Studwood ru рефераты, курсовые, дипломные - файл

скачать (380.1 kb.)



2.7.1 Расчет изобутановой колонны газофракционирующей установки

Изобутановая колонна газофракционирующей установки.


Исходные данные.

Рассчитать изобутановую колонну газофракционирующей установки при следующих исходных данных: производительность колонны по сырью Gc=31000 кг/ч; сырье подается в аппарат в виде кипящей жидкости; температура охлаждающей воды tв=25С.


Таблица 2.12- Состав питания колонны (мольн.доли):

C3H8

изо-C4H10

норм-C4H10

C5H12+

0,005

0,323

0,670

0,002

В дистилляте должно содержаться не менее 99,0%(мольн.) изо-бутана; в остатке его содержание не должно превышать 1%(мольн.).

Обозначения основных материальных потоков изо-бутановой колонны приведено на рис 2.

Подлежащая расчету колонна входит в современную систему фракционирования на газобензиновых заводах.


Давление в колонне и ее температурный режим


Давление ро в емкости орошения определяется по уравнению изотермы жидкой фазы дистиллята:
, (2.4)
где Кi - константа фазового равновесия компонента при температуре to и давлении ро в емкости орошения;

x'Di= y' Di-мольная доля компонента в дистилляте (таблица 2.13).


Таблица 2.14 -Расчет давления в емкости орошения изо-бутановой колонны

Компонент

Кi при to=35 C ро=0,38МПа

x'Di = y' Di

Кi x'

С3Н8

2,80

0,0012

0,00336

изо-С4Н10

0,97

0,9900

0,9603

норм-С4Н10

2,6

0,0083

0,02158

С5Н12+

0,35

0

0



_

0,9995≈1,0000

0,9852≈1,00

Принимаем температура to на 10C выше заданной температуры tВ охлаждающей воды(tВ=25C):


to= tВ+10 (2.5)
to= 25+10 = 35 C

Давление определяется методом подбора. Константы фазового равновесия компонентов находятся по номограмме[14] . Расчет дан в таблице 2.14. Давление в емкости орошения ро=0,38 МПа.

С учетом сопротивлений на участке между колонной и емкостью орошения принимаемое давление наверху колонны на 0,04 МПа превышает давление ро:
р D= ро + 0,04 = 0,38 + 0,04 = 0,42 МПа
С учетом сопротивлений на участке между колонной и емкостью орошения принимаемое давление наверху колонны на 0,1 МПа превышает давление ро:
рR= р D + 0,1 = 0,42 + 0,1 = 0,52 МПа

Давление в секции питания принимается равным среднему значению давлений наверху и внизу колонны:


р f =0,5 (р D+рR) = 0,5 (0,42 + 0,52) = 0,47 МПа
Расчет температуры верха колонны методом последовательного приближения по уравнению изотермы паровой фазы дистиллята:
, (2.6)
Расчет приведен в таблице 2.15.
Таблица 2.15 - Расчет температуры верха изо-бутановой колонны

Компонент

Данные для верха колонны

Кi при t D =64C р D=0,42 МПа

y'Di

y' Di /Ki

С3Н8

2,60

0,0012

0,0005

изо-С4Н10

1,00

0,9900

0,9900

норм-С4Н10

2,20

0,0083

0,0038

С5Н12+

0,0

0,0000

0,0000



_

0,9995≈≈1,0000

0,9943 ≈1,00

Расчет температуры сырья, при его подаче в колонну, определяем по уравнению изотермы жидкой фазы тем же методом:


, (2.7)
Расчет приведен в таблице 2.16.

Таблица 2.16- Расчет температуры сырья изо-бутановой колонны



Компонент

Данные для секции питания

Ki при tf=75C. рf=0,47 МПа

x'fi (см.табл.2.13)

y'fi= Ki x'fi

С3Н8

3,0

0,005

0,015

изо-С4Н10

1,13

0,323

0,364

норм-С4Н10

0,92

0,670

0,616

С5Н12+

0,46

0,002

0,001



_

1,000

0,996≈ ≈1,000

Расчет температуры внизу колонны tR, определяем по уравнению изотермы жидкой фазы для остатка тем же методом:


, (2.8)
Расчет приведен в таблице 2.17.
Таблица 2.17 - Расчет температуры низа изо-бутановой колонны

Компонент

Данные для низа колонны

Кi при tR=80C,

рR =0,52 МПа



x'Ri

y' Ri =Ki x'Ri

С3Н8

0,000

0,0000

0,0000

изо-С4Н10

1,25

0,0048

0,00600

норм-С4Н10

0,99

0,9950

0,98500

С5Н12+

0,65

0,0001

0,00007



_

0,9999≈1,000

0,99107 ≈1,000



Минимальное флегмовое число

Этот показатель работы колонны находится по уравнению Андервуда:



, (2.9)

где б i – коэффициент относительной летучести компонента, определяемый при температуре tf =75C(мало отличающейся от средней температуры в колонне) и давлении рf =0,47 МПа согласно данным XIV [15]; – параметр, определяемый из другого уравнения Андервуда:



, (2.10)

где e'– мольная доля отгона сырья при его подаче в колонну в виде кипящей жидкости(e' = 0).

За эталонный компонент принимается С5Н12+. Расчет параметров и, проводим по методу последовательного приближения.

Таблица 2.18- Расчет параметра и для изо-бутановой колонны.



Компонент

Ki



x' fi


бi x' fi


бi -и

и=2,29




С3Н8

3,0

6,52

0,005

0,0326

4,23

0,0077

изо-С4Н10

1,13

2,46

0,323

0,7946

0,17

4,6741

норм-С4Н10

0,92

2,32

0,670

1,3400

-0,29

-4,6657

С5Н12+

0,46

1,00

0,002

0,0020

-1,29

-0,0015



_

_

1,000

_

_

+0,0146≈0

Параметр и=2,29 соответствует месту, располагающемуся между значениями распределяющихся компонентов и по данным XIV [15].

Подстановка найденного значения параметра и = 2,29 в уравнение (2.9) дает:

12,3

Минимальное паровое число находится по уравнению Андервуда:
, (2.11)

Этот же показатель может быть найден по формуле:


, (2.12)
.

Рабочее флегмовое и паровое число


Коэффициент избытка флегмы находится по уравнению:
, (2.13)

Тогда рабочее флегмовое число будет равно:




rопт = у опт rмин (2.14)

rопт = 12,3 · 1,38 = 16,97

Эта величина близка к кратности орошения аналогичных колонн промышленных установок cогласно [10].

Рабочее паровое число отгонной части находится по формуле:



(2.15)

Количество материальных потоков, проходящих секцию питания


При расчете секции питания необходимо показать какое количество проходящих через неё потоков удовлетворяют уравнению материального баланса для укрепляющей и отгонной части аппарата. Схема потоков жидкости и пара представлена на рис.2.

Рисунок 2- Схема потоков жидкости и пара в секции питания


Рассчитываем количество флегмы, стекающей с нижней укрепляющей тарелки:


gк' = rопт D' (2.16)


gк'= 16,97 · 31,94 = 542,02 кмоль

Рассчитываем количество флегмы, стекающей на верхнюю отгонную тарелку:

gm'=gк'+gс'= gк' + F' (1-e') (2.17)


gm'= 542,02 + 100 (1-0) = 642,02 кмоль

Рассчитываем количество пара, подымающегося с верхней отгонной тарелки:

Vо'= gm'- R' (2.18)


Vо' = 642,02 – 68,06= 573,96 кмоль

Рассчитываем количество пара, поступающего на нижнюю укрепляющую тарелку:

Vm'=Vo'+Vc'= Vo+F'e' (2.19)


Vm'= 573,96+ 100 · 0 = 573,96 кмоль

Проводим проверку правильности расчетов:

gк'= Vm' - D' (2.20)


gк'= 573,96 – 31,94 = 542,02 кмоль.


Число теоретических тарелок колонны и ее частей


Минимальное число теоретических тарелок колонны находятся по уравнению Фенске-Андервуда:
, (2.21)

где x'R2, x'R3 – мольные доли изо-бутана и н-бутана в остатке (табл 2.13);

x'D2, x'D3 – мольные доли изо-бутана и н-бутана в дистилляте (табл 2.13);

Ki-константы фазового равновесия секции питания изо-бутана и н-бутана (таблица 2.16);

Это определение сделано на основе концентраций распределяющихся компонентов – изобутан и нормальный бутан в дистилляте и остатке и их констант фазового равновесия .

Число теоретических тарелок в колонне определяется эмпирическим методом Брауна – Мартина. Для этого подготавливаются необходимые данные:

для укрепляющей части:




, (2.22)

, (2.23)


для отгонной части:


(2.24)

(2.25)



Тогда на основе полученных данных имеем:

Из корреляционного графика Брауна – Мартина находим:

Откуда N= 1,43 Nмин = 1,43 · 49 = 70

Числo теоретических тарелок в укрепляющей и отгонной частях колонны определяются на основе эмпирической формулы Керкбрайда


, (2.26)

где Nr и Ns – число теоретических тарелок в укрепляющей и отгонной частях колонны;

x'f т.к.=x'f3 – мольная доля тяжелого ключевого компонента (нормальный бутан) в сырье (таблица 2.11);

x'f л.к.= x'f2 – мольная доля легкого ключевого компонента (изобутана) в сырье (таблица 2.11);

x' Rл.к.= x' R2- мольная доля легкого ключевого компонента в остатке (таблица 2.11);

x' R т.к = x' R3 – мольная доля тяжелого ключевого компонента в остатке (таблица 2.11).

Подстановка в формулу необходимых данных дает:

Выражаем Nr из формулы (2.26): Nr= 1,059 · NS

Так как из проведенного выше расчета N= Nr + Ns = 70, решение двух последних уравнений дает:

Nr = 36

Ns = 34

Тепловая нагрузка конденсатора - холодильника и количество холодного орошения


Если принять флегмовое число постоянным по высоте укрепляющей части колонны, то тепловую нагрузку конденсатора – холодильника можно найти по уравнению:
Qк =g' (HD-hD) + D' (HD– hо), (2.27)
где g' – количество горячего орошения наверху колонны, равное

g =rоптD'=16,97·178,02=3020,9 кмоль/ч;

HD – энтальпия паров дистиллята при температуре tD=64C и давлении рD=0,42 МПа, кДж/кмоль;

hD, h0 — энтальпии конденсата дистиллята при температурах tD=64 C и tо=35 C,кДж/кмоль.

Числовые значения энтальпий определяются из графика 3.56 справочника [12].

Подстановка необходимых данных в уравнение дает:

Qк = 3020,9 (45300-20100) + 178,02 (45300-19400) =19,32 · 106 кДж/ч =5366 кВт

Определяем количество холодного орошения, подаваемого наверх колонны:


, (2.28)


.

Тепловая нагрузка кипятильника и количество парового орошения внизу отгонной части колонны


Тепловая нагрузка кипятильника определяется из уравнения теплового баланса всей колонны:

F'hf +Qp = Qк + D'hо+R'hR, (2.29)


где F'= 534,94 кмоль/ч – количество сырья;

D'=178,02 кмоль/ч – количество дистиллята (таблица 2.11);

R'=356,229 кмоль/ч – количество остатка (таблица 2.11);

hf –энтальпия сырья (кипящая жидкость) при температуре tf=75C,кДж/кмоль;

hR– энтальпия остатка при температуре tR=80C,кДж/кмоль по рис.XII[15].

Решая уравнение теплового баланса относительно величины Qp и подставляя в него необходимые данные, получим:

Qp= 19,32 · 106 + 178,02 · 19400 + 356,229 · 23700 – 534,94 · 21700 = 19,34 · 106 кДж/ч = 5372 кВт

Количество парового орошения внизу отгонной части определяется по формуле:


(2.30)

где HR – энтальпия паров орошения, поступающих из кипятильника под нижнюю отгонную тарелку, определяется как для бутана, из которого практически состоит этот поток , кДж/кмоль.

Количество парового орошения на 100 киломолей сырья составит:

, что больше количества паров над верхней отгонной тарелкой.

Тепловой баланс колонны приведен в таблице 2.19.


Таблица 2.19- Тепловой баланс изобутановой колонны



Поток тепла

Кол-во теплоносителя, кмоль/ч

Температура, C

Энтальпия, кДж/кмоль

Кол-во тепла, кДж/ч (кВт)

Приход

С сырьем (e'=0)

534,94

75

21700

3,01·106 (836)

из кипятильника







19,34·106 (5372)



534,94





22,35·106 (6208)

Расход

С дистиллятом

178,02

35

19400

1,14·106 (317)

С остатком

356,223

80

23700

1,89·106 (525)

В конденсаторе- холодильнике







19,32·106 (5366)



534,94





22,35·106 (6208)


Диаметр колонны

Диаметр колонны определяется по ее верхнему (над верхней тарелкой) и нижнему (под нижней отгонной тарелкой) сечениям.

Количество паров наверху колонны равно:

VD'=g'о+D', (2.31)

VD'= 687 + 178,02 = 865,02 кмоль/ч

Секундный объем паров составляет:




, (2.32)


Плотность паров при температуре верха колонны равна:




(2.33)


Так как дистиллят содержит 99,0%(мол.) изобутана, то без большой ошибки его конденсат можно принять за изобутан, плотность которого

pж64 =527 кг/м3 [13].

Количество паров внизу колонны составит V'R=790 кмоль/ч.

Секундный объем паров определяем по уравнению:


(2.34)

Плотность паров при температуре низа колонны равна:




(2.35)


Так как пары орошения на 99,5%(мол.) состоят из нормального бутана, их мольная масса принята равной MR=57,99.

Остаток также может быть принят за нормальный бутан, тогда его плотность при температуре tR=78C будет равна pж78=546 кг/м3 [13].

Принимая для проектирования колонны тарелки (клапанные), определим допустимую скорость паров в полном (свободном) сечении колонны по формуле:




(2.36)
Пропускная способность клапанных тарелок на 12-50% выше пропускной способности колпачковых тарелок (с круглыми колпачками).

Примем увеличение пропускной способности клапанных тарелок по отношению к колпачковым равным 40%.

Тогда скорость газов по уравнению Саудерса и Брауна определиться уравнением:



Определяем линейную скорость паров по уравнению:




(2.37)


Тогда внутренний диаметр колонны будет равен:




(2.38)



(2.39)


Определяем диаметр колонны по уравнению 2.38:

Сравним полученный диаметр колонны с результатом полученным по уравнению [с.174, 9].




(2.40)


Результаты практически одинаковы.

Согласно [с.197, 8] выбираем диаметр колонны: DK = 2400 мм. Тогда скорость пара в колонне будет:


(2.41)

0,2<0,2344<0,25

Согласно приложению 5.2 [8] принимаем клапанную тарелку D = 2400 мм, двухпоточную. Свободное сечение тарелки – 4,52 м2. Рабочее сечение тарелки – 2,93 м2. Количество клапанов на тарелке – 520 шт. Диаметр отверстий клапанов – d0 = 40 мм.

Определим геометрические размеры тарелок и переливных устройств в плане. Тарелки двух типов с центральным сливом и двумя боковыми.

Периметр слива тарелки с двумя сливными карманами равен

П = 3,3 м

Периметр одного кармана:

3,3 ч2 = 1,65 м

Определим площадь кармана являющегося сегментом окружности Ш = 2400 и хорда, которого равна 1,65 м. Находим, что площадь сегмента равна 0,37 м2 и высота сегмента 0,33 м. Вид тарелки приведен на графическом листе.

Определим площадь центрального кармана для слива жидкости:


SK = 2SБ + SЦ + Sраб (2.42)

4,52 = 2· 0,37 + SЦ + 2,93 , отсюда SЦ = 0,84 м2

Площадь центрального кармана равна 0,84 м2

Отсюда находим периметр слива и ширину кармана, как круговые сегменты.

Ширина кармана равна 0,36 м, периметр слива с одной стороны 2,37 м.

Свободное сечение тарелки определили как общую площадь клапанов:

Площадь клапанов составляет % от сечения колонны.

Скорость пара в отверстиях тарелки:


(2.43)


Скорость пара в отверстиях тарелки должна быть больше Wmin скорости пара в рабочем сечении тарелки при вступлении в беспровальный режим работы согласно [11]:




(2.44)


W0n>W0min 2,636>1,07645 м/с соответствует условию.



Определение числа тарелок и высоты колонны.


Число тарелок рассчитываем по уравнению:
n = nт/з (2.45)

Для определения среднего КПД тарелок з находим коэффициент летучести разделяемых компонентов б = Рi / Pн и динамический коэффициент вязкости исходной смеси м при средней температуре в колонне, равной 72 оC.


б = Рi / Pн (2.46)

При этой температуре давление насыщенного пара изобутана

Р = 9348,1мм.рт.ст.

Откуда б = 9348,1 / 7035,2 = 1,328761

Динамический коэффициент вязкости при t = -20˚C для нормального бутана равен , изобутана рис.II-22 [14] .

Средний коэффициент вязкости равен

Для определения вязкости веществ при t = 72˚C воспользуемся уравнением


, (2.47)

(2.48)


где ma = 4 – количество атомов углерода;

mc = 10 – количество атомов водорода;

Iа и Ic принимаем согласно таблицы 6.3 [15], Iа = 50,2 Ic = 2,7

Тогда К = 4*50,2 + 10*2,7 = 227,8

Следовательно:

По рис.III-43 [14] находим

Длина пути жидкости на тарелке:


l = D-26, (2.49)


l = 2,4/2-0,33-0,18 = 0,69 м

По рис.III-44 [14] находим значение поправки на длину пути ∆=0.

Средний к.п.д. тарелок по уравнению:




, (2.50)


Сравним с к.п.д. расчетным по уравнению 5.53 [8]:




(2.51)


по уравнению 5.54 [8]:


(2.52)

К.П.Д. найденное по графику рис.III-43 [14] при


равно


К.П.Д. по графику рис.III-52 [14]

Для дальнейших расчетов принимаем наименьший к.п.д.

Сравнивая полученный результат с данными типовых, стандартных тарелок К.П.Д. которых равен можно сказать, что ректификационная колонна работает в оптимальном режиме.

Число тарелок в верхней части колонны:

в укрепляющей части





в отгонной части





Общее число тарелок в аппарате 116 шт. Принимаем число тарелок с запасом 120шт [8].

Высота тарельчатой части колонны:

HТ = (n-1) hт (2.53)


HТ = (120-1) 0,6 = 71,4м

Общее гидравлическое сопротивление тарелок:


(2.54)


Межтарельчатый унос жидкости найдем по формуле [с.176,9]:


(2.55)

Оптимальный межтарельчатый унос жидкости определим по формуле:




(2.56)


Величина межтарельчатого уноса немного меньше оптимального.


Конструирование ректификационной колонны.


Высота тарельчатой части колонны равна HТ =71,4м.

Расстояние от нижней тарелки до днища принимается с таким учетом, чтобы количество жидкости в кубе колонны обеспечило работу в течении 10 минут приемных насосов для исключения «сброса» в случае прекращения подачи сырья.

Gw=12151,68 кг/ч = 24,8 м3/ч = 4,13 м3/мин





Над жидкостью должно быть пространство до нижней тарелки для лучшего распределения пара по сечению колонны.

Принимаем расстояние от нижней тарелки до шва соединяющего объячейку с элиптическим днищем 3000мм.

Высота полуэллипса с отбортовкой 800мм.

Высота опорной объячейки равна 6000мм, для свободного прохода под обвязкой колонны.

Расстояние от верхней тарелки до свода колонны принимаем 2400мм для лучего распределения пара и орошения под верхней тарелкой.

Опорную объячейку принимаем одинакового сечения с колонной.

Для расчетов штуцеров необходимых для обвязки колонны определимся с линейными скоростями паров и жидкостей в трубах согласно [с.177,9].

Скорость жидкости принимаем 1,2м/с.

Скорость паров принимаем 10м/с.

Диаметр штуцера определим согласно приложению 5.2 [8].

Штуцер ввода питания в колонну-200мм

Штуцер вывода паров с верха колонны-400мм

Штуцер ввода орошения в колонну-175мм

Штуцер вывода кубового остатка-175мм

Штуцер вывода кубового остатка для нагрева в кипятильнике-500мм

Штуцер ввода пара в кипятильник-600мм

Питание колонны обычно подают в 2-3 точках по высоте колонны для лучшего распределения жидкости. Питание подаем на 50,60,70 тарелки. Питание подается непосредственно в карманы.

Орошение в колонну подаем на 120 тарелку разделяя поток на две части разделительным коллектором.

Пар из кипятильника подаем под нижнюю тарелку через маточник.

Внизу колонны установим сетку для предотвращения попадания в трубопроводы посторонних предметов.

Крепление тарелок к корпусу колонны производим с помощью струсбцин крепящихся к опорным столикам.

Крепление секций между собой с помощью пружинных уголков, болтов и гаек.

Выбор металла для изготовления колонны основывается на климатических условиях работы, физико-химических свойств веществ участвующих в процессе, внешних нагрузок, параметров процесса.

Для изготовления корпуса колонны и контактных устройств, трубопровод выбираем легированную сталь марганцовистую 09Г2С 10Г2, согласно табл.6.1 [8].

Чертеж общего вида изобутановой ректификационной колонны диаметром 2400 м приведен на графическом листе 3.


Расчет кубового остатка (испарителя)


Расчет испарителя заключается в подборе типового кожухотрубного теплообменника по необходимой поверхности теплообмена с учетом потерь при теплопередаче.

Нагрев, испарения нормального бутана производим с помощью водяного пара.

Давление водяного пара Р=5,5кг/см2

Температура водяного пара при этом давлении согласно таблицы 13.8 [17] равна t=155 С и удельная теплота парообразования r=2105 Дж/кг

Найдем расход водяного пара:


(2.57)


Средний температурный напор:

800С 820С

1550С 1550С

Средняя температура водяного пара Тср=1550С

Средняя температура нормального бутана

По трубному пространству теплообменника пропускаем н-С4H10 с массовой скоростью W=41,26 г/м3с.

Тогда необходимое сечение труб:



(2.58)


Диаметр труб в теплообменниках лежат в пределах обычно 20-25 мм.

Принимаем трубы 25х25 мм и определяем количество труб в пучке:


(2.59)


К дальнейшим расчетам принимаем одноходовый кожухотрубный теплообменник с линзовым компенсатором в корпусе.

Коэффициент К принимаем исходя из экстремальных данных, в нашем случае теплообменник проходитмежду водяным паром и сжиженным газом. Согласно табл. 4.8 [15] принимаем К=300 кВт/м2К.

Необходимая площадь теплообменника:

(2.60)

Необходимая длина трубного пространства:


(2.61)


По таблице 4.11 [15] выбираем типовой испаритель ИК с трубками 25х2мм по ГОСТ 15119-79.



Диаметром 1400 мм, числом труб в пучке 1549 шт. одноходовый, с длиной труб 4 м.



2.7.1 Расчет изобутановой колонны газофракционирующей установки
Учебный материал
© nashaucheba.ru
При копировании укажите ссылку.
обратиться к администрации