Указания к выполнению курсовой работы по дисциплине

Министерство образования и науки Российской Федерации
Федеральное агентство по образованию
Государственное образовательное учреждение высшего
профессионального образования
«Уфимский государственный нефтяной технический университет»
Кафедра «Машины и аппараты химических производств»
УЧЕБНО-МЕТОДИЧЕСКИЕ УКАЗАНИЯ
по выполнению курсовой работы
по дисциплине
«Процессы и аппараты нефтегазопереработки и нефтехимии»
2009
Настоящие методические указания к курсовому проекту по
курсу " Процессы и аппараты химической технологии " рекомендуются для студентов, обучающихся по специальности МЗ, МА, МК.
В методических указаниях приводится алгоритм расчета колонны для ректификации идеальных бинарных смесей, а также рассматривается расчет высоты колонны, штуцеров, конденсаторахолодильника и кипятильника.
Составители: Хафизов Ф. Ш., д. т. н.
Фасхутдинов Р. Р., вед. инж.
Ибрагимова Р.Р., к.т.н.
Рецензент
Фасхутдинов Р.А., доцент, к.т.н.
(с) Уфимский государственный нефтяной технический университет, 2009
СОДЕРЖАНИЕ
Введение
стр
2
1 Исходные данные для проектирования
4
2 Последовательность расчета
2.1 Материальный баланс ректификационной колонны
2.2. Построение кривых изобар пара и жидкости
5
5
2.3. Построение X-Y диаграммы ( кривой равновесия
фаз )
2.4. Расчет однократного испарения ( ОИ )
2.5. Определение минимального парового числа
2.6. Расчет числа теоретических тарелок графическим
методом
2.7. Расчет числа реальных тарелок
2.8 Расчет колонны на ЭВМ
2.9 Расчет высоты колонны
2.10 Расчет диаметра ректификационной колонны
2.11 Расчет штуцера шлемовой колонны
2.12 Расчет конденсатора-холодильника
2.13 Расчет кипятильника
3 Пример решения
4 Перечень вариантов
Рекомендации по оформлению выводов по работе
Список использованной литературы
7
8
8
9
10
11
11
12
12
13
14
15
16
24
28
28
2
ВВЕДЕНИЕ
НАЗНАЧЕНИЕ РАСЧЕТА ПРОЦЕССОВ И АППАРАТОВ И
ЕГО СОДЕРЖАНИЕ
Расчет аппарата выполняется с целью обоснования его размеров, выбора оптимального режима работы, определения расходов
(топливо, водяной пар, вода, электроэнергия, реагенты, катализаторы и пр.), выбора конструкции аппарата в целом и его отдельных узлов, а также их материального оформления.
Основными являются следующие три типа расчетов, выполняемых для процессов и аппаратов: технологический, гидравлический и механический.
Технологический расчет. При его проведении обосновываются рабочие параметры процесса (давление, температура и т.п.),
определяются материальные и энергетические потоки и уточняются расходные нормы.
Гидравлический расчет. При его проведении определяются
размеры рабочих сечений аппарата и перепады давления, обеспечивающие работу при полученных в технологическом расчете материальных и энергетических потоках рабочих сред.
Механический расчет. При его проведении обосновываются
выбор материалов, конструкции элементов аппарата, толщины
стенок и т.п., обеспечивающие безопасную, надежную и длительную эксплуатацию аппарата.
Расчет процессов и аппаратов является одним из основных
факторов, обеспечивающих выбор экономически целесообразных
и технически оправданных условий работы оборудования.
При использовании стандартизованной аппаратуры проводится проверочный расчет, задачей которого является обоснование
производительности аппарата и режима его работы на основе
имеющихся размеров, а также выявление возможности использования данного стандартного аппарата при заданных рабочих условиях.
4
3
Приняты три стадии проектирования:
проектное задание;
технический проект;
рабочие чертежи.
В проектном задании решаются основные принципиальные
вопросы, определяются выбор технологической схемы процесса,
набор основного оборудования. Расчеты выполняются по укрупненным показателям, позволяющим выбрать тип оборудования,
его габариты, массу, энергетические и материальные затраты. Более подробные расчеты на этой стадии проектирования выполняются для оборудования нового типа.
В техническом проекте расчеты выполняются достаточно
подробно, так чтобы на их основе можно было выполнить рабочие
чертежи.
В рабочих чертежах разрабатывают подробную техническую
документацию (чертежи, расчеты, макеты и т.п.), которая дает
возможность изготовить необходимую технологическую оснастку,
детали, узлы и аппарат в целом; эта документация позволяет осуществить конкретное материальное исполнение инженерных решений..
Для расчета аппаратов необходимо задать производительность
по сырью, полуфабрикатам или целевым продуктам, возможную
продолжительность работы для аппарата непрерывного действия,
продолжительность цикла работы и отдельных стадий для аппаратов периодического действия, выходы и качество получаемых
продуктов или показатели, позволяющие определить их расчетом.
В отдельных случаях задают рабочие параметры процесса (температуру, давление, время контакта и т.п.), проверяя их приемлемость при последующих расчетах. В задании должны быть указаны как нормальные условия работы аппарата, так и возможные отклонения от них (максимальные и минимальные), особые условия
и требования к ведению процесса, сведения о коррозионных и токсических свойствах перерабатываемых продуктов.
1 ИСХОДНЫЕ ДАННЫЕ ДЛЯ ПРОЕКТИРОВАНИЯ
В начале работы необходимо провести литературный обзор
научно-технической литературы и предоставить литературный обзор по следующим темам.
1.Классификация ректификационных колонн
2.Классификация массообменных процессов
3.Классификация контактных устройств колонны
Расчет основных показателей работы и размеров ректификационной колонны производится по следующим исходным данным:
- производительность колонны по сырью Fмac, т/ч:
- давление в колонне П, ата:
- компонентный состав бинарной смеси:
- массовая доля низкокипящего компонента (НКК ) в сырье Xf:
- мольная доля НКК в дистилляте Yd:
- мольная доля НКК в остатке Xw:
- мольная доля отгона е:
- коэффициент избытка подвода тепла n .
Помимо вышеперечисленных исходных данных необходимо знать
свойства компонентов исходной смеси.
В таблице 1 приведены температуры кипения, молекулярные массы и плотности
углеводородов.
Зависимость между температурой и давлением насыщенных паров
компонента представляется в виде формулы Антуана:
lg P  A 
B
Ct
(1)
В таблице 2 приведены коэффициенты А, В, С для индивидуальных углеводородов
- 5
6
Таблица 1-Физические свойства углеводородов
Углеводород
Температура Молекулярная Относительная
кипения, оС масса
плотность
Бензол
80,0
78
0,879
Толуол
110,6
92
0,867
Гексан
68,3
86 .
0,659
Гептан
98,4
100
0,684
Циклогексан
80,8
84
0,779
Метилциклогексан 100,9
98
0,769
Таблица 2 –Коэффициенты формулы Антуана
А
В
Углеводород
Бензол
4,03129
1214,64
Толуол
4,0727
1345,09
Гексан
3,99695
1171,53
Гептан
4,01946
1266,87
Циклогексан
3,96417
1203,53
Метилциклогексан
3,94608
1272,86
С
221,20
219,52
224,37
216,76
222,86
221,63
F1=F*X’f
D1=D*Y’d
W1=W*X’w
2 ПОСЛЕДОВАТЕЛЬНОСТЬ РАСЧЕТА
2.1 Материальный баланс ректификационной колонны
Необходимо произвести перерасчет массовой доли сырья в
мольную долю по формуле:
x' F 
xF / M 1
xF / M 1  (1  xF ) / M 2
Для составления материального баланса необходимо определить молекулярные массы сырья, дистиллята и остатка по следующим формулам соответственно:
Mf = Мнкк * Х′f + Мвкк * (1 – Х′f ),
(2)
Md = Мнкк * Y′d + Мвкк * ( 1 – Y′d )
Mw = Мнкк* X′w + Мвкк * (1 – X′w )
Исходя из производительности колонны по сырью . Fмac определяем количество смеси, поступающее в колонну, кмоль/ч:
F =Fмac / M
(3)
Относительный выход дистиллята определяется следующим образом:
D /F = (X′f-X′w) / (Y′d-X′w).
(4)
Отсюда выход дистиллята равен:
D = F * ( D / F ), кмоль/ч,
(5)
Dмac=D * Md, кг/час
(6)
Выход остатка равен:
W = F - D, кмоль/ч,
(7)
W=W * M, кг/
Количество компонентов в сырье (Fi), дистилляте (Di) и остатке (Wi)
(1)
F2=F-F1
D2=D-D1
W2=W-W1
(9)
(10)
(10а)
Для определения количества компонентов в кг/ч в сырье, дистилляте и остатке значения кмоль/ч умножаются на соответствующие молекулярные массы компонентов.
Далее результаты расчетов материального баланса необходимо свести в таблицу в форме, представленной в табл.3.
8
2.3 Построение X-Y диаграммы ( кривой равновесия фаз )
7
Таблица 3- Материальный баланс колонны
Компонент
Сырье
кг/ча
кмоль/ч
с
Дистиллят
кг/час
кмоль
/ч
Остаток
кг/час
кмоль
/ч
НКК
ВКК
Сумма
2.2 Построение кривых изобар пара и жидкости
Для построения кривых изобар на первом этапе необходимо
определить крайние точки кривых, т. е. температуры кипения HKK и
ВКК при заданном давлении в колонне П. Представим формулу
Антуана в следующем виде:
B
C
(11)
A  lg 
Полученный интервал температур кипения разбивается на пять
примерно равных интервалов, и при данных температурах рассчитываются давления насыщенных паров компонентов P1 и Р2
t
A
B
C t
(12)
Pi  10
Далее определяются мольные доли НКК в жидкой фазе и равновесной паровой фазе
П  P2
P
и
(13)
X 1 
Y1  1  X 1
P1  P2
П
Построение кривым изобар производится в следующих координатах: по оси абсцисс откладываются мольные составы фаз по
НКК (от 0 до 1), а по оси ординат - температуры в интервале температур кипения НКК и ВКК. Точки составов фаз при соответствующих температурах соединяются плавными кривыми.
Построение X′-Y′ диаграммы проводим в следующей системе
координат: по оси абсцисс откладываем мольные доли НКК в жидкой фазе, а по оси ординат - мольные доли НКК в паровой фазе (от 0
до 1 ). Рекомендуется использовать тот же масштаб, что и при построении изобарных кривых.
Проведем диагональ в квадрате, полученном при построении
системы координат, которая соответствует линии равновесия с коэффициентом относительной летучести компонентов, равным 1.
Используя предыдущие расчеты и изобарные кривые, наносим
на диаграмме точки, соответствующие X′i и Y′i затем соединяем
точки плавной линией.
Кривые представляются на миллиметровой бумаге в масштабе:
шкала составов - 250 х250 мм.
2.4 Расчет однократного испарения ( ОИ )
10
9
На оси абсцисс X-Y диаграммы откладываем значение мольной доли НКК компонента в смеси X′f. Поднимем из этой точки
вертикаль до пересечения с диагональю (точка N). Затем на оси
абсцисс откладываем отрезок величиной X′f /(1-e), эту точку обозначаем буквой А. Точка А может находиться как внутри, так и за пределами квадрата. Через точки А и N проводим луч до пересечения
с кривой равновесия ( точка F). Из точки F проводим вертикальную
и горизонтальную линии до пересечения с осями абсцисс и ординат,
получаем соответственно точки Х′с и Y′c, отвечающие содержанию
НКК в жидкой и паровой фазах сырьевой смеси. Необходимые построения проводим на X′-Y′ диаграмме. Ниже приводится диаграмма с вышеуказанными построениями, она будет использоваться для
всех последующих расчетов.
2.5 Определение минимального парового числа
Минимальное паровое число ( П min ) определяется из следующего соотношения:
П min 
Xс  Xw
Yc  Xc
(14)
где значения Х′с и Y′c берутся с диаграммы.
Реальное паровое число
П=Пmin * n
(15)
Рассчитаем величину X по следующей формуле:
П  Xw
X
(16)
П 1
затем откладываем на линии Y=l отрезок величиной 0-Х ( точка Е ).
2.6 Расчет числа теоретических тарелок графическим методом
Для определения числа теоретических тарелок нужно построить рабочие линии отпарной и концентрационной секций
ректификационной колонны. Их можно построить следующим
образом. Из точки пересечения линии, поднятой из точки Xw до
диагонали, проводится прямая до точки Е. Таким образом мы получаем рабочую линию отпарной секции колонны. Затем мы отмечаем точку пересечения рабочей линии отпарной секции с линией, проходящей через точки А и F. Через точку пересечения линии, поднятой из точки Yd до диагонали, и вышеуказанную точку
проводится вторая прямая - рабочая линия концентрационной
секции колонны.
Продлеваем линию Yc-F до пересечения с рабочей линией
концентрационной секции, отмечаем точку а. Обозначим точки пересечения линии F-Xc с рабочей линией отпарной секции как в.
Соединив точки а и в прямой, получим рабочую линию секции
питания, которая в дальнейшем будет использоваться для перехода при расчете числа теоретических тарелок по секциям колонны.
Определение числа теоретических тарелок начинаем с концентрационной секции колонны. Из точки пересечения линии,
поднятой из точки Yd до диагонали, начинаем проводить ступенчатые линии, но не между диагональю и кривой равновесия ,
как было в случае определения минимального числа теоретических тарелок, а между кривой равновесия и рабочей линией концентрационной секции.
Переход к расчету числа тарелок отпарной секции колонны
проводим в пределах отрезка а-в ( рабочей линии секции питания
). Для определения числа теоретических тарелок отпарной секции колонны проводим ступенчатые линии между кривой равновесия и рабочей линией этой секции.
11
Расчет заканчиваем при достижении точки пересечения линии, поднятой из точки Xw до диагонали.
Расчет можно проводить, начиная с отпарной секции колонны.
2.7 Расчет числа реальных тарелок
Для определения числа реальных тарелок необходимо принять
коэффициент полезного действия тарелок Кт. Для концентрационной секции колонны к. п. д. тарелок лежит в пределах 0,5-0,8, а для
отпарной секции - в пределах 0,3-0,6. Для упрощения расчета можно принять одинаковый к.п.д. тарелок обеих секций, равный 0,5. Т.к.
в нашей схеме применяются конденсатор-холодильник и кипятильник с паровым пространством, мы должны их учесть в качестве
теоретических тарелок при расчете.
Сверху колонны стоит парциальный конденсатор, а снизу кипятильник с паровым пространством, они равны каждый одной
теоретической тарелке Для секций колонны число реальных тарелок определяется по следующей формуле:
N 1
N 1
(17)
Nк  к
N отп  отп


После определения числа тарелок по секциям определяем
суммарное число тарелок Nсум..
2.8 Расчет колонны на ЭВМ
На кафедре МАХП есть программа потарельчатого расчета
ректификационной колонны для бинарной смеси
.Для проведения расчета необходимо подготовить следующие данные
Исходная бинарная смесь:
-массовая для НКК в сырье xF - =
-мольная доля НКК в дистилляте yD =
--мольная доля НКК в остатке xW =
-реальное паровое число П=
-число реальных тарелок в отпарной части колонны (нижней)
12
-число реальных тарелок в концентрационной части колонны
(верхней)
ENTER- 3 раза
Число 63
-производительность колонны – FМАС = т/ч.
Файл преобразовываем с помощью программы Microsoft Office
Word.
Полученный расчет выводим на принтер в виде распечатки, который будет использован для дальнейших расчетов.
2.9 Расчет высоты колонны
Общая высота колонны определяется по формуле
Н = ( NСУМ. - 2 ) *Δ h + h1 + h2 + h3 ,
(18)
где Δh - расстояние между тарелками, принимается обычно в пределах 0,45-0,6 м:
,
h1 - высота зоны над верхней тарелкой, необходимая для монтажа
штуцера распределителя жидкости и сепарации потоков, принимается в пределах 1,0-1,2 м:
h2 - высота зоны сепарации сырьевого парожидкостного потока ( а
также для монтажа отбойников) принимается в пределах 1,1-1,2 м;
hз - высота зоны под нижней тарелкой, необходимая для создания
столба жидкости, обеспечивающего самотек, принимается в пределах
1,1-1,2 м.
2.10 Расчет диаметра ректификационной колонны
Расчет диаметра колонны проводится по наиболее нагруженному по паровому потоку сечению колонны.
Сечение FK и соответствующий диаметр колонны DK определяются по секундному объемному расходу паров Vc в наиболее
нагруженном сечении и допустимой скорости паров в свободном сечении Wдоп по следующим формулам:
13
DКОЛ 
4  VC
  W ДОП
(19)
где VC - секундный объем паров,
GП
;
(20)
 П  3600
Где Gп – расход паров в данном сечении, кг/час, определяется из
расчета на ЭВМ;
Допустимая скорость паров в колонне определяется по формуле
Саудерса-Брауна
W ДОП  8,47  10 5  С  (  ж /  п  1) 0,5 ;
(21)
где ρп–плотность паров, м3/час, определяется из расчета на ЭВМ;
ρж- плотность жидкости, м3/час, определяется из расчета на ЭВМ
С- коэффициент, зависящий от типа тарелок, расстояния между
тарелками и нагрузки тарелок по жидкости, принимается для данного типа ректификационной колонны С=760.
Расчетный диаметр колонны округляется до ближайшего
стандартного большего размера.
Стандартные диаметры колонн 1000, 1200, 1400 и т.д. через
каждые 200 мм до диаметра 4000мм, далее размеры возрастают
через каждые 500 мм.
VC 
2.11 Расчет штуцера колонны
Диаметры штуцеров определяются в зависимости от объемного расхода и допустимой линейной скорости потока.
После расчета диаметр необходимо округлить в большую сторону до стандартного. Стандартный ряд условных диаметров имеет следующий вид: 10,15, 20, 25, 32, 40, 50, 70, 80, 100, 125, 150,
175, 200, 250, 300, 350, 400, 450…
Допустимая линейная скорость в штуцерах зависит от агрегатного состояния потока, физического напора, допустимой потери насоса и др.
14
В таблице 4 приводятся рекомендуемые значения скоростей в
штуцерах, полученные на основе обобщения расчетных и практических данных.
Допустимую скорость определяем по данным таблицы 4.
Таблица 4 –Значения допустимых скоростей потоков
Характеристика потока
Скорость, м/с
Углеводородные пары
15-25
- при атмосферном давлении
- при повышенных давлениях
10-20
- под вакуумом
30-70
Жидкость при самотеке
0,1-0,6
Жидкость во всасывающем трубопроводе
0,5-1,0
Жидкость в напорном трубопроводе
1,0-3,0
Расчет диаметра штуцера ведем по формуле (19)
2.12. Расчет конденсатора-холодильника
Для расчета поверхности конденсатора-холодильника вычисляется средний температурный напор между теплообменивающимися
средами - дистиллятом и водой.
Принимаем температуру воды на входе в конденсатор 25°С, а
на выходе из конденсатора - 40°С. Принимаем движение сред
противоточным.
T верха
→
40°C
о
40 С
←
25оС
Вычисляется отношение большей разности температур к
меньшей: если оно > 2 , то средняя разность температур определяется как среднелогарифмическая величина, т. е. :
15
t1  t 2
(22)
t ср 
2,3 * lg( t1 / t 2 )
В том случае, если отношение разностей температур <2, то
средняя разность температур определяется как среднеарифметическая величина.
Поверхность конденсатора-холодильника определяется по
формуле:
Qкх
(23)
Fкх 
K * t ср
где Qкх- количество тепла, снимаемого в конденсаторехолодильнике, ккал/ч, берется из результатов расчета на ЭВМ;
К - коэффициент теплопередачи, принимается по справочным
данным равным 200-300 ккал/ м3/ч/°С.
Расход воды на охлаждение дистиллята определяем по
следующей формуле:
Qкх
(24)
Gв 
1000 * (40  25)
2.13. Расчет кипятильника
Поверхность кипятильника определяется по формуле
Qгор.стр
---Fк 
K * t ср
(25)
где Q гор.стр. - количество тепла, вносимого горячей струей, берется из результатов расчета на ЭВМ;
К - коэффициент теплопередачи, по справочным данным принимается равным 500-800 ккал/ м3/ч/°С.
tw
tw
→
tвп
←tвп
16
Т. к. насыщенный водяной пар конденсируется при постоянной температуре tвn . соответствующей его давлению, то средняя
разность температур определяется так:
∆t = tвn - tw,
где tw - температура остатка, входящего в кипятильник и выходящего из кипятильника.
Расход водяного пара определяется по формуле
Qгор.ст р
(26)
Gвп 
r * 0,95
где г - теплота конденсации водяного пара, ккал/кг, берется из
справочных данных. При расчете кипятильника рекомендуется
применять пар с давлением 5 и 10 ат, имеющий соответственно
температуру кипения 152°С и 180°С, теплоту конденсации 503 и
481 ккал/кг.
При выборе температуры ( давления ) насыщенного водяного пара
рекомендуется исходить из условия, чтобы температура его насыщения была выше температуры низа колонны не менее, чем на 2530°С
3 ПРИМЕР РЕШЕНИЯ
Расчет основных показателей работы и размеров ректификационной колонны производится по следующим исходным данным:
- бинарная смесь: гексан-гептан;
- производительность колонны – FМАС =39 т/ч;
- массовая для НКК в сырье - x f =0,5;
- давление в колонне π=1,56 ата;
- четкость разделения, выраженная в мольной доле НКК
в дистилляте y d' =0,96
остатке x w' =0,04;
17
- мольная для отгона е=0,48;
- коэффициент избытка тепла n=1,12.
31 Расчет материального баланса
Произведем перерасчет массовой доли сырья в мольную
0,006
0,006
x 'f 

 0,54
0,0054  0,006 0,0114
Для составления материального баланса необходимо определить
молекулярные массы, дистиллята и остатка по следующим формулам:
 r  НКК х 'f   BКК  (1  x 'f )
 r  86  0,54  100(1  0,54)  92,47
 d  НКК  y d'   BКК  (1  y d' )
 r  86  0,96  100(1  0,96)  86,56
 w  НКК х w'   BКК  (1  x w' )
 r  86  0,04  100(1  0,04)  99,44
Исходя из производительности колонны по сырью FМАС , определяем количество смеси, поступающее в колонну, кмоль/ч:
F  FМАС /  f
39000
 421,74
92,47
Относительный выход дистиллята определяется следующим образом:
D
 ( x 'f  x w' ) /( y d'  x w' )
F
D
0,54  0,04
 ( x 'f  x w' ) /( y d'  x w' ) 
 0,54
F
0,96  0,04
F
18
Выход дистиллята равен:
D
D  F  ( ) , кмоль / ч
F
D  421,74 * 0,54  228,12кмоль / ч
DМАС  D   d , кг / ч
DМАС  228,12  86,56  19746,45кг / ч
Выход остатка равен:
W  F  D, кмоль / ч
W  421,74  228,12  193,62кмоль / ч
WМАС  W   w , кг / ч
WМАС  193,62  99,44  19253,55кг / ч
Количество компонентов в сырье ( F1 ), дистилляте ( D1 ) и остатке
( W1 ) рассчитывается по следующим формулам:
F1  F xf
F1  421,74  0,54  226,74кмоль / ч
D1 D  yd
D1  228,12  0,96  219,0кмоль / ч
W1 W хw
W1  193,62  0,04  7,74кмоль / ч
F2  F  F1
F2  421,74  226,74  195,0кмоль / ч
D2  D  D1
D2  228,12  219  9,12 кмоль/ч
W2  W  W1
W2  193,62  7,74  185,88кмоль / ч
19
Для определения количества компонентов в кг/ч сырье, дистилляте, остатке значения кмоль/ч умножаются на соответствующие молекулярные массы компонентов.
. F1  1  226,74  86  19500
F2   2  195  100  19500
D1  1  219  86  18833,95
D2   2  9,125 100  912,5
W1  1  7,74  86  666,05
W2   2  185,875  100  18587,5
Результаты расчетов материального баланса сводим в таблицу 6
Таблица – 6-Материальный баланс ректификационной колонны
НКК
Сырье
кмоль/
кг/ч
ч
19500 226,74
ВКК
19500
195,00
Дистиллят
кмоль/
кг/ч
ч
18833,9 219,00
5
912,5
9,125
Сумма
39000
421,74
19746,4
Компонент
228,12
Остаток
кмол
кг/ч
ь/ч
666,0
7,74
18587,5
19253,5
185,8
8
193,6
2
Проверка материального баланса
228,12+193,62=421,74 кмоль/ч
19746,45+19253,55=39000 кг/ч.
3.2 Построение кривых изобар пара и жидкости
Расчет температурного интервала по формуле (11), расчет давления насыщенных паров по формуле (12), мольные доли НКК в
жидкой и паровой фазе по формуле (13).
20
По результатам расчетов составим следующую таблицу
Таблица-5- Расчет кривых изобар и кривой равновесия
ТемпеДавление
Давление Мольная
Мольная
ратура, насыщ панасыщ
доля НКК доля НКК
КолиоС
ров, Р1
паров,
в жидкой в паровой
чество
Р2
фазе
фазе
точек
X′i
Y′i
1
83,62
1,56
0,63
1
1
2
89,76
1,85
0,77
0,73
0,87
3
95,90
2,18
0,93
0,50
0,70
4
102,05
2,56
1,11
0,31
0,51
5
108,19
2,98
1,32
0,14
0,28
6
114,33
3,45
1,56
0
0
По данным таблицы построим кривые изобар и кривую равновесия.
3.3 Расчет однократного испарения
Рассчитаем величину точки А
xf
0,54

 1,038
1 e
1  0,48
3.4 Определение минимального парового числа
Минимальное паровое число ( S min ) определяется по формуле (14)
где xc и y c берутся с диаграммы.
0,43  0,04
 1,95
0,63  0,43
Определяем реальное паровое число S по формуле (15):
П  1,95  1,12  2,18
Рассчитаем величину x по следующей формуле (16):
П min 
21
2,18  0,04
 0,7
2,18  1
3.5 Расчет числа реальных тарелок
Рассчитаем число теоретических тарелок графическим методом.
По формуле (17) определим число реальных тарелок
x
8 1
 18
0,5
Nсум=22+18=40 тарелок.
N отп 
Nк 
10  1
 22
0,5
3.5 Расчет высоты колонны
Общая высота колонны определяется по формуле (18)
Н = ( 40. - 2 ) *06+ 1 + 1 + 1,2=26 м
3.6 Расчет диаметра ректификационной колонны
При вводе в ректификационную колонну сырьевой парожидкостной смеси наиболее нагруженным по паровому потоку является сечение
колонны в верхней части колонны. Следовательно расчет диаметра колонны проводим по этому сечению.
DКОЛ
С  760
Ж
1
П
726,8
 1)  0,89 м / с
3,71
4  4,38
 2,5 м
3,14  0,89
Округляем диаметр колонны до 2600 мм.
DКОЛ 
3.7 Расчет штуцера
По исходным данным предыдущего расчета VC определяем
диаметр штуцера по формуле (19).
1 штуцер
4  4,38
DШТ 
 0,53м  530 мм
  20
DШТ  550 мм
3.8 Расчет конденсатора –холодильника
Для расчета поверхности конденсатора – холодильника вычисляется средний температурный напор между теплообменивающими средами – дистиллятом и водой.
←
→ 40°C
25оС
t1  t 2
t
ln 1
t 2
37,55  15
t ср 
 24,6оС
37,55
ln
15
Поверхность конденсатора-холодильника определяется по формуле
QКХ
FКХ 
K  t ср
t ср 
58499
 4,38м 3 / с
3,71 * 3600
W ДОП  8,47  10 5  С 
W ДОП  8,47  10 5  760  (
77,55 оС
40оС
4  VC

  W ДОП
где VC - секундный объем паров,
VС 
22
23
4827621
 784,9 м 2
250  24,6
FКХ =785 м2 .
Расход воды на охлаждение
4827621
Gв 
 321,8 м 3 / ч
1000 *15
FКХ 
3.9 Расчет кипятильника
Определим средний температурный напор в кипятильнике (рибойлере)
152°C  152°C
120,95°C  120,95°C
∆t = 152 -120,95=31,05 оС,
Поверхность кипятильника определяется по формуле (25)
3015849
Fк 
 161,86 м 2
600 * 31,05
где Q гор.стр. - количество тепла, вносимого горячей струей, берется из результатов расчета на ЭВМ;
К - коэффициент теплопередачи, по справочным данным принимается равным 600 ккал/ м3/ч/°С.
Расход водяного пара определяется по формуле
3015849
Gвп 
 6311,29 м 3
503 * 0,95
Гидравлический расчет тарелки
Исходные данные
Диаметр колонны
D= 2600
мм
(по таблице )
Рабочая площадь тарелки Fp=3,84
м2
Периметр слива
П= 1,6
м
Площадь слива
Fсл= 0,45 м2
Относительное свободное сечение тарелки (%) при шаге
расположения клапанов Δt= 50
13,65 %
Расстояние между тарелками Hт= 500 мм
Расчет переливных устройств:
Данные (по максимальному значению расхода жидкости из
распечатки)
Gп= 37109 кг/ч
ρп= 3,79 кг/м3
Gж= 49116 кг/ч
ρж = 686,5 кг/м3
Объемный расход:
Gп
37109
Vп=
,
м3/ч
Vп=
 2,72 м3/ч
3,79 * 3600
 п * 3600
Gж
49116
Vж=
, м3/ч
Vж=
 0,02 м3/ч
 ж * 3600
689,5 * 3600
Определим высоту порога:
hw=hглб-how=0,0667-0,036=0,0307 м
V 
how=0.68*  ж 
 П сл 
0 , 67
,м
 0,02 
how=0.68* 

 1,6 
0 , 67
 0,036 , м
 0,7 
 0,7 

hглб=  0,35 * 
hглб= 1560000,35 * 
  0,0667 м
 689,5 
 ж 
Проверим работоспособность тарелки:
Vж
<k5*∆ H Тn2 ( k5 и n2 по табл )
Fсл
0,02
1 условие:
 0,044 <0,225*0,50,8=0,129
0,45
Если условие соблюдается, захлёбывание сливного устройства не
произойдёт.
Vж
2 условие:
<0,45 (а=0,09 для клапанной, а=0,06 для ситчаП a
той)
0,02
2 условие:
 0,013 <0,45
1,6  0,09
Условие выполняется, однопоточная тарелка обеспечивает нормальную работу сливных устройств.
Гидравлическое сопротивление тарелки:
%св.сеч. * Fраб
F0=
,
м2
100
13,65 * 2,24
 0,306 ,
F0=
м2
100
V
2,72
W0= п =
 8,89 м/с
0,306
F0
1 условие:
 п * W02
3,79 * 8,89 2
 539 Па
2
2
∆ = 0,01 м до диаметра колонны 2000мм , ∆ = 0,02 м до диаметра
∆Pсух=ε*
= 3,6*
колонны 4000мм
h= hw р+∆=0,031+0,02=0,051 м
∆Pж=ρж*g*h=686,5*9,81*0,051=341 Па
∆Pтар=∆Pсух+∆Pж=539+341=880 Па
∆Pгидр=Nпракт*∆Pтар =40*880=35200 Па
Рисунок Схема потоков в колпачковой тарелке
Результаты расчета ректификационной колонны
Показатели
Производительность колонны, т/час
Число тарелок
Тип тарелок
Диаметр колонны ,мм
Высота колонны, мм
Диаметр штуцера шлемовой трубы, мм
Площадь конденсатора-холодильника, м2
Площадь рибойлера, м2
Величина
0,14
0,17
0,22
0,27
0,30
0,45
0,52
0,66
0.74
0,87
1.03
1.14
1.32
1,40
1.61
1,82
1,03
1,12
1,32
1,43
1,69
1,79
75
мм
100
мм
7,69
10,44
11,42
13,23
13,23
13,65
14,26
14,55
14,91
15,25
14,87
15,32
15,38
15,87
15,8
15,83
11,68
12,35
12,3
12,75
12,8
13,4
5,12
6,63
7,79
8,25
8,46
9,36
9,44
9,55
9,98
10,12
9,95
10,51
10,22
9,84
10,45
10,67
8,03
8,66
8,61
8,30
8,65
8,79
5,57
5,84
6,36
6,90
7,03
7,13
7,20
7,71
7,75
7,28
7,70
7,62
7,83
8,66
8,08
6,11
6,27
6,24
6,67
6,46
6,82
0,28
0.30
0,37
0,52
0,59
ТСР
1200
1400
1600
1800
2000
2200
2400
2600
2800
3000
3200
3400
3600
1,010
1,386
1,834
2,294
2,822
3,478
3,900
4,780
5,640
6,430
7,270
8,310
9,000
0,060
0,087
0,088
0,123
0,159
0,161
0,317
0,258
0,260
0,315
0,385
0,376
0,580
0,722
0,800
0,795
1,050
1,190
1,240
1,570
1,540
1,570
1,710
1,860
1,900
2,240
0.86
0,93
0,97
1,09
1,34
1,46
1,60
1,70
1,83
1,98
2,11
2,26
2,40
ТС-РБ
2600
2800
3200
3600
4.03
4,86
5,60
7,32
0,696
0,674
1,372
1,582
0.800
0,920
0,896
1,170
1,68
1,70
2,22
2,45
Примечание. Характеристики двухпоточных тарелок даны только для
диаметров D 3000 мм
Расстояние между тарелками Hτ, мм
0,302
0,400
0,480
0,570
0,800
Шаг размещения отверстий t, мм
0,004
0,010
0,012
0,020
0,30
Диаметр отверстий
d0, мм
0,051
0,089
0,140
0,410
0,713
ТС
300; 350;
400; 450;
500; 600;
700; 800
Длина пути жидкости
tж , м
400
500
600
800
1000
Тип
тарелки
Периметр слива II, м
Площадь слива Fсл, м2
Площадь слива Fсл, м2
0,84
0,97
1,12
1,26
1,43
1,6
1,74
1,92
2,05
2,23
2,4
2,54
2,72
2,85
3,03
3,2
4,08
4,22
4,52
4,76
5,14
5,28
50
мм
Расстояние
между тарелками
Hτ, мм
Рабочая площадь тарелки Fp, м2
ТКП двухпоточная
0,50
0,79
1,10
1,47
1,83
2,24
2,76
3,21
3,84
4,41
5,01
5,76
6,44
7,39
8,08
8,96
4,74
5,59
6,23
7,11
7,68
8,75
Относительное
свободное сечение
тарелки (%) при
шаге расположения
клапанов t
Технические характеристики ситчатых тарелок
Диаметр колонны
D,мм
ТКП однопоточная
1000
1200
1400
1600
1800
2000
2200
2400
2600
2800
3000
3200
3400
3600
3800
4000
3000
3200
3400
3600
3800
4000
Периметр слива II, м
Диаметр колонны
D,мм
Тип тарелки
Рабочая площадь тарелки
Fp, м2
Технические характеристики клапанных тарелок
200; 300;
400; 500;
3; 4; 5;
7-12;
8-15;
10-18
300; 400;
600; 800;
1000;
Примечания: 1.Площадь прохода паров F0=0,906 Fp(d0/t).
2.Шаг расположения отверстий применяется в указанных пределах через 1 мм.
3.Характеристики двухпоточных тарелок (ТС-РБ) даны для диаметров
D>2600мм
РЕКОМЕНДАЦИИ ПО ОФОРМЛЕНИЮ ВЫВОДОВ К
РАБОТЕ
Сделать краткие выводы по литературному обзору.
Представить результаты полученных технологических расчетов колонны.
Предложить рекомендации по проектированию теплообменников / 4 / .
1.Скобло А.И., Молоканов Ю.К., Владимиров А.И., Щелкунов
В.А. Процессы и аппараты нефтегазопереработки и нефтехимии:
Учебник для вузов.- 3-е изд., перераб. и доп. – М.: НедраБизнесцентр, 2000, 677 с.
2.Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. – М.: 1973, 754 с.
3.Молоканов Ю.К. Процессы и аппараты нефтегазопереработки. –
М., Химия, 1980, 408 с.
4. Дытнерский Ю.И.Процессы и аппараты химической технологии:
В 2-х кн.. . – М., Химия, 1995, 400 с.
5.Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по
курсу процессов и аппаратов химической технологии. Учебное пособие для вузов. – Л.: Химия, 1987, 576с
6.Александров И.А. Перегонка и ректификация в нефтепереработке. – М., Химия, 1981, 352 с
7.Кузнецов А.А., Судаков Е.Н. Расчеты основных процессов и аппаратов переработки углеводородных газов: Справ.пособие. – М.,
Химия, 1983, 224 с
8.Технологические расчеты установок переработки нефти: Учебное пособие для вузов/Р.А.Танатаров, М.Н.Ахметшина,
Р.А.Фасхутдинов и др.. – М., Химия, 1987, 352 с