Ректификация сжиженных углеводородных газов
Введение
Сжиженные газы нашли широкое применение благодаря
экономичности их транспортировки при отсутствии трубопроводов в труднодоступные
районы, а также вследствие удобства их хранения. Кроме того, в последние годы
увеличение объема производства сжиженных газов в значительной мере определяется
все возрастающим использованием их в качестве моторных топлив для двигателей
внутреннего сгорания. В жидком состоянии газ занимает объем примерно в 250 раз
меньший, чем в газообразном. Из природного и попутного нефтяного газов
сжиженные газы получают различными способами, рассмотренными выше:
низкотемпературной конденсацией, абсорбцией, и ректификацией.
Низкотемпературная ректификация (НТР) осуществляется путем
охлаждения газовой смеси до заданной температуры с последующим разделением её
методом ректификации.
Процесс ректификации термодинамически более выгоден, чем
процесс абсорбции. Схема НТР эффективнее схемы низкотемпературной абсорбции
(НТА), а аппаратурное оформление проще. Принципиальное отличие схемы НТР от НТК
в том, что сырье, поступающее на установку после охлаждения, без
предварительной сепарации подается в ректификационную колонну. [1]
Целью курсовой работы является расчет, с помощью которого
можно получить состав дистиллята и остатка, основных параметров ректификации,
технологического режима работы и размеров колонны. Полученные при расчете
данные достаточны для выполнения прочностных расчетов.
1.
Характеристика исходного сырья, реагентов и продуктов
1.1 Требования и основные характеристики сжиженных газов
По физико-химическим показателям сжиженные газы должны
соответствовать требованиям и нормам, приведенным в таблицах 1 и 2. Качество
СПБТ должно соответствовать ГОСТ 20448-90.
Таблица 1 - Физико-химические показатели сжиженных газов по
ГОСТ 20448-90
№ п/п
|
Показатели
|
Норма для марки
|
|
|
ПТ
|
СПБТ
|
БТ
|
1
|
Доля
компонентов, масс.%: метан, этан, этилен (в сумме)
|
не нормируется
|
|
пропан,
пропилен, не менее (сумме)
|
75
|
не нормируется
|
|
бутаны и
бутилены (в сумме), не менее
|
не норм
|
-
|
60
|
|
не более
|
|
60
|
-
|
2
|
Объемная доля
жидкого остатка, %, не более
|
0,7
|
1,6
|
1,8
|
3
|
Давление
насыщенных паров (избыточное): при температуре 45 °С, не более
|
1,6
|
1,6
|
1,6
|
4
|
Доля
сероводорода и меркаптановой серы, масс.%, не более
|
0,16
|
-
|
-
|
|
В том числе
сероводорода, не более
|
0,013
|
0,013
|
0,013
|
5
|
Содержание
свободной воды и щелочи
|
0,003
|
0,003
|
0,003
|
Таблица 2 - Физико-химические показатели сжиженных газов по
ГОСТ 27578-87
Массовая доля компонентов, %: Сумма метана, этана Пропан Сумма
углеводородов °C и выше Сумма непредельных углеводородов,
не более Не нормируется 8510
Не нормируется
6
|
|
2. Содержание
жидкого остатка при 40 °C, свободной
воды и щелочи
|
Отсутствие
|
3. Давление
насыщенных паров, избыточное, МПа, при температуре плюс 45 °C, не более минус 20 °C, не менее минус 35 °C, не менее 4. Массовая доля серы и
сернистых соединений, %, не более В том числе сероводорода, не более
|
- - 0,07 0,01
0,03
|
2.
Описание технологического процесса и технологической схемы ректификации
сжиженных углеводородных газов
Сжиженные углеводородные газы поступают на установку
ректификации, в межтрубное пространство теплообменника Т-01, где за счет тепла
потока кубовой жидкости колонны К-01, подогревается и поступают в колонну для
отделения ПГФ. Кубовый продукт этой колонны - ПГФ, выводится, охлаждается и
направляется на склад. Дистиллят колонны отправляется на дальнейшее разделенее
в колонну К-01.
Верхним продуктом колонны К-01 является пропановая фракция,
нижним - СПБТ (смесь пропана и бутана технических). С верхней части колонны
пары, конденсируясь в воздушном холодильнике ВХ-01, направляется в рефлюксную
емкость Е-01, где отделяется сухой газ, а сконденсировавшиеся углеводороды
насосом подаются в качестве орошения на верх колонны К-01, часть поступает в
холодильник ВХ-02, после направляется на склад.
Нижний продукт колонны К-01 поступает в трубное пространство
теплообменника Т-01, где охлаждается сырьевым потоком и поступает в воздушный
холодильник ВХ-03 и после охлаждения направляется на склад. Из куба колонны
часть нижнего продукта выводится в рибойлер И-01, где нагревается и проходя
через него, возвращается под нижнюю тарелку колонны К-01.
3. Технологический расчет
.1 Исходные данные
. Состав сырья в% массовых, в таблице 3.
Таблица 3 - Массовый и мольный состав исходного сырья
№
|
Компонент
|
Молекулярная
масса i-компонента, Мi, кг/кмоль
|
Темпера-тура
кипения t, °C
|
Массовая доля i-компонента, Мольная доля i-компонента,
|
|
1
|
С2Н6
|
30
|
-88,63
|
0,0001
|
0,0002
|
2
|
С3Н8
|
44
|
-42,1
|
0,3213
|
0,4099
|
3
|
и-С4Н10
|
58
|
-11,7
|
0,0794
|
0,0768
|
4
|
С4Н10
|
58
|
-0,5
|
0,3037
|
0,2939
|
5
|
и-С5Н12
|
72
|
27,9
|
0,0032
|
0,022
|
6
|
С5Н12
|
72
|
36,1
|
0,0000
|
0,0000
|
7
|
С6Н14
|
86
|
68,7
|
0,0000
|
0,0000
|
|
|
|
|
1,0000
|
1,0000
|
|
|
|
|
|
|
|
. Производительность - 375 000 кг/ч.
.2 Физико-химические свойства компонентов сырья
Произведем пересчет массовых долей в мольные доли по формуле
[1]:
(1).
Где - молекулярная масса i-компонента, кг/кмоль;
- массовая доля компонента i-компонента;
- мольная доля компонента i-компонента.
Рассчитываем среднюю молекулярную массу сырья по формуле:
, (2).
Где - молекулярная масса i-компонента, кг/кмоль;
- массовая доля компонента i-компонента;
- мольная доля компонента i-компонента;
-средняя молекулярная масса сырья.
Определяем массовые (кг/ч) и мольные (кмоль/ч) количества
компонентов сырья:
, (3)
где - производительность, кг/ч;
- массовое количество i -
компонента газа, поступающего на установку, кг/час;
- массовая доля компонента i-компонента;
, (4)
где - мольное количество i - компонента газа, поступающего на установку, кмоль/ч;
- массовое количество i -
компонента газа, поступающего на установку, кг/час;
- молекулярная масса i-компонента,
кг/кмоль.
Результаты расчета занесены в таблицу 4.
Таблица 4 - Массовые и мольные количества компонентов
№
|
Компонент
|
Массовое
количество i - компонента, кг/чМольное количество i-компонента,, кмоль/ч
|
|
1
|
С2Н6
|
37,50
|
1,2500
|
2
|
С3Н8
|
230100,00
|
2738,3523
|
3
|
и-С4Н10
|
29775,0000
|
513,3621
|
4
|
С4Н10
|
113887,5000
|
1963,5776
|
5
|
и-С5Н12
|
34200,0000
|
475,0000
|
6
|
С5Н12
|
43237,5000
|
600,5208
|
7
|
С6Н14
|
33375,0000
|
388,0814
|
|
∑
|
375000,0000
|
6680,1442
|
Затем находим относительную долю дистиллята (мольная доля
отбора):
. (5)
Где - сумма мольных концентраций компонентов,
отбираемых в дистиллят, в сырье;
- содержание в дистилляте компонентов с и-бутана по изо-пентан;
- содержание в остатке компонентов с этана по пропан.
3.3
Определение температуры ввода сырья
Принимаем, что сырьё подаётся в колонну в виде кипящей
жидкости, т.е. доля отгона e =0. В этом случае температура ввода сырья определяется по
уравнению изотермы жидкой фазы:
(6)
где - константа фазового равновесия i-го компонента при температуре ввода сырья .
, (7)
где - константа фазового равновесия i-го компонента при температуре ввода сырья ;
- давление
насыщенных паров i-го компонента при tв;
- давление в секции питания колонны, мм рт. ст.
Определяем полные составы паровой и жидкой равновесных фаз, образующихся при однократном испарении.
Расчёт температуры ввода сырья tF проводится методом последовательного
приближения, результаты представлены в таблице 9.
Таблица 5 - Результаты расчета температуры ввода сырья
Компонент
|
Температура , °CМольная доля i-компонента Количество i-компонента в паровой фазе, Количество i-компонента в
жидкой фазе,
|
|
|
|
С2Н6
|
-88.63
|
0,0002
|
0,0004
|
0,0001
|
С3Н8
|
-42.09
|
0,4099
|
0,8689
|
0,2132
|
и-С4Н10
|
-11.7
|
0,0768
|
0,0305
|
0,0967
|
С4Н10
|
-0.5
|
0,2939
|
0,0839
|
0,3839
|
и-С5Н12
|
27.9
|
0,0711
|
0,0077
|
0,0983
|
С5Н12
|
36.1
|
0,0899
|
0,0072
|
0,1253
|
С6Н14
|
68.7
|
0,0581
|
0,0013
|
0,0824
|
|
|
1,0000
|
1,0000
|
1,0000
|
Получаем =88,28 °С.
3.4
Расчет числа тарелок и составов дистиллята и остатка
Расчет проводится с использованием метода температурной
границы деления.
Минимальное число теоретических тарелок определяется по
уравнению Фенске:
, (8)
где ψm -
коэффициент распределения суммарной фракции, состоящей из компонентов,
отбираемых в дистилляте (с этана по пропан),
;
ψк - коэффициент распределения суммарной фракции, состоящей из
компонентов, отбираемых в остатке (с пропана по изопентан),
;
αm и αk - относительные летучести компонентов,
коэффициенты распределения которых равны соответственно ψm и ψк: т. к. значения αm и αk пока неизвестны в первом приближении принимаем αm=α1=K1/K7; αк =
α5 = 1
K1 и К7
- константы фазового равновесия 1-го и 7-го компонентов при температуре ввода
сырья.
,
аналогично для остальных компонентов
, (9).
1,646
Относительная летучесть компонента, лежащего на границе деления,
для которого ψε = 1, определится в первом приближении по уравнению:
4,782
Составы дистиллята и остатка в первом приближении определяются по
уравнениям:
Аналогично рассчитанные концентрации остальных компонентов
приведены в таблице 6.
Таблица 6 - Содержание компонентов в дистилляте и остатке
Компонент
|
Относительная
летучесть, Содержание компонента x'FiСодержание компонента в
дистилляте Содержание компонента в остатке
|
|
|
|
С2Н6
|
21,227
|
0,0002
|
0,0005
|
0,0000
|
С3Н8
|
13,614
|
0,4099
|
0,9295
|
0,0800
|
и-С4Н10
|
8,476
|
0,0768
|
0,0398
|
0,1004
|
С4Н10
|
6,580
|
0,2939
|
0,0301
|
0,4614
|
и-С5Н12
|
3,056
|
0,0711
|
0,0000
|
0,1162
|
С5Н12
|
2,502
|
0,0899
|
0,0000
|
0,1470
|
С6Н14
|
1,000
|
0,0581
|
0,0000
|
0,0950
|
|
|
1,0000
|
1,0000
|
1,0000
|
Используя результаты расчета, представленные в таблице 3,
определим коэффициенты распределения:
Относительные летучести и , значения которых будут использованы для
расчета для второго приближения, определяются по
уравнениям:
Минимальное число тарелок во втором приближении
Результаты последовательных приближений представлены в таблицах 7,
8 и 9.
Таблица 7 - Приближения: 2,3,4
Компонент
|
Приближения
|
|
|
|
второе
|
третье
|
четвёртое
|
|
y(2)i,D
|
x(2)i,W
|
y(3)i,D
|
x(3)i,W
|
y(4)i,D
|
x(4)i,W
|
С2Н6
|
0,00042
|
0,00004
|
0,00047
|
0,00005
|
0,00047
|
0,000002
|
С3Н8
|
0,82370
|
0,14718
|
0,92948
|
0,08001
|
0,92950
|
0,08001
|
и-С4Н10
|
0,12261
|
0,04779
|
0,08238
|
0,07333
|
0,05016
|
0,09379
|
С4Н10
|
0,39190
|
0,23170
|
0,12861
|
0,39892
|
0,04654
|
0,45103
|
и-С5Н12
|
0,04266
|
0,08916
|
0,00085
|
0,11571
|
0,00008
|
0,11620
|
С5Н12
|
0,04152
|
0,12061
|
0,00040
|
0,00003
|
0,14695
|
С6Н14
|
0,00689
|
0,09060
|
2.83E-06
|
0.09498
|
0.00000
|
0.09498
|
|
1.42971
|
0.7271453
|
1.14220
|
0.90970
|
1.02680
|
0.98298
|
|
|
|
|
|
|
|
|
13.61635
|
4.909728
|
13.61539
|
6.27872
|
13.61516
|
6.61907
|
|
N(2)min
|
N(3)min
|
N(4)min
|
|
4.930173
|
6.49717
|
6.972873
|
|
2
|
3
|
4
|
|
8.27874
|
9.333664
|
9.577046
|
|
m(2)
|
k(2)
|
m(3)
|
k(3)
|
m(4)
|
k(4)
|
|
11.62097
|
0.25581
|
11.6237
|
0.10722
|
11.62467
|
0.08271
|
Таблица 8 - Приближения: 5,6,7
Компонент
|
Приближения
|
|
|
|
пятое
|
шестое
|
седьмое
|
|
y(5)i,D
|
x(5)i,W
|
y(6)i,D
|
x(6)i,W
|
y(7)i,D
|
x(7)i,W
|
С2Н6
|
0.000478
|
0.000002
|
0.00047
|
0.000002
|
0.00047
|
0.000002
|
С3Н8
|
0.929517
|
0.080000
|
0.92952
|
0.079998
|
0.92952
|
0.079998
|
и-С4Н10
|
0.042195
|
0.098852
|
0.03985
|
0.100339
|
0.03983
|
0.100353
|
С4Н10
|
0.033542
|
0.459287
|
0.03017
|
0.461426
|
0.03014
|
0.461446
|
и-С5Н12
|
0.000040
|
0.116230
|
3.22E-05
|
0.116236
|
0.00003
|
0.116236
|
С5Н12
|
0.000013
|
0.146969
|
9.78E-06
|
0.146971
|
0.00001
|
0.146971
|
С6Н14
|
0.0000000
|
0.0949829
|
9.19E-09
|
0.094983
|
0.000000
|
0.094983
|
|
1.005788
|
0.9963245
|
1.000071
|
0.999955
|
1.000016
|
0.999990
|
|
m5
|
k5
|
m6
|
k6
|
m7
|
k7
|
|
13,6151
|
6,6988
|
13,6151
|
6,7174
|
13,6151
|
6,7216
|
|
N(5)min
|
N(6)min
|
N(7)min
|
|
7,1184
|
7,1248
|
7,1264
|
|
|
|
|
|
9,6331
|
9,6461
|
9,6494
|
|
|
|
|
|
|
|
|
11,6249
|
0,0776
|
11,6249
|
0,0764
|
11,6250
|
0,0767
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
Таблица 9 - Приближения: 8,9,10
Kомпонент
|
Приближения
|
|
|
|
восьмое
|
девятое
|
десятое
|
|
y(8)i,D
|
x(8)i,W
|
y(9)i,D
|
x(9)i,W
|
y(10)i,D
|
x(10)i,W
|
С2Н6
|
0,00047
|
0,00002
|
0,00048
|
0,00000
|
0,00048
|
0,00000
|
С3Н8
|
0,92952
|
0,07999
|
0,92952
|
0,07999
|
0,92952
|
0,08000
|
и-С4Н10
|
0,03982
|
0,10036
|
0,03982
|
0,10036
|
0,03983
|
0,10036
|
С4Н10
|
0,03013
|
0,46145
|
0,03013
|
0,46145
|
0,03013
|
0,46145
|
и-С5Н12
|
0,00003
|
0,11624
|
0,00003
|
0,11624
|
0,00003
|
0,11624
|
С5Н12
|
0,00001
|
0,14697
|
0,00001
|
0,14697
|
0,00001
|
0,14697
|
С6Н14
|
0,00000
|
0,09498
|
0,00000
|
0,09499
|
0,00000
|
0,09498
|
|
1,00004
|
0,99999
|
1,00000
|
1,00000
|
1,00000
|
1,00000
|
|
|
|
|
|
|
|
|
13,6151
|
6,7227
|
13,6151
|
6,7229
|
|
|
|
N(8)min
|
N(9)min
|
N(10)min
|
|
7,1264
|
7,1268
|
7,1268
|
|
|
|
|
|
9,6499
|
9,6500
|
9,6501
|
|
|
|
|
|
|
|
|
11,625
|
0,0766
|
11,625
|
0,0761
|
11,625
|
0,0761
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
Число теоретических тарелок в колонне находится как
оптимальное по формуле:
Число реальных тарелок определяется с учетом эффективности
выбранного типа тарелок
где η коэффициент
полезного действия тарелки, в данном случае ведется расчет для клапанной
тарелки η = 0,35
Для определения количества тарелок в концентрационной части
колонны используем уравнение Фенске:
, (10)
В качестве i-го и (i +1) - го компонентов следует принимать распределенные
компоненты, т.е. х¢i,D> 0, х¢i+1,D> 0, х¢I,W > 0, х¢i+1,W >0. Для расчёта
используем концентрации н-бутана и изо-пентана.
Следовательно, концентрационная секция колонны должна иметь
16 тарелок, а отгонная - 21.
3.5
Материальный баланс колонны
Расчет производим исходя из уравнения материального баланса
(11),
где - сырье, кг/ч;
- дистиллят, кг/ч;
- остаток, кг/ч.
Производим пересчет сырья в мольные концентрации.
Средний молекулярный вес сырья:
=58,91 г./моль
Принимаем: индекс относится к остатку; индекс - к дистилляту; индекс 1,2,3,4,5,6,7 - к компонентам.
Принимаем степени извлечения пропана в дистилляте 0,9, исходя из
требований на пропановую фракцию не менее 85%, степень извлечения изобутана в остатке 0,9 - содержание не
более 60%.
Составим материальный баланс колонны, по дистилляту используя
следующие формулы:
, (12)
где - массовое количество i - компонента, кг/час;
- степень извлечения i-компонента;
- количество i - компонента в
дистилляте, кг/час.
Среднюю молекулярную массу дистиллята рассчитываем по формуле:
, (13)
где - мольная доля i - компонента;
- молекулярная масса i -
компонента кг/моль;
- средняя молекулярная масса дистиллята, кг/моль.
Mассовая доля i-компонента в
дистилляте определяется по формуле:
, (14)
где - количество i - компонента в дистилляте, кг/час.
Расчеты приведены в таблицу 10.
Таблица 10 - Материальный баланс колонны по дистилляту
|
Степень
извлечения i-компонента,Массовое количество i - компонента, кг/чКоличество i - компонента
|
Массовая доля i - компонента, Мольная доля i - компонента,
|
|
|
|
С2Н6
|
1
|
37,5000
|
37,5
|
0,001
|
0,0005
|
С3Н8
|
0,9
|
120487,5000
|
108438,8
|
0,98
|
0,98
|
i-С4Н10
|
0,1
|
29775,0000
|
2977,5
|
0,02
|
0,02
|
С4Н10
|
0
|
113887,5000
|
0
|
0,00
|
0
|
i-С5Н12
|
0
|
34200,0000
|
0
|
0,00
|
0
|
С5Н12
|
0
|
43237,5000
|
0
|
0,00
|
0
|
С6Н14
|
0
|
33375,0000
|
0
|
0,00
|
0
|
|
|
375000,0000
|
111453,8
|
1,00
|
1
|
Материальный баланс колонны по остатку по формуле:
, (15)
Где - массовое количество i - компонента, кг/час;
- степень извлечения i-компонента;
- количество i-компонента в
остатке, кг/час.
- молекулярная масса i -
компонента кг/моль.
Массовое содержание i - компонента в
остатке рассчитывается по формуле:
, (16)
где - массовая доля i - компонента;
- количество i-компонента в
остатке, кг/час.
Среднюю молекулярную массу остатка рассчитываем по формуле:
, (17)
где - мольная доля i - компонента;
- молекулярная масса i -
компонента кг/моль;
- средняя молекулярная масса остатка, кг/моль;
Расчеты приведены в таблице 11
Таблица 11 - Материальный баланс колонны по остатку
Степень извлечения i-компонента Массовое количество i - компонента, кг/чКоличество i-компонента в
остатке, кг/час.Мольная доля i - компонента,
Массовая доля i - компонента,
|
|
|
|
|
|
С2Н6
|
30
|
0
|
37,5000
|
0
|
0,000
|
0,000
|
С3Н8
|
44
|
0,1
|
120487,5000
|
12048,75
|
0,048
|
0,048
|
i-С4Н10
|
58
|
0,9
|
26797,5
|
0,106
|
0,106
|
С4Н10
|
58
|
0,9
|
113887,5000
|
113887,7
|
0,406
|
0,406
|
i-С5Н12
|
72
|
1
|
34200,0000
|
34200
|
0,136
|
0,136
|
С5Н12
|
72
|
1
|
43237,5000
|
43237,5
|
0,171
|
0,171
|
С6Н14
|
86
|
1
|
33375,0000
|
33375
|
0,132
|
0,132
|
|
|
|
375000,0000
|
263546,25
|
1,000
|
1,000
|
= 111453,8+263546,25=375000 кг.
3.6
Определение температуры верха и низа колонны
Для расчёта температуры верха колонны используем уравнение
изотермы паровой фазы:
, (18)
где - константа фазового равновесия i-го компонента при температуре верха:
(19),
где - давление насыщенных паров i-го компонента при tв;
- давление в верхней части колонны;
(20),
где - содержание i-компонентов в дистилляте;
- константа фазового равновесия i-го компонента при температуре верха.
Давление насыщенных паров определяется по уравнению Антуана:
, (21)
где Аi, Вi, Сi - константы, приведены в таблице 9;
t - температура, °С.
Таблица 12 - Константы уравнения Антуана [6]
Компонент
|
A
|
B
|
C
|
С2Н6
|
6,58
|
756,60
|
267,60
|
С3Н8
|
6,67
|
819,70
|
253,10
|
и-С4Н10
|
6,75
|
882,80
|
240,00
|
С4Н10
|
6,83
|
945,90
|
240,00
|
и-С5Н12
|
6,78
|
1020,01
|
233,10
|
С5Н12
|
6,89
|
1075,82
|
233,36
|
С6Н14
|
6,88
|
1171,53
|
224,37
|
Давление πв определяется с учетом перепада давления на
тарелках
πв = πэв - = 10530 мм рт. ст.
принимаем = 5 мм рт. ст.
Подбор температуры верха по уравнению изотермы паровой фазы проводится
методом последовательных приближений. Результаты расчёта приведены в таблице
13.
Таблица 13 - Результаты расчета температуры верха колонны
№ п/п Компоненты Константа фазового равновесия i-го компонента при температуре низа
колонны .Давление насыщенных паров i-го компонента при
мм рт. ст.Температура верха колонны, °С
|
|
|
|
|
1
|
С2Н6
|
3,2982
|
35340,4691
|
0,0003
|
61
|
2
|
С3Н8
|
2,2254
|
23511,7185
|
0,8686
|
|
3
|
и-С4Н10
|
1,4420
|
15234,9151
|
0,0649
|
|
4
|
С4Н10
|
1,1425
|
12070,8246
|
0,0659
|
|
5
|
и-С5Н12
|
0,5511
|
5822,7796
|
0,0002
|
|
6
|
С5Н12
|
0,4595
|
4854,5579
|
0,0001
|
|
7
|
С6Н14
|
0,1940
|
2049,3604
|
0,0000
|
|
|
Сумма
|
|
|
|
|
В результате расчета температура верха колонны = 61 °С
Для расчёта температуры низа колонны используется уравнение
изотермы жидкой фазы:
, (22)
где Кi -
константа фазового равновесия i-го
компонента при температуре низа колонны:
Кi =
Pi / pн, (23)
где pн -
давление в нижней части колонны.
πн = πэв + = 10565 мм рт. ст.
Расчёт температуры низа колонны проводится методом
последовательных приближений, результаты представлены в таблице 14.
Таблица 14 - Результаты расчета температуры низа колонны
№ п/п Компоненты Константа фазового равновесия i-го компонента при температуре низа
колонны Давление насыщенных паров i-го компонента при ,
мм рт. ст.Температура верха колонны tн,°С
|
|
|
|
|
1
|
С2Н6
|
1,7990
|
18943,6993
|
0.0000
|
104
|
2
|
С3Н8
|
1,0701
|
11268,5124
|
0.1780
|
|
3
|
и-С4Н10
|
0,6134
|
6459,0841
|
0.1447
|
|
4
|
С4Н10
|
0,4571
|
4813,1625
|
0.5272
|
|
5
|
и-С5Н12
|
0,1963
|
2067,2931
|
0.0641
|
|
6
|
С5Н12
|
0,1549
|
1631,5456
|
0.0675
|
|
7
|
С6Н14
|
0,0553
|
582,2464
|
0.0184
|
|
|
Сумма
|
|
|
1.0000
|
|
В результате расчета температуры низа колонны =104 °С.
3.7
Расчет флегмового числа
Для определения флегмового числа используем уравнения
Андервуда [4], принимая неизменным вес паров в концентрационной части колонны:
, (24)
, (25)
где ai - относительная летучесть i - го компонента,
q - корень уравнения Андервуда,
Rмин -
минимальное флегмовое число,
q - величина, характеризующая физическое состояние питания - доля
питания, поступающего в виде жидкости
Подача сырья в колонну может осуществляться:
а) в виде кипящей жидкости (е¢ = 0), q =1, 1 - q = 0 = е¢,
б) в виде насыщенных паров (е¢ = 1), q = 0, 1 - q = 1 = е¢,
в) в виде жидкости, недогретой до температуры кипения q > 1, 1 - q < 0,
г) в виде перегретых паров q < 0, 1 - q >1,
д) в виде парожидкостной смеси 0 < е¢ <1, 1 - q = е¢.
Корни q определяются
из первого уравнения, их число определяется числом компонентов смеси (для
расчёта Rмин - используют значение q, лежащее в интервале между значениями относительных летучестей
распределённых компонентов).
Результаты решений уравнения Андервуда сведены в таблицу 15.
Таблица 15 - Результаты решений уравнения Андервуда
ai
|
21.2265
|
13.6141
|
8.4764
|
6.5803
|
3.0561
|
2.5019
|
1
|
θi
|
21.2231
|
9.7587
|
7.8068
|
3.3565
|
2.6652
|
|
-
|
Rmin
|
1.9591
|
2.2823
|
0.4957
|
-0.9385
|
-0.9997
|
|
-
|
Получаем корень уравнения Андервуда q=9,7587; минимальное
флегмовое число Rмин. = 2,2823
Реальное флегмовое число определяется по соотношению:
R = 1,35´Rmin + 0,35= 3,4310
Паровое минимальное орошение Smin рассчитывается по
уравнению:
, (26)
Реальное паровое орошение в колонне целесообразно находить из
теплового баланса или по уравнению:
3.8
Определение материальных потоков в колонне
Количество дистиллята:
D = F´ε =
375000´0,2972= 111453,75 кг/ч.
Количество остатка:
W = F - D = 375000 -111327,59= 263672,41 кг/ч.
При составлении тепловых балансов энтальпии потоков
определяются по формулам Крэга:
для жидкости
, (27)
для паров
, (28)
Плотность потоков может быть определена по эмпирической формуле Крэга:
, (29)
Список
источников
сжиженный газ технологический ректификация
1. Бусыгина
Н.В., Бусыгин И.Г. Технология переработки природного газа и газового
конденсата. О.: ИПК «Газпромпечать», 2002 г.
2. Балыбердина
И.Т. Физические методы переработки и использование газа. М. «Недра», 1988 г.
. Введенский
А.А. Термодинамические расчеты нефтехимических процессов. Л.: «Гостоптехиздат»,
1960 г. - 576 с.
. Кузнецов
А.А, Кагерманов С.М, Судаков Е.Н. Расчеты процессов и аппаратов
нефтеперерабатывающей промышленности. М.: «Химия», 1966 г. - 336 с.
. Мурин
В.И., Кисленко Н.Н., Сурков Ю.В. Технология переработки природного газа и
конденсата. Справочник. В 2 ч. М: ООО «Недра - Бизнесцентр» 2002 г. - Ч. 1 -517
с.
. Рид
Р. Свойства газов и жидкостей. Л.: «Химия», 1982 г. -592 с.
. Сарданашвили
А.Г., Львова А.Н. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и газа. М.:
Химия, 1980 г.
. Кикоин
И.К. Справочник. Таблица физических величин, М.: «Автомиздат», 1976 г. - 1008
с.
9. Рыбкин
С.А. Вентиляционные установки машиностроительных заводов, М.: «Машгиз», 1960