поэтому зададимся температурой 93,5°С, близкой к средней температуре кипения фракции:

;

Давления насыщенных паров компонентов по формуле Ашворта:

lg(p_нi-3158)=7,6715-2,68∙

где Т-температура вверху колонны, К;

Т₀- температура кипения фракции при атмосферном давлении, К

lg(p_нi-3158)=7,6715-2,68∙ р_Hi=497,0 кПа;

lg(p_нi-3158)=7,6715-2,68∙ р_Hi=322,4 кПа;

lg(p_нi-3158)=7,6715-2,68∙ р_Hi=216,5 кПа;

Все расчеты сведем в таблицу.

Таблица 7.1. К расчету температуры верха колонны.

Равенство (3.2) выполнено, следовательно, температура верха колонны подобрана верно и составляет 94°С.

7.2 Расчёт температуры внизу колонны К-4

Температура внизу колонны определяется по изотерме жидкой фазы [(3.1), 15]:

k_i∙x_i^’=1

где k_i-константа фазового равновесия i-компонента в остатке колонны при температуре внизу колонны;

x_i^’ - мольная доля i-компонента в остатке;

Молекулярные массы фракций находим по формуле Воинова [15]:

М _70-85=60+0,3∙(70+85)/2+0,001∙((70+85)/2)²=89,3;

М _85-105=60+0,3∙(85+105)/2+0,001∙((85+105)/2)²=97,5;

М _105-140=60+0,3∙(105+140)/2+0,001∙((105+140)/2)²=111,8.

Раход фракций составляет:

G’_70-85=(24286-6786-12857)/89,3=51,99 кмоль/ч;

G’_28-62=6786/75,5/97,5=69,60 кмоль/ч;

G’_62-70=12857/111,8=112,58 кмоль/ч

Отсюда молярные доли компонентов:

=51,99/234,17=0,222;

=69,60/234,17=0,297;

=112,58/234,17=0,481;

Будем рассматривать каждую узкую бензиновую фракцию как отдельный компонент и вести расчет для двухкомпонентной системы. Тогда выражение (3.1) [15] можно записать в виде

.

Чтобы найти константы фазового равновесия k₁, k₂ и k₃, необходимо вначале определить давление насыщенных паров компонентов. Для этого используем формулу Ашворта [(1.5) 15], приняв в качестве температур кипения компонентов средние арифметические температуры начала и конца кипения фракций.

По графику Кокса [15] находим средние температуры кипения фракций при давлении 356 кПа:

фр. 70-85°С – 402 К (129 ^оС);

фр. 85-105°С – 417 К (144 ^оС);

фр. 105-140°С – 445 К (172 ^оС);

0,222∙402+0,297∙417+0,481∙445=427К (154 ^оС)

Значение функции температуры по формуле [15]:

;

поэтому зададимся температурой 154°С, близкой к средней температуре кипения фракции:

;

Давления насыщенных паров компонентов по формуле Ашворта:

lg(p_нi-3158)=7,6715-2,68∙

где Т-температура вверху колонны, К;

Т₀- температура кипения фракции при атмосферном давлении, К

lg(p_нi-3158)=7,6715-2,68∙ р_Hi=587,4 кПа;

lg(p_нi-3158)=7,6715-2,68∙ р_Hi=407,1 кПа;

lg(p_нi-3158)=7,6715-2,68∙ р_Hi=218,6 кПа;

Все расчеты сведем в таблицу.

Таблица 7.2. К расчету температуры низа колонны.

Равенство (3.1) выполнено, следовательно, температура верха колонны подобрана верно и составляет 154°С.

7.3 Расчет теплового баланса ректификационной колонны

Пренебрегая тепловыми потерями в окружающую среду, можно записать

,[(3.10), 15].

где Ф_вх и Ф_вых тепловой поток, соответственно входящий и выходящий из колонны, Вт (1 Вт = 1 Дж/с).

Тепловой поток поступает в колонну:

с сырьем, нагретым до температуры t₀, подачи сырья в парожидкостном состоянии с массовой долей отгона е.

1) ,

где энтальпия паров сырья, Дж/кг; энтальпия жидкости сырья, кДж/кг;

а) Н^п=b*(4 - ₁₅¹⁵) – 308,99,

где b – коэффициент [табл. 16, 15], кДж/кг; при 140°С b=285,75 кДж/кг (здесь и далее [15]).

₁₅¹⁵ – относительная плотность нефтепродукта расчитывается по преобразованной формуле Крэга:

₁₅¹⁵=1,03∙М/(44,29+М),

где М- молярная масса паровой фазы на входе в колонну.

₁₅¹⁵=1,03∙88,99/(44,29+88,99)=0,6877;

Н^п =276,62∙(4 – 0,6877) – 308,99=637,5 кДж/кг;

б) Н^ж=а/(₁₅¹⁵) ^0,5,

где а – коэффициент [табл. 14, 15], кДж/кг. При 140°С а=237,61 кДж/кг.

₁₅¹⁵=1,03∙97,42/(44,29+97,42)=0,7081

Н^ж =269,66/0,7081 ^0,5=320,46 кДж/кг

=15,527∙10⁶ кДж/ч=4316,93 кВт

2) с горячей струей Ф_г.с вниз колонны.

3) с верхним орошением Ф_ор.

орошающая жидкость входит в колонну с температурой t_ор=40^оС. Следовательно,

,

где G_ор=R∙G_D, - энтальпия жидкости дистиллята.

Н^ж=а/(₁₅¹⁵)^0,5,

а=70,26 кДж/кг.

где М- молярная масса орошения: М=75,5∙0,87+84,2∙0,13=76,6.

₁₅¹⁵=1,03∙76,6/(44,29+76,6)=0,6526

Н^ж =70,26/0,6526 ^0,5=86,91 кДж/кг

Ф_ор=2∙7500∙86,91=1,304∙10⁶ кДж/ч=365,125 кВт

Суммарный тепловой поток, входящий колонну,

=(15,527+1,304)∙10⁶ +ΔФ_гс кДж/ч

Тепловой поток выходит из колонны:

1) с парами дистиллята

,

где энтальпия паров дистиллята, кДж/кг;

при t=94 ⁰С:

b=259,02 кДж/кг.

₁₅¹⁵=1,03∙М/(44,29+М),

где М- молярная масса орошения: М=71,4∙0,342+77,9∙0,528+84,2∙0,13=76,5.

₁₅¹⁵=1,03∙76,6/(44,29+76,6)=0,6523

₁₅¹⁵ =0,6523 – относительная плотность паров дистиллята;

Н^п =259,02∙(4 – 0,6523) – 308,99=558,1 кДж/кг;

Ф_D=7500∙558,1=4,186∙10⁶ кДж/ч=1162,708 кВт;

Пары дистиллята на орошение (кратность R=2):

2∙7500∙558,1=8,372∙10⁶ кДж/кг=2325,417 кВт

2) с жидким нижним продуктом

,

где энтальпия жидкого остатка при t=154°С, кДж/кг;

а=300,32 кДж/кг.

₁₅¹⁵ – относительная плотность нефтепродукта, равная 0,7151

Н^ж =300,32/0,7151 ^0,5=355,14 кДж/кг

24286∙355,14=8,625∙10⁶ кДж/ч=2395,833 кВт

Суммарный тепловой поток, покидающий колонну,

Ф_вых=Ф_D+Ф_Dор+Ф_W+Ф_ор=(4,164+8,372+8,625)∙10⁶ кДж/ч=21,161∙10⁶ кДж/ч=

=5878,056 кВт.

ΔФ_гс=Ф_вых-Ф₀=(21,161-15,527-1,304)∙10⁶=4,33∙10⁶ кДж/ч

ΔФ_гс=

Находим энтальпии продуктов в колонне по формулам 1.16 и 1.17 [15]:

• Расход «горячей струи» (не должен превышать 30% от прихода тепла в колонну)

Зададимся следующими данными:

температура – 200 ^оС

энтальпия «горячей струи» по формуле Уира и Иттона

расход «горячей струи» G_гс=4,33∙10⁶/(758,41-355,14)=10756 кг/ч

Таблица 7.3 Тепловой баланс колонны К-4

ΔQ=Q_п-Q_р=6945,016-6945,018=0,002 кВт.

Дисбаланс тепла компенсируется изменением расхода орошения в процессе эксплуатации колонны

7.4 Расчет диаметра колонны

Диаметр колонны можно определить по уравнению [15]: