Расчет стоимости ректификационной установки (стр. 2 из 3)

Уравнение Антуана:

P_i^D = , атм,

где P_i^D — давление насыщенных паров i-го компонента, атм;

A_i, B_i, C_i — вправочные данные давления насыщенных паров i-го компонента.

Согласно закону Рауля, давление смеси определяется по формуле:

Р_см = ∑ (x_i ∙ P_i^D),

x_i — мольная доля i-го компонента в смеси.

Используя программный пакет MS Excel рассчитано давление насыщенных паров компонентов и давление дистиллята (таблица 3).

Таблица 3 — Определение давления верха ректификационной колонны

P1 d	15420,06	20,289555		19,99197
P2 d	4726,97	6,2196917		0,091222
Pобщ d				20,0832
TD			60,00

Далее, зная уравнение Антуана и закон Рауля, принимая во внимание тот факт, что давление по всей колонне онинаковое, используя программный пакет MS Excel с помощью функции "подбор параметра" определим температуры питания и куба колонны (таблица 4, таблица 5).

Таблица 4 — Определение температуры питания колонны

P1 f	34642,98	45,582867		13,14862
P2 f	12672,16	16,673897		5,473076
P3 f	5190,09	6,8290688		0,601908
P4 f	2205,12	2,9014769		0,85641
Pобщ f				20,08001
TF			107,25

Таблица 5 — Определение температуры куба колонны

P1 w	61180,932	80,501226		0,478641
P2 w	25215,774	33,178649		15,10834
P3 w	11729,288	15,433273		1,911721
P4 w	5606,3246	7,3767428		3,060026
Pобщ w				20,08009
TW			150,18

Определим среднюю температуру в колонне и давления насыщенных паров компонентов при средней температуре:

T_СРкол = = = 105,81 ^ОС = 378,81 K.

P⁰i = , атм.

P⁰_{1(Пропан)} = 44,6137 атм

P⁰_{2(n–Бутан)} = 16,2447 атм

P⁰_{3(n–Пентан)} = 6,6209 атм

P⁰_{4(n–Гексан)} = 2,8002 атм

Минимальное число теоретических тарелок определми по уравнению Фенске:

N_min = ,

где X^Dл.к.к., X^Dт.к.к. — содержание в дистилляте легкого и тяжелого ключевых компонентов, мол. дол.;

X^Wл.к.к., X^Wт.к.к. — содержание в кубе легкого и тяжелого ключевых компонентов, мол. дол.;

α — коэффициент относительной летучести легкокипящего компонента по отношению к тяжелому ключевому компоненту при средней температуре.

Относительную летучесть i-го компонента определяется формулой:

α_i = ,

где P^o_i — давление насыщенных паров компонента;

P^oт.к.к. — давление насыщенных паров тяжелого ключевого компонента.

α_{1(Пропан)} = 2,7464

α_{2(n–Бутан)} = 1,0000

α_{3(n–Пентан)} = 0,4076

α_{4(n–Гексан)} = 0,1724

Относительная летучесть ключевых компонентов при средних условиях α = = 2,7464

X^Dл.к.к. = 0,9853X^Wл.к.к. = 0,0059

X^Dт.к.к. = 0,0147X^Wт.к.к. = 0,4554

Тогда N_min составит,

N_min = = 8,4589 (≈ 8)

Расчет минимального флегмового числа R_min проводим по методу Андервуда с помощью уравнений:

R_min = – 1,

где θ — величина в пределах относительной летучестей ключевых компонентов.

Из условия, что ∑ =0, используя программный пакет MS Excel с помощью функции "подбор параметра" найдена θ (таблица 6).

Таблица 6 — Определение значения θ

Определение θ			0,663004
			-0,59519
	Сумма	-0,00048	-0,0314
	θ	1,55149	-0,03689

Тогда, R_min = 0,3662 (определение R_min в таблице 7)

Таблица 7 — Определение значения R_min

Определение Rmin			2,264754	1
			-0,02659
	Сумма	2,238159
	Rmin	1,238159

Далее, по методу Джилленда, проводим оптимизацию флегмового числа. Задаемся коэффициентом орошения β, относительно минимального флегмового числа с шагом 0,1. Результаты расчета сведены в таблице 8. На рисунке 3 представлен график зависимости N∙(R+1) от коэффициента орошения β. Используя этот график определяем оптимальный коэффициент орошения β_опт по минимуму значения N∙(R+1).

R = β ∙ R_min

X =

Y = 1 – exp

N =

Таблица 7 — Оптимизация флегмового числа

β	R	X	Y	N	N∙(R+1)
1,1	1,361975	0,052421	0,603383	22,84895	53,96865
1,2	1,485791	0,099619	0,551824	20,10536	49,97773
1,3	1,609607	0,142339	0,50999	18,30349	47,76492
1,4	1,733423	0,181188	0,47457	17,00223	46,47428
1,5	1,857239	0,216671	0,44415	16,01702	45,76445
1,6	1,981055	0,249206	0,417708	15,24426	45,44398
1,7	2,104871	0,279146	0,394478	14,62108	45,39656
1,8	2,228687	0,30679	0,373881	14,1072	45,54773
1,9	2,352503	0,332391	0,35547	13,67568	45,84774
2,0	2,476318	0,35617	0,338899	13,30781	46,26218
2,1	2,600134	0,378312	0,323891	12,9902	46,76648
2,2	2,72395	0,398983	0,310224	12,71302	47,34265
2,3	2,847766	0,418322	0,29772	12,46885	47,97722
2,4	2,971582	0,436457	0,286229	12,25202	48,65989
2,5	3,095398	0,453494	0,275628	12,05809	49,38266
2,6	3,219214	0,469532	0,265815	11,88354	50,13922
2,7	3,34303	0,484655	0,256701	11,72557	50,9245
2,8	3,466846	0,49894	0,248211	11,58187	51,73444
2,9	3,590662	0,512454	0,240283	11,45057	52,56568
3,0	3,714478	0,525258	0,23286	11,33009	53,41547

Рисунок 3 — График зависимости N∙(R + 1) от коэффициента орошения β

β_опт = 1,7;

R_опт = 2,104871.

Определяем действительное число тарелок в колонне:

N_дейст = ,

где η — коэффициент полезного действия тарелки.

η = 0,5

N_дейст = = 30.

Рассчитаем диаметр колонны, по формуле:

Д = , м,

где V — секундный объемный расход газового потока, м/с;

ω_доп — допустимая скорость движения паров, м/с.

V_с = ,

где D — количество дистиллята (из материального баланса),

D = 6028.

ω_доп = 0,05 ∙ ,

где ρ_жид = ∑ ρ_i^D ∙ x_i^D;

ρ_i^D — плотность i-го компонента;

x_i^D — массовая доля i-го компонента в дистилляте.

ρ_Пропан = 582

ρ_n-Бутан = 579

ρ_{n-Пентан} = 626 (из таблицы)

x_Пропан = 0,4653

x_n-Бутан = 0,5193

x_{n-Пентан} = 0,0154 (из материального баланса)

ρ_жид = 581,94

ρ_п = ,

где М_в — молекулярный вес смеси (из материального баланса);

Р — давление в колонне (общее), атм;

Т_ср — средняя температура, К.

Р = 20,08 атм;

Т_ср = 378,81 К.

М_в = ∑ М_i ∙ x_i^D,

где М_i — молярная масса i-го компонента;

x_i^D — мольная доля i_го компонента в дистилляте.

Значения М_i и x_i^D берем из материального баланса.

М_в = 44,21

ρ_п = = 28,56

ω_доп = 0,05 ∙ = 0,2201

V = = 0,1820 м/с

Д = = 1,026 м,

принимаем Д = 1,2 м.

Высоту колонны определим по формуле:

Н_кол = (N_дейст – 1) ∙ 0,5 + 2∙Д

0,5 — расстояние между тарелками.

Н_кол = (30 – 1) · 0,5 + 2 · 1,2 = 16,9 м,

принимаем высоту колонны 17 м.

Для данного процесса разделения многокомпонентной смеси необходима колонна, имеющая следующие параметры:

-Диаметр колонны — 1,2 м;

-Высота колонны — 17 м;

-Давление насыщенных паров компонентов — 20,08 атм;

-Температура верха колонны — 60,00 ^ОС;

-Температура питания колонны — 107,25 ^ОС;

-Температура куба колонны — 150,18 ^ОС;

-Флегмовое число — 2,1049;

-Число действительных тарелок — 30.

2.5 Расчет аппарата Т–5

Теплообменник Т–5 (конденсатор) предназначен для конденсации паров гексановой фракции, выходящих из верха колонны.

Температурная схема потоков в аппарате представлена на рисунке 4.

Средняя разность температур:

Δt_ср = = = 23,6045 ^ОС.

Тепловая нагрузка определяется по формуле:

Q = D ∙ (R + 1) ∙ r / 3600, кВт,

где D — количество дистиллята, кг/ч;

R — флегмовое число;

r — скрытая теплота парообразования, кДж/кг.

Рисунок 4 — Температурная схема потоков в аппарате Т–5

Q = 6028 ∙ (2,1049 + 1) ∙ 426,689 / 3600 = 2218,33 кВт.

Принимаем K = 250 Вт/м² К, тогда площадь теплообмена составит:

F = = = 375,92 м².

К установке принимаем теплообменник по ГОСТ 15118–79, тип ТН, с характеристиками:

-Поверхность теплообмена — 510 м²;

-Длина трубок — 6,0 м;

-Диаметр трубок — 25×2 мм;

-Число ходов — 1;

-Количество трубок — 1083;

-Диаметр кожуха — 1200 мм;

-Количество — 1шт.

2.6 Расчет аппарата Е–6

Аппарат Е–6 — флегмовая емкость — предназначена для сбора и кратковременного хранения гексановой фракции, направляемой обратно на блок экстракции.