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



Сторінка5/18
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

2.3.3 Проектування схеми


Опираючись на теоретичні відомості про процес низькотемпературної ректифікації та взявши за основу модель (рисунку 1.1) представимо в CHEMCAD схему процесу низькотемпературної ректифікації вуглеводневого конденсату (рисунок 2.10):

Рисунок 2.10- схема процесу низькотемпературної ректифікації вуглеводневого конденсату в ChemCad 6.3

Модель складається з наступних блоків бібліотеки моделей (таблиця 2.4):



Таблиця 2.4 – Блоки, які входять до схеми

Назва блоку

Апарат

Вигляд моделі

Вхідні потоки

Вихідні потоки

1

2

3

4

5

Heat Excenger #5 (1)

Теплообмінник



CH4, C2H6, C3H8, C4H10(і), C4H10(н), C5H12(і), C5H12(н)

CH4, C2H6, C3H8, C4H10(і), C4H10(н), C5H12(і), C5H12(н)

Продовження таблиці 2.4

Назва блоку

Апарат

Вигляд моделі

Вхідні потоки

Вихідні потоки

Heat Excenger #10 (2)

Холодильник



CH4, C2H6, C3H8, C4H10(і), C4H10(н), C5H12(і), C5H12(н)

CH4, C2H6, C3H8, C4H10(і), C4H10(н), C5H12(і), C5H12(н)

Separator (3)

Сепаратор



CH4, C2H6, C3H8, C4H10(і), C4H10(н), C5H12(і), C5H12(н)

CH4, C2H6, C3H8, C4H10(і), C4H10(н), C5H12(і), C5H12(н)

Pump (4)

Насос



CH4, C2H6, C3H8, C4H10(і), C4H10(н), C5H12(і), C5H12(н)

CH4, C2H6, C3H8, C4H10(і), C4H10(н), C5H12(і), C5H12(н)

Shortcut

Column (5)




Ректифікаційна колона



CH4, C2H6, C3H8, C4H10(і), C4H10(н), C5H12(і), C5H12(н)

CH4, C2H6, C3H8, C4H10(і), C4H10(н), C5H12(і), C5H12(н)

Продовження таблиці 2.4

Назва блоку

Апарат

Вигляд моделі

Вхідні потоки

Вихідні потоки

Fired Heater (6)

Нагрівник



C3H8, C4H10(і), C4H10(н), C5H12(і), C5H12(н)

C3H8, C4H10(і), C4H10(н), C5H12(і), C5H12(н)

Heat Excenger (7)

Холодильник



CH4, C2H6

CH4, C2H6

Mixer (8)

Змішувач




CH4, C2H6

CH4, C2H6

Опис блоків бібліотеки моделей:

  • Mixer – змішувач. Змішує кілька потоків в один.

  • Separator – розділювач. Використовується для моделювання випарних установок та інших одноступінчатих розділювачів.

  • Pomp – насос. Дозволяє змінити тиск потоків.

  • Heat Exchanger, Fired Heater – теплообмінники. Використовується для теплообміну між гарячими та холодними потоками.

  • Shortcut Column – ректифікаційна колона

* Оскільки в системі присутні елементи що не впливають на її роботу в програмі ChemCad та отримання цільового продукту були виключені, або замінені на відповідні. Виключеними приладами стали: ємність зрошення (9) та насос (8).

Опис технологічного процесу знаходиться в розділі 1.

Параметри, які задавалися в теплообміннику зображені на рисунку 2.11.

Рисунок 2.11 - Параметри теплообмінника

Параметри, які задавалися в холодильнику (2), зображені на рисунку 2.12.

Рисунок 2.12- Параметри холодильника

Параметри, які задавалися в сепараторі, зображені на рисунку 2.13.

Рисунок 2.13- Параметри сепаратора

Параметри, які задавалися в насосі, зображені на рисунку 2.14.

Рисунок 2.14 - Параметри насоса

Параметри, які задавалися в ректифікаційній колоні, зображені на рисунку 2.15.

Рисунок 2.15- Параметри ректифікаційної колони

Параметри, які задавалися в нагрівнику, зображені на рисунку 2.16.

Рисунок 2.16- Параметри нагрівника

Параметри, які задавалися холодильнику (7), зображені на рисунку 2.17.

Рисунок 2.17 - Параметри холодильника

Таким чином були налаштовані всі апарати та задані всі вхідні потоки для правильного функціонування схеми.

2.3.4 Розрахунок матеріальних балансів процесу


Розрахуємо матеріальний баланс для кожного з апаратів:

Матеріальний баланс для сепаратора зображений в таблиці 2.5.

Таблиця 2.5 - Матеріальний баланс для сепаратора


Назва\номер потоку

Вхід суміші СрГ. потік 3

Вихід суміші СхГ. потік 4

Вихід суміші ВК. потік 5

Метан

43.2

25.95584

17.24416

Етан

15.4

3.411139

11.98886

Пропан

19.6

1.517405

18.0826

І-бутан

5.5

0.1894857

5.310514

Н-бутан

9.5

0.2300373

9.269962

І-пентан

2.5

0.02512192

2.474878

Н-пентан

4.3

0.03277977

4.26722

Разом

100

31.36181

68.6382

100

Матеріальний баланс для ректифікаційної колони зображений в таблиці 2.6.

Таблиця 2.6 - Матеріальний баланс для ректифікаційної колони



Назва\номер потоку

Вхід суміші ВК . потік 6

Вихід суміші СхГ. потік 7

Вихід суміші НБ. потік 9

Метан

17.24416

17.24416

0

Етан

11.98886

11.86897

0.1198885

Пропан

18.0826

0.000180826

18.08242

І-бутан

5.310514

0,0000000004729006

5.310514

Н-бутан

9.269962

0,0000000001287407

9.269962

І-пентан

2.474878

0,0000000000343710

2.474878

Н-пентан

4.26722

0,0000000000592629

4.26722

Разом

68.6382

29.11331

39.52488

68.6382

Матеріальний баланс для змішувача зображений в таблиці 2.7.

Таблиця 2.7 - Матеріальний баланс для змішувача



Назва\номер потоку

Вхід суміші СхГ 1. потік 11

Вхід суміші СхГ 2. потік 10

Вихід суміші СхГ. потік 12

Метан

25.95584

17.24416

43.2

Етан

3.411139

11.86897

15.28011

Пропан

1.517405

0.000180826

1.517586

І-бутан

0.1894857

0,0000000004729006

0.1894857

Н-бутан

0.2300373

0,0000000001287407

0.2300373

І-пентан

0.02512192

0,0000000000343710

0.02512192

Н-пентан

0.03277977

0,0000000000592629

0.03277977

Разом

31.36181

29.11331

60.47512

Загальний матеріальний баланс зображений в таблиці 2.8.

Таблиця 2.8 - Загальний матеріальний баланс



Речовина

Вхід

(мольні долі)



Вихід до сухого газу

Вихід до бензину

мольні долі

мольні долі

Метан

43.2

43.2

0

Етан

15.4

15.28011

0.1198885

Пропан

19.6

1.51759

18.08242

І-Бутан

5.5

0.18949

5.310514

Н-Бутан

9.5

0.23004

9.269962

І-Пентан

2.5

0.25122

2.474878

Н-Пентан

4.3

0.03278

4.26722

Сума

60.47512

39.52488

100

100

Як видно сума вхідних рівна сумі вихідних потоків одинакові. Отже матеріальний баланс пораховано правильно.
3. Комп’ютерне моделювання розрахунку етанової колони.

3.1 Алгоритм розрахунку.

Робота програмного модулю виконується за наступним алгоритмом:



3.1.1 Розрахунок матеріального балансу

До системи заносяться вихідні данні - витрата вихідного потоку Gc = 30000 кг/год та молярні долі компонентів ci (див таблицю 1.1).

Далі розраховується молярна маса суміші за формулою [2]:

де сі мольна доля компоненту, Мі – молярна маса компоненту.

Далі розраховується вихід суміші в кмоль/год [2].

F = Gc / Mc; F1 = k1*F;

де k1 = 0,68 – коефіцієнт мольної долі суміші, що надходить до колони після відділення в сепараторі.

Після цього розраховуємо значення по компонентного виходу елементів суміші до дистиляту та кубового залишку а також їх суми [2]:

Fi[i] = F1*ci[i];

Ri[i] = Fi[i] * fii[i];

Di[i] = Fi[i] - Ri[i];

sumRi = ∑ Ri[i];

sumDi = ∑ Di[i];

де Fi[i] – значення і-го компоненту на вході системи; Ri[i] – значення і-го компоненту на виході до кубового залишку; Di[i] – значення і-го компоненту на виході до дистиляту; fii[i] – ступінь витягу і-го компоненту до кубового залишку; sumRi та sumDi – сумарні значення сировини на виході до кубового залишку та на виході до дистиляту відповідно [2].

Далі розраховуємо мольні долі компонентів в вихідних сумішах [2]:

Rij[i] = Ri[i]/ sumRi; Dij[i] = Di[i] / sumDi;

Отримані данні були записані у загальний звіт, таблицю по компонентного розрахунку та передані для наступних розрахунків.

3.2.2 Розрахунок числа флегми

Навантаження ректифікаційної колони по парі та рідині визначається робочим флегмовим числом R, що розраховується рівнянням Андервуда [2]:

де rmin – мінімальне число флегми, аі - коефіцієнт летючості, Dij - мольні долі компонентів в дистиляті, Θ – параметр що розраховується з графіку (рис. 3.1а)

за формулою (рис. 3.1б) [2].

а) б)


Рисунок 3.1 – а) Графік для визначення параметру Θ в рівнянні Андервуда;

б) Формула для визначення параметру Θ

Робоче флегмове число визначається із залежності (рис. 3.2а), права частина якого визначається за графіком (рис. 3.2б) [2].

а)


б)

Рисунок 3.2 – а) Залежність для визначення робочого флегмового числа



б) Графік для визначення робочого флегмового числа;

З отриманих результатів ми визначаєм робоче флегмове число.

З отриманого значення флегми ми розраховуємо значення витрати флегми [2]:

та витрати пари:



Отримані значення заносяться у загальний звіт.



3.2.3 Розрахунок структурних параметрів етанової колони

З початку ми розраховуємо кількість тарілок в колоні, для цього визначаєм кількість теоретичних тарілок за графіком (рис. 3.3а) що побудований по формулі (рис. 3.3 б) [2].

Мінімальне число теоретичних тарілок розраховується за графіком (рис. 3.4 а) що побудований по формулі (рис. 3.4 б) [2].

а) б)


Рисунок 3.3 – а) Графік для визначення залежності N/Nmin

б) Залежність між N/Nmin, де N – число теоретичних тарілок, Nmin - мінімальне число теоретичних тарілок



а) б)


Рисунок 3.4 – а) Графік для визначення мінімального числа теоретичних тарілок; б) формула для визначення мінімального числа теоретичних тарілок;

Розрахунок реального числа виконується за формулою [2]:



де числове значення к.к.д клапанної тарілки

Далі розраховуємо діаметр верхньої та нижньої частин колони:

Для цього використовуємо формулу [2]:



де об’єм парів в розрахованому перерізі колони м3/с; допустима швидкість парів в розрахованому перерізі , м/с.

Об’єм парів визначається за формулою [2]:

де V – кількість парів, що проходить через переріз колони; t – температура парів, ⁰С; тиск парів, МПа; z – коефіцієнт стискування парів що є функцією приведених температури та тиску суміші.

Допустима швидкість парів розраховується за формулою [2]:

Висота колони визначається за формулою [2]:



,

де h1 – відстань від верхньої тарілки до верхньої частини колони; n – кількість тарілок в колоні, 20 шт.; h – висота між тарілками в колоні, також визначається відповідно до діаметру колони та дорівнює 400 мм.; h – висота, прийнята для запасу рідини; h – висота секції навантаження (секция питання).

Для забезпечення стійкості та надійності роботи даного апарату, для монтажу колони було обрано «Опори для вертикальних апаратів 3400-338-80».

В додатку А наведено розрахунки, виконані в середовищі MathCad 14.













    1. Технічне завдання на розробку обчислювального модуля.

Розробити обчислювальний модуль, призначений для розрахунку параметрів ректифікаційної колони процесу низькотемпературної ректифікації вуглеводневого конденсату.

Вихідними даними для розрахунку є:

Тип апарату: тарільчаста ректифікаційна колона під тиском. Тип тарілок клапанні.

Витрата вихідного потоку Gc = 30000 кг/год

Молярні концентрації компонентів ci:

Метан ci= 0,432; Етан ci= 0,154; Пропан ci = 0,196; І-бутан ci= 0,055; Н-бутан ci= 0,095; І-пентан ci= 0,025; Н-пентан ci= 0,043.

Результатами розрахунку є:


  1. Загальний та покомпонентний розрахунки матеріального балансу.

  2. Значення витрати флегми та пари.

  3. Кількість тарілок в колоні.

  4. Значення діаметерів та висота колони.





    1. 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