Поможем в ✍️ написании учебной работы

Имя

Поможем с курсовой, контрольной, дипломной, рефератом, отчетом по практике, научно-исследовательской и любой другой работой

Выберите тип работыЧасть дипломаДипломная работаКурсовая работаКонтрольная работаРешение задачРефератНаучно - исследовательская работаОтчет по практикеОтветы на билетыТест/экзамен onlineМонографияЭссеДокладКомпьютерный набор текстаКомпьютерный чертежРецензияПереводРепетиторБизнес-планКонспектыПроверка качестваЭкзамен на сайтеАспирантский рефератМагистерская работаНаучная статьяНаучный трудТехническая редакция текстаЧертеж от рукиДиаграммы, таблицыПрезентация к защитеТезисный планРечь к дипломуДоработка заказа клиентаОтзыв на дипломПубликация статьи в ВАКПубликация статьи в ScopusДипломная работа MBAПовышение оригинальностиКопирайтингДругое

Нажимая кнопку "Продолжить", я принимаю политику конфиденциальности

Тепловая нагрузка кипятильника определяется из уравнения теплового баланса всей колонны:

 

.

 

где =204,53 кмоль/ч-количество сырья; =77,945 кмоль/ч-количество дистиллята, =126,585 кмоль/ч-количество остатка; -энтальпия сырья (кипящая жидкость) при температуре =62°С кДж/моль; -энтальпия остатка при температуре t_R’=75 кДж /моль.

 

Решая уравнение теплового баланса относительно величины  и подставляя в него необходимые данные, получим:

 

Количество парового орошения внизу отгонной части определяется по формуле

 

 

Где -энтальпия паров орошения, поступающих из кипятильника под нижнюю отгонную тарелку, определяется как для пентана, из которого практически состоит этот поток (см.таб.3.)

Подстановка чисел в формулу дает:

 

.

 

Количество парового орошения на 100 киломолей сырья составит:

.

что больше количества паров над верхней отгонной тарелкой.

Тепловой баланс приведен в табл.5.

 

Таблица 5- Тепловой баланс изопентановой колонны

 

Поток тепла	Количество теплоносителя, кмоль/ч	Температура, °С	Энтальпия, кДж/моль	Количество тепла, кДж/ч (кВт)
Приход С сырьем (е=0) Из кипятильника Итого   Расход С дистиллятом С остатком В конденсаторе-холодильнике Итого	204,53   -   204,53   77,945 126,585   -   204,53	63   -   -   42 75   -   -	21700   -   -   19600 23700   -   -	4,43.106 (1230,78)   25,38.106   29,81. 106 (8281,85)   1,52.106 (422,7) 2,99.106 (832,52) .106 ( )   29,81.106 (8281,85)

 

Диаметр колонны

Диаметр колонны определяется по ее верхнему (над верхней тарелкой) и нижнему (под нижней отгонной тарелкой) сечениями.

Количество паров наверху колонны равно:

 кмоль/ч.

Секундный объем паров составляет:

 

.

 

Плотность паров при температуре верха равна:

 

.

 

Так как дистиллят содержит 98 % изопентана, то без большой ошибки его конденсат можно принять за изопентан, плотность которого =592 кг/м³.

Количество паров внизу колонны составит =1036,27 кмоль/ч.

Секундный объем паров равен:

 

 

Плотность паров при температуре низа колонны равна:

 

Так как пары орошения на 98,8% состоят из нормального пентана, их мольная масса принята

Остаток тоже может быть принят за нормальный пентан, тогда его плотность при t_R=75°С ,будет равна =579 кг/м³.

Для колонны принимаются колпачковые тарелки с капсульными колпачками. Предварительные расчеты показывают, что диаметр колонны будет более 2,5 м, поэтому в соответствии с существующими рекомендациями принимаем расстояние между тарелками =600мм.

Скорость паров в свободном поперечном сечении аппарата определяется по формуле:

Для верха колонны: .

 

Для низа колонны: .

 

Эти числовые значения скоростей незначительно отличаются от тех, которые получаются по другим уравнениям.

 

Диаметр колонны находится по формуле:

 

 

Для верха  колонны

 

Для низа колонны

.

 

В соответствии с нормальным рядом диаметром по ГОСТ 9617-61 принимается диаметр колонны

 

Высота колонны

Рабочая высота колонны равна

 

где - высота аппарата над верхней укрепляющей тарелкой, м;            

- высота, занятая укрепляющими рабочими тарелками, м; - высота секции питания, м; - высота отгонной части, м; - высота кубовой части аппарата, м.

На основании практических данных принимаем:

=1,2 м, =1,3 м, =1,4 м.

Высота колонны, занятая рабочими тарелками рассчитывается по формулам:

 

        .

Где -числа рабочих тарелок в укрепляющей и отгонной частях колонны, рассчитываемые по формулам:

                   

где - средний к.п.д. контактных тарелок.

 

Вполне надежных методов расчета средней эффективности ректификационных тарелок, разделяющих многокомпонентные углеводородные смеси, пока не существует. Поэтому для ориентировочной оценки к.п.д. колпачковой тарелки используется корреляция

 

.

 где - среднее мольное отношение встречных (на одном уровне) жидких и паровых потоков; - вязкость жидкого сырья при средней температуре в колонне Па^.с; - коэффициент относительной летучести; - глубина погружения центра тяжести прорези колпачка, м.

Расчет:

 

для верха колонны

.

Для низа колонны

.

 

Среднее значение

.

 

Имея в виду что сырье практически состоит из пентана и изопентана, и пренебрегая весьма небольшой разницей их вязкостей, найдем, что при средней температуре в колонне 60°С динамическая вязкость равна
=0,17^.10^-3Па^.с; относительная летучесть при средней температуре 60°С:

=1,26.

 

Слагаемым  следует пренебречь (так как гидравлический расчет тарелки не делался); это несколько уменьшит значение к.п.д. тарелки.

Тогда

Откуда =60%.

Эта величина близка к показателям, приводимым в литературе.

Число рабочих тарелок равно:

 

в  укрепляющей части

 

в  отгонной части

Общее число тарелок в аппарате:

 

.

 

Высота укрепляющей части колонны (занятой тарелками) равна:

 

.

 

То же, для отгонной части

.

 

Рабочая высота колонны составляет

=1,2+39,6+7,2+1,3+27,6+4,8+1,4=83,1 м.

 

Расчет диаметра штуцеров проводим с учетом допустимой линейной скорости движения потоков по уравнению:

Где , , - соответственно, массовый расход (G или g), допустимая скорость, плотность потока.

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

Диаметр штуцеров принимают примерно равным внутреннему диаметру трубы. При этом если внутренний диаметр трубы будет принят несколько меньше, производится проверочный расчёт скорости потока.

Допустимую скорость паров принимаем – 25 м/с; скорость потоков жидкости – 1 м/с, скорость подачи сырья – 0,5 м/с.

Условный проход  присоединительных фланцев принимается по ГОСТ 12815-80, в котором рекомендуются следующие значения (мм): 25, 32, 40, 50, 65, 80, 100, 125, 150, 200, 250, 300, 350, 400, 500, 600. Диаметр штуцера должен быть равен или быть несколько большим указанных значений. Если диаметр штуцера принимается меньшим, то производится проверочный расчет скорости потока. Результаты расчета диаметров штуцеров представлены в табл.6.

 

Таблица 6 – Расчет  диаметров штуцеров

Потоки	,кг/ч	,м/с	, кг/м3	,м	,мм
Ввод сырья	15000	0,5	528	0,14	150
Вывод паров ректификата	507,262	25	4,95	0,089	100
Ввод жидкости в кипятильник	506,66	1	579	0,121	125
Вывод паров из кипятильника	1036,27	25	5,72	0,120	125

 

Литература:

 

1. Физико-химические свойства индивидуальных углеводородов./ Под ред. В.М.Татемского.-М.: Гостоптехиздат, 1960-412 с.

 

2. Осинина О.Г. Определение физико-технических и тепловых характеристик нефтепродуктов, углеводородов и некоторых газов. М: МИНХ ГП, 1980, 65 с.

 

3. Кузнецов А.А., Судаков Е.Н. Расчеты основных процессов и аппаратов переработки углеводородных газов. Справочное пособие.- М.: Химия. 1983.-224 с.

 

4. Багатуров С.А. Теория и расчет перегонки и ректификации.- М.: Химия, 1974.-440 с.

 

5. Справочник переработчика./ Под ред. Г.А.Ластовкина, Е.Д.Радченко и М.Г.Рудина.-Л.: Химия, 1986.-648 с.