Файл: Расчет ректификационной колонны по дисциплине Процессы и аппараты химической технологии.docx

 =0,5;

ƞ=0,3-0,5 – для отгонной части колонны, принимаем  =0,5;

Число тарелок в верхней части колонны: .

Число тарелок в нижней части колонны: , 



По результатам расчётов получаем общее число фактических тарелок в колонне N_ф = 32

2.10 Расчет диаметра ректификационной колонны

Диаметр колонны рассчитывается по допустимой скорости паров в самом нагруженном по парам месте колонны. Для определения самого нагруженного места колонны необходимо произвести расчет объемных расходов пара и жидкости по высоте колонны. Для расчета объемных расходов необходимо определить плотности пара и жидкости.

Сначала для жидкости пересчитаем мольные доли в массовые:

. (76)

Затем определяем средние плотности жидкости на каждой тарелке:

. (77)

где – плотности бензола и толуола, кг/м³ 

Плотности жидкости при температуре t определятся из уравнения:

, кг/м³ (78)

где  – коэффициент объемного расширения жидкости;

(79)

Плотность пара рассчитывается следующим образом:

, кг/м³ (80)

где Т₀ – температура при нормальных условиях, Т₀=273 К;

Т=t+273, К;

t – температура паров, °С;

 – давление при нормальных условиях,   =760 мм.рт.ст.;

---

  – давление верха или низа колонны, мм.рт.ст.

Давление верха колонны рассчитывается по формуле:

, мм.рт.ст. (81)

где    – давление в зоне питания;

N – номер тарелки, считая от зоны питания.

, мм.рт.ст. (82)

Таким образом, объемные расходы пара и жидкости найдутся по формулам:

, (83)

. (84)

Проведем данный расчет для первой тарелки колонны:

,

кг/м³

,

кг/м³

 – давление на 1 тарелке

кг/м

м³/ч

м³/ч

№	x'	y'			g, кмоль/ч	G, кмоль/ч	g, кг/ч	G, кг/ч	х, масс		t,°C			πВ.К./ πН.К					Vж, м3/ч	Vп, м3/ч
1	0,953	0,98	78,66	78,28	641,839	204,542	50487,06	16011,55		0,878	94,8	0,000669		1023,34			3,766		60,978	4251,606
2	0,916	0,96	79,18	78,56	638,312	846,381	50541,54	66491,69	0,908	0,878	95,7	0,000669	827,357	1033,34			3,771		61,087	17632,376
3	0,86	0,933	79,96	78,94	634,786	842,854	50757,49	66534,89	0,853	0,877	97	0,000670	825,41	1043,34			3,775		61,493	17625,136
4	0,77	0,89	81,22	79,54	613,626	839,328	49838,7	66760,15	0,764	0,876	99,1	0,000672	822,845	1053,34			3,783		60,569	17617,409
5	0,693	0,82	82,3	80,52	603,729	808,168	49686,9	65073,69	0,687	0,875	101,8	0,000673	819,949	1063,34			3,802		60,598	17115,647
6	0,556	0,746	84,22	81,56	579,467	798,271	48802,71	65106,98	0,551	0,874	104,8	0,000674	816,845	1073,34			3,82		59,745	17043,712
7	0,463	0,67	85,52	82,62	569,796	774,009	48728,8	63948,62	0,459	0,872	107,6	0,000677	812,695	1083,34			3,841		59,959	16648,951
8	0.38	0,6	86,68	83,6	562,942	764,338	48795,81	63898,66	0,377	0,871	110	0,000678	809,98	1093,34			3,863		60,243	16541,201
9	0,36	0,57	86,96	84,02	773,678	559,442	67279,04	47004,32	0,357	0,871	110,8	0,000678	809,438	1113,34			3,874		83,118	12133,278
10	0,256	0,436	88,42	85,9	773,678	556,081	68408,61	47767,36	0,254	0,870	114,7	0,000679	805,699	1123,34			3,921		84,906	12182,443
11	0,230	0,363	88,78	86,92	770,224	556,081	68380,49	48334,56	0,228	0,869	116,7	0,000681	803,147	1133,34			3,947		85,141	12245,898
12	0,15	0,283	89,9	88,04	761,59	552,627	68466,94	48653,28	0,149	0,868	118,8	0,000682	800,618	1143,34			3,976		85,518	12236,74
13	0,13	0,210	90,18	89,06	748,402	543,993	67490,89	48448,02	0,129	0,868	120,7	0,000682	799,323	1153,34			4,003		84,435	12102,928
14	0,07	0,14	91,02	90,04	739,19	530,805	67281,07	47793,68	0,069	0,868	122,1	0,000682	798,368	1163,34			4,033		84,273	11850,65
15	0,046	0,093	91,36	90,7	744,245	521,593	67994,22	47308,46	0,046	0,867	123,1	0,000684	796,48	1173,34		4,052			85,368	11675,335
16	0,03	0,06	91,58	91,16	752,264	526,648	68892,34	48009,23	0,029	0,867	123,8	0,000684	796,001	1183,34	4,065			86,548		11810,388
17	0,016	0,04	91,78	91,44	754,524	534,667	69250,21	48889,95	0,016	0,867	124,3	0,000684	795,659	1193,34	4,073			87,035		12003,425
18	0,01	0,023	91,86	91,68	217,597	536,927	19988,46	49225,48	0,009	0,867	124,6	0,000684	795,454	1203,23	4,081			25,128		12062,112

---

Результаты расчетов объемных расходов жидкости и пара для остальных тарелок представлены в таблице 10.

По данным таблицы 10 можем сказать, что расход жидкости больше в нижней части колонны, а расход пара – в верхней.

Из таблицы 10 видно, что самое нагруженное место по парам в колонне – вторая тарелка. Допустимая скорость паров для трапецевидной тарелки:

, м/с (85)

где  – допустимая скорость паров в полном сечении колонны, м/с;

 и   – плотности жидкости и пара на второй тарелке, кг/м³;

c – коэффициент для расчета скорости паров;

для основных типов тарелок с=900 [2].

1,127 м/с

, м (86)

где V – расход пара на второй тарелке, м³/с

.

Принимаем диаметр колонны D=2,4 м.

---

2.11 Расчет высоты ректификационной колонны

Рисунок 22 – Принципиальная схема колонны для расчета ее высоты

Высота колонны складывается из нескольких зон:

H=h_В+(N_Ф-2)*h+h_З.П.+h_Н (87)

h_В – верхняя зона – зона для подачи орошения и создания отстойной зоны:

h_В =1 м.

h_З.П – зона питания для разделения сырьевого пара и сырьевой жидкости:

h_З.П =1 м.

h_Н – нижняя зона – зона создания столба жидкости:

h_Н =1 м.

 h – расстояние между тарелками, зависит от типа тарелок, зоны сепарации:

h =0,5…0,6 м. Примем h =0,5 м.

N_Ф - фактическое число тарелок в колонне; N_Ф=32.

Таким образом, общая высота колонны:

H=1+(32-2)*0,5+1+1=18 м.

2.12 Расчет конденсатора-холодильника

Рисунок 23 - Конденсатор-холодильник

Уравнение теплообмена:

(88)

  (89)

где  ккал/ч;

K – коэффициент теплопередачи, ккал/(м²·ч·С);

 – средняя разность температур между теплообменивающимися средами (дистиллята и воды) в конденсаторе-холодильнике.

Для водяного конденсатора паров узких бензиновых фракций коэффициент теплопередачи примем по рекомендации 128,98 :

Найдем   – среднюю логарифмическую разность температур.

Имеем два теплоносителя:

- пар со второй тарелки поднимаясь охлаждается от температуры t₂=95,7°С до температуры первой тарелки t₁=94,8°С;

- оборотная вода, температура которой t_вн=25°С стекает с верха колонны на вторую тарелку, нагревается до t

---

_вк=45 °С

t₂=95,7°С t₁=94,8°С

t_вк=45°С t_вн=25 °С

, (90)

, (91)

°С,

,

, °С (92)

,

???? = ???? ∗ ???? = ???? ∙ ∆????



Расход холодной воды найдем по следующему уравнению:

,кг/ч (93)

где С – теплоемкость воды; С=1 ккал/(кг·°С);

=45-25=20°С

.

2.13 Расчет кипятильника

В расчете поверхности кипятильника (рис.24), используемой в ректификационной колонне, учтем, что насыщенный пар конденсируется при постоянной температуре t_вп, соответствующей его давлению, и температура в кипятильнике t_w остается постоянной.



Рисунок 24 – Кипятильник

Возьмем температуру насыщенного пара t_вп=180 °С с теплотой парообразования 482,266 ккал/кг.

, (94)

где – темппература водяного пара;

– температура жидкости,стекающей из отгонной части в ребойлер, т.е. остаток

t₁₄=124,3°С,

t₁₃=124,6°С,

∆t_вх = 180-124,3=55,7°С,

∆t_вых = 180-124,6=55,4 °С,

55,61°С

Для кипятильника, обогреваемого конденсирующимся водяным паром, коэффициент теплопередачи К = 290 - 870 ккал/(м²·ч·С). Принимаем К=580 ккал/(м²·ч·К).

Поверхность кипятильника:

---