворителя в растворе депарафинированного масла

$4 = 2,5 • 40 000 = 100 000 кг/ч;

6)	количество раствора депарафинированного масла

G' = G3 + Gi = 28 800 + 100 000 = 128 800 кг/ч;

7)	количество гача (плюс потери)

G. = 40 000 — 28 800 = И 200 кг/ч;

8)	количество твердых парафиновых углеводородов в гаче

G6 = 0,86 • 11 200 = 9650 кг/ч;

9)	количество твердых парафинов, которые кристаллизуются в регенера-
тивных кристаллизаторах:

G7 = 0,6 • 9650 = 5790 кг/ч.
б) Определим количество тепла, воспринимаемого раствором депарафини-
рованного масла при нагреве его от минус 30° С до +15° С за счет охлажда-
ющегося раствора рафината; потери тепла в аппарате 3%.

<2=0,97 в'	ккал/ч.	(а)

В этом уравнении теплосодержания депарафинированного масла
и д>“30 , исходя из состава последнего, следует определить по уравнению

ж Сраф „раф I СМЭК' дМЭК + _£т_ т , б '

-100	100	100	+ 100 q*’	( '

где	Сраф “ количество рафината в растворе депарафинированного

масла в %;

^МЭК ~ количество МЭК (метилэтилкетопа) в том же растворе в %;
Ст — количество толуола в том же растворе в % ;

Cq — количество бензола в том же растворе в %;

q}, ql — соответственно их теплосодержания в ккал/кг.

Определим состав раствора.

Выше было найдено, что в растворе депарафинированного масла имеется
Сз = 28 800 кг/ч депарафинированного масла, следовательно

сгЛ-^ош-2гм-

Из условия задачи известно, что растворитель состоит из 60% МЭК, 20%
бензола и 20% толуола, следовательно, 100 000 кг растворителя в растворе
депарафинированного масла содержат 60 000 кг МЭК, 20 000 кг толуола и
20 000 кг бензола, тогда концентрация отдельных компонентов в растворе со-
ставит:

г	_ 60 000

Смэк ~ 128 800 100 - 46,6 /о ’

„	_ 20000 ,пп_.кго/

Ст - Сб “ 128800 100 ~15,0 /о •

Найдем теплосодержания раствора при +15 и —30° С, предварительно опре-
делив теплосодержания компонентов. Имеем согласно табл. I и II (см. приложе-
ние) для р|° = 0,900:

= 6,14-1,052 = 6,47 ккал/кг;

=	11.73) 1,052 = —12,4 ккал/кг.

' По справочнику «Избирательные растворители» В. Л. Гурвича и Н. П. Сос-
ловского имеем:

для бензола

= 6,1 ккал/кг\	= —9,55 ккал/кг;

для толуола

<7^5 = 5,85 ккал/кг\ = —11,4 ккал/кг*,

для МЭК

?^К = 7,8 ккал/кг\ __—15,2 ккал/кг.

2/j4
Теплосодержания раствора депарафинированного масла при +15° С и —30°С:
ж 22,4 р . 46,6	15,5 -Q . 15,5

. ?15 = ТоГ6,47+ ЧоГ 7,8+Поо~5,85+“10(Г6,1 = 6,94 ккал/кг'

9-30 = -§Г <-12’4> + -W (~15,2)+W (-11-4)+ ^(-9.55) = -13 ккал/кг..

Подставив найденные величины теплосодержаний в уравнение (а), получим

Q = 0,97 G'(7^ — 7®30) = °-97 • 128 800 [6,94 — (—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:
Q2 = Gy * 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 tx, составит

(Ji = Q — <22 — 2 480 000 — 226 000 = 2 254 000 ккал/ч.

д)	Температура раствора рафината на выходе из регенеративных кристал-
лизаторов определится из следующего теплового баланса:

или

н-а

где G — количество раствора рафината в кг/ч}

$45 ~ теплосодержание раствора рафината на входе в регенеративные кри-
сталлизаторы при 45° С в ккал/кг}

— теплосодержание раствора рафината па выходе из регенеративных
х

кристаллизаторов в ккал/кг.

По аналогии с уравнением (б)

„ж£раФ араф 1 СМЭК МЭК i . т . ^б б ккал/кг

$45	ЮО $45 г 100 24б Н 100 $45 + 1оо (Z45 г / .

Для определения q™ необходимо определить состав раствора рафината-
Имеем G — 100 000 кг/ч.

Количество рафината 40 000 кг/ч или Сраф = "'^6^0' ‘	" ^0 % •

Количество растворителя G^ — 60 000 кг/ч, в том числе: МЭК 0,6*60 000 =

= 36 000 кг/ч, т. е. Смэк =	100 = 36%, толуола 0,2 • 60 000= 12000 кг/чг

12 000

бензола 0,2* 60000= 12000 кг/ч, т. е, Ст =	=	100= 12%.

Теплосодержания компонентов раствора при 45° С определяем, как и выше г
^РаФ — 18,96 • 1,052= 19,9 ккал/кг}

7МЭК = 24 ккал/кг}

дт =18 ккал/кг}

45

с/6 =г 18 6 ккал/кг.

4 )
Подставив известные величины, получим

<“ = Ж1М+Ж 24'°+w ,8'°+W -21

_ 2 254 000 = ЮО ООО qf -100 000 • 21,0,
х	I

откуда

__ 2 254 000+ 2 100 000

- -	100 000

— — 1,54 ккал/кг.

Зная теплосодержание, можно путем подбора по уравнению (б) найти темпе-
ратуру раствороиа^ХТтеплопередачи кристаллизаторов.

раствор рафината	_ _

4-45° С -------------*	“ 3°С

1	раствор деп. масла

+ 15° С *------------—30° С

“~д^+30°С	Д^м + 27°С

Средняя разность температур

Д<ср = - -^~7- =28,5° С.

Коэффициент теплопередачи кристаллизаторов

Г) 2 480000 Ог, . 9 о
,----Q— = -		=8/ ккал/м2 • ч  град.

F Д«ср 1 000 ’ 28,5

тт^,„,л„ 1ч Птгпепелить количество тепла, выделяющегося в аммиачных
кристамизаторах3 при Охлаждении раствора рафината от те=туры +0° С
до минус 30° С. Количество рафината <h = 40 000 кг/ч; о4и = 0,900; количество
л	п __ лол ООО кг/ч: состав его такой же, как и в предыдущем при-

Е о”^ScT,V»S“»N^	. аппарате, ‘в. - 5000 »,’/,.

еР Р е ш ел и е а) Определим состав раствора рафината, поступающего в ам-
миачные кристаллизаторы.

Общее количество раствор

q q £% = 40 000 + 120 000 = 160 000 кг/ч.

Состав раствора:'

г __ 40 000 ,лл_9,0/.
рафинат Сраф-^обо lOO-25/о,

МЭК 0,6-120000 = 72 000 иа/ч; См9к — 160000 100 — 45%;

толуол и бензол 0,2 » 120 000 = 24 000 кг/ч^

160000 100= 15%.

б)	Теплосодержание раствора рафината при -30° С определяем по уравне-
нию (б), пользуясь теми же справочными данными, что и в предыдущем примере:

<-12’4)+йГо	+	=
Имеем:

q™ = 0;	7^30= —13,1 ккал/кг.

в)	Количество тепла Q, выделяющегося при охлаждении раствора рафината
от 0 до —30° С, с учетом кристаллизации парафина

Q = G[ <7*ЗО) -ГG3 • 39 ккал/ч,

Q = 160 000 [0 - (—13,1)] + 5000-39 = 2 291 000 ккал/ч.

По этой величине Q подбирается по каталогу соответствующий компрес-

сор для подачи аммиака

7. Расчет
отстойников для
очистки моторных
топлив

в кристаллизатор.

Расчет отстойников для очистки , моторных
топлив рассмотрим на конкретном примере.

Пример 10. 14. Провести проверочный расчет
отстойных аппаратов установки по выщелачиванию’
дизельного топлива летнего (ДЛ) плотностью
q|° — 0,850, если:

а)	производительность аппаратов G = 60 000 кг/ч;

б)	содержание нафтеновых кислот в дизельном топливе 0,7% вес., кислот-
ность 130 мг КОН на 100 мл дистиллята;

в)	температура топлива в отстойниках 90° С;

г)	выщелачивание происходит в трех отстойниках;

д)	извлечение нафтеновых кислот принять условно 100% при избытке ще-
лочи 7%;

е)	на установке применяется 5%-ный раствор едкого натра;

< ж) содержание пеоАшляемых в щелочных'отходах, отводимых с установки^
составляет 30% 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 ж, длила 8,0 м, объем (без учета сфери-
ческих днищ) Vo = 56,5 м3.	/

Решение, а) Определим расход щелочи па установке.

По условию кислотность дистиллята составляет 130 мг КОН, или 0,13 г
КОН на 100 мл (т. е. 85 г) продукта, а избыток щелочи равен 7%. Так как тех-
ническая каустическая сода содержит чистого едкого натра 92%, расход ее на
выщелачивание указанного дистиллята составит gr =	100 = 0,127 =

/	85 • 56 * и,92

= 0,13% в сухом виде на дистиллят (здесь 40 и 56 — молекулярные веса соответ-
ственно NaOH и КОН).

б)	Количество нафтеновых кислот и органической части, отводимых из ди-
зельного топлива в щелочные отходы, по условию составляет g2 = 0,7 + 0,7 *
• 0,3 = 0,91% на дистиллят или для каждого отстойника g' = 0,3%.

в)	Количество щелочных отходов при условии применения на установке
0 13

5%-нрго раствора едкого натра g3 = gy 0,92 + 0,91 =3,30% па дистиллят.

При проведении выщелачивания в трех отстойниках щелочных отходов па
,	3,30

каждый отстойник приходится = -2— = 1,1% па дистиллят,
з о

г)	Объем дистиллята дизельного топлива при G = 60 000 кг/ч, q2o ==
= 850 кг/м3, а при t = 90° С q90 = 780 кг/м3 (см. рис. 3. 1) и с учетом перехода
в щелочные отходы нафтеновых кислот и органической части в каждом отстой-
нике 0,3-% составит

Т7 ЛОО760000 -С 7	3/

Ki = 0,997 ygQ =/6,7 м3/ч.
Объем щелочных отходов в первом отстойнике перед их выводом опреде-
лим, приняв для них q90 = 1000 кг/м3 и имея в виду, что в каждом отстойнике
образуется щелочных отходов 1,1% на дистиллят:

V2 = 0,011 • 60 000	= 0,66 м3/ч.

При выводе щелочных* отходов из отстойника 1 раз за 4 ч максимальный
объем их в отстойнике

/=4-0,66 = 2,64 м3/ч.

Общий объем дистиллята и щелочных отходов в первом отстойнике

V = V+ / = 76,7 + 2,64 = 79,34 м3/ч.

д)	Время пребывания в первом отстойнике, если объем отстойника Vo =
56,5 м3:

t = -F^7-60 = 42,6 мин.

79,34

е)	Определим максимальную скорость движения дизельного топлива в от-
стойнике.

Время пребывания т = 42,6 или 42,6 • 60 = 2556 сек; объем дистил-
лята и максимальный объем щелочных отбросов V = 79,34 м3/ч; сечение отстой-
ника

яых отходов, то можно

8. Расчет
колонны для
осушки дизельных
топлив

Тогда

79 34:

ы? = пг ’ г, — 0,0044 м/сек. или 4,4 мм/сек.

2556 • 7,06

Если при такой скорости обеспечивается достаточно полный отстой щедоч-
увеличить производительность аппаратов.

Технологическая схема производства ди-
зельных топлив на ряде^заводов включает
процесс осушки этих топлив.

Заслуживает внимания конструкция су-
шильной колонны, разработанная на одном
из бакинских заводов (рис. 10. 6).

Дизельное топливо из отстойников установки выщелачивания
топлива поступает в колонну. При этом содержание воды в нем
0,03—0,1% и температура 80—85° С. В результате взаимодействия
стекающего по тарелкам дизельного топлива и противоточно движу-
щегося воздуха, подаваемого в нижнюю часть колонны, происходит
удаление воды из топлива.

Рассмотрим на примере проверочный расчет сушильной колонны
для дизельного топлива.

Пример 10. 15. Для сушки дизельного топлива воздухом применяется
центробежный вентилятор ВВД №9 с номинальной производительностью
12 000 м3/ч, фактическая его производительность 9200 м3/ч- (по данным замеров
при обследовании установки). Дизельное топливо поступает в колоппу при
t = 85° С с содержанием воды 0,06% вес.
Путем определения содержания воды в отходящем из колонны дизельном
топливе установлено, что максимальная пропускная способность колонны
при указанной подаче воздуха вентилятором составляет 65 000 кг/ч (при более-
высокой 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 (скруббер-
ной) 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 <р = 70%.

Решение, а) Удельный расход воз-
духа для осушки дизельного топлива, если
общий расход воздуха составляет 9200 ж3/ч,
а количество дизельного топлива, , поступа-
ющего в колонну, 65 000 кг/ч:

,	9 200	о л

Z = 65000 = °442 М На 1

кг топлива

или

I = 0,142 • 1,29 = 0,182 кг на
где 1,29 — плотность воздуха
пых условиях.

1 кг топлива,

при пормаль-

Рис.

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

1Q. 6. Сушильная ко-
лонна.

9 200(273 + 70)4	_А ,А

3 600 • 273 • 3,14  3,2s ' 0,40 м'МК'

1 — ввод влажного- топлива; 2 —
ввод воздуха; 3— выход обезвожен-
ного топлива; 4 — ввод воды; 5 —
выход отработанной воды и уло-
•вленного нефтепродукта; 6 — выход
отработанного воздуха.

^с~

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 Di = 4,5 м:



9 200 (273 + 30)4

3 600 • 273 • 3,14 • 4,52

--0,202 м/сек.

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 ко-
лонны. Для этого найдем влагосодержание воздуха х± па входе в колонну.

По условию температура воздуха равна 20° С и относительная влаж-
ность (согласно замеру психрометром) ф = 70%. Имеем по диаграмме при
<р = 70% и t = 20° С влажность воздуха1 xi = 0,012 кг влаги на 1 кг
сухого воздуха.

Определим количество влаги, содержащейся в 1 кг дизельного топлива,
поступающего в колонну:

в0,0006 кг влаги па 1 кг топлива.

100

Количество влаги, удаляемой 1 кг воздуха (расход воздуха на 1 кг топлива
равен 0,182 кг/кг):

0,0006 пппэо /

= 0,0033 кг/кг.

Влагосодержание воздуха на выходе из сушильной части колонны

х2 — xi + 0,0033 = 0,012 + 0,0033 = 0,0153 кг влаги па 1 кг воздуха.

д

1 А. Г. Касаткин. Основные процессы и аппараты химической технологии. Госхимиз-
дат, 1960.
ПРОЦЕСС
АЛКИЛИРОВАНИЯ

1. Расчет процесса синтеза
технического изооктана

фракции и циркулирующего

Синтез технического изооктана

(авиаалкилата) осуществляется в
контакторе (реактор.е) путем алкили-
рования изобутаиа бутиленами и ами-
ленами в присутствии крепкой сер-
ной кислоты. В реактор непрерывно
вводится смесь бутан-бутиленовой
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, w-бутана, изобутана, /^-бутилена,
изобутилена, амилена и изопентана с мольным соотношением изо-
бутан : 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 98—99%, отработан-
ной кислоты 85—90%.

Алкилирование ведется при температуре +10° С. При указанных
условиях бутилены полностью и около 95% амиленов вступают
в реакцию алкилирования с изобутаном, образуя технический изоок-
тан (авиаалкилат) и полимеры (мотоалкилат).

Выход технического изооктана составляет 93—94%, а поли-
меров 6—7 % вес. на продукты алкилирования. Схема потоков
в реакционном узле приведена на рис. И. 1.

Выход широкой фракции продуктов алкилирования (смесь тех-
нического изооктана и полимеров) Сш. ф без учета потерь определяется
формулой

Сш.ф=С1(1+|^ + п1С2(1 + -^ кг/ч, (11.1)
где Gi — количество бутиленов, поступающих в реактор, в кг/ч-,
G2 — количество амилена; поступающего в реактор, в кг/ч;
Mi — молекулярный вес бутилена (56);

М2 — молекулярный вес изобутана (58);

7И3 — молекулярный вес амилена (70);

т]1 — доля амилена, вступающего в реакцию алкилирования
(0,95).

Рис. 11.1. Схема потоков в узле реактора при производ-
стве технического изооктана.

Количество технического изооктана

Сз = Gm. ф Т]2 Kd/4f	(11.2)

где ц 2 — выход технического изооктана на продукты алкилирования
<0,93-0,94).

Количество мотоалкилата

G± ~ Gm, ф Цз ка/ч,	(11.3)

где ц3 — выход мотоалкилата на продукты алкилирования (0,06—
Ю,07).

Количество амилена, переходящего в кислый гудрон:

G5 = G2 (1 - Th) кг/ч.	'	(11. 4)

Количество олефинов, вступающих в реакцию алкилирования:
Gg = Gi Gz т| 1 кг/ч.	(11. 5)

Количество изобутана, вступающего в реакцию алкилирования:
С7 = Сш. ф— С6 кг/ч.	(11. 6)
Количество пепрореагировавшего изобутана

С9 = G8 - G7 кг/ч.	(И. 7)

Количество изобутана, поступающего в реактор:

Gio = («1 -^7 + ге2 Д) М2 кг/ч,	(11.8)

где пг — мольное соотношение изобутап : бутилены;
тг2 — мольное соотношение изобутан : амилены.

Количество изобутана, циркулирующего в системе:

Glx = $io — G8 кг1ч-	*	(И. 9)

Количество изобутана, выходящего из реакторов:

G12 = Gio “ С1кг/ч.	(11. Ю)

Расход свежей серной кислоты
«13 = «ш. ф. gi	(11. 11)

где gr — удельный расход свежей серной кислоты в кг па 1 кг широ-
кой фракции продуктов алкилирования (0,21 кг/кг).

Количество отработанной серной кислоты

G14 = <чз + G5 кг/ч.	(И. 12)

Количество серной кислоты, подаваемой в реактор:

vc	Gu + Схв.\1)8б Ж3.Ч (11.13)

‘	\9о Г Qi 9г 1 9ю 1 915 1 916 )	’ V 7

где	Go — количество пропана, поступающего в реак-

тор, в кг/ч;

Qoi Qi, Q2, Qю» Qis» о 16 — плотности соответственно пропана, бути-
лена, амилена, изобутана, пентанов и w-бу-
тана при температуре t = 10° С в кг/м3;

G16 — количество пентанов, поступающих в реак-
тор, в кг/ч;

Gi6 — количество w-бутана, поступающего в реак-
тор, в кг/ч;

1,86 — соотношение объемов кислоты и углеводо-
родной смеси.

Количество циркулирующей серной кислоты

Гц. « = Fc. К — ~-мЧч, .	(11.14)

9с- к

тде.рс. к — плотность свежей. серной кислоты в кг/м3.
Количество полуотработанной серной кислоты

'. K.K = Fn.K + -g- ^/ч.	(11,15)
I

Средний объем продуктов, проходящих через реакторы:

У =	4-^И. + мУч. (11.16)

Qo 9з @4 Qio Q15	Q16

Объем реакционной зоны

V^Vx м\	(11.17)

где т — время контакта (т = 20 -г 30 мин).

Количество реакторов

п = ^-,	(11.18)

где Vp — объем реакционной зоны одного реактора (Кр = 18,5 л3).

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

(Go + С\ + £2+ Glo + Gj5 -J- G16) Ci (£i	Ю) +

Gc, к ^2 (^2 — 10) + GqQ -f- Qn ккал/ч,	(11.19)

где Ci —- средняя теплоемкость углеводородной смеси в ккал!кг х
X град (сг = 0,5);

с2 — теплоемкость серной кислоты в ккал!кг • град (с2 — 0,35);

ti — температура углеводородной смеси при поступлении в реак-
тор (^ = 25° С);

i2 — температура серной кислоты при поступлении в реактор
(*2 ~ 35° С);

G^ к — количество серной кислоты, подаваемой в реактор, в кг!ч\
q — теплота реакции алкилирования на 1 кг олефинов, вступа-
ющих в реакцию (q ~ 550 ккал/кг);

QTi — потери тепла реакторами в окружающую среду, которые
определяются по формуле (4. 2), в ккал/ч.

Охлаждающая поверхность реакторов рассчитывается согласно
формуле (4. 28)

где к — коэффициент теплопередачи (к = 450 4- 550 ккал!м2 • чх
X град)\

'& — разность температур хладагента и смеси, находящейся в зоне
реакции:

10о с зона реакции 10ос

0° С ХЛаДаГ8НТ QO Q

$ = 10° с.

254

Д «-=10° с

Д< = 10°С
Количество хладагента, подаваемого в охлаждающие змеевики
реакторов:

(11.20)

где i — теплота испарения хладагента в ккал1кг.

Пример 11. 1. Определить количество реакторов и количество хладагента,
подаваемого в реакторы установки алкилирования изобутана бутиленами про-
изводительностью 240 т)су тки бутан-бутиленовой фракции. Углеводородный
состав бутан-бутиленовой фракции в % вес.: пропан 2,0, бутилены 19,8, пзобу-
тан 32,5, к-бутан 17, амилены 4,5, пентаны 24,2.

Решение. Производительность установки по сырью

240 • 1000

24

= 10 000 кг/ч.

Количество пропана, бутиленов, изобутана, w-бутапа, амиленов и пентанов,
поступающих на алкилирующую установку:

Go = 10 000 • 0,02 = 200 кг/ч; Gi = 10 000 • 0, 198 = 1980 кг/ч;

G8 = 10 000 • 0,325 = 3250 кг/ч; Gle = 10 000 • 0,17 = 1700 кг/ч;

G2 = 10 000 • 0,045 = 450 кг/ч; G15 = 10 000 . 0,242 = 2420 кг/ч.

Выход широкой фракции продуктов алкилирования по формуле (И. 1)

Сш.ф = 1980[ Ц-^-) + 0,95-450	= 4814 «г/ч.

\ ЭО у	\ ZU ]

Количество технического изооктана по уравнению (11.-2) '

G3 = 4814' • 0,935 - 4500 кг/ч.1

Количество мотоалкилата по уравнению (И. 3)

G4 = 4814 • 0,065 = 314 кг/ч.

Количество амиленов, поглощаемых серной кислотой, по уравнению (И. 4)

G5 = 450 (1 - 0,95) = 22,5 кг/ч.

Количество олефинов, вступающих в реакцию алкилирования, по уравне-
нию (И. 5)

G6 = 1980 + 450 • 0,95 = 2408,0 кг/ч.

Количество изобутана, вступающего в реакцию алкилирования, по уравне-
нию (11.6)

G7 = 4814 — 2408,0 = 2406,0 кг/ч.

Количество непрореагировавшего изобутана по уравнению (И. 7)

G9 = 3250-2406 = 844 кг/ч.

Количество изобутана, поступающего в реактор, по уравнению (И. 8)

С10 = (.5,5 ^-+7,5 ^58 =11 550 кг/ч.

у 00	/и ]

Количество изобутана, циркулирующего в системе, по уравнению (11. 9)

Gii = 11 550 - 3250 = 8300 кг/ч.
Циркулирующая изобутаповая 'фракция состоит из пропаиа (3% вес.),
изобутана (88% вес.) и w-бутапа (9% вес.).

Количество циркулирующей изобутановой фракции

/ Gh 8300 n/no z

Gh=W = 0788 =9493 Кг'4'

Количество пропана в циркулирующей изобутаповой фракции

• 0,03 - 9433 • 0,03 - 283 кг/ч.

Количество «-бутана в циркулирующей изобутановой фракции
+б = 9433 • 0,09 — 850 кг/ч.

Количество изобутапа, выходящего из реактора, по уравнению (11. 10)
G12 - 11 550 - 2406 - 9144 кг)#.

Расход свежей серной кислоты по формуле (И. И)
G13 = 4814 • 0,21 = 1009 кг/ч.

Количество отработанной серной кислоты по формуле (11. 12)

Си - 1009 + 22,5 - 1031,5 кг/ч.

Объем серной кислоты, подаваемой в реактор, по формуле (И. 13)

.	/200-1-283 ,1980 ,450 , 11 550 2420	1700 + 850\	3/

.	520--Ь6ОО + 64ОП'.’1ТО_ + -64О 4---610“J 1,86“ °8,7 М /ч

или вес серной кислоты

Ge. к = Ус. крс. к = 58,7 • 1800 - 106 000 кг^.

Количество циркулирующей серной кислоты по формуле (И. 14)

Уц.к = 58,7-^ = 5840 м3'ч.
1OUU

Количество полуотработанной серной кислоты по формуле (И. 15)

V' = 58,10 + ^- = 58,07 м3/ч.
с. к	640

Средний объем продуктов, проходящих через реакторы, по формуле (11. 16)
у = 200+ 283	4500	314	2420 1700 + 850	9143,5	58П7=:

520	713	± 784	+ 640 ~Н • 610	+ 610	+ ’

= 88,80 м3/ч.

Объем реакционной зоны по формуле (И. 17)

Vp = у т = 88,8 • 0,5 = 44,40 .и3.

Количество реакторов по формуле (11. 18)

44,40

П 18,50

= 2,40

3.
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 ^=^-3,14 • 3,4 • 3 =
== 1 802 000 ккал/ч.

Охлаждающая поверхность трех реакторов	'

v 1802 000	2

^=1«мо"=36 м •

Поверхность охлаждения для одного реактора

2. Расчет процесса
синтеза
алкилбензолов

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/кг1:

„	1802 000	.

- Gxa =---------= 20700 кг/ч.

О1

Синтез алкилбензо лов — этилбензола
и изопропилбензола — осуществляется путем
алкилирования бензола этиленом и пропиле-
ном в реакторах в 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 этилбензол
составляет .2,5%;

3)	расход дихлорэтана на углеводородную смесь 0,05%;

4)	температура в зоне реакции 130—140° С;

5)	давление в реакторе избыточное (по манометру) 4—5 ат\

6)	скорость газа в свободном сечении реактора 0,25—0,30 м/сек.

При указанных условиях алкилирования степень превращения
бензолав этилбензол составляет 35%, в диэтилбензол 13,0 %, в поли-
этилбензол 1,9% и 49,0—49,2% бензола не вступает в реакцию.
Степень превращения этилена в этилбензол составляет 92%, в ди-
этилбензол и полиэтилбензол 8%. Диэтилбензол возвращается
в реактор с комплексом.

На установке по синтезу изопропилбензола в реактор вводятся
пропан-пропиленовая фракция, чистый бензол и комплекс.

1 В. Л. Гу рвич и Н. П. Сосновский. Избирательные растворители в перера-
ботке нефти. Гостоптехиздат, 1953, стр. 13, табл. 6.

17 Зс’саз 1705.	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 изопропилбен-
зол составляет 2%;

3)	температура в зоне реакции 100° С;

4)	давление в реакторе избыточное (по манометру) 5 ат;

5)	скорость газа в сво-

ДлкилЗт

Пропан

Ор_______

Отработанный

А1С13

Циркулирующий
бензол

бензол

G6(/HCl3)

G0=G,<W

Пропан-пропиленовая

фракция

бодном сечении реактора
0,12—0,15 м/сек;

6)	время ' пребывания
пропан-пропиленовой фра-
кции в реакторе 70—90 сек.

Схема ( потоков в реак-
ционном узле дана на
рис. 11. 2.

При перечисленных вы-
ше условиях алкилирова-
ния выход продуктов ал-
килирования на взятый
в реакцию бензол соста-
вляет 154%, выход ал-
килбензольной фракции
135%, полимеров 17%.
Использование этилена

Рис. 11. 2. Схема потоков в узле реактора при достигает 100 %.

производстве изопропилбензола.	Количество пропилена

в пропан-пропиленовой
фракции, поступающей на алкилирующую установку:



Gj = Goa кг/ч,

(И. 21).

где Go — количество пропап-пропиленовой фракции (сырья) .в кг/ч*
а — содержание пропилена в сырье.

Количество бензола, подаваемого в реактор:

в^1/г/г5Кг/ч’	(И. 22)

где Мх — молекулярный вес пропилена (42);

М2 — молекулярный вес бензола (78).

Подставляя значения Мг и М2 в формулу (И. 22), получим

=	3,71Mb т. е. 02 = 3,716?!.	(11.23}

Выход продуктов алкилирования
Gs = 1,54 О2.

(11. 24)
Выход алкилбензольной фракции
G4 = 1,35 G2.

(И. 25)

Выход полимеров

Gb = 0,17G2«	(11. 26)

В этих формулах G3 — количество продуктов алкилирования
в кг/ч;

G& — количество алкилбензольной фракции
в кг/ч;

G& —- количество полимеров^в кг/ч.

Расход хлористого алюминия

G6 = 0,02 G4.

Секундный объем газов на входе в реакционную зону реактора

у (	1 Go — Gi \ 23,1 273-М' 1 з/ е	/ал <yi\

М3 j 3600 273 л м/сек’	(H.2Z)

где Go — Gl — количество пропана в сырье в кг/ч;

М3 — молекулярный вес пропана (44);

t — температура в зоне реакции (100° С);

л — абсолютное давление в зоне реакции (5 ат).

Диаметр реактора

р= 1/^L м,
г KW

высота реактора

Н ~xw м,

(11.28)

где w — скорость пропан-пропиленовой фракции в свободном сече-
нии реактора в м/сек;

г — время пребывания пропан-пропиленовой фракции в реакторе
в сек.	<

Пример И. 12. Определить диаметр и высоту реактора и часовое количество
технического изопропилбензола (алкилбензольпой фракции) для установки ал-
килирования бензола пропиленом в присутствии хлористого алюминия про-
изводительностью 150 т/сутки пропан-пропиленовой фракции, состоящей из
30% вес. пропилена и 70% вес. пропана. Температура в реакторе 100° С, давле-
ние 5 ат.

Решение. Количество пропан-пропиленовой фракции

Со=1^=625о

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 (11. 23)
G% = 3,71 . 1875 = 6950 кг/ч.
Выход продуктов алкилирования по формуле (11. 24)

G3 == 1,54 • 6950 = 10 710 кг/ч.

Выход алкилбензольпой фракции по формуле (11. 25)

G* = 1,35 • 6950 = 9380 кг/ч.

Выход полимеров по формуле (11. 26)

G$ = 0,17 • 6950 == 1180 кг/ч.

Секундный объем газов на входе в реактор по формуле (И. 27)

/1875	6250-1875 \ 23,1 -273 + 100 J_=n 8/

\,42 +	44	) 3600	273	5	°’ 9	'

Диаметр и высоту, реактора определяем по формуле (11. 28), принимая время
пребывания в реакторе х = 80 сек и w = 0,12 м/сек*.

п 1/ 4‘°’259

V 34Г042 =1’66*’

Н = 80 .. 0,12 = 9,6 м.

Расход хлористого алюминия

Gq = 0,02 • 9380 = 187,6 кг/ч.
ГЛАВА 12

ПРОЦЕССЫ
СТАБИЛИЗАЦИИ,
АБСОРБЦИИ
И ДЕСОРБЦИИ

Газообразные углеводороды, вхо-
1 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-
продуктов), являются сырьем для

промышленности нефтехимического синтеза. Так, например, из эти-
лена получают полиэтилен, 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 12. 1

Состав газов деструктивной переработки нефти1

Компоненты	Состав газов, % объемн.					
	термиче- ского кре- кинга ма- зута	катали- тического крекинга	пиролиза жидких нефтяных фракций	пиролиза н-бутана (820° С)	электро- крекинга (160(1° С)
Водород . . .'		8,7	3,6	11,1	13,8	57,0
Метан		30,0	10,0	36,2	40,5	27,8
Этан			11,8	7,6	11,6	3,6	—
Этилен 		2,9	1,6 ‘	22,5	30,8	1,0
Пропан		17,9	11,3	3,0	0,5	—
Пропилен 		9,8	8,5	12,1	7,1	—
Изо бута п		4,6	24,8	—		—
н-Бутан 			5,0	4,9	0,5	|	1,2	—
Бутилены		3,8	14,0	1,6		—
Изопентан		3,7	4,4	—		—
w-Пентан		0,6	1,5	— *		
Амилены	  .	. .	0,3	1,5	—	2,5	. 6,2
Высшие		2,2	3,4	1,4		
Ацетилен		—	•—	—	—	‘ 14,0

1 Примерный состав природных газов см. в книге В. Е. Баринова «Газофракциони-
рующие установки». Гостоптехиздат, 1962.
Основная масса углеводородных газов на установках деструктив-
ной переработки нефти отделяется от жидкости — бензина и воды —
в газосенараторах. Некоторая часть их, в основном пропан-пропиле-
новая и бутан-бутиленовая фракции (С3 — С4), 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 ат), из нестабильного бензина отгоняют пропан-пропилено-
вую и бутан-бутиленовую 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 ат). 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 ат.

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 фугитивностью жидкости, а общее давление системы —
исправленным давлением, называемым фугитивностью паров. В этом
случае уравнения законов Рауля и Дальтона принимают следующий
вид:

х	Р=)пУ,	(12.1)

P^fpx'.	(12.2)

Для условия равновесия

friy ч	(12. 3)

Рис. 12. 1. График для определения коэффициента активности.

„где /л — /фугитивность паров;

/р — фугитивность жидкости;

р — парциальное давление насыщенных паров компонента;

х' — мольная концентрация компонента в жидкой фазе;

уг — 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 />Пр называется отношение абсолютного
давления нефтепродуктов к их критическому давлению

?пр=~^
£кр

(12.4)

где р — абсолютное давление;

/>Кр ~~ критическое давление.
Приведенной температурой'ТПр называется отношение абсолют-
ной температуры нефтепродуктов к их критической температуре

Т

Т

пр —

1 кр

,(12. 5)

где Т — абсолютная температура системы;
Гкр — критическая температура.

Критической температурой называется такая температура, выше

быть сконденсирован, т. е. 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

которой пар не может

Рис. 12. 2. График зависимости критической
. температуры от молекулярного веса.

плотности и
температуры
критическая

средней
кипения
темпера-

тура нефтепродуктов по-
вышается. критическим
давлением называется

такое давление, выше
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,
критическое давление га-
зов — по кривой рис. 12. 3.
Критическое давление не-
фтяных фракций опреде-
ляется формулой

РкР = А:>, (12.6)

где рНр — критическое да-
вление;

Гкр — критическая тем-
пература;

М — молекулярный
вес фракции;

Рис. 12. 3. График зависимости критического
/давления газа от молекулярного веса.

к — коэффициент, "зависящий от характера фракции.

Для светлых нефтепродуктов прямой перегонки к = 6,3 4- 6,4,
для крекипг-керосипа и флегмы к ~ 6,8 4- 7,0. При вычислении
фугитивности паров и жидкости откладывают значение приведеп-
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 л = 6 ат, критическая
температура бензина ~ 220° С, критическая температура крекинг-газа

= 100° С, критическое давление бензина = 37 ат, критическое давле-
ние крекинг-газа -рГр = 44 ат, давление насыщенных бензиновых паров При
190° С рб = 3 ат, давление насыщенных паров крекинг-газа рг = 90 ат.

Решение. Критическая температура бензина

= ^р + 273 - 220 + 273 = 493° К.

Температура системы

Т = t + 273 = 190 + 273 = 463° К.

Приведенная температура бензина *

Тб Т
пр тб
1 нр

463

493

= 0,94.

Приведенное давление бензина

рпр- — 37	0,081 •

По кривой рис. 12. 1 для значений Т^р = 0,94 и р$р = 0,081 находим, что
коэффициент активности жидкости (бензина)

/б

у = 4 = 0,97, А

Р

V	-	'	/

откуда фугитивность жидкого бензина

/g = у рб = 0,97 - 3 = 2,91 ат.

Критическая температура крекинг-газа

Т£р =	+ 273 = 100 + 273 = 373° К.

Приведенная температура крекинг-газа

__£_J63_=124

373	*’24.

пр

Приведенное давление крекинг-газа

Рпр —•

Рг
^кр

90

44

= 2,05.
По кривой рис. 12. 1 для значений 7^ = 1,24 и £пр = 2,05 находим, что
коэффициент активности крекипг-газа в жидком состоянии

f

У = -Л- = 0,68,
рг

откуда

fp = Y Р — 0,68 • 90 = 61 ат.

Приведенное давление бензина относительно давления в системе

япр	='37 = °’162'

^кр

По кривой рис. 12. 1 для значений T$p = 0,94 и Лдр = 0,162 находим коэф-
фициент активности

/б

Y = —= 0,92,
л

откуда

, £ = = 0'92-6 = 5,52 ат.

Приведенное давление крекинг-газа по отношению к давлению в системе

По кривой рис. 12. 1 для значений 7^ = 1,24 и л^р — 0,136 коэффициент
активности

J Л

Y = —— =0,97,
1 л

откуда

/г = ул = 0,97-6 = 5,82 ат. ‘

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:

4-=-^=/с’	<12-7>

х 'л

где к — константа фазового равновесия, или коэффициент распреде-
ления, показывающий соотношенйе 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 и номограмм.
На рис. 12. 4 приведена номограмма для определения констант фа-
зового равновесия углеводородов от метана (СН4) до ^-декана
(СюНгг)*	%
Пример 12. 2. Определить константу фазового равновесия бензина и газа,
если молекулярный вес газа Мг = 40, молекулярный вес бензина Mq ~ 110.
Остальные данные для расчета взять из примера 12. 1.

Решение. Фугитивность жидкого бензина = 2,91 ат. Фугитивность
паров бензина /®== 5,52 ат.

По формуле (12. 7) константа фазового равновесия

7 _ fp „ 2,91

/Сб_ _	=0,53.

J л

Фугитивность крекинг-газа в жидком состоянии /£ = 61 ат. Фугитивность
газа в парах = 5,82 ат. Тогда

к _ _ 6’61 _10 5

*г----	_ю,5.

Определим значения констант фазового равновесия для бензина и газа,
пользуясь приведенной на рис. 12. 4 номограммой, полагая, что бензин моле-
кулярного веса Мб = 110 соответствует октану (МОк =114), а газ — пропи-
лену (Мпр = 42).

По номограмме рис. 12. 4 константы фазового равновесия при t = 190° С
и л = 6 ат равны: для нормального октана /сОк = 0,7; для пропилена /спр =
= и,о.

При расчете этими двумя методами констант фазового равновесия
расхождение особенно значительно в случае приравнивания широ-
кой фракции, бензина индивидуальному углеводороду. Для более
узкой фракций 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
необходимо определить условия (темпера-
туру и давление), при которых из неста-
бильных нефтепродуктов, например газо-
вого бензина, бензина термического крекинга

и др., в процессе стабилизаций будут удаляться углеводородные'
газы, недопустимо повышающие, давление насыщенных паров дан-
ных нефтепродуктов.

Температура низа стабилизационных колонн определяется мето-
дом подбора из условия, что сумма (S) произведений мольных
концентраций компонентов на их константы фазового равновесия
должна быть равна единице, т. е.

2^ = 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

1. Расчет
стабилизационной
колонны
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 х'к~1 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 прохождении потока паров ректи-
фиката и орошения через шлемовую трубу и холодильник-конденсатор.
Величина потери давления обычно колеблется в пределах 0,3—
0,6 ат.

Температура верха ректификационной колонны при отсутствии
конденсации верхнего продукта определяется также методом под-
бора по формуле

=	(12.9)

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 40 000 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 л = ^2 =
/ иЭ
= 0,68 ат.

Решение. В состав стабильного бензина входят углеводороды .от пен-
танов и выше и некоторое количество нормального бутана (П-С4). Обозначим
через т число молей нормального бутана, тогда состав стабильного мотобензина
будет

т + /-Сб + п-Сб + Св +

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 Рп»с4= 4,20 ат, изопентана Р-_С5=1,60ат,
нормального пентана Рп_Сб = 1,22 ат, гексана + высшие РСб+ = 0,50 ат.

Давление насыщенных паров жидкой смеси (стабильного бензина) опреде-
лим по закону Рауля

ТАБЛИЦА 12. 2

Материальный баланс стабилизационной колонны

| № п/п	|	Компоненты	Молекулярный вес М	Поступает в колонну			Получается при стабилизации					
			нестабильный .бензин			стабильный бензин			верхний продукт (ректификат)		
			кг/ч	моль/ч	мольная концент- рация х'	моль/ч	кг/ч	мольная концент- рация х'	моль/ч	кг/ч	।  мольная концент- рация у'
1	2	3	4	5	6	7	8	9	10	11	12
1	Этан	30	100	3,34	0,0081							3,34	100	0,0447
2	Пропилен	42	400	9,53	0,0231	—	—	—.	9,53	400	0,1271
3	Пропан	44	800	18,20	0,0442	—	—	—	18,20	800	0,2430*
4	Бутилены	56	1 200	21,40	0,0520	—	—	-—	21,40	1200	0,2860
5	Изобутан	58	500	8,63	0,0208	—	—	—	8,63	500	0,1152
6	к-Б у тан	58	1000	17,25	0,0420	3,50	203	0,0104	13,75	797	0,1840
7	Изопентан	72	2 000	27,80	0,0674	27,80	2 000	0,0825	—	—	—
8	н-Пентан	72	1500	20,80	0,0504	20,80	1500	0,0618	—	—	—
9	Гексан -|-	114	32 500	285,00	0,6920	285,00	32 500	0,8453	—	—	1——
	высшие										
	Всего . . f.-		40 000	411,95	1,0000	337,10	36 203	1,0000	74,85	3797	1,0000

где и xi — соответственно давление насыщенных паров и мольная концен-
трация отдельных компонентов, составляющих смесь.

Рп-Сцт . ' Р 1-С5х1-С5 . -Pn-Cs^n-Cs , ^06 + ^06+ _ _
m-j- 0,8098 ф т +0,8098 ' т+0,8098 + т+0,8098

Преобразуя уравнение и подставляя известные величины, получим

4,20m + 1,60 • 0,0674 + 1,22 • 0,0504 + 0,50 • 0,6920 = (m + 0,8098) л, откуда;.

°’030 пплос

т =	= 0,0085 моля.

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.

Материальйый баланс стабилизационной колонны приведен в табл. 12. 2,.
где в столбцах 7, 8 и 9 показан состав стабильного бензина, а в итоге столбца &
его вес. В столбцах 10, И и 12 приведен состав паров, уходящих с верха ко-
лонны.

Молекулярный вес верхнего продукта (ректификата)

Пример 12. 4. Определить температуру верха стабилизационной колонны,
если давление в ней л == 8,9 ат. Состав паров, уходящих из колонны, взять из-
примера 12. 3 (табл. 12. 2, столбец 12).
Решение. Для решения примера воспользуемся формулой (12. 9),
ио которой необходимо подобрать температуру, чтобы было выполнено условие
2 !•
&

По графику рис. 12. 4 при температуре t = 52° С и давлении л = 8,9 ат
находим константы фазового равновесия компонентов ,и при подстановке в фор-
мулу имеем

Sy'	__ 0<0447	, 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.

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.

Решение. 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 л = 8,9 ат,
принимаем давление в сборнике орошения л = 8,4 ат. По графику рис. 12. 4
при л = 8,'4 ат и t = 33° С находим константы фазового равновесия компонен-
тов. 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 л = 8,4 ат выбрано правильно.

Пример 12. 6. Определить скорость паров пад верхней тарелкой стабилиза-
ционной колонный, если диаметр последней D = 2,0 м. Количество паров, их
еостав и молекулярный вес, температуру и давление взять из примеров 12. 3,
12. 4 и 12. 5. Кратность орошения в колонне равна четырем.

Решение. Так как температура острого орошения 33° С (см. пример
12. 5) незначительно отличается от температуры под верхней тарелкой ~52° С,
то следует ожидать, что разница в* весах паров под и над тарелкой невелика,
поэтому при расчете можно пе 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 У, проходящих над верхней тарелкой, определим
по формуле (9. 47)

23,1 G (t + 273) . 1
Мср 3600 -273 ’ л

м3/сек,

тде G — общее количество паров в кг/ч;

t — температура паров в °C;

Мср — средний молекулярный вес паров;

л — абсолютное давление в колонне в ат (кГ/см2).

v = 234 -5- 3797 (52 + 273)

50,8 • 3600 • 273



мР/сек.'

Свободное сечение над верхней тарелкой колонны

3,14 • 2,02



= 3,14 м2.

Скорость паров над верхней тарелкой колонны

V 0,321	,

ш — — ='	- — 0,102 м/сек.

г 3,14
2. Расчет процессов
абсорбции
и десорбции

ром. Выделившиеся

При абсорбционно-ректификационном
методе разделения углеводородные газы аб-
сорбируются (поглощаютсд) жидким абсор-
бентом, из которого выделяются в дальней-
шем путем десорбции (отпарки) водяным на-

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 абсорбций обычно протекает при сравнительно низкой
температуре (30—40° С) й высоком давлении (10—15 ат), 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 ат), 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
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)

где А — фактор абсорбции данного компонента, равный отношению
числа молей тощего абсорбента к произведению константы

Рис. 12. 5. График зависимости между
числом теоретических тарелок абсорбе-
ра, коэффициентом извлечения ср и фак-
тором абсорбции.

равновесия на число
молей сырого (жирного)
газа;

L — количество тощего аб-
сорбента в моль/ч*,
к — константа равновесия
данного компонента
(см. рис. 12. 4);

G — количество сырого газа
в моль 1ч.

Отношение L/G = LQ опреде-
ляет удельный расход абсор-
бента, тогда из формулы (12. 10)
следует

LQ ~ Ак, (12.11)
где Lq — удельный расход аб-
сорбента в моль/моль.

Если в уравнении (12. 10) отношение L/ G заменить на Zo, то фор-

мула примет вид

Д)

к *

(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 ср и по величине ср 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 абсорб-
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 поглощенных 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 = -~-,	.	(12.13)

где S — фактор десорбций;

G' — количество десорбирующего агента в молъ/ч;

L' — количество насыщенного абсорбента в молъ/ч.

Удельный расход десорбирующего агента

а при подстановке в уравнение (12. 13) фактор десорбции выражается
равенством

S = LQk.	(12.15)

При расчете процесса десорбции задаются коэффициентом извле-
чения наименее летучего из извлекаемых компонентов, обычно пен-
тана, принимая ср — 0,99.

График рис. 12. 5 составлен для 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 Тн =6000 м3/ч газа следующего состава (в % объемы.):
метана — 40, этана—12, этилена — 5, пропана — 17, пропилена — 8, изобута-
на — 5, w-бутана — 6, изопентана — 4, w-пентапа — 1, гексана — 2. Температу-
ра жирного (сырого) газа и абсорбента па входе в абсорбер t = 35° С, абсолют-
ное давление л = 15 ат. Плотность абсорбента о = 875 кг/м3, молекулярный
вес М = 130. Число тарелок в абсорбере 12. Коэффициент извлечения пропана
<р = 0,6. Диаметр абсорбера D = 1,0 м.

Решение. Так как 1 моль любого газа по закону Авогадро занимает
объем 22,4 м3, то в абсорбер поступает

G = —^7-==	= 268 молъ/ч сырого газа.

22,4	22,4

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 умножить па число молей сырья, например для метана
имеем

0,40 • 268 = 107 молъ/ч.

18 Заказ 1705.

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).

Расчет процесса абсорбции проводим в следующем порядке.

1.	По графику рис. 12. 4 находим константы фазового равновесия компо-
нентов сырого газа при температуре t = 35° С и давлении л = 15 ат (столбец 7).

2.	Определяем факторы абсорбции компонентов. По заданному коэффициен-
ту извлечения пропана ф = 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 Lo = Азкз — 0,6 • 0,87 = 0,522 моля на
1 моль сырого газа. Затем по формуле (12. 12) определяем факторы абсорбций

'	.	0,522

всех остальных компонентов, например для метана At =	= 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 ф каждого
компонента (столбец 9, табл. 12. 3). Вычисляем количество извлеченных молей
каждого компонента, умножая соответствующий коэффициент извлечения ф
на число молей данного компонента в сырье, так как по определению

число извлеченных молей
Ф =—-------------Z-----------

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 = GL0 = 268 • 0,522 = 140 молъ)ч

или

g = 140 • 130 = 18 200 кг/ч, т. е. 18,2 тп/ч.

Расход тощего абсорбента в ж3 составит

	/=+=^ = 20,8^.  2	875
Из табл. 12. 3	средний молекулярный вес сырого газа  зз.9;
извлеченного газа	М	5090  Миавл= 99 65 -51,
сухого газа	М 	 3997 _ но 7  Моот	168,35	23,7 ’

Скорость газового потока в верхней части абсорбера
in _ V ___ V (273 + 01	6000 (273 + 35) • 1

W F 3600 • 273 • 0,785* • л ' 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 десор-
бере п = 8, средняя температура t = 170° С, среднее давление л = 7 ат. Ко-
эффициент извлечения пентана ф = 0,99..

* 0,785 м2 — свободное сечение колонны (D — 1,0 м).	'
ТАБЛИЦА 12. 3

Материальный баланс абсорбции газов

| № п/п	|	Компоненты	Молекулярный вес  М	Сырой/ газ			Константа равнове- сия при л=15 ат,  / = 35° С	Фактор абсорбции А	Коэффициент извле- чения ср	Извлечено		Сухой газ	
			мольная кон- центрация х'	ч о	кг/ч				моль/ч	кг/ч	моль/ч	кг/ч
1	2	3		5	6	7	8	9	10 = 5X9	11 = 10X3	12 = 5-10	13 = 6-11
1	Метан		16		107,00	1710	11,6	0,045	0,05	5,35	86,0	101,65	1624
2	Этан		30	0,12	32,00	960	2,53	0,206	0,19	6,10	183,0	25,90	777
3	Этилен		28	0,05	13,40	’ 375	3,?5	0,139	0,15	2,00	56,0	11,40	319
4	Пропан 		44	0,17	46,00	2020	0,87	0,600	0,6	27,60	121,0	18,40	810
5	Пропилен		42	0,08	21,40	900	0,98	0,522	0,5	10,70	450,0	10,70	450
6	Изобутан 		58	0,05	13,40	777	0,40	1,23 ’	0,98	13,10	760,0	0,30	17
7	н-Бутан		58	0,06	16,10	935	0,28	1,86	1	16,10	935,0	—	—
8	Изопентан		72	0,04	10,70	770	0,30	1,74	1	10,70	770,0	—	—
9	н-Пентан		72	0,01	2,68	193	0,098	5,22	1	2,68	193,0	—	—
10	Гексан		84	0,02	5,32	447	0,04	13,0	1	5,32	447,0	—	—
	Итого			1,00	268,00	9087		—	—	99,65	5090	168,35	3997
Решение. По графику рис. 12. 5, исходя из числа тарелок п = 8, и по
коэффициенту извлечения пентана (р = 0,99 определяем фактор десорбции.
£ = 1,3. Константа фазового равновесия пентана при t = 170° G и л = 7 ат
к = 2,3.

Из примера 12. 7 имеем: количество тощего абсорбента L = 140,00 моль)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’ = 44- (140 + 99,65) = 135,4 молъ/ч
к 2,3

или 135,4 • 18 = 2440 кг/ч (где 18 — молекулярный вес воды).
Удельный расход водяного пара по формуле (12. 14)

L1	-2^0 —0,105 Кг на 1 кг насыщенного абсорбента»

° Lt 23 290
ГЛАВА 13

ПРОЧАЯ АППАРАТУРА ТЭыделение взвешенных твердых ча-
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИХ	стиц (песок, глина) и капель воды

УСТАНОВОК	из неФти и нефтепродуктов произво-

дится путем отстаивания. Скорость
1. Расчет отстойников отстаивания может быть определена
для нефти и нефтепродуктов по формуле Стокса

— м/сек, •	(13.1)

18 v	v 7

где q4 — плотность взвешенных частиц в кг/м3;

— плотность жидкости (среды) в кг/м3;

d — диаметр взвешенной частицы в м;

v — кинематическая вязкость жидкости (среды) в м2/сек; ,
g — ускорение силы тяжести в м/сек2.

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 (рч—
рж), а следовательно, увеличивается и скорость отстаивания w. По-
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) 1 рассчитывается по формуле

Z) = -2— ж,	(13.2)

1820V . ’	4	7

где V — расход нефтепродукта в м3/сек;

v — кинематическая вязкость нефтепродукта в м2/сек.

1 Отстойники с продольными перегородками предназначаются для устране-
ния вихревого движения в аппарате. В эксплуатации они неудобны и не полу-
чили распространения на заводах.
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 пропускается 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

Установки	Размеры отстойников		Число отстой- ников	Время и усло- вия отстоя	Скорость нефти, - м/сек	Содержание воды и грязи, % бес.	
	ДИВ- । ТТТ|ТТТТД ме:р> м	объем, жЗ				до от- стоя	после отстоя

Атмосферная	2,0	10J	34,0	2	т -- 35 мин, t = S&° С, р — 5 4- 6 ат	0,00495	1,25	0,86
»	1,96	9,7 л	29,4	4	Т — 31 мин, 120° С, р = 6 4- 8 ат	0,0052	0,80	0,40
	2,59	10,67	56	2	т = 70 4- -i-90 мин, * = 80 4- 4-90°С,			
								
								
					р =10 4- 11 ат	—	—	—
Атмосферно-ва-	1,35	12,17	17,4	1	Т—18 4-			
куумная					4- 25 мин,  *=150° С,		-	
					р — 13 4-14 ат	0,01	0,95	0,52
• То же	2,44	6,10	28,7	1	т = 72 мин,			
					* = 58° С, р = 8 4- 9 ат	0,0017	—	—

Рассмотрим типовой пример расчета отстойников для нефти.

Пример 13. 1. Рассчитать число и размеры (диаметр и длину) горизонталь-
ных отстойников для установки производительностью 3000 т)су тки нефти.
Установка должна работать как на легкой бибиэйбатской нефти (q^0 = 0,875),
•278
так и на смеси балаханской тяжелой с бинагадипской (^° — 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.

Решение. Из соображений, 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 па 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 = 0,875) q100= 820 кг/и3; для тяжелой
нефти (q2° = 0,913) Qioo = 860 кг!м3.

Секундные объемы нефтей:
для легкой

т, 3 000000 лп/о/ 3/

Гл = 24®Т820=г0,0424 М /СеК’

' для тяжелой

„ 	3000 000	Л..л/ 3,

7т = 24-3600-86,Г0,0404 м /СеК-

Определение диаметра отстойника. Кинематические вязкости нефтей при
100° С согласно рис. 3. 2:

для легкой нефти

vioo = 0,0264 см2,[сек = 0,00000264 м21сек\

для тяжелой нефти

Vioo — 0,0652 см2!сек = 0,00000652 м2[сек.

Для перевода величины см* I сек в м2/сек необходимо первую величину раз-
делить па 10 000, так как 1 м2 = 10 000 см2.

Диаметр отстойника определяется по формуле (13. 2):

для легкой нефти

D = V =	°'0424	- я яч Л1-

1820v	1820-0,00000264 ’	’

для тяжелой нефти

D_ V	_	0,0404

1820V	1820-0,00000652	’	'

Из этого расчета видно, что для легкой нефти требуются аппараты бблыпих
размеров, чем для тяжелой, поэтому дальнейший расчет следует вести па 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

п V _	0,0424	_

4 • 1820v	4 • 1820 • 0,00000264 ’ ’ м'	Г

Определение длины отстойника. Скорость движения нефти в отстойнике

F

w м/сек.	t
Имеем для одного отстойника:

V—L = 0,0106 м3/сек;

4

J±^2L_3.s Л

4	4

w =	= 0,00279 м/сек — 2,8 мм/сек^

Приняв на основании практических данных время отстоя в отстойниках
х = 60 мин (3600 сек), определим длину их из уравнения

S = wx,	(13.3)

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 т, получим

£ = w х = 0,00279 • 3600 = 10 м.

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, служа-
п р	щий одновременно промежуточной емкостью для бен-

гасчет	зина, идущего на орошение колонны (рис. 13. 1).

водоотделителей	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.

Решение, а) Определим секундный объем смеси. Плотность воды при-
нимаем равной 1, т. е. 1000 кг/м3, а плотность бензина при 35° С находим по
рис. 3. 1

р3 = 0,740 г/см3 = 740 кг/м3.

Секундный объем смеси

12 000	8000

TZ 740 + 1000	16,22 + 8 п АП£?Г7С 3.

\	v =--------3600-----= - 36W- = °’00675 м/сек-

б) Скорости в водоотделителе принимаются из практических данных в пре-
делах w == 3 4- 5 мм/сек = 0,003 4- 0,005 м/сек. Приняв скорость в водоотдели-
теле 0,003 м/сек, находим необходимое сечение аппарата

W

0,00675	„... ,

ЛжГ = 2’25лЛ

Этому сечению соответствует расчетный диаметр водоотделителя D =
== 1,69 м. Принимаем D = 1,70 м. Практически сечение водоотделителя

= 227л11

4	4

Определение высоты водоотделителя. Рабочую высоту водоотделителя рас-'
считываем, 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 ’Отделителе 20 мин и скорость w = 0,003 м/сек, найдем рабо-
чую высоту водоотделителя (см. рис. 13. 1)

/ip = wt — 0,003 20 • 60 = 3,6 м„
Высота водяной «подушки» для устранения потерь бензина с отходящей
водой принимается Дв = 0,4 4- 0,6 м = 0,5 м.

Расстояние от днища аппарата до оси водоотводящей трубы = 0,3 ж,
высота парового пространства аппарата /гп — 0,8 м. Общая высота аппарата со-
ставит

Яобщ = Др + /1в +	+ Лп — 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 = hp^- + hB,	(13.4)

Qb

где hр— рабочая высота водоотде-
лителя в м;

hB — высота водяной «подушки»
в м;

оп— плотность продукта в кг/м3;
рв—плотность воды в кг/м3.

Подставив известные величины
из предыдущего.расчета в -формулу
(13. 4), получим

h = 3,6 • 0,74 + 0,5 = 2,66 +
+ 0,5 = 3,16 м.

Так как практически уровни Рис. 13.1. Схема водоотделителя,
в аппарате могут несколько ко-
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 газосепара-
ч	торах. Для отделения капель бензина от газа

• *асчег	в сепараторах 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.

Пример 13. 3. Объем газа, поступающего в газосепаратор, V = 0,28 м3/сек.
Диаметр сепаратора D = 1,8 ль Определить скорость газового потока в сепара-
торе.
Решение, а) Поперечное сечение сепаратора

3,14-1,82 ог,
- ~Г =----------4----= 215 4

м2.

б) Скорость газового потока в сепараторе

V °’28 п л'л /
и? = — =	= 0,11 м!сек.

к. Расчет
барометрических
конденсаторов

С расчетами основной типовой аппара-
туры вакуумной установки — печей, ко-
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

Нес конденсированные
газы , 1

к эжекторам
Пары и газы

U3 КОЛОННЫ

колонны в конденсатор, и непрерыв-
ного отсоса газов и неконденсиру-
ющихся паров из конденсатора.

Конденсация паров, отходящих
с верха колонны, осуществляется преи-
мущественно в конденсаторах смешения.
Эти конденсаторы снабжены барометри-
ческой трубой высотой не менее 10 м
для стока конденсата и охлаждающей;
воды и 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
происходит процесс конденсации и по-
этому объем паров и газов, отсасывае-
мых из конденсатора, уменьшается; тем-

. Вода

Ч -----

Рис. 13. 2. Схема барометри- пература отсасываемых газов ниже
ческого конденсатора. ‘ температуры отходящей воды; меньше
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
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 па верху колонны, тем ниже должна быть температура
воды, отходящей из барометрического конденсатора.

На графике (рис. 13. 3) показана зависимость между темпера-
турой воды, отходящей из барометрического конденсатора, и мини-

Абсолютное давление, мм рт. ст

Рис. 13. 3. Зависимость давления от температуры
отходящей воды.

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 эжектор, 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 ml су тки 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° G; 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.
Решение, а) Определим количество водяных паров, подлежащих кон-
денсации в барометрическом конденсаторе. Производительность установки по
сырью равна

= 50 zn/ч, или 50 000 кг/ч.

24

Расход пара, поступающего в колонну (6% отлЯярья):

2В. п ~	50000 — 3000 кг/ч =	= 166,5 кмоль/ч.

где 18 — молекулярный вес водяного пара.

Кроме водяных паров, в конденсатор смешения поступают некопденси^ую-
щиеся (перманентные) газы, количество которых принимается из опыта работы
вакуумных установок — 0,1% о! сырья, что составит

Gn- г =	• 50 000 — 50 к/гч ==	— 1,72 кмоль/ч

1UU

(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:

0,4

Свозд =	3000 - 12 кг/ч.

12

или — — 0,42 кмоль 1ч.

29

Таким образом, всего в барометрический конденсатор поступает

166,5 + 1,72 + 0,42 = 168,64 кмоль)ч.

Зпая общее число килограмм-молекул, поступающих в конденсатор, не-
трудно определить молекулярный срстав этой смеси паров и газов.

Молекулярная концентрация водяных^ паров

У'

166,5

168,64

= 0,987.

Молекулярная концентрация газов

1 — У'

2,14

168,64"

-0,013.

Парциальное давление водяных паров

Рв. п = л У' = 50 • 0,987 = 49,35 мм рт. ст.

Парциальное давление газов

рг = 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. п (Q — ^2) + Стаз • 0,5 (t3 — £4)
с (t2 — у

(13. 5)

где ti — температура поступающей воды в °C;
— температура отходящей воды в °C;
t3 — температура поступающей смеси водяных паров и газов в °C;

ti— температура газов, отсасываемых с верха барометрического конденса-
тора, в °C (ti ti °C);

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.

Первое слагаемое в числителе формулы (13. 5) представляет собой количество
тепла, кО/Торое необходимо отнять от поступающих в барометрический конден-
сатор паров воды, чтобы сконденсировать и охладить их до температуры h;
второе слагаемое — количество тепла, которое необходимо отпять от газов (газы
разложения и воздух), чтобы охладить их до температуры ti « t±. 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. и 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

о 3000 (638,3-33)+ 62-0,5 (90-25) ОО„АЛЛ ,	™ 3/

В =----—-------- _	----—-------- = 227 000 кг/ч, или 227 м3/ч.

Оо —

б)	Высота барометрической трубы определяется по формуле

Я=Ю,33-^-+/г + 0,5.и,	(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 4-1,0 м;
0,5 — коэффициент запаса для устранения возможности залива водой паро-
вого штуцера барометрического конденсатора при. колебаниях давле-
ния атмосферы.

710

Н = 10,33	+ 1,0 + 0,5 = 9,68 + 1,0 + 0,5 = 11,18 = 11,2 м.

760

в)	Диаметр барометрического конденсатора 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)

(273-Ь 0	760 /Стаз

’	273	3600л \ М

ZB- п

18

м3/сек,

где л — абсолютное давление в аппарате в мм рт. ст.;

t — температура поступающей смеси водяных паров и газов в °C;

2в. п и Сгаз — соответственно количество водяных паров и газов в кг/ч;

18 — молекулярный вес воды;

М — молекулярный вес воздуха и газов разложения, равный 29.
Подставим в формулу известные величины (zB. п=3000 кг)ч} Gra3 = 62 кг)ч

Т7 . (279 + 90) 760 /62 . 3000 \ о. 9 3/
^22Л 273-3600-50 19+~18-Г21’2" /СеК'

Если принять производительность конденсатор^ в 1,5 раза больше проект-
ной, то секундный объем паров ,

V' = 1,5 • 21,2 = 31,8 м3/сек.

При скорости движения газов и паров в конденсаторе 40 м!сек необходимая

площадь сечения

•ven

F = ^=0,794 м2,
40

что соответствует диаметру конденсатора

/лр	Г л . 0.7Q4

977- —1/	»;>—= 1’01	или округленно D —1 м.

0^14:	F

5. Определение
производительности
вакуум-насоса или
эжекторов

Производительность вакуум-насоса или
эжектора должна соответствовать количе-
ству поступающих в аппараты некондеиси-
рующихся газов и воздуха, проникающего
через неплотности соединений и выделяю-
щегося из охлаждающей воды. *

В примере 13. 4 было вычислено: количество воздуха, засасываемого через
пеплотности 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. Касаткина1, 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 2ВОЗд — 1,25 кг/м3).
Следовательно, количество воздуха, выделяемого охлаждающей водой, составит
0,000025 • В = 0,000025 • 227 000 = 5,66 кг/ч.

Общее количество газов, которое необходимо откачать вакуум-насосом или
эжекторами:

бггаз = 62 + 5,66 = 67,66 кг)ч.

Температура отсасываемых газов равна примерно температура поступающей
воды, т. е. h h = 25° С.

Остаточное давление в конденсаторе равно 50 мм рт. ст. Парциальное
давление водяного пара при 25° С согласно паровой таблице равно рв. п =
= 23,8 мм рт. ст. Парциальное давление воздуха и газов разложения равно

Рвозд — 50—23,8 = 26,2 мм рт. ст.

Объем воздуха и газов разложения, подлежащих отсасыванию, по уравне-
нию (8. 27)

V . 22.4	_ 22.4	™ _ 1850

'	273 Рвозд	273	26,2 2J

1650 ОГ7_ 3/
или ——— =27,5 м3/мин.

Ь0

Соответственно этой производительности подбираются по каталогам заводов-
изготовителей вакуум-насосы или пароструйные эжекторы.

1 А. Г. Касатки п. Основные процессы и аппараты химической технологии. Гос-
химиздат, 1959, стр. 362.
6. Испытание
вакуумной колонны
на герметичность

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.

Пример 13. 5. При испытании вакуумной колонны па герметичность было
установлено, что падение вакуума за 1 ч составляет 6 мм рт. ст. Объем вакуум-
ной колонны с барометрическим конденсатором V = 450 м3. Температура воз-
душной среды в колонне к концу испытания была 25° С. Требуется определить
количество засасываемого в колонну воздуха.

Решение. 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€Ю мм рт. ст.), подсчитываем по формуле

Т7 Т7 Ар 273	,,

„ Va = V ---— • ------- М6 ч,

°	760	273 + 7	'

(13. 7)

где V — объем вакуумной колонны, в .и,3;

Ар — падение вакуума в колонне за время испытания (1 ч) в мм рт. ст.;
t — температура воздуха в колонне в конце испытания в °C.

Подставив известные величины в формулу (13. 7), получим

Т7 Т7 Ар 273	6	273 _оог Ч/

F° 'V 760 ' 273+1 - 450' 760 ‘ 273 + 25 3,25 1

Так как плотность воздуха при 0° С и 760 мм рт. cm. q0 = 1,293 кг)м3,
то количество засасываемого в колонну воздуха составит

— б^возд Qo^o = 1,293 • 3,25 — 4,21 кз[ч,

что допустимо.
ГЛАВА 14

своей работы по извлечению важней-
ПРОИЗВОДСТВЕННЫЕ	ших продуктов из перерабатываемого

РАСЧЕТЫ	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.
распространенные производственные расчеты.
Для расчета производственных потерь
необходимо составить материальный баланс
за смену или по данной операции и выявить
при этом невязку баланса — разницу между
количествами взятого в переработку сырья,

и полученной продукции. Рассмотрим примеры.

Пример 14. 1. Определить производственные потери, если на переработку
поступило за смену 300 т сырья, из которого получено:

Рассмотрим наиболее

1. Определение
производственных
потерь

жирного газа................................. 54,0 пъ (18%)

нестабильного бензина........................ 138,0 m (46%)

легкого каталитического газойля ................. 69,0	m (23%)

тяжелого каталитического газойля ................ 26,4	m (8,8% •

Всего.........	287,4 m (95,8%)

Решение. Составим баланс производства.

Поступило на переработку сырья............... ) 300 m (100%)

Получено продуктов крекинга (газ + дистилляты) ч 287,4 m (95,8%)

Разница составляет ......	12,6 m (4,2%)

Эта величина (невязка баланса) и характеризует производственные потери.

Пример 14. 2. Поступило на э гилосмесительпую установку для компаунди-
рования авиационного бензина Б-95/130 (в т):	х

бензин каталитического крекинга....................... 1900,0

алкилбензип............................................ 48,0

алкилбензол.......................................„	,	40,0

этиловая жидкость.............................  .	. .	12,0

присадка (параоксидифенил амин)............................ 0,1

Всего.........	2000,1
После смешения указанных компонентов в резервуар поступило 1999 т
бензина. Определить потери на этилосмесительной установке.

Решение. Составим баланс смешения.

Поступило на смешение компо-	'	'

нентов ..................... 2000,1	т

Получено авиационного бензина 1999,0 тп

Невязка (потери) . . .	1,1 т, или 0,55%.

2. Отбор
целевых продуктов
на установке

Выход важнейших продуктов можно
определить из материального, баланса про-
изводства 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 на 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).

Решение. Отбор бензина от потенциала составляет

6'5	'

6У5 Ю0= 98.5%-

Отбор фракций, выкипающих до 350° С (сумма светлых нефтепродуктов),
составляет

4^4 100 = 98,0 %.

4д,5

ешение.

2. Отбор бутанов

3. Отбор высших

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).

"	‘	пропана

1	73
100== 55,7%.

Оу 1

2	70

	444 100 = 95,8%.

44т ЮО = 99%.

3,03

Как известно, основная масса нефтепро-
дуктов,. выпускаемых нефтеперерабатыва-
ющей промышленностью, приготовляется пу-
тем компаундирования тех или иных компо-
нентов и различных присадок. Чтобы осу-
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.

3. Компаундирование
нефтепродуктов
Компаундирование
бензинов

Расчеты по компаундированию бензинов'
преимущественно сводятся к определению
состава смеси, обеспечивающей основные
качества топлива, нормируемые ГОСТ (окта-
новое число ^сортность на богатой смеси).

Пример 14. 5. Требуется.определить состав авиационного бензина Б-95/130
(без учета этиловой жидкости), который получается на базе прц>огоипого 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).

Решение. 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 т базового прямогонногЪ бензина,
приняв количество алкилбензола 30 т на 100 т базового бензина, тогда по усло-
вию примера можно написать равенство:

. 100 • 92 + 30 .-99 + х • 104 = (100 + 30 + х) 95,
где х — количество алкилбензина в смеси.

Решая это уравнение относительно х, получим х = 20, т. е. к 100 т базового
бензина следует добавить 30 т алкилбензола и 20 т алкилбензина. Следова-
тельно, в этом случае содержание компонентов в авиабензине будет такое:
базовый бензин прямой гонки.......................... 100	т	(66,7%)

алкилбензол.................................... 30	m	(20,0%)

алкилбензин.................................... 20	m	(13,3%)

Всего........	150	m	(100%) ‘

По ГОСТ в авиабензине Б-95/130 допускается содержание алкил-
бензола не более 20,0%, 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).

Решение. 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 ппп 4

*=--------2U-------="’°

(по моторному методу с 3,3 г ТЭС на 1 кг топлива).

Пример 14. 7. Определить состав авиационного бензина 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 = 36%.

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 Ч

Решение. Из условия примера, обозначив через х процентное содер-
жание бензина каталитического крекинга в автомобильном бензине, напишем
следующее равенство:

z	100 • 76 - (100 — гс) 62 + X • 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
по ГОСТ 1012-54 Б-100/130, Б-95/130
и Б-91/115 выпускаются этилированными
с содержанием 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 а на Л кг бензина. Экспортные автомобильные бензины выпу-
скаются в зависимости от сорта с содержанием ТЭС от 0,6 до
0,75 мл/кг.

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 мл жидкости 1-ТС и 0л9 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. а на 1 кг бензина, то необходимый вес этиловой
жидкости на данное количество неэтилированного бензина опре-
деляется по формуле

— G

—------ь\кг'	Ю-1)

1000---

с /

4. Расчеты по
этилированию
бензинов

1 При этом октановое число бензина по моторному методу должно быть не меньше 72;
если смесь заведомо удовлетворяет норме октанового числа по исследовательскому мето--
ду и, наоборот, не обеспечивает требуемое октановое число по моторному методу, то еле-»
дует рассчитать состав смеси, исходя из октановых чисел ,компонентов по моторному ме-
тоду.
где b — норма содержания ТЭС в г на 1 кг бензина, о1титтн.
с - концентрация ТЭС в этиловой жидкости в долях единицы,
G — количество неэтилированного бензина в кг.

Рассмотрим на конкретных примерах производственные расчеты
по этилированию бензинов.

Пример 14. 9. Требуется	' вес о”

имеющейся смеси базового бензина с высокоеKlcU р Q лтт^ппртгитт необ-
всего С _ 2000 „ „у™	" ™овогТя“.™нё™.

„„„.в да» „ого ко-идаегво	ер«.вия ТЭС Ь - 3 3 , н, 1

бензина. По ГОСТ 988-58 концепция ТЭС в этиловой жидкости Р-9 составляет
не менее 54% вес., т. е. с = 0,54.

Количество неэтилированного бензина по усл

G = 2000 т = 2 • 10= m == 2 • Ю6 кг.

Применяя уравнение (14. 1), определим необходимый вес этиловой жидкости

-G
С

----

ЛL3- 2 • 106
0,54

 з з
1000 - О',54

__ «12,2 • 106 __ । 23 . Ю4 кг = 12,3 w.
9,939-102

Количество этилированного бензила Б-95/130 составит
= g + g == 2000 + 12,3 = 2012,3 т.

Пример 14. 10. В резервуаре имеется-1500 т бензина Б-91 /НЕ[• После^дли-
тельного хранения содержание ТЭС в нем оказал ь. ,• Д качества тре-
Какое количество неэтилированного бензина соотв у Щ	ГОСТ

буется добавить, чтобы довести содержание ТЭС в б н д р

1012-54 (не более 2,5 г на 1 кг бензина).	„ ^тгттт^гггТТ я прзеп-

Решение. Поскольку общее количество этиловои
вуаре не изменяется, а изменяется лишь ее содержани	можно напи-

тате добавления некоторого количества пеэтилированн б ,
сать следующее равенство:	>

1500 • 1000 • 2,72 == (1500 + х) 1000 • 2,50,

откуда

X — 132 000 кг == 132

. т. е. в резервуар необходимо добавить 132 т неэтилированного бен ,
содержание ТЭС в нем снизилось до 2,50 г на 1 кг бензина. Учитыв ,	,

ТЭС на 1 кг бензина является верхним пределом нормы, ЛУЧЩ$	тогда

которым запасом, например на содержание ТЭС 2,48 г на 1 Ъг бенз , Д

откуда

1500 . 1000 • 2,72 = (1500 + х) 1000 • 2,48,
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 этиловои жидко-
сти добавляется также определенное количество неэтилированного
бензина. Добавляемый в этом случае бензин используется для вытес-
нения из системы трубопроводов этилосмесителыюй установки до-
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 т, 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 54%). Норма содержания ТЭС в бензине Б-100/130
'(ГОСТ 1012-54) 2,7 г на 1 кг бензина.

Решение, а) Количество этиловой жидкости, содержащейся:

1)	в исходном бензине

2,3-500 000
gl- 0,54-1000

= 2125 кг;

2)	в готовом бензине Б-100/130

#2 =

2,7-700 000
0,54-1000

= 3500 кг.

б)	Количество этиловой жидкости, которое необходимо добавить в резервуар
g2-gi = 3500-2125 = 1375 кг.

в)	Количество бензина, поступающего в резервуар вместе с этиловой жид-
костью:	>

G = 200 000 —1(375 = 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 Ч Необходимое количество этиловой жидко-
сти для этого случая определяется по формуле

где а — норма содержания этиловой жидкости в мл на 1 кг бензина;

q — плотность этиловой4 жидкости в г/см3',

G — количество неэтилированного бензина в кг.

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 должно быть больше 0,7 мл/кг. Плот-
ность этиловой жидкости Р-9 q = 1,5 г 1см3.

Решение. По формуле (14. 2) необходимое количество этиловой жидко-
сти

_ aoG___________ 0,7-1,5-1500-1000= 1 575000 _

(1иии —«0 ’ ЮиО — 0,7 • 1,5	998,95	Кг'

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 см31кг, но поскольку в технических условиях на бензины пока
применяется мл/кг, приводим эту размерность.
Решение. Как и в примере (14. 10), можно написать равенство:

1200 • 1000 • 0,76 = (1200 + х) 1000 • 0,7,

откуда

х _ юг 700 кг, или 102,7 т.

Спепонятольно, в резервуар нужно добавить 102,7 т неэтилированного
бензина, чтобы содержание этиловой жидкости в бензине снизилось до 0,7 мл/кг.

ттппмрп 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-
=тЧ 500 тбензина с октановым числом 93 (норма содержания ТЭС
0 74 +,/+>> Определить, сколько требуется добавить в этот резервуар этило-
ной ЯГПП1-ПСТИ Р‘9 И компонентов автомобильного бензина. Плотность этиловой'
жидкоста. Q г/"‘к'оличество требующейся по условию этиловой жидкости?
Р-9 для приготовления бензина определится из равенства

300000 (0,73 —0,6)+ 200 000-0,73 j 5 — 277,5 кг 0,28 т.

S=~~	1000

б) Необходимое количество компонентов автобензипа с октановым числом:
93 для приготовления бензина по условию составит

G = 200,0—0,28 = 199,72 т.

5. Определение
давления насыщен-
ных паров смеси

Для авиационных бензинов нормируется
по ГОСТ нижний и верхний пределы давле-
ния насыщенных паров. Так, для Б-100/130,.
Б-95/130 и Б-91/И5 нижний предел давле-
ния насыщенных паров должен быть не ме-'

нее 240 мм рт- 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.

Ппимрп 14 15. Для приготовления автомобильного бензина А-72 берется
ООо/Лес ЙРччппа термического крекинга и 10% вес. газового бензина. Опреде-
лить давление насыщенных паров готового бензина при 38° С, если давление
пяпов кпекинг-бензина при этой же температуре составляет 400 мм рт. ст.
в молекулярный вес его равен 115, а давление насыщенных паров газового бен-
зина ппи 38° С равно 650 лл рт. ст. и молекулярный вес 80.

Р еш ей и с. а) Определим количество молей каждого компонента в смеси.

Число молей бензина термического крекинга '

n1 = JL = 0,782;

\	115

число молей газового бензина

иг-0'125-

п2 =

Общее число молей в смеси 1

0,782 + 0,125 = 0,907.

б)	Находим молекулярные концентрации компонентов в смеси.
Бензина термического крекинга

газового бензина

/=^21 = 0.138.

2	0.907
Сумма концентраций равна 1,000.

в)	Парциальное давление насыщенных паров определим по зако™ Р»,,™

Бензина термического крекинга * F м ио закону Рауля<

pi == 0,862 • 400 = 345 мм рт, ст,;

газового бензина

Р2 = 0,138 • 650 = 90 мм рт. ст.

Общее давление насыщенных паров готового бензина А-72
л = 345 + 90 = 435 мм рт. ст.

6. Компаундирование
масел и темных
нефтепродуктов

При компаундировании масляных фрак-
ций и топочных мазутов качество получен-
ной смеси оценивается в основном по ее
вязкости. Для расчета вязкости смеси обычно

дова (рис. 14. 1).

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 сст от 2 до 1 • 10б и соответствующие им условные
вязкости в °ВУ от 1,12 до 1 • 104. 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.

Пример 14. 16. Определить кинематическую вязкость v смеси, состоящей
из 700 т автола вязкостью v = 17 сст и 430 т автола вязкостью v = 13 сст
и установить, будет ли удовлетворять ее значение норме, предусморреиной для
автола АК-15 (v100= 15 сст).

Решение. Определим весовое содержание х в смеси более вязкого ком-
понента. Общий вес смеси равен 700 + 430 == ИЗО т.

* =	100 = 62%,

т. е. в смеси содержится 62% автола вязкостью 17 сст. Пользуясь номограммой
рис. 14. 1, определим вязкость такой смеси. Соединим точку левой шкалы, соот-
ветствующую вязкости автола 13 сст, прямой линией с точкой 0% правой шкалы
я точку 17 сст 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 у =
= 15,5 сст (построения на диаграмме сделаны сплошными линиями).

' Следовательно, при смешении указанных масел в соотношении 62% более
вязкого и 38% менее 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 v10u = 15,5 сст, то,
произведя построение двух линий, как в предыдущей задаче, и соединяя затем
точку левой шкалы, соответствующую вязкости смеси 15,5 сст, с точкой пересе-
чения прямых линий и продолжая ее до правой шкалы, получим ответ: содер-
жание в смеси более вязкого автола 62%.

Рассмотрим более сложный пример, кот да число смешиваемых компонентов
более двух.

Пример 14. 17. Имеется 300 т соляровых фракций вязкостью v50 = 8 сст,
1000 т мазута прямой перегонки (v50 = 150 сст) и мазут вязкостью ВУ60 ==’
= 40,0. Необходимо установить, сколько следует добавить к смеси первых двух
компонентов третьего более вязкого компонента, чтобы получить мазут флот-
ский марки 12 (ВУ60 = 12,0).

Решение, а) Определим содержание более вязкого" компонента —
мазута прямой перегонки — в смеси его с соляровой фракцией. Общее коли-
Содержание более вязкого компонента (8)г % вес.
чество смеси 300 + 1000 = 1300 т, тогда процентное содержание мазута будет
равно

Sioo-77%-

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 0 = 64 сст (ВУбо = 8,80) — это построение на номограмме показано штри-
ховыми линиями. По условию необходимо изготовить флотский мазут с ВУЙП —
= 12,0.'

в)	Далее проводим на номограмме рис. 14. 1 аналогичное построение: со-
единяем точку левой шкалы, соответствующую вязкости ВУ50 = 8,80, прямой-
линией с точкой 0% правой шкалы, а точку ВУ50 = 40 с точкой 100% правой
шкалы. Затем, соединив прямой полученную точку пересечения этих линий
с точкой ВУб0 = 12 левой шкалы и продолжив эту линию до пересечения с пра-
вой шкалой — процентного содержания более вязкого компонента, определим
па пей содержание последнего 20,5% вес. (построение па номограмме штрих-
пунктирными линиями). Содержание менее вязкого компонента в смеси соста-
вляет 100—20,5 = 79,5% вес.	*

Количество более вязкого мазута (ВУ50 = 40,0), добавляемого к первым;
двум компонентам, определяется из соотношения

1300 т — 79,5%

х — 20,5%

откуда

1300 • 20,5

Х~------------

79,5

= 336 т.

г)	Полученный флотский мазут имеет состав:
соляровые фракции ..........,...........

облегченный мазут.....................

утяжеленный мазут ....................

300 т (18,35%)

1000 m (61,15%)

336 m (20,50%)

Всего..........	1636 m (100,00%)

Для некоторых смазочных масел и мотор-

7. Расчет плотности
смесей
нефтепродуктов

ных топлив нормируется величина плотно-
сти. Если плотность не соответствует нормег
то для увеличения или уменьшения ее неф-
тепродукт смешивают с другим, имеющим

соответственно большую или меньшую плотность.

Рассмотрим пример расчета плотности смеси масел.

Пример 14. 18. Имеется 1000 т смазочного масла плотностью 917
необходимо довести плотность масла до 915 кг!м\ используя для этого масло
плотностью 910, кг!м3 (температуры масел одинаковы). Определить, сколько надо^
добавить масла плотностью 910 кг!м\

Решение, Известно, что объем смеси нефтепродуктов равен сумме объ-
емов смешиваемых компонентов при условии, если температуры их одинаковы,,
поэтому можно написать равенство:

1 000000 + я _ 1000000 , X J

915	“	917	910 ’

откуда х = 386 000 кг, или 386 т, т. е. второго масла необходимо доба-
вить 386 т.
8. Проверка
эффективности
использования
реагентов

Представляет интерес проверить эффек-
тивность использования реагентов, для ко-
торых возможно сопоставить теоретический
расход с практическим.^

Рассмотрим такой пример.

Пример 14. 19. На установке подвергнуто выщелачиванию 6000 т керосина.
Исходная кислотность дистиллята керосина 75 мг КОН; конечная кислотность
керосина 4 мг КОН; дтлотность керосина р2о = 0,840 г/см3. На выщелачивание
этого керосина израсходовано 70 м3 раствора щелочи крепостью 8° Вё. Тре-
буется определить, на сколько практический расход щелочи больше теоретиче-
ского.

Решение, 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 92%.	-s

Для расчета необходимо вспомнить, что кислотность нефтепродукта есть
количество миллиграммов КОН, пошедшее на нейтрализацию 100 см3 нефте-
продукта. На производстве обычно применяется едкий натр, а не едкое кали,
поэтому необходимо установить переводной коэффициент для перехода от КОН
к NaOH. Молекулярный вес NaOH равен 40, молекулярный вес КОН равен 56.
Исходя из этого, для перехода к кислотности в миллиграммах NaOH от кислот-

ТАБЛИЦА 14.1

Плотность щелочи и содержание NaOH в растворе в зависимости
от его крепости

Крепость раствора, °Ве	Плотность, _ г/сжЗ	Содержание NaOH, %	Крепость раствора, °Ве	Плотность, г/слгЗ	Содержание NaOH, %
1	1,007	0,59	26	1,220	19,65
2	1,014	1,20	27	1,231	20,60
3	1,022	1,85	28	1,241	21,55
4	1,029	2,50	29	1,252	22,50
5	1,036	3,15	30	1,263	23,50
6	1,045	3,79	31	1,274	24,48
7	1,052	4,50	32	1,285	25,50
8	1,060	5,20	33	1,297	26,58
9	1,067	5,86	34	1,308	27,65
10 >	1,075	6,58	35	1,320	28,83
11	1,083	7,30	36	1,332	30,00
12	1,091 •	8,07	37	1,345	31,20
13	1,100	8,78	38	1,357	32,50
14	1,108	9,50	39	1,370	33,73
15	1,116	10,30	40	1,383	36,00
16	1,125	11,06	41 '	1,397	36,36
17	1,134	11,90	42	1,410	37,65 .
18	1,142	12,69	43 •	1,424 •	39,06
19	1,152	13,50	44	1,438	. 40,47
20	1,162	14,35	45	1,453	42,02
21	1,171	15,15	46	1,468	43,58
X 22	1,180	16,00	47	1,483	45,16
>	23	1,190	16,91	48	1,498	46,75
24	1,200	' 17,81	49	1,514	48,41
25	1,210	18,71	50	4,530	50,10
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 == 0,0507 г или в пересчете на сухую каустическую-

0,0507 • 100

соду

92

= 0,0551 s (сухого едкого патра).

Из приведенного выше определения кислотности нефтепродуктов следует
что в нашем случае для снижения кислотности 100 см3 или 100 см3 X 0,84 г/см3
= 84 а керосина требуется затратить 0,0551 г сухой каустической соды.

Следовательно, теоретический расход соды будет
_ 0,0551* 100
£теор —	57----— 0,0655 %.

о4

б)	Определим фактический расход каустической соды при вытЦелачивапии
на установке в промышленных условиях.

Согласно условию на выщелачивание 6000 т керосина израсходовано 70 м3-
раствора NaOEf крепостью 8° Вё. По табл. 14. 1 находим, что плотность раствора
NaOH крепостью 8° Вё равна 1,06 г/см3, или 1060 кг/м3, ив этом растворе со-
держится 5,2% NaOH.

На изготовление 70 м3 указанного раствора 92 %-ной сухой каустической
соды требовалось	>

5 2	100

70- 1O6°-iUo-^-4200 кг-

!ледовательно, практический расход сухой каустической соды
4200*100 ЛАГ7П/

gn₽ 6 000 000	,07^‘

в)	Отношение практического расхода щелочи, к теоретическому равно

-	.	_2i2Z_=io7.	'

0,0655	11 '

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 I

Теплосодержание жидкого нефтепродукта плотностью е|°-0»998
= 0,403	0,000405 Z2

t, °C	JK ч	Агж иа 1 гра- дус	t, °C	.Ж Ч	Агж на 1 гра- дус
	2	з1	1	2	3
—50	— 19,14	0,364	60	25,63	0,454
—45	—17,31	0,368	65	27,90	0,458
—40	—15,47	0,372	70	30,26	0,462
—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  —10	-5,95  -3,99	0,392	_	§5		41,94	0,482
		0,396	100	4435	0,486
—5	—2,00	' 0,400	105	46,78	0,490
0	0,00	• 0,405	110	49,23	0,494
5	2,03	0,409	115	51,70	0,498
10	4,07	0,413	120	54,19	. 0,502
15	6,14	0,417	125	56,70	0,506
20	8,22 .	0,421	130	59,23	0,510.
25	10,33	0,425	135	61,79	0,514
.30	12,46	0,429	140	64,36	0,518
"35	14,60	, 0,433	145	66,81	0,522
-40	16,77	0,437	150	69,56	0,527
45	18,96	0,441	155	72,20	0,531
.50	21,16	0,446	160	74,85	0,535
55	23,39	0,450	165	77,52	0,539
t, °C		.Ж  Ч	Дгж па 1 гра-	°C	.ж  Ч	ДРК па 1 гра-
			дус			дус
1		2	3	1	2	3
170		80,21	0,543	365	201,05	0,701
175		82,93		370	204,55	
180		85,66	0,547	375	208,08	0,705
185		88,42	0,551	' 380	211,62	0,709
190		91,19	0,555	385	215,19	0,712
195		93,99	0,559	390	218,72	0,717
200		96,80	0,563	395	222,38	0,721
205		99,64	0,567	400	226,0	0,725
210		102,49	0,571	405	229,65	0,729
215		105,37	0,575	410	233,31	0,733
220		• 108,26	0,579	415	237,00	0,737
225		111,18	0,583  0,587	420	240,70	0,741  0,745-
230		114,11.		425Г	244,43	
235		117,07	0,591	430	248,17	0,749
240		120,05	0,596	435	251,94	0,753-
245  250		123,05  126,06	0,600  0,604	440  445	255,73  ’ 259,54	, 0,757 0,761
255		129,09	0,608	450	263,36	0,765
260  265  270  275  280  285  290  295  300  305  310  315  320  325  330  335		132,16  135,24  138,33  141,45  144,59  147,75  150,93  154,13  157,35  160,59  163,85  167,13  12» 173,75  177,09  180,46	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 0,664 0,668 0,672	455  460  465  470  475  480  485  490  495  500  505  510  515  520  525  530	267,10 ,271,08  274,96  278,85  282,80  286,75  290,72  ' 294,71  298,72  302,75  306,80  310,90  314,97  319,07  323,19  327,38	0,769 0,774 0,778  0,782. 0,786 0,790  0,7.94 0,798- 0,802  0,806 0,810  '	0,815  0,819  0,824 0,828  0,833
340  345  350  355		183,84 187?24 19(5,66 194,04	0,676  0,680  0,684  0,689  0,693	535  540  545  550	331,54  335,72  339,92  344,16	0,837  0,842  0,846  0,851
360		. 197,57				
			0,697			
ТАБЛИЦА II

? ____________________1__________

Поправки на плотность жидких нефтепродуктов а~ у ~^9952 е|«+о,00806

					 '	1				
				—		—	1)	Да	20		Да	
					а		0,001
	а	-•	0,001	4			
х				2	3		4	5	6	
1  0,60	1,285	1		°’80	1,115		
0,61	1,274  ' 1,264			0,81  0,82	1,108  1,101		0,0007
0,62			0,001				
0,63	1,254			0,83	1,094		
0,64	1,244			0,84	1,083		
0,65	1,235			0,85	1,082		
				0,86	1,076	'		
0,66	1,226						
				0,87	^07°		
0,67	1,217			0,88	1,064		
0,68	1,208		 0,0009	0,89	1,058		' 0,0006
0,69	1,199			0,90	1,052		
0,70	1,191			0,91	1,046		
0,71	. 1,183			0,92	х 1,040		
0,72	1,174			0,93	1,035		
0,73	1,167		• 0,0008	0,94	1,029		
0,74	1,159			0,95	1,024		
0,75	1,151			0,96 '	1,019		
0,76	1,144			0,97	1,014		0,0005
0,77	1,136			0,98	1,008		
0,78	1,129		 0,0007	0,99	1,003		
0,79	1,122			1,00	0,998	>	—	—
ТАБЛИЦА ill

Условное теплосодержание 1 кг нефтяных паров в зависимости от температуры
(величина — 50,2 + 0,109^ + 0,00014 Z2)

t,		Дгп на 1 градус	°C	гп	Дгп на 1 градус
1	2	3	1	2		3
0	50,2	0,110	150	69,70	0,152
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	\),156_	
20	52,44	0,115	170	72,78	0,157
25	53,01	0,117	175	73,56	0,159
30	53,60	0,118	180	74,36	0,160
35	54,19	0,120	185	75,15	0,162
40	54,78	0,121	190	75,96'	0,163
45	55,39	0,122	195	76,78	0,164
50	56,00	0,124	200	77,60	0,166
55	56,62	0,125	205	78,43	0,167
60	57,24	0,126	210	79,26	0,169
65	57,87	0,128	215	80,11	0,170
70	58,52	0,129	220	80,96	0,171
75	59,16	0,131	225	81,81	0,173
80	*59,82	0,132	230	82,68 -	, 0,174
85 '	60,48	0,134	235	83,58	0,176
90	61,14	0,135.	240	84,42	0,177
95 ’	61,82	0,136	245	85,31	о,17а
.	100	'	62,50	0,138	250	86,20	0,180
105	63,19	0,139	255	87,10	0,181
НО	63,88	0,141	260	88,00	0,183.
115	64,59	0,142	265	88,92	0,184
120	65,30	0,143	270	‘ 89,84	0,185’
125	66,01	0,145	275	90,76	0,187
130	66,74	0,146	280	91,70	0,188,
135	67,47	0,148	285	92,64	0;190
140	68,20	0,149	290	93,59	0,191
145	68,95	0,150	295	94,54	0,192
1 t, °C		Д1п 9 на 1 градус	t. °C	in	А?п на 1 градус
1	2	3	1	2	3
300	95,50 0	0,194	430	122,96	0,230
.-Ж4-	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
325	100,41	0,201	455	128,78	0,237
330	101,42	0,202	460 • :	129,96	0,238
335	, 102,43	0,204	465	131,15	0,240
340	103,44	0,205	470	132,36	0,241
345	104,47	0,206	475	133,56	0,243
350	105,50	0,208 •	480	134,78	0,244
355	106,54'	- 0,209	485	136,00	0,246
360	107,58	0,211	490	137,22	0,247
365	108,64	0,212	495	138,46	0,248
370	109,70	0,213	500	139,70	0,250
375	110,76	0,215	505	140,95	0,251
380	lllg£	0,216	510	142,20	0,253
385	112,92	0,217	515	143,47	0,254
390	114,00	0,219	520	144,74	0,255
395	115,10	0.220	525	146,01	0,256
400	116,20	0,222	- 530	, 147,30	0,258
405	117,31	0;223	535	148,59	0,259
410	118,42	0,225	540	149,88	0.261
415	119,55	0,226	545	151,19	0,262
420	120,68	0,227	550	152,50	
425	121,81	0,229			

Примечание. После умножения величин на b (из табл. IV) не забудьте вы-
-чссть 73,8.
ТАБЛИЦА IV

Поправки теплосодерясания паров нефтепродукта
в зависимости от плотности Ъ = 3,992 - 0,995

4»	20  С4	ь	20  °4	ъ
	1		2	1	2
	0,60  0,61	3,395  3,385	0,80  0,81	3,196  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	3,146
	0,66  0,67  0,68  0,69  0,70  0,71  0,72	3,335  3,325  3,315  3,305  3,295  3,285  3,275	0,86  0,87  0,88  0,89  0,90  0,91  0,92	3,136  3,126  3,116  3,106  3,096  3,086  3,076
	0,73  0,74 , 0,75 0,76	3,265  3,255  3,246  3,236	0,93  0,94  0,95  0,93	3,066  3,056  3,046  3,037
	0,77  0,78  0,79	3,226  3,216  3,206	0,97  0,98  0,99  1,00	3,026  3,016  . 3,007  2,997

"примечание. При уменьшении значения 0^ «а
0,001' коэффициент Ь возрастает на 0,001 и обратно.

20 Заказ 1705.
СОДЕРЖАНИЕ

$

г

Стр-

Предисловие ........................................................ 3

Глава 1. Единицы измерения ._....................................... 5

Глава 2.	Основы тепловых расчетов..............._ . ............... 15

1.	Приближенные тепловые расчеты для воды	и водяного пара 15

2.	Паровые таблицы .......................................... 17

3.	Расчет теплосодержания нефтепродуктов ;................... 20

4.	Таблицы теплосодержания нефтепродуктов и приемы вычисли-
• тельных операций.......................................   21

Глава 3.	Основы гидравлики и гидравлические расчеты................ 25

1.	Основные свойства жидких нефтепродуктов	. '............... 25

2.	Гидростатическое давление ................................ 29

3.	Средняя скорость жидкости ................................ 31

z 4. Режим. движения жидкости .................................... 33

5.	Определение потерь напора при движении жидкости........... 37

6.	Средняя температура потока ............................... 40

7.	Давление на выкиде насоса ................................ 42

8.	Производительность и мощность насоса ............. . .	45

Глава 4. Элементы теплопередачи :................................   49

1.	Теплопроводность ........................................  50

2.	Тепловое излучение (радиация) ......................	.	53

3.	Конвекция................................................  50

4.	Теплопередача через плоскую стенку ....................... 58

5.	Пути интенсификации процесса теплопередачи................ 61

6.	Тепловая изоляция .	   63

7.	Схемы движения жидкостей при теплообмене.................. 63

8.	Теплообмен смешением ..................................... 65

9.	Определение средней разности температур................... 65

10.	Понятие об экзотермическом и эндотермическом процессах	68

Глава 5. Регенерация тепла и расчет теплообменных аппаратов. ....	70

1.	Тепловой расчет поверхностных теплообменных аппаратов	71

2.	Примерные расчеты по интенсификации  процесса теплообмена	74

3.	Понятие о коэффициенте регенерации тепла на установке ...	84

Глава 6. Огневой нагрев ........................................... 87

1.	Данные к расчету трубчатых печей.........................  87

2.	Процесс горения топлива и понятие об избытке воздуха ....	90

3.	Коэффициент полезного действия печи...................... 101

4.	Тепловая нагрузка печи и расход топлива.................  102

5.	Проверочные расчеты поверхности нагрева и размеров трубчатой
печи ................................................ . .	104

6.	Печи беспламенного горения ...............................112
'	Стр.

.Глава 7.	Процессы конденсации и охлаждения........................ 123

1.	Общая схема расчета ...................................... 123

2.	Показатели работы конденсаторов и холодильников........... 130

j Глава 8.	Процесс ректификации .................................... 133

*	1.	Назначение процесса ректификации	................... 133

2.	Основные понятия и определения '.......................... 133

3.	Однократное испарение и конденсация	как	методы	разделения 149

^/4. Процесс ректификации ....................................  152

5.	Материальный и тепловой балансы колонны................... 154

6.	Примеры расчета колонны .................................. 155

7.	Определение размеров колонны ............................. 163

Глава 9. Процессы каталитического крекинга и риформинга............ 166

1.	Реакторный блок установки каталитического крекинга с цир-
кулирующим пылевидным катализатором ......................... 166

2.	Расчет реактора .......................................... 167

3.	Работа регенератора и его расчет.......................... 170

4.	Тепловой баланс регенератора ............................. 173

5.	Тепловой баланс реактора ................................. 175

6.	Газодинамический расчет реакторного	блока ................ 177

,7. Реакторный блок установки каталитического крекинга с цир-
кулирующим крупнозернистым катализатором .................. 189

8.	Расчет реактора .......................................... 191

9.	Расчет регенератора .......................'.............. 194

‘40. Тепловой баланс регенератора ............................. 196

И. Тепловой баланс реактора .................................. 198

12.	Расчет реакторного блока установки каталитического рифор-
минга ........................................................ 203

Глава 10. Процессы очистки моторных топлив и смазочных масел . . .	208

1.	Аппараты периодического действия.......................... 208

2.	Расчет экстракционной колонны установки деасфальтизации
пропаном..................................................... 211

3.	Расчет испарителей пропана ............................... 216

4.	Процесс экстракции и расчет экстракционных колонн очистки
дистиллятов масел избирательными растворителями.............. 225

5.	Колонны для отгонки избирательных растворителей........... 232

6.	Растет кристаллизаторов установок депарафинизации ....	242

7.	Расчет отстойников для очистки моторных топлив............ 247

8.	Расчет колон'ны для осушки дизельных топлив............... 248

Глава 11. Процесс алкилирования ................................... 251

1.	Расчет процесса синтеза технического изооктана............ 251

2.	Расчет процесса синтеза алкилбензо лов ................... 257

Глава 12. Процессы стабилизации, абсорбции и десорбции............. 261

1.	Расчет стабилизационной колонны .......................... 267

2.	Расчет процессов абсорбции и десорбции ................... 271

Глава 13. Прочая аппаратура технологических установок ............. 277

1.	Расчет отстойников для нефти и нефтепродуктов............. 277

2.	Расчет водоотделителей ................................... 280

3.	Расчет газосепаратора .................................... 281
Стр.

4.	Расчет барометрических конденсаторов ...................„	282

5.	Определение производительности вакуум-насоса или эжекторов 286

6.	Испытание вакуумной колонны на герметичность.............. 287

9

Глава 14. Производственные расчеты ................................. 288

1.	Определение производственных потерь ................  288

2.	Отбо]У целевых продуктов на установке................ 289

\	3. Компаундирование нефтепродуктов ..................... £89

4.	Расчеты по этилированию бензинов ....................	291

5.	Определение давления насыщенных паров смеси.......... 294

6.	Компаундирование масел и темных нефтепродуктов .....	295

7.	Расчет плотности смесей нефтепродуктов . . .  ....... 297

8.	Проверка эффективности использования реагентов....... 298

Приложение	.............................< .	300

Джебраил Алекперович Гусейнов, Шемарий Шимонович Спектор,
Г	Лев Зеликович Вайннер

ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ РАСЧЕТЫ ПРОЦЕССОВ ПЕРЕРАБОТКИ НЕФТИ

М., Издательство «Химия», 1964 г.

Ведущий редактор К. Ф. Клейменова	Технический редактор 3. И. Якоелее

Т-10388.	Подписано к печати 16/IX 1964 г.	Формат 60 х ЭО1/^

Печ. л. 19,25 + 1 вкл.	Уч.-изд. л. 19,82. Тираж 5400 экз. Зак. № 17-05/925.

Цена 1 р. 14 к.

Объявлено в темплане б. Гостоптехиздата 1964 г. № 59.

Издательство «Химия». Москва, К-12, Новая площадь, 10.

Ленинградская типография № 14 «Красный Печатник» Главполиграфпрома

Государственного комитета Совета Министров СССР по печати. Московский проспект, 9