Расчёт ректификационной установки непрерывного действия для разделения бинарной смеси метанол-ацетон производительностью 7 тонн/час

Расчёт на ЭВМ дал следующий результат R = 6.7129 , примем это флегмовое число за рабочее .

                                               W = 7000/3600*(66,2-12,1)(66,2-0,3) =1,596 кг/с

                                                 P = F - W = 7000/3600 - 1.596 = 0.348 кг/с

 

4.2. Расчёт средних массовых расходов

Мольная масса дистиллата равна :

Mp =0,662*58,08+ 32.04*(1- 0,662)= 49,28 кг / кмоль

Средний мольный состав жидкости в верхней части колонны :

X ср.в =0,5*( Хр + Хf ) = 0.39 кмоль / кмоль смеси

Средний мольный состав жидкости в нижней части колонны :

X ср.н =0,5*( Хw + Хf ) = 0.062 кмоль / кмоль смеси

Средняя мольная масса жидкости в верхней части колонны :

Mв = Ма* X ср.в + Мм*(1 - X ср.в) = 42,235кг / кмоль

Средняя мольная масса жидкости в нижней части колонны :

Mн = Ма* X ср.н + Мм*(1 - X ср.н) =33,655 кг / кмоль

Мольная масса исходной смеси :

MF = 0,121*58,08+(1-0,121)*32,04 = 35,19 кг / кмоль

Средняя массовая нагрузка по жидкости для  верхней части колонны :

Lв = PRMВ / MP = 2.003 кг/с

Средняя массовая нагрузка по жидкости для  нижней части колонны :

Lн = PRMн / MP = 1.596 кг/с

Средний мольный состав пара в верхней части колонны :

Y ср.в =0,5*( Yр + Yf ) = 0.458 кмоль / кмоль смеси

Средний мольный состав пара в нижней части колонны :

Y ср.н =0,5*( Yw + Yf ) = 0.113 кмоль / кмоль смеси

Средняя мольная масса пара в верхней части колонны :

M'в = Ма* Y ср.в + Мм*(1 - Y ср.в) = 43,953 кг / кмоль

Средняя мольная масса пара  в нижней части колонны :

M'н = Ма* Y ср.н + Мм*(1 - Y ср.н) = 34,970 кг / кмоль

Средняя массовая нагрузка по пару для  верхней части колонны :

Gв = P(R + 1 )M'В / MP = 2.395 кг/с

Средняя массовая нагрузка по пару для  нижней части колонны :

Gн = P(R + 1 )M'н / MP =  1,906 кг/с

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

5. Скорость пара и диаметр колонны

5.1 Расчёт скорости пара

По диаграмме t-x,y  и по средним составам фаз определяем , что

средняя температура в верхней части колонны равна

tв = 57.65 °С

средняя температура в нижней части колонны равна

tн = 63,4 °С

Плотность пара в верхней части колонны

ρyв =( 43,953*273 ) / (22,4*( 57,65+273 )) = 1,619 кг / м3

Плотность пара в нижней части колонны

ρyн =( 34.970*273 ) / (22,4*( 63,4+273 )) = 1,266 кг / м3

Плотность жидких ацетона и метанола близки , поэтому можно принять ρхв = ρхв = 750 кг / м3

 

Температура	57,65 °С	63,4 °С
μ (ацетон )*103 ,Па*с	0,24	0,23
μ (метанол )*103,Па*с	0,39	0,38
lg ( μ (ацетон ) )	-3,620	-3,638
lg (μ (метанол ))	-3,409	-3,420
lg (μ (смесь ))	-3,512	-3,447
μ (смесь ) *103,Па*с	0,308	0,357

 

Для ситчатых тарелок рабочую скорость пара определяют из соотношения :

w = 0.05*(ρx / ρy)0.5,

Wв= 1.076 м/с

Wн= 1.217 м/с

Dв = 1.323 м

Dн = 1.255 м

Расчёт на ЭВМ дал следующий результат : D = 1.6 м.

Примем D = 1600 мм., средний массовый поток пара равен  2,150 кг/с, средняя плотность пара равна 1,443 кг/м 3 ,тогда рабочая скорость пара равна

4*G cp. /(π d2 ρy cp) = 0.742 м/с

Характеристики выбранной ситчатой тарелки :

диаметр колонны D , мм	свободное сечение колонны , м2	рабочее сечение тарелки ,м2	длина сливной перегородки, мм.	площадь перфорации , м2	высота переливной планки, мм.	отношение площади для прохода пара к площади тарелки Fc (%)	отношение площади тарелки к площади к площади колонны (%)
1600	2,01	1,834	1040	1,794	50	14,7	0.912

Тарелка разборная . Ориентировачная масса 89 кг. Диаметр отверстий 8 мм., шаг 25 мм.

Скорость пара в рабочем сечении тарелки

wт = w*0.785*D2 / Sт = 0,742*0,785*1,6 2/ 1,834 =0,813 м /с

5.2 Высота светлого слоя жидкости

Объёмный расход жидкости Qв в верхней части колонны равен : 2,003 кг/с / 750 кг / м3 = 0.00267 м3 / с,

Линейная плотность орошения qв равна : Q / Lc = 0.00267 / 0.895 = 0.00298 м3 /( м3*с ),

Объёмный расход жидкости Qн в нижней части колонны равен : 1,596 кг/с / 750 кг / м3 = 0.00213 м3 / с,

Линейная плотность орошения qн равна : Q / Lc = 0.00213 / 0.895 = 0.00237 м3 /( м3*с )

m = 0.05-4.6* hпер = 0.05 - 4.6*0.05 = -0.18

	σ(вода), мДж/м2	σ(ацетон) , мДж/м2	σ(метанол) , мДж/м2	σ(смесь), мДж/м2
при  tв = 57,65°С	67,34	17,94	17,26	17,60
при  tн = 63,4 °С	66,62	17,22	16,54	16,88

 

 

Для ситчатых тарелок в практических расчётах можно пользоваться уравнением

ho = 0.787*q0.2*h пер0,56*wm*[ 1-0.31*exp (-0.11*μx)]*( σx / σв)0,09,

Для верхней части колонны :

hoв = 0,0303 м.,

Frв =0,813 2 / (9,8*0,0303 ) = 2,223

Для нижней части колонны :

hoн = 0,0290м.

Frн =0,813 2 / (9,8*0,0290 ) = 2,327

Паросодержание барботажного слоя ε для верхней части колонны :

εв = Frв0.5/(1+Frв0.5) = 0,599

Паросодержание барботажного слоя ε  для нижней части колонны :

εв = Frн0.5/(1+Frн0.5) = 0,604

5.3 Коэффициенты массопередачи и высота колонны

Плотность ацетона при 20 оС : 810 кг / м3

Плотность метанола при  20 оС :800 кг / м3

Плотность ацетона при температуре кипения : 710 кг / м3 = 0,710 г/мл

Плотность метанола при температуре кипения :690 кг / м3 = 0,690 г/мл

Плотность ацетона при температуре 57,65 °С : 750 кг / м3 = 0,750 г/мл

Плотность метанола при температуре 57,65 °С  :745 кг / м3 = 0,745 г/мл

Плотность ацетона при температуре 63,4 °С  : 755 кг / м3 = 0,745 г/мл

Плотность метанола при температуре 63,4 °С :750 кг / м3 = 0,740 г /мл

Мольный объём ацетона в жидком состоянии при температуре кипения : 58,08/0,710 = 81,8 см3 / моль

Мольный объём метанола в жидком состоянии при температуре кипения : 32,04 / 0,690 = 46,43 см3 / моль

Мольный объём ацетона в жидком состоянии при температуре 57,65 °С : 58,08/0,750=77,44 см3 / моль

Мольный объём метанола в жидком состоянии при температуре 57,65 °С  : 32,04 / 0,745 = 43,01 см3 / моль

Мольный объём ацетона в жидком состоянии при температуре 63,4 °С : 58,08/0,745 = 77,96см3 / моль

Мольный объём метанола в жидком состоянии при температуре 63,4 °С : 32,04 / 0,740= 47,12 см3 / моль

Вязкость ацетона при 20 оС : 0,47 мПа*с

Вязкость метанола при 20 оС : 0,6 мПа*с

Коэффициент диффузии в жидкости при 20 оС можно вычислить по формуле :

Dx20 = (10-6*(1/Ma +1/Mm))/ (AB*(μx )0.5( va1/3+ vm1/3)2) , A =B = 1

Dx20в = 4.800*10-9 м2/с

Dx20н = 4.769*10-9 м2/с

Температурный коэффициент b определяем по формуле : b = 0.2*( μx )0.5/(ρx )1/3

bв =  0,0157

bн = 0,0157

Коэффициент диффузии в жидкости при средней температурке t : Dx = Dx20(1-b(t-20))

Dxв =  4.800*10-9 *(1-0,0157*(57,65-20)) = 2,043*10-9 м2/с

Dxн = 4,769*10-9*(1-0,0157*(61,4-20)) = 1,661*10-9 м2/с

Коэффициент диффузии в газовой фазе может быть вычислен по следующей формуле :

Dy = 4.22*10-2*T3/2*(1/Ma+1/Mm)/(P*(va1/3+vm1/3))

Dyв = 4.22*10-2*(57,65+273,15)3/2*(1/58,08+1/32,04)0,5/(105*(77,441/3+43,011/3)2= 9,244*10-6 м2/с

Dyн = 4.22*10-2*(61,4+273,15)3/2*(1/58,08+1/32,04)0,5/(105*(77,961/3+47,121/3)2= 9,173*10-6 м2/с

Вязкость паров для верхней части колонны :

μyв = μyн = 0,0085 спз

Для верхней части колонны :

коэффициент массопередачи в жидкой фазе :

βxf = 6,24*105*(2,043*10-9)0,5*(2,003/(750*0,785*0,0082*(1-0,599)))0,5*0,0303*(0,0085/(0,0085+0,308)0,5 = 0,00806 м/с

коэффициент массопередачи в паровой фазе :

βyf =6,24*105*0,147*(9,244*10-6)0,5*(0,813/0,599)0,5*0,0303*(0,0085/(0,0085+0,308)0,5 = 1,615 м /с

Для нижней  части  колонны :

коэффициент массопередачи в жидкой фазе :

βxf = 6,24*105*(1,661*10-9)0,5*(1,596/(750*0,785*0,0082*(1-0,604)))0,5*0,029*(0,0085/(0,0085+0,357)0,5 = 0,00581 м/с

βyf =6,24*105*0,147*(9,173*10-6)0,5*(0,813/0,604)0,5*0,029*(0,0085/(0,0085+0,357)0,5 = 1,423  м /с

Пересчитаем коэффициенты массоотдачи на кмоль / (м2*с) :

Для верхней части колонны :

βxf =  0,143 кмоль / (м2*с)

βyf = 0,0595 кмоль / (м2*с)

Для нижней  части  колонны :

βxf = 0,129 кмоль / (м2*с)

βyf = 0,0515 кмоль / (м2*с)

5. 4Расчёт высоты сепарационного пространства :

Высота барботажного слоя равна  hп = ho / ( -ξ )

hпв = 0,0303/(1- 0,599) = 0,0755 м

hпн = 0,0290/ (1-0,604 ) = 0,0731 м

Расстояние между тарелками h = 450 мм

Высота сепарационного пространства

для верхней части колонны :

hc = 0.45-0.0755 = 0.374 м.

брызгоунос:

e = 0.000077*(73/ σв )*(w / hc )3/2 = 0,00089 кг жидкости / кг пара = 0,00093 кмоль жидкости / кмоль пара.

для нижней части колонны :

hc = 0.45 - 0.0838 = 0.377 м.

брызгоунос :

 e = 0.000077*(73/ σв )*(w / hc )3/2 = 0,00092 кг жидкости / кг пара = 0,00096 кмоль жидкости / кмоль пара.

5. 5 Расчёт кинетической кривой

 

Для колонн с ситчатыми тарелками диаметром более 600 мм. отсутствуют надёжные данные по продольному перемешиванию жидкости ,поэтому с достаточной степенью приближения можно считать , что одна ячейка перемешивания соответствует длине пути жидкости l = 350 мм.

Определим длину пути жидкости lт как расстояние между переливными устройствами :

lт = (D2 - b2) 0.5 = ( 1.62-1,0402) = 1.389м.

S = 1.3895/0.35 = 3.967

Фактор массопередачи для укрепляющей части равен :

λ = m(R+1)R

Фактор массопередачи для исчерпывающей части равен :

λ = m(R+1)/(R+f)

где f  - число киломолей питания на 1 киломоль дисстилата : f = (xp - xw )/( xf - xw ) = 5.585

Примем долю байпасирующей жидкости θ = 0,1

Эффективность тарелки по Мэрфри рассчитываем по следующим формулам :

B=λ*(Ey+e/m)/(1-θ)(1+e*λ/m);

E”My=(Ey/B)*[(1+B/S)s-1];

E’My= E”My/(1+ λ*θ* E”My /(1-θ));

EMy= E’My /(1+ e*λ* E’My/ [m(1- θ)]);

x	m	Куf	noy	Ey	B	E''my	E'my	Emy	yк
0,05	2,091	0,028122	0,955615	0,615424	0,824955	0,8324747	0,7489185	0,748575	0,094709
0,1	1,35	0,033519	1,138981	0,679855	0,588547	0,8445669	0,7870508	0,786672	0,178534
0,2	1,11	0,040713	1,35983	0,743296	1,091369	1,1050185	0,9507623	0,949656	0,318728
0,3	0,63	0,047148	1,574757	0,792942	0,661281	1,0113304	0,9327228	0,931658	0,421644
0,4	0,62	0,047304	1,57996	0,794017	0,651684	1,0091956	0,9320544	0,930991	0,507272
0,5	0,61	0,047461	1,585197	0,795093	0,64206	1,0070534	0,9313728	0,930311	0,581401
0,6	0,605	0,04754	1,587828	0,795631	0,637238	1,0059795	0,9310272	0,929966	0,652708

 

Общее число тарелок :27

Тарелка питания : 16

Расстояние между верхней тарелкой и крышкой zв примем равным 1 м. ,а расстояние между нижней тарелкой и днищем - 2 м.

Высота тарельчатой ректификациооной колонны равна Hк = (27-1)*0,45+1+2 = 14,7 м.

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

6. Гидравлическое сопротивление тарелок колонны

Гидравлическое сопротивление тарелок колонны определяют по формуле

ΔРк = N*ΔРт, где N–число тарелок, ΔРт –полное сопротивление тарелки, которое определяется по формуле: ΔРт = ΔРс + ΔРп + ΔРσ

где:

 –гидравлическое сопротивление  сухой тарелки;

x–коэффициент сопротивления сухих тарелок, для ситчатых тарелок x=1,85

W–скорость пара в сечении колонны 0,742 м/с;

–плотность пара при средней температуре в колонне:

(1,619+1,266)/2=1,443кг/м3;

Fc–относительная площадь для прохода паров 0,147;

 Pc=1.85*(0,742)2*1.443/(2*(0.147)2)=33,972 Па;

–гидравлическое сопротивление газожидкостного слоя (пены) на тарелке

g–ускорение свободного падения 9,8 м2/с;

–плотность жидкости:

Для верхней части колонны :

ΔРп = 9.81*750*0.0303 = 223,077 Па

Для нижней части колонны :

ΔРп = 9,81*750*0,029 = 213,066 Па

–гидравлическое сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения;

Рσ= 17,24 Па

Тогда общее сопротивление тарелки: 

ΔРтв = 33,972 + 223,077 +17,24 = 274,289 Па

ΔРтн = 33,972+213,066+17,24 = 264,278 Па

Полное гидравлическое сопротивление колонны:

ΔРк =16*264,278+11*274,289= 7245,625 Па.

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

7. Тепловой расчёт

7. 1 Тепловой расчёт подогревателя исходной смеси

Предварительно определим температуру кипения исходной смеси

В точке кипения  выполняется равенство Σ(Poi*xi/P)-1 = 0 ,где Poi - давление паров над чистым компонентом, P- внешнеедавление ,равное 760 мм.рт.ст.

Давление паров над чистым компонентом найдём с помощью уравнения Антуана lgPo = A-B/(C+T)

	A	B	C
метанол	8,08097	1582,71	239,726
ацетон	7,11714	1210,596	229,664

 

T = 63.635 oC

В качестве обогрева используем  насыщенный водяной пар  при давлении 1,2 ат., t = 104.2 oC , плотность 0,6865 кг/м3 , энтальпия пара 2686*103 Дж/кг ,теплота парообразования 2249*103 Дж/кг .

Δtб = 104,2-20 = 84,2 oC

Δtм = 104,2-63,635 = 40,565 oC