Аналитические методы расчета процесса ректификации многокомпонентных и непрерывных смесей в простых колоннах

Страницы работы

Фрагмент текста работы

Константы фазового равновесия определяем по уравнению для идеальных растворов:

.

Давления насыщенных паров компонентов определяем по формуле Ашворта:

, где .

Давление в колонне переведем в атмосферы:  атм.

В качестве первого приближения выберем температуру 120оС.

Для фракции 130 – 140 (оС):

,

.

ДНП при 120оС .

Константа фазового равновесия: .

Величина .

Температура второго приближения: оС.

Величина  и т.д.

С помощью 12 итераций определяем, что температура сырья оС.

При данной температуре определяем факторы отпарки всех компонентов сырья  по уравнению:

.

Для фракции 130 – 140оС константа фазового равновесия при температуре питания равна 1,326. Фактор отпарки равен:

.

Итерационным решением уравнения (5.13) определим рабочее флегмовое число, принимая в качестве первого приближения .

Определим фактор отпарки условного компонента на температурной границе деления смеси при температуре питания. По формуле Ашворта:

,

.

.

Определяем константу фазового равновесия условного компонента на температурной границе деления смеси (компонента с нормальной температурой кипения 120оС и коэффициентом распределения между дистиллятом и остатком ). Вычисление производим по уравнению (5.10).

,

.

.

Эффективную температуру определим из уравнения Ашворта:

,

.

Определяем константы равновесия всех условных компонентов при эффективной температуре. Например, для фракции 130 – 140оС:

,

.

Определяем факторы абсорбции и отпарки всех компонентов при эффективной температуре по уравнениям (5.7) – (5.9) и

.

Для фракции 130 – 140оС:

,

,

,

.

Коэффициенты распределения компонентов определяем по уравнению (5.1):

.

Примем мольный расход сырья  кмоль/ч. Тогда мольный расход компонентов определится по формуле:

.

Для фракции 130 – 140 оС  кмоль/ч.

Определяем относительную ошибку  вычисления выхода дистиллята:

.

.

Расход дистиллята таким образом:   кмоль/ч.

Расход остатка:  кмоль/ч.

Покомпонентый расход дистиллята и остатка:

,

.

Состав дистиллята и остатка:

,

.

Результаты расчетов материального баланса колонны отбензинивания приведены в таблице 5.1.2.


Фрак-ции, оС

Моль-ная масса

SFi

kiпри tЭФ

A0i

S0i

Ai

Si

ψi

α=Σdi

α=Σbi

xFi, мол. доли

fi, кмоль/ч

α=Σfi

di, кмоль/ч

yDi, мол. доли

bi, кмоль/ч

xWi, мол. доли

До 28

37

0,019

0,018

0,018

3,514

30,13

0,027

5,564

0,015

4,761

3,406х

х105

0,018

3,984х

х10-4

3,984х

х10-4

5,139х

х10-8

9,165х

х10-10

9,165х

х10-10

28–60

84,87

0,034

6,08

6,098

2,074

20,149

0,04

3,781

0,022

3,184

1,568х

х104

6,079

0,138

0,139

3,878х

х10-4

6,917х

х10-6

6,918х

х10-6

60–80

94,19

0,036

6,068

12,165

1,263

13,803

0,058

2,59

0,032

2,181

1,002х

х103

6,062

0,138

0,277

6,051х

х10-3

1,079х

х10-4

1,148х

х10-4

80–90

100,37

0,02

3,264

15,429

0,933

10,957

0,073

2,056

0,041

1,731

209,496

3,248

0,074

0,351

0,016

2,765х

х10-4

3,914х

х10-4

90–100

104,81

0,02

3,097

18,526

0,758

9,345

0,086

1,754

0,048

1,477

76,942

3,057

0,07

0,42

0,04

7,087х

х10-4

1,1х

х10-3

100-110

109,51

0,034

5,1

23,626

0,612

7,937

0,101

1,489

0,056

1,254

30,064

4,936

0,112

0,533

0,164

2,928х

х10-3

4,029х

х10-3

110-120

114,46

0,032

4,72

28,346

0,491

6,713

0,119

1,26

0,066

1,061

12,853

4,379

0,1

0,632

0,341

6,077х

х10-3

0,01

120-130

119,68

0,021

2,921

31,267

0,392

5,653

0,142

1,061

0,079

0,893

6,14

2,512

0,057

0,689

0,409

7,296х

х10-3

0,017

130-140

125,12

0,027

3,664

34,932

0,311

4,739

0,169

0,889

0,094

0,749

3,29

2,81

0,064

0,753

0,854

0,015

0,033

140-150

130,75

0,038

4,964

39,895

0,246

3,956

0,202

0,742

0,112

0,625

1,947

3,279

0,075

0,828

1,685

0,03

0,063

150-170

139,48

0,056

6,907

46,802

0,17

2,992

0,267

0,561

0,149

0,473

1,009

3,469

0,079

0,907

3,438

0,061

0,124

170-190

151,4

0,059

6,807

53,609

0,102

2,029

0,394

0,381

0,219

0,321

0,475

2,193

0,05

0,957

4,614

0,082

0,206

190-220

166,79

0,09

9,671

63,28

0,052

1,215

0,658

0,228

0,366

0,192

0,188

1,531

0,035

0,992

8,139

0,145

0,351

220-250

187,33

0,095

9,191

72,471

0,022

0,631

1,269

0,118

0,705

0,1

0,04

0,354

8,066х

х10-3

~1

8,837

0,158

0,509

250-280

211,83

0,084

7,326

79,797

8,787х

х10-3

0,312

2,565

0,059

1,425

0,049

6,158х

х10-4

4,509х

х10-3

1,026х

х10-4

~1

7,321

0,131

0,64

280-310

240

0,071

5,587

85,384

3,265х

х10-3

0,147

5,46

0,027

3,033

0,023

5,414х

х10-7

3,025х

х10-6

6,884х

х10-8

~1

5,587

0,1

0,739

310-340

270,48

0,075

5,265

90,649

1,128х

х10-3

0,065

12,283

0,012

6,824

0,01

1,822х

х10-10

9,594х

х10-10

2,184х

х10-11

~1

5,265

0,094

0,833

340-370

302,98

0,035

2,241

92,89

3,6х

х10-4

0,027

29,351

5,115х

х10-3

16,306

4,307х

х10-3

3,082х

х10-14

6,907х

х10-14

1,572х

х10-15

~1

2,241

0,04

0,873

370-400

337,52

0,038

2,2

95,09

1,054х

х10-4

0,011

74,918

2,004х

х10-3

41,621

1,687х

х10-3

2,625х

х10-18

5,777х

х10-18

1,315х

х10-19

~1

2,2

0,039

0,912

400-430

374,09

0,038

2,05

97,141

2,807х

х10-5

3,891х

х10-3

205,583

7,302х

х10-4

114,213

6,149х

х10-4

1,075х

х10-22

2,205х

х10-22

5,019х

х10-24

~1

2,05

0,037

0,949

430-460

412,69

0,039

1,997

99,138

6,731х

х10-6

1,309х

х10-3

611,102

2,457х

х10-4

339,501

2,068х

х10-4

1,977х

х10-27

3,949х

х10-27

8,989х

х10-29

~1

1,997

0,036

0,985

460-490

453,328

0,042

0,862

100

1,437х

х10-3

4,03х

х10-4

1,985х

х103

7,562х

х10-5

1,103х

х103

6,368х

х10-5

1,498х

х10-32

1,292х

х10-32

2,94х

х10-34

~1

0,862

0,015

1


Изменение относительной ошибки вычисления выхода дистиллята при разных флегмовых числах можно наблюдать на графике .

Рис. 5.1.1. ИТК Некрасовской нефти (в % об.).


Рис. 5.1.2. Зависимость плотности от средней температуры кипения.

Рис. 5.1.3. Зависимость молекулярной массы от средней температуры кипения

Рис. 5.1.4. ИТК Некрасовской нефти (об. и мол. %).

_________________________________________________________________________


Расчет методом температурной границы. Основные уравнения этого метода записываются по аналогии с уравнением Фенске, в соответствии с которым в режиме бесконечного орошения существует следующая зависимость между числом теоретических тарелок и содержанием в дистилляте и остатке двух компонентов:

,                                                      (5.16)

где

.

Если в качестве j-того компонента принять реальный или условный равнораспределенный между дистиллятом и остатком компонент, для которого , то нормальная температура кипения этого компонента будет соответствовать температурной границе деления исходной смеси. При этом уравнение (5.16) запишется следующим образом:

.                                                       (5.17)

В режиме с конечным орошением для компонентов, расположенных вблизи температурной границы деления смеси, уравнение (5.17) выполняется в виде аналогичной зависимости

,                                                       (5.18)

где nиндекс фракционирования, принимающий различные значения для компонентов, расположенных слева и справа от температурной границы деления смеси.

Рассмотрим порядок и особенности выполнения проектного расчета процесса ректификации многокомпонентных или непрерывных смесей при заданном разделении двух компонентов в дистиллят или остаток одновременно или порознь.

Используем четыре степени свободы проектирования процесса ректификации в полной колонне; в качестве исходных данных выбираем величины ,  (извлечения компонентов в дистиллят и остаток), β, положение тарелки питания , а также состав сырья, его температуру и давление в колонне. В результате расчета должны быть найдены выход дистиллята е, флегмовое число R, потребное число тарелок N и полные составы продуктов и .

В такой постановке задачи расчет ректификации многокомпонентных смесей полностью идентичен расчету ректификации бинарных смесей.

При расчете ректификации непрерывных смесей в качестве условных  компонентов  с заданным разделением  в дистиллят и остаток могут быть приняты наиболее легкокипящий и высококипящий компоненты, которые являются практически нераспределяемыми; это соответственно компоненты в точках С и А на кривой ИТК (рис. 5.1). Процент отгона этих компонентов из исходной смеси может быть вычислен в зависимости от заданных, условий разделения: температурной границы деления смеси по кривой ИТК () и налегания температур () конца и начала кипения соседних фракций:

,

, где  - угол наклона кривой ИТК сырья, оС/% отгона;

 - отбор дистиллята, соответствующий температурной границе деления смеси по кривой ИТК.

Извлечение легкокипящего и высококипящего компонентов соответственно

Похожие материалы

Информация о работе