Расчет стоимости ректификационной установки

Федеральное агентство по образованию

Государственное образовательное учреждение высшего

профессионального образования

"Ярославский государственный технический университет"

Кафедра "Химических технологий органических веществ"

РАСЧЕТ СТОИМОСТИ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ УСТАНОВКИ

Курсовой проект по дисциплине

"Инженерное оформление ХТП"

вариант № 16

 Работу выполнил:

студент группы ЗЭУХ–48а

__________ И.А. Монахова

_____/___________200__ г.

2008

Реферат

ректификация, колонна, многокомпонентная смесь, материальный баланс, теплообменные аппараты, насосы, стоимость

Объектом исследования является процесс разделения многокомпонентной смеси, включающей в себя: пропан, n–бутан, n–пентан, n–гексан.

Цель проекта — расчет параметров технологического оборудования ректификационной установки и ее стоимости.

В результате проекта произведен расчет составляющих ректификационной установки, выбраны стандартные аппараты, произведен расчет стоимости ректификационной установки.

СОДЕРЖАНИЕ

1 Расчет материального баланса

2 Расчет технологического оборудования

2.1 Расчет аппарата Е–1

2.2 Расчет аппарата Н–2

2.3 Расчет аппарата Т–3

2.4 Расчет аппарата К–4

2.5 Расчет аппарата Т–5

2.6 Расчет аппарата Е–6

2.7 Расчет аппарата Н–7

2.8 Расчет аппарата Т–8

2.9 Расчет аппарата Н–9

3 Расчет стоимости установки

3.1 Расчет аппарата Е–1

3.2 Расчет стоимости аппарата Н–2

3.3 Расчет стоимости аппарата Т–3

3.4 Расчет стоимости аппарата К–4

3.5 Расчет стоимости аппарата Т–5

3.6 Расчет стоимости аппарата Е–6

3.7 Расчет стоимости аппарата Н–7

3.8 Расчет стоимости аппарата Т–8

3.9 Расчет стоимости аппарата Н–9

3.10 Расчет суммарных затрат на энергию

3.11 Расчет полных капитальных затрат

3.12 Расчет амортизационных отчислений

3.13 Расчет суммарных годовых затрат

1. Расчет материального баланса

Для составления материального баланса зададимся составом питания (составом исходной смеси) и содержанием ключевых компонентов в дистилляте и кубовом остатке. В таблице 1 представлены исходные данные.

Таблица 1 — Исходные данные

Наименование	Ед. изм	Значение	А	В	С
Содержание в исходной смеси: 1.  Пропан (л.к.к.) 2.  n–Бутан (т.к.к.) 3.  n–Пентан 4.  n–Гексан	Масс. доля	0,2 0,3 0,1 0,4	15,7260 15,6782 15,8333 15,8366	1872,46 2154,90 2477,07 2697,55	–25,16 –34,42 –39,94 –48,78
Расход исходной смеси	кг/ч	30000
Содержание л.к.к. в кубе	кмоль/ч	2
Содержание т.к.к. в дистилляте	кмоль/ч	2

Номер легкого ключевого компонента — 1;

Номер тяжелого ключевого компонента — 2.

По полученным данным составляем материальный баланс процесса и сводим его в таблицу 2.

Таблица 2 — Материальный баланс

Компонент	мол. масса	F				D				W
		Gi кг/час	масс. доля	Vi кмоль/ час	мол. доля	Gi кг/час	масс. доля	Vi кмоль/ час	мол. доля	Gi кг/час	масс. доля	Vi кмоль/ час	мол. доля
Пропан (л.к.к.)	44	6000	0,2	136,36	0,2885	5912	0,9808	134,36	0,9853	88	0,0037	2,00	0,0059
n-Бутан (т.к.к.)	58	9000	0,3	155,17	0,3282	116	0,0192	2,00	0,0147	8884	0,3706	153,17	0,4554
n-Пентан	72	3000	0,1	41,67	0,0881	0	0,0000	0,00	0,0000	3000	0,1251	41,67	0,1239
n-Гексан	86	12000	0,4	139,53	0,2952	0	0,0000	0,00	0,0000	12000	0,5006	139,53	0,4148
ИТОГО		30000	1,0	472,74	1,0000	6028	1,0000	136,36	1,0000	23972	1,0000	336,37	1,0000

На рисунке 1 представлена технологическая схема ректификационной установки.

Рисунок 1 — Технологическая схема ректификационной установки

2. Расчет технологического оборудования 2.1 Расчет аппарата Е–1

Аппарат Е–1 представляет собой емкость, которая предназначена для сбора и временного хранения исходной смеси.

Определяем требуемую вместимость емкости:

V = ,

где G — массовый расход жидкости (питания установки), кг/ч;

τ — время пребывания жидкости в емкости, ч;

ρ_см — плотность смеси (по питанию), кг/м³;

K — коэффициент заполнения емкости.

Сырье на ректификационную установку приходит с температурой 20 ^ОС. При данной температуре определяем плотность жидкости по формуле:

ρ_см = ∑ ρ_i∙ x_i^F,

где ρ_i— плотность i-го компонента смеси, кг/м³;

x_i^F — массовая доля i-го компонента смеси в питании.

ρ_см = 582,00∙0,20 + 579,00∙0,30 + 626,00∙0,10 + 659,00∙0,40 = 616,30 кг/м³.

G = 30000 кг/ч;

τ = 1,5 ч;

K = 0,75.

Требуемый объем емкости составит:

V = = 97,3552 м³.

К установке принимаем емкость по ГОСТ 9931–79, типа ГЭЭ, с характеристиками:

-Вместимость — 100 м³;

-Диаметр — 3000 мм;

-Длина — 13945 мм;

-Масса — 15740 кг;

-Количество — 1 шт.

2.2 Расчет аппарата Н–2

Аппарат Н–2 — насос — предназначен для подачи сырья ректификационной установки в качестве питания на ректификационную колонну К–4 через теплообменник Т–3.

Подбор насоса производим по объемной скорости подачи смеси и напору.

Объемную скорость подачи смеси определяем по формуле:

Q = , м³/ч,

где G — массовый расход жидкости, кг/ч;

ρ_см — плотность смеси, кг/м³;

Q = = 48,6776.

Определяем развиваемый насосом напор:

H = + H_г +Δh,

где Р₁ — давление в аппарате из которого перекачивается жидкость, Па;

Р₂ — давление в аппарате, в который перекачивается жидкость, Па;

Н_г — геометрическая высота подъема жидкости, м;

Δh — потери напора, м.

Р₁ = 312382 Па; Р₂ = 2008009 Па; Н_г = 8,5 м; Δh = 7м;

H = + 8,5 +7 = 296,2449 м.

К установке принимаем насос согласно ТУ 26–06–1258–80, тип 5Н–5×4, с характеристиками:

-Производительность — 98 м³/ч;

-Напор — 320 м. ст. ж.;

-Частота вращения двигателя — 2950 об/м;

-Мощность — 236 кВт;

-Количество — 2 шт. (один насос в резерве).

2.3 Расчет аппарата Т–3

Теплообменник Т–3 (пароподогреватель) предназначен для подогрева исходной смеси ректификационной установки водяным паром до необходимой температуры.

Необходимо определить тепловую нагрузку, по формуле:

Q = ∑ G_i∙ c_i ∙ (t_F – 20) / 3600, кВт,

где G_i — содержание в питании i-го компонента;

c_i — теплоемкость i-го компонента (табличные данные), кДж/кг;

t_F — температура питания колонны, ^ОС.

Q = (6000∙2,65∙(107,25 – 20) + 9000∙2,6∙(107,25 – 20) +

+ 3000∙2,4∙(107,25 – 20) + 12000∙2,51∙(107,25 – 20)) / 3600 =

= 1301,902 кВт.

В качестве теплоносителя принимаем водяной пар с параметрами:

-Температура — 132,9 ^ОС;

-Давление — 0,3 МПа;

-Теплота конденсации — 2171 кДж/кг.

Температурная схема потоков в аппарате выглядит следующим образом (рисунок 2):

Рисунок 2 — Температурная схема потоков в аппарате Т–3

Средняя разность температур в теплообменнике можно определить по формуле:

Δt_ср = ,

где Δt_б — большая разность температур в теплообменнике, ^ОС;

Δt_м — меньшая разность температур в теплообменнике, ^ОС.

Δt_б = 112,9 ^ОС; Δt_м = 25,65 ^ОС.

Подставив данные в формулу, получим среднюю разность температур в теплообменнике:

Δtср = = 58,8748 ^ОС.

Расход пара определим по формуле:

G_пара = ,

где Q — тепловая нагрузка на аппарат, кВт;

r_пара — теплота конденсации водяного пара, кДж/кг.

G_пара = = 0,5997 кг/с.

Необходимая поверхность теплопередачи определяется по формуле:

F = , м²,

где Q — тепловая нагрузка, кВт;

К — коэффициент теплопередачи (справочные данные), Вт/м²∙^ОС, К = 250;

Δt_ср — средняя разность температур теплообменника, ^ОС.

F = = 44,2261 м².

В соответствии с полученным значением поверхности теплопередачи, принимаем к установке теплообменник по ГОСТ 15122–79, тип ТН, с характеристиками:

-Поверхность теплообмена — 47 м²;

-Длина трубок — 6,0 м;

-Диаметр трубок — 25×2 мм;

-Число ходов — 2;

-Количество трубок — 100;

-Диаметр кожуха — 400 мм;

-Количество — 1шт.

2.4 Расчет аппарата К–4

Для ректификационной колонны необходимо выбрать режим работы колонны. Выбор режима работы колонны сводится к определению температуры и давления в колонне.

T_D — температура верха колонны. Задаемся этой температурой, T_D = 60 ^ОС = 333 К.

Уравнение Антуана:

P_i^D = , атм,

где P_i^D — давление насыщенных паров i-го компонента, атм;

A_i, B_i, C_i — вправочные данные давления насыщенных паров i-го компонента.

Согласно закону Рауля, давление смеси определяется по формуле:

Р_см = ∑ (x_i ∙ P_i^D),

x_i — мольная доля i-го компонента в смеси.

Используя программный пакет MS Excel рассчитано давление насыщенных паров компонентов и давление дистиллята (таблица 3).

Таблица 3 — Определение давления верха ректификационной колонны

P1 d	15420,06	20,289555		19,99197
P2 d	4726,97	6,2196917		0,091222
Pобщ d				20,0832
TD			60,00

Далее, зная уравнение Антуана и закон Рауля, принимая во внимание тот факт, что давление по всей колонне онинаковое, используя программный пакет MS Excel с помощью функции "подбор параметра" определим температуры питания и куба колонны (таблица 4, таблица 5).

Таблица 4 — Определение температуры питания колонны

P1 f	34642,98	45,582867		13,14862
P2 f	12672,16	16,673897		5,473076
P3 f	5190,09	6,8290688		0,601908
P4 f	2205,12	2,9014769		0,85641
Pобщ f				20,08001
TF			107,25

Таблица 5 — Определение температуры куба колонны

P1 w	61180,932	80,501226		0,478641
P2 w	25215,774	33,178649		15,10834
P3 w	11729,288	15,433273		1,911721
P4 w	5606,3246	7,3767428		3,060026
Pобщ w				20,08009
TW			150,18

Определим среднюю температуру в колонне и давления насыщенных паров компонентов при средней температуре:

T_СРкол = = = 105,81 ^ОС = 378,81 K.

P⁰i = , атм.

P⁰_{1(Пропан)} = 44,6137 атм

P⁰_{2(n–Бутан)} = 16,2447 атм

P⁰_{3(n–Пентан)} = 6,6209 атм

P⁰_{4(n–Гексан)} = 2,8002 атм

Минимальное число теоретических тарелок определми по уравнению Фенске:

N_min = ,

где X^Dл.к.к., X^Dт.к.к. — содержание в дистилляте легкого и тяжелого ключевых компонентов, мол. дол.;

X^Wл.к.к., X^Wт.к.к. — содержание в кубе легкого и тяжелого ключевых компонентов, мол. дол.;

α — коэффициент относительной летучести легкокипящего компонента по отношению к тяжелому ключевому компоненту при средней температуре.

Относительную летучесть i-го компонента определяется формулой:

α_i = ,

где P^o_i — давление насыщенных паров компонента;

P^oт.к.к. — давление насыщенных паров тяжелого ключевого компонента.

α_{1(Пропан)} = 2,7464

α_{2(n–Бутан)} = 1,0000

α_{3(n–Пентан)} = 0,4076

α_{4(n–Гексан)} = 0,1724

Относительная летучесть ключевых компонентов при средних условиях α = = 2,7464

X^Dл.к.к. = 0,9853X^Wл.к.к. = 0,0059

X^Dт.к.к. = 0,0147X^Wт.к.к. = 0,4554

Тогда N_min составит,

N_min = = 8,4589 (≈ 8)

Расчет минимального флегмового числа R_min проводим по методу Андервуда с помощью уравнений:

R_min = – 1,

где θ — величина в пределах относительной летучестей ключевых компонентов.

Из условия, что ∑ =0, используя программный пакет MS Excel с помощью функции "подбор параметра" найдена θ (таблица 6).

Таблица 6 — Определение значения θ

Определение θ			0,663004
			-0,59519
	Сумма	-0,00048	-0,0314
	θ	1,55149	-0,03689

Тогда, R_min = 0,3662 (определение R_min в таблице 7)

Таблица 7 — Определение значения R_min

Определение Rmin			2,264754	1
			-0,02659
	Сумма	2,238159
	Rmin	1,238159

Далее, по методу Джилленда, проводим оптимизацию флегмового числа. Задаемся коэффициентом орошения β, относительно минимального флегмового числа с шагом 0,1. Результаты расчета сведены в таблице 8. На рисунке 3 представлен график зависимости N∙(R+1) от коэффициента орошения β. Используя этот график определяем оптимальный коэффициент орошения β_опт по минимуму значения N∙(R+1).

R = β ∙ R_min

X =

Y = 1 – exp

N =

Таблица 7 — Оптимизация флегмового числа

β	R	X	Y	N	N∙(R+1)
1,1	1,361975	0,052421	0,603383	22,84895	53,96865
1,2	1,485791	0,099619	0,551824	20,10536	49,97773
1,3	1,609607	0,142339	0,50999	18,30349	47,76492
1,4	1,733423	0,181188	0,47457	17,00223	46,47428
1,5	1,857239	0,216671	0,44415	16,01702	45,76445
1,6	1,981055	0,249206	0,417708	15,24426	45,44398
1,7	2,104871	0,279146	0,394478	14,62108	45,39656
1,8	2,228687	0,30679	0,373881	14,1072	45,54773
1,9	2,352503	0,332391	0,35547	13,67568	45,84774
2,0	2,476318	0,35617	0,338899	13,30781	46,26218
2,1	2,600134	0,378312	0,323891	12,9902	46,76648
2,2	2,72395	0,398983	0,310224	12,71302	47,34265
2,3	2,847766	0,418322	0,29772	12,46885	47,97722
2,4	2,971582	0,436457	0,286229	12,25202	48,65989
2,5	3,095398	0,453494	0,275628	12,05809	49,38266
2,6	3,219214	0,469532	0,265815	11,88354	50,13922
2,7	3,34303	0,484655	0,256701	11,72557	50,9245
2,8	3,466846	0,49894	0,248211	11,58187	51,73444
2,9	3,590662	0,512454	0,240283	11,45057	52,56568
3,0	3,714478	0,525258	0,23286	11,33009	53,41547

Рисунок 3 — График зависимости N∙(R + 1) от коэффициента орошения β

β_опт = 1,7;

R_опт = 2,104871.

Определяем действительное число тарелок в колонне:

N_дейст = ,

где η — коэффициент полезного действия тарелки.

η = 0,5

N_дейст = = 30.

Рассчитаем диаметр колонны, по формуле:

Д = , м,

где V — секундный объемный расход газового потока, м/с;

ω_доп — допустимая скорость движения паров, м/с.

V_с = ,

где D — количество дистиллята (из материального баланса),

D = 6028.

ω_доп = 0,05 ∙ ,

где ρ_жид = ∑ ρ_i^D∙ x_i^D;

ρ_i^D— плотность i-го компонента;

x_i^D— массовая доля i-го компонента в дистилляте.

ρ_Пропан = 582

ρ_n-Бутан = 579

ρ_{n-Пентан} = 626 (из таблицы)

x_Пропан = 0,4653

x_n-Бутан = 0,5193

x_{n-Пентан} = 0,0154 (из материального баланса)

ρ_жид = 581,94

ρ_п = ,

где М_в — молекулярный вес смеси (из материального баланса);

Р — давление в колонне (общее), атм;

Т_ср — средняя температура, К.

Р = 20,08 атм;

Т_ср = 378,81 К.

М_в = ∑ М_i∙ x_i^D,

где М_i— молярная масса i-го компонента;

x_i^D — мольная доля i_го компонента в дистилляте.

Значения М_iиx_i^D берем из материального баланса.

М_в = 44,21

ρ_п = = 28,56

ω_доп = 0,05 ∙ = 0,2201

V = = 0,1820 м/с

Д = = 1,026 м,

принимаем Д = 1,2 м.

Высоту колонны определим по формуле:

Н_кол = (N_дейст – 1) ∙ 0,5 + 2∙Д

0,5 — расстояние между тарелками.

Н_кол = (30 – 1) · 0,5 + 2 · 1,2 = 16,9 м,

принимаем высоту колонны 17 м.

Для данного процесса разделения многокомпонентной смеси необходима колонна, имеющая следующие параметры:

-Диаметр колонны — 1,2 м;

-Высота колонны — 17 м;

-Давление насыщенных паров компонентов — 20,08 атм;

-Температура верха колонны — 60,00 ^ОС;

-Температура питания колонны — 107,25 ^ОС;

-Температура куба колонны — 150,18 ^ОС;

-Флегмовое число — 2,1049;

-Число действительных тарелок — 30.

2.5 Расчет аппарата Т–5

Теплообменник Т–5 (конденсатор) предназначен для конденсации паров гексановой фракции, выходящих из верха колонны.

Температурная схема потоков в аппарате представлена на рисунке 4.

Средняя разность температур:

Δt_ср = = = 23,6045 ^ОС.

Тепловая нагрузка определяется по формуле:

Q = D ∙ (R + 1) ∙ r / 3600, кВт,

где D — количество дистиллята, кг/ч;

R — флегмовое число;

r — скрытая теплота парообразования, кДж/кг.

Рисунок 4 — Температурная схема потоков в аппарате Т–5

Q = 6028 ∙ (2,1049 + 1) ∙ 426,689 / 3600 = 2218,33 кВт.

Принимаем K = 250 Вт/м² К, тогда площадь теплообмена составит:

F = = = 375,92 м².

К установке принимаем теплообменник по ГОСТ 15118–79, тип ТН, с характеристиками:

-Поверхность теплообмена — 510 м²;

-Длина трубок — 6,0 м;

-Диаметр трубок — 25×2 мм;

-Число ходов — 1;

-Количество трубок — 1083;

-Диаметр кожуха — 1200 мм;

-Количество — 1шт.

2.6 Расчет аппарата Е–6

Аппарат Е–6 — флегмовая емкость — предназначена для сбора и кратковременного хранения гексановой фракции, направляемой обратно на блок экстракции.

Требуемая вместимость емкости составит:

V = ,

D = 6028 кг/ч; К = 0,75; τ = 0,5 ч.

V = = 21,4410 м³.

К установке принимаем емкость по ГОСТ 9931–79, типа ГЭЭ, с характеристиками:

-Вместимость — 25 м³;

-Диаметр — 2400 мм;

-Длина — 5845 мм;

-Масса — 5945 кг;

-Количество — 1 шт.

2.7 Расчет аппарата Н–7

Насос предназначен для подачи орошения на ректификационную колонну и вывода балансового количества фракции с блока ректификации.

Подбор насоса осуществляем по производительности и напору.

Производительность составит:

Q = = = 32,1615 м³/ч.

Напор насоса составит:

H = + H_г +Δh,

Н_г равен высоте колонны, 17 м; Δh = 7,5 м.

Так как, давление в аппарате, из которого перекачивается жидкость, и давление в аппарате, в который перекачивается жидкость, равны, составляющая = 0.

Тогда, H = H_г +Δh = 17 + 7,5 = 24,5 м.

К установке принимаем насос марки Х 45/31, с характеристиками:

-Производительность — 45 м³/ч;

-Напор — 31 м. ст. ж.;

-Частота вращения двигателя — 2900 об/м;

-Мощность — 15 кВт;

-Количество — 2 шт. (один насос в резерве).

2.8 Расчет аппарата Т–8

Кипятильник Т–8 необходим для создания парового потока в ректификационной колонне.

Теплова нагрузка на кипятильник определена ранее и составляет Q = 2135,5 кВт.

В качестве теплоносителя принимаем водяной пар давлением в 12 атм, с температурой 187,1 ^ОС.

Расход пара составит:

G_пара = ,

r = 1995 кДж/кг.

G_пара = = 1,11 кг/ч

Температурная схема потоков в аппарате Т–8 представлена на рисунке 5.

Средняя разность температур в кипятильнике равна:

Δt_ср = t_конд – t₂ = 187,10 – 150,18 = 37,32 ^ОС.

Принимаем коэффициент теплопередачи K = 1200.

Поверхность теплопередачи определим по формуле:

F = ,

F = = 49,5339 м².

Рисунок 5 — Температурная схема потоков в аппарате Т–8

К установке принимаем теплообменник по ГОСТ 15118–79, тип ТН, с характеристиками:

-Поверхность теплообмена — 52 м²;

-Длина трубок — 6,0 м;

-Диаметр трубок — 25×2 мм;

-Число ходов — 1;

-Количество трубок — 111;

-Диаметр кожуха — 400 мм;

-Количество — 1шт.

2.9 Расчет аппарата Н–9

Этот насос предназначен для подачи кубового продукта ректификационной колонны в следующий цех производства.

Рассчитаем производительность (по количеству куба и его плотности) и напор насоса, и выберем стандартный насос.

Q = = = 38,36 м³/ч.

H = 30 м.

К установке принимаем насос марки Х 45/31, с характеристиками:

-Производительность — 45 м³/ч;

-Напор — 31 м. ст. ж.;

-Частота вращения двигателя — 2900 об/м;

-Мощность — 15 кВт;

-Количество — 2 шт. (один насос в резерве).

3 Расчет стоимости установки

 

3.1 Расчет аппарата Е–1

Мы знаем массу емкости m_фл.ем = 15740 кг

Для определения стоимости 1 тонны емкости С_1т.ем воспользуемся графиком, представленном на рисунке 6. Стоимость зависит от массы емкости.

Рисунок 6 — Зависимость стоимости тонны колонны от массы

С