Файл: Давление в колонне 760 мм рт ст.doc

, дистиллята и кубового остатка

M_F = 0,25458 + 0,74646 = 49,0 кг/моль

M_р = 0,90158 + 0,09946 = 56,8 кг/моль

M_W = 0,03258 + 0,96846 = 46,4 кг/моль
Уравнение материального баланса

F = P + W;

F _F = P + W ,

где _F, , – массовые концентрации н.к.к.,

F = 4500/3600 = 1,250 кг/с – расход исходной смеси,

Р – расход дистиллята,

W – расход кубового остатка,

отсюда находим

W = F( – )/( – ) = 1,250(0,92 – 0,30)/(0,92 – 0,04) = 0,881 кг/с

Р = F – W = 1,250 – 0,881 = 0,369 кг/с

2. Расчет оптимального флегмового числа

Строим y-x-диаграмму (рис. 2) и находим значение y_F* = 0,48, тогда

минимальное флегмовое число:

R_min = (x_p – y_F*)/(y_F* - x_F = (0,901 – 0,48)/(0,48 – 0,254) = 1.86

Задаемся различными значениями коэффициента избытка флегмы  и для каждого значения строим рабочие линии процесса, по которым, графическим методом, находим число тарелок N рис. 2. Результаты расчетов сводим в таблицу

Р
ис. 2 y-x- диаграмма этанол – ацетон

	1,2	1,3	1,4	1,5	1,6
R =  Rmin	2,81	3,04	3,27	3,51	3,74
хр/(R+1)	0,236	0,223	0,211	0,200	0,190
N	14	12	11	11	11
N(R+1)	53,6	48,5	47,0	49,6	52,1

---

По этим данным строим график N(R+1) = f(R) и по его минимуму определяем оптимальное флегмовое число R = 3,30




Рис.3 К определению оптимального флегмового числа.
Уравнения рабочих линий:

верхняя часть y = [R/(R+1)]x + x_p / (R+1) = 0,767x + 0,210

нижняя часть y = [(R+f)/(R+1)]x – [(f – 1)/(R + 1)]x_W = 1,55x – 0,018

f = F / P = 1,250/0,369 = 3,39

3.3. Массовый поток пара в верхней и нижней частях колонны

Средние концентрации паров и их температуры (по t-x, y диаграмме)

y_F = 0,42; y_p = 0,901; y_W = 0,032 (из y*– x диаграммы)

у_ср.в = 0,5(y_F + y_p) = 0,5(0,420 + 0,901) = 0,66  t_ср.в = 59 С

у_ср.н = 0,5(0,420 + 0,032) = 0,23  t_ср.н = 68 С

Средние молярные массы паров

М_ср.в = 0,6658 + 0,3446 = 53,9 кг/моль

М_ср.н = 0,2358 + 0,7746 = 48,8 кг/моль

Расход пара

G_в = Р(R + 1)М_ср.в /М_р = 0,369(3,30+1)53,9/56,8 = 1,51 кг/с

G_н = Р(R + 1)М_ср.н /М_р = 0,369(3,90+1)48,8/56,8 = 1,36 кг/с

2. Массовые расходы жидкости в верхней и нижней части

колонны

Средние концентрации жидкости

х_ср.в = (х_F + x_р) / 2 = (0,254 + 0,901)/2 = 0,578

х_ср.н = (0,254 + 0,032)/2 = 0,143

Средние молярные массы жидкости

М_ср.в = 0,57858 + 0,42246 = 52,9 кг/моль

М_ср.н = 0,14358 + 0,85746 = 47,7 кг/моль

Расход жидкости

L_в = PRM_cр.в / М_р = 0,3693,3052,9/56,8 = 1,13 кг/с

L_H = PRM_cр.н/М_р+FM_cр.н /М_F =

= 0,3693,3047,7/56,8+1,25047,7/49,0 = 2,24 кг/с

4. Расчет диаметра колонны

4.1. Плотности компонентов

По диаграмме t – x, y*, находим температуры исходной смеси, дистил­лята и кубового остатка: t_F = 68 C; t_p = 57 C: t_W = 76 C





Рис. 4 t-x-y диаграмма системы этанол – ацетон
Плотности компонентов при этих температурах, кг/м³

	57 С	68 С	76 С
ацетон	749	738	724
этанол	757	748	739

Плотность жидкости

---

= 1/(0,30/738+0,70/748) = 745 кг/м³

= 1/(0,92/749+0,08/757) = 750 кг/м³

= 1/(0,04/724+0,96/739) = 738 кг/м³
Средняя плотность жидкости в верхней и нижней части

_вж = 0,5(_жF + _жр) = 0,5(745 + 750) = 748 кг/м³

_нж = 0,5(_жF + _жW) = 0,5(745 + 738) = 742 кг/м³
Плотность паров на питающей тарелке

= 51,0273/[22,4(273+68)] = 1,93 кг/м³

М_пF = 0,4258 + 0,5846 = 51,0 кг/моль

Плотность паров в верхней части

_пв = 53,9273/[22,4(273+59)] = 1,98 кг/м³

Плотность паров в нижней части

_пн = 48,8273/[22,4(273+68)] = 1,74 кг/м³

2. Скорость пара в колонне

Скорость пара в верхней части колонны

_

где С = 700 – при расстоянии между тарелками 400 мм [4c. 31]

w_пв = 0,84710^-4700[(748 – 1,98)/1,98]^1/2 = 1,15 м/с
Скорость пара в нижней части колонны

w_пн = 0,84710^-4700[(742 – 1,74)/1,74]^1/2 = 1,22 м/с

4.3. Диаметр колонны:

верхней части

= [1,51/(1,980,7851,15)]^1/2 = 0,91 м

нижней части

= [1,36/(1,740,7851,22)]^1/2 = 0,86 м

Принимаем диаметр колонны 800 мм, тогда действительная скорость пара составит:

w_пв = 1,15(0,91/0,8)² = 1,48 м/с

w_пн = 1,22(0,86/0,8)² = 1,41 м/с

4.4. Характеристика тарелки

Принимаем тарелки типа ТС (ОСТ 26-01-108-85) [4c.138]:

Диаметр тарелки – 800 мм;

Свободное сечение колонны – 0,51 м²;

Периметр слива – 0,570 м;

Сечение перелива – 0,016 м²;

Свободное сечение тарелки – 0,51 м²;

Относительная площадь перелива – 4,1%;

Масса – 21,0 кг

4. Р
   асчет числа тарелок

Рис. 5 Определение теоретического числа тарелок.

1. Число теоретических тарелок

Графическим методом находим общее число теоретических тарелок

n_т = 11,

нижняя часть – 4

верхняя часть – 7.

2. Средний к.п.д. тарелки

Вязкость жидкости на питающей тарелке:

---

ln = хln_A + (1 – x)ln_B

где _А = 0,22 мПас – вязкость ацетона [1c. 512]

_В = 0,55 мПас – вязкость этанола [1c. 512]

ln_ж = 0,254ln0,22 + (1 – 0,254)ln0,55

откуда  = 0,44 мПас
Коэффициент относительной летучести:

 = Р_А/Р_В =1050/480 = 2,2

где Р_А =1050 - давление насыщенного пара ацетона [1c.565],

Р_В = 480 мм рт.ст. - давление насыщенного пара этанола

Произведение  = 2,20,44 = 0,96

По произведению  = 0,96 находим к.п.д. тарелки =0,49 [1c323], тогда число тарелок в верхней части колонны:

n_в = 7/0,49 = 14

в нижней части колонны:

n_н = 4/0,49 = 8

5.3. Высота колонны

Принимаем расстояние между тарелками Н_т = 400 мм, тогда высота нижней и верхней части составит:

Н_н = (N_н – 1)Н_т = (8 – 1)0,4 = 2,8 м

Н_в = (N_в – 1)Н_т = (14 – 1)0,4 = 5,2 м
Высота сепарационного пространства – 0,7 м [4c. 115]

Высота кубового пространства – 2,3 м

Высота опоры – 1,2 м

Общая высота колонны

Н = 1,2 + 2,3 + 0,7 + 5,2 + 2,8 =12,2 м

6. Гидравлический расчет колонны

6.1 Гидравлическое сопротивление сухой тарелки

Р_с = w_п² _п / (2²)

где  = 0,10 – относительное свободное сечение тарелки [3c. 214]

 = 1,5 – коэффициент сопротивления тарелки [3c.210]

нижняя часть:

Р_сн = 1,51,41²1,74 / (20,100²) = 259 Па

Р_св = 1,51,48²1,98 / (20,100²) = 325 Па

6.2 Гидравлическое сопротивление обусловленное силами поверхностного натяжения

 = 0,5(_А + _В) = 0,5(0,019 + 0,017) = 0,018 Н/м

Р_б = 4/d_э =40,018/0,05 = 2 Па

где d_э = 0,05 м – диаметр отверстий

6.3 Гидравлическое сопротивление газожидкостного слоя

Р_сл = g_жh₀

где h₀ –высота светлого слоя жидкости на тарелке

h₀ = 0,787q^0,2h_п^0,56w_Т^m[1 – 0,31exp(– 0,11)](_ж/_и)^0,09

где q = L/П – удельный расход жидкости

П = 0,57 м – периметр сливного устройства [3c. 214]

h_П = 0,04 м – высота сливного порога

w_т = w_пS_к/S_т – скорость пара отнесенная к рабочей площади тарелки

_в = 0,059 Н/м – поверхностное натяжение воды [1c. 537]

m – показатель степени m = 0,05 – 4,6h_п = 0,05 – 4,60,04 = –0,134

нижняя часть:

h_он = 0,787[2,24/(7480,57)]^0,20,04^0,56(1,410,502/0,41) ^{– 0,134}

[1 – 0,31exp(– 0,110,44)](0,018/0,059)^0,09 = 0,027 м

верхняя часть:

h_ов = 0,787[1,13/(7420,57)]^0,2

---

0,04^0,56(1,480,502/0,41) ^{– 0,134}

[1 – 0,31exp(– 0,110,44)](0,018/0,059)^0,09 = 0,023 м

Р_н.сл = 7489,80,027 = 198 Па

Р_в.сл = 7429,80,023 = 167 Па

6.4 Полное сопротивление тарелки

Р = Р_с + Р + Р_сл

Р_н =259 + 2 + 198 = 459 Па

Р_в = 325 + 2 + 167 = 494 Па

6.5 Суммарное гидравлическое сопротивление рабочей части колонны

Р_к = 4598 + 49414 =10588 Па

7. Тепловой расчет колонны

7.1 Расход теплоты отдаваемой воде в дефлегматоре

Q_д = Р(1 + R)r_р = 0,369(1+3,30)554 = 879 кВт

где r_р – теплота конденсации флегмы

r_р = r_A + (1 – )r_в = 0,92525 + (1 – 0,92)882 = 554 кДж/кг

где r_A = 525 кДж/кг –теплота конденсации ацетона

r_в = 882 кДж/кг – теплота конденсации этанола

В качестве охлаждаемого агента принимаем воду с начальной температурой 20 С, и конечной 30 С, тогда средняя разность температур составит:

t_б = 57 – 20 = 37 С

t_м = 57 – 30 = 27 С

t_cр = (t_б + t_м) / 2 = (37 + 27) / 2 = 32,0 С

Ориентировочное значение коэффициента теплопередачи [3c.47]:

К = 400 Вт/(м²К), тогда требуемая поверхность теплообмена

F = Q / (Kt_ср) = 87910³/(40032,0) = 69 м²

Принимаем стандартный кожухотрубчатый конденсатор с диаметром кожуха 600 мм и длиной труб 4 м, для которого поверхность теплообмена равна 75 м² [3c. 51]

Расход охлаждающей воды

G_в = Q_д / [с_в(t_вк – t_вн)] = 879/[4,19(30 – 20)] = 21,0 кг/с

7.2 Расход теплоты в кубе испарителе

Q_к = 1,03(Q_д + Рс_рt_р + Wc_wt_w – Fc_Ft_F)

где с_р = 2,31 кДж/(кгК) – теплоемкость дистиллята [1c. 562]

с_w = 3,23 кДж/(кгК) – теплоемкость кубового остатка [1c. 562]

с_F = 2,95 кДж/(кгК) – теплоемкость исходной смеси [1c. 562]

1,03 – коэффициент учитывающий потери в окружающую среду

Q_к = 1,03(879 + 0,3692,3157 + 0,8813,2376 – 1,2502,9568) = 920 кВт

Расход греющего пара

Принимаем пар с давлением 0,3 МПа, для которого теплота конденсации

r = 2171 кДж/кг [1c. 550], тогда

G_п = Q_к/r = 920/2171 = 0,42 кг/c

Средняя разность температур в кубе испарителе

t_ср = t_п – t_w = 133 – 76 = 57 C

Ориентировочное значение коэффициента теплопередачи [3c. 47]

---