Расчет установки по разделению четырехкомпонентной смеси

Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на http://www.allbest.ru/

Реферат

В курсовом проекте произведен расчет установки по разделению четырехкомпонентной смеси: приведена характеристика исходных веществ, выбрана схема разделения исходной смеси, рассчитаны размеры и основные параметры работы ректификационных колонн, выбраны контактные устройства, рассчитаны основные параметры материальных потоков и основные параметры аппаратов.

Введение

Ректификация (от лат. rectus -- прямой и facio -- делаю) -- это процесс разделения бинарных или многокомпонентных смесей за счет противоточного массо- и теплообмена между паром и жидкостью.

При ректификации потоки пара и жидкости, перемещаясь в противоположных направлениях (противотоком), многократно контактируют друг с другом в специальных аппаратах (ректификационных колоннах), причём часть выходящего из аппарата пара (или жидкости) возвращается обратно после конденсации (для пара) или испарения (для жидкости). Такое противоточное движение контактирующих потоков сопровождается процессами теплообмена и массообмена, которые на каждой стадии контакта протекают (в пределе) до состояния равновесия; при этом восходящие потоки пара непрерывно обогащаются более летучими компонентами, а стекающая жидкость -- менее летучими.

В основе ректификации лежит тот факт, что паровая фаза, находящаяся в равновесии с жидкой смесью, как правило, имеет состав, отличающийся от состава жидкой смеси. Обычно в равновесной паровой фазе, оказываются концентрации компонентов с меньшей температурой кипения и ниже - концентрации с более высокой температурой кипения. Иногда - при соответствующем фазовом равновесии возможно обогащение паровой фазы компонентами с высокой температурой кипения.

Производя многократное контактирование неравновесных потоков паровой и жидкой фаз, направляя после каждой ступени пары на смешение с жидкостью, более богатой НКК по сравнению с равновесной с этими парами жидкостью, а жидкость на контакт с парами, более бедными НКК, можно изменить составы фаз желаемым образом.

Подобное контактирование фаз по схеме противотока в целом по аппарату осуществляется в специальных аппаратах - ректификационных колоннах, заполненных различными контактными устройствами: тарелками, насадками и т.п.

Способ контактирования фаз внутри колонны: ступенчатый (на тарелках) или непрерывный (вдоль слоя насадки), оказывает существенное влияние на глубину достигаемого разделения и на методы анализа и расчета процесса в целом.

В насадочной колонне происходит типичный противоточный дифференциальный процесс - потоки флегмы и паров находятся в постоянном взаимодействии на поверхности насадки, перенос вещества между фазами идет непрерывно.

Выбор типа массообменных элементов в ректификационной колонне связан со многими факторами.

При разделении веществ с низкой термической стабильностью применяют насадочные колонны или колонны с провальным типом тарелок. Такие устройства имеют меньшее гидродинамическое сопротивление и позволяют избежать чрезмерно высокой температуры в нижней части колонны и в кубе. Недостаток таких устройств - узкий диапазон устойчивой работы. При работе с высококипящими веществами нередко используют вакуум и ректификацию с подачей водяного пара непосредственно в куб колонны.

При отсутствии указанной проблемы, связанной со стабильностью веществ, предпочтительно использовать колонны с клапанными или колпачковыми тарелками.

В настоящее время ректификацию все шире применяют в самых различных областях химической технологии, где выделение компонентов в чистом виде имеет весьма важное значение (в производствах органического синтеза, изотопов, полимеров, полупроводников и различных других веществ высокой чистоты). Ректификацию широко используют в промышленности для полного разделения смесей летучих жидкостей, частично или целиком растворимых одна в другой.

Таким образом, процесс ректификации есть процесс разделения жидких смесей, компоненты которых различаются по температурам кипения, осуществляемый путем противоточного, многократного контактирования неравновесных паров и жидкости.

сепарация ректификационный колонна испарение

1. Характеристика исходных компонентов

1.1 Основные свойства исходных веществ

Таблица 1 - Основные свойства исходных компонентов

Имя компонента	пропан	i-бутан	октан	нонан	Пропан казан	Гепто казан
Химическая формула	С3H8	С4H10	C8H18	C9H20	C23H48	C27H56
Молекулярная масса, г/моль	44,10	58,12	114,22	128,3	324,6	380,7
Нормальная температура кипения, оС	-42,10	-11,73	125,7	150,8	380,2	422,1
Стандартная плотность жидкости кг/м3	506,7	562,00	705,4	720,2	799,9	807,1
Теплота сгорания ккал/кг·моль	-4,88·105	6,34·105	-1,22·106	1,37·106	3,38·106	3,96·106
Теплота образования ккал/кг·моль	-2,48·104	3,21·104	-4,9·104	5,47·104	1,24·105	1,43·105
Критические свойства
Температура, оС	96,75	134,9	295,4	321,4	522,9	522,9
Давление, кПа	4257	3648	2497	2300	1020	883,0
Объем, м3/кг	0,20	0,26	0,48	0,54	1,35	1,57

1.2 Свойства, зависящие от температуры

1.2.1 Энтальпия пара

Массовая энтальпии пара определяются по формуле (1):

, (1)

где a, b, c, d, e, f - расчетные коэффициенты

T - температура, K

Коэффициенты для расчета энтальпии пара приведены в таблице 3.

Таблица 2 - Расчетные коэффициенты

Коэффи.	пропан	изобутан	октан	нонан	С23	С27
a	39,49	30,90	126,51	4,97•10-9	-39,81	-52,45
b	0,3950	0,1533	-0,27	-6,53•10-2	0,2963	0,3196
c	2,114•10-3	2,63•10-3	3,99•10-3	3,40•10-3	2,86•10-3	2,86•10-3
d	3,965•10-7	7,27•10-8	-1,97•10-6	-1,25•10-6	-7,07•10-3	-7,1•10-7
e	-6,62•10-10	-7,27•10-10	6,23•10-10	2,01•10-10	0	0
f	1,67•10-13	2,36•10-13	-9,38•10-14	-2,24•10-23	0	0

Данные по расчету энтальпии приведены в таблице 3.

Таблица 3 - Данные по расчету энтальпии

T, K	Энтальпия H, кДж/кг
	С3H8	C4H10	C8H18	C9H20	C23H48	C27H56
273,15	309,76	267,16	313,53	211,74	240,38	234,21
293,15	342,15	299,25	344,90	243,32	275,34	269,65
313,15	333,15	333,25	378,31	276,84	312,09	306,88
353,15	353,15	406,84	413,70	312,23	350,60	345,87
373,15	373,15	446,38	451,00	349,45	390,83	386,58
393,15	490,21	487,71	490,17	388,46	432,76	428,98
413,15	531,39	530,78	531,14	429,20	476,34	473,04
433,15	574,21	575,57	573,85	471,63	521,55	518,73
453,15	618,68	622,05	618,26	515,72	568,34	566,00
473,15	664,76	670,17	664,31	561,40	616,69	614,83
493,15	712,43	719,90	711,95	608,65	666,57	665,18
513,15	761,67	771,20	761,13	657,42	717,93	717,01
533,15	812,47	824,03	811,80	707,66	770,74	770,30

Рисунок 1 - Энтальпия пара

По полученным данным строим график зависимости H = f(T) для компонентов в диапазоне температур от 0 до 5000 К (рисунок 1).

1.2.2 Давление паров по Антуану определяются по формуле (2):

, (2)

где a, b, c, d, e, f - расчетные коэффициенты

Т - температура, К

Коэффициенты для расчета энтальпии пара приведены в таблице 4.

Таблица 4 - Расчетные коэффициенты

	a	b	c	d	e	f
С3H8	52,38	-3491	0,00	-6,109	1,11910-5	2,00
C4H10	58,78	-4139	0,00	-7,017	1,03710-5	2,00
C8H18	87	-7891	0,00	-10,63	6,47410-6	2,00
C9H20	112	-9559	0,00	-14,27	8,4610-6	2,00
C23H48	212,9	-2,18106	0,00	-27,53	8,4210-6	2,00
C27H56	148,8	-2,06104	0,00	-17,55	2,3410-18	6,00

По расчетным показаниям построен график (рисунок 2).

Рисунок 2 - Упругость паров по Антуану

2. Разделение исходной смеси методом многократного испарения (конденсации) [2]

Использованием простой перегонки разделения компонентов при постепенном испарении не достигается.

Принцип однократного испарения (конденсации) реализуется в пустотелом аппарате, называемом газосепаратор или пароотделитель, полученный состав конденсата является неприемлемым, однако конструкция аппарата является более удачной по сравнению с предыдущим аппаратом (перегонная колба). Повторяя несколько раз процессы однократного испарения и конденсации, достигаются желаемые составы паровой и жидких фаз, но масса конденсата незначительна по сравнению с массой исходной смеси. Также при этой технологии более громоздкое и дорогое аппаратурное оформление.

Все предыдущие недостатки реализуются в одном аппарате, который включает процессы многократного испарения и конденсации на каждой ступени контакта, называемыми тарелками.

Многократное испарение -- способ осуществления перегонки (дистилляции). Используется наряду с однократным и постепенным испарением как метод разделения компонентов смесей взаимно растворимых жидкостей на отдельные компоненты или фракции (для сложных смесей, например таких как нефть), которые отличаются по температурам кипения как друг от друга, так и от исходной смеси.

Перегонка с многократным испарением состоит из двух или более однократных процессов перегонки с повышением рабочей температуры на каждом этапе. Первоначально происходит отделение паров от жидкости, а затем -- на второй ступени -- жидкая фаза, оставшаяся при отделении паров в первой ступени, вновь испаряется и т. д. При этом могут быть получены несколько продуктов, в различной степени обогащенных низкокипящими компонентами.

Разделение смесей методом многократного испарения и конденсации основано на том, что в парожидкостной смеси доля низкокипящих компонентов в паре будет выше, чем в исходном потоке, и соответственно доля высококипящих компонентов в жидкости будет выше, чем в исходном потоке. Таким образом, много раз нагревая поток, разделяя его в сепараторе и отбирая пар или жидкость, можно получать нужный компонент.

Задание

Разделение смеси, состоящей из и-бутана, и-пентана, и-гексана, и-гептана с мольными долями 0,37; 0,21; 0,31; 0,11 соответственно.

Расход смеси составляет 32 кг/c.

Таблица 9 - Характеристики материальных потоков при сепарации

Имя	Доля пара	Температура, 0C	Давление, кПа	Массовый расход, кг/с	Мольные доли
					и-бутан	и-пентан	и-гексан	и-гептан
сырье	0,50	37,15	101,30	32,00	0,3700	0,2100	0,3100	0,1100
пар	1,00	37,15	101,30	13,28	0,6057	0,2415	0,0832	0,0696
жидкость	0,00	37,15	101,30	17,34	0,1343	0,1785	0,5368	0,1504
продукт 1	0,09	42,00	96,00	17,34	0,1343	0,1785	0,5368	0,1504
пар 1	1,00	42,00	96,00	1,24	0,5163	0,2780	0,1152	0,0905
жидкость 1	0,00	42,00	96,00	16,10	0,0966	0,1687	0,5785	0,1563
продукт 2	0,09	47,00	91,00	16,10	0,0966	0,1687	0,5785	0,1563
пар 2	1,00	34,95	91,00	1,60	0,5544	0,2882	0,0803	0,0771
жидкость 2	0,00	34,95	91,00	20,24	0,1169	0,2057	0,5145	0,1629
продукт 3	0,08	39,00	86,00	20,24	0,1169	0,2057	0,5145	0,1629
поток 2	1,00	47,50	81,00	7,82	0,3440	0,3333	0,1864	0,1362
пар 3	1,00	39,00	86,00	1,37	0,4683	0,3261	0,1079	0,0978
жидкость 3	0,00	39,00	86,00	18,86	0,0845	0,1946	0,5520	0,1689
продукт 4	0,29	54,00	81,00	18,86	0,0845	0,1946	0,5520	0,1689
пар 4	1,00	54,00	81,00	4,85	0,2244	0,3528	0,2518	0,1710
жидкость 4	0,00	54,00	81,00	14,02	0,0271	0,1296	0,6752	0,1681
продукт 5	0,13	59,00	76,00	14,02	0,0271	0,1296	0,6752	0,1681
прод 22	0,98	45,00	76,00	7,82	0,3440	0,3333	0,1864	0,1362
жидкость 112	0,00	45,00	76,00	0,19	0,0484	0,1492	0,6337	0,1687
поток 1	1,00	37,45	96,00	14,52	0,5983	0,2445	0,0859	0,0714
прод 11	0,65	12,00	91,00	14,52	0,5983	0,2445	0,0859	0,0714
пар 33	1,00	12,00	91,00	8,78	0,7554	0,2041	0,0120	0,0285
жидк 33	0,00	12,00	91,00	5,73	0,3031	0,3204	0,2246	0,1519
пар 5	1,00	58,85	76,00	1,67	0,1241	0,3283	0,3429	0,2047
жидкость 5	0,00	58,85	76,00	12,54	0,0127	0,0998	0,7250	0,1625
прод 6	0,16	63,00	71,00	12,54	0,0127	0,0998	0,7250	0,1625
жидк 6	0,00	63,00	71,00	10,63	0,0047	0,0675	0,7782	0,1496
прод 7	0,36	68,00	66,00	10,63	0,0047	0,0675	0,7782	0,1496
пар 7	1,00	68,00	66,00	3,69	0,0116	0,1367	0,6371	0,2146
жидкость 7	0,00	68,00	66,00	6,95	0,0009	0,0288	0,8570	0,1133
прод 8	0,28	68,99	61,00	6,95	0,0009	0,0288	0,8570	0,1133
пар 8	1,00	68,99	61,00	1,90	0,0026	0,0691	0,7461	0,1822
жидкость 8	0,00	68,99	61,00	5,05	0,0002	0,0132	0,9001	0,0866
пар 112	1,00	45,00	76,00	7,63	0,3499	0,3369	0,1776	0,1356
пар 6	1,00	63,00	71,00	1,90	0,0534	0,2637	0,4548	0,2281

Схема сепарации приведена в приложении (рисунок А.1).

В процессе многократного испарения и конденсации получен и- гептан с чистотой 0,9001 и массовым расходом 5,05 кг/с. Данная технология требуете установки большого количества сепараторов и теплообменников, что ведет большим затратам.

3. Выбор и обоснование схемы разделения исходной смеси

На рисунке 4 представлена схема разделения исходной смеси при помощи ректификационных колонн

Рисунок 4 - Схема разделения исходной смеси при помощи ректификационных колонн

Исходная смесь, состоящая из четырех компонентов, поступает в ректификационную колонну К-100, где происходит разделение смеси на две части, с верха колонны отбирается смесь и-бутана, с долей из полученной смеси 0,64 и и-пентана (0,36). Снизу колонны отбирается смесь и-гексана (0,74) и и-гептана (0,26). Суммарная доля компонентов 0,9999. В колонне К-101 происходит разделение смеси, с верха колонны отбирается и-бутан с чистотой 0,999, снизу колонны отбирается и-пентан с чистотой 0,999. В колонну К-102 поступает смесь и-гексан, и-гептан. С верха колонны отбирается и-гексан, как более низкокипящий, с чистотой 0,999, с низа колонны отбирают и-гептан с чистотой 0,999.

5. Расчет по определению оптимального ввода сырья и оптимального размера колонн

Определение оптимального количества тарелок проводим по графику зависимости флегмового числа от произведения N(F+1). Оптимальному количеству тарелок соответствует минимальное значение этого произведения графики для всех колонн (рисунки 5, 7, 9). Определение оптимальной тарелки ввода проводят по зависимости флегмового числа от номера тарелки, берется значение с минимальным флегмовым числом для всех колонн (рисунки 6, 8, 10).

Таблица 10 - Зависимость F от N(F+1) для колонны К-100

N	F	(F+1)*N
16	10,09	177,44
17	4,83	99,04
18	3,33	77,89
19	2,64	69,10
20	2,05	61,02
25	1,85	71,25
26	1,21	57,38
27	1,18	58,86
34	0,94	65,92
44	0,84	81,14
60	0,82	109,49

Таблица 11 - Зависимость F от N для колонны К-100

N	F
4	28,08
5	10,21
6	4,49
7	2,51
8	1,72
9	1,36
10	1,21
11	1,15
12	1,16
13	1,21
14	1,30
15	1,44
16	1,65
17	1,96
20	4,93
22	17,51

Рисунок 5 - Зависимость F от N(F+1) для колонны К-100

Оптимальное количество тарелок составляет 26.

Рисунок 6 - Зависимость F от N для колонны К-100

Минимальное значение флегмового числа достигается при вводе на 11 тарелку.

Таблица 12 - Зависимость F от N(F+1) для колонны К-101

N	F	N(F+1)
9	31,45	292,05
10	4,88	58,77
11	2,84	42,27
12	2,03	36,37
13	1,67	34,69
14	1,41	33,69
15	1,27	34,09
16	1,15	34,37
17	1,09	35,45
18	1,02	36,29
19	0,98	37,66
20	0,94	38,84
21	0,92	40,40
27	0,86	50,32

Рисунок 7 - Зависимость F от N(F+1) для колонны К-101

Оптимальное количество тарелок составляет 14.

Таблица 13 - Зависимость F от N для колонны К-101

N	F
2	31,30
3	8,08
4	3,22
5	1,93
6	1,51
7	1,41
8	1,50
9	1,83
10	2,66
11	4,99
12	12,94
13	42,96

Рисунок 8 - Зависимость F от N для колонны К-101

Минимальное значение флегмового числа достигается при вводе на 7 тарелку.

Таблица 14 - Зависимость F от N(F+1) для колонны К-102

N	F	N(F+1)
14	19,32	284,48
15	7,14	122,04
16	4,47	87,47
17	3,44	75,48
18	2,82	68,74
19	2,46	65,68
20	2,19	63,98
21	2,01	63,27
22	1,88	63,38
28	1,49	69,66
30	1,43	72,93
35	1,35	82,25
38	1,33	88,65
42	1,32	97,39

Рисунок 9 - Зависимость F от N(F+1) для колонны К-102

Оптимальное количество тарелок составляет 21.

Таблица 15 - Зависимость F от N для колонны К-102

N	F
3	31,56
4	13,36
5	6,846
6	4,278
7	3,112
8	2,515
9	2,199
10	2,048
11	2,014
12	2,084
13	2,287
14	2,717
15	3,612
17	10,35
18	22,15

Рисунок 10 - Зависимость F от N для колонны К-102

Минимальное значение флегмового числа достигается при вводе на 11 тарелку.

Рассчитанные параметры для колонн сведены в таблицу 9.

Таблица 16 - Оптимальные параметры колонн

Параметр	К-100	К-101	К-102
Оптимальное количество тарелок	26	14	21
Оптимальная тарелка ввода	11	7	11

5. Расчет основных параметров работы ректификационных колонн

Определение флегмового для каждой колонны, все данные сведены в таблицу 17.

Таблица 17 - Значение флегмового и парового числа

Параметр	К-100	К-101	К-102
Флегмовое число	1,15	1,41	2,01

Для каждой колонны строим графики зависимости температуры, давления, расхода пара и жидкости, мольного состава от номера тарелки (рисунки 11-22).

Рисунок 11 - Зависимость температуры от номера тарелки в колонне К-100



Рисунок 12 - Зависимость давления от номера тарелки для колонны К-100

Рисунок 13 - Зависимость расхода пара и жидкости от номера тарелки для колонны К-100



Рисунок 14 - Зависимость мольных долей компонентов от номера тарелки для колонны К-100

Рисунок 15 - Зависимость температуры от номера тарелки для колонны К-101



Рисунок 16 - Зависимость давления от номера тарелки для колонны К-101

Рисунок 17 - Зависимость расхода пара и жидкости от номера тарелки для колонны К-101



Рисунок 18 - Зависимость мольных долей компонентов от номера тарелки в колонне К-101

Рисунок 19 - Зависимость температуры от номера тарелки для колонны К-102



Рисунок 20 - Зависимость давления от номера тарелки для колонны К-102

Рисунок 21- Зависимость расхода пара и жидкости от номера тарелки для колонны К-102



Рисунок 22 - Зависимость мольной доли компонентов от номера тарелки для колонны К-102

6. Расчет контактных устройств и основных размеров колонн

6.1 Зависимость КПД от номера тарелки

Определяем флегмовое число для всех колонн при изменении КПД на 0,05 до минимального значения, при котором колонны будут работать. Все рассчитанные значения сведены в таблицу 18 и представлены на графиках (рисунки 23-25).

Таблица 18 - Зависимость флегмового числа от КПД

К-100	К-101	К-102
КПД	F	КПД	F	КПД	F
1,00	1,21	1,00	1,41	1,00	2,01
0,95	1,31	0,95	1,58	0,95	2,22
0,90	1,44	0,90	1,83	0,90	2,51
0,85	1,64	0,85	2,25	0,85	2,97
0,80	1,99	0,80	3,05	0,80	3,78
0,75	2,70	0,75	5,07	0,75	5,62
0,70	4,62	0,70	20,09	0,70	13,57
0,65	19,41	0,69	55,43	0,69	19,97

Рисунок 23 - Зависимость флегмового числа от КПД для колонны К-100



Рисунок 24 - Зависимость флегмового числа от КПД для колонны К-101

Рисунок 25 - Зависимость флегмового числа от КПД для колонны К-102

Как видно из рисунков, чем ниже КПД тарелок, тем больше флегмовое число, следовательно, тем большее количество орошения необходимо подавать на верх колонн. Чем больше орошения, тем больше диаметр колонн, что увеличивает капитальные затраты. Таким образом, следует стремиться к повышению КПД тарелок.

6.2 Результаты расчетов контактных устройств

В таблице 19-20 приведены расчетные параметры контактных устройств

Таблица 19 - Расчетные параметры контактного устройства для колонны К-100

Наименование параметра	Единицы	К-100
Контактные устройства		Колпачковые тарелки
Диаметр секции	м	4,41
Максимальное захлебывание	%	63,80
Поперечное сечение	м2	15,34
Сопротивление секции	кПа	23,98
Поточность		1,00
Длина потока	мм	3187,70
Ширина хода	мм	3998,90
Максимальное заполнение сливного стакана	%	51,57
Максимальная нагрузка на перегородке	м3/ч	78,47
Максимальное сопротивление тарелки	кПа	1,08
Расстояние между тарелками	мм	609,60
Общая длина перегородки	мм	3061,27
Высота перегородки	мм	50,80
Активная площадь	м2	12,74
Зазор сливного стакана	мм	38,10
Площадь сливного стакана	м2	1,29
Длина боковой сливной перегородки	м	3,06
Площадь отверстий	м2	1,95
Оценка числа отверстий/клапанов		629,00
Ширина бокового сливного стакана, верх	мм	615,95
Ширина бокового сливного стакана, низ	мм	615,95
Длина бокового сливного стакана, верх	м	3,06
Длина бокового сливного стакана, низ	м	3,06
Площадь бокового сливного стакана, верх	м2	1,29
Площадь бокового сливного стакана, низ	м2	1,29

Таблица 20 - Расчетные параметры контактных устройств для колонн К-101, К-102

Наименование параметра	Единицы	К-101	К-102
Контактные устройства		Насадка	Насадка
Диаметр секции	м	3,05	3,81
Максимальное захлебывание	%	64,72	63,84
Поперечное сечение	м2	7,29	11,40
Удельное сопротивление	кПа/м	0,37	0,36
Скорость газа при захлебывании	m3/ч	7597,00	7428
Скорость газа при захлебывании	м/c	2,11	2,06
Расстояние между тарелками	м	0,42	0,41

6.3 Основные размеры колонн

Вычисляем высоту колонны по формуле:

Н=2h_в+(n-1)h_т (3)

где h_в - расстояние между первой тарелкой и верхом колонны принимаем 0,6 м;

h_т - расстояние между тарелками, м;

n - число тарелок.

Объем колонны вычисляем по формуле:

(4)

где D - диаметр колонны, м;

H - высота колонны, м.

Таблица 21 - Основные размеры колонн

Аппараты	H, м	D, м	V, м3
Колонна К-100	15,72	4,41	54,42
Колонна К-101	6,55	3,05	47,80
Колонна К-102	8,69	3,81	99,02

7. Основные параметры материальных потоков

Основные характеристики материальных потоков, циркулирующих в подсхеме колонн, включающей в себя колонну, конденсатор и ребойлер, приведены в таблице 22.

Таблица 22 - Характеристики материальных потоков в подсхемах колонн

Имя	Доля пара	Температура, 0C	Давление, кПа	Мольные доли компонентов
				и-бутан	и-пентан	и-гексан	и-гептан
колонна К-100
Сырье	0,49	30,80	101,30	0,3700	0,2100	0,3100	0,1100
В конденсатор	1,00	7,86	95,00	0,6379	0,3620	0,0001	0,0000
Рефлюкс	0,00	-4,34	95,00	0,6379	0,3620	0,0001	0,0000
Дистиллят	0,00	-4,34	95,00	0,6379	0,3620	0,0001	0,0000
В ребойлер	0,00	56,77	80,00	0,00	0,0002	0,8258	0,1740
Паровое орошение	1,00	58,80	80,00	0,0000	0,0003	0,8816	0,1181
Куб	0,00	58,80	80,00	0,0000	0,0001	0,7380	0,2619
колонна К-101
Сырье 1	0,64	-0,21	85,00	0,6379	0,3620	0,0001	0,0000
В конденсатор 1	1,00	-17,55	80,00	0,9990	0,0010	0,0000	0,0000
Рефлюкс 1	0,00	-17,57	80,00	0,9990	0,0010	0,0000	0,0000
Дистиллят 1	0,00	-17,57	80,00	0,9990	0,0010	0,0000	0,0000
В ребойлер 1	0,00	17,26	70,00	0,0027	0,9972	0,0001	0,0000
Паровое Орошение 1	1,00	17,40	70,00	0,0027	0,9972	0,0001	0,0000
Куб 1	0,00	17,40	70,00	0,0007	0,9990	0,0003	0,0000
колонна К-102
Сырье 2	0,99	62,46	75,00	0,0000	0,0001	0,7380	0,2619
В конденсатор 2	1,00	49,18	70,00	0,0000	0,0001	0,9990	0,0009
колонна К-102
Рефлюкс 2	0,00	49,17	70,00	0,0000	0,0001	0,9990	0,0009
Дистиллят 2	0,00	49,17	70,00	0,0000	0,0001	0,9990	0,0009
В ребойлер 2	0,00	74,16	60,00	0,0000	0,0000	0,0024	0,9976
Паровое Орошение 2	1,00	74,21	60,00	0,0000	0,0000	0,0025	0,9975
Куб 2	0,00	74,21	60,00	0,0000	0,0000	0,0010	0,9990

8. Основные параметры аппаратов

Основные параметры аппаратов технологической схемы колонны, конденсатора и ребойлера представлены в таблице 23.

Таблица 23 - Основные параметры аппаратов

Аппараты	T, оС	P, кПа	H(L), м	D, м	V, м3
Конденсатор КХ-1	-4,34	95,00	1,78	1,19	2,00
Ребойлер Р-1	58,80	80,00	1,78	1,19	2,00
Колонна К-100	7,86	95,00	15,72	4,41	54,42
	56,77	80,00
Конденсатор КХ-2	-17,57	80,00	1,78	1,19	2,00
Ребойлер Р-2	17,40	70,00	1,78	1,19	2,00
Колонна К-101	-17,55	80,00	6,55	3,05	47,8
	17,26	70,00
Конденсатор КХ-3	49,17	70,00	1,78	1,19	2,00
Ребойлер Р-3	74,21	60,00	1,78	1,19	2,00
Колонна К-102	49,18	70,00	8,69	3,81	99,02
	74,16	60,00

Заключение

В разделе первом курсового проекта приведены основные характеристики исходных веществ и проведен расчет многократного испарения и конденсации исходной смеси (и-бутан, и-пентан, и-гексан, и-гептан), в процессе которого был получен и-гексан с чистотой 0,9001, данная чистота была получена после 10 ступеней многократного испарения (конденсации). Этим показано, что данный процесс, во-первых, требует очень много затрат из-за большого количества аппаратов, во-вторых, при такой системе возможно либо получить продукт малого количества с высокой чистотой, либо низкая чистота с высоким выходом.

Далее был проведен расчет разделения исходной смеси с использованием ректификационных колонн. Для этого была выбрана схема (рисунок 4). Разделяемая смесь подается в колонну К-100, где происходит разделение на две части: с верха отбирается смесь и-бутана и и-пентана, а снизу отбирается смесь и-гексана и и-гептана. Далее первая смесь подается в колонну К-101, где с верха отбирается и-бутан с чистотой 0,999, а снизу и-пентан с той же чистотой. А вторая смесь подается в колонну К-102, сверху отбирается и-гексан, снизу отбирается и-гептан с той же чистотой.

Определены оптимальное количество тарелок и оптимальная тарелка ввода сырья для всех колонн. В колоннах К-100, К-101, К-102 оптимальное количество тарелок составляет 26, 14, 21 соответственно. А номер тарелки ввода сырья с отсчетом с верха колонн 11, 7, 11 соответственно.

Флегмовые числа имеют для колонн такие значения К-100 - 1,15; К-101 - 1,41; К-102 - 2,01.

Контактные устройства в колонне К-100 колпачковые тарелки, в колоннах К-101 и К-102 насадки. Расстояние между тарелками в К-100 равно 0,60 м, в К-101 равно 0,42м, в К-102 равно 0,41м. Диаметр контактирующих устройств и колонны К-100 равны 4,41м, колонны К-101 равны 3,05м, колонны К-102 равны 3,81м. Высота колонн 15,72, 6,55, 8,69 м соответственно.

Далее в табличном виде приведены характеристики материальных потоков подсхем колонн, их основные размеры, давление температура в каждом аппарате.

Список использованной литературы

1 Александров И.А. Перегонка и ректификация в нефтепереработке. - М.: Химия, 1981.

2 Ахметов С.А. Физико-химическая технология глубокой переработки нефти и газа: Учебное пособие. - Уфа: Изд-во УГНТУ, 1996.

3 Багатуров С.А. Основы теории и расчета перегонки и ректификации. - М.: Химия, 1974.

4 Багиров И.Т. Современные установки первичной переработки нефти. - М.: Химия, 1974.

5 Дытнерский Ю.И. Процессы и аппараты химической технологии: Учебник для вузов. Изд. 2-е. в 2-х кн.- М.: Химия, 1995.

6 Жирнов Б.С., Н.Г. Евдокимова. Первичная переработка нефти: Учеб.пособие для вузов. - Уфа: УГНТУ, 2005.

7 Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии: Учебник для вузов. - 11-е изд., стереотипное, доработанное. Перепеч. с изд. 1973 г. - М.: ООО ТИД «Альянс», 2005.

8 Поникарпов И.И., Поникарпов С.И., Рачковский С.В. Расчеты машин и аппаратов химических производств и нефтегазопереработки: Учебное пособие. - М.: Альфа-М, 2008.

9 Скобло А.И., Трегубов И.А., Молоканов Ю.К. Процессы и аппараты нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности. - 2-е изд., перераб. и доп. - М.: Химия, 1982.

Приложение А

Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на Allbest.ru