Курс_Модел2_2 (1). Методические указания к выполнению курсовой работы дисциплины моделирование технологических процессов и основы оптимизации для студентов, обучающихся по направлению

• Название: Методические указания к выполнению курсовой работы дисциплины моделирование технологических процессов и основы оптимизации для студентов, обучающихся по направлению
• Дата: 14.03.2023
• Размер: 3.02 Mb.
• Имя файла: Курс_Модел2_2 (1).doc
• Тип: Методические указания; #989147
• страница: 4 из 9

Регулирование состава очищенного газа на выходе абсорбционной установки.
Отклонения качественных характеристик очищенного газа от требуемых значений возможны в результате наличия возмущений на входе установки (состав, расход, теплофизические свойства исходной газовой смеси и абсорбента), а также отклонений (температура и давление в аппарате). В этой связи целесообразно применение системы регулирования степени извлечения изменением расхода абсорбента и его температуры.

Для поддержания температуры абсорбента его подают в холодильный аппарат, в котором он охлаждается в результате переноса тепла через поверхность стенок холодному теплоносителю (хладагенту). Необходимое количество хладагента G определяется путем расчета тепловой нагрузки на холодильник:


где Q – тепловая нагрузка на холодильник (кВт); c^а, c^х – массовые теплоемкости абсорбента и хладагента при средней температуре (кДж/(кг·К)); t_ж, t_ж.н.–начальнаятемпература (на входе холодильника) и конечная температура (на входе абсорбера) абсорбента; t_х.к, t_х.н. –конечнаяи начальная температуры хладагента.


Рис. 2.3. Структура системы управления абсорбционной установкой
Использование аналитических зависимостей для определения управляющих параметров (расход хладагента) может быть реализовано в системе управления, принципиальная структура которой приведена на рис. 2.3.


Варианты заданий 2а – 2к
Тема курсовой работы: моделирование системы управления процессом абсорбции на основе анализа статических режимов работы установки.

Задание:

– для процесса абсорбции паров н-гексана из смеси с метаном парафинистым поглотительным маслом определить зависимость степени извлечения гексана от значений управляющих параметров процесса (расход абсорбента, расход хладагента в теплообменник для охлаждения абсорбента);

– определить оптимальный технологический режим работы установки, обеспечивающий максимальную степень извлечения гексана, построить профили концентрации и температуры по высоте абсорбционной колонны;

– зависимость степени извлечения от значений управляющих параметров представить в табличном и графическом виде;

– разработать презентацию курсовой работы и подготовить доклад к защите.

Исходные данные и допущения:

1) параметры исходной газовой смеси (гексан – метан): концентрация гексанаy_н, расход V_н, температура t_г.н.,теплота испарения гексанаr_р^m, мольная теплоемкость газообразного метана c_m^и, мольная теплоемкость жидкого гексанаc_m^p;

2) параметры абсорбента (поглотительное масло): концентрация гексанаx_н, расход L_н^mn÷L_н^max,начальная температура t_ж, требуемая температура на входе абсорбера t_ж.н^min ÷ t_ж.н^mах, мольная теплоемкость c_m^а, молярная масса M_к^а;

3) пренебречь зависимостью теплоемкости и теплоты испарения компонентов от температуры (в расчетах использоватьзначения этих параметров при температуре 30 ^оС);

4) количество тарелок в абсорбере N;

5) кпд тарелки η (табл. 2.1);

6) зависимость концентрации распределяемого компонента в газовой фазе, равновесной с жидкостью, от температуры жидкости t_j (^оС) и концентрации x_j на j-ой ступени:


Таблица 2.1

Параметр	Вариант 2а	Вариант 2б	Вариант 2в	Вариант 2г	Вариант 2д
yн, % мол.	18	22	23	25	30
Vн, кмоль/с	0.1	0.13	0.12	0.13	0.13
tг.н., 0С	25	25	23	23	23
хн, % мол	1	1	1	1	1
Lнmin, кмоль/с	0.09	0.08	0.09	0.10	0.11
Lнmax, кмоль/с	0.20	0.25	0.30	0.50	0.90
tж, 0С	40	40	50	40	50
tж.нmin., 0С	20	20	18	18	18
tж.нmах., 0С	30	30	30	32	35
N	10	13	15	16	20
η	0.35	0.32	0.32	0.31	0.35
cmа, кДж/(кмоль*К)	300	300	300	300	300
cmи, кДж/(кмоль*К)	35.9	35.9	35.9	35.9	35.9
cmp, кДж/(кмоль*К)	196	196	196	196	196
rрm, кДж/кмоль	31200	31200	31200	31200	31200
Mка, кг/кмоль	200	200	200	200	200
Параметр	Вариант 2е	Вариант 2ж	Вариант 2з	Вариант 2и	Вариант 2к
yн, % мол.	19	24	25	23	32
Vн, кмоль/с	0.12	0.11	0.12	0.15	0.12
tг.н., 0С	24	25	25	23	25
хн, % мол	1	1	1	1	1
Lнmin, кмоль/с	0.09	0.08	0.09	0.09	0.12
Lнmax, кмоль/с	0.21	0.26	0.35	0.45	0.80
tж, 0С	50	40	40	50	40
tж.нmin., 0С	20	18	20	16	20
tж.нmах., 0С	30	30	32	35	34
N	10	13	17	16	21
η	0.35	0.34	0.32	0.31	0.32
cmа, кДж/(кмоль*К)	300	300	300	300	300
cmи, кДж/(кмоль*К)	35.9	35.9	35.9	35.9	35.9
cmp, кДж/(кмоль*К)	196	196	196	196	196
rрm, кДж/кмоль	31200	31200	31200	31200	31200
Mка, кг/кмоль	200	200	200	200	200

III. МОДЕЛИРОВАНИЕ СИСТЕМЫ УПРАВЛЕНИЯ ПРОЦЕССОМ РЕКТИФИКАЦИИ
План выполнения работы
1. Изучение процесса ректификации:

– основные определения и закономерности;

– математическая модель;

– алгоритм расчета статической модели.

2. Постановка задачи моделирования в соответствии с заданием на курсовую работу.

3. Разработка моделирующей программы:

– алгоритм процедуры расчета установки в области изменения состава [F^x_min,F^x_max] и расхода [F_min,F_max] исходной смеси;

– код моделирующей программы.

4. Анализ и представление результатов моделирования.

5. Анализ процесса ректификации с точки зрения задач управления.

6.Разработка презентации курсовой работы (не более 8 слайдов, в т.ч. постановка задачи, математическая модель процесса, алгоритмы расчета, результаты моделирования и др.).

7. Подготовка доклада к защите (длительность доклада не более 3-4 мин.).
Рекомендуемая литература: [1, 5 – 8, 10, 11].
Краткое описание процесса
Ректификация – процесс разделения жидких и паро-жидкостных смесей путем многократного частичного испарения жидкости и конденсации паров. Процесс осуществляется путем контакта потоков пара и жидкости, имеющих различную температуру, и проводится обычно в колонных аппаратах (рис. 3.1).

Рис. 3.1. Принципиальная технологическая схема ректификационнойустановки: 1 – кипятильник, 2 – ректификационная колонна, 3 – дефлегматор, 4 – флегмовая емкость
При каждом контакте из жидкости испаряется преимущественнолегколетучий, или низкокипящий, компонент (НК), которым обогащаются пары, а из паров конденсируется преимущественно труднолетучий, или высококипящий, компонент (ВК), переходящий в жидкость. Такой двусторонний обмен компонентами, повторяемый многократно, позволяет получить, в конечном счете, пары, представляющие собой почти чистый НК. Эти пары после конденсации в отдельном аппарате даютдистиллят (ректификат) ифлегму – жидкость, возвращаемую для орошения колонны и взаимодействия с поднимающимися парами. Пары получают путем частичного испарения снизу колонны остатка, являющего почти чистым ВК [1, 8].

Процесс ректификации широко применяется в различных областях химической, нефтехимической и пищевой промышленности для выделения компонентов в чистом виде.

Процесс ректификации может осуществляться в аппаратах с непрерывным контактом фаз (насадочных колоннах) либо в аппаратах со ступенчатым контактом фаз (тарельчатые колонны).

При рассмотрении непрерывной ректификации будем пренебрегать разделяющим действием кипятильника и дефлегматора, т.е. кипятильник и дефлегматор будем считать аппаратами соответственно полного испарения и полной конденсации. Расчет ректификационной установки заданной конструкции при известных характеристиках исходного сырья проводится с целью определения расходов флегмы и дистиллята, а также тепловой нагрузки на теплообменное оборудование.
Математическое описание процесса ректификации
Процесс массообмена протекает на каждой тарелке вследствие разности рабочих и равновесных концентраций НК в паре и в жидкости. По мере движения к кубу колонны жидкость обедняется (исчерпывается), а пар при движении вверх обогащается (укрепляется) НК. При построении математической модели примем следующие допущения:

– исходная бинарная смесь и флегма подаются в колонну в виде жидкости при температуре кипения;

– расход пара по высоте колонны постоянный:
V_i= V, (i = 0,1,..., N);
– расход жидкости по высоте укрепляющей секции колонны постоянный:
L_i= L, (i=f +1,f+2,...,N);
– расход жидкости по высоте исчерпывающей секции колонны постоянный:
L_i=F+L, (i =1,2,...,f);
– в паровой фазе в зоне массообмена принимается полное вытеснение, а в жидкой фазе – полное перемешивание.

При принятых допущениях уравнения материального баланса для исчерпывающей части колонны, расположенной, ниже тарелки питания (1
(L+F)x₁− Vy₀ − Wx₀ = 0 (куб колонны); (3.1)
(L+F)(x_i+1−x_i)+V(y_i−1−y_i)=0, i =1,2,...,f−1. (3.2)
Длятарелкипитания:

Fx_F+ Lx_f+1–(L+F)x_f +V (y_{f– 1} − y_f)= 0, i = f. (3.3)
Для укрепляющей части (f < i ≤ N):
L(x_i+1 − x_i)+V(y_{i −1} − y_i) = 0, i = f+1,f+2,...,N; (3.4)
Vy_N – (L + D)x_N+1= 0 (дефлегматор). (3.5)
В выражениях (3.1) – (3.5): F – количество исходной смеси, D – отбор дистиллята, W – отбор кубового продукта, V – количество пара, уходящего с тарелки (паровой поток в колонне), L – количество жидкости, стекающей с тарелки, кмоль/ч; x_F – концентрация НК в питании (исходной смеси), x₀, x_N+1 – концентрации НК в кубовом продукте и дистилляте, x_i – концентрация НК в жидкости, стекающей с i-ой тарелки, y_i – концентрация НК в паре уходящего с i-ой тарелки, мол.доли (рис. 3.1).

Принятые допущения позволяют свести процесс массообмена на тарелке к схеме Мерфри [10], т.е. к массообмену при движении некоторого объема паровой фазы через слой жидкости одинаковой концентрации. В этом случае имеем соотношение:


где η_i – локальный кпд тарелки, или КПД Мерфри;y_i^∗ – концентрация НК в паре, равновесном с жидкостью состава x_i, покидающей тарелку, мол.доли.

Из уравнений (3.6) выразим y_i:
y_i=y_i–1+η(y_i–y_i–1), (3.7)
где η – средний кпд колонны.

Расчет равновесных составов паровой и жидкой фаз осуществляется по уравнению


где α_i – коэффициент относительной летучести разделяемой cмеси на i-ой тарелке (в расчетах примем α = const ).

Записывая приведенные выше уравнения последовательно для тарелок i= 1,2,..., N с учетом равенств:

для куба

y₀=x₀, (3.9)
для конденсатора

y_N = x_N+1, (3.10)
и используя уравнения общего материального баланса колонны
F=D+ W, (3.11)
L = RD= V – D, (3.12)
Fx_F = Dx_N+1 + Wx₀, (3.13)
получим математическое описание стационарного режима работы ректификационной колонны. В выражении (3.12) R – флегмовое число, характеризующее отношение расхода флегмы к расходу дистиллята.

Решением системы уравнений (3.1) – (3.13) являются величины x_i и y_i (i=0,1,..., N +1), т.е. значения концентраций НК на тарелках и в продуктах разделения.