1. технологическая схема установки отбензинивающая колонна к1 входит в состав установки ат с двукратным испарением нефти (рис. 1). Эта схема технологически гибкая и работоспособная при любом фракционном составе нефти
 Скачать 3.72 Mb.
|
Расчёт минимального флегмового числа
В нашем случае 1-q=e`=0,1125. Методом подбора находим из первого уравнения Андервуда корень  , подставляем его во второе уравнение и определяем Rmin. Результаты расчета приведены в таблице 10. =0,8943 =3,997-1=2,997отбензинивающий колонна нефть летучесть 9. ОПТИМАЛЬНОЕ ФЛЕГМОВОЕ ЧИСЛО. ОПТИМАЛЬНОЕ ЧИСЛО ТЕОРЕТИЧЕСКИХ ТАРЕЛОК Приведём два способа расчёта оптимального флегмового числа. Графический способ Джиллиленда а) Задаёмся коэффициентом избытка флегмы  i=(1,1…1,8).б) Рассчитываем флегмовые числа:  Например,  3,2967.в) Находим параметр Хi :  Например,  0,06975г) Находим параметр Yi:  Например,  =0,58551д) Находим число теоретических тарелок N из уравнения:  Например,  =28,80615e) Находим величину Ni(Ri+1). Например, N1(R1+1)= 28,80615·(3,2967+1)=123,7701 Расчёты приведены в таблице 10. Таблица 10 Расчёт параметров Rопт и Nопт
ж) Строим график Ni(Ri+1)=f(Ri): График зависимости параметра Ni(Ri+1) от флегмового числа  Рис.2 Минимум на полученной кривой соответствует искомым параметрам: Rопт=4,45; Nопт=19,65; опт=1,5.Аналитический вариант расчёта (по приближённым уравнениям):   2,9967+0,35=4,3959Nопт=1,7  Nопт=1,7·  +0,7=20,0024Таким образом, оба способа дают довольно близкие результаты. Принимаем к дальнейшим расчётам данные более точного графического способа. 10. МЕСТО ВВОДА СЫРЬЯ В КОЛОННУ. РАБОЧЕЕ ЧИСЛО ТАРЕЛОК Определяем минимальное число теоретических тарелок в концентрационной части колонны (  ) ,где α3 и α4 – коэффициенты относительной летучести компонентов при температуре ввода сырья (см. табл. 10).  =7,7028 8Оптимальное число теоретических тарелок в верхней части колонны  Отсюда   =13,3308 14Рабочее число тарелок в колонне:  где  - к.п.д. тарелки, примем равным 0,6. =32,75 33Рабочее число тарелок в верхней части колонны   =22,21 23В нижней, исчерпывающей части колонны, таким образом, будет 33-23=10 тарелок. На практике для ввода сырья предусматривают до 5 точек вблизи сечения, определённого по этим уравнениям. 11. ВНУТРЕННИЕ МАТЕРИАЛЬНЫЕ ПОТОКИ а) Верхняя часть колонны. Количество флегмы, стекающей с тарелок верхней части колонны:  =Rопт·D= 4,45·45815,5=203879 кг/чКоличество паров, поднимающихся с тарелок верхней части колонны:  +D=203879+45815,5=249695 кг/чОбъём паров:   м3/с = 281997,72 м3/чПлотность паров:  = 8,85519 кг/м3Относительная плотность жидкости:  где  - температурная поправка по формуле Кусакова.Относительная плотность при температуре верха колонны:  Абсолютная плотность жидкости  кг/м3Объёмный расход жидкости:  м3/чб) Нижняя часть колонны. Количество флегмы, стекающей с тарелок нижней части колонны:  203879 + 735294(1 - 0,0572) = 897114 кг/чКоличество паров, поднимающихся с тарелок нижней части колонны:   = 897114 – 689478,6 = 207635 кг/чОбъём паров:   м3/с = 9347 м3/чПлотность паров:  =22,2140 кг/м3Плотность жидкости:  где  - температурная поправка по формуле Кусакова.Относительная плотность жидкости при температуре низа колонны:  Абсолютная плотность жидкости  кг/м3Объёмный расход жидкости:  м3/ч12. ТЕПЛОВОЙ БАЛАНС КОЛОННЫ Рассмотрим способ отвода тепла в колонне холодным испаряющимся орошением, как наиболее распространённым в нефтепереработке. Пары дистиллята при этом поступают в конденсатор-холодильник (обычно сначала воздушный, затем водяной), где происходит их конденсация и дальнейшее охлаждение конденсата до температур 30-40оС. Часть холодного конденсата далее подаётся как орошение на верхнюю тарелку, остальное количество отводится как верхний продукт колонны. Уравнение теплового баланса колонны в этом случае будет иметь вид:  ,где QF – тепло, поступающее в колонну с сырьём, кВт; QB – тепло, подводимое в низ колонны, кВт; QD – тепло, отводимое из колонны с дистиллятом, кВт; QW – тепло, отводимое из колонны с остатком, кВт; QХОЛ – тепло, отводимое в конденсаторе-холодильнике, кВт; QПОТ – потери тепла в окружающую среду, кВт.   где F, Fж, Fп – массовый расход сырья, жидкой и паровой фаз сырья, кг/ч; iFж – энтальпия жидкой фазы сырья, кДж/кг; IFп – энтальпия паровой фазы сырья, кДж/кг; е = 0,0572 – массовая доля отгона сырья (см. раздел 7);  ,где D – массовый расход дистиллята, кг/ч; iхол – энтальпия холодного дистиллята при температуре его отвода после конденсатора-холодильника, кДж/кг;  , где W – массовый расход остатка, кг/ч; iW – энтальпия остатка при температуре при температуре его отвода из колонны 253,2ОС, кДж/кг;  ,где Lор - количество холодного орошения, подаваемого в колонну, кг/ч; ID – энтальпия паров дистиллята при температуре верха колонны 118,42оС.   ,где Rопт = 4,45 - оптимальное флегмовое число; iконд – энтальпия жидкого дистиллята при температуре его конденсации, кДж/кг; Qконд – теплота конденсации паров дистиллята. Для светлых нефтепродуктов эту величину можно рассчитать по уравнению Крэга:  , кДж/кг.где Тср.м. – средняя молекулярная температура кипения дистиллята, К; В общем случае средняя молекулярная температура кипения смеси рассчитывается по формуле:  ,где Тi – среднеарифметическая температура кипения узкой фракции в смеси, К: xi` - мольная доля узкой фракции в смеси. В нашем случае средняя молекулярная температура кипения дистиллята: Тср.м. = 316 . 0,3699 + 338 . 0,3344 + 351,5 . 0,2492 + 366,5 . 0,0463 + + 394 . 0,0001 = 334,5 К.  = 332,45 кДж/кг.Примем температуру дистиллята после конденсатора-холодильника и, следовательно, температуру подачи орошения tхол = 35°C. Энтальпии жидких нефтепродуктов при соответствующих температурах рассчитываются по уравнению Крэга:  , кДж/кг.Энтальпии паров нефтепродуктов рассчитываются по уравнению Уэйра и Итона:  , кДж/кг.Например, энтальпия жидкой фазы сырья, поступающего в колонну при 220ОС:  кДж/кг.Результаты расчёта энтальпий потоков:
|
i