Расчет ректификационной колонны непрерывного действия

Размещено на http://www.allbest.ru/

Содержание

Введение

1. Постановка задачи

2. Описание технологических схем установки «Деэтанизация бензина»

2.1 Характеристика сырья и готовой продукции

2.2 Описание технологической схемы установки «Деэтанизация бензина»

3. Расчет ректификационной колонны

3.1 Определение материального баланса всей колонны

3.2 Определение режима колонны

3.2.1 Определение давления в колонне

3.2.2 Определение температуры верха колонны

3.2.3 Определение давления низа колонны

3.2.4 Определение температуры низа колонны

3.2.5 Расчет коэффициентов относительной летучести

4. Расчет доли отгона и состава жидкой и паровой фаз сырья при подаче его в колонну

5. Расчет режима полного орошения

6. Режим минимального орошения

7. Расчет элементов ректификации укрепляющей части колонны при рабочем флегмовом числе

8. Расчет элементов ректификации отгонной части колонны при рабочем паровом числе

9. Расчет питательной секции колонны

10. Расчет количества холодного орошения

11. Расчет тепловой нагрузки кипятильника колонны и количества парового орошения в низу ее отгонной части

12. Основные размеры колонны

12.1 Определение диаметра колонны

12.2 Определение высоты колонны

12.3 Расчет диаметра штуцеров

13. Расчет на прочность ректификационной колонны

13.1 Расчет на прочность

14. Расчет днищ колонны

14.1 Расчет толщины нижнего днища

14.2 Расчет толщины верхнего днища

15. Проведение гидроиспытания

16. Расчет аппарата на действие ветровой нагрузки

16.1 Геометрические и весовые характеристики аппарата

16.2 Расчет аппарата на ветровую нагрузку

16.3 Расчетная ветровая нагрузка

16.4 Ветровая нагрузка на площадку

16.5 Общие ветровые моменты

16.6 Расчет на резонанс

16.7 Определение напряжений в сварном шве, соединяющим аппарат с опорой при гидроиспытании

16.8 Напряжения, передаваемые опорным кольцом на фундамент колонны

16.9 Расчет опорного кольца

16.10 Расчет фундаментных болтов

Список использованной литературы

Введение

Ректификация - массообменный процесс, который осуществляется в большинстве случаев в противоточных колонных аппаратах с контактными элементами (насадки, тарелки). Существует ряд особенностей процесса ректификации (различное соотношение нагрузок по жидкости и пару в нижней и верхней частях колонны, переменные по высоте колонны,физические свойства фаз и коэффициент распределения, совместное протекание процессов массо- и теплопереноса), все это осложняет расчет. Одна из сложностей заключается в отсутствии обобщенных закономерностей для расчета кинетических коэффициентов процесса ректификации.

1. Постановка задачи

Рассчитать ректификационную колонну непрерывного действия многокомпонентной смеси с производительностью по сырью 36500кг/ч, состав сырья приведен в таблице 2.1., составы готовой продукции (ШФЛУ и фракции этановой) приведены соответственно в табл.2.2 и табл.2.3. Содержание пропана С3Н8 в дистилляте должно быть не ниже 20% весовых или 0,151 мольных долей, а содержание этана в остатке не должно превышать 3% весовых или 0,055 мольных долей.

Состав сырья, поступающего в колонну:

Таблица 1.1

№п/п	Компонент	Молекулярная масса, М	% весовые	Массовые доли	Моли, % / М	Мольные доли
1	СН4	16	0,33	0,0033	0,021	0,01
2	С2Н6	30	10,8	0,108	0,36	0,1755
3	С3Н8	44	36,77	0,3677	0,836	0,4073
4	iС4Н10	58	10,9	0,109	0,188	0,0916
5	nС4Н10	58	25,03	0,2503	0,431	0,2104
6	iС5Н12	72	6,45	0,0645	0,09	0,0437
7	nС5Н12	72	5,94	0,0594	0,083	0,0402
8	С6Н14	86	3,78	0,0378	0,044	0,0214
У	-	-	100,00	1,00	2,053	?1,00

Состав готовой продукции (ШФЛУ):

Таблица 1.2

№п/п	Компонент	Молекулярная масса, М	%весовые	Массовые доли	Моли, % / М	Мольные доли
1	СН4	16	0,00	0,00	0,00	0,00
2	С2Н6	30	3,00	0,03	0,1	0,055
3	С3Н8	44	35,00	0,35	0,795	0,435
4	iС4Н10	58	14,00	0,14	0,241	0,131
5	nС4Н10	58	23,00	0,23	0,396	0,216
6	iС5Н12	72	5,00	0,05	0,069	0,0378
7	nС5Н12	72	5,00	0,05	0,069	0,0378
8	С6Н14	86	15,00	0,15	0,174	0,095
У	-	-	100,00	1,00	1,817	?1,00

Состав готовой продукции (Фракция этановая):

Таблица 1.3

№п/п	Компонент	Молекулярная масса, М	% весовые	Массовые доли	Моли, % / М	Мольные доли
1	2	3	4	5	6	7
1	СН4	0,00	12	0,12	0,75	0,218
2	С2Н6	0,00	65	0,65	2,17	0,631
3	С3Н8	41,00	22,9	0,229	0,52	0,151
4	iС4Н10	11,3	0,1	0,001	0,0018	0,0005
5	nС4Н10	28,5	0,00	0,00	0,00	0,00
6	iС5Н12	6,65	0,00	0,00	0,00	0,00
7?	nС5Н12	6,94	0,00	0,00	0,00	0,00
8	С6Н14	5,61	0,00	0,00	0,00	0,00
У	-	-	100,00	1,00	3,44	?1,00

Требуется определить: давление и температуру верха колонны, зоны питания, низа колонны; рассчитать элементы ректификации укрепляющей и отгонной частей колонны, геометрические параметры колонны. Произвести прочностной расчет элементов колонны. Подобрать теплообменник (рибойлер), который должен будет обеспечить заданный режим работы ректификационной колонны. Произвести технологический и прочностной расчеты теплообменника.

2. Описание технологических схем установки «Деэтанизация бензина»

2.1 Характеристика сырья и готовой продукции

На Нефтегорский газоперерабатывающий завод поступает пять потоков нефтяного газа, их составы приведены в табл . 3.3. После очистки от сероводорода и двуокиси углерода газ поступает на компримирование и «осушку», а выпавший углеводородный конденсат при этом направляется в колонну - деэтанизатор на установке «Деэтанизация бензина» для разделения на фракцию этановую и широкую фракцию легких углеводородов (ШФЛУ). Состав и характеристика углеводородного конденсата приведены в табл. 3.4, 3.10. Готовая продукция: этановая фракция и ШФЛУ должны соответствовать ТУ, которые приведены в табл.3.1, 3.2.

Таблица 2.1 Этановая фракция по ТУ 38- 101489-94.

№п/п	Наименование показателя	Марка А	Марка Б
1	2	3	4
1 2 3	Массовая доля компонента, %: метан , не более этан, не менее пропан, не более сумма углеводородов С4 и выше, не более Массовая доля СО2, %, не более Массовая доля Н2S, %, не более	2,0 95,0 3,0 отс. 0,02 0,002	20,0 60,0 не норм. 2,0 - 0,002

ШФЛУ по ТУ 38.101524-93.

Таблица 2.2

№п/п	Наименование показателя	Марка А	Марка Б
1	2	3	4
1 2 3 4	Массовая доля компонентов,% сумма С1 - С2, не более пропан, не менее сумма С4 - С5, не менее сумма С6 и выше, не более Массовая доля Н2S и меркаптановой серы, не более%, в том числе Н2S, не более Содержание свободной воды и щелочи Внешний вид	3,0 15,0 45,0 15,0 0,025 0,003 отс б/ц	5,0 - 40,0 30,0 0,05 0,003 отс б/ц

2.2 Описание технологической схемы установки «Деэтанизация бензина»

Сырье, углеводородный конденсат, с установки НТК (низкотемпературной конденсации) поступает в сырьевые теплообменники Т - 3/1-5, где нагревается до температуры питания 50 - 60°С за счет тепла нижнего продукта, ШФЛУ (широкой фракции легких углеводородов), деэтанизатора , колонны К - 5/2. Сырье поступает в межтрубное пространство теплообменников, а нижний продукт колонны - в трубное. Далее сырье подается на 15 тарелку колонны, предусмотрена подача и на 12 тарелку, где за счет ректификации происходит разделение сырья на фракцию этановую и ШФЛУ(широкую фракцию легких углеводородов). Парогазовая смесь (ПГС) с верха колонны К - 5/2 с температурой 15 - 30°С поступает в трубное пространство испарителей И - 3/9-12. Где охлаждается до 6 - 10°С за счет холода жидкого аммиака. Газожидкостная смесь (ГЖС) из испарителей И - 3/9-12 направляется в рефлюксные емкости Е - 28/1-2, в которых происходит отделение жидкой фазы (рефлюкса) от газовой (этановой фракции). Этановая фракция из емкостей Е - 28/1-2 через регулирующий клапан направляется на ГРП (газораспределительный пункт) и далее потребителю. Рефлюкс из емкостей Е - 28/1-2 прокачивается на верх колонны на орошение. Жидкая фаза, стекая по тарелкам вниз, собирается на «глухой» тарелке, с которой самотеком поступает в межтрубное пространство рибойлеров Р - 3/3-6. В трубное пространство рибойлеров поступает острый водяной пар с давлением 6 - 8 кгс/см2. Парожидкостная смесь (ПЖС) из рибойлеров поступает в кубовую часть под «глухую» тарелку. Пары поднимаются вверх, а жидкая фаза (ШФЛУ) охлаждается в теплообменниках Т - 3/1-5 и через регулирующий клапан направляется в товарный парк.

Состав углеводородного конденсата, поступающего в «деэтанизатор» с установки низкотемпературной конденсации (НТК).

Таблица 2.4

№п/п	Компонент	Молекулярная масса, М	% весовые	Массовые доли	Моли, % / М	Мольные доли
1	СН4	16	0,33	0,0033	0,021	0,01
2	С2Н6	30	10,8	0,108	0,36	0,1755
3	С3Н8	44	36,77	0,3677	0,836	0,4073
4	iС4Н10	58	10,9	0,109	0,188	0,0916
5	nС4Н10	58	25,03	0,2503	0,431	0,2104
6	iС5Н12	72	6,45	0,0645	0,09	0,0437
7	nС5Н12	72	5,94	0,0594	0,083	0,0402
8	С6Н14	86	3,78	0,0378	0,044	0,0214
У	-	-	100,00	1,00	2,053	?1,00

Состав готовой продукции (ШФЛУ):

Таблица 2.5

№п/п	Компонент	Молекулярная масса, М	%весовые	Массовые доли	Моли, % / М	Мольные доли
1	2	3	4	5	6	7
1	СН4	16	0,00	0,00	0,00	0,00
2	С2Н6	30	3,00	0,03	0,1	0,055
3	С3Н8	44	35,00	0,35	0,795	0,435
4	iС4Н10	58	14,00	0,14	0,241	0,131
1	2	3	4	5	6	7
5	nС4Н10	58	23,00	0,23	0,396	0,216
6	iС5Н12	72	5,00	0,05	0,069	0,0378
7	nС5Н12	72	5,00	0,05	0,069	0,0378
8	С6Н14	86	15,00	0,15	0,174	0,095
У	-	-	100,00	1,00	1,817	?1,00

Состав готовой продукции (Фракция этановая):

Таблица 2.6

№п/п	Компонент	Молекулярная масса, М	% весовые	Массовые доли	Моли, % / М	Мольные доли
1	2	3	4	5	6	7
1	СН4	16	12	0,12	0,75	0,218
2	С2Н6	30	65	0,65	2,17	0,631
3	С3Н8	44	22,9	0,229	0,52	0,151
4	iС4Н10	58	0,1	0,001	0,0018	0,0005
5	nС4Н10	58	0,00	0,00	0,00	0,00
6	iС5Н12	72	0,00	0,00	0,00	0,00
7	nС5Н12	72	0,00	0,00	0,00	0,00
8	С6Н14	86	0,00	0,00	0,00	0,00
У	-	-	100,00	1,00	3,44	?1,00

Технологические параметры установки «Деэтанизация бензина».

Таблица 2.7

№п/п	Наименование аппарата	Ед. изм.	Технологическая норма
1	2	3	4
1	Деэтанизатор К - 5/2
	· температура входа сырья	°С	50 - 60
	· давление	кгс/см2	28 - 31
	· температура низа	°С	90 - 108
	· температура верха	°С	15 - 30
2	Емкость Е - 28/1-2
	· температура рефлюкса	°С	6 - 10
	· давление	кгс/см2	30 - 31
3	Рибойлер Р - 3/3-6
	· давление острого пара	кгс/см2	6 - 8
	· давление отработанного пара	кгс/см2	2,5
4	Испаритель И - 3/9-12
	· давление	кгс/см2	28 - 31
	· температура входа	°С	15 - 30
	· температура выхода	°С	6 - 10
5	Теплообменник Т - 3/1-5
	ШФЛУ
	· температура входа	°С	90 - 108
	· температура выхода	°С	20 - 40
	Углеводородный конденсат
	· температура входа	°С	15 - 30
	· температура выхода	°С	50 - 60

3. Расчет ректификационной колонны

Расчет ректификационной колонны сводится к определению ее основных геометрических размеров - диаметра и высоты. Оба параметра в значительной мере определяются гидродинамическим режимом колонны, который, в свою очередь, зависит от скоростей и физических свойств фаз.

Рассчитаем часовой расход каждого компонента в колонну. Средняя молекулярная масса сырья определяется по формуле [1, стр.7]:

Мср.= ?Мi х с/i

Таблица 3.1

№ компонента	Компоненты сырья	Молекулярная масса, М	Состав сырья в мольных долях, с/i	Мi х с/i	Состав сырья в массовых долях, ci= (Мiхс/I)/ ?Мi х с/i	Количество сырья
						кг/ч	кмоль/ч
1	2	3	4	5	6	7	8
1	СН4	16	0,01	0,16	0,0033	120,45	7,528
2	С2Н6	30	0,1755	5,265	0,108	3942	131,4
3	С3Н8	44	0,4073	117,92	0,3677	13421,05	305
4	iС4Н10	58	0,0916	5,3128	0,109	3978,5	68,59
5	nС4Н10	58	0,2104	12,2032	0,2503	9135,95	157,52
6	iС5Н12	72	0,0437	3,1464	0,0645	2354,25	32,7
7	nС5Н12	72	0,0402	2,8944	0,0594	2168,1	30.1
8	С6Н14	86	0,0214	1,8404	0,0378	1379,7	16,0
?	-		?1,00	Мср.= 48,7422	1,00	36500	748,838

Ввиду незначительного допускаемого содержания СН4 в остатке, пренебрегаем им. Содержание С2Н6 в остатке в соответствии с регламентом установки не должно превышать 3% весовых или 0,055 массовых долей в остатке, а содержание С3Н8 должно быть не менее 20% весовых или 0,151 массовых долей в дистилляте. Содержанием компонентов iC4H10, nC4H10, iC5H12, nC5H12, C6H14 в дистилляте пренебрегаем ввиду их отсутствия.

Для удобства расчет проведем для 100кмоль сырья. Составы выражены в мольных долях.

Принимаем, что:

Х/R1 = 0
iY/D4 = 0
nY/D4 = 0
iY/D5 = 0
nY/D5 = 0
Y/D6 = 0

Принимаем, что:

Х/R1 = 0
Y/D4 = 0
Y/D5 = 0
Y/D6 = 0
Y/D7 = 0
Y/D8 = 0

Х/, Y/ - мольные доли компонентов соответственно в жидкости и парах.

R - индекс относится к остатку

D - индекс относится к дистилляту

1,2,…,8 - соответственно к метану, этану, пропану, i-бутану, n-бутану, i-пентану, n-бутану, гексану.

3.1 Определение материального баланса всей колонны

Уравнение материального баланса для всей колонны по общему количеству молей потоков и по каждому компоненту:

G = D + R	(4.1)
G х c/1 = DхY/D1 + RхX/R1	(4.2)
G х c/2 = DхY/D2 + RхX/R2	(4.3)
G х c/3 = DхY/D3 + RхX/R3	(4.4)
G х c/4 = DхY/D4 + RхX/R4	(4.5)
G х c/5 = DхY/D5 + RхX/R5	(4.6)
G х c/6 = DхY/D6 + RхX/R6	(4.7)
G х c/7 = DхY/D7 + RхX/R7	(4.8)
G х c/8 = DхY/D8 + RхX/R8	(4.9)

Подставим в эти уравнения известные нам величины:

100 х 0,01 = DхY/D1 + (100 - D) х 0	(4.10)
100 х 0,1755 = DхY/D2 + (100 - D) х 0,055	(4.11)
100 х 0,4073 = D х 0,151 + (100 - D) х X/R3	(4.12)
100 х 0,0916 = D х 0 + (100 - D) х iX/R4	(4.13)
100 х 0,2104 = D х 0 + (100 - D) х nX/R4	(4.14)
100 х 0,0437 = D х 0 + (100 - D) х iX/R5	(4.15)
100 х 0,0402 = D х 0 + (100 - D) х nX/R5	(4.16)
100 х 0,0214 = D х 0 + (100 - D) х X/R6	(4.17)

X/R2 + X/R3 + iX/R4 + nX/R4 + iX/R5 + nX/R5 + X/R6 = 1,00, X/R2 = 0,055 по условию

1 - 0,055 = X/R3 + iX/R4 + nX/R4 + iX/R5 + nX/R5 + X/R6

81,46 = D х 0,151 + (100 - D) х 0,945

D = 16,42 кмоль на 100кмоль сырья

R = 100 - 16,42 = 83,58 кмоль на 100 кмоль сырья

Находим значения X/ и Y/ для всех компонентов:

100 х 0,01 = 16,42 х Y/D1

Y/D1 = 0,061

100 х 0,1755 = 16,42 х Y/D2 + (100 - 16,42) х 0,055

Y/D2 = 0,79

100 х 0,4073 = 16,42 х 0,151 + (100 - 16,42) х X/R3

X/R3 = 0,4576

100 х 0,0916 = (100 - 16,42) х iX/R4

iX/R4 = 0,11

100 х 0,2104 = (100 - 16,42) х nX/R4

nX/R4 = 0,252

100 х 0,0437 = (100 - 16,42) х iX/R5

iX/R5 = 0,052

100 х 0,0402 = (100 - 16,42) х nX/R5

nX/R5 = 0,048

100 х 0,0214 = (100 - 16,42) х X/R6

X/R6 = 0,025

? X/Ri = 1,00

Данные о составах и количествах дистиллята и остатке сведем в таблицу 3.2.

Таблица 3.2

Компоненты	Сырье, кмоль	Дистиллят	Остаток
		DхX/Di	Y/Di = X/Di	RхX/Ri	X/Ri
СН4	1,00	1,00	0,061	-	-
С2Н6	17,55	12,97	0,79	4,6	0,055
С3Н8	40,73	2,48	0,151	38,25	0,4576
iС4Н10	9,16	-	-	9,19	0,11
nС4Н10	21,04	-	-	21,06	0,252
iС5Н12	4,37	-	-	4,35	0,052
nС5Н12	4,02	-	-	4,01	0,048
С6Н14	2,14	-	-	2,1	0,025
?	100,00	16,42	?1,00	83,58	?1,00

3.2 Определение режима колонны

3.2.1 Определение давления в колонне

Технологический режим емкости орошения соответствует следующим параметрам:

t = 100C, T = 283K

P = 28 кгс/см2 = 2,8 Мпа

Проверим равенство уравнения фаз:

? ki х X/Di = 1

Константы фазового равновесия определим по номограмме [2], приложение 10:

Таблица 3.3

Компоненты дистиллята	ki при T = 283K, P = 2,8МПа	Y/Di = X/Di, из табл. 3.2	ki х X/Di
СН4	5,0	0,061	0,305
С2Н6	0,83	0,79	0,66
С3Н8	0,29	0,151	0,044
?	-	1,00	1,00

С учетом гидравлических потерь в трубопроводе от колонны до емкости орошения, давление на верху колонны принимаем на 0,02х106 Па больше давления П0, т.е.

ПD = П0 + 0,02х106 = 2,8х106 + 0,02х106 = 2,82 Мпа = 28,2 кгс/см2.

ПD = 2,82 Мпа = 28,2 кгс/см2.

3.2.2 Определение температуры верха колонны

Температуру верха колонны TD определим методом постоянного приближения по уравнению равновесия фаз:

? Y/Di / ki = 1

где Y/Di - мольные доли компонентов в паровой фазе,

ki - константа фазового равновесия, определяем по номограмме [2], приложение 10.

Путем подбора при

TD = 250С = 298К

константы фазового равновесия ki для давления 2,82 Мпа, будучи подставлены в это уравнение, превращают его в тождество.

TD = 250С = 298К

Таблица 3.4

Компоненты дистиллята	ki при T = 298K,(250С) P = 2,82МПа	Y/Di = X/Di, из табл. 3.2	Y/Di / ki
СН4	5,6	0,061	0,0108
С2Н6	1,26	0,79	0,627
С3Н8	0,42	0,151	0,36
?	-	1,00	1,00

3.2.3 Определение давления низа колонны

Учитывая гидравлическое сопротивление тарелок, принимаем давление низа колонны на 0,04х106Па больше давления ПD, т.е.

ПR = ПD + 0,04х106 = 2,82 + 0,04х106 = 2,86х106 Па

ПR = 2,86х106 Па

3.2.4 Определение температуры низа колонны

Температуру TR низа колонны определяем методом постепенного приближения по уравнению равновесия фаз:

? ki х X/Ri = 1

[1], стр.11

Путем подбора такого ее значения, при котором константы фазового равновесия ki для давления ПR = 2,86х106 Па, будучи подставлены в это уравнение, превращают его в тождество. Такая температура равна TR = 940С.

Таблица 4.5

Компоненты дистиллята	ki при TR = 940С (367K) P = 2,86МПа	X/Ri, из табл.3.2	ki х X/Ri
1	2	3	4
С2Н6	2,9	0,055	0,16
С3Н8	1,32	0,4576	0,6
iС4Н10	0,68	0,11	0,0748
1	2	3	4
nС4Н10	0,54	0,252	0,136
iС5Н12	0,27	0,052	0,014
nС5Н12	0,23	0,048	0,011
С6Н14	0,125	0,025	0,003
?	-	?1,00	?1,00

3.2.5 Расчет коэффициентов относительной летучести

При известных для разных уровней колонны давлениях и температурах рассчитаем коэффициенты относительной летучести компонентов. За эталонный компонент, т.е. компонент с относительной летучестью, равный единице, примем нормальный бутан, пятый компонент исходной системы.

Давление в питательной секции колонны примем равным среднеарифметическому между ПD и ПR:

Пf = (ПD + ПR) / 2

Пf = (2,82 + 2,86) / 2 = 2,84 Мпа

Пf = 2,84 Мпа

Коэффициент относительной летучести для любого компонента вычислим по следующей формуле: [1], стр.11

бi = ki / k4

Для укрепляющей части колонны находим среднее значение коэффициента относительной летучести по формуле: [1], стр.11

бср. = 0,5(бiD + бif),

где бiD - коэффициент относительной летучести данного компонента при температуре ТD = 250С (298 K) и давлении ПD = 2,82 МПа, бif - коэффициент относительной летучести ввода сырья в колонну при Тf = 560С (329 К) и Пf = 2,84 МПа.

Для отгонной части колонны среднее значение коэффициента относительной летучести вычислим по формуле [1], стр.12:

бср. = 0,5(бiR + бif),

где бiR - коэффициент относительной летучести данного компонента при температуре ТR = 940С (367 K) и давлении ПR = 2,86 МПа.

Полученные значения коэффициентов относительной летучести для всех компонентов исходной системы сведем в таб.4.6.

Таблица 3.6

Компоненты	Укрепляющая часть	Отгонная часть
	ki при Тf=560С (329K) Пf =2,84 МПа.	бif при Тf=560С (329K) Пf =2,84 МПа.	ki при ТD=250С (298K) ПD=2,82 МПа.	бiD при ТD=250С (298K) ПD=2,82 МПа.	бiср	ki при ТR=940С (367K) ПR=2,86 МПа.	бif при ТR=940С (367K) ПR=2,82 МПа.	бif
СН4	7,0	24	5,6	41,5	32,75	8,0	14,8	19,4
С2Н6	2,0	6,9	1,26	9,3	8,1	2,9	5,4	6,15
С3Н8	0,8	2,76	0,42	3,1	2,93	1,32	2,44	2,6
iС4Н10	0,41	1,41	0,2	1,48	1,445	0,68	1,26	1,34
nС4Н10	0,29	1	0,135	1	1	0,54	1	1
iС5Н12	0,14	0,48	0,061	0,45	0,465	0,27	0,5	0,49
nС5Н12	0,125	0,43	0,046	0,34	0,385	0,23	0,42	0,425
С6Н14	0,05	0,17	0,018	0,13	0,15	0,125	0,29	0,2

4. Расчет доли отгона и состава жидкой и паровой фаз сырья при подаче его в колонну

Мольную долю отгона е/ исходного сырья и состава фаз при Т = 560С (329К) и давлении 2,84 МПа будем рассчитывать методом Трегубова по формулам [1], стр.12:

У X/i = У C/i /(1+е/ х(ki - 1)) = 1 8 8

У Y/i = У ki хX/i = 1

путем подбора такого значения е/, при котором удовлетворяются эти равенства. При подборе мольной доли отгона е/, самым оптимальным значением е/, которое удовлетворяет приближенно обоим равенствам, является е/ = 0,11.

Результаты расчета занесем в табл.4.1.

Таблица 4.1

Компоненты сырья	Состав сырья, С/i	ki при Тf=560С (329K) Пf =2,84 МПа.	1+е/ х(ki - 1) е/ = 0,11	X/i = C/i /(1+е/(ki-1))	Y/i = ki хX/i
СН4	0,01	7,0	1,66	0,006	0.042
С2Н6	0,1755	2,0	1,11	0,158	0,32
С3Н8	0,4073	0,8	0,978	0,416	0.34
iС4Н10	0,0916	0,41	0,935	0,098	0,041
nС4Н10	0,2104	0,29	0,922	0,228	0,07
iС5Н12	0,0437	0,14	0,905	0.048	0,007
nС5Н12	0,0402	0,125	0,904	0,044	0,0055
С6Н14	0,0214	0,05	0,896	0,024	0,0012
У	1,00	-	-	?1,00	?1,00

5. Расчет режима полного орошения

Режим полного (бесконечно большого ) орошения колонны является одним из предельных, теоретически возможных случаев работы колонны. При этом колонна будет иметь минимальное число теоретических тарелок. Для разделения исходной системы на продукты примерно одного итого же состава в условиях оптимального орошения требуется приблизительно вдвое больше теоретических тарелок, чем при полном орошении.

Расчет режима полного орошения состоит в определении количества и составов верхнего и нижнего продуктов колонны на основе заданных условий. Для нашего случая условия разделения заданы содержанием С3Н8 в дистилляте (Y/D3 ? 0,151) и содержанием С2Н6 в остатке (X/R2 ? 0,055). Число степеней проектирования f находим по формуле [1], стр.13:

f = Z + 2,

где Z - число нулевых концентраций компонентов в продуктах разделения.

Z = 0 - не задано, поэтому f = 2. Это означает , что для расчета режима полного орошения должны быть заданы какие - либо две концентрации: Y/D3 ? 0,151 и X/R2 ? 0,055, следовательно задача полностью определена. Определим составы верхнего и нижнего продуктов колонны по всем компонентам исходной системы, согласно соотношениям Багатурова. В расчетах коэффициенты относительной летучести компонентов возьмем при Тf = 560С (329K) и Пf = 2,84 МПа. По составу сырья табл.4.1 и условиям его разделения нетрудно установить, что в дистилляте колонны основным по содержанию компонентом является С2Н6. Т.к. мольная доля этана в дистилляте Y/D2 = 0,79 ( табл.4.2), то из уравнения материального баланса всей колонны по этану будем иметь:

D / G = (C/2 - X/R2) / (Y/D2 - X/R2)

D / G = (0,1755 - 0,055) / (0,79 - 0,055) = 0,164

R / G = 1 - D / G

R / G = 1 - 0,164 = 0,836

Из уравнения материального баланса всей колонны по пропану:

G / R = (Y/D3 - C/2) / (Y/D3 - X/R3)

G = 748,838 кмоль/час

R = 625,879 кмоль/час

G / R = 1,1965

Определим:

X/R3 = Y/D3 - G / R х(Y/D3 - C/2)

X/R3 = 0,151 - 1,1965х(0,151 - 0,4073)

X/R3 = 0,4577

По мольным долям С2Н6 и С3Н8 в остатке и дистилляте, с помощью уравнения Фенксе - Андервуда определим min число теоретических тарелок в колонне:

N = (lg(Y/D2 х X/R3) / (X/R2 х Y/D3)) / (lg(б2 / б3))

N = (lg(0,79х0,4577)) / (lg(6,9 / 2,76)) = 4,11

N = 4,1 тарелки

Состав iX/R4 определим по уравнению Багатурова [1], стр.14:

(C/2 / X/R2)х( бN4 - бN3) + (C/3 / X/R3)х( бN2 - бN4) + (C/4 / X/R4)х ( бN3 - бN2) = 0

(0,1755/0,055)х(1,414,1-2,764,1)+(0,4073/0,4577)х(6,94,1-1,414,1)+(0,0916/X/R4 )х(2,764,1-6,94,1)=0

X/R4 = 0,109 - состав изобутана iC4H10

Состав X/R5 - нормального бутана nC4H10 определим по следующему уравнению, по компонентам C3H8 и iC4H10:

(C/3 / X/R3)х( бN5 - бN4) + (C/4 / X/R4)х( бN3 - бN5) + (C/5 / X/R5)х ( бN4 - бN3) = 0

(0,4073/0,4577)х(14,1-1,414,1)+(0,0916/0,109)х(2,764,1-14,1)+(0,2104/X/R5 )х(1,414,1-2,764,1)=0

X/R5 = 0,251 - состав нормального бутана nC4H10

Состав X/R6 - изопентана iC5H12 определим по следующему уравнению, по компонентам C3H8 и iC4H10:

(C/3 / X/R3)х( бN5 - бN4) + (C/4 / X/R4)х( бN3 - бN5) + (C/6 / X/R6)х ( бN4 - бN3) = 0

(0,4073/0,4577)х(14,1-1,414,1)+(0,0916/0,109)х(2,764,1-14,1)+(0,0437/X/R6 )х(1,414,1-2,764,1)=0

X/R6 = 0,052 - состав изопентана iC5H12

Состав X/R7 - нормального пентана nC5H12 определим по следующему уравнению, по компонентам iC5H12 и nC4H10:

(C/5 / X/R5)х( бN4 - бN3) + (C/6 / X/R6)х( бN5 - бN4) + (C/7 / X/R7)х ( бN3 - бN5) = 0

(0,2104/0,251)х(1,414,1-2,764,1)+(0,0437/0,052)х(14,1-1,414,1)+(0,0402/X/R6 )х(2,764,1-14,1)=0

X/R7 = 0,048 - состав нормального пентана nC5H12

Состав X/R8 - гексана C6H14 определим по следующему уравнению, по компонентам iC5H12 и nC4H10:

(C/5 / X/R5)х( бN4 - бN3) + (C/6 / X/R6)х( бN5 - бN4) + (C/8 / X/R8)х ( бN3 - бN5) = 0

(0,2104/0,251)х(1,414,1-2,764,1)+(0,0437/0,052)х(14,1-1,414,1)+(0,0214/X/R8 )х(2,764,1-14,1)=0

X/R8 = 0,025 - состав гексана C6H14

Состав X/R1 - метана CH4 определим по следующему уравнению, по компонентам iC4H10 и C3H8:

(C/1 / X/R1)х( бN4 - бN3) + (C/3 / X/R3)х( бN1 - бN4) + (C/4 / X/R4)х ( бN3 - бN1) = 0

(0,01/ X/R1) х (1,414,1-2,764,1) + (0,4073/0,4577) х (244,1-1,414,1)+(0,0916/0,109 )х(2,764,1-244,1)=0

X/R1 = 25х10-6 - состав гексана C6H14

Это малая величина, что без всякого ущерба для точности расчета можно принять X/R1 = 0.

Проверка:

У X/Ri = 1

У X/Ri = 0 + 0,055 + 0,4577 + 0,109 + 0,251 + 0,052 + 0,048 + 0,025 = 0,9977 = 1 верно

Содержание Y/Di каждого из компонентов исходной системы в дистилляте определяем по уравнению Багатурова [1], стр.15, которое записывается по любым трем компонентам исходной системы. Y/D3 = 0,151.

Для определения Y/D1 запишем уравнение по CH4, C2H6, C3H8:

(C/1 / Y/D1)х( б-N3 - б-N2) + (C/2 / Y/D2)х( б-N1 - б-N3) + (C/3 / Y/D3)х ( б-N2 - б-N1) = 0

(0,01/ Y/D1) х(2,76-4,1-6,9-4,1)+(0,1755/0,79) х(24-4,1-2,76-4,1)+(0,4073/0,151 )х(6,9-4,1-24-4,1)=0

Y/D1= 0,0606 - содержание метана CH4.

Для определения Y/D4 запишем уравнение по CH4, C2H6, iC4H10:

(C/1 / Y/D1)х( б-N4 - б-N2) + (C/2 / Y/D2)х( б-N1 - б-N4) + (C/4 / Y/D4)х ( б-N2 - б-N1) = 0

(0,01/0,0606)х(1,41-4,1-6,9-4,1)+(0,1755/0,79)х(24-4,1-1,41-4,1)+(0,0916/Y/D4)х(6,9-4,1-24-4,1)=0

Y/D4 = 66х10-5 - содержание изопропана iC4H10.

Это малая величина, что без всякого ущерба для точности расчета можно принять Y/D4 = 0.

Дальнейший расчет компонентов до Y/D8 - гексана будет иметь такой же результат, поэтому принимаем: Y/D4 = Y/D5 = Y/D6 = Y/D7 = Y/D8 = 0.

Проверка:

У Y/Di = 1

У Y/Di = 0,0606 + 0,79 + 0,151 = 1,0016 = 1 верно

Проверка по составам остатка и дистиллята выдерживается с достаточной точностью, следовательно составом Y/D3 = 0,151 мы задались правильно, и верно определили min число теоретических тарелок при режиме полного орошения колонны.

6. Режим минимального орошения

Режим min орошения является вторым из предельных, теоретически возможных, при котором число теоретических тарелок в колонне равно бесконечности.

Необходимо определить min флегмовое число или min паровое число. Определение min флегмового числа rmin для укрепляющей части колонны будем вести по уравнению Андервуда [1], стр.17, методом постепенного приближения, зная состав исходного сырья (табл.4.1), мольную долю отгона верхнего и нижнего продуктов колонны (табл.4.2).

У(бiхCi) / (бi - ц) = e/

Методом подбора находим параметр ц, беря значения бi для компонентов системы при средней температуре в колонне Tf = 560С (329 К). Зададимся значением ц = 1,164.

Таблица 6.1

Компоненты сырья	C/i	бi	C/Iхбi	C/i - бi	(C/Iхбi) / (C/i - бi)
СН4	0,01	24	0,24	22,836	0,0105
С2Н6	0,1755	6,9	1,211	5,736	0,2111
С3Н8	0,4073	2,76	1,124	1,596	0,7043
iС4Н10	0,0916	1,41	0,129	0,246	0,5244
nС4Н10	0,2104	1	0,2104	-0,164	-1,2829
iС5Н12	0,0437	0,48	0,021	-0,684	-0,0307
nС5Н12	0,0402	0,43	0,017	-0,734	-0,0232
С6Н14	0,0214	0,17	0,0036	-0,994	-0,00363
?	-	-	-	-	0,11

Из табл. 7.1 видно, что при ц = 1,164 уравнение Андервуда с достаточной точностью удовлетворяется, поэтому найденный параметр ц далее используем для определения rmin.

Минимальное флегмовое число для укрепляющей части колонны рассчитаем по уравнению Андервуда [1], стр.18:

rmin = ?(цхY/Di) / (бi - ц)

rmin = ?(цхY/Di) / (бi - ц)

rmin = (цхY/D1) / (б1 - ц) + (цхY/D2) / (б2 - ц) + (цхY/D3) / (б3 - ц) = 1,164 х [0,061 / (24 - 1,164) + 0,79 / (6,9 - 1,164) + 0,151 / (2,76 - 1,164)] = 0,28

rmin = 0,28

Минимальное паровое число Smin для отгонной части колонны может быть рассчитано аналогично по уравнению Андервуда:

Smin = ?(бiхX/Ri) / (бi - ц)

Smin = ?( бiхX/Ri) / (бi - ц)

Smin = (6,9х0,055)/(6,9-1,164) + (0,4576х2,76)/(2,76-1,164) + (1,41х0,11)/(1,41-1,164) + (1х0,252)/(1-1,164) + (0,48х0,052)/(0,48-1,164) + (0,43х0,048)/(0,43-1,164) + (0,17х0,025)/(0,17-1,164) = - 0,1

Smin = 0,12

7. Расчет элементов ректификации укрепляющей части колонны при рабочем флегмовом числе

Произведем расчет элементов ректификации методом «от тарелки к тарелке» в направлении сверху вниз, т.к. известен состав паров дистиллята, уходящих с верхней тарелки (табл.4.2)

Принимаем рабочее флегмовое число по всей высоте укрепляющей части колонны постоянным: r = 0,66, т.к.

r = 1,3 rmin + 0,3

Также принимаем среднее для всей укрепляющей части значение коэффициентов относительной летучести, для определения составов равновесия фаз. Колонна работает с полным конденсатором, т.е. состав орошения, подаваемого на верх, одинаков с составом дистиллята. Состав паров ( по каждому компоненту), покидающих любую тарелку, рассчитывается по уравнению концентраций [1], стр.19:

Y/n = mхX/n-1 + (1 - m)хY/D,

Где n - номер тарелки (верхняя тарелка считается первой)

m = r / (r +1)

m = 0,66 / 0,66 + 1 = 0,4

Тогда уравнение концентраций примет следующий вид:

Y/n = 0,4хX/n-1 + 0,6хY/D

Состав флегмы (по каждому компоненту), равновесный парам, рассчитывается по уравнению [1], стр.19:

X/i = (Y/i /бi) / У Y/i /бi,

Где Y/i - мольная доля данного компонента в парах, покидающих туже тарелку, что и флегма. Температура на любой теоретической тарелке определяется по константе фазового равновесия эталонного компонента - nC4H10. Рассчитаем ее по уравнению [1],стр.19:

knC4H10 = У Y/i /бi

Зная k и определив среднее давление в укрепляющей части:

Пср. = (ПD + Пf) / 2 = 2,82 + 2,84 = 2,83 МПа,

По номограмме [2], находим температуру.

Первая тарелка:

Состав пара с первой тарелки известен, т.к. он одинаков с составом дистиллята колонны, поэтому по следующему уравнению рассчитаем состав равновесной с этим паром флегмы, стекающей с первой тарелки:

X/11 = (Y/1 /б1) / (Y/1 /б1 + Y/2 /б2 + Y/3 /б3)

X/11 = (0,061 / 32,75) / (0,061 / 32,75 + 0,79 / 8,1 + 0,151 / 2,93) = 0,0124

X/12 = (0,79 / 8,1) / (0,061 / 32,75 + 0,79 / 8,1 + 0,151 / 2,93) = 0,65

X/13 = (0,151 / 2,93) / (0,061 / 32,75 + 0,79 / 8,1 + 0,151 / 2,93) = 0,3433

У X/1i = 1 - верно

В обозначении концентрации первый нижний индекс - номер тарелки, второй - номер компонента. Температура верха Т = 250С (298 К).

Вторая тарелка:

Состав пара со второй тарелки рассчитаем по уравнению концентраций, зная состав флегмы с первой тарелки:

Y/21 = 0,4хX/11 + 0,6хY/D1

Y/21 = 0,4х0,0124 + 0,6х0,061 = 0,04156

Y/22 = 0,4х0,65 + 0,6х0,79 = 0,734

Y/23 = 0,4х0,3433 + 0,6х0,151 = 0,2279

У Y/2i = 1 - верно

Состав флегмы со второй тарелки находим, как и состав флегмы с первой тарелки:

X/21 = (0,04156 / 32,75) / (0,04156 / 32,75 + 0,734 / 8,1 + 0,2279 / 2,93) = 0,0075

X/22 = (0,734 / 8,1) / (0,04156 / 32,75 + 0,734 / 8,1 + 0,2279 / 2,93) = 0,5329

X/23 = (0,2279 / 2,93) / (0,04156 / 32,75 + 0,734 / 8,1 + 0,2279 / 2,93) = 0,4576

У X/2i = 1 - верно

По номограмме [2], приложение 11 определяем температуру: T = 350С (308 К).

Третья тарелка:

Состав пара с третьей тарелки рассчитаем по уравнению концентраций, зная состав встречной флегмы со второй тарелки:

Y/3i = 0,4хX/2i + 0,6хY/Di

Y/31 = 0,4х0,0075 + 0,6х0,061 = 0,0396

Y/32 = 0,4х0,5329 + 0,6х0,79 = 0,6872

Y/33 = 0,4х0,4576 + 0,6х0,151 = 0,2736

У Y/3i = 1 - верно

По номограмме [2], приложение 11 определяем температуру на третьей тарелке: T = 380С (311 К).

Состав флегмы с третьей тарелки находим по уравнению:

X/31 = (0,0396 / 32,75) / (0,0396 / 32,75 + 0,6872 / 8,1 + 0,2736 / 2,93) = 0,0067

X/31 = (0,6872 / 8,1) / (0,0396 / 32,75 + 0,6872 / 8,1 + 0,2736 / 2,93) = 0,4711

X/31 = (0,2736/ 2,93) / (0,0396 / 32,75 + 0,6872 / 8,1 + 0,2736 / 2,93) = 0,5189

Все расчеты для первой и второй тарелок, а также аналогичные расчеты для других тарелок укрепляющей части сведены в табл.7.1.

При расчете пятой тарелки принимаем:

Y/54 = Y/5iC4H10 = 0,0001

Расчет элементов ректификации в укрепляющей части следует прекратить на той очередной тарелке (в нашем случае седьмой), которую покидают равновесные жидкая и паровая фазы.

Таблица 7.1

Компоненты	Первая тарелка, T = 250C	Вторая тарелка, T = 350C
	бi	Y/Di	Y/Di /бi,	X/1i = (Y/i /бi) / У Y/i /бi,	бi,	0,4X/1i	0,6Y/Di	Y/2i = 0,4X/1i + 0,6Y/Di	Y/2i /бi,	X/2i=(Y/2i /бi) / У Y/2i/бi,
СН4	32,75	0,061	0,00186	0,0124	32,75	0,00496	0,0366	0,04156	0,00127	0,0075
С2Н6	8,1	0,79	0,0975	0,65	8,1	0,26	0,474	0,734	0,0906	0,5329
С3Н8	2,93	0,151	0,0515	0,3433	2,93	0,1373	0,0906	0,2279	0,0778	0,4576
iС4Н10	1,445	-	-	-	1,445	-	-	-	-	-
nС4Н10	1,0	-	-	-	1,0	-	-	-	-	-
iС5Н12	0,465	-	-	-	0,465	-	-	-	-	-
nС5Н12	0,385	-	-	-	0,385	-	-	-	-	-
С6Н14	0,15	-	-	-	0,15	-	-	-	-	-
?	-	1,00	0,15	1,00	-	-	-	1,00	0,17	1,00
Компоненты	Третья тарелка, T = 380C	Четвертая тарелка, T = 400C
	бi	0,4X/2i	0,6Y/Di	Y/3i = 0,4X/2i + 0,6Y/Di	Y/3i /бi,	X/3i = (Y/3i /бi)/ У Y/3i /бi,	бi,	0,4X/3i	0,6Y/Di	Y/4i = 0,4X/3i + 0,6Y/Di	Y/4i /бi,	X/4i=(Y/4i /бi) / У Y/4i/бi,
СН4	32,75	0,003	0,0366	0,0396	0,0012	0,00670	32,75	0,0027	0,0366	0,0393	0,0012	0,0065
С2Н6	8,1	0,2132	0,474	0,6872	0,0848	0,4711	8,1	0,1884	0,474	0,6624	0,082	0,4432
С3Н8	2,93	0,183	0,0906	0,2736	0,0934	0,5189	2,93	0,2076	0,0906	0,2982	0,102	0,5514
iС4Н10	1,445	-	-	-	-	-	1,445	-	-	-	-	-
nС4Н10	1,0	-	-	-	-	-	1,0	-	-	-	-	-
iС5Н12	0,465	-	-	-	-	-	0,465	-	-	-	-	-
nС5Н12	0,385	-	-	-	-	-	0,385	-	-	-	-	-
С6Н14	0,15	-	-	-	-	-	0,15	-	-	-	-	-
?	-	-	-	1,00	0,18	1,00	-	-	-	1,00	0,185	1,00
Компоненты	Пятая тарелка, T = 440C	Шестая тарелка, T = 460C
	бi	0,4X/4i	0,6Y/Di	Y/5i = 0,4X/4i + 0,6Y/Di	Y/5i /бi,	X/5i = (Y/5i /бi)/ У Y/5i /бi,	бi,	0,4X/5i	0,6Y/Di	Y/6i = 0,4X/5i + 0,6Y/Di	Y/6i /бi,	X/6i=(Y/6i /бi) / У Y/6i/бi,
СН4	32,75	0,0026	0,0366	0,0392	0,00119	0,0063	32,75	0,0025	0,0366	0,0391	0,00119	0,006
С2Н6	8,1	0,1773	0,474	0,6513	0,081	0,4263	8,1	0,171	0,474	0,645	0,0796	0,4189
С3Н8	2,93	0,221	0,0906	0,3116	0,1063	0,56	2,93	0,224	0,0906	0,3146	0,1073	0,5650
iС4Н10	1,445			0,0001х	0,00007	0,000368	1,445	0,00015	-	0,00015	0,00010	-
nС4Н10	1,0	-	-	-	-	-	1,0	-	-	-	-	-
iС5Н12	0,465	-	-	-	-	-	0,465	-	-	-	-	-
nС5Н12	0,385	-	-	-	-	-	0,385	-	-	-	-	-
С6Н14	0,15	-	-	-	-	-	0,15	-	-	-	-	-
?	-	-	-	1,00	0,19	1,00	-	-	-	1,00	0,2	1,00
Компоненты	Седьмая тарелка, T = 460C
	бi	0,4X/6i	0,6Y/Di	Y/7i = 0,4X/6i + 0,6Y/Di	Y/7i /бi,	X/7i = (Y/7i /бi)/У Y/7i /бi,
СН4	32,75	0,0025	0,0366	0,0391	0,00119	0,006
С2Н6	8,1	0,1676	0,474	0,6416	0,0792	0,3960
С3Н8	2,93	0,226	0,0906	0,3166	0,10905	0,5589
iС4Н10	1,445	0,000042	-	0,000042	0,00003	0,00015
nС4Н10	1,0	-	-	-	-	-
iС5Н12	0,465	-	-	-	-	-
nС5Н12	0,385	-	-	-	-	-
С6Н14	0,15	-	-	-	-	-
?	-	-	-	1,00	0,2	1,00

8. Расчет элементов ректификации отгонной части колонны при рабочем паровом числе

Определим рабочее паровое число по формуле [1], стр.21:

S = (rх (D/G) + (1 - e/) - R/G) / (R/G)

S = (0,66х 0,164 + (1 - 0,11) - 0,836) / 0,836 = 0,194

S = 0,194

Состав флегмы по каждому компоненту находим по уравнению концентраций:

X/n+1 = Y/n / m/ + (m/ - 1) / X/R

n - индекс тарелки.

m/ = (S + 1) / S = (0,194 + 1) / 0,194 = 6,15

m/ = 6,15

Тогда уравнение концентраций примет вид:

Состав равновесных флегме паров по каждому компоненту рассчитывается по уравнению [1], стр.27:

Y/n = (бiхX/i) / У (бiхX/i)

Где i - номер компонента; X/i - мольная доля компонента во флегме, покидающей ту же тарелку, что и пары. Температура на любой теоретической тарелке определяется по константе фазового равновесия nC4H10, которая рассчитывается по уравнению [1], стр.27:

knC4H10 = 1 / У X/i х бi

Зная knC4H10 и определив среднее давление в отгонной части:

Пср. = (ПR + Пf) / 2 = 2,86 + 2,84 = 2,85 МПа,

По номограмме [2] приложение11, находим температуру.

Произведем расчет для кипятильника и первой тарелки (считая снизу), результаты занесем в табл.8.1. Кипятильник (нулевая отгонная тарелка). Состав остатка колонны известен, поэтому рассчитываем состав паров, равновесных с остатком, поступающих из кипятильника на первую отгонную тарелку по уравнению [1], стр.27:

Y/02=(б2хX/R2) /(2хX/R2+ б3хX/ R3+б4хX / R4+б5хX/R5+б6хX/R6+ б7хX/R7+ б8хX/R8) Y/02=6,15х0,055/ (6,15х0,055 +2,6х0,4576 +1,34х0,11+ 1х0,252+ 0,49х0,052+0,425х0,048+0,2х0,025) = 0,3383 / 1,9784 = 0,171

Y/02 = 0,171

Y/03 = 0,6014

Y/04 = 0,0745

Y/05 = 0,1274

Y/06 = 0,0129

Y/07 = 0,0103

Y/08 = 0,00253

У Y/n = 1,00

Константа фазового равновесия эталонного компонента nC4H10 равна, [1], стр.27:

knC4H10 = 1 / У X/i х бi

knC4H10 = 1 / 1,9784 = 0,505

По номограмме [2], приложение 11, температура в кипятильнике (внизу колонны): Т0 = ТR = 940С (367 К).

Первая тарелка:

Состав флегмы с первой тарелки рассчитаем по уравнению концентраций, зная состав паров из кипятильника:

X/12 = 0,163хY/02 + 0,837х X/R2

X/12 = 0,163х0,171 + 0,837х0,055 = 0,07387

X/13 = 0,163х0,6014 + 0,837х0,4576 = 0,481

X/14 = 0,163х0,0745 + 0,837х0,11 = 0,1042

X/15 = 0,163х0,1274 + 0,837х0,252 = 0,232

X/16 = 0,163х0,0129 + 0,837х0,052 = 0,0456

X/17 = 0,163х0,0103 + 0,837х0,048 = 0,0419

X/18 = 0,163х0,00253 + 0,837х0,025 = 0,0214

У X/1i = 1,00

По номограмме [2], приложение 11, температура Т1 = 840С.

Все расчеты для нулевой и первой тарелок, а также аналогичные расчеты для других тарелок отгонной части сведены в табл.9.1.

Расчет элементов ректификации в отгонной части следует прекратить на той очередной тарелке (в нашем случае седьмой), которую покидают равновесные жидкая и паровая фазы.

Таблица 8.1

Компоненты	Кипятильник, Т0 = ТR = 940С	Первая тарелка, T1 = 840С
	бi	X/Ri	бiхX/Ri	Y/0i= бiхX/Ri / У бiхX/Ri	k = 1 /У X/Riхбi	0,163 хY/0i	0,837х X/Ri	X/1i = 0,163хY/0i+ 0,837х X/Ri	бiхX/1i	Y/1i= бiхX/1i / У бiхX/1i	k = 1 / У X/1iхбi
СН4	19,4	-	-	-	-	-	-	-	-	-	-
С2Н6	6,15	0,055	0,3383	0,171	-	0,02787	0,046	0,07387	0,4543	0,2143	-
С3Н8	2,6	0,4576	1,1898	0,6014	-	0,098	0,3830	0,481	1,251	0,5901	-
iС4Н10	1,34	0,11	0,1474	0,0745	-	0,0121	0,0921	0,1042	0,14	0,066	-
nС4Н10	1,0	0,252	0,252	0,1274	0,505	0,021	0,211	0,232	0,232	0,1094	0,472
iС5Н12	0,49	0,052	0,0255	0,0129	-	0,0021	0,0435	0,0456	0,0223	0,0105	-
nС5Н12	0,425	0,048	0,0204	0,0103	-	0,0017	0,0402	0,0419	0,0178	0,0084	-
С6Н14	0,2	0,025	0,005	0,00253	-	0,000412	0,021	0,0214	0,0043	0,002	-
?	-	1,00	1,9784	1,00	-	-	-	1,00	2,12	1,00	-

Компоненты	Вторая тарелка, T2 = 810С	Третья тарелка, T3 = 780С
	бi	0,163 хY/1i	0,837х X/Ri	X/2i = 0,163хY/1i+ 0,837х X/Ri	бiхX/2i	Y/2i= бiхX/2i / У бiхX/2i	k = 1 / У X/2iхбi	0,163 хY/2i	0,837х X/Ri	X/3i = 0,163хY/2i+ 0,837х X/Ri	бiхX/3i	Y/3i= бiхX/3i / У бiхX/3i	k = 1 / У X/3iхбi
СН4	19,4	-	-	-	-	-	-	-	-	-	-	-	-
С2Н6	6,15	0,0349	0,046	0,081	0,4982	0,2312	-	0,038	0,046	0,084	0,5166	0,2384	-
С3Н8	2,6	0,0962	0,3830	0,4792	1,246	0,5782	-	0,0942	0,3830	0,4772	1,241	0,5727	-
iС4Н10	1,34	0,011	0,0921	0,103	0,1382	0,0641	-	0,0105	0,0921	0,1026	0,1375	0,0635	-
nС4Н10	1,0	0,0178	0,211	0,229	0,229	0,1063	0,466	0,0173	0,211	0,2283	0,2283	0,1054	0,462
iС5Н12	0,49	0,0017	0,0435	0,0452	0,0221	0,0103		0,00166	0,0435	0,0452	0,0221	0,0102
nС5Н12	0,425	0,00137	0,0402	0,0416	0,0177	0,00821		0,00134	0,0402	0,0415	0,0176	0,0081
С6Н14	0,2	0,00033	0,021	0,0213	0,0043	0,002		0,00032	0,021	0,0213	0,00426	0,00196
?	-	-	-	1,00	2,155	1,00		-	-	1,00	2,167	1,00

Компоненты	Четвертая тарелка, T4 = 750С	Пятая тарелка, T5 = 720С
	бi	0,163 хY/3i	0,837х X/Ri	X/4i = 0,163хY/3i+ 0,837х X/Ri	бiхX/4i	Y/4i= бiхX/4i / У бiхX/4i	k = 1 / У X/4iхбi	0,163 хY/4i	0,837х X/Ri	X/5i = 0,163хY/4i+ 0,837х X/Ri	бiхX/5i	Y/5i= бiхX/5i / У бiхX/5i	k = 1 / У X/5iхбi
СН4	19,4	-	-	-	-	-	-	-	-	-	-	-	-
С2Н6	6,15	0,039	0,046	0,085	0,5228	0,241	-	0,0392	0,046	0,086	0,53	0,244	-
С3Н8	2,6	0,0934	0,3830	0,4764	1,239	0,571	-	0,0931	0,3830	0,4761	1,238	0,5692	-
iС4Н10	1,34	0,0104	0,0921	0,1025	0,1374	0,0633	-	0,0103	0,0921	0,1024	0,1372	0,063	-
nС4Н10	1,0	0,01718	0,211	0,228	0,228	0,105	0,456	0,0171	0,211	0,2281	0,2281	0,1048	0,452
iС5Н12	0,49	0,00166	0,0435	0,0452	0,0221	0,0101		0,00165	0,0435	0,0452	0,0221	0,0101
nС5Н12	0,425	0,00132	0,0402	0,04152	0,0176	0,008		0,0013	0,0402	0,0415	0,0176	0,008
С6Н14	0,2	0,00032	0,021	0,02132	0,00426	0,00196		0,00032	0,021	0,02132	0,00426	0,00196
?	-	-	-	1,00	2,171	1,00		-	-	1,00	2,175	1,00

Компоненты	Шестая тарелка, T6 = 680С	Седьмая тарелка, T7 = 660С
	бi	0,163 хY/5i	0,837х X/Ri	X/6i = 0,163хY/5i+ 0,837х X/Ri	бiхX/6i	Y/6i= бiхX/6i / У бiхX/6i	k = 1 / У X/6iхбi	0,163 хY/6i	0,837х X/Ri	X/7i = 0,163хY/6i+ 0,837х X/Ri	бiхX/7i	Y/7i= бiхX/7i / У бiхX/7i	k = 1 / У X/7iхбi
СН4	19,4	-	-	-	-	-	-	-	-	-	-	-	-
С2Н6	6,15	0,04	0,046	0,087	0,5351	0,2458	-	0,041	0,046	0,088	0,5412	0,247	-
С3Н8	2,6	0,0928	0,3830	0,4758	1,237	0,5682	-	0,0926	0,3830	0,4756	1,2366	0,5646	-
iС4Н10	1,34	0,0102	0,0921	0,1023	0,137	0,0629	-	0,0103	0,0921	0,113	0,1514	0,069	-
nС4Н10	1,0	0,017	0,211	0,228	0,228	0,1047	0,446	0,017	0,211	0,228	0,228	0,104	0,44
iС5Н12	0,49	0,00164	0,0435	0,045	0,022	0,0101		0,00164	0,0435	0,045	0,022	0,01
nС5Н12	0,425	0,0013	0,0402	0,0415	0,0176	0,008		0,0013	0,0402	0,0415	0,0176	0,008
С6Н14	0,2	0,00032	0,021	0,0213	0,00426	0,00196		0,00032	0,021	0,0213	0,00426	0,00196
?	-	-	-	1,00	2,18	1,00		-	-	1,00	2,2	1,00

9. Расчет питательной секции колонны

Сравнивая составы паровых и жидких потоков, покидающих седьмую тарелку, считая сверху и седьмую тарелку, считая снизу колонны, убеждаемся, что они приблизительно одинаковы и близки к составам паровой и жидкой фаз сырья. Это значит, что за нижнюю укрепляющую тарелку должна быть принята шестая тарелка, считая сверху, а за верхнюю отгонную - шестая тарелка, считая снизу колонны.

Питательная секция колонны будет расположена между шестой укрепляющей и шестой отгонной тарелками.

При расчете питательной секции необходимо показать, что количества и составы проходящих ее потоков удовлетворяют основным уравнениям материального баланса для верхнего и нижнего уровней (сечений) этой секции.

Флегмовое рабочее число укрепляющей части равно r = 0,66, а рабочее паровое число в отгонной части S = 0,194, произведем расчет для 100 кмоль сырья.

qк = r х D

qк = 0,66 х 16,4 = 10,82

qк - это количество флегмы, стекающей с шестой укрепляющей тарелки.

Vm = qк + D

Vm = 10,82 + 16,4 = 27,22

Vm - количество пара, поступающего из питательной секции на шестую тарелку.

Vл = S х R

Vл = 0,194 х 83,6 = 16,22

Vл - количество пара, уходящего с шестой отгонной тарелки.

Vс = e/ х G

Vс = 0,11х 100 = 11,00

Vс - количество паровой фазы сырья.

qс = (1 - e/ )х G

qк = (1 - 0,11) х 100 = 89

qс - количество жидкой фазы сырья.

Проверка:

Vm = Vл + Vc

Vm = 16,22 + 11 = 27,22

qm = qк + qc

qm = 10,82 + 89 = 99,82

qm = Vm + R

qm = 16,22 + 83,6 = 99,82

qm - количество флегмы, поступающей из питательной секции на шестую отгонную тарелку.

Определим составы потоков.

Зная состав флегмы qк, стекающей с шестой укрепляющей тарелки, состав пара Vл, уходящего с шестой отгонной тарелки и состав паровой фазы сырья Vс, можно рассчитать состав пара Vm, поступающего из питательной секции на шестую укрепляющую тарелку, по следующим уравнениям [1], стр.30:

VmхY/mi = qк х X/кi + DхY/Di

VmхY/mi = Vл х Y/лi + VeхY/Ci

Y/mi = 0,4 х X/кi + 0,6хY/Di

Y/mi = 0,596 х Y/лi + 0,404 х Y/Ci

Расчеты составов Y/mi по этим уравнениям для каждого компонента сведены в табл.10.1.

Из табл.10.1 видно, что составы пара Y/mi, рассчитанные по обоим уравнениям, отличаются незначительно и могут считаться одинаковыми. Следовательно, количества и составы потоков, проходящих питательную секцию, удовлетворяют основным уравнениям материального баланса для верхнего уровня этой секции.

Зная состав пара Vл, уходящего с шестой отгонной тарелки, состав флегмы qк, стекающей с шестой укрепляющей тарелки и состав жидкой фазы сырья qк, можно рассчитать состав флегмы qm, поступающей из питательной секции на шестую отгонную тарелку, по уравнениям [1], стр.30:

qm х X/mi = Vл х Y/лi + RхX/Ri

qm х X/mi = qк х X/кi + qс х X/Ci

X/mi = 0,163 х Y/лi + 0,837 х X/Ri

X/mi = 0,108 х X/кi + 0,892 х X/Ci

Расчеты составов X/mi по этим уравнениям для каждого компонента сведены в табл.10.1.

Таблица 9.1

Компоненты сырья	Y/mi = 0,4 х X/кi + 0,6хY/Di	Y/mi = 0,596 х Y/лi + 0,404 х Y/Ci
	X/кi = X/6i	Y/Di (табл.7.1)	0,4хX/кi= 0,4 х X/6i	0,6хY/Di= 0,6х X/Di	Y/mi	Y/лi= Y/6i

Подобные документы

• Отбензинивающая колонна К-1

  Технологический расчет отбензинивающей колонны мощностью 6 млн т в год по нефти. Коэффициенты относительной летучести фракций. Состав дистиллята и остатков. Материальный баланс колонны. Температурный режим колонны. Расчёт доли отгона сырья на входе.
  
  курсовая работа [366,8 K], добавлен 16.02.2015
  

• Проектирование ректификационной колонны непрерывного действия

  Материальный баланс ректификационной колонны непрерывного действия для разделения ацетона и воды, рабочее флегмовое число. Коэффициенты диффузии в жидкости для верхней и нижней частей колонны. Анализ коэффициента массопередачи и расчет высоты колонны.
  
  курсовая работа [107,7 K], добавлен 20.07.2015
  

• Расчет ректификационной колонны для разделения смеси ацетон-вода с ситчатыми тарелками

  Расчет ректификационной колонны непрерывного действия для разделения бинарной смеси ацетон-вода. Материальный баланс колонны. Скорость пара и диаметр колонны. Гидравлический расчет тарелок, определение их числа и высоты колонны. Тепловой расчет установки.
  
  курсовая работа [2,2 M], добавлен 02.05.2011
  

• Расчёт ректификационной колонны непрерывного действия

  Понятие и технологическая схема процесса ректификации, назначение ректификационных колонн. Расчет ректификационной колонны непрерывного действия для разделения смеси бензол-толуол с определением основных геометрических размеров колонного аппарата.
  
  курсовая работа [250,6 K], добавлен 17.01.2011
  

• Расчет ректификационной колонны

  Технологические и конструкторские расчеты основных параметров ректификационной колонны: составление материального баланса, расчет давления в колонне; построение диаграммы фазового равновесия. Определение линейной скорости паров, тепловой баланс колонны.
  
  курсовая работа [330,8 K], добавлен 06.03.2013
  

• Расчет ректификационной колонны

  Ректификационная колонна непрерывного действия с ситчатыми тарелками, расчет материального баланса. Дистиллят, кубовый остаток и мольный расход питания. Гидравлический расчет тарелок. Число тарелок и высота колонны. Длина пути жидкости на тарелке.
  
  контрольная работа [89,9 K], добавлен 15.03.2009
  

• Расчет колпачковой тарельчатой ректификационной колонны непрерывного действия

  Гидравлический и тепловой расчет массообменного аппарата. Определение необходимой концентрации смеси, дистиллята и кубового остатка. Материальный баланс процесса ректификации. Расчет диаметра колонны, средней концентрации толуола в паре и жидкости.
  
  курсовая работа [171,0 K], добавлен 27.06.2016
  

• Расчет ректификационной колонны

  Понятие процесса ректификации. Расчет материального баланса процесса. Определение минимального флегмового числа. Конструктивный расчёт ректификационной колонны. Определение геометрических характеристик трубопровода. Технологическая схема ректификации.
  
  курсовая работа [272,4 K], добавлен 03.01.2010
  

• Проект ректификационной установки непрерывного действия

  Расчет ректификационной колонны с ситчатыми тарелками для разделения бинарной смеси ацетон – бензол. Определение геометрических параметров колонны, гидравлического сопротивления и тепловых балансов. Расчет вспомогательного оборудования установки.
  
  курсовая работа [1,4 M], добавлен 16.06.2023
  

• Расчет теплообменной установки для подогрева сырья ректификационной колонны

  Пересчет массовых концентраций компонентов в мольные. Выбор ориентировочной поверхности аппарата и конструкции. Определение тепловой нагрузки и расхода горячей воды. Расчет коэффициента теплопередачи, гидравлического сопротивления для выбранного аппарата.
  
  курсовая работа [581,9 K], добавлен 28.04.2014
  

• главная
• рубрики
• по алфавиту
• вернуться в начало страницы
• вернуться к началу текста
• вернуться к подобным работам