Процессы и аппараты нефтегазопереработки

в) при испарении  жидкости в нижней части агрегата испарителя не происходит изменения  ее состава и, следовательно, состав пара, образующегося в испарителе, равен составу остатка.

Количество  дистиллята, полученного в конденсаторе, равно количеству пара, направляющемуся  в это устройство. Полученный в  конденсаторе дистиллят делится  на две части – одна часть направляется в колонну (флегма), другая является отбираемым продуктом (дистиллят).

Пусть для  получения 1 кмоль дистиллята необходимы испарения D кмоль жидкости и возврат в аппарат путем конденсации для взаимодействия с паровым потоком R кмоль. Последнею величину назовем флегмовым числом; она представляет собой отношение количества возвращенного в колонну дистиллята (флегмы) к количеству обратного дистиллята в виде продукта.

Количество  пара, полученного в нижней части  ректификационного аппарата, проходящего по колонне и переходящего в конденсатор, называемый дефлегматором, равно:

 или  .                                                                  (1.1)

 

 

Полученное  равенство доказывает, что разделение смеси при ректификации возможно в результате взаимодействия потоков  пара и  жидкостей в ректификационном аппарате при кратности испарения (R+1) и кратности конденсации R.

Материальный  баланс ректификации по летучему компоненту может быть выражен общим для  всех массообменных процессов равенством:

G_dy = L * (-dх).

 Пусть количество взаимодействующих паров G моль, а жидкости L моль. Тогда, согласно принятым обозначениям, G=(R+1)*G_p, L= RG_p – для верхней части ректификационного аппарата и L= (R+F)* G_p, для нижней части аппарата. Таким образом, для верхней и нижней частей аппарата уравнения материального баланса запишутся в виде:

(R+1)*dy= R*(-dх);                                                                         (1.2)

(R+1)*dy=(R+F)*(-dх).                                                                   (1.3)

Для произвольного сечения верхней части аппарата получим:

(R+1)*(у_р–у)=(R+1)*(у_р–у)= R*(х_р–х).                                          (1.4)

или

                                                                (1.5)

Для произвольного сечения нижней части аппарата, где рабочие конденсации х и у, и низа, где концентрации жидкости и пара х_(t) и у_(t) найдем:

(R+1)*(у–у_(t))=(R+1)*(у–у_(t))= (F+R)(х–х_(t)).                                (1.6)

или

.                                                       (1.7)

Эти уравнения  являются уравнениями линий рабочих  концентраций для верхней и нижней части ректификационного аппарата.

Кроме того,  из уравнения для сечения аппарата, соответствующего вводу исходной смеси, и верха аппарата имеем:

(R+1)*(х_р–у_f ) = R*(х_р–у_f),                                                                (1.8)

откуда

                                                                                        _(1.9)

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

  2 Физические свойства веществ, участвующих в процессе

 

 

2.1 Физические свойства веществ

Вещество	tкип.,ºС	rн Дж/кг	ρж, кг/м3	Ср Дж/(кг*К)	ν м2/с	ρп, кг/м3	μп*10-6, Па*с
Вода	100	2260000	998	4190	0,6	0,6	15,2
Уксусная кислота	118	402000	933	2400	0,146	2	12

 

Таблица 2.2-Задание на проектирование

№ в.	Проектируемый аппарат	F,кг/ч	Смесь	Xf	Xp	Xw
19	Колонна насадочная	8600	вода - уксусная кислота	43	86	3

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

3 Технологический расчёт

 

Таблица 3.1 Равновесные составы жидкости (х) и пара (у) в мольных % и                          температуры кипения (t) в ^ºС двойных смесей при 760 мм рт. ст.

X	0	5	10	20	30	40	50	60	70	80	90	100
Y	0	26	42	59	68,6	75	79	83	88	92,5	97	100
t	118,7	111,4	105,8	99	94	90,3	88	85	83,5	82	80,8	80,2

 

По данным о равновесных составах двойных  смесей составим графики:    t-x-y диаграмму и x-y диаграмму.

Из графиков находим:

t_f  = 105,2^° С                 y_f = 54 мол. %

t_w = 116,3^° С              y_w = 5 мол. %

t_p = 101,1^° С                  y_p =93 мол. %

R_min – минимальное флегмовое число, соответствует режиму работы колонны, когда весь получаемый конденсат идет на орошение колонны.

R_min=           (3.1) 

x_p = 86

x_f = 43

x_w = 3

R_min = = 2,9

По формуле 3.2 находим рабочее  флегмовое число – R:

R = R_min * β                            (3.2)

R = 2,9*1,4 = 4

Точка (b), необходимая для построения графика, находится по формуле:

β =                               (3.3)

β = = 17,2

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

          4 Материальный баланс

 

4.1 Условные обозначения:

 

F` - ввод исходной смеси, кг/с;

P – выход продукционного дистиллята, кг/с;

W – выход кубовой жидкости, кг/с;

Ф  - выход флегмы, кг/с;

G – выход паров в верхней части колонны, кг/с;

D – расход греющего пара, кг/с;

a_f, a_p, a_w – массовые доли низкокипящего компонента в потоках;

x_f, x_p, x_w – мольные доли низкокипящего компонента в потоках;

y_f, y_p, y_w – мольные доли низкокипящего компонента в парах над жидкостью;

t_f, t_p, t_w – температуры кипения в потоках, ^оС;

R – рабочее флегмовое число;

R_min – минимальное флегмовое число.

 

 

4.2 Расчетная часть

 

Переведем массовый расход исходной флегмы в кг/с:

F` =

F` = = 2,4 кг/с

Переведем мольные  доли низкокипящего компонента в  жидкой фазе в массовые.

В исходной смеси:

a_f =         (4.1)

a_f = = 0,18м.д

В кубовой жидкости:

a_w =        (4.2)

a_w = = 0,009м.д

В дистилляте:

a_p =        (4.3)

a_p = = 0,64м.д

Продукционный выход дистиллята:

W =          (4.4)

W= = 1,75 кг/с

Выход продукционной кубовой жидкости (высококипящего вещества):

P = F – W          (4.5)

P = 2,4 – 1,75 = 0,65 кг/с

Массовый расход исходной флегмы:

Ф = W * R          (4.6)

Ф = 0,65 * 4 = 2,6 кг/с

Выход паров в верхней части  колонны:

G = W + Ф          (4.7)

G = 0,65 + 2,6 = 3,25 кг/с

 

 

 

 

 

 

 

 

5. Тепловой баланс

 

      5.1 Условные обозначения

 

Q – количество тепла отданное греющими парами; Вт

Q₁ – количество тепла пришедшее с исходной смесью; Вт

Q₂ – количество тепла поступившее с флегмой; Вт

Q₃ – количество тепла с паром с верхней части колонны; Вт

Q₄ – количество тепла ушедшее с кубовой жидкостью; Вт

C_p – удельная теплоемкость; Дж/кг*К

r – массовый расход греющего пара; кг/с

q – массовый расход охлаждающей воды; кг/с

t₁ – температура исходной воды; ^оС

t₂ – температура воды на выходе из дефлегматора; ^оС

D` - общий расход греющего пара на процесс ректификации; кг/с

I_p-энтальпия пара;Дж/кг

G-выход паров в верхней части колоны;

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

2. Расчетная часть

 

Тепловой расчет куба нагрева и  колонны:

С_н.к.(вода) = 4190 Дж/кг*К

С_в.к.(уксусная кислота) = 2400 Дж/кг*К

Рассчитываем приход тепла:

C_f = С_н.к. * a_f + С_в.к.*(1 - a_f)        (5.1)

C_f = 4190*0,18+2400*(1-0,18)=2722,2 Дж/кг*К

Q₁ = F` * C_f  * t_f          (5.2)

Q₁ = 2,4*2722,2*90=587995,2 Вт

Q₂ = Ф * C_ф * t_ф          (5.3)

С_ф = С_н.к. * a_p + С_в.к.*(1 - a_p)       (5.4)

С_ф = 4190*0,64*2400*(1-0,64)=3545,6 Дж/кг*К

t_ф = t_p – 15          (5.5)

t_ф = 105 – 15 = 90 ^оС

По формуле 5.3 рассчитываем количество тепла, поступившее  с флегмой:

Q₂ = 2,6*3545,6*90=829670,4 Вт

Рассчитываем расход тепла:

Q₃ = G * I_p          (5.6)

а_н.к. = а_р

r_p = r_н.к. * a_p + r_в.к.(1 - а_р)        (5.7)

r_p = 0,64*226000+402000*(1-0,64)=144640+144720=289360 Дж/кг

I_p = r_p + C_p * t_p          (5.8)

I_p = 289360+105+3545,6=293006,6 Дж/кг

По формуле 5.6 рассчитываем количество тепла ушедшее  с парами с верхней части колонны:

Q₃ = 3,25*293006,6=952271,45 Вт

Q₄ = W * C_w * t_w         (5.9)

C_w = C_н.к. * a_w + C_в.к. * (1 – a_w)       (5.10)

C_w =4190*0,009+2400*(1-0,009)=2416,11 Дж/кг*К

 

 

По формуле 5.9 рассчитываем количество тепла ушедшее с кубовой жидкостью:

Q₄ = 1,75*2416,11*116,3=491738,8 Вт       

Q_прих. = Q_расх.

D` =          (5.11)

По формуле 5.11 находим расход пара на процесс ректификации:

D` = = 1,3 кг/с 

 

 

 

 

 

 

 

Тепловой  расчет дефлегматора:

Q_конд = G * r_p          (5.12)

r_p = r_н.к.* a_p + r_в.к.* (1- а_р)         (5.13)

r_p = 0,64*226000+402000*(1-0,64)=289360 Дж/кг                                        

Q_конд = 3,25*289360=940420 Вт

Q_охл = G * C_p * (t_p – t_ф)        (5.14)

Q_охл = 3,25*3545,6*(105-90)=126755,2 Вт

Q_дефл = Q_конд + Q_охл         (5.15)

Q_дефл = 940420+126755,2=1067175,2 Вт

                                                                              

Найдем массовый расход охлаждающей  воды:

q =           (5.16)

q = = 36,38 кг/с

 

6 Конструктивный расчет

 

6.1 Условные обозначения

 

М_н.к. – молекулярная масса низкокипящего компонента, г/моль

М_в.к. – молекулярная масса высококипящего компонента, г/моль

вязкость, Па*с

плотность, кг/м³

U – плотность орошения, м³/(м²*с)

свободный объём, м³/м³

удельная поверхность, м²/м³

D – коэффициент диффузии, м²/с

D_k – диаметр колонны, м

H, h – высота, м

V – объём, м³

n – число слоёв насадки

q – ускорение свободного падения, м/с²

k – тангенс угла наклона линии равновесия

удельный расход поглотителя

Re – критерий Рейнольдса

Nu – критерий Нуссельта

Pr – критерий Прандтля

Ar – критерий Архимеда

W – скорость, м/с

 

6.2 Расчётная часть

 

Таблица 6.1-Характеристика насадки

Насадки	а, м2/м3	, м3/м3	dэ, м	, кг/м3	Число штук в 1 м3
Керамические кольца Рашинга   50 * 50 * 5	110	0,735	0,027	650	8500