Расчёт ректификационной колонны (РК)

Исходные данные:

количество сырья на ректификацию                    G = 97,222 т/ч

Содержание низкокипящего                                                  ξ_Р =0.95

компонента (бензол)

Остаток                                                                          ξ_R =0.04

Температура поступающего сырья                                       t_c -=98 °С

Содержание бензола в исходном сырье                                 а =0.42

 

Для удобства расчёт ведём на 100кг исходного сырья.

     1. По заданной четкости ректификации определяем количество ректификата

D = L*( a - ξ_R)/( ξ - ξ)

                          D = 100*(0.42-0.04)/(0.95-0.04) = 41.7 кг             (18)

где: D- количество ректификата

L- исходное сырье

ξ_R- содержание остатка

ξ_Р- содержание ректификата

а - содержание бензола

 

        

 

2. Вес остатка находим по разности

 

R = L – D

                                          R = 100-41.7=58.Зкг                                    (19)

 

По изобарной кривой находим содержание низкокипящего компонента в

паровой и жидкой фазах на входе в колонну при температуре сырья t=98°,

η _o =0,595, ξ_o=0,37

Доля отгона по уравнению материального баланса однократного испарения

e=

 

e=                                     (20)

Отсюда находим количество паров и жидкости, поступающих в колонну

e*L

 (21)

=L-

=100-35.4=64.6 кг                      (22)

Минимальное количество орошения. При минимальном количестве орошения число теоретических тарелок равно бесконечности. При конечном числе тарелок количество орошения долино быть больше минимального, так как работать с большим избытком орошения нецелесообразно. Принимаем количество орошения g₂ = 85кг.

Построим прямую орошения для концентрационной части колонны (количество орошения по высоте колонны остается постоянным).

Она пройдет через точки

 

                       1)ξ= =0,95,           ŋ= =0,95(точка А)                      (23)

2)ξ=0, ŋ=                             (24)

Полученные точки наносим на график (рис 1) и проводимпрямую орошения АВ. Количество флегмы, поступающей в отгонную часть колонны равно

                                          g₂+ g_о=85+64.6=149.6 к²(25)

Количество парового орошения

                                    G=149.6-58.3=91.3кг                              (26)

Уравнение прямой орошения отгонной части колонны

(G+R)*ξ' =G'*ŋ'+R*

 

Прямая орошения пройдет через точки 1) ŋ=ξ_R =0.04,  ξ= ξ_R =0.04

 

                                   (27)

Прямая орошения DЕ отгонной части колонны при допущении постоянства количества орошения.

Число теоретических тарелок концентрационной части 9 тарелок, в отгонной части 10.Теплоемкости компонентов сырья близки между собой и могут быть приняты одинаковыми 0.47 ккал/кг* °С. Скрытая теплота испарения бензола r_a =94 ккал/кг и толуола r_w =84ккал/кг.

    Приход тепла

    1)с сырьем

 

GI+gI

                             G=35.4*134+64.4*44.7=7622.28 ккал                      (28)

    2) сообщается через кипятильник

 

                         Q= *r= (0,04*94+0,94*84)=82,72 ккал                  (29)

 

    Итого             Q_сум=7622.28+82.72=7705 ккал                           (30)

По изобаре рис2 находим, что температура ректификата t = 81 С и температура остатка t=109 С

 

    Расход тепла

    1) тепло, отнимаемое орошением

 

= r =85*(0.95*94+0.02*84)=7733.3 ккал                                            (31)

    2) уходит с ректификатом

 

=41.7*(0.47*81+0.95*94+0.02*84)=3812.48 ккал                              (32)

 

    3) уход с остатком

 

=55.7*0.47*109=2840ккал      (33)

 

    Итого             Q=7733.3+3812.48+2840=14385.78ккал             (34)

    Из равенства прихода и расхода находим массу парового орошения в нижней части колоны (подводимого из кипятильника)

 

 

                         (35)

 

Переходим к расчету колонны.

Колонна служит для разделения 97 222кг/ч нефтяного сырья.

    Максимальный объем паров будет в верхнем сечении колонны, так как их молекулярный вес наименьший, а разница между количеством паров в верхнем сечении колонны и в эвапорационном пространстве незначительна.

Количество паров в верхнем сечении колонны

G₁= g₁+D

                               85+ 41.7= 126.7кг на 100 кг сырья                        (36)

Или

                                 126.7*(97222 / 100) = 25340кг/ч                          (37)

    Объем паров в верхнем сечении колонны

                              V_сек=(G*22.4*T*π)/(M*273* π*3600)                       (38)

 

              V_сек=(25340*22.4*353.5*1)/(78*273*1*3600)=2.61м/сек       (39)

 

    Расстояние между тарелками 0.6х и скорость паров в колонне 0.7

    Сечение колонны

S= V_сек /w

                                             S=2.61/0.7=3.72м                                      (40)

    Диаметр колонны

d=

                                    d= =2.17м                              (41)

 

    По конструктивным соображениям принимаем d = 2.2 м

    Коэффициент полезного действия тарелки Е = 0.6

    Практическое число тарелок

N_действ⁼N_теор / Е

        

 

    В отгонной части колоны

N=10 / 0.6≈1.7

    В концентрационной части колонны

N=9/0.6=15

    Следовательно, общее число практических тарелок N_действ =32. Пусть расстояние между нижнем днищем и нижней тарелкой колонны равно 1.5, а расстояние между тарелками в эвапорационном пространстве и между верхним днищем и верхней тарелкой по 1.2 м.Тогда общая высота колонны

                Н =1.5+(N – 1) * 0.6 - 12 + (N- 1 )* 0.6 +12 (42)

Н=1.5 +( 17- 1)* 0.6- 12+ ( 15- 1)* 0.6+ 12 = 21.9 м    (43)

Расчёт трубчатой печи (ТП).

Исходные данные                   

    Производительность ТП G =97,222т/ч = 97 222 кг/ч                     Начальная температура нефти t_н= 180° СКонечная температура

 нефти и                                                                           t₂ = 450° С

Доля отгона нефти на входе в ректификационную колону е = 0,62.

Относительная плотность нефти                                   ρ₄²⁰ = 0,92.

Топливо — нефтезаводской газ следующего состава: 

Н₂ – 25% ; СН₄ –38% ; С₂Н₆ –37%.

Р А С Ч Е Т

    Полезная тепловая нагрузка печи равна

                                          Q_пол = G[eI₂+(1-e) i₂-i₁] к                      (44)

где, G - производительность ТП, кг/ч. е – доля отгона на выходе ТП;                                      

    I₂ – энтальпия паров на выходе ТП, кДж/кг;                     

    i₂ – энтальпия жидкости на выходе ТП, кДж/кг;              

    i₁ - энтальпия сырья на входе ТП, кДж/кг;                                               к = 4,19 – коеффициент

Q_пол =97222 ∙[0,62 ∙ 210+(1–0,62) ∙260 –78,9]× 4,19 = 60 500 000 кДж/ч. (45)

   

    1 Расчет процесса горения в трубчатой печи (ТП)      

    Теплота сгорания топлива определена по формуле

(Q^н_р)_об= 25,79Н₂ + 85,55СН₄ + 152,26С₂Н₆;                           (46)

 

(47) (Q^н_р)_об=( 25,79 • 25 + 85,55 • 38 + 152,26 • 37) ×4,19 = 40 800 кДж /кг. Теоретически необходимый расход воздуха для сжигания 1 кг газообразного топлива равен

L₀=0,0619/p[0,5 H₂ + 0,5 CO + ∑(m + n/4) C_mH_n + 1,5 H₂S - O] (48)

L₀= 0,0619/0,8 [0,5•24 + 0,5•0 + (1+4/4) 39 + (2+6/4) 37] = 13,9 кг/кг.

     Теоретически необходимый для горения объем воздуха равен

V₀=L₀/1,293;                                             (49)

V₀=13,9/1,293=10,5м³/кг.                  

Количество продуктов горения 1 кг топлива                                                   N_CO2= 0,000446/ρ (CO₂ + СО + СН₄+Н₂S + ∑ mC_mH_n)          (50)          N_CO2= 0,000446/0,82 ( 39 + 2• 37) = 0,065 кмоль/кг.                                N_H2O=0,000446/ρ (H₂ + ∑ n/2 C_mH_n+ Н₂S + 0,424 V₀d_в)      (51)

N_H2O = 0,000446/0,82 (24 + 2 • 39 + 3 • 37) = 0,12 кмоль/кг.    Принимаем коэффициент избытка воздуха в топке α₁ = 1,1, в борове α₂= 1,2. Тогда имеем

над переваломN_N2+O2=V₀(α₁-0,21)/22,4;                     (52) 

         N_N2+O2=10,4(1,1-0,21) /22,4=0,41 кмоль/кг.

в борове            N_N2+O2=V₀(α₂-0,21)/22,4;                            (53)

N_N2+O2=10,4(1,2-0,21) /22,4=0,45 кмоль/кг.