Расчёт по программе DISTSIM ректификационных колонн и их систем в тестовых примерах

Ниже приведены шесть примеров расчёта процесса многокомпонентной ректификации. В трёх примерах 8, 9 и 10 процесс ректификации производится при разных давлениях, числе тарелок питаний, отборов боковых потоков и разных видах конденсатора (полный и парциальный).

Табл. 4.7. Значения параметров бинарного взаимодействия бинарной пары ацетон - изопропиловый спирт по моделям Вильсона, НРТЛ и ЮНИКВАК и число итераций алгоритмов Левенберга-Марквардта и Гаусса-Нью юна (пример 7)

Методы

Уравнение

Вильсона

Уравнение

НРТЛ

Уравнение

ЮНИКВАК

ах12

кал''моль

да21

кал/моль

Дм,2

кал/моль

Дм21

кал/моль

«12

Дм12

кал/моль

Дм2,

кал/моль

Левенберга-Марквардта

-346,4

875,24

354,9

1276,2

2,08

673,54

-372,4

Число итераций

10

28

19

Гаусса-Ньютона

-346,4

875,24

-

-

-

673,54

-372,4

Число итераций

17

Не сходится

22

Табл. 4.8. Значения парожидкостного равновесия трехкомпонентной смеси: ацетон (1) - изопропиловый спирт (2) - вода (3) при давлении 0,10133 МПа (пример 7)__

Модель Вильсона

Модель НРТЛ

расч

У

Ы

расч

Уг

1дл|

j*pac4

К

АТ

уОК'С

%

урасч

1дл1

расч

У2

М

гррасч

К

|дг

j>3KC

%

1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

1

0.687

0.000

0.1156

0.001

338.1

0.01

0.6499

0.037

0.146

0.0291

336.18

0.58

2

0.757

0.012

0.0497

0.009

336.4

0.06

0.7178

0.027

0.094

0.0349

334.80

0.40

3

0.635

0.019

0.2279

0.031

339.5

0.11

0.6019

0.014

0.224

0.0354

337.65

0.44

1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

4

0.670

0.031

0.1553

0.034

338.3

0.04

0.6347

0.004

0.167

0.0216

336.43

0.51

5

0.708

0.006

0.1074

0.007

337.3

0.05

0.6681

0.034

0.135

0.0215

335.67

0.44

6

0.695

0.021

0.1245

0.029

337.6

0.13

0.6567

0.017

0.146

0.0078

335.90

0.37

7

0.655

0.002

0.2187

0.010

339

0.25

0.6194

0.038

0.216

0.0132

337.28

0.26

8

0.788

0.022

0.0294

0.022

335.3

0.03

0.7607

0.005

0.061

0.0105

334.01

0.34

9

0.666

0.007

0.2413

0.009

339,1

0.28

0.6323

0.041

0.237

0.0126

337.66

0.14

10

0.685

0.002

0.1958

0.016

338.0

0.27

0.6482

0.035

0.196

0.0163

336.52

0.19

Средняя

погреши.

0.012

0.017

0.12

0.025

0.0203

0.37

Л1>

Модель ЮНИКВАК

Модель ЮНИКВАК

уГ

1дя|

уГ

АЫ

р расч

К

АТ

рЭ КС %

расч

У1

1д^1

уГ

1Д>'2|

ррасч

К

|ДГ|

рЭКС

%

1

0.6588

0.0282

0.129(

).012

344.08

1.75

6

0.682

0.008

0.141

0.013

342.7

1.66

2

0.7165

0.0285

0.05 К

).008

343.44

2.17

7

0.659

0.002

0.250

0.021

342.1

1.17

3

0.6381

0.0221

0.261

).002

342.78

1.07

8

0.759

0.007

0.029

0.022

341.9

2.01

4

0.6634

0.0244

0.178 (

).0Ю

342.89

1.40

9

0.669

0.004

0.272

0.022

341.5

1.00

5

0.6897

0.0123

0.120(

).006

342.88

1.70

10

0.692

0.009

0.224

0.012

341.1

1.18

Средняя погрешность

0.014

0.013

1.51

В примерах 11 и 12 рассматривается система взаимосвязанных колонн. В последнем примере 13 представлен проектный расчёт ректификационной колонны. Результаты расчёта колонн по программе DISTSIM сравниваются с результатами расчёта, полученными с помощью коммерческой программы УМП DESIGN И.

Пример 8. Рассчитать ректификационную колонну (депропанизатор) (рис. 4.6) со следующими параметрами: число тарелок - 17; число компонентов - 5; пятикомпонентная смесь этан (1) пропан (2) - н-бутан (3) - н-пентан (4) - н-гексан (5). Распределение давления в колонне: Р = Ръ - Рз =...= Ри = 17,2 бар. Остальные исходные данные приведены на рис. 4.6. В этом случае дистиллят выделяется в виде пара (парциальный конденсатор).

Результаты расчёта получены с помощью программы DISTSIM и с использованием уравнений состояния СРК, ПР и моделей Чао-Сидера, Грайсона-Стрида и УМП DESIGN II (приведены в табл. 4.9). На рис. 4.12 изображены профили температур, потоков, состава жидкой и паровой фаз по высоте колонны, рассчитанные с помощью программы DISTSIM и использования уравнения состояния СРК.

Пример 9. Рассчитать ректификационную колонну (рис. 4.7), часто встречаемую в нефтеперерабатывающей промышленности, со следующими исходными данными.

Число тарелок - 30; полный конденсатору число компонентов - 6; смесь 1,3-бутадиен (1) - 1-бутен (2) - н-пентан (3) - 1-пентен (4) - 1- гексен (5) - бензол (6). Распределение давления в колонне: Р = Pi = Р3 =...= Я30 = 5,3 бар. Остальные исходные данные приведены на рис. 4.7.

Результаты расчёта по программе DISTSIM с использованием уравнений состояния СРК, ПР, моделей Чао-Сидера, Грайсона-Стрида и УМП DESIGN II приведены в табл. 4.10. На рис. 4.13 изображены профили температур, потоков, состава жидкой и паровой фаз по высоте колонны, расчётные данные получены с использованием программы DISTSIM и уравнения состояния СРК.

Пример 10. Рассчитать ректификационную колонну депропанизатор (рис. 4.8.) со следующими параметрами: число тарелок - 16; парциальный конденсатор (дистиллят находится в виде пара и жидкости); число компонентов - 5; смесь: этан (1) - пропан (2)- н-бутан (3) - н-пентан (4) - н- гексан (5). Распределение давления в колонне: Р = 16,41 бар; Pi = Рз =...= Pi5 = 16,55 бар; Рь = 16,75 бар. Остальные исходные данные представлены на рис. 4.8.

Результаты расчёта получены с помощью программы DISTSIM и использования уравнений состояния СРК, ПР, моделей Чао-Сидера, Грай- сона-Стрида и коммерческой программы УМП DESIGN II (приведены в табл. 4.11). На рис. 4.14 изображены профили температур, потоков, состава жидкой и паровой фаз по высоте колонны, расчётные данные получены с помощью программы DISTSIM и использования уравнения состояния СРК

Пример 11. Рассчитать систему, состоящую из двух взаимосвязанных ректификационных колонн (рис. 4.12) для разделения трёхкомпонентной смеси бензол (1) - толуол (2) - и-ксилол (3). Число тарелок первой и второй колонн - 20 и 30 соответственно. Давление в колоннах равно 1,013 бар.

Результаты расчёта получены с помощью программы DISTSIM с использованием моделей Вильсона, НРТЛ, ЮНИФАК, АСОГ и коммерческой программы УМП DESIGN II (приведены в табл. 4.12).

Пример 12. Рассчитать систему, состоящую из двух взаимосвязанных ректификационных колонн (рис. 4.10) для разделения трёхкомпонентной смеси бензол (I) - толуол (2) - о-ксилол (3). Главная (первая) колонна имеет 45 тарелок, а вторая (стриппинг-колонна) - 18.

Величина бокового отбора жидкости Uj с 7-й тарелки

L С/ 7

/?7 = 1 Н---=1,622 (см. уравнение 3.9). Схема с заданной топологией

L1

потоков предусматривает рецикл парового потока дистиллята 2-й колонны в 1-ю колонну. Требования к продуктам: мольная доля бензола в дистилляте первой колонны - нс менее 0,95; толуола в промежуточном продукте куба второй колонны - не менее 0,90; о-ксилола в кубе первой колонны - не менее 0,95. Рассматриваемая система в сравнении с системой, приведе- ной на рис. 4.12, позволяет снизить количество теплоты в семь раз, так как имеется только один конденсатор.

Результаты расчёта получены с помощью программы DISTSIM с использованием моделей ЮНИФАК (приведены в табл. 4.13). Профиль температур, потоков и состава фаз проиллюстрированы на рис. 4.15.

Пример 13. Осуществить проектный расчёт ортоксилольной колон-

ны (рис.4.11.) Состав сырья: Компоненты Расход, кГ/ч

Расход, кМоль/ч

Состав, мольная доля

Этилбензол

15713

148,00

0,1450

п-Ксилол

19722

185,76

0,1820

.и-Ксилол

52340

493,00

0,4830

о-Ксилол

20589

193,93

0,1900

Сумма

108364

1020,69

1,0

Требования к продуктам:

В кубе сумма примесей легких компонентов, % (моль) 0,3 В дистилляте примесь ортоксилола, % (моль.) 1,2

Флегмовос число 9,056

Считается, что питание находится в виде насыщенной жидкости и давление в колонне составляет 0,1013 МПа. Определить число теоретических тарелок, номер тарелки ввода питания и минимальное флегмовое число. Тогда используется модуль проектного расчета программы DIS- TSIM. Результаты расчёта температуры и состава фаз продуктов в конденсаторе и кубе, полученные с помощью программ DISTSIM и DESIGN II, приведены в табл. 4.14. Необходимое число теоретических тарелок составило 112 (включая конденсатор и куб), номер тарелки ввода питания - 42, минимальное флегмовое число - 6,90.

Ректификационная колонна (депропанизатор) с исходными данными (пример 8)

Рис. 4.6. Ректификационная колонна (депропанизатор) с исходными данными (пример 8)

Ректификационная колонна с полным конденсатором (пример 9)

Рис. 4.7. Ректификационная колонна с полным конденсатором (пример 9)

Ректификационная колонна (депропанизатор) с исходными данными (пример 10)

Рис. 4.8. Ректификационная колонна (депропанизатор) с исходными данными (пример 10)

Система двух ректификационных колонн для разделения трёхкомпонентной смеси бензол - толуол - л-ксилол (пример 11)

Рис. 4.9. Система двух ректификационных колонн для разделения трёхкомпонентной смеси бензол - толуол - л-ксилол (пример 11)

Система колонн для разделения трёхкомпонентной смеси бензол - толуол - о-ксилол с одним стриппингом (пример 12)

Рис. 4.10. Система колонн для разделения трёхкомпонентной смеси бензол - толуол - о-ксилол с одним стриппингом (пример 12)

Схема ортоксилольной колонны (пример 13)

Рис. 4.11. Схема ортоксилольной колонны (пример 13)

Температура,

Теплота

ПРОГРАММА DISTSIM

DESIGN

II

СРК

ПР

Чао-

Сидер

Грай-

сон-Стрид

Состав парового дистиллята (У)

Температура, К

324,28

324,22

326,9

325,94

324.18

Этан

0,1298

0,1299

0,1303

0,1292

0.1297

Пропан

0,7989

0,8015

0,8081

0,8038

0.7998

н-Бутан

0,0711

0,0684

0,0616

0,0669

0.0703

н-Пснтан

0,0002

0,0002

0,0000

0,0000

0.0002

н-Г ексан

0,0000

0,0000

0,0000

0,0000

0,0000

Состав на тарелке 13 (fVn)

Температура, К

392,15

392,96

397,3

394,67

392.89

Этан

0,0005

0,0004

0,0002

0,0008

0.0004

Пропан

0,0435

0,0420

0,0382

0,0404

0.0423

н-Бутан

0,6987

0,6986

0,7149

0,7167

0.6982

н-Пентан

0,2468

0,2478

0,2357

0,2318

0.2479

н-Гексан

0,0106

0,0111 | 0,0110

0,0104

0.0011

Состав кубового остатка (Ln)

Температура, К

415,42

415,92

420,53

418.06

415.91

Этан

0,0000

0,0000

0,0000

0,0000

0,0000

Пропан

0,0011

0,0010

0,0008

0,0011

0.0010

н-Бутан

0,2376

0,2391

0,2280

0,2233

0.2388

н-Пентан

0,6462

0,6453

0,6565

0,6602

0.6456

н-Гекхан

0,1151

0,1146

0,1148

0,1154

0.1146

Теплоты

??конл.. ккал/ч

-267.77

-264,62 -281,35

-289,16

-259.01

2к„п.. ккал/ч

414.63

411,69 1 444,80

448,17

402.89

Табл. 4.10. Результаты расчёта примера 9

Температура,

Теплота

ПРОГРАММА DISTSIM

DESIGN

II

СРК

ПР

Чао-

Сидер

Г райсон- Стрид

1

2

3

4

5

6

Состав жидкого дистиллята (?/j)

Температура, К

319,11

319,32

322,23

321,72

320,26

1,3 бутадиен

0,4138

0,4153

0,4091

0,4081

0,4177

1 -бутен

0,5824

0,5808

0,5869

0,5884

0,5728

н-пентан

0,0008

0,0008

0,0008

0,0007

0,0010

1-пснтен

0,0030

0,0031

0,0032

0,0028

0,0085

1

2

3

4

5

6

1 -гексен

0,0000

0,0000

0,0000

0,0000

0.0000

бензол

0,0000

0,0000

0,0000

0,0000

0.0000

Состав кубового остатка (1зо

Температура, К | 361,79

362,17

363,81

362,99

359,99

1,3 бутадиен

0,0980

0,0970

0,10173

0,1024

0.0948

1 -бутен

0,0900

0,0917

0,08654

0,0851

0.0975

н-пентан

0,1782

0,1780

0,1782

0,1783

0.1781

1-пентен

0,2441

0,2438

0,2439

0,2443

0.2398

1-гексен

0,1593

0,1592

0,1593

0,1594

0.1594

бензол

0,2304

0,2303

0,2304

0,2305

0.2305

Теплоты

C?kohjl. ккал/ч

-3538.88

-3501,69

-3494,10

-3584,47

-3492,80

??кип ..ккал/ч

3885.71

3857,86

3829,82

3882,83

3816,99

Табл. 4.11. Результаты расчета примера 10

Температура,

Теплота

ПРОГРАММЫ DISTSIM

DESIGN

11

СРК

ПР

Чао-

Сидср

Г райсон- Стрид

1

2

3

4

5

6

Состав парового дистиллята (^i)

Температура, К

315,3

315,7

318,2

316,8

315.6

Этан

0,1719

0,1720

0,1730

0,1721

0.1716

Пропан

0,8116

0,8113

0,8141

0,8154

0.8107

н-Бутан

0,0165

0,0166

0,0129

0,0125

0.0177

н-Пснтан

0,0000

0,0000

0,0000

0,0000

0.0000

н-Гексан

0,0000

0,0000

0,0000

0,0000

0.0000

Состав жидкою дистиллята (U)

Температура, К

315,3

315,7

318,2

316,8

315.6

Этан

0,0744

0,0740

0,0722

0,0734

0.0740

Пропан

0,8805

0,8816

0,8907

0,8890

0.8792

н-Бутан

0,0449

0,0441

0,0370

0,0375

0.0465

н-Пентан

0,0002

0,0002

0,0001

0,0001

0.0002

н-Гексан

0,0000

0,0000

0,0000

0,0000

0.0000

1

2

3

4

5

6

Состав отбора потока жидкости с 3-й тарелки (Us)

Температура, К

327,5

327,5

330,0

328,7

327.6

Этан

0,0182

0,0181

0,0168

0,0181

0.0181

Пропан

0,7801

0,7892

0,8006

0,7862

0.7820

н-Бутан

0,1982

0,1893

0,1811

0,1942

0.1964

н-Пентан

0,0035

0,0034

0,0016

0,0015

0.0035

н-Гексан

0,0000

0,0000

0,0000

0,0000

0.0000

Состав отбора парового потока с 13-й тарелки (И'Ъ)

Температура, К

392,4

393,2

397,7

395,2

393.15

Этан

0,0001

0,0001

0,0000

0,0001

0.0001

11ропан

0,0291

0,0284

0,0255

0,0260

0.0283

н-Бутан

0,6901

0,6895

0,7020

0,7055

0.6892

н-Пентан

0,2694

0,2702

0,2606

0,2572

0.2704

н-Гексан

0,0113

0,0119

0,0119

0,0112

0.0120

Состав кубового остатка (?)б)

Температура, К

412,4

413,0

417,5

415,2

413.01

Этан

0,0000

0,0000

0,0000

0,0000

0.0000

Пропан

0,0013

0,0012

0,0009

0,0012

0.0012

н-Бутан

0,2595

0,2607

0,2520

0,2479

0.2603

н-Пентан

0,6248

0,6242

0,6331

0,6363

0.6246

н-Гексан

0,1144

0,1139

0,1139

0,1146

0.1139

Теплота

QK0Ha.. ккал/ч

-266,04

-264,14

-278,60

-284,86

-262.43

QKn.. ккал/ч

462,05

460,43

487,13

491,72

457.45

Профили температуры (а), потоков (б) и составов жидкой (в) и паровой (г) фаз по высоте колонны для примера 8

Рис. 4.12. Профили температуры (а), потоков (б) и составов жидкой (в) и паровой (г) фаз по высоте колонны для примера 8.

Профиль температуры (а), потоков (6) и составов жидкой (в) и паровой (г) фат по высоте колонны для примера 9

Рис. 4.13. Профиль температуры (а), потоков (6) и составов жидкой (в) и паровой (г) фат по высоте колонны для примера 9

Профили температуры (а), потоков (б) и состава жидкой (в) и паровой (г) фаз по высоте колонны для примера 10

Рис. 4.14. Профили температуры (а), потоков (б) и состава жидкой (в) и паровой (г) фаз по высоте колонны для примера 10.

Температура,

Теплота

ПРОГРАММА DISTSIM

DESIGN

11

Wilson

NRTL

UNIFAC

ASOG

Состав дистиллята 1

Температура, К

353,47

353,46

353,48

353,46

354,07

Бензол

0,9923

0,9926

0,9919

0,9925

0,9956

Толуол

0,0077

0,0074

0,0081

0,0075

0,0044

п-Ксилол

0,0000

0,0000

0,0000

0,0000

0,0000

Состав кубового остатка 1

Температура, К

394,12

394,80

395,00

394,84

395,75

Бензол

0,0064

0,0063

0,0064

0,0064

0,0071

Толуол

0,4960

0,4961

0,4960

0,4960

0,4953

п-Ксилол

0,4976

0,4976

0,4976

0,4976

0,4976

Состав дистиллята 2

Температура, К

383,63

383,63

383,63

383,63

385,35

Бензол

0,0056

0,0054

0,0056

0,0055

0,0142

Толуол

0,9939

0,9940

0,9939

0,9939

0,9836

п-Ксилол

0,0005

0,0006

0,0006

0,0006

0,0022

Состав кубового остатка 2

Температура, К

411,37

411,36

411,37

411,36

411,05

Бензол

0,0000

0,0000

0,0000

0,0000

0,0000

Толуол

0,0050

0,0051

0,0050

0,0050

0,0070

п-Ксилол

0,9950

0,9949

0,9950

0,9950

0,9930

Теплота

Qxoha. 1, ккал/ч

-317,64

-317,72

-317,51

-317,70

-310,08

<3кип.1, ккал/ч

457,84

457,72

457,22

457,96

452,69

Qkoha. 2. ккал/ч

-461,13

-461,16

-461,14

-461,12

-451,41

Окип. 2, ккал/ч

470,04

469,38

469,00

469,34

455,71

Температура,

Теплота

ПРОГРАММА DISTSIM

Состав дистиллята

Температура, К

354,33

Бензол

0,9500

Толуол

0,0500

о-Ксилол

0,0000

Состав кубового остатка 1 (Промежуточный продукт)

Температура, К

379,40

Бензол

0,0999

Толуол

0,9000

о-Ксилол

0,0001

Состав кубового остатка 2 (Кубовой продукт)

Температура, К

415,10

Бензол

0,0000

Толуол

0,0500

о-Ксилол

0,9500

Теплота

Qko»u. ккал/ч

-114,31

Qkjot. 1,ккал/ч

1286,93

Qkmm. 2, ккал/ч

1997,04

Профили температур (а), и составов жидкой (б) и паровой (в) фаз по высоте колонны для примера 12

Рис. 4.15. Профили температур (а), и составов жидкой (б) и паровой (в) фаз по высоте колонны для примера 12

Температура

ПРОГРАММА DISTSIM

DESIGN II

Состав дистиллята

Температура, К

411,66

411.1

Этил бензол

0,1770

0.1776

и-Ксилол

0,2221

0.2228

Af-Ксилол

0,5890

0.5908

о-Ксилол

0,0119

0.0089

Состав кубового остатка

Температура, К

417,60

417.73

Этил бензол

0,0000

0.0000

/7-Ксилол

0,0002

0.0004

м-Ксилол

0,0025

0.0026

о-Ксилол

0,9973

0.9970

Таким образом, результаты расчёта 11 тестовых примеров с использованием комплекса программ DISTSIM показали их надёжность и относительную точность при: определении парожидкостного равновесия многокомпонентных систем; поиске параметров бинарного взаимодействия моделей парожидкостного равновесия Вильсона, НРТЛ и ЮНИКВАК; а также при расчёте процесса многокомпонентной ректификации сложных колонн и их взаимосвязанных систем. Результаты расчёта сложных колонн с использованием программы DISTSIM инвариантны с результатами расчёта по коммерческой программе У МП DESIGN II. В Приложении на с. 251-263 приведены Список программы комплексного обеспечения “DISTIM” и Инструкция для пользователей программой.

Возможность приобретения программного комплекса DISTIM будет решаться индивидуально по соглашению авторов с пользователем.

 
Посмотреть оригинал
< Пред   СОДЕРЖАНИЕ   ОРИГИНАЛ     След >