Главная страница
Навигация по странице:

  • 2.8 Место ввода сырья в колонну. Рабочее число тарелок

  • 2.9 Внутренние материальные потоки

  • 2.9.2 Нижняя часть колонны

  • 2.10 Тепловой баланс колонны

    		•

    Курсовая работа по технологии переработки нефти. Аминев - курсовая по колонне. Технологический расчёт ректификационной колонны для отбензинивания нефти мощностью 4,1 млн т в год


    Скачать 1.36 Mb.
    НазваниеТехнологический расчёт ректификационной колонны для отбензинивания нефти мощностью 4,1 млн т в год
    АнкорКурсовая работа по технологии переработки нефти
    Дата22.09.2022
    Размер1.36 Mb.
    Формат файлаdocx
    Имя файлаАминев - курсовая по колонне.docx
    ТипПояснительная записка
    #690303
    страница5 из 7
    1   2   3   4   5   6   7

    Оптимальное флегмовое число. Оптимальное число

    теоретических тарелок
    Произведем два расчета оптимального числа теоретических тарелок.

    Графический способ Джилленда.

    Задаемся предварительно коэффициентом избытка флегмы = 1,1-3,1 с шагом 0,2. При каждом рассчитываем:

    1. Флегмовое число:


    . (2.33)

    ,


    1. Параметр :

    . (2.34)

    ,
    3) Параметр :

    , (2.35)

    ,


    1. Число теоретических тарелок :


    . (2.36)

    ,


    1. Величину :



    Рисунок 2.1 – График определения оптимального флегмового числа

    Строим график = . Минимуму на полученной кривой соответствует оптимальному флегмовому числу: =1,8.

    При данном значении определяем оптимальное число теоретических тарелок: = 8,92. Результаты расчетов приведены в таблице 2.10.

    Аналитический способ расчета (по приближенным уравнениям):
    ,

    .
    Таким образом, оба способа дают довольно близкие результаты. Принимаем к дальнейшим расчетам результаты более точного графического способа.

    Таблица 2.10 – Расчет параметров и













    1,1
    1,18
    0,05
    0,61
    13,96
    30,40

    1,3
    1,39
    0,13
    0,52
    11,17
    26,72

    1,5
    1,61
    0,21
    0,46
    9,74
    25,37

    1,7
    1,82
    0,27
    0,41
    8,85
    24,96

    1,9
    2,03
    0,32
    0,37
    8,24
    25,02

    2,1
    2,25
    0,36
    0,34
    7,80
    25,35

    2,3
    2,46
    0,40
    0,31
    7,47
    25,86

    2,5
    2,68
    0,44
    0,29
    7,20
    26,48

    2,7
    2,89
    0,47
    0,27
    6,99
    27,19

    2,9
    3,11
    0,50
    0,25
    6,81
    27,95

    3,1
    3,32
    0,52
    0,24
    6,66
    28,76


    2.8 Место ввода сырья в колонну. Рабочее число тарелок
    Определяем минимальное число теоретических тарелок в концентрационной части колонны ( ). Расчет ведем по ключевым компонентам, в нашем случае это четвертый и пятый:
    , (2.37)
    где и - коэффициенты относительной летучести компонентов при температуре ввода сырья (таблица 2.9).
    .
    Оптимальное число теоретических тарелок в верхней части колонны определяем из соотношения:
    , (2.38)

    ,

    .
    Рабочее число тарелок в колонне:
    , (2.39)
    где - КПД тарелки, примем = 0,75. Тогда:

    Рабочее число тарелок в верхней, концентрационной части колонны:
    , (2.40)
    ≈ 7
    Рабочее число тарелок в нижней отгонной части колонны:
    . (2.41)
    Таким образом, в колонне должно быть 12 тарелок, нефть необходимо вводить в колонну между 5 и 6 тарелкой, считая снизу.
    2.9 Внутренние материальные потоки
    2.9.1 Верхняя часть колонны
    Количество флегмы, стекающей с тарелок верхней части колонны:
    , (2.42)

    кг/ч.
    Количество паров, поднимающихся с тарелок верхней части колонны:
    , (2.43)

    кг/ч.
    Объем паров при температуре и давлении верха колонны (м3/с):
    , (2.44)
    где - температура верха колонны, 383К, =273 К, -давление наверху колонны, 4ат, =1ат, - средний молекулярный вес дистиллята, 79,36.
    м3/с = 12659,95 м3/ч.
    Плотность паров:
    , (2.45)

    кг/ м3 .
    Относительная плотность флегмы при температуре верха колонны:
    ,

    ,

    .
    Абсолютная плотность флегмы: кг/ м3.

    Объёмный расход флегмы, стекающей с тарелок в верхней части колонны:
    , (2.46)

    м3/ч.

    2.9.2 Нижняя часть колонны
    Количество флегмы, стекающей с тарелок нижней части колонны:
    , (2.47)

    кг/ч.
    где e =0,0693 – массовая доля отгона сырья на входе в колонну.

    Количество паров, поднимающихся с тарелок нижней части колонны:
    , (2.48)

    кг/ч.
    Объем паров при температуре и давлении низа колонны (м3/с):
    , (2.49)
    где - температура низа колонны, 278,2С =551,2 К, =273 К, -давление в нижней части колонны, 5 ат, =1ат, - средний молекулярный вес остатка, 242,20.
    м3/с = 3653,51 м3/ч.
    Плотность паров:
    , (2.50)
    кг/ м3
    Относительная плотность флегмы при температуре низа колонны:
    ,

    ,

    .
    Абсолютная плотность флегмы: кг/ м3

    Объёмный расход флегмы, стекающей с тарелок в верхней части колонны:
    м3/ч. (2.51)
    2.10 Тепловой баланс колонны
    Примем способ отвода тепла в колонне холодным остроиспаряющимся орошением. Пары с верха колонны при этом поступают в конденсатор-холодильник (обычно сначала воздушный, затем водяной), где происходит их конденсация и дальнейшее охлаждение жидкого дистиллята до температур 30-40ºС. Часть холодного дистиллята далее подается как орошение на верхнюю тарелку, остальное количество отводится как верхний продукт колонны.

    Уравнение материального баланса в этом случае будет иметь вид:
    , (2.52)
    QF - тепло, поступающее в колонну с сырьем, QB – тепло, подводимое в низ колонны, QD – тепло, отводимое из колонны с дистиллятом, QW – тепло, отводимое из колонны с остатком, Qконд – тепло, отводимое в конденсаторе-холодильнике, Qпотерь - потери тепла в окружающую среду.

    Целью расчета теплового баланса является определение количества тепла, которое необходимо подвести в низ колонны:
    , (2.53)

    , (2.54)

    , (2.55)
    где F, Fж и Fn – массовый расход сырья, жидкой и паровой фаз сырья соответственно, кг/ч, - энтальпия жидкой фазы сырья, кДж/кг, - энтальпия паровой фазы сырья, кДж/кг, =0,0693 массовая доля отгона сырья.
    , (2.56)
    где D – массовый расход дистиллята, кг/ч, iD – энтальпия жидкого дистиллята после охлаждения в конденсаторе-холодильнике, кДж/кг.
    , (2.57)
    где W – массовый расход остатка, кг/ч, iW – энтальпия жидкого остатка при температуре низа колонны, кДж/кг.
    , (2.58)
    где Lор – количество холодного орошения, подаваемого на верхнюю тарелку, кг/ч, ID – энтальпия паров дистиллята при температуре верха колонны, кДж/кг.
    , (2.59)
    где Rопт – оптимальное флегмовое число, iконд – энтальпия жидкого дистиллята при температуре конденсации, кДж/кг, Qконд – теплота конденсации паров дистиллята. Для светлых нефтепродуктов её можно рассчитать по уравнению Крэга:
    , (2.60)
    где - относительная плотность дистиллята, Тср.мол. – средняя молекулярная температура кипения дистиллята, К.

    Средняя молекулярная температура кипения смеси рассчитывается по формуле:
    , (2.61)
    где Ti – средняя арифметическая температура кипения узкой фракции в смеси, К, - мольная доля узкой фракции в дистилляте.

    В нашем случае средняя молекулярная температура кипения дистиллята:


    кДж/кг.
    Примем температуру холодного дистиллята после конденсатора-холодильника и, следовательно, температуру подачи орошения: tхол = 35ºС

    Энтальпию жидких нефтепродуктов при температуре Т можно рассчи-

    тать по уравнению Крега в зависимости от относительной плотности:
    , кДж/кг.
    Энтальпию паров нефтепродуктов при температуре Т можно рассчитать по уравнению Уэйра и Итона:
    кДж/кг.
    Для расчета энтальпии газовой и жидкой фазы сырья необходимо определить относительную плотность этих фаз. Мольный состав этих фаз был рассчитан ранее. Определим массовые доли компонентов (таблица 2.11)

    Таблица 2.11 – Состав жидкой и паровой фаз

    Компонент




    Жидкая фаза
    Паровая фаза

    мольная доля

    Массовая доляx

    мольная доля

    массовая доля

    газ
    0,5453
    51
    0,008
    0,002
    0,116
    0,060

    28-56
    0,6500
    80,55
    0,029
    0,010
    0,185
    0,152

    56-78
    0,7067
    86,48
    0,036
    0,014
    0,159
    0,140

    78-105
    0,7226
    97,87
    0,074
    0,032
    0,216
    0,215

    105-132
    0,7438
    111,57
    0,077
    0,038
    0,141
    0,160

    132-162
    0,7680
    127,43
    0,091
    0,051
    0,097
    0,125

    162-230
    0,8076
    158,34
    0,191
    0,134
    0,073
    0,118

    230-312
    0,8410
    219,27
    0,190
    0,184
    0,012
    0,027

    312-404
    0,8823
    304,57
    0,145
    0,194
    0,001
    0,002

    404-К.К.
    0,9432
    483,01
    0,160
    0,341
    0,000
    0,000

    Итого
    **
    **
    1,000
    1,000
    1,000
    1,000

    Плотность жидкой фазы сырья:


    Плотность паровой фазы:


    Энтальпия жидкой фазы сырья при = 493 К:
    кДж/кг.
    Энтальпия паровой фазы сырья при = 493 К:
    кДж/кг.
    Энтальпия паров дистиллята при температуре верха колонны = 383К:
    кДж/кг.
    Энтальпия холодного орошения при :
    кДж/кг.
    Энтальпия жидкого остатка при Тниза=533,8 К:
    кДж/кг.
    Количество холодного орошения:
    кг/ч.
    Массовый расход паровой фазы сырья:
    = 502450,98∙0,0693 = 34816,19 кг/ч.
    Тепловой поток с восходящей паровой фазой сырья:
    , (2.62)

    кДж/ч = 7784,42 кВт.
    Массовый расход жидкой фазы сырья:
    , (2.63)

    кг/ч.
    Тепловой поток с восходящей жидкой фазой сырья:
    , (2.64)

    кДж/ч = 63781,20 кВт.
    Тепловой поток с уходящим дистиллятом:
    , (2.65)

    кДж/ч = 976,59 кВт.
    Тепловой поток с уходящим остатком:

    , (2.66)

    кДж/ч = 81825,41 кВт.
    Тепловой поток. отводимый в конденсаторе-холодильнике:
    , (2.67)

    кДж/ч = 15008,68 кВт.
    Примем потери тепла в колонне 5% от суммарного расхода тепла:
    кВт.
    Тепло, которое необходимо подвести в низ колонны:
    , (2.68)

    кВт.
    Таблица 2.12 – Тепловой баланс колонны

    Поток
    Температура ºС
    Энтальпия, кДж/кг
    Массовый расход, кг/ч
    Тепловой поток, кВт

    Приход

    С сырьём:

    Паровая фаза
    220
    804,91
    34816,19
    7784,42

    Жидкая фаза
    220
    491,01
    467634,79
    63781,20

    В низ колонны



     
     
    31392,99

    Итого



     
     
    102958,61

    Расход

    С дистиллятом
    35
    74,23
    47364,45
    976,59

    С остатком
    260,8
    647,32
    455061,86
    81825,41

    В конденсаторе
     
     
     
    15008,68

    Потери
     
     
     
    5147,93

    Итого
     
     
     
    102958,61

    1   2   3   4   5   6   7

    написать администратору сайта