Технологический расчёт для разделения сжиженных газов

 

В результате расчета  температура верха колонны t_в = 105.85°С

Для расчёта температуры  низа колонны используется уравнение  изотермы жидкой фазы:

где К_i – константа фазового равновесия i-го компонента при температуре низа  колонны: К_i = P_i / p_н.

      p_н – давление в нижней части колонны.

π_н = π_эв + Δр´N₀= 5295 мм.рт.ст.

Расчёт температуры  низа колонны проводится методом последовательных приближений, результаты представлены в таблице 11.

        Таблица 11

№ п/п	Компоненты	ki(Н)	Pi(Н)	y'Wi	tв
1	изобутан С4Н10	4,85022434	26700,49	2,82299E-05	140.29
2	бутан С4Н10	4,1587955	22020,82	0,000841439
3	изопентан С5Н12	2,15718696	11422,3	0,044566354
4	пентан С5Н12	1,86408487	9870,329	0,110228269
5	изогексан С6Н14	1,04738717	5545,915	0,492058818
6	гексан С6Н14	0,87304375	4622,767	0,31357157
7	гептан С7Н16	0,42464546	2248,498	0,0386564
	Сумма			0,99995108

 

В результате расчета температуры низа колонны t_н = 140,29°С.

   

    7 Определение материальных потоков в колонне

 

Количество дистиллята:

D = F´ε = 20000´0.7167= 14333,63 кг/ч.

Количество остатка:

W = F – D = 20000 – 14333,63 = 5666,37 кг/ч.

При составлении тепловых балансов энтальпии потоков определяются по формулам Крэга:

для жидкости

для паров

Плотность потоков  может быть определена по эмпирической формуле Крэга:

 

Тепловой баланс колонны без учета теплопотерь в окружающую среду запишется в виде:

Q_F + Q_B = Q_D + Q_W + Q_d

где Q_F – количество тепла, вносимое в колонну сырьём;

       Q_D – количество тепла, отбираемое дистиллятом;

       Q_W – количество тепла, отбираемое остатком;

       Q_d – количество тепла, отбираемое холодным орошением;

       Q_В – количество тепла, подводимое в нижнюю часть колонны.

 

где  g_гор – количество горячего орошения, стекающего с верхней тарелки колонны, определяется с учетом флегмового числа:

 

Из теплового баланса  колонны определим количество тепла, которое необходимо подвести  в  низ колонны для создания парового потока: 

Количество паров под  верхней тарелкой колонны:

Для определения количества холодного орошения зададимся его  температурой на входе в колонну. В связи с тем, что хладагентом  в конденсаторе-холодильнике является вода, примем температуру t_хол =  40°С

 

 

     Количество холодного орошения:

Количество паров под  нижней тарелкой колонны:

 

Количество жидкости стекающей  с нижней тарелки колонны:

 

Результаты подсчета сведены в таблицу 12

 

 

Таблица 12

 

Потоки	Обозначение	Расход, кг/ч	Температура, ОС	Молекулярная масса	Плотность	Энтальпия		Количество тепла	Обозначение
						ж	п
Приход
Сырье:
Паровая фаза	GF	7527,715	109,1203	70,24810219	0,6317159	-	214,7656	1616694,206	QF
Жидкая фаза	gF	12472,29	109,1203	77,5936561	0,6557193	60,26185	-	751602,9403
Пары из кипятильника	GW	82147,84	140,268	84,345507	0,6753646	78,48133	226,8855	12186864,11	QB
Расход
Дистиллят	D	14333,63	105,8479	70,91458429	0,6340201	59,27036	213,0866	3054303,845	QD
Остаток	W	5666,371	140,268	86,15148514	0,6802746	78,19759	226,5504	443096,5728	QW
Горячее орошение	gгор	71977,49	105,8479	74,19522954	0,6449841	58,76444	212,3925	11057760,84	Q1D
Холодное орошение	gхол	58357,11	45	74,19522954	0,6449841	23,60218	-	11057760,84	Q2D
Пары под верх. тарелкой конц. секц.	GN-1	82147,84
Жидкость, стек-ая с ниж. тар. отгон. секц.	G1'	87814,21

 

 

    8 Определение основных размеров колонны

 

Расчёт основных размеров колонны включает определение её диаметра, высоты, диаметров основных штуцеров.

Диаметр колонны определяется для наиболее нагруженного сечения  с использованием допустимой массовой скорости паров G_g или линейной скорости w_g по уравнениям:

; 

 

где  G – паровая нагрузка колонны в расчётном сечении, кг/ч;

V – объёмный расход паров, проходящих через данное сечение ко-               лонны, м³/с.

При расчете объемного  расчета паров для колонн, работающих  при избыточном давлении, необходимо учитывать коэффициент сжимаемости  z, который находят из зависимости от приведенных параметров Т_пр и Р_пр

Приведенные температура  и давление находятся по уравнениям:

 ; 

где  π     –    давление в системе, мм.рт.ст.

            Т     –    температура системы, К

              Р_кр   –    критическое давление, мм.рт.ст.

            Т_кр  –    критическая температура, К.

Для газовых смесей использование  истинных критических параметров при  определении физических и тепловых характеристик смеси приводит к значительным  отклонениям. Поэтому при расчете свойств газовых смесей используются исправленные критические параметры, которые принято называть псевдокритическими. Для углеводородных газовых смесей псевдокритические  параметры температуры и давления принято определять по правилу аддитивности  через критические параметры и мольные концентрации отдельных компонентов смеси:

; 

где x`_i - мольная концентрация i-го компонента;

          T_kp,i  и  P_kp,i - соответственно критическая температура и критическое     давление компонента.

Значения      T_кр.i и P_кр.i  принимаем по данным [2, приложение 1. с. 25].

Объемный расход паров  рассчитываем для наиболее нагруженного сечения  колонны по уравнению:

Расчет псевдокритических  параметров приведен в таблице 13.

 

 

 

Таблица 13

№ комп	YNk-1,i	Y'Nk-1,i	Tiкр	pi кр, мм.рт.ст	Y'Nk-1,i , Tiкр, К	Y'Nk-1,i , piкр, мм.рт.ст
1	0,0075421	0,008084	408	28000	3,298318	226,3552
2	0,088651	0,09407	425	28857	39,97977	2714,579
3	0,3220191	0,321119	460,3	25696	147,8113	8251,485
4	0,4056135	0,404637	469,5	25604	189,9771	10360,33
5	0,1759673	0,172673	497,4	22876	85,88767	3950,073
6	0,0510362	0,05025	507,3	22891	25,49161	1150,263
7	0,0003271	0,000323	540,1	20528	0,174231	6,622116
Сумма	1,0511562	1,051156			492,62	26659,71

 

В результате расчета  получено:

     ¾ псевдокритическая температура Т_пс.кр = 492,62 К

     ¾ псевдокритическое давление Р_пс.кр =26659,71 мм.рт.ст.

Давление в системе p_н = 5295 мм.рт.ст.

Температура низа колонны Т_н = 105,8479+5+273=478,8479 ^OC

Находим приведенные  температуру и давление по следующим  формулам:

 

Таким образом, объемный расход паров равен:

По графику зависимости коэффициента сжимаемости от приведенных давления и температуры находим коэффициент сжимаемости  z = 0,85.

Плотность паров:

Для пересчета величин  ρ₄²⁰ и ρ₁₅¹⁵ можно воспользовался приближенной формулой:

где a - температурная поправка, которая определили таблицам [2],:

 

С учётом температурной  поправки [2, с.5] получаем плотность  жидкости:

т. е. плотность жидкости r_ж=571 кг/м³

Допустимую линейную скорость паров в колонне определяем  по уравнению:

 

Величина коэффициента С зависит от конструкции тарелки, расстояния между тарелками и поверхностного натяжения жидкости.

Расстояние между тарелками  обычно изменяется в пределах от 0,2 до       0,8 м, а для колонн диаметром 1м и более при монтаже тарелок через люки Н_Т  не менее 0,45.

Примем расстояние между  тарелками Н_Т = 0,45м, тогда коэффициент       С = 850.            

 

 

Диаметр колонны равен:

 

Полученный по приведенным  уравнениям диаметр колонны округляют  до ближайшего стандартного (ГОСТ 9617-76) принимаем D_k = 2000 мм.

Расстояние между нижней тарелкой и нижним днищем определяют с учетом необходимого запаса жидкости в случае прекращения подачи сырья в колонну.

Объем жидкости определяется из соотношения:

где g_N – количество жидкости стекающей с нижней тарелки колонны, кг/ч

              τ – запас времени, ч.

Высота жидкости в  нижней части колонны:

Расстояние от уровня жидкости до нижней тарелки принимаем  равным 1м, тогда высота нижней части колонны равна1,000000003 м.

Высоту над верхней  тарелкой концентрационной части колонны  выбирают с учетом конструкции колонны (наличие отбойников, распределителей жидкости и т.д.), принимаем 3H, т.е. 1,35 м.

Высота питательной  зоны колонны зависит от конструкции  узла ввода сырья, примем эту высоту равной 1,3 м.

Через 4-5 тарелок по высоте колонны устанавливаются люки для  обеспечения монтажа и ремонта тарелок. Диаметр люков принимается не менее      D_y = 450, а расстояние между тарелками в месте установки люка не менее   600 мм.

Высота концентрационной части равна:

Высота отгонной части  равна:

Полезная высота колонны равна:

Н_пол=16,75 м

Примем высоту опоры  равной 3 м, тогда общая высота колонны:

Н = Н_пол + 3 = 19,75 м.

При расчете диаметра штуцеров массовые пара или жидкости пересчитываем на реальную производительность колонны, плотности потоков находим  по приведенной выше методике, допустимую скорость движения потоков принимаем в зависимости  от назначения штуцера и фазового состояния потока (в м/с):

скорость жидкости потока на приеме насоса и в самотечных трубопроводах…………………………………………………………………………  0,2-0,6

на выкиде насоса ……………………………………………………….  1 – 2

скорость парового потока: в шлемовых трубах и из кипятильника в колонну (при атмосферном давлении) ………………………………………….. 10-30

в трубопроводах из отпарных секций………………………………....  10-40

в шлемовых трубах вакуумных  колонн …………………………………. 20-60

при подаче сырья в  колонну ………………….…………………………... 30-50

скорость парожидкостного  потока сырья в колонну в пересчете  на однофазый жидкостной поток …………………………….………………………….. 0,5-1,0

Диаметр штуцеров принимаем  примерно равным внутреннему диаметру трубы. При этом если диаметр трубы будет принят несколько меньшим, производится проверочный расчет скорости потоков.

Штуцер ввода сырья:

 

F = 20000 кг/ч      ρ_ж = 572,925 кг/м³      ω = 0,4 м/с

 

Принимаем штуцер ввода сырья D = 200 мм.

Штуцер для вывода паров ректификата:

G = D + g_хол = 71977,49 кг/ч

ρ_п = 16,10 кг/м³      ω = 27 м/с

 

Принимаем штуцер ввода  паров  D = 25 мм.

Штуцер для вывода жидкости в кипятильник: