Установка первичной переработки нефти (АВТ) мощностью 5 млн.т/год валанской нефти
Курсовой проект - Разное
Другие курсовые по предмету Разное
l= 97.14326477050781лeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 81.43949890136719
7.2 Расчет температуры низа колонны К-1
Таблица 7.8 - Состав смеси на выходе кубового остатка
Номер компонента по табл. 1.2Компонент (фракция)Массовая доля компонента в нефтиКоличество компонента в нефти, кг/чСмесь углеводородов на входе в ёмкость с учётом орошениямас. доля1085-105C*0,0211212941,1765120,0236711105-140C*0,0379823272,0588980,0425712140-180C0,081149693,627610,0908913180-210C0,068241789,215820,0764414210-310C0,2196134558,823960,2461215310-360C0,092756801,470770,1038916360-400C0,052332046,568730,0586217400-450C0,059636519,607960,0667918450-500C0,064939767,156990,0727419>500C0,21358119337,010450,21827Итого0,9110855259,80571,00000* Взято 60% мас. от потенциала.
Температура внизу колонны определяется по изотерме жидкой фазы:[1]
S ki*xi=1
где ki-константа фазового равновесия i-компонента в остатке колонны при температуре внизу колонны;i - мольная доля i-компонента в остатке;
Расчёт производился с применением программы "EXCEL" для ПЭВМ. Константы фазового равновесия найдены по уравнению:
ki= pнi/p
где pнi- давление насыщенных паров i-компонента углеводородной смеси при температуре внизу колонны, кПа;общее давление внизу колонны, кПа;
Давления насыщенных паров компонентов найдены по формуле Ашворта:[12]
lg(pнi-3158)=7,6715-2,68*f(T)/f(T0)
где Т-температура внизу колонны,
Т0- температура кипения фракции при атмосферном давлении,(T)- функция температуры Т, выражаемая уравнением:
f(T)=(1250/())
Функцию f(T0) определяют аналогично;
При температуре 270 0С и давлении 511 кПа получены следующие результаты:
Таблица 7.1.7- Расчёт температуры внизу колонны К-1
Номер компонента по Таблице 1.2КомпонентМольная доля компонента, х ipнikiki*xi1085-1050С0,0586765222579194,453490,26131511105-1400С0,0927404415611363,0791630,28556312140-1800С0,16621853823259,41,6237860,26990313180-2100С0,11921988446621,40,880910,10502214210-3100С0,29015763125744,90,2480180,07196415310-3600С0,0912475624466,80,0482580,00440316360-4000С0,043772969505,7410,0187490,00082117400-4500С0,04282394797,6720,0094630,00040518450-5000С0,039795293457,7210,006820,00027119>5000С0,055347293222,6710,0063560,000352Итого:1.000001,00002
Иcxoдныe дaнныe:д нeфти или фpaкции G= 55259.81 Kг/чacд вoдянoгo пapa Z= 0 Kг/чac
Плoтнocть ocтaткa P19= 930 Kг/M^3
Дaвлeниe пpи oднoкpaктнoм иcпapeнии P= 511 KПaмпepaтуpa oднoкpaтнoгo иcпapeния T= 270 ^Cзультaты pacчeтa:вaя дoля oтгoнa пapoв e1= 5.201157364354003E-006льнaя дoля oтгoнa пapoв e= 9.99999883788405E-006лeкуляpнaя мacca иcxoднoй cмecи Mi= 219.7027740478516лeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml= 219.7036895751953лeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 114.270881652832
.3 Расчет теплового баланса ректификационной колонны
Согласно уравнению теплового баланса:
Qприход=Qрасх,(7.3.1)
где приход теплоты Qприход равен сумме теплоты, приходящей с сырьевыми потоками, теплоты, вносимой орошением и горячей струей;
расход теплоты Qрасх равен сумме теплот, уходящих с верхним и нижним продуктами.
Приход тепла с сырьем при t =240С, кВт:
,(7.3.2)
где Gс - массовый расход сырья, кг/с;
е - массовая доля отгона сырья на входе в колонну, доли единицы;
Нп, Нж - энтальпии пара и жидкости соответственно при tс=240С, кДж/кг.
,(7.3.3)
где b - энтальпия паров нефтепродукта в зависимости от температуры, кДж/кг:
b=129,58+0,134•Т+0,00059•Т2,(7.3.4)
r1515 - относительная плотность нефтепродукта рассчитывается по преобразованной формуле Крэга:
,(7.3.4)
где М- молярная масса паровой фазы (жидкой фазы) на входе в колонну, кг/кмоль.
,(7.3.5)
где а - энтальпия жидкого нефтепродукта в зависимости от температуры (Т, К), кДж/кг:
а=0,0017•Т2+0,762•Т-334,25,(7.3.6)
Приход тепла с орошением, кВт:
,(7.3.7)
где Gд - массовый расход дистиллята, кг/с;- кратность орошения, принятая равной 2.
Нж - энтальпия орошения при t = 40C , кДж/кг.
Расход тепла с кубовым остатком при t=317,8С:
, (7.3.8)
где Gк - расход кубового остатка, кг/с;г.с - расход "горячей струи", кг/с;
Н - кубового остатка при t = 317,8 C , кДж/кг.
Расход тепла с паровой фазой дистиллята при t=142,3С:
,(7.3.9)
где Gд - расход дистиллята, кг/с;кратность орошения;
Нп- энтальпия паров дистиллята при t=142,3С, кДж/кг.
На основании общего уравнения теплового баланса рассчитываем расход "горячей струи":
Qс+ Qор+ Qгс =Qд+ Qк, (7.3.10)
Расход "горячей струи" (расчет произведен с использованием программы "Exel" находится по формуле, кг/с:
, (7.3.11)
где - энтальпия "горячей струи", кДж/кг.
= е•Нпг + (1-е)•Нжг, (7.3.12)
где е - доля отгона паров "горячей струи" на входе в колонну (расчёт произведён с помощью программы "OIL");
Нпг- энтальпия паров "горячей струи" при t=350С:
Нжг - энтальпия жидкой фазы "горячей струи" при t = 350C , кДж/кг.
Результаты расчёта программы "OIL" представлены ниже.
Иcxoдныe дaнныe:д нeфти или фpaкции G= 55259.80859375 Kг/чacд вoдянoгo пapa Z= 0 Kг/чac
Плoтнocть ocтaткa P19= 930 Kг/M^3
Дaвлeниe пpи oднoкpaктнoм иcпapeнии P= 511 KПaмпepaтуpa oднoкpaтнoгo иcпapeния T= 300 ^Cзультaты pacчeтa:вaя дoля oтгoнa пapoв e1= .2984169125556946льнaя дoля oтгoнa пapoв e= .4465599060058594лeкуляpнaя мacca иcxoднoй cмecи Mi= 219.7027740478516лeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml= 278.5110778808594лeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 146.8179626464844
Результаты расчета произведенные с помощью программы "Exel" сведем в таблицы 7.3.1 и 7.3.2.
Таблица 7.3.1 - Расчет расхода "горячей струи"
ТеплоносительТ,СРасход.кг/cДоля отгонаМж,кг/кмольОтносит. плотн. жид.Мп,кг/кмольОтносит. плот. пар.Hп,кДж/кгНж,кДж/кгQ,кДж/чQ,кДж/сСырье240612745,10,1