Расчет бензольной ректификационной колонны установки

Оглавление

	Стр.
Введение
1 Расчет бензольной ректификационной колонны установки ЛГ 35-8/300Б
1.1 Задание на проектирование
1.2 Место бензольной ректификационной колонны в технологической схеме установки ЛГ 35-8/300Б
1.3 Материальный баланс бензольной колонны
1.4 Расчет температуры продуктов в верхнем и нижнем сечении колонны
1.5 Расчет мольной доли отгона сырья, поступающего в колонну
1.6 Расчет минимального флегмового числа
1.7 Расчет числа теоретических тарелок колонны
1.8 Расчет числа практических тарелок
1.9 Тепловой баланс
1.10 Расчет величин внутренних потоков пара и жидкости в колонне
1.11 Предварительный расчет диаметра колонны
1.12 Поверочный гидравлический расчет выбранной тарелк
1.14 Построение диаграммы производительности тарелки
1.15 Расчет высоты ректификационной колонны
Список литературы
Приложение А (справочное) Константы уравнения для расчета теплоемкости углеводородов в жидком состоянии
Приложение Б (справочное). Основные геометрические параметры тарелок ректификационных колонн
Приложение В (справочное). Примеры расчета ректификационных колонн в системе MathCAD
Приложение Г (справочное). Номограмма для определения констант фазового равновесия

Введение

Ректификационные процессы находят широкое применение в нефтепереработке и нефтехимии, промышленности основного органического синтеза. Разделению подвергаются чаще всего не бинарные системы, а многокомпонентные или сложные смеси, индивидуальный состав которых не известен.

Ректификация используется как для разделения нефти на фракции, подготовки сырья для синтезов, так и для разделения продуктов нефтехимического и основного органического синтеза. Расчет ректификационных колонн для разделения многокомпонентных и сложных смесей более сложен, чем ректификации бинарных систем, и рассмотрен в ряде монографий и учебных пособий [1-3].

Расчет процесса ректификации продуктов органического синтеза, в которых присутствуют, как правило, полярные соединения, осложнен вследствие неидеальности разделяемых систем. Коэффициенты относительной летучести компонентов в этом случае должны рассматриваться с учетом коэффициентов активности. Коэффициенты активности компонентов могут быть рассчитаны в зависимости от состава системы и температуры, меняющихся по высоте ректификационной колонны, с помощью различных теоретических и полуэмпирических моделей – UNIFAC, Вильсона, NRTL, UNIQUAC и других [4,5].

Однако углеводородные системы можно считать в первом приближении идеальными, подчиняющимися закону Рауля. Величины даже предельных коэффициентов активности углеводородов, определенные при бесконечном разбавлении в углеводородах других классов, обычно не превышают значения 2 (g_i^o £ 2) [6].

В данном учебном пособии приведен пример расчета ректификационной колонны для разделения многокомпонентной углеводородной смеси. Рассмотренный пример должен помочь правильному оформлению студентами пояснительной записки к курсовому проекту или соответствующего раздела технологической части дипломного проекта.

В приложении А к учебному пособию приведены константы уравнения, описывающего зависимость мольной теплоемкости 300 углеводородов в жидком состоянии от температуры. Данные взяты из литературного источника [7], отсутствующего в библиотеке СПбГТИ. В доступной справочной литературе [8 - 12] приведены константы подобных уравнений для веществ, находящихся, как правило, лишь в паровой фазе.

В приложении Б приведены основные геометрические параметры клапанных, S-образных, колпачковых, желобчатых и ситчатых тарелок.

Расчет бензольной ректификационной колонны установки

ЛГ 35-8/300Б

Задание на проектирование

Рассчитать ректификационную колонну установки ЛГ 35-8/300Б, предназначенную для выделения товарного бензола.

Производительность колонны по сырью 14000 кг/ч.

Состав сырья, мас.% : бензол – 42.2, толуол – 54.6, арены состава С₈ (принять за м-ксилол) – 3.2.

Температура сырья 115⁰С. Давление, МПа : верхнее сечение колонны – 0.15, секция питания – 0.17, нижнее сечение – 0.185.

Содержание бензола в дистилляте 99.9 мас.%, в кубовом остатке 0.05 мас.%.

Тепловой баланс

Уравнение теплового баланса колонны без учета теплопотерь в окружающую среду [3] :

Q_F + Q_B = Q_D + Q_W + Q_d (1.27)

где Q_F - приход тепла с сырьем;

Q_B - количество тепла, которое необходимо подвести в кипятильник;

Q_D - количество тепла, которое отводится с дистиллятом;

Q_W - количество тепла, которое отводится с кубовым остатком;

Q_d - количество тепла, которое отводится наверху колонны, например в холодильнике – конденсаторе.

Приход тепла с сырьем рассчитывается по уравнению :

Q_F = F (1 – e) i_F^ж + F e i_Fⁿ (1.28),

где i_F^ж, i_Fⁿ – энтальпия жидкой и паровой фаз сырья при температуре сырья.

Если орошение в колонне создается с использованием холодильника – конденсатора, то Q_d рассчитывается из уравнения теплового баланса холодильника – конденсатора:

Q_d = D (R + 1) (i_вⁿ – i_х.ор^ж ) (1.29),

где i_вⁿ , i_х.ор^ж – энтальпия дистиллята в паровой фазе при температуре верхнего сечения колонны и жидкого дистиллята при температуре холодного орошения.

Примем температуру холодного орошения t _{х. ор.} = 50^оС. Для расчета энтальпий потоков в жидкой и паровой фазах необходимы значения мольных теплоемкостей и энтальпий испарения компонентов.

Мольная теплоемкость паров рассчитывалась по формуле [9] :

Cp = a + bT + cT² + dT³ (1.30)

Таблица 1.7 - Константы уравнения (30) для расчета Ср, кал/(моль × К)

Углеводород	а	b × 101	c × 105	d × 108
Бензол	– 8.101	1.133	– 7.206	1.703
Толуол	– 5.817	1.224	– 6.605	1.173
м-Ксилол	– 6.966	1.504	– 8.950	2.025

Мольная теплоемкость компонентов в жидком состоянии рассчитывалась по формуле [7] :

С_р = А – В × 10^-3 Т + С × 10^-6Т² (1.31)

Константы уравнения (1.40) приведены в Приложении А.

Таблица 1.8 - Константы уравнения (1.40) для расчета Ср, Дж / (моль × К)

Углеводород	А	В	С	Тмин, К	Тмакс, К
Бензол	155.63	271.05	675.08
Толуол	147.04	114.05	489.67
м-Ксилол	185.13	193.87	617.70

Значения мольных теплоемкостей углеводородов в жидком состоянии, рассчитанные по уравнению (1.31) при температуре холодного орошения (50^оС), верхнего сечения (93.6^оС), сырья (115^оС) и нижнего сечения колонны (134.4^оС), приведены в табл.1.9.

Таблица 1.9 - Значения Ср жидких углеводородов, Дж / (моль × К)

Углеводород	323.15 К	366.65 К	388.25 К	407.55 К
Бензол	138.5	147.0	152.1	157.2
Толуол	180.7	171.0	176.5	181.8
м-Ксилол	187.0	197.1	202.9	208.6

Мольные теплоемкости углеводородов в паровой фазе, рассчитанные по уравнению (1.31) при температуре верхнего сечения, сырья и нижнего сечения колонны, приведены в табл. 1.10.

Таблица 1.10 - Значения Ср углеводородов в паровой фазе, Дж / (моль × К)

Углеводород	366.65 К	388.25 К	407.55 К
Бензол	103.0	108.9	114.0
Толуол	128.8	135.8	141.8
м-Ксилол	155.5	166.6	170.8

Примечание : значения Ср пересчитаны в Дж / (моль × К), исходя из соотношения

1 кал = 4.187 Дж

Значения теплот испарения углеводородов найдены интерполяцией величин DНисп., приведенных в справочнике [8] при температурах, кратных 10^оС (табл.1.11).

Таблица 1.11 - Теплоты испарения углеводородов

Углеводород	93.6оС	115оС	134.4оС
	ккал/моль	кДж/моль	ккал/моль	кДж/моль	ккал/моль	кДж/моль
Бензол	7.16	30.0	6.85	28.7	6.56	27.5
Толуол	8.24	34.5	7.95	33.3	7.69	32.2
м-Ксилол	9.39	39.3	9.11	38.1	8.83	37.0

Энтальпия жидкой фазы сырья :

(1.32)

(152.1 × 0.383 + 176.5 × 0.582 + 202.9 × 0.035) × 115 = 19320 Дж/моль

Мольный расход сырья :

ч

Расход жидкой фазы сырья :

F^ж = F (1-е) = 163.1 (1 - 0.38) = 101.1 кмоль/ч

Приход тепла с жидкой фазой сырья :

101.1 × 10³ × 19.32 = 1.95 × 10⁶ кДж/ч

Расход паровой фазы сырья :

Fⁿ = F × e = 163.1 × 0.38 = 62 кмоль/ч

Энтальпия паровой фазы сырья :

(1.33)

0.598 (108.9 × 115 + 28.7 × 10³) + 0.392 (135.8 × 115 + 33.3 × 10³) +

+ 0.010 (166.6 × 115 + 38.1 × 10³) = 44400 Дж/моль

Приход тепла с паровой фазой сырья :

62 × 10³ × 44.4 = 2.75 × 10⁶ кДж/ч

Приход тепла с сырьем :

(1.34)

1.95 × 10⁶ + 2.75 × 10⁶ = 4.7 × 10⁶ кДж/ч

Мольный расход дистиллята :

5904 / 78 + 6 / 92 = 75.8 кмоль/ч

Энтальпия дистиллята в паровой фазе при температуре верхнего сечения колонны :

0.9992 (103 × 93.6 + 30 × 10³) + 0.0008 (128.8 × 93.6 + 34.5 × 10³) = 39600 Дж/моль

Энтальпия дистиллята при температуре холодного орошения :

(138.5 × 0.9992 +180.7 × 0.0008) × 50 = 6930 Дж/моль

Количество тепла, отводимое в холодильнике – конденсаторе, рассчитывается по уравнению (29) :

75.8 × 10³ (2.28 + 1) (39.6 – 6.93) = 8.1 × 10⁶ кДж/ч

Расход тепла с дистиллятом при температуре холодного орошения :

75.8 × 10³ × 6.93 = 0.5 × 10⁶ кДж/ч

Расход тепла с кубовым остатком :

W × (1.35)

Мольный расход кубового остатка :

W = F – D = 163.1 – 75.8 = 87.3 кмоль/ч

Энтальпия кубового остатка :

= ( 157.2 × 0.0006 + 181.8 × 0.951 + 208.6 × 0.0484) × 134.4 = 24500 Дж/моль

87.3 × 10³ × 24.5 = 2.1 × 10⁶ кДж/ч

Количество тепла, которое необходимо подвести в кипятильник колонны, находят по разности из уравнения (27) :

0.5 × 10⁶ + 2.1 × 10⁶ + 8.1 × 10⁶ – 4.7 × 10⁶ = 6.0 × 10⁶ кДж/ч

С учетом теплопотерь в окружающую среду, принятых равными 5% от значения :

1.05 × 6.0 × 10⁶ = 6.3 × 10³ кДж/ч

Предварительный расчет диаметра колонны

Примем расстояние между клапанными тарелками Н = 500 мм, высоту сливной перегородки h_c = 45 мм, ориентировочную величину динамического подпора жидкости над сливной перегородкой Dh_g = 50 мм.

Линейная скорость паров в точке «переброса» жидкости рассчитывается по уравнению [3]:

(1.41)

где s – поверхностное натяжение на границе пар – жидкость при рабочих условиях, дин/cм;

r_п – плотность пара, кг/м³;

А, В, С – коэффициенты, зависящие от типа тарелок.

Для клапанных тарелок А = 36.6, В = 4.1, С = 0.62 [3].

Для верхнего сечения колонны, считая, что пары верхнего продукта состоят практически из бензола, s = 19.5 дин/cм (рассчитано экстраполяцией по данным [9]).

Плотность паров в верхнем сечении рассчитывается по формуле :

(1.42)

где М – средняя молекулярная масса дистиллята.

кг/м³

м/c

Объемная нагрузка по пару в верхнем сечении колонны :

(1.43)

м³/c

Рабочая площадь тарелки [3] :

(1.44)

м²

Допускаемая скорость жидкости в сливном устройстве [3] :

(1.45)

При малой интенсивности пенообразования, характерной для ректификации углеводородных смесей при Р ³ 0.1МПа, const = 300мм.

м/с

Площадь сливных устройств [3] :

(1.46)

Объемная нагрузка по жидкости :

(1.47)

Плотность жидкости в верхнем сечении при t_в = 93.5^оС рассчитана экстраполяцией данных о плотности бензола : r_ж = 799 кг/м³ [8].

Массовая нагрузка по жидкости в верхнем сечении

L = L^в × М_D » 172.8 × 78 = 13480 кг/ч

м³/ч

м²

Аналогичные расчеты проводятся для нижнего сечения колонны. Основной компонент кубового остатка – толуол. Поверхностное натяжение толуола при t_H = 134^oC, рассчитанное экстраполяцией по справочным данным [8], s = 14.85дин/см.

Средняя молярная масса кубового остатка

М_ср = 78 × 0.0006 + 92 × 0.951 + 106 × 0.0484 = 92.67 г/моль

Плотность паров в нижнем сечении колонны рассчитывается по уравнению (1.42) :

кг/м³

Линейная скорость паров в точке «переброса» жидкости – по уравнению (1.41) :

м/с

Средняя молярная масса паров, проходящих через нижнее сечение :

М_ср = 92 × 0.97 + 106 × 0.03 = 92.42г/моль

Объемная нагрузка по пару

м³/c

Рабочая площадь тарелки (уравнение (1.44)) :

м²

Допускаемая скорость жидкости в сливном устройстве остается равной

м/c

Плотность жидкости в нижнем сечении при 134^оС [8] : r_ж = 755 кг/м³ (значение получено экстраполяцией справочных данных для толуола).

Массовая нагрузка по жидкости :

L = L^н × М_ср = 321 × 92.67 = 29750 кг/ч

Объемная нагрузка по жидкости :

м³/ч

Площадь сливных устройств (уравнение (1.464)) :

м²

Диаметр колонны выбирается по двум параметрам – S_p и S_cл . Рабочая площадь тарелки для верхнего и нижнего сечений колонны различается незначительно. Площадь сливных устройств для нижнего сечения более чем вдвое больше, чем для верхнего сечения. Однако, как следует из Приложения Б, S_сл не является лимитирующим параметром в данном случае.

Выбираем следующие параметры клапанной однопоточной тарелки ВНИИНЕФТЕМАШа по ОСТ 26—02—1401—76 :

диаметр колонны – 1.4 м;

шифр тарелки – А;

рабочая площадь тарелки S_p = 1.10 м²;

периметр слива В = 1.12 м;

площадь слива S_сл = 0.22 м²;

длина пути жидкости L_T = 0.65м;

доля живого сечения при шаге между рядами отверстий t_o = 75мм f_o = 0.110;

межтарельчатое расстояние Н = 500мм.

Диаметр тарелок выбран одинаковым для укрепляющей и отгонной секций колонны, так как лимитирующий параметр – S_сл несколько больше расчетных значений S_сл для верхнего и нижнего сечений колонны.

Приложение 1

Таблица П.1 – Константы уравнения Антуана

Имя	Формула	A	B	C
Водород	H2	13,6333	164,90	3,19
Вода	H2O	18,3036	3816,44	-46,13
Сульфид водорода	H2S	16,1040	1768,69	-26,06
Аммиак	H3N	16,9481	2132,50	-32,98
Азот	N2	14,9542	588,72	-6,60
Кислород	O2	15,4075	734,55	-6,45
Монооксид углерода	CO	14,3686	530,22	-13,15
Диоксид углерода	CO2	22,5898	3103,39	-0,16
Метан	CH4	15,2243	897,84	-7,16
Этан	C2H6	15,6637	1511,42	-17,16
Пропан	C3H8	15,7260	1872,46	-25,16
Бутан	C4H10	15,6782	2154,90	-34,42
Изобутан	C4H10	15,5381	2032,73	-33,15
Пентан	C5H12	15,8333	2477,07	-39,94
2-метилбутан	C5H12	15,6338	2348,67	-40,05
Бензол	C6H6	15,9008	2788,51	-52,36
Фенол	C6H6O	16,4279	3490,89	-98,59
Гексан	C6H14	15,8366	2697,55	-48,78
Толуол	C7H8	16,0137	3096,52	-53,67
Гептан	C7H16	15,8737	2911,32	-56,51
Стирол	C8H8	16,0193	3328,57	-63,72
Октан	C8H18	15,9426	3120,29	-63,63
Нонан	C9H20	15,9671	3291,45	-71,33
Декан	C10H22	16,0114	3456,80	-78,67

Оглавление

	Стр.
Введение
1 Расчет бензольной ректификационной колонны установки ЛГ 35-8/300Б
1.1 Задание на проектирование
1.2 Место бензольной ректификационной колонны в технологической схеме установки ЛГ 35-8/300Б
1.3 Материальный баланс бензольной колонны
1.4 Расчет температуры продуктов в верхнем и нижнем сечении колонны
1.5 Расчет мольной доли отгона сырья, поступающего в колонну
1.6 Расчет минимального флегмового числа
1.7 Расчет числа теоретических тарелок колонны
1.8 Расчет числа практических тарелок
1.9 Тепловой баланс
1.10 Расчет величин внутренних потоков пара и жидкости в колонне
1.11 Предварительный расчет диаметра колонны
1.12 Поверочный гидравлический расчет выбранной тарелк
1.14 Построение диаграммы производительности тарелки
1.15 Расчет высоты ректификационной колонны
Список литературы
Приложение А (справочное) Константы уравнения для расчета теплоемкости углеводородов в жидком состоянии
Приложение Б (справочное). Основные геометрические параметры тарелок ректификационных колонн
Приложение В (справочное). Примеры расчета ректификационных колонн в системе MathCAD
Приложение Г (справочное). Номограмма для определения констант фазового равновесия

Введение

Ректификационные процессы находят широкое применение в нефтепереработке и нефтехимии, промышленности основного органического синтеза. Разделению подвергаются чаще всего не бинарные системы, а многокомпонентные или сложные смеси, индивидуальный состав которых не известен.

Ректификация используется как для разделения нефти на фракции, подготовки сырья для синтезов, так и для разделения продуктов нефтехимического и основного органического синтеза. Расчет ректификационных колонн для разделения многокомпонентных и сложных смесей более сложен, чем ректификации бинарных систем, и рассмотрен в ряде монографий и учебных пособий [1-3].

Расчет процесса ректификации продуктов органического синтеза, в которых присутствуют, как правило, полярные соединения, осложнен вследствие неидеальности разделяемых систем. Коэффициенты относительной летучести компонентов в этом случае должны рассматриваться с учетом коэффициентов активности. Коэффициенты активности компонентов могут быть рассчитаны в зависимости от состава системы и температуры, меняющихся по высоте ректификационной колонны, с помощью различных теоретических и полуэмпирических моделей – UNIFAC, Вильсона, NRTL, UNIQUAC и других [4,5].

Однако углеводородные системы можно считать в первом приближении идеальными, подчиняющимися закону Рауля. Величины даже предельных коэффициентов активности углеводородов, определенные при бесконечном разбавлении в углеводородах других классов, обычно не превышают значения 2 (g_i^o £ 2) [6].

В данном учебном пособии приведен пример расчета ректификационной колонны для разделения многокомпонентной углеводородной смеси. Рассмотренный пример должен помочь правильному оформлению студентами пояснительной записки к курсовому проекту или соответствующего раздела технологической части дипломного проекта.

В приложении А к учебному пособию приведены константы уравнения, описывающего зависимость мольной теплоемкости 300 углеводородов в жидком состоянии от температуры. Данные взяты из литературного источника [7], отсутствующего в библиотеке СПбГТИ. В доступной справочной литературе [8 - 12] приведены константы подобных уравнений для веществ, находящихся, как правило, лишь в паровой фазе.

В приложении Б приведены основные геометрические параметры клапанных, S-образных, колпачковых, желобчатых и ситчатых тарелок.

Расчет бензольной ректификационной колонны установки

ЛГ 35-8/300Б

Задание на проектирование

Рассчитать ректификационную колонну установки ЛГ 35-8/300Б, предназначенную для выделения товарного бензола.

Производительность колонны по сырью 14000 кг/ч.

Состав сырья, мас.% : бензол – 42.2, толуол – 54.6, арены состава С₈ (принять за м-ксилол) – 3.2.

Температура сырья 115⁰С. Давление, МПа : верхнее сечение колонны – 0.15, секция питания – 0.17, нижнее сечение – 0.185.

Содержание бензола в дистилляте 99.9 мас.%, в кубовом остатке 0.05 мас.%.