1. Витрата «гарячої струменя» (не повинен перевищувати 30% від приходу тепла в колону)

Установка первинної переробки нафти

1. Витрата «гарячої струменя» (не повинен перевищувати 30% від приходу тепла в колону)

2. Разом

3. Разом

4. До

Таблиця 4.1Состав суміші на вході в ємність зрошення

5 Розрахунок матеріального балансу ректифікаційних колон

і установки в цілому

таблиця 9.2 - Результати розрахунку теплообмінника

Таблиця 4.1Состав суміші на вході в ємність зрошення

5 Розрахунок матеріального балансу ректифікаційних колон

і установки в цілому

таблиця 9.2 - Результати розрахунку теплообмінника

7 Технологічний розрахунок колони

7 Технологічний розрахунок колони

Прихід

Витрата

Витрата

Прихід

Витрата

Зміст:
Введення
1.Характеристика нафти по ГОСТ Р 51858-2002 і вибір варіанта її переробки
2.Характеристика одержуваних фракцій нафти та їх можливий застосування
3.Вибор і обгрунтування технологічної схеми установки АВТ
4.Расчет кількості і складу парової та рідкої фаз в ємності зрошення отбензінівающей колони (ЕОМ)
5.Расчет матеріального балансу ректифікаційних колон і установки в цілому
6.Розрахунок частки відгону сировини на вході в проектовану колону (ЕОМ)
7.Технологіческій розрахунок колони
8.Расчет теплопродуктивності печі атмосферного блоку
9.Расчет коефіцієнта теплопередачі в теплообміннику «нафта-ДТ» (ЕОМ)
10. Розрахунок площі поверхні нагріву теплообмінника
11. Охорона навколишнього середовища на установці.
Висновок
Список літератури

ВСТУП
Випуск різноманітної продукції на нафтопереробки залежить значною мірою від якості сировини - нафти. Але чималу роль в якості одержуваних продуктів грає як вибір технологічних процесів переробки, так і якість проведення кожного процесу.
З сирої нафти безпосередньо одним процесом не можна одержати ні один товарний нафтопродукт (за винятком газів), всі вони виходять послідовною обробкою на декількох установках. Першою в цьому ланцюжку завжди коштує установка ЕЛОУ-АВТ, тому від якості роботи цієї секції буде залежати робота всіх інших ланок технологічного ланцюжка [1].
Установки первинної переробки нафти складають основу всіх НПЗ. На них виробляються практично всі компоненти моторних палив, мастил, сировини для вторинних процесів і для нафтохімічних виробництв. Від роботи АВТ залежать вихід і якість компонентів палив і мастил та техніко-економічний показник подальших процесів переробки нафтової сировини. Проблемам підвищення ефективності роботи та інтенсифікації установок АВТ завжди приділялася і приділяється серйозна увага.
Найважливішими з усього розмаїття проблем, що стоять перед сучасною нафтопереробкою потрібно вважати наступні:
- Подальше поглиблення переробки нафти;
- Підвищення октанових чисел автобензинів;
- Зниження енергоємності виробництв за рахунок впровадження новітніх досягнень в галузі тепло-і масообміну, розробки більш досконалих і інтенсивних технологій глибокої безвідходної і екологічно нешкідливої переробки нафти та ін
Вирішення цих проблем передбачає:
1. Удосконалення основних апаратів установок АВТ:
- Контактних пристроїв ректифікаційних колон, від ефективності роботи яких залежать матеріальні, енергетичні і трудові витрати, якість нафтопродуктів і глибина переробки нафти і т.д.;
- Конденсаційно-вакуумсоздающіх систем (КВС) промислових вакуумних колон;
- Трубчастих печей і теплообмінне-холодильного обладнання.
2. Удосконалення технологічних схем. При виборі технологічної схеми та режиму установки необхідно керуватися потенційним вмістом фракцій.
3. Удосконалення схем і технології вакуумної та глибоковакуумна перегонки мазуту, тобто
- Зменшення винесення рідини в концентраційну секцію колони (установка відбійників з сітки і організація виведення затемненого важкого газойля);
- Підбір ефективних контактують пристроїв для поглиблення вакууму.
Переваги насадок контактних пристроїв перед тарельчатимі полягає, перш за все, у виключно малому перепаді тиску на одну ступінь поділу. Серед них більш кращими є регулярні насадки, так як вони мають регулярну структуру (задану), та їх гідравлічні і масообмінні характеристики більш стабільні в порівнянні з насипними [2]. Одним з подібних насадок пристроїв є регулярна насадка «Кох-глітчем». Застосування цієї насадки у вакуумних колонах дозволило зменшити накладення фракцій, а також знизити витрату водяної пари в куб колони.
Корозія обладнання - ще одна не менш важлива проблема. Наявність у надходить на переробку нафти хлоридів (як неорганічних, так і органічних) і з'єднань сірки призводить через їх гідроліз і крекінгу при прямої перегонки нафти до корозії устаткування, головним чином конденсаторів і холодильників [1]. Наявні інгібітори корозії не універсальні, оскільки у них є ряд недоліків (неприємний запах, є високотоксичними сполуками і досить дорогими продуктами). Проте в даний час розроблено новий інгібітор корозії - водний розчин полигексаметиленгуанидингидрата (ПГМГ Ÿ Н ₂ О). Цей інгібітор не має перерахованих вище недоліків [3].
Одним з напрямків вдосконалення установок АВТ є поліпшення відбору фракцій від їх потенційного змісту. З мазутом йде до 5% дизельних фракцій, а з гудроном - до 10% масляних фракцій.
У практики фракціонування залишків атмосферної перегонки, намітилася тенденція до використання замість традиційних пароежекторних вакуумних систем (ПЕВС) гідроціркуляціонних (ГЦВС). Останні більш складні, але ускладнення вакуум створює системи і збільшення в зв'язку з цим капітальних витрат виправдано явною перевагою її експлуатації.
В якості робочого тіла в ГЦВЦ використовується ДТ, одержуване на самій установці. Відмова від використання ПЕВС, а, отже, від використання в якості робочого тіла водяної пари призводить до зниження на екологічну систему, за рахунок скорочення скидання хімічно забруднених вод.
Поглиблення вакууму, що забезпечується застосуванням ГЦВЦ, дає можливість знизити температуру потоку харчування вакуумної колони при збереженні і навіть збільшення частки відгону, тобто зменшити термічне розкладання сировини в трубчастих печах [2].
Викладений матеріал дозволяє зробити висновок: установки АВТ ще далекі від універсальності. Проте їх вдосконалення призведе до вирішення не тільки зазначених проблем, але і зіграє велику роль у захисті навколишнього середовища.

1 Характеристика нафти по ГОСТ Р 51858-2002 і вибір варіанта її переробки
Вибір технологічної схеми первинної і подальшої переробки нафти у великій мірі залежить від її якості. Дані про девонської нафти взяті в довідковій літературі [4]. Показники якості нафти представлені в таблицях 1.1 та 1.2.
Таблиця 1.1 - Показники якості девонської нафти

Показники	Одиниці виміру	Значення показника
Щільність нафти при 20 ° С	кг / м ³	889,5
Вміст у нафти: хлористих солей	мг / дм ³	119
води	% Мас.	0,67
сірки	% Мас.	2,82
парафіну	% Мас.	2,6
фракції до 360 ° С	% Мас.	38,4
фракції 360-500 ° С	% Мас.	18,7
фракції 500-600 ° С	% Мас.	15,0
Щільність гудрону (залишку) при 20 ° С (фр.> 500 ° С)	кг / м ³	1009,3
В'язкість нафти: при t = 20 ° C	мм ² / с	38,9
при t = 50 ° C	мм ² / с	14,72
Вихід суми базових масел з ІВ ³ 90 і температурою застигання £ -15 ° С	% Мас.	-

Таблиця 1.2 - Потенційне зміст фракцій в девонській нафти

Номер компонента	Компоненти, фракції	Масова частка компонента в суміші, x _i
1	H ₂	0
2	CH ₄	0
3	C ₂ H ₆	0,000278
4	C ₂ H ₄	0,00000
5	H ₂ S	0,00000
6	SC ₃	0,003654
7	SC ₄	0,006068
8	28-62 ° С	0,018
9	62-85 ° С	0,016
10	85-105 ° С	0,019
11	105-140 ° С	0,036
12	140-180 ° С	0,046
13	180-210 ° С	0,039
14	210-310 ° С	0,138
15	310-360 ° С	0,072
16	360-400 ° С	0,061
17	400-450 ° С	0,064
18	450-500 ° С	0,062
19	500-550 ° С	0,081
20	> 550 ° С	0,338
	Разом:	= SUM (ABOVE) 1,000

Показники якості девонської нафти, наведені в таблицях 1.1 та 1.2, дозволяють сказати, що базових масел з ІВ ³ 90 і температурою застигання £ -15 ° С в нафти немає.
Таким чином виробництво базових масел, тобто отримання вузьких масляних фракцій на установці АВТ є не доцільним.
Нафта слід переробляти по паливному варіанту.
Девонская нафту з масовою часткою сірки 2,82% (клас 3, високосірчиста), щільністю при 20 ^о С 889,5 (тип 3, важка), концентрації хлористих солей 119 мг / дм ^3, масовою часткою води 0,67% (група 3), масовою часткою сірководню 24 ррm (вид 2) позначається «3.3.3.2. ГОСТ Р 51858-2002 ». Дана нафту відповідає« ГОСТ Р +51858-2002.Нефть. Загальні технічні умови. »Тільки для внутрішнього використання (щільність не відповідає вимогам експортного варіанту - тип 3).

2 Характеристика фракцій нафти і варіантів їх застосування
Характеристики всіх фракцій нафти складена за даними довідника [4] і наводяться у вигляді таблиць.
2.1 Характеристика газів
Таблиця 2.1 - Склад і вихід газів на нафту

Компоненти	Вихід на нафту,% мас.
Метан	0
Етан	1,0 ∙ 0,0278 = 0,0278
Пропан	1,0 ∙ 0,3654 = 0,3654
Бутан	1,0 ∙ 0,4546 = 0,4546
Ізобутан	1,0 ∙ 0,1522 = 0,1522
Разом:	1,0

Зміст етану в рефлюксі: 2,78% мас ..
Девонської нафту містить в основному важкі гази, тобто пропан і бутани. Тому суміш цих газів можна одержувати в рідкому стані в ємності зрошення стабілізаційної колони у вигляді рефлюксу і використовувати його як товарний скраплений газ, тому що зміст етану в ньому буде <5%).

2.2 Характеристика бензинових фракцій і їх застосування
Таблиця 2.2 - Характеристика бензинових фракцій девонської нафти

Межі кипіння фракції, ° С	Вихід на нафту,% мас.	Октанове число без ТЕС	Вміст,% мас.
Межі кипіння фракції, ° С	Вихід на нафту,% мас.	Октанове число без ТЕС	сірки	ароматичних вуглеводнів	нафтенових вуглеводнів	парафінових вуглеводнів
н.к.-70	2,1	59	0,1	1	13	86
70-120	4,5	51	0,18	7	22	71
70-140	6,8	45	0,20	9	27	64
140-180	4,6	37	0,32	12	29	59
н.к.-180	13,5	40	0,19	9	25	66

У таблиці 2.2 представлені характеристики всіх бензинових фракцій, які отримують на сучасних установках АВТ. В даний час при первинній перегонці нафти не виділяють вузькі бензинові фракції, що служили раніше сировиною для виробництва індивідуальних ароматичних вуглеводнів в процесі каталітичного риформінгу. На сучасних установках каталітичного риформінгу застосовуються високоактивні каталізатори при зниженому тиску в реакторах, що забезпечує високий вихід ароматики (55-65% на каталізат) при роботі на сировину широкого фракційного складу, що википає в межах 70-180 ° С. На установці АВТ в основному отримують бензинові фракції 70-120 ° С (при виробленні реактивного палива) або 70-180 ° С (якщо реактивне паливо не виробляють), які направляють на риформінг для підвищення їх октанового числа. Фракцію нк-70 ° С доцільно використовувати для процесу ізомеризації і далі як компонент бензину. Фракцію 70-140 ° С для отримання ароматики на установці каталітичного риформінгу або в суміші з фракцією 140-180 ° С, для виробництва високооктанового компонента автомобільних бензинів. Для всіх фракцій необхідна попередня гидроочистка.

2.3 Характеристика дизельних фракцій і їх застосування
У таблиці 2.3 представлена характеристика дизельних фракцій, які можна виробляти на установці АВТ з будь-якої нафти і, зокрема, з девонського. Однак отримання на АВТ тієї чи іншої дизельної фракції має бути обгрунтованим.
Таблиця 2.3 - Характеристика дизельних фракцій девонської нафти

Межі кипіння, ° С	Вихід на нафту,% мас.	Цетан-ше число	В'язкість при 20 ° С, мм ² / с (сСт)	Температура		Вміст сірки загальної,% мас.
Межі кипіння, ° С	Вихід на нафту,% мас.	Цетан-ше число	В'язкість при 20 ° С, мм ² / с (сСт)	помутніння, ° С	застигання, ° С	Вміст сірки загальної,% мас.
180-230	5,9	-	-	-	мінус 50	0,78
230-360	19,0	51	8,21	мінус 4	мінус 8	1,98
180-360	24,9	49	6,34	мінус 5	мінус 10	1,80

З девонського нафти отримуємо дизельні фракції 180-230 ° С і 230-360 ° С. Фракція 180-360 ° С відповідає вимогам стандарту на літнє дизельне паливо. Фракцію 180-230 ° С можемо використовувати як компонент зимового ДТ. Для всіх продуктів потрібно гидроочистка для зниження змісту сірки [4].
2.4 Характеристика вакуумних (масляних) дистилятів девонської нафти та їх застосування
Таблиця 2.4 - Характеристика вакуумних дистилятів девонської нафти

Межі кипіння, ° С	Вихід на нафту,% мас.	Щільність при 20 ° С, кг / м ³	В'язкість, мм ² / с, при		Вихід базових масел з ІВ ³ 90 на дистилят,% мас.
Межі кипіння, ° С	Вихід на нафту,% мас.	Щільність при 20 ° С, кг / м ³	50 ° С	100 ° С	Вихід базових масел з ІВ ³ 90 на дистилят,% мас.
350-430	11,19	872,3	13,91	4,82	-
430-510	10,13	886,0	45,68	8,17	-
510-600	13,71	924,5	167,49	24,56	-
вище 600	26,9	947,2	298,23	33,45	-

Дані табл. 2.4 показують недоцільність отримання вузьких масляних фракцій з девонського нафти, тому що отримання базових масел з ІВ ≥ 90 неможливо через їхню відсутність. Тому після виходу з вакуумної колони і блоку теплообмінників потоки об'єднуємо і направляємо широку масляну фракцію (ШМФ) на установки каталітичного крекінгу і (або) гідрокрекінгу.
2.5 Характеристика залишків та їх застосування
Таблиця 2.5 - Характеристика залишків девонської нафти

Показник	Залишки, t _нк ° С
	вище 350	вище 500	вище 600
Вихід на нафту,% мас.	62,0	41,9	26,9
В'язкість умовна, ° ВУ: при 80 ° С	18,84	379,00	-
при 100 ° С	9,63	224,28	357,80
Щільність при 20 ° С, кг / м ³	975,2	1009,3	1163,4
Коксівність,% мас.	11,06	14,51	17,40
Вміст,% мас.: сірки	3,18	3,57	4,19
парафінів	2,1	0,6	0,4

На установці АВТ отримують залишки: залишок атмосферної перегонки - мазут (t _нк ~ 360 ° С) і залишок вакуумної перегонки - гудрон звичайний (t _нк ~ 550 ° С). Мазут надходить на вакуумний блок для виробництва масляних дистилятів.
Мазут і гудрон застосовуються в якості компонентів котельних палив і сировини для установок вісбрекінгу і коксування. Крім того, гудрон використовується в якості сировини для процесу деасфальтизації і виробництва бітумів, тому що Девонская нафту відповідає вимогам:
А + С-2, 5П = 6,15 +17,84-2,5 · 0,5 = 22,74> 0,
де А, С, П - вміст асфальтенів, смол і парафінів в нафті відповідно [4].
Залишки девонської нафти з-за підвищеної в'язкості (ВУ> 16) можуть бути застосовані в якості компонентів котельних палив тільки після їх переробки на установці вісбрекінгу.

3 Вибір і обгрунтування технологічної схеми установки первинної переробки нафти (АВТ)
3.1 Блок ЕЛОУ
У блоці ЕЛОУ для отримання знесоленої нафти з вмістом хлористих солей £ 1 мг / л при ступені знесолення в кожного ступеня 95% встановлюється два ступені знесолення [13]. Це дозволяє довести зміст хлористих солей після першого ступеня до 5,95 мг / л, тому що
119 - 119 × 0,95 = 5,95 мг / л і після другого ступеня до ~ 0,3 мг / л, тому що
5,95 - 5,95 × 0,95 »0,3 мг / л.
де 119 - зміст хлористих солей в сирій нафті, мг / л (табл. 2.1).
Концентрація хлористих солей у воді, що у сирої нафти:

Концентрація хлористих солей у воді, що у знесоленої нафти:

де 0,0067 - вміст води в сирій нафті, мас. частка (0,67%);
0,8895 - відносна щільність нафти;
1 - зміст хлористих солей в знесоленої нафти, мг / л;
0,001 - вміст води в знесоленої нафти, мас. частка (0,1% мас.).
Для зниження концентрації хлористих солей у воді подають промивну воду.
Витрата промивної води (В) визначається з рівняння:

Для девонської нафти з урахуванням вищевказаних концентрацій солей у воді це рівняння має вигляд:

,
звідки В = 16,85 л / м ³ нафти або 1,685% об. на нафту. Зазвичай промивну воду подають з надлишком 50-200%. У даному випадку приймається витрату промивної води 2,0% на нафту.
Для зменшення неутилізованих відходів (солоні стоки) свіжа промивна вода подається тільки в другий щабель знесолення, а дренажна вода з електродегідратори другого ступеня надходить в електродегідратори першого ступеня через прийом сировинного насоса (3% об.), Тобто застосовується циркуляція води.
Дренажні води з електродегідратори скидаються в спеціальну ємність для відстою, а після відстою - в каналізацію солоних вод і далі на очисні споруди. Деемульгатор неионогенного типу подається в кількості 8 г / т нафти у вигляді 2% водного розчину (400 г / т) на прийом сировинного насоса із спеціальної ємності. У зв'язку з цим в технологічній схемі установки АВТ передбачаються додаткові ємності і насоси.
3.2 Блок колон
3.2.1 Атмосферне блок
В даний час найбільш поширені три види оформлення атмосферного блоку:
1. з однієї складної ректифікаційної колоною
2. з попередніми випарником
3. з отбензінівающей колоною

Рис. 3.1. Атмосферне блок.
Схему 1 застосовувати недоцільно. Вона розрахована на переробку стабілізованих нафт з вмістом бензинових фракцій до 10% (мас.), а в нашому випадку - 13,5% (мас.). Переробка нафт з високим вмістом розчиненого газу і низькокиплячих фракцій за цією схемою скрутна, оскільки підвищується тиск на живильному насосі до печі, спостерігається нестабільність температурного режиму і тиску в основний колоні через коливання складу сировини, неможливість конденсації легких бензинових фракцій, насичених газоподібними компонентами , при низькому тиску у повітряних конденсаторах. Підвищення ж тиску в колоні зменшує чіткість фракціонування.
У схемі 2 одночасна ректифікація в одній колоні легких і важких фракцій знижує температуру печі, але при високому вмісті бензинових фракцій і розчинених газів атмосферна колона надмірно перевантажується на пари, що змушує збільшувати її діаметр. Всі корозійно-активні речовини потрапляють разом з парами з випарника в колону, тобто випарник не захищає атмосферну колону від корозії.
Схема 3 (рис. 3.1.) Найпоширеніша у вітчизняній практиці. Вона найбільш гнучка й працездатна при значній зміні змісту бензинових фракцій і розчинених газів. Корозійно-агресивні речовини видаляються через верх першої колони, таким чином, основна колона захищена від корозії. Завдяки попереднім видаленню бензинових фракцій у змійовиках печі і теплообмінниках не створюється високого тиску, що дозволяє встановлювати більш дешеве обладнання без посилення його міцності. Але при роботі за цією схемою слід нагрівати нафту в печі до більш високої температури, ніж при одноразовому випаровуванні, внаслідок роздільного випаровування легких і важких фракцій. Крім того, установка обладнана додатковою апаратурою.
У отбензінівающей колоні К-1 дистилятом будуть розчинені гази З _{2-С 4} і фракція нк-140 ⁰ С - нестабільний бензин, який направляємо на блок стабілізації в колону К-3 для вилучення з нестабільного бензину розчинених газів. Це дозволяє повністю видалити гази з рідкої фази вже на вході в колону К-2 внаслідок чого колона працює при більш низькому тиску температурі. Зменшується металоємність і вартість обладнання, витрати на нагрів сировини. Крім того, в колоні К-1 разом з газами С ₂ - З ₄ видаляються солона вода і корозійно-активні гази, що сприятливо впливає на збереження подальшого ректифікаційного і теплообмінного устаткування.
У колонах К-1 і К-2 устанавлаваем клапанні тарілки, які ефективно працюють в широкому інтервалі навантажень.
В основній атмосферної колони К-2 дистилятом буде фракція нк-140 ^о С; фракції 140-180 ⁰ С, 180-230 ° С і 230-360 ° С виводяться бічними продуктами в рідкому вигляді, знизу колони виводиться мазут (> 360 ° С). Фракцію нк-140 ^о С об'єднуємо з продуктом колони К-1 і направляємо на блок стабілізації. Фракцію 180-230 ° С можемо використовувати після гідроочищення як компонент зимового ДТ або в суміші з фракцією 230-360 ° С як літнє дизельне паливо - у цьому випадку фракції об'єднуємо після блоку теплообмінників. Для чіткості поділу фракцій застосовуємо стріппінгі.
Дана схема, в разі потреби, дозволяє отримувати гасову фракцію (140-180 ⁰ С +180-230 ° С), що позитивно позначається на можливому асортименті нафтопродуктів.
У низ колони подається водяна пара в кількості 1% на отбензіненную нафту. Для відводу тепла в основний атмосферної колони К-2 застосовуємо три циркуляційних (верхнє, середнє і нижнє) зрошення, теплоту яких використовуємо для підігріву сирої нафти.
3.2.2. Блок стабілізації та чіткої ректифікації.
Стабілізації піддаємо бензин з К-1 і фракцію нк-140 ^о С зверху К-2. Згідно з рекомендаціями [18] блок стабілізації оснащується стабілізатором і кількома простими ректифікаційні колони числом на одиницю меншим, ніж кількість виведених фракцій. У нашому випадку - одна колона чіткої ректифікації, що відповідає завданню. У колоні К-3 виробляємо поділ нестабільного бензину на газ і бензин. Температура в низу стабілізаційної колони підтримується за рахунок циркуляції через випарник нижнього продукту, що дозволяє відмовитися від печі і знизити витрату палива і викиди димових газів. Стабільний бензин з куба колони стабілізації відправляється в колону чіткої ректифікації К-4 з метою отримання сировини процесів ізомеризації (нк-70 ^о С) і каталітичного риформінгу (70-140 ^о С).

Рис. 3.2. Блок стабілізації бензину.
Через відсутність в нафті розчиненого метану і малої кількості етану отримати сухий газ практично неможливо. Тому в ємності зрошення отримуємо сухий газ з вмістом пропану до 7%, який подаємо в якості палива в технологічні печі установки і рефлюкс.
3.2.3. Вакуумний блок.
На практиці існує два основних варіанти отримання широкої масляної фракції.
1. Тарілчаста ректифікаційна колона.
2. Вакуумна колона з високоефективною насадкою.

Рис. 3.3. Вакуумний блок.
За основу приймаємо другий варіант, тому що насадка є більш ефективним контактним пристроєм і має малий гідравлічний опір. Через те, що отримувати базові оливи з вакуумних дистилятів недоцільно, з колони виводимо два бічних погона і вакуумний газойль. Затемнений продукт використовуємо для підігріву низу колони в якості «гарячої струменя». Теплоту вакуумних дистилятів використовуємо для підігріву сирої нафти.
Для одержання залишкового тиску в колоні 4-6 кПа, застосовуємо вакуумсоздающую систему, яка складається з трьох ступенів парових ежекторів і поверхневих конденсаторів [18] (один ступінь забезпечує залишковий тиск близько 13кПа, дві - 7-8кПа).
Над введенням сировини і введенням верхнього циркуляційного зрошення встановлюємо відбійні тарілки для запобігання виносу крапель рідини.
3.3. Блок теплообмінників
Схема теплообміну на установці повинна забезпечувати підігрів нафти до температури не менше 245 єС. Основою розрахунку схеми теплообміну є температура теплоносіїв і їх витрата. У таблиці 3.1 представлена характеристика теплоносіїв, які виходять на АВТ. Температура теплоносіїв прийнята на основі літературних і практичних даних по установках АВТ на ВАТ «Нафтан» і МНПЗ. Витрати - на підставі матеріального балансу (п. 5)
Таблиця 3.1. - Характеристика теплоносіїв

Теплоносій	Витрата,% мас. на нафту	Початкова температура теплоносія, ° С
Теплоносії основний атмосферної колони К-2
Верхнє циркуляційний зрошення К-2 (ВЦО К-2) кратність 4	10	150
Середнє циркуляційний зрошення К-2 (СЦО К-2) в районі фракції 180-230 ^о С кратність 3	18	220
Фракція 180-230 ° С	5,9	200
Фракція 230-360 ° С	16,13	320
Нижня циркуляційний зрошення К-2 (НЦО К-2) кратність 2	32	320
Теплоносії вакуумної колони К-7
Верхнє циркуляційний зрошення До-7 (ВЦО К-7) кратність 15	43	170
Середнє циркуляційний зрошення До-7 (СЦО К-7) кратність 2	25	270
Нижня циркуляційний зрошення До-7 (НЦО К-7) кратність 1	11	330
Фр. 360-450 ^про З	12,5	260
Фр. 450-550 ^про З	10,55	320
Гудрон (> 530 ° С)	37,54	340

Розрахунок схеми теплообміну до електродегідратори:
1-й потік
Т-101:
_Δ t _н = (150-50) ∙ 5 / 50 = 10 єC
10 +10 = 20 ⁰ С
Т-102:
_Δ t _н = (125-70) ∙ 21,5 / 50 = 24 єC
20 +24 = 44 єC
Т-103:
_Δ t _н = (145-120) ∙ 18,0 / 50 = 9 єC
44 +9 = 53 єC
Т-104:
_Δ t _н = (155-100) ∙ 12,5 / 50 = 14 єС
53 +14 = 67 єС
Т-105:
_Δ t _н = (230-170) ∙ 37,54 / 50 = 51 єС
67 +51 = 118 єС
Другий потік
Т-201:
_Δ t _н = (150-50) ∙ 5 / 50 = 10 єC
10 +10 = 20 ⁰ С
Т-202:
_Δ t _н = (125-70) ∙ 21,5 / 50 = 24 єC
20 +24 = 44 єC
Т-203:
_Δ t _н = (200-65) ∙ 5,9 / 50 = 16 єC
44 +16 = 60 єC
Т-204:
_Δ t _н = (255-110) ∙ 16,13 / 50 = 47 єС
60 +47 = 107 єС

Потоки об'єднуємо і з температурою 113,5 ^о С направляємо в електродегідратори.
Розрахунок схеми теплообміну після електродегідратори
1-й потік
Т-106:
_Δ t _н = (170-125) ∙ 21,5 / 50 = 19 єС
105 +19 = 124 єС
Т-107:
_Δ t _н = (220-145) ∙ 9,0 / 50 = 14 єС
124 +14 = 138 єС
Т-108:
_Δ t _н = (260-155) ∙ 6,25 / 50 = 13 єС
138 +13 = 151 єС
Т-109:
_Δ t _н = (270-180) ∙ 12,5 / 50 = 23 єС
151 +23 = 174 єС
Т-110:
_Δ t _н = (330-230) ∙ 0,78 ∙ 11/50 = 17 єС
174 +17 = 191 єС
Т-111:
_Δ t _н = (320-230) ∙ 0,78 ∙ 16,0 / 50 = 22 єС
191 +22 = 213 єС
Т-112:
_Δ t _н = (320-240) ∙ 0,78 ∙ 10,55 / 50 = 13 єС
213 +13 = 226 єС
Т-113:
_Δ t _н = (340-250) ∙ 0,78 ∙ 18,77 / 50 = 26 єС
226 +26 = 252 єС
Другий потік
Т205:
_Δ t _н = (170-125) ∙ 21,5 / 50 = 19 єС
105 +19 = 124 єС
Т-206:
_Δ t _н = (220-145) ∙ 9,0 / 50 = 14 єС
124 +14 = 138 єС
Т-207:
_Δ t _н = (260-155) ∙ 6,25 / 50 = 13 єС
138 +13 = 151 єС
Т-208:
_Δ t _н = (270-180) ∙ 12,5 / 50 = 23 єС
151 +23 = 174 єС
Т-209:
_Δ t _н = (250-230) ∙ 0,78 ∙ 34,54 / 50 = 11 єС
174 +11 = 185 єС
Т-210:
_Δ t _н = (320-220) ∙ 0,78 ∙ 16,0 / 50 = 25 єС
185 +25 = 210 єС
Т-211
_Δ t _н = (320-255) ∙ 0,78 ∙ 16,13 / 50 = 16 єС
210 +16 = 226 єС
Т-212
_Δ t _н = (340-250) ∙ 0,78 ∙ 18,77 / 50 = 16 єС
226 +16 = 252 єС
Потоки об'єднуємо і з температурою 252 ^о С направляємо в колону К-1.
Тепло теплоносіїв з температурою вище 100 ^о С можемо використовувати для вироблення водяної пари або підігріву бензину на блоці стабілізації.

Рис. 3.4. Схема підігріву нафти до електродегідратори.

Рис. 3.5. Схема підігріву нафти після електродегідратори.

4. Розрахунок кількості і складу парової та рідкої фаз в ємності зрошення отбензінівающей колони (ЕОМ)
У ємність зрошення К-1 надходять легкий бензин і вуглеводневі гази. До складу бензину входить 100% фракції н.к.-105 ^о С від її потенціалу змісту в нафті і 40% фракції 105-140 ^о С - 0,036 ∙ 0,4 = 0,0144 (табл. 1.2).
Кількість вуглеводневих газів одно їх утримання в нафті 1,0% (мас.) на нафту. Для розрахунку складу і кількості газу та бензину в ємкості зрошення задамося тиском, температурою, кратністю зрошення і складом суміші, що надходить у ємність зрошення. Склад суміші залежить від кількості компонентів, що знаходяться в початкової нафти і в зрошенні колони.
Приймаються наступні дані: температура в ємності зрошення дорівнює 30 ° С; тиск в ємності зрошення зазвичай на 50 кПа нижче, ніж тиск на верху К-1 через гідравлічного опору трубопроводів і холодильників-конденсаторів, і дорівнює 250 кПа; кратність зрошення дорівнює 2 .
Склад суміші на вході в ємність зрошення представлений в таблиці 4.1.

Номер компо-ненту по табл.1.2	Компонент (фракція)	Масова частка компонента в нафті	Кількість компонентів у нафті, кг / год	Суміш вуглеводнів на вході в ємність з урахуванням зрошення
Номер компо-ненту по табл.1.2	Компонент (фракція)	Масова частка компонента в нафті	Кількість компонентів у нафті, кг / год	кг / год	мас. частка
3	З ₂ Н ₆	0,000278	99	297	0,0036
6	З ₃ М ₈	0,003654	1305	3915	0,0472
7	ΣС ₄	0,006068	2167	6501	0,0784
8	28-62 ° С	0,018	6429	19287	0,2326
9	62-85 ° С	0,016	5714	17142	0,2067
10	85-105 ° С	0,019	6786	20358	0,2455
11	105-140 ° С	0,0144	5143	15429	0,1861
Разом:		= SUM (ABOVE) 0,0774	= SUM (ABOVE) 27643	= SUM (ABOVE) 82929	= SUM (ABOVE) 1,0000

Результати розрахунку складу і кількості газу та бензину в ємкості зрошення отбензінівающей колони представлені в таблицях 4.2 - 4.5.

Пpoгpaммa <<OIL>>
Pacчeт пpoцecca oднoкpaтнoгo іcпapeнія
Pacxoд нeфті або фpaкціі G = 82929 kг / чac
Pacxoд вoдянoгo пapa Z = 0 kг / чac
Плoтнocть ocтaткa P19 = 975.2000122070312 kг / M ^ 3
Дaвлeніe пpи oднoкpaктнoм іcпapeніі P = 250 KПa
Teмпepaтуpa oднoкpaтнoгo іcпapeнія T = 30 ^ C
Peзультaти pacчeтa:
Maccoвaя дoля oтгoнa пapoв e1 = 3.992608981207013E-006
Moльнaя дoля oтгoнa пapoв e = 9.99999883788405E-006
Moлeкуляpнaя мacca іcxoднoй cмecі Mi = 80.63008880615234
Moлeкуляpнaя мacca жідкoй фaзи Ml = 80.63030242919922
Moлeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзи Mp = 32.19244384765625

Taбліцa 4.2 - Cocтaв жідкoй фaзи
кoмпoнeнти	мoльн.дoлі	мacc.дoлі	Kмoль / чac	Kг / чac
Етaн Пpoпaн Бутaн 28-62 62-85 85-105 105-140	0.0096746 0.0885028 0.1109011 0.2485581 0.1943594 0.2089079 0.1390961	0.0035996 0.0471984 0.0783994 0.2326003 0.2067007 0.2455009 0.1860007	9.9504 91.0256 114.0624 255.6432 199.8996 214.8629 143.0610	298.5120 3914.0989 6501.5552 19289.2383 17141.4102 20359.0625 15424.7930
CУMMA	1.0000	1.0000	1028.5050	82928.6719

Taбліцa 4.3 - Cocтaв пapoвoй фaзи
кoмпoнeнти	мoльн.дoлі	мacc.дoлі	Kмoль / чac	Kг / чac
Етaн Пpoпaн Бутaн 28-62 62-85 85-105 105-140	0.1050484 0.3394291 0.1336202 0.0599953 0.0164559 0.0075908 0.0015951	0.0978942 0.4533812 0.2365882 0.1406191 0.0438330 0.0223423 0.0053422	0.0011 0.0035 0.0014 0.0006 0.0002 0.0001 0.0000	0.0324 0.1501 0.0783 0.0466 0.0145 0.0074 0.0018
CУMMA	0.6638	1.0000	0.0068	0.3311

Taбліцa 4.4 - Іcxoднaя cмecь
кoмпoнeнти	мoльн.дoлі	мacc.дoлі	Kмoль / чac	Kг / чac
Етaн Пpoпaн Бутaн 28-62 62-85 85-105 105-140	0.0096756 0.0885056 0.1109017 0.2485570 0.1943583 0.2089066 0.1390952	0.0036000 0.0472000 0.0784000 0.2326000 0.2067000 0.2455000 0.1860000	9.9515 91.0290 114.0638 255.6438 199.8998 214.8629 143.0610	298.5444 3914.2490 6501.6338 19289.2852 17141.4238 20359.0703 15424.7939
CУMMA	1.000	1.000	1028.5118	82929.0000

Taбліцa 4.5 - Moлeкуляpниe мaccи, дaвлeнія нacищeниx пapoв і кoнcтaнт paвнoвecія кoмпoнeнтoв
кoмпoнeнти	мoлeк. мacca	Pi, KПa	Ki
Етaн Пpoпaн Бутaн 28-62 62-85 85-105 105-140	30.0000 43.0000 57.0000 75.4538 85.7501 94.7538 107.8197	2.714525E +03 9.588057E +02 3.012137E +02 6.034317E +01 2.116672E +01 9.083817E +00 2.866811E +00	1.085810E +01 3.835223E +00 1.204855E +00 2.413727E-01 8.466689E-02 3.633527E-02 1.146724E-02

За формулою (2.3) знаходимо мінімальний тиск суміші, при якому ця суміш знаходиться в рідкому стані
р = S р _{н i} x _i ^/ £ р _е
де р - тиск, при якому дана суміш знаходиться в рідкому стані, кПа;
р _е - тиск в ємності зрошення, кПа;
р _{н i} - тиск насичених парів i-компонента суміші при температурі в ємності зрошення (~ 30 ° С), кПа;
x _i ^/ - молярна частка i-компонента суміші.
S р _н _i x _{i =}

99,8 кПа <250кПа.
Отже, в ємності зрошення виходить тільки рідка фаза - нестабільний бензин.
Результати розрахунку показують, що, при вибраних умовах в ємності зрошення отбензінівающей колони, пари переходять в рідку фазу.

Всі розрахунки проводяться на підставі таблиць наведених у розділі 1.
5.1 Матеріальний баланс отбензінівающей колони К-1
У отбензінівающую колону приходить обезсолена і зневоднена нафту в кількості G _н = 3000000 ∙ 1000 / (350 ∙ 24) = 357 143 кг / год
фракцію газ + н.к.-140 ° С становить газ, н.к.-85 ° С, 85-105 ° С і 105-140 ^о С (40% мас. від потенціалу, 60% залишається в минає нафти), взяті з таблиці 1.2.
X _{газ + н.к.-140 ° С} = 1,0 +5,3 +0,4 • 3,6 = 7,74% мас.
На підставі цих даних складаємо матеріальний баланс К-1 і зводимо результати в таблицю 5.1.
Таблиця 5.1-Матеріальний баланс отбензінівающей колони К-1

Назва	% Мас. на нафту	% Мас. на сировину	Витрата
Назва	% Мас. на нафту	% Мас. на сировину	т / г · 10 ^-6	кг / год	кг / с
Прихід
Нафта обезсолена і зневоднена	100	100	3	357143	99,21
Витрата
Газ + н.к.-140 ° С	7,74	7,74	0,232	27643	7,68
Нафта отбензіненая	92,26	92,26	2,768	329500	91,53
Разом:	100	100	= SUM (ABOVE) 3	= SUM (ABOVE) 357143	= SUM (ABOVE) 99,21

5.2 Матеріальний баланс основної колони К-2
Фракція н.к.-140 ^о С буде містити 60% мас. фр. 105-140 ^про З

% Мас. на нафту.
Так як відомо, що при ректифікації, через нечіткості розділення, в мазуті залишається 5% (на мазут) дизельної фракції [4,9], то вихід мазуту на отбензіненную нафту буде:

,
де X _н - потенційне зміст мазуту в нафті,% мас.;
Y _н - вихід отбензіненной нафти на нафту, мас. частки;
a-зміст світлих в мазуті, мас. частки.
Отже вихід дизельної фракції 230-360 ° С зменшиться з 19,0% (мас.) до 16,13% (мас.) на нафту.
На підставі цих даних складаємо матеріальний баланс К-2 і зводимо результати в таблицю 5.2.
Таблиця 5.2 - Матеріальний баланс основної колони К-2

Назва	% Мас. на нафту	% Мас. на сировину	Витрата
Назва	% Мас. на нафту	% Мас. на сировину	т / г · 10 ^-6	кг / год	кг / с
Прихід
Нафта отбензіненная	92,26	100	2,768	329500	91,53
Витрата
фр.н.к.-140  С	2,16	2,34	0,065	7714	2,14
фр.140-180  С	4,6	4,99	0,138	16429	4,56
фр.180-230  С	5,9	6,40	0,177	21071	5,85
фр.230-360  С	16,13	17,48	0,484	57607	16,01
Мазут (> 360  С)	63,47	68,80	1,904	226679	62,97
Разом:	= SUM (ABOVE) 92,26	= SUM (ABOVE) 100	= SUM (ABOVE) 2,768	= SUM (ABOVE) 329500	= SUM (ABOVE) 91,53

5.3 Матеріальний баланс стабілізаційної колони К-3
У колону К-3 надходить об'єднана фракція газ + н.к.-140 ° С з ємності зрошення К-1 і фр. н.к.-140 ^о С з К-2 за таблицями 5.1 та 5.2:
G _{газ + н.к.-140 ° С} + G _{н.к.-140 ° С} = 27643 +7714 = 35357 кг / год
На підставі цих даних складаємо матеріальний баланс К-3 і зводимо результати в таблицю 5.3.
Таблиця 5.3 - Матеріальний баланс стабілізаційної колони К-3

Назва	% Мас. на нафту	% Мас. на сировину	Витрата
Назва	% Мас. на нафту	% Мас. на сировину	т / г · 10 ^-6	кг / год	кг / с
Прихід
Газ + н.к.-140 ° С	7,74	78,18	0,232	27643	7,68
фр.н.к.-140  С	2,16	21,82	0,065	7714	2,14
Разом:	= SUM (ABOVE) 9,90	100	= SUM (ABOVE) 0,297	= SUM (ABOVE) 35357	= SUM (ABOVE) 9,82
Витрата
Сухий газ	0,03	0,31	0,001	107	0,03
Рефлюкс	0,97	9,9	0,029	3464	0,96
н.к.-140 ° С	8,90	89,8	0,267	31786	8,83
Разом:	= SUM (ABOVE) 9,9	= SUM (ABOVE) 100	= SUM (ABOVE) 0,297	= SUM (ABOVE) 35357	= SUM (ABOVE) 9,82

5.4 Матеріальний баланс колони чіткої ректифікації К-4
У колону надходить стабільний бензин нк-140 ^о С з стабілізаційної колони К-3.
Таблиця 5.3 - Матеріальний баланс колони чіткої ректифікації К-4

Назва	% Мас. на нафту	% Мас. на сировину	Витрата
Назва	% Мас. на нафту	% Мас. на сировину	т / г · 10 ^-6	кг / год	кг / с
Прихід
Бензин нк-140 ° С	8,90	100	0,267	31786	8,83
Разом:	8,90	100	0,267	31786	8,83
Витрата
Бензин нк-70 ° С	2,1	23,6	0,063	7500	2,08
Бензин 70-140 ° С	6,8	76,4	0,204	24286	6,75
Разом:	= SUM (ABOVE) 8,90	= SUM (ABOVE) 100	= SUM (ABOVE) 0,267	= SUM (ABOVE) 31786	= SUM (ABOVE) 8,83

5.5 Матеріальний баланс вакуумної колони К-7
Так як відомо, що через нечіткості розділення в гудроні залишається до 10% (на гудрон) олійною фракції [4,9], то вихід гудрону на мазут буде:

де X _н - потенційне зміст гудрону в нафті,% мас.;
Y _н - вихід мазуту на нафту, мас. частки;
a-зміст світлих в гудроні, мас. частки.
Отже вихід масляної фракції 450-550 ° С зменшиться з 14,3% до 10,55% на нафту. За вакуумної перегонці неминуче утворюються гази розкладу - близько 0,02% на мазут. Вихід гудрону зменшиться:
X _м = 59,17-0,02 = 59,15% мас. на мазут.
Вихід вакуумного газойлю 2,87% мас. на нафту (п. 5.2).
На підставі цих даних складаємо матеріальний баланс К-7 і зводимо результати в таблицю 5.4:
Таблиця 5.4 - Матеріальний баланс вакуумної колони К-7

Назва	% Мас. на нафту	% Мас. на сировину	Витрата
Назва	% Мас. на нафту	% Мас. на сировину	т / г · 10 ^-6	кг / год	кг / с
Прихід
Мазут (> 360  С)	63,47	100	1,904	226679	62,97
Витрата
Гази розкладання	0,01	0,02	0,0004	45	0,013
Вакуумний газойль	2,87	4,52	0,0861	10250	2,847
фр.360-450  С	12,50	19,69	0,3750	44643	12,403
фр.450-550	10,55	16,62	0,3163	37670	10,465
Гудрон (> 550  С)	37,54	59,15	1,1262	134071	37,242
Разом:	= SUM (ABOVE) 63,47	100,00	= SUM (ABOVE) 1,904	= SUM (ABOVE) 226679	= SUM (ABOVE) 62,97

5.6 Матеріальний баланс установки АВТ-3
На підставі матеріальних балансів окремих колон складаємо матеріальний баланс установки в цілому, представлений у таблиці 5.5.
Таблиця 5.5 - Матеріальний баланс установки АВТ-3

Назва	% Мас. на нафту	Витрата
Назва	% Мас. на нафту	т / рік	кг / год
Взято:
Нафта	100,00	3000000	357143
Отримано:
Сухий газ	0,03	1000	107
Рефлюкс	0,97	29000	3464
Бензин нк-70  С	2,1	63000	7500
Бензин 70-140  С	6,8	204000	24286
Бензин 140-180 ^о С	4,6	138000	16429
фр.180-360  С	22,03	661000	78678
Гази розкладання	0,01	400	45
Вакуумний газойль	2,87	86100	10250
фр.360-450  С	12,50	375000	44643
фр.450-550	10,55	316300	37670
Гудрон (> 550  С)	37,54	1126200	134071
Разом:	= SUM (ABOVE) 100	= SUM (ABOVE) 3000000	= SUM (ABOVE) 357143

6 Розрахунок частки відгону сировини на вході в проектовану колону
Розрахунок був виконаний із застосуванням ЕОМ за програмою "Оil".
Вихідні дані для розрахунку взяті на підставі потенційного вмісту компонентів у нафті пп. 1, 2 і 5 і табл. 23 [4].
Таблиця 6.1 - Склад суміші на вході в колону К-4.

Компонент (фракція)	Мас. частка компонента в нафті	Кількість компонента в суміші, кг / год	Масова частка компонента в суміші, x _i
28-62 ° С	0,018	6429	0,2022
62-85 ° С	0,016	5714	0,1798
85-105 ° С	0,019	6786	0,2135
105-140 ° С	0,036	12857	0,4045
Разом:	= SUM (ABOVE) 0,089	= SUM (ABOVE) 31786	= SUM (ABOVE) 1,0000

Частка відгону парів сировини на вході в колону вважається задовільною, якщо виконується вимога:
е ≥ Σ х _i
де е - масова частка відгону сировини;
х _i - масова частка i-фракції (крім залишку), що виводиться з цієї колони.
х _62-70 = (7500-6429) / 31786 = 0,0357
Σх _i = 0,2022 +0,0337 = 0,2359 мас. частки [табл. 5.4, 6.1].
Для проведення розрахунку необхідно задатися наступними даними:
температура на вході в колону дорівнює 140 ° С;
тиск на вході в колону дорівнює 350 кПа;
Результати розрахунку представлені в таблицях 6.2-6.5. Отримана частка відгону дорівнює 0,53, тобто виконується вище зазначену вимогу.
Пpoгpaммa <<OIL>>
Іcxoдниe дaнниe:
Pacxoд нeфті або фpaкціі G = 31786 kг / чac
Pacxoд вoдянoгo пapa Z = 0 kг / чac
Плoтнocть ocтaткa P19 = 975.2000122070312 kг / M ^ 3
Дaвлeніe пpи oднoкpaктнoм іcпapeніі P = 350 KПa
Teмпepaтуpa oднoкpaтнoгo іcпapeнія T = 140 ^ C
Peзультaти pacчeтa:
Maccoвaя дoля oтгoнa пapoв e1 = .5313714146614075
Moльнaя дoля oтгoнa пapoв e = .5538401007652283
Moлeкуляpнaя мacca іcxoднoй cмecі Mi = 92.75214385986328
Moлeкуляpнaя мacca жідкoй фaзи Ml = 97.42301177978516
Moлeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзи Mp = 88.98929595947266

Taбліцa 6.2 - Cocтaв жідкoй фaзи
кoмпoнeнти	мoльн.дoлі	мacc.дoлі	Kмoль / чac		Kг / чac
28-62 62-85 85-105 105-140	0.1269065 0.1538792 0.2214296 0.4977849	0.0982886 0.1354418 0.2153627 0.5509069	19.4038 23.5279 33.8562 76.1105		1464.0900 2017.5182 3208.0059 8206.2148
CУMMA	1.0000	1.0000	152.8985		14895.8291
Taбліцa 6.3 - Cocтaв пapoвoй фaзи
кoмпoнeнти	мoльн.дoлі	мacc.дoлі		Kмoль / чac		Kг / чac
28-62 62-85 85-105 105-140	0.3465537 0.2271902 0.1989686 0.2272860	0.2938418 0.2189205 0.2118572 0.2753804		65.7759 43.1207 37.7643 43.1389		4963.0391 3697.6047 3578.3049 4651.2227
CУMMA	1.0000	1.0000		189.7998		16890.1719

Taбліцa 6.4 - Іcxoднaя cмecь
кoмпoнeнти	мoльн.дoлі	мacc.дoлі	Kмoль / чac	Kг / чac
28-62 62-85 85-105 105-140	0.2485560 0.1944819 0.2089899 0.3479721	0.2022000 0.1798000 0.2135000 0.4045000	85.1797 66.6486 71.6205 119.2494	6427.1289 5715.1230 6786.3105 12857.4375
CУMMA	1.000	1.000	342.6982	31786.0000

Taбліцa 6.5 - Moлeкуляpниe мaccи, дaвлeнія нacищeниx пapoв і кoнcтaнт paвнoвecія кoмпoнeнтoв

На підставі практичних даних по установці АВТ [6] колона чіткої ректифікації бензину забезпечена клапанними тарілками. Число тарілок: 60 (36 тарілок над зоною введення сировини і 24 тарілок під зоною введення сировини, гідравлічний опір тарілки - 250 Па). Відстань між тарілками приймається рівним 0,25 метра . Тиск на вході в колону прийнято рівним 350 кПа; за рахунок гідравлічного опору тарілок тиск дорівнює:
внизу колони 350 +24 ∙ 0,25 = 356 кПа,
угорі - 350-36 ∙ 0,25 = 341 кПа.
7.1 Розрахунок температури вгорі колони К-4
У колону чіткої ректифікації подається бензинова фракція 28-180 ° С. Цільовими продуктами є фракції 28-70 ° С і 70-180 ° С. Фракція 28-70 ° С складається з фр. 28-40 ^о С - 0,62% (мас.) на нафту, фр. 40-62 ^о С - 2,26-0,62 = 1,64% (мас.) на нафту [табл. 23, 2]; витрата фракції 40-62 ^о С складе 357143 ∙ 0,0113 = 4035 кг / год, а витрата фр. 28-40 ^о С - 6429-4035 = 2394 кг / год і 7500-6429 = тисяча сімдесят один кг / год фр. 62-70 ^о С.
Молекулярні маси фракцій знаходимо за формулою Воїнова [15]:

М _28-40 = 60 +0,3 ∙ (28 +40) / 2 +0,001 ∙ ((28 +40) / ²⁾ 2 = 71,4;
М _40-62 = 60 +0,3 ∙ (40 +62) / 2 +0,001 ∙ ((40 +62) / ²⁾ 2 = 77,9;
М _62-70 = 60 +0,3 ∙ (62 +70) / 2 +0,001 ∙ ((62 +70) / ²⁾ 2 = 84,2.
Раход фракцій становить:
G _'28-40 = 2394/71, 4 = 33,53 кмоль / год;
G _'40-62 = 4035/77, 9 = 51,80 кмоль / год;
G _'62-70 = (7500-6429) / 84,2 = 12,72 кмоль / год
Звідси молярні частки компонентів:

= 33,53 / (33,53 +51,80 +12,72) = 0,342;

= 51,80 / (33,53 +51,80 +12,72) = 0,528

= 12,72 / (33,53 +51,80 +12,72) = 0,130
Будемо розглядати кожну вузьку бензинову фракцію як окремий компонент і вести розрахунок для двокомпонентної системи. Тоді вираз (3.2) [15] можна записати у вигляді

.
Щоб знайти константи фазової рівноваги k ₁ і k _2, необхідно спочатку визначити тиск насичених парів компонентів. Для цього використовуємо формулу Ашворта [(1.5) 15], прийнявши в якості температур кипіння компонентів середні арифметичні температури початку і кінця кипіння фракцій.
За графіком Кокса [15] знаходимо середні температури кипіння фракцій при тиску 341 кПа:
фр. 28-40 ° С - 345 До (72 ^о С);
фр. 40-62 ° С - 345 К (85 ^о С);
фр. 62-70 ° С - 384 До (111 ^о С);

0,342 ∙ 345 +0,528 ∙ 358 +0,13 ∙ 384 = 357К (84 ^о С)
Значення функції температури за формулою [15]:

;

тому задамося температурою 93,5 ° С, близькою до середньої температури кипіння фракції:

;
Тиску насичених парів компонентів за формулою Ашворта:
lg (p _{н i} -3158) = 7,6715-2,68 ∙

де Т-температура вгорі колони, К;
Т ₀ - температура кипіння фракції при атмосферному тиску, К
lg (p _{н i} -3158) = 7,6715-2,68 ∙

р _Hi = 497,0 кПа;
lg (p _{н i} -3158) = 7,6715-2,68 ∙

р _Hi = 322,4 кПа;
lg (p _{н i} -3158) = 7,6715-2,68 ∙

р _Hi = 216,5 кПа;
Всі розрахунки зведемо в таблицю.
Таблиця 7.1. До розрахунку температури верху колони.

Фракція, ° С	Середня температура кипіння при атм.давленіі, ° С	Температура верху колони, ° С		, КПа
28-40	34	94	0,342	497,0	1,46	0,23
40-62	51	94	0,528	322,4	0,95	0,56
62-70	66	94	0,13	216,5	0,63	0,21
			Разом			1,00

Рівність (3.2) виконано, отже, температура верху колони підібрана вірно і становить 94 ° С.
7.2 Розрахунок температури внизу колони К-4
Температура внизу колони визначається за ізотермі рідкої фази [(3.1), 15]:
S k _i ∙ x _i ^'= 1
де k _{i-константа} фазового рівноваги i-компонента в залишку колони при температурі внизу колони;
x _i ^'- мольна частка i-компонента в залишку;
Молекулярні маси фракцій знаходимо за формулою Воїнова [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 фракцій становить:
G _'70-85 = (24286-6786-12857) / 89,3 = 51,99 кмоль / год;
G _'28-62 = 6786/75, 5 / 97, 5 = 69,60 кмоль / год;
G _'62-70 = 12857/111, 8 = 112,58 кмоль / год
Звідси молярні частки компонентів:

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

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

= 112,58 / 234,17 = 0,481;
Будемо розглядати кожну вузьку бензинову фракцію як окремий компонент і вести розрахунок для двокомпонентної системи. Тоді вираз (3.1) [15] можна записати у вигляді

.
Щоб знайти константи фазової рівноваги k _1, k ₂ і k _3, необхідно спочатку визначити тиск насичених парів компонентів. Для цього використовуємо формулу Ашворта [(1.5) 15], прийнявши в якості температур кипіння компонентів середні арифметичні температури початку і кінця кипіння фракцій.
За графіком Кокса [15] знаходимо середні температури кипіння фракцій при тиску 356 кПа:
фр. 70-85 ° С - 402 До (129 ^о С);
фр. 85-105 ° С - 417 К (144 ^про З);
фр. 105-140 ° С - 445 До (172 ^о С);

0,222 ∙ 402 +0,297 ∙ 417 +0,481 ∙ 445 = 427К (154 ^о С)
Значення функції температури за формулою [15]:

;

тому задамося температурою 154 ° С, близькою до середньої температури кипіння фракції:

;
Тиску насичених парів компонентів за формулою Ашворта:
lg (p _{н i} -3158) = 7,6715-2,68 ∙

р _Hi = 587,4 кПа;
lg (p _{н i} -3158) = 7,6715-2,68 ∙

р _Hi = 407,1 кПа;
lg (p _{н i} -3158) = 7,6715-2,68 ∙

р _Hi = 218,6 кПа;
Всі розрахунки зведемо в таблицю.

Таблиця 7.2. До розрахунку температури низу колони.

Фракція, ° С	Середня температура кипіння при атм.давленіі, ° С	Температура низу колони, ° С		, КПа
70-85	77,5	209	0,222	587,4	1,65	0,37
85-105	95	209	0,297	407,1	1,14	0,34
105-140	122,5	209	0,481	218,6	0,61	0,29
			Разом			1,00

Рівність (3.1) виконано, отже, температура верху колони підібрана вірно і становить 154 ° С.
7.3 Розрахунок теплового балансу ректифікаційної колони
Нехтуючи тепловими втратами в навколишнє середовище, можна записати

, [(3.10), 15].
де Ф _вх і Ф _вих - тепловий потік, відповідно входить і виходить з колони, Вт (1 Вт = 1 Дж / с).
Тепловий потік надходить у колону:
із сировиною, нагрітим до температури t _0, подачі сировини у парорідинних стані з масовою часткою відгону тобто
1)

,
де

- Ентальпія пари сировини, Дж / кг;

- Ентальпія рідини сировини, кДж / кг;
а) Н ^п = b * (4 - r _{¹⁵ 15)} - 308,99,
де b - коефіцієнт [табл. 16, 15], кДж / кг; при 140 ° С b = 285,75 кДж / кг (тут і далі [15]).
r _{¹⁵ 15} - відносна щільність нафтопродукту розраховується за перетвореною формулою Крега:
r _{¹⁵ 15} = 1,03 ∙ М / (44,29 + М),
де М-молярна маса парової фази на вході в колону.
r _{¹⁵ 15} = 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 / (r _{¹⁵ 15)} ^0,5,
де а - коефіцієнт [табл. 14, 15], кДж / кг. При 140 ° С а = 237,61 кДж / кг.
r _{¹⁵ 15} = 1,03 ∙ 97,42 / (44,29 +97,42) = 0,7081
Н ^ж = 269,66 / 0,7081 ^0,5 = 320,46 кДж / кг

= 15,527 ∙ 10 ⁶ кДж / ч = 4316,93 кВт
2) з гарячим струменем Ф _Г.С вниз колони.
3) з верхнім зрошенням - Ф _ор.
орошающая рідина входить в колону з температурою t _ор = 40 ^о С. Отже,

,
де G _ор = R ∙ G _D,

- Ентальпія рідини дистиляту.
Н ^ж = а / (r _{¹⁵ 15)} ^0,5,
а = 70,26 кДж / кг.
де М-молярна маса зрошення: М = 75,5 ∙ 0,87 +84,2 ∙ 0,13 = 76,6.
r _{¹⁵ 15} = 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 ∙ 10 ⁶ кДж / ч = 365,125 кВт
Сумарний тепловий потік, що входить колону,

= (15,527 +1,304) ∙ 10 ⁶ + ΔФ _гс кДж / год
Тепловий потік виходить з колони:
1) з парами дистиляту

,
де

- Ентальпія пари дистиляту, кДж / кг;
при t = 94 ⁰ С:
b = 259,02 кДж / кг.
r _{¹⁵ 15} = 1,03 ∙ М / (44,29 + М),
де М-молярна маса зрошення: М = 71,4 ∙ 0,342 +77,9 ∙ 0,528 +84,2 ∙ 0,13 = 76,5.
r _{¹⁵ 15} = 1,03 ∙ 76,6 / (44,29 +76,6) = 0,6523
r _{¹⁵ 15} = 0,6523 - відносна щільність парів дистиляту;
Н ^п = 259,02 ∙ (4 - 0,6523) - 308,99 = 558,1 кДж / кг;
Ф _D = 7500 ∙ 558,1 = 4,186 ∙ 10 ⁶ кДж / ч = 1162,708 кВт;
Пари дистиляту на зрошення (кратність R = 2):

2 ∙ 7500 ∙ 558,1 = 8,372 ∙ 10 ⁶ кДж / кг = 2325,417 кВт
2) з рідким нижнім продуктом

,
де

-Ентальпія рідкого залишку при t = 154 ° С, кДж / кг;
а = 300,32 кДж / кг.
r _{¹⁵ 15} - відносна щільність нафтопродукту, рівна 0,7151
Н ^ж = 300,32 / 0,7151 ^0,5 = 355,14 кДж / кг

24286 ∙ 355,14 = 8,625 ∙ 10 ⁶ кДж / ч = 2395,833 кВт
Сумарний тепловий потік, який залишає колону,
Ф _вих = Ф _D + Ф _{D ор} + Ф _W + Ф _ор = (4,164 +8,372 +8,625) ∙ 10 ⁶ кДж / ч = 21,161 ∙ 10 ⁶ кДж / ч =
= 5878,056 кВт.
ΔФ _гс = Ф _{вих-Ф 0} = (21,161-15,527-1,304) ∙ 10 ⁶ = 4,33 ∙ 10 ⁶ кДж / год
ΔФ _гс =

Знаходимо ентальпії продуктів в колоні за формулами 1.16 і 1.17 [15]:

Задамося наступними даними:
температура - 200 ^о С
ентальпія «гарячого струменя» за формулою Уіра і Іттона

витрата «гарячого струменя» G _гс = 4,33 ∙ 10 ⁶ / (758,41-355,14) = 10756 кг / год
Таблиця 7.3 - Тепловий баланс колони К-4

Продукт	t, ° С	G, кг / год	I, кДж / кг	Ф, кВт
Прихід
Сировина	140
Парова фаза	140	16890	637,5	2990,938
Рідка фаза	140	14896	320,46	1325,992
Зрошення (кратність 2)	40	15000	86,91	362,125
Гаряча струмінь	200	10756	758,41	2265,961
2. Разом		= SUM (ABOVE) 57542		= SUM (ABOVE) 6945,016
Витрата
Рідка фаза:
Фр. 70-180 ^о С	154	35042	355,14	3456,893
Парова фаза:
Фр. Нк-70 ^о С	94	22500	558,1	3488,125
3. Разом		57542		6945,018

ΔQ = Q _{п-Q р} = 6945,016-6945,018 = 0,002 кВт.
Дисбаланс тепла компенсується зміною витрати зрошення в процесі експлуатації колони

7.4 Розрахунок діаметра колони
Діаметр колони можна визначити за рівнянням [15]:
D =

,
Де G _п - об'ємний витрата пари, м ³ / с
V _л - допустима лінійна швидкість парів, м / с.
Для розрахунку діаметра ректифікаційної колони необхідно визначити об'ємну витрату пари (м ³ / с) у тих перерізах колони де вони утворюються.
Питома витрата пари [15]:
G _п = 22,4 ∙ Т ∙ 0,101 ∙ Σ (G _i / М _i) / (273 ∙ Р) / 3600,
де Т - температура системи, К;
Р - тиск у системі, МПа;
G _i - Витрата компонента, кг / год;
Мi - молекулярна маса компонента кг / кмоль.
Визначення об'ємної витрати пари в точці введення сировини:
Температура в точці введення сировини 140 ⁰ С
Тиск в точці введення сировини 350 кПа
Витрата пари 16890 кг / год
Молекулярна маса парів 88,99 кг / кмоль
Тоді об'ємна витрата пари:
G _п = 22,4 ∙ (140 +273) ∙ 0,101 ∙ (16890 / (3600 ∙ 88,99)) / (273 ∙ 0,350) = 0,516 м ³ / с,
Визначення об'ємної витрати пари в точці вводу гарячого струменя:
Температура в точці вводу гарячого струменя 200 ⁰ С
Тиск в точці вводу гарячого струменя 356 кПа
Витрата пари 10756 кг / год (табл. 7.3)
Молекулярна маса парів 100,6 кг / кмоль
Тоді об'ємна витрата пари:
G _п = 22,4 ∙ (200 +273) ∙ 0,101 ∙ (10756 / (3600 ∙ 100,6)) / (273 ∙ 0,356) = 0,327 м ³ / с,
Визначення об'ємної витрати пари в точці виведення парів дистиляту:
Температура в точці виведення парів дистиляту 93,5 ⁰ С
Тиск в точці виведення парів дистиляту 341 кПа
Витрата пари: фр нк-70 ^о С + зрошення 7500 +15000 = 22500 кг / год (табл. 7.3).
Молекулярна маса парів 76,5 кг / кмоль
Тоді об'ємна витрата пари:
G _п = 22,4 ∙ (93,5 +273) ∙ 0,101 ∙ (22500 / (3600 ∙ 76,5)) / (273 ∙ 0,341) = 0,73 м ³ / с,
Подальше визначення діаметра виробляємо за максимальній витраті пари тобто G _п = 0,73 м ³ / с.
Допустима лінійна швидкість парів [15]:

V _л = (0,305 * З * Ö (ρ _ж - ρ _п) / ρ _п) / 3600,
де С - коефіцієнт, що залежить від відстані між тарілками і умов ректифікації; С = 300 [15];
ρ _ж, ρ _п - абсолютна щільність відповідно рідини і пари, кг / м ^3.
а) Густина рідкої фази
r _{¹⁵ 15} = 1,03 ∙ М / (44,29 + М),
де М - молярна маса парової фази, кг / кмоль.
r _{¹⁵ 15} = 1,03 ∙ 76,6 / (44,29 +76,6) = 0,6526
r _квітня ^93,5 = r _{¹⁵ 15} - (93,5-15) ∙ a = 0,6526-93 ∙ 0,000962 = 0,5771
r _{ж (93,5 ° С)} = 577,1 кг / м ³
б) Щільність парової фази
r _п = r _про ∙ Т ₀ ∙ Р / (Т ∙ Р ₀₎ [15],
де r _о - щільність пари при нормальних умовах, кг / м ³
r _п = 76,6 ∙ 273 ∙ 0,341 / (22,4 ∙ 381 ∙ 0,101) = 0,86 кг / м ³

Отримуємо,
_V с = 0,305 ∙ 300 ∙ Ö ((577,1-0,86) / 0,86) / 3600 = 0,66 м / с
Відповідно діаметр колони дорівнює:
D =

За ГОСТ 21944-76 приймаємо діаметр 1,3 м .

H ₁

H ₂

H ₃

H ₄

H ₅

H ₆

H ₇

7.7 Розрахунок висоти колони
Рис. 6. До розрахунку висоти колони чіткої ректифікації.
h ₁ = ЅD = Ѕ ∙ 1,3 = 0,65 м
h ₂ = (n _в -1) ∙ h _т = (36-1) ∙ 0,25 = 8,75 м
h ₃ = h _т ∙ 3 = 0,25 ∙ 3 = 0,75 м
h ₄ = (n _н -1) ∙ h _т = (24-1) ∙ 0,25 = 5,75 м
h ₅ = 1,5 м
Висоту шару рідини в нижній частині колони розраховують за її запасу на 10 хвилини, необхідного для забезпечення нормальної роботи насоса. Приймаючи запас на 600 с, обсяг кубового залишку з урахуванням витрати гарячої струменя складе:
V = (G _до + G _гс) ∙ 600/3600r
Де r - щільність кубового залишку при температурі внизу колони, кг / м ^3:
r = (0,7151-0,000884 ∙ (154-15)) ∙ 1000 = 679,7 кг / м ³
тоді
V = (24286 +5621) ∙ 600 / (3600 ∙ 679,7) = 7,33 м ³
Площа поперечного перерізу колони:
S = pD ² / 4 = 0,785 ∙ 1,3 ² = 1,33 м ²
тоді
h ₆ = V / S = 7,33 / 1,33 = 5,6 м.
Висоту спідниці h ₇ приймають, виходячи з практичних даних, що дорівнює 4 м .
Загальна висота колони складає:
H = h ₁ + h ₂ + h ₃ + h ₄ + h ₅ + h ₆ + h ₇ = 0,65 +8,75 +0,75 +5,75 +1,5 +5,6 +4 = 27 , 00 м

8 Розрахунок корисної теплового навантаження печі атмосферного блоку
Піч атмосферного блоку для нагріву і часткового випаровування отбензіненной нафти подається в колону К-2 та «гарячої струменя» для підігріву низу колони К-1. У розрахунку використовуємо частки відгону, знайдені за допомогою ПЕОМ. Кількість теплоти Q _{підлогу.} (КВт), що витрачається на нагрівання і часткове випаровування отбензіненной нафти, визначається за формулою [12]:
Q _{підлогу.} = G _c ∙ (е ∙ Нt ₂ ^п + (1-е) ∙ Нt ₂ ^ж - Нt ₁ ^ж) / 3600,
де G _с - витрата сировини, кг / год;
е - масова частка відгону отбензіненной нафти на виході з печі;
Нt ₁ ^ж, Нt ₂ ^ж, Нt ₂ ^п - ентальпія рідкої і парової фаз отбензіненной нафти при температурах на вході (t ₁₎ і вихід (t ₂₎ з печі, кДж / кг.
Задамося наступними даними для розрахунку:
- Температура нафти на вході в піч-260 ^о С;
- Температура виходу «гарячої струменя» у К-1 - 330 ^о С;
- Температура виходу нафти в К-2 - 360 ^о С;
- Тиск у колоні К-1 - 350 кПа;
- Тиск у колоні К-2 - 150 кПа;
- Витрата «гарячої струменя» в К-1 (30% на сировину) - 329500 ∙ 0,3 = 98850 кг / год;
Таблиця 8.1. - Для знаходження частки відгону в печі атмосферного блоку

Номер компонента	Компоненти, фракції	Масова частка компонента в нафті, x _i	Масова частка компонента в суміші, x _i
11	105-140 ° С	0,0216	0,0233
12	140-180 ° С	0,046	0,0499
13	180-210 ° С	0,039	0,0423
14	210-310 ° С	0,138	0,1496
15	310-360 ° С	0,072	0,078
16	360-400 ° С	0,061	0,0661
17	400-450 ° С	0,064	0,0694
18	450-500 ° С	0,062	0,0672
19	> 500 ° С	0,419	0,4542
	Разом:	= SUM (ABOVE) 0,9226	= SUM (ABOVE) 1,0000

Знайдені частки відгону:
Потік в К-1
Peзультaти pacчeтa:
Мaccoвaя дoля oтгoнa пapoв e1 = .1237363666296005
Мoльнaя дoля oтгoнa пapoв e = .2630500495433807
Мoлeкуляpнaя мacca іcxoднoй cмecі Mi = 326.7590942382812
Мoлeкуляpнaя мacca жідкoй фaзи Ml = 388.5292358398438
Мoлeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзи Mp = 153.7045288085938
- Ентальпія парової фази отбензіненной нафти на виході з печі в колону К-1 (330 ⁰ С):
r _{¹⁵ 15} = 1,03 ∙ М / (44,29 + М) = 1,03 ∙ 154 / (44,29 +154) = 0,7999;
Н ^п = b ∙ (4 - r _{¹⁵ 15)} - 308,99 = 425,15 ∙ (4 - 0,7999) - 308,99 = 1051,52 кДж / кг;
- Ентальпія рідкої фази отбензіненной нафти на виході з печі в колону К-2 (330 ⁰ С):
r _{¹⁵ 15} = 1,03 ∙ М / (44,29 + М) = 1,03 ∙ 339 / (44,29 +339) = 0,9110;

Н ^ж = а / (r _{¹⁵ 15)} ^0,5 = 742,00 / 0,9110 ^0,5 = 777,40 кДж / кг
- Ентальпія рідкої фази отбензіненной нафти на вході в піч при температурі 260 ⁰ С (температура куба колони К-1):

= 0,9752 +0,00270 = 0,9779
Н ^ж = а / (r _{¹⁵ 15)} ^0,5 = 533,75 / 0,9779 ^0,5 = 539,75 кДж / кг
Q _{підлогу.} _К-1 = 98850 ∙ (0,124 ∙ 1051,52 + (1-0,124) ∙ 777,40-539,75) = 26,852 ∙ 10 ⁶ кДж
Потік в К-2
Peзультaти pacчeтa:
Maccoвaя дoля oтгoнa пapoв e1 = .3821409940719604
Moльнaя дoля oтгoнa пapoв e = .6407902240753174
Moлeкуляpнaя мacca іcxoднoй cмecі Mi = 326.7590637207031
Moлeкуляpнaя мacca жідкoй фaзи Ml = 562.0350952148438
Moлeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзи Mp = 194.8656921386719
- Ентальпія парової фази отбензіненной нафти на виході з печі в колону К-2 (360 ⁰ С):
r _{¹⁵ 15} = 1,03 ∙ М / (44,29 + М) = 1,03 ∙ 195 / (44,29 +195) = 0,8394;
Н ^п = b ∙ (4 - r _{¹⁵ 15)} - 308,99 = 450,76 ∙ (4 - 0,8394) - 308,99 = 1115,70 кДж / кг
- Ентальпія рідкої фази отбензіненной нафти на виході з печі в колону К-2 (360 ⁰ С):
r _{¹⁵ 15} = 1,03 ∙ М / (44,29 + М) = 1,03 ∙ 562 / (44,29 +562) = 0,9548;
Н ^ж = а / (r _{¹⁵ 15)} ^0,5 = 827,81 / 0,9548 ^0,5 = 847,20 кДж / кг
- Ентальпія рідкої фази отбензіненной нафти на вході в піч при температурі 260 ⁰ С (температура куба колони К-1):

= 0,9752 +0,00270 = 0,9779
Н ^ж = а / (r _{¹⁵ 15)} ^0,5 = 533,75 / 0,9779 ^0,5 = 539,75 кДж / кг
Q _пол.К-2 = 329 500 ∙ (0,382 ∙ 1115,70 + (1-0,382) ∙ 847,20-539,75) = 135,101 ∙ 10 ⁶ кДж
Теплопродуктивність трубчастої печі (Q _п, МВт) визначається за рівнянням [12]:
Q _п = (Q _пол.К-1 + Q _пол.К-2) / η,
де η - ККД печі, рівне 0,85 [12].
Q _п = (26,852 +135,101) ∙ 10 ⁶ / (3600 ∙ 0,85) = 52 926 кВт

9 РОЗРАХУНОК коефіцієнт теплопередачі (ЕОМ)
У теплообмінник «НАФТА-ДТ»
Зробимо розрахунок коефіцієнта теплопередачі теплообмінника Т-204 за допомогою програми "Ktepper". Для цього на підставі кількості та властивостей нафти і ДП підготуємо вихідні дані для розрахунку.
Витрата теплоносіїв:
G _н = 357143 ∙ 0,5 = 178571,5 кг / год - витрата нафти, теплоносій 1.
G _дт = 357143 ∙ 0,1613 = 57607 кг / год - витрата ДТ через теплообмінник по одному потоку, теплоносій 2;
Середні температури теплоносіїв:

Фізичні властивості теплоносіїв:
- Відносні густини нафти:

- Відносні щільності ДТ:

визначимо кінематичні в'язкості:

- Для нафти, тоді можна скласти систему рівнянь з формули

і визначити A і B.

звідси

- Для ДП, тоді можна скласти систему рівнянь з формули

і визначити A і B.

звідси

.
Приймаються кожухотрубчасті теплообмінник відповідно до ГОСТ 15122-79 [13]. Заносимо необхідні дані в таблицю 9.1.
таблиця 9.1 вихідні дані для розрахунку коефіцієнта теплопередачі

Найменування параметра	розмірність	значення
середня температура ДТ в трубному просторі	4. До	450,5
щільність ДТ в трубному просторі при 288 К	кг / м ³	863,3
щільність ДТ в трубному просторі при 450,5 К	кг / м ³	749,7
в'язкість ДТ в трубному просторі при 450,5 К	м ² / с	0,00000034
середня температура нафти в межтрубном просторі	До	356,5
щільність нафти в міжтрубному просторі при 288 К	кг / м ³	892,8
щільність нафти в міжтрубному просторі при 356,5 К	кг / м ³	842,6
в'язкість нафти в міжтрубному просторі при 356,5 К	м ² / с	0,00000615
внутрішній діаметр труб	м	0,021
Зовнішній діаметр труб	м	0,025
товщину стінки труб	м	0,002
кількість труб на потік	шт.	51
площа прохідного перетину в вирізі перегородки	м ²	0,045
площа прохідного перетину між перегородками	м ²	0,040
коефіцієнт теплопровідності матеріалу труб	вт / м • до	17,5
витрата ДТ в трубному просторі	кг / год	57607
витрата нафти в міжтрубному просторі	кг / год	178571,5

Результати розрахунку теплообмінника за програмою "Ktepper" представлені в таблиці 9.2.

Найменування параметра	розмірність	значення
Швидкість потоку в трубному просторі	м / с	1,2
Швидкість потоку в міжтрубному просторі	м / с	1,39
Коефіцієнт тепловіддачі в трубному просторі	Вт / м ² • До	1965
Коефіцієнт тепловіддачі в міжтрубному просторі	Вт / м ² • До	65
Коефіцієнт теплопередачі	Вт / м ² • До	57,3

-------------------------------------------------- --------------
Показники! Простір
!---------------------------------------
! Трубне! Міжтрубний
-------------------------------------------------- --------------
Швидкість потоку, м / с! 1.208945751190186! 1.387560606002808
Коеф-т тепловіддачі,! 1964.802124023438! 64.82077026367188
Вт / м ^ 2 * К!
Коеф-т теплопередачі! 57.3052864074707
Вт / м ^ 2 * К!
-------------------------------------------------- --------------

11 ОХОРОНА НАВКОЛИШНЬОГО СЕРЕДОВИЩА НА ВСТАНОВЛЕННЯ
На сучасному етапі розвитку виробництва все більше застосування знаходить принцип «від техніки безпеки до безпечної техніці». Якщо раніше забезпечення безпеки працюючих зводилося до застосування запобіжних пристроїв і захисних пристосувань, то тепер основним напрямом охорони праці є створення таких процесів і обладнання, в яких практично виключається виникнення небезпек та шкідливостей. Енергонасиченість сучасних об'єктів стала величезною. Постійно інтенсифікуються технології, внаслідок цього такі параметри, як температура, тиск, вміст небезпечних речовин, ростуть і наближаються до критичних. Зростають одиничні потужності апаратів, кількості що у них речовин. Номенклатура випуску нафтопереробного або нафтохімічного заводів з передовою технологією, що забезпечує комплексну переробку сировини, стала складатися з тисяч позицій, причому багато хто з виготовляються продуктів вибухо-, пожежонебезпечні та (або) токсичні. Успішне вирішення екологічних проблем у значній мірі залежить від раціонального проектування і вдосконалення таких технологічних процесів, як системи факельного господарства, каталітичного знешкодження газових викидів та очищення виробничих стічних вод [1].
Ступінь забруднення атмосферного повітря залежить також від висоти викиду. При вітровому потоці повітря, направленому на будівлю, над дахом і за будівлею створюється область зниженого тиску (зона аеродинамічній тіні). Усередині цієї зони виникає циркуляція повітря, в результаті якої в зону втягується пил та газові викиди. Тому всі організовані викиди повинні направлятися вище тієї зони. При цьому приземні концентрації шкідливих речовин можуть бути зменшені до 6 разів [2].
Для зменшення викидів вуглеводнів необхідно постійно контролювати герметичність апаратів, резервуарів, фланцевих з'єднань і т.д. особливу увагу необхідно приділити резервуарів для зберігання нафтопродуктів.
Плаваючі понтони призначені для резервуарів з щитовим або сферичним покриттям з метою зниження втрат зберігаються в них легкоиспаряющихся нафт і нафтопродуктів. Понтон, плаваючий на поверхні рідини, зменшує площа випаровування в порівнянні зі звичайним резервуаром, завдяки чому різко знижуються (у 4-5 разів) втрати від випаровування. Понтон представляє собою диск з поплавцями, що забезпечують його плавучість. Між понтоном і стінкою резервуару залишається зазор шириною 100 - 300 мм щоб уникнути заклинювання понтона внаслідок нерівностей стінки. Зазор перекривається ущільнювальними герметизуючими затворами. Відомі кілька конструкцій затворів, проте найбільше застосування має затвор з прогумованої тканини, профілі якої мають форму петлі з внутрішнім заповненням затвора (петлі) пружним матеріалом. Герметизуючий затвор є невід'ємною частиною понтона. Без затвора робота понтона мало ефективною [1].

ВИСНОВОК
В результаті виконання даного курсового проекту була розроблена схема установки АВТ потужністю 3 млн. т / г девонської нафти. Наведено розрахунки: складу парової та рідкої фаз в ємності зрошення отбензінівающей колони, колони чіткої ректифікації бензину, теплового навантаження печі атмосферного блоку, теплообмінника, матеріального балансу установки. На даній установці отримуємо продукти згідно завдання.

Список літератури

[1] Хорошко С.І., Хорошко О.М. Нафти північних регіонів. Довідник. - Новополоцьк, 2004. - 126 с.
[2] Танатар М.А., Ахметшина М.Н., Фасхутдинов Р.А. та ін Технологічні розрахунки установок переробки нафти. - М.: Хімія, 1987. - 352 с.
[3] Корж А.Ф., Хорошко С.І. Установка первинної переробки нафти. Методичні вказівки до виконання курсового проекту № 1 з курсу «Технологія переробки нафти і газу» для студентів спеціальності Т.15.02. - Новополоцьк, ПГУ: 2000.
[4] Богомолов А.І., Гайлі А.А., Громова В.В. та ін Хімія нафти і газу. - СПб.: Хімія, 1995.-448 с.
[5] Альбом технологічних схем процесів переробки нафти і газу. / Під ред. Б.І. Бондаренко. -М.: Хімія, 1983. - 128 с.
[6] Рудін М. Г., Драбкін А. Є. Короткий довідник нафтопереробника .- Л.: Хімія, 1980. - 328 с.
[7] Поникаров І.І., Перелигін О.А., Доронін В.М., Гайнулін М.Г. Машини та апарати хімічних виробництв .- М.: Машинобудування, 1989.-368 с.
[8] Гуревич І.Л. Технологія переробки нафти і газу. Частина 1. - М.: Хімія, 1972.-360 с.
[9] Емірджанов Р. Т., Лемберанскій Р. А. Основи технологічних розрахунків у нафтопереробці та нафтохімії. - М.: Хімія, 1989. - 192 с.
[10] Сарданашвілі А.Г., Львова А.І. Приклади та завдання щодо технології переробки нафти і газу .- М.: Хімія, 1980. - 256 с.
[11] Кузнєцов А.А., Кагерманов С.М., Судаков Є.М. Розрахунки процесів і апаратів нафтопереробної промисловості. -Л., Хімія, 1974. -334 С.
[12] Основні процеси та апарати хімічної технології: Посібник з проектування / За ред. Ю. І. Дитнерского. - М.: Хімія, 1983. - 272 с.
[13] Левченко Д.М. та ін Технологія знесолення нафт на нафтопереробних підприємствах. - М.: Хімія, 1985. - 186 с., Іл.
[14] Абросимов А.А. Екологічні аспекти виробництва та застосування нафтопродуктів .- М.: ВАС, 1999.-731с.
[15] Хорошко С.І., Хорошко О.М. Збірник задач з хімії і технології нафти і газу. - Мн.: Вишейшая школа, 1989. - 122 с.
[16] Томін В.П., Корчевін Н.А. та ін Інгібітор корозії для захисту обладнання. - ХТТМ, № 3: 2000.
[17] Емірджанов Р.Т., Лемберанскій Р.А. Основи технологічних розрахунків у нафтопереробці та нафтохімії. - М.: Хімія, 1989. - 191с.
[18] Стандартні кожухотрубчасті теплообмінні апарати загального призначення. Каталог.-М.: ЦІНТІХІМНЕФТЕМАШ 1988.-39с.
[19] Основні процеси та апарати хімічної технології. Посібник з проектування. Під ред. Ю.І. Дитнерского, М.: Хімія ,1991-496с

кoмпoнeнти

мoлeк. мacca

28-62
62-85
85-105
105-140

75.4538
85.7501
94.7538
107.8197

9.557715E +02
5.167460E +02
3.144969E +02
1.598080E +02

2.730776E +00
1.476417E +00
8.985626E-01
4.565942E-01