28-40
34
94
0,342
497,0
1,46
0,23
40-62
51
94
0,528
322,4
0,95
0,56
62-70
66
94
0,13
216,5
0,63
0,21
Итого
1,00
Равенство (3.2) выполнено, следовательно, температура верха колонны подобрана верно и составляет 94°С.
7.2 Расчёт температуры внизу колонны К-4
Температура внизу колонны определяется по изотерме жидкой фазы [(3.1), 15]:
S ki∙xi’=1
где ki-константа фазового равновесия i-компонента в остатке колонны при температуре внизу колонны;
xi’ - мольная доля i-компонента в остатке;
Молекулярные массы фракций находим по формуле Воинова [15]:
М 70-85=60+0,3∙(70+85)/2+0,001∙((70+85)/2)2=89,3;
М 85-105=60+0,3∙(85+105)/2+0,001∙((85+105)/2)2=97,5;
М 105-140=60+0,3∙(105+140)/2+0,001∙((105+140)/2)2=111,8.
Раход фракций составляет:
G’70-85=(24286-6786-12857)/89,3=51,99 кмоль/ч;
G’28-62=6786/75,5/97,5=69,60 кмоль/ч;
G’62-70=12857/111,8=112,58 кмоль/ч
Отсюда молярные доли компонентов:
=51,99/234,17=0,222;
=69,60/234,17=0,297;
=112,58/234,17=0,481;
Будем рассматривать каждую узкую бензиновую фракцию как отдельный компонент и вести расчет для двухкомпонентной системы. Тогда выражение (3.1) [15] можно записать в виде
.
Чтобы найти константы фазового равновесия k1, k2 и k3, необходимо вначале определить давление насыщенных паров компонентов. Для этого используем формулу Ашворта [(1.5) 15], приняв в качестве температур кипения компонентов средние арифметические температуры начала и конца кипения фракций.
По графику Кокса [15] находим средние температуры кипения фракций при давлении 356 кПа:
фр. 70-85°С – 402 К (129 оС);
фр. 85-105°С – 417 К (144 оС);
фр. 105-140°С – 445 К (172 оС);
0,222∙402+0,297∙417+0,481∙445=427К (154 оС)
Значение функции температуры по формуле [15]:
;
поэтому зададимся температурой 154°С, близкой к средней температуре кипения фракции:
;
Давления насыщенных паров компонентов по формуле Ашворта:
lg(pнi-3158)=7,6715-2,68∙
где Т-температура вверху колонны, К;
Т0- температура кипения фракции при атмосферном давлении, К
lg(pнi-3158)=7,6715-2,68∙ рHi=587,4 кПа;
lg(pнi-3158)=7,6715-2,68∙ рHi=407,1 кПа;
lg(pнi-3158)=7,6715-2,68∙ рHi=218,6 кПа;
Все расчеты сведем в таблицу.
Таблица 7.2. К расчету температуры низа колонны.
Фракция, °С
Средняя температура кипения
при атм.давлении, °С
Температура низа колонны, °С
, кПа
70-85
77,5
209
0,222
587,4
1,65
0,37
85-105
95
209
0,297
407,1
1,14
0,34
105-140
122,5
209
0,481
218,6
0,61
0,29
Итого
1,00
Равенство (3.1) выполнено, следовательно, температура верха колонны подобрана верно и составляет 154°С.
7.3 Расчет теплового баланса ректификационной колонны
Пренебрегая тепловыми потерями в окружающую среду, можно записать
,[(3.10), 15].
где Фвх и Фвых - тепловой поток, соответственно входящий и выходящий из колонны, Вт (1 Вт = 1 Дж/с).
Тепловой поток поступает в колонну:
с сырьем, нагретым до температуры t0, подачи сырья в парожидкостном состоянии с массовой долей отгона е.
1) ,
где - энтальпия паров сырья, Дж/кг; - энтальпия жидкости сырья, кДж/кг;
а) Нп=b*(4 - r1515) – 308,99,
где b – коэффициент [табл. 16, 15], кДж/кг; при 140°С b=285,75 кДж/кг (здесь и далее [15]).
r1515 – относительная плотность нефтепродукта расчитывается по преобразованной формуле Крэга:
r1515=1,03∙М/(44,29+М),
где М- молярная масса паровой фазы на входе в колонну.
r1515=1,03∙88,99/(44,29+88,99)=0,6877;
Нп =276,62∙(4 – 0,6877) – 308,99=637,5 кДж/кг;
б) Нж=а/(r1515) 0,5,
где а – коэффициент [табл. 14, 15], кДж/кг. При 140°С а=237,61 кДж/кг.
r1515=1,03∙97,42/(44,29+97,42)=0,7081
Нж =269,66/0,7081 0,5=320,46 кДж/кг
=15,527∙106 кДж/ч=4316,93 кВт
2) с горячей струей Фг.с вниз колонны.
3) с верхним орошением - Фор.
орошающая жидкость входит в колонну с температурой tор=40оС. Следовательно,
,
где Gор=R∙GD, - энтальпия жидкости дистиллята.
Нж=а/(r1515)0,5,
а=70,26 кДж/кг.
где М- молярная масса орошения: М=75,5∙0,87+84,2∙0,13=76,6.
r1515=1,03∙76,6/(44,29+76,6)=0,6526
Нж =70,26/0,6526 0,5=86,91 кДж/кг
Фор=2∙7500∙86,91=1,304∙106 кДж/ч=365,125 кВт
Суммарный тепловой поток, входящий колонну,
=(15,527+1,304)∙106 +ΔФгс кДж/ч
Тепловой поток выходит из колонны:
1) с парами дистиллята
,
где - энтальпия паров дистиллята, кДж/кг;
при t=94 0С:
b=259,02 кДж/кг.
r1515=1,03∙М/(44,29+М),
где М- молярная масса орошения: М=71,4∙0,342+77,9∙0,528+84,2∙0,13=76,5.
r1515=1,03∙76,6/(44,29+76,6)=0,6523
r1515 =0,6523 – относительная плотность паров дистиллята;
Нп =259,02∙(4 – 0,6523) – 308,99=558,1 кДж/кг;
ФD=7500∙558,1=4,186∙106 кДж/ч=1162,708 кВт;
Пары дистиллята на орошение (кратность R=2):
2∙7500∙558,1=8,372∙106 кДж/кг=2325,417 кВт
2) с жидким нижним продуктом
,
где -энтальпия жидкого остатка при t=154°С, кДж/кг;
а=300,32 кДж/кг.
r1515 – относительная плотность нефтепродукта, равная 0,7151
Нж =300,32/0,7151 0,5=355,14 кДж/кг
24286∙355,14=8,625∙106 кДж/ч=2395,833 кВт
Суммарный тепловой поток, покидающий колонну,
Фвых=ФD+ФDор+ФW+Фор=(4,164+8,372+8,625)∙106 кДж/ч=21,161∙106 кДж/ч=
=5878,056 кВт.
ΔФгс=Фвых-Ф0=(21,161-15,527-1,304)∙106=4,33∙106 кДж/ч
ΔФгс=
Находим энтальпии продуктов в колонне по формулам 1.16 и 1.17 [15]:
1. Расход «горячей струи» (не должен превышать 30% от прихода тепла в колонну)
Зададимся следующими данными:
температура – 200 оС
энтальпия «горячей струи» по формуле Уира и Иттона
расход «горячей струи» Gгс=4,33∙106/(758,41-355,14)=10756 кг/ч
Таблица 7.3 - Тепловой баланс колонны К-4
Продукт
t, °С
G, кг/ч
I, кДж/кг
Ф, кВт
Приход
Сырье
140
Паровая фаза
140
16890
637,5
2990,938
Жидкая фаза
140
14896
320,46
1325,992
Орошение (кратность 2)
Страницы: 1, 2, 3, 4, 5, 6, 7, 8, 9, 10, 11
