Пояснювальна записка 3 ст., 29 рис., 28 табл., додатків


Характеристика технологічної схеми процесу



Сторінка3/18
Дата конвертації30.11.2018
Розмір1.12 Mb.
Назва файлуЗаписка_Диплом_4_курс_2018.docx
ТипПояснювальна записка
1   2   3   4   5   6   7   8   9   ...   18

1. Характеристика технологічної схеми процесу

1.1 Характеристики вихідних потоків


Установку низькотемпературної ректифікації вуглеводневого конденсату розглянемо при наступних вхідних даних: склад побіжного нафтового газу – сировини, що піддається відбензинюванню (таблиця 1.1)

Таблиця 1.1 - Склад вхідної сировини



Речовина

Мольні частки

Метан

0,432

Етан

0,154

Пропан

0,196

І-бутан

0,055

Н-бутан

0,095

І-пентан

0,025

Н-пентан

0,043


Ступінь витягу в нестабільний бензин (мольні частки): пропану f3 = 0.9, етана f2 = 0.015 від їхнього вмісту в вуглеводневому конденсаті; продуктивність установки по газу Gc=30000 кг/годину.

Заданий для поділу газ містить більш ніж 40% (мол.) вуглеводнів, більш важких ніж етан, тому відноситься до жирних газів. Умови поділу сирого газу диктують необхідність високого ступеня витягу [90% (мол.)] пропану, тому втрати його із сухим газом, що іде із сепаратора, повинні бути мінімальними, а утрати вуглеводнів, більш важких чим пропан, зовсім незначними.

Режимні показники конденсації сирого газу для визначення для варіантів розрахунку:


  1. температура 10 ⁰С, тиск 1,62 МПа.

  2. температура 10 ⁰С, тиск 3,92 МПа.

  3. температура -10 ⁰С, тиск 1,62 МПа.

  4. температура -10 ⁰С, тиск 3,92 МПа.

Для того щоб обрати оптимальний варіант вхідних параметрів використовуємо наведені рівнняння [2]:



де хі та уі – мольні долі і-го компоненту в рівноважних фазах при однократній конденсації, сі – мольна доля компненту в вхідному газові, е – мольна доля парів в рівноважній газо – рідкій системі, Кі – константа фазової рівноваги компоненту [2].

Розрахунок проводиться для 100 кмоль сирого газу. Результати наведені в таблиці 1.2.
Таблиця 1.2 - Результати обрахунку


Вуглевод

Кі

хі

уі

gі=100*(1-e)* хі

кмоль


Vi=100*e* yі

кмоль


Варіант 1: t =10⁰С, P = 1.96 МПа, е =0,6

CH4

7

0.093

0.659

3.72

39.54

C2H6

1.3

0.130

0.169

5.2

10.14

C3H8

0.4

0.305

0.124

12.2

7.44

I – C4H10

0.15

0.113

0.017

4.52

1.02

H – C4H10

0.11

0.201

0.022

8.04

1.32

I – C5H12

0.046

0.058

0.003

2.32

0.18

H – C5H12

0.037

0.101

0.004

4.04

0.24



-

≈1

≈1

40.04≈40

59.88≈60

Варіант 2: t =10⁰С, P = 3.92 МПа, е =0,41

CH4

3.8

0.201

0.769

11.85

31.5

C2H6

0.8

0.167

0.136

9.75

5.52

C3H8

0.25

0.282

0.071

16.68

2.93

I – C4H10

0.1

0.088

0.009

5.23

0.39

H – C4H10

0.07

0.151

0.011

8.85

0.47

I – C5H12

0.031

0.041

0.0013

2.41

0.054

Продовження до таблиці 1.2


Вуглевод

Кі

хі

уі

gі=100*(1-e)* хі

кмоль


Vi=100*e* yі

кмоль


H – C5H12

0.025

0.072

0.002

4.27

0.083



-

≈1

≈1

59.04≈59

40.95≈41

Варіант 3: t = -10⁰С, P = 1.96 МПа, е =0,49

CH4

6

0.126

0.755

6.4

36.9

C2H6

0.94

0.159

0.148

8.1

7.18

C3H8

0.25

0.310

0.078

15.8

3.81

I – C4H10

0.088

0.101

0.009

5.13

0.44

H – C4H10

0.054

0.175

0.0095

8.9

0.465

I – C5H12

0.021

0.048

0.001

2.44

0.049

H – C5H12

0.017

0.083

0.001

4.23

0.05



-

≈1

≈1

51

48.9≈49

Варіант 4: t = -10⁰С, P = 3.92 МПа, е =0,491

CH4

3.55

0.250

0.838

17

26.7

C2H6

0.59

0.178

0.105

12.1

3.36

C3H8

0.16

0.268

0.043

18.2

1.38

I – C4H10

0.062

0.07

0.0044

4.74

0.141

H – C4H10

0.04

0.135

0.0054

9.17

0.173

I – C5H12

0.014

0.037

0.0005

2.52

0.016

H – C5H12

0.012

0.063

0.0008

4.27

0.026



-

≈1

≈1

68

31.796≈32

З отриманих розрахунків було виведено наступне :



  1. При першому варіанті розрахунків втрати більш важких вуглеводнів що йдуть з сепаратора разом з сухим газом є найбільшими, тому така втрата є небажаною.

  2. При другому та третьому варіантах втрати важких вуглеводнів з сухим газом є також досить значними (відповідно 15 та 18 %) що не задовільняє умові витягу пропану до ВК: (90% моль).

  3. При четвертому варіанті втрата важких вуглеводнів складає приблизно 2% (моль) а ступінь витягу пропану 93% (моль).

Тому для забезпечення умови витягу пропану був обраний четвертий варіант роботи, тобто при температурі t = -10⁰С та тискові P = 3.92 МПа.

Таким чином доля сировини в сухому газові (парі) складе = 32% а сирого газу (конденсату) = 68% тобто 68 кмоль, що надійде до ректифікаційної установки [2].


1.2 Технологічне оформлення процесу


Метою цього процесу є одержання нестабільного бензину, стабілізація якого здійснюється в етановій ректифікаційній колоні, з попередньою (перед ректифікацією) сепарацією однакової газової сировини. Технологічна схема процесу представлена на рисунку 1.1

Рисунок 1.1 – Технологічна схема процесу.

Апарати: 1 – теплообмінник; 2,7 – холодильник; 3 – сепаратор; 4,8 – насос;

5 – етанова колона; 6 – підігрівач; 9 – ємність зрошення.

Потоки: I - сирий газ; ІІ - сухий газ; ІІІ - нестабільний бензин; IV – холодоагент.


Сирий газ надходить у рекуперативний теплообмінник 1, де охолоджується сирий газ, що надходить через холодильник 2 у сепаратор 3, а конденсат нижньої частини сепаратора 3, де тиск 3,92 МПа, надходить у етанову колону 5, тиск у секції харчування колони 3,88 МПа.

Тиск у верхній частині колони з урахуванням тарілок зміцнювальної частини 3,86 МПа.

Тиск у ємності зрошення, з урахуванням опору конденсатора і трубопроводу «колона — ємність зрошення» 3,82 МПа.

Тиск унизу колони (у кип'ятильнику ) з урахуванням опору тарілок відгінної частини 3,92 МПа.

Особливістю роботи етанової колони 5 є одержання з ємності зрошення 9 дистиляту в паровій фазі. Дистилят переважно складається з метану і етану. Тому в конденсаторі колони конденсується тільки частина пари, що представляє собою зрошення колони.

Тому що в конденсаторі протікає, а в ємності зрошення 9 завершується процес однократної конденсації з утворенням двох рівноважних фаз — паровий (дистилят) і рідкої (зрошення) .

Температура в ємності зрошення 9 дорівнює - 2°С. Температура залишку (температура в кип'ятильнику ) 121°С.

Теплові навантаження кип'ятильника і конденсатора будуть високими при подачі в колону, тому сировину нагрівають і частково випаровують за рахунок охолодження сирого газу, подаваного в сепаратор 3. Температура сировини при його подачі в колону приймається рівної 30°C.


2. Аналіз структури схеми низькотемпературної ректифікації вуглеводневого конденсату


З технологічної схеми ми бачимо, що в системі наявні рецикли, тому перед розрахунком ХТС необхідно провести аналіз структурної схеми, що поєднує в собі задачу розрахунку послідовності елементів комплексів, всієї ХТС [4]:

2.1 Побудова структурної схеми


Схема низькотемпературної ректифікації вуглеводневого конденсату, що наведена на рисунку 1.1 є замкненою, тому необхідно провести її структурний аналіз. З початку складаємо таблицю відповідності потоків та апаратів.

Таблиця 2.1- Відповідність потоків та апаратів





Назва

Ім’я відповідних моделей в програмі-симуляторі

Вхідні потоки

Вихідні потоки

1

Теплообмінник

1

0

1-2

2

Холодильник

2

1-2

2-3

3

Сепаратор

3

2-3

3-4, 3-1

4

Насос

4

3-4

4-5

5

Етанова колона

5

4-5

5-6, 5-7

6

Підігрівник

6

5-6

6-12

7

Холодильник

7

5-7

7-8

8

Насос

8

7-8

8-9

9

Ємність для

зрошення


9

8-9

9-10

Для спрощення розрахунків припустимо, що параметричність усіх аотоків рівна та р = 1;


2.2 Виконання структурного аналізу


Структурна схема процесу, що відповідає технологічній схемі зображена на рисунку 2.1:

Рисунок 2.1– Структурна схема процесу

Виконаємо послідовно всі етапи структурного аналізу цієї схеми.

За отриманою схемою складаємо матрицю суміжності А, що являє собою таблицю, в якій кількість рядків та стовбців дорівнює кількості вершин графа [4].

Побудову виконуємо із використанням програми Matlab (рисунок 2.2)

Рисунок 2.2 – Матриця суміжності

Далі для визначення комплексів схеми використовуємо алгоритм покриття [4]. За цим алгоритмом ми маємо звести матрицю суміжності А послідовно в степені 2, 3, …, 8 та логічно їх помножити. В результаті отримаємо матрицю шляхів С. В Matlab ця дія виглядає так (рисунку 2.3.а). Матриця зображена на рисунку 2.3.б [4].:

C=A|A^2|A^3|A^4|A^5|A^6|A^7|A^8

а) б)

Рисунок 2.3 – а)Формула розрахунку; б)матриця шляхів;



Після цього замінимо напрям всіх дуг на зворотній. При цьому комплекс не змінить свого складу, тому що прямі звязки стають зворотніми а зворотні прямими. Для визначення всіх можливих шляхівміж двома вершинами у переорієнтованому графі досить транспонувати матрицю CT, якщо значення Сij = Cji =1, то вершини i-та та j-та вуходять в один комплекс [4].

B=C&C'

а) б)

Рисунок 2.4 – а) формула розрахунку логічного множення; б) матриця, що вказує на наявні комплекси.



Як можна бачити з матриці B, в схемі буде комплекс:

K1=[1 2 3];

Далі може бути сформована послідовність розрахунку з комплексів й поодиноких вершин:



ППРС = [ (1 2 3) 4 5 6 7 8]

Далі для кожного комплексу отримаємо контури та розрахуємо оптимальну множину розірваних дуг ОМРД [4].

Для виділення всіх контурів системи виконаємо побудову прадерева комплексу К. Для цього використаємо список суміжності [4]:

Таблиця 2.2- Список суміжності для комплексу K



1

2

3

2

3

1

Дерево для комплексу К виглядає таким:



Рисунок 2.5 – Прадерево комплексу К

За допомогою дерева комплексу ми можемо виділити контур [4]:

1) 1-2-3-1

Складемо матрицю контурів для К:

Таблиця 2.3 - Матриця контурів K






1-2

2-3

3-1

1

1

1

1

F

1

1

1

P

1

1

1

Степені входження дужок рівні одиниці при рівних параметричностях,

а це означає, що контури не мають спільних дужок й будь-яка дужка може бути розірваною. Тому обираємо наступну дужку, що може розірвати цей контур: ОМHДК1={3-1}.

Рисунок 2.6 – Структурна схема процесу із вказаними розірваними дужками

Отже, розірвавши отримані дуги, отримаємо остаточну послідовність розрахунку схеми : ОПРС = (1 2 3 4 5 6 7 8).

Таким чином після проведення аналізу системи ми отримали наступне:



  • Система має один рецикл що являє собою контур [1-2-3-1].

  • Для розімкнення системи необхідно та достатньо розірвати контур [3-1].

  • Остаточна послідовність розрахунку системи складає має вигляд: [1 2 3 4 5 6 7 8].

2.3 Розрахунок ХТС процесу низькотемпературної ректифікації вуглеводневого конденсату в CHEMCAD 6.3

2.3.1 Про CHEMCAD


CHEMCAD - ефективний інструмент для комп'ютерного моделювання хіміко-технологічних процесів при розробці, модернізації та оптимізації хімічних, нафтохімічних і нафтопереробних виробництв. Цей пакет програм для моделювання та розрахунку технологічних схем з ре циклічними потоками органічних і неорганічних речовин і безперервних сумішей (у разі нафтових фракцій), а також енергетичних потоків.

CHEMCAD дозволяє створювати, аналізувати і оптимізувати різні варіанти технологічного оформлення виробничих процесів, оцінювати їх ефективність і вибирати найкращий з них.

Комплекс досліджень з використанням CHEMCAD дає можливість домогтися задовільного збігу результатів розрахунків з даними промислових експериментів, що дозволяє вирішувати завдання автоматичного управління процесами і підвищити ефективність діючих виробництв, визначити оптимальні режимні і конструкційні параметри процесів в окремих апаратах з позиції всього виробництва в цілому [3].

В ході виконання роботи було використано дві версії CHEMCAD – CHEMCAD 5.2 і CHEMCAD 6.3.1. Перша з них має інтерфейс типу Windows XP, остання – має більше функціоналу та новітніший інтерфейс.




Поділіться з Вашими друзьями:
1   2   3   4   5   6   7   8   9   ...   18


База даних захищена авторським правом ©refua.in.ua 2017
звернутися до адміністрації

    Головна сторінка
Контрольна робота
навчальної дисципліни
Методичні вказівки
Лабораторна робота
Методичні рекомендації
Загальна характеристика
курсової роботи
використаної літератури
охорони праці
Курсова робота
Список використаної
курсу групи
Зміст вступ
Виконав студент
Пояснювальна записка
Виконала студентка
Історія розвитку
Міністерство освіти
форми навчання
навчальних закладів
самостійної роботи
Теоретичні основи
навчальний заклад
Робоча програма
діяльності підприємства
Практичне заняття
молодших школярів
роботи студентів
Самостійна робота
вищої освіти
використаних джерел
студентка курсу
студент групи
загальноосвітніх навчальних
інтелектуальної власності
виконання курсової
студентів спеціальності
Курсовая работа
Загальні відомості
світової війни
охорони здоров
Історія виникнення
Конспект лекцій
студентка групи
Практична робота
навчального закладу
контрольної роботи
Теоретичні аспекти
Список літератури
напряму підготовки
внутрішніх справ