Расчет ректификационной установки для разделения смеси этанол-метанол

Процесс ректификации — самый распространенный процесс в химической, нефтеперерабатывающей и в других отраслях промышленности.

Ректификация — это процесс разделения бинарных или много — компонентных смесей на чистые компоненты или их смеси. Процесс осуществляется в результате контакта неравновесных потоков пара и жидкости.

Возможность разделения смесей основана на различие относительных летучестей компонентов смеси, вследствие чего создаются неравновесные потоки пара и жидкости, а также происходит обогащение пара (газа) легколетучими, а жидкости — тяжелолетучими компонентами.

Физической основой разделения при ректификации является массообмен между неравновесными потоками пара (газа) и жидкости. Основными элементами ректификационной колонны являются контактные устройства (тарелки), которые располагаются одно над другим.

Ректификация это теплои массообменный процесс, применяемый для разделения жидких смесей, компоненты которых различаются температурам кипения.

Процесс осуществляется при контактировании потоков пара и жид кости, которые имеют разные составы, и температуры: пар имеет более высокую температуру, чем вступающая с ним в контакт жидкость.

В результате такого взаимодействия при достаточно большом времени контакта пар и жидкость могут достичь состояния равновесия, т. е. температуры потоков станут одинаковыми; при этом их составы будут связаны уравнениями равновесия. Такая схема взаимодействия потоков, известна как «теоретическая тарелка» или «теоретическая ступень контакта»,

В реальных условиях равновесие уходящих из контактной зоны потоков пара и жидкости может не достигаться, в связи с чем эти потоки будут иметь разную температуру, а их составы будут определяться не только уравнениями равновесия, но и более сложными зависимостями.

Процесс ректификации может осуществляться по периодической непрерывной схемам.

При периодической ректификации смесь разделяют на отдельные компоненты (или фракции, кипящие в определенном интервале температур) путем последовательного их отбора при изменяющихся во времени рабочих параметрах процесса.

Ректификация по непрерывной схеме позволяет одновременно получать два или более продуктов при стационарных условиях процесса.

1. Постановка задачи

В данной работе производиться расчет ректификационной установки для разделения смеси этанол-метанол производительностью 160т/сут.

Данным расчетом будут определены: режим работы колонны (давление, температура), материальные потоки, тепловой баланс, параметры аппарата (диаметр, высота), гидравлический расчет тарелки.

2. Описание технологической схемы

Исходную смесь из промежуточной емкости Е-1 центробежным насосом Н-1 подают в подогреватель П, где она подогревается. Нагретая смесь поступает на разделение в ректификационную колонну КР на тарелку питания. Стекая вниз по колонне, жидкость взаимодействует с поднимающимся вверх паром, образующимся при кипении кубовой жидкости в кипятильнике К. Начальный состав пара обеднен легколетучим компонентом. В результате массообмена с жидкостью пар обогащается легколетучим компонентом. Для более полного обогащения верхнюю часть колонны орошают в соответствии с заданным флегмовым числом жидкостью (флегмой), полученной в дефлегматоре Д путем конденсации пара, выходящего из колонны и проходящий сначала через Д (дефлегматор) и Р (разделитель фаз). Часть конденсата выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения — дистиллята, который охлаждается в теплообменнике Х-2 направляется в промежуточную емкость Е-2 и откачивается насосом Н-3 в парк. Из кубовой части колонны непрерывно выводится кубовая жидкость — продукт обогащенный труднолетучим компонентом, который идет на охлаждение в теплообменник Х-1 и откачивается носом Н-2 в парк.

Таким образом, в ректификационной колонне осуществляется непрерывный неравновесный процесс разделения исходной бинарной смеси на дистиллят (с высоким содержанием легколетучего компонента) и кубовый остаток (обогащенный труднолетучим компонентом).

Принципиальная схема ректификационной установки представлена на рисунке 1.

3. Описание конструкции аппарата

Процесс ректификации осуществляют в аппаратах — ректификационных колоннах. Для создания потока паров в нижнюю часть колонна подводят тепло, а поток жидкости (орошения, флегмы) создают путем отвода тепла из верхней части колонны, конденсируя соответствующе количество паров.

Часть колонны, служащая для выделения низкокипящих компонентов (НКК) называется концентрационной, или укрепляющей, другая часть, в которой выделяются высококипящие компоненты (ВКК), называется исчерпывающей, или отгонной. Между этими основными частями колонны находится место ввода сырья (тарелка питания, секция питания, эвапорационное пространство).

В нефтеперерабатывающей промышленности в основном применяют ректификационные колонны непрерывного действия.

Различают простые и сложные колонны.

В зависимости от схемы установки используются простые и сложные системы колонн.

Простая ректификационная колонна имеет один ввод сырья, два продуктовых потока. В такой колонне сырье подается в середину колонны, дистиллят, обогащенный легколетучим компонентом, отбирается сверху, а остаток, обогащенный тяжелолетучими компонентами — снизу колонны.

Рис. 1. Принципиальная схема ректификационной установки Секция колонны, расположенная выше ввода сырья, называется концентрационной, секция расположенная ниже ввода сырья — отгонной. Для создания жидкостного и парового потока (орошения) колонна имеет кипятильник и конденсатор.

Наиболее распространены три способа подвода тепла вниз колонны:

1. Подвод тепла при помощи подогревателя с паровым пространством (способ «а»). При этом способе жидкость с нижней тарелки поступает в куб колонны и далее самотеком в межтрубное пространство подогревателя. Образующие пары возвращаются в колонну под нижнюю тарелку. В качестве теплоносителя при нагреве до 130−150⁰С применяют водяной пар. При нагреве до более высоких температур — соляровый дистиллят или дизтопливо.

2. Подвод тепла при помощи кожухотрубчатых теплообменников. Теплоносителем в основном служит пар, который проходит через трубки, а жидкость с тарелки самотеком поступает в межтрубное пространство. Циркуляция жидкости обеспечивается разностью давлений между столбом пара жидкостной смеси в межтрубном пространстве теплообменника и в трубопроводе от теплообменника к колонне (способ «б, в, г, д»).

3. Подвод тепла при помощи огневого подогревателя или горячей струи. Этот способ применяется при необходимости иметь высокую температуру. В качестве огневого подогревателя обычно применяют трубчатую печь, через которую насосом прокачивают кубовую жидкость. Схема подвода тепла при помощи «термосифонного» теплообменника (способ «б, в»). В этом случае только часть жидкости поступает в теплообменник. Циркуляция вязких жидкостей осуществляется насосом (способ «д»).

Способ подвода тепла в низ колонны.

Способы отвода тепла из колонны Жидкостное орошение, необходимое для осуществления процесса ректификации создается в результате отвода тепла с верха колонны.

а) подогревателем с паровым пространством б, в, г, д — кожухотрубчатыми теплообменниками;

б) с естественной циркуляцией жидкости в, г — «термосифонные» вертикальные и горизонтальные теплообменники;

в) д — с принудительной циркуляцией жидкости.

Наибольшее распространение нашли три способа:

1. Отвод тепла с помощью парциального конденсатора. При этом способе часть паров, уходящих из колонны конденсируется и возвращается на верхнюю тарелку в виде флегмы, другая часть используется как целевой продукт. Конденсатор — это кожухотрубный аппарат, по трубкам которого движется хладагент, а в межтрубном пространстве — пары дистиллята.

2. Отвод тепла при помощи холодного (острого) орошения. Пары, уходящие с верха колонны полностью конденсируются, собираются в емкость, откуда часть насосом подается на орошение, а остальная — как готовый продукт.

3. Отвод тепла с помощью циркуляционного орошения. Часть жидкости забирается насосом с одной из верхних тарелок колонны, прокачивается через теплообменник и охлажденная возвращается на верхнюю тарелку. Этот способ наиболее распространен в сложных колоннах.

Сложная ректификационная колонна имеет больше одного сырьевого и больше двух продуктовых потоков, а также промежуточные теплоподводы и теплосъемы. Из всего перечисленного, достаточно лишь одного, чтобы колонна стала сложной. К сложным ректификационным колоннам можно отнести также системы колонн связанных материальными и тепловыми потоками. В таких системах предыдущая и последующая колонны связаны противоположно направленными паровыми и жидкостными потоками, соединяющими верх и низ предыдущей колонны с точками ввода питания последующей колонны («а») или верх последующей колонны с боковыми отборами предыдущей («б») и низ последующей колонны с боковым отбором предыдущей («в»).

Применение сложных колонн позволяет снизить затраты тепла на 25% (и холода).

Схемы ректификации смесей в колоннах, связанных материальными и тепловыми потоками:

а — простая и сложная колонны; б — полная колонна с боковой отпарной секцией; в — полная колонна с боковой отпарной укрепляющей секцией; 1 — колонна предварительного разделения; 2 — основная колонна;

3 -конденсатор-холодильник; 4 — емкость орошения; 5 — кипятильник;

6 — тарелки; 7 — отпарная колонна; 8 — укрепляющая колонна; I — сырье; II — дистиллят; III — боковой погон; IV — остаток.

Решетчатые тарелки правильного типа не имеют специальных переливных устройств для жидкости, поэтому конструкция их предельно проста. Производительность тарелок правильного типа примерно в 1.8 -2 раза больше, чем колпачковых, металлоемкость не превышает 40−50кг/м По сравнению с колпачковыми эти тарелки имеют меньшую эффективность и более узкий рабочий диапазон, который в среднем равен 2.

Тарелки этого типа рекомендуются для применения в ректификационных колоннах, где требуется относительно небольшое число тарелок и ожидается сравнительно малое колебание рабочих нагрузок.

4. Задание на проектирование

Выполнить технологический расчет ректификационной установки непрерывного действия для разделения бинарных смесей с определением основных геометрических размеров колонного аппарата.

Исходные данные:

Производительность колонны по сырью, G_F 160т/сут = 6666,7кг/ч Доля отгона, е 0

Разделяемые компоненты Низкокипящий компонент (НКК) метанол Высококипящий компонент (ВКК) этанол Концентрация низкокипящего компонента, мольн. доли В сырье, х_{нк.к F} 0,40

В дистиляте, х_{нк.к Р} 0,99

В кубовом остатке, х _{нк.к W} 0,01

5. Материальный баланс колонны

Молекулярная масса, М_нк.к,кг/кмоль метанол 32,0

Молекулярная масса, М_вк.к,кг/кмоль этанол 46,1

Массовые доли нкк Массовый расход получаемых дистиллята G_Р и кубового остатка G_W находим из уравнения материального баланса колонны по низкокипящему компоненту.

кг/ч кг/ч Проверка: G_F = G_Р + G_W 6666,7 = 2108,9+4557,8

Массовый расход каждого компонента в дистилляте G_iР и кубовом продукте G_iW. Для составления материального баланса используем соотношение:

G_{нк.к F} = G_F • _{нк.к F}; G_{нк.к Р} = G_Р • _{нк.к Р}; G_{нк.к W} = G_W • _{нк.к W}

G_{нк.к F} = 6666,7 • 0,32 = 2133,3 кг/ч

G_{нк.к Р} = 2108,9 • 0,99 = 2087,7 кг/ч

G_{нк.к W} = 4557,8 • 0,01 = 45,6 кг/ч

G_{вк.к F} = G_F • (1-_{нк.к F}) = 6666,7 • (1- 0,32) = 4533,4 кг/ч

G_{вк.к Р} = G _Р • (1-_{нк.к Р}) = 2108,9 • (1- 0,99) = 21,2 кг/ч

G_{вк.к W} = G_W • (1-_{нк.к W}) = 4557,8 • (1- 0,01) = 4512,2 кг/ч Проверка: G_{нк.к F} = G_{нк.к Р} + G_{нк.к W} 2133,3 = 2087,7 + 45,6

G_{вк.к F} = G_{вк.к Р} + G_{вк.к W} 4533,4 = 21,2 + 4512,2

Мольные расходы метанола и воды в сырье, дистилляте и кубовом продукте определяем по формулам:

N_нк.кF = G_нк.кF / М_нк.к; N_{нк.к Р} = G_{нк.к Р} / М_нк.к; N_{нк.к W} = G_{нк.к W} / М_нк.к

N_{нк.к F} = 2133,3 / 32 = 66,7 кмоль/ч

N_{нк.к Р} = 2087,7 / 32 = 65,3 кмоль/ч

N_{нк.к W} = 45,6/32 = 1,4 кмоль/ч

N_вк.кF = G_вк.кF / М_вк.к; N_{вк.к Р} = G_{вк.к Р} / М_вк.к; N_{вк.к W} = G_{вк.к W} / М_вк.к

N_{вк.к F} = 4533,4 / 46,1 = 98,3 кмоль/ч

N_{вк.к Р} = 21,2 /46,1 = 0,6 кмоль/ч

N_{вк.к W} = 4512,2 /46,1 = 97,8 кмоль/ч Проверка: N_iF = N_{i Р} + N_{i W} 66,7 = 65,3 + 1,4; 98,4 = 0,6 + 97,8

Определение температурного режима в колонне

Для построения кривых изобар нам необходимо знать зависимость между температурой t и давлением насыщенных паров компонента Р_i. Зависимость между температурой t и давлением насыщенных паров компонента Р_i, описывается эмпирическим уравнением Антуана:

Коэффициенты уравнения Антуана Таблица 1

Материальный баланс колонны

Метанол: А = 7,3527; В = 1660,454; С = 245,818; t кип = 64,7^оС [6]

Этанол: А = 7,81 158; В = 1918,508; С = 252,125; t кип = 78,3^оС [6]

Размерность констант уравнения Антуана такова, чтобы вычислить давление насыщенных паров жидкостей в кПа для температуры, выраженной в °С.

Для упрощения целесообразно перевести в кПа также заданное общее давление:

Р = 1,0101,3 = 101,3кПа Для вычисления равновесных фаз воспользуемся уравнениями:

Здесь х и у — мольные доли метанола в жидкости и в равновесном с ней паром Таблица 2

Равновесный состав жидкости (Х) и пара (Y) температуры кипения (t) бинарной смеси этанол-метанол

По данным таблицы № 2 строим диаграммы фазового равновесия в координатах у — х (рис. 2) и t — х, у (рис. 3)

Рис. 3. Диаграмма равновесия между паром и жидкостью в координатах Y-X

Построение кривых изобар проводится в следующих координатах: по оси абсцисс откладываются мольные составы фаз по НКК, а по оси ординат — температуры кипения НКК и ВКК. По данным таблицы № 2 строим график кривых изобар пара и жидкости.

Рис. 4 Диаграмма равновесия между паром и жидкостью в координатах t-х, у Давление вверху и внизу колонны отличается от давления в зоне питания незначительно, поэтому по изобарным температурным кривым кипения и конденсации с достаточной точностью можно определить температуры в зоне питания t _F, на верху t_D и в кубе t _W колонны см. рис 4

Так как сырье поступает в колонну с долей отгона e = 0, для нахождения t _F достаточно из точки с абсциссой х _F=0,40, соответствующей мольной доле низкокипящего компонента в сырье, восстановить перпендикуляр до пересечения с изобарной температурной кривой кипения. Температура в зоне кипения составляет t _F = 72,1⁰С; аналогично определяем температуру в кубе колонны t _W = 78,1⁰С; для определения температуры паров на верху колонны t _Р из точки с абсциссой х _Р = 0,99 восстанавливаем перпендикуляр до пересечения с изобарной температурной кривой конденсации. Температура на верху колонны равна t _Р = 64,8⁰С.

Определение оптимального флегмового числа По графику 3 определяем значение у_F* = 0,53

Минимальное флегмовое число R_min, рассчитываем по уравнению:

R_min =

Для проведения ректификации необходимо чтобы оптимальное флегмовое число R_опт было больше R_min.

Оптимальное флегмовое число R_опт, рассчитываем по уравнению:

R_опт = 1,3 • R_min + 0,3 = 1,3 • 3,54 + 0,3 = 4,90

Построение рабочих линий процесса Уравнение рабочей линии верхней части колонны для R_опт имеет вид:

у = (R_опт / (R_опт + 1)) • х + (х _нккР / (R_опт + 1))

у = (4,90/(4,90 + 1)) • х + (0,99 / (4,90 + 1)) = 0,8305•х + 0,1678

Уравнение рабочей линии нижней части колонны для R_опт имеет вид:

у = ((f + R_опт) / (R_опт + 1)) • х — ((f — 1) / (R_опт + 1)) • х_нккW

f = (х_{нкк Р} — х_нккW) / (х_нккF — х_нккW) = (0,99 — 0,01) / (0,40 — 0,01) = 2,5128

у = ((2,5128 +4,90)/(4,90 +1)) •х — ((2,5128−1)/(4,90+1))• 0,01 = 1,2564•х ;

0,0026

На рисунке 3 изображаем рабочие линии процесса верха и низа колонны. ректификация этанол метанол колонна Верх. Рабочая линия всегда проходит через точку А, лежащую на диагонали диаграммы у-х. Абсцисса точки, А равна х_нккР= 0,99. Отрезок ОВ, отсекаемый рабочей линией на оси ординат составляет величину х_нккР / (R_опт+ 1) = 0,99 /(4,90 + 1) = 0,17

Рабочая линия верха и низа пересекаются в точке D, абсцисса точки D равна х_нккF = 0,40 АD-рабочая линия верха.

Низ. Рабочая линия проходит через точку С, абсцисса которой равна х_нккW = 0,01. Соединяем точки С и D получаем рабочую линию низа СD.

Определение числа теоретических тарелок

Число теоретических тарелок в верхней части колонны n_в равно числу ступеней изменения концентрации, вписанных между линией равновесия и прямой АD. Число теоретических тарелок в нижней части колонны m_в равно числу ступеней изменения концентрации, вписанных между линией равновесия и прямой СD. Ступень, огибающую т. D отнесем к числу тарелок в верхней части колонны. Число теоретических тарелок в верхней части колонны n_в = 13, в нижней части колонны m_в = 18

Общее число тарелок n_m = 31шт.

Определение расходов пара и флегмы в колонне

Сырье поступает в колонну с долей отгона e = 0, поэтому

q_о = G_F•(1-е) = 6666,7 кг/ч.

Массовый расход пара в верхней части колонны находим из уравнения:

G_В = G _Р • (R_опт + 1) = 2108,9 • (4,90 + 1) = 12 443 кг/ч Так как сырье поступает в жидкой фазе, то в соответствии с уравнениями:

G_О = G_F • e G_О = 0

G_m = G = G_В = 12 443 кг/ч Массовый расход флегмы q_n, поступающей в зону питания, рассчитываем по уравнению:

q_n = R_опт • G _Р = 4,90 • 2108,9 = 10 334 кг/ч Массовый расход флегмы q, поступающей в нижнюю часть колонны, рассчитываем по уравнению:

q = q_о + q_n = 6666,7 + 10 334 = 17 000,7 кг/ч Массовую концентрацию низкокипящего компонента х_см во флегме, поступающей на последнюю тарелку нижней части колонны, определяем из соотношения:

_см = (q_n • _n + q_о• _{нк.к F}) / (q_о + q_n)

_n = 1,05 • _{нк.к F} = 1,05 • 0,32 = 0,336

_см = (10 334 • 0,336 + 6666,7 • 0,32) / (17 000,7) = 0,33

Массовая концентрация низкокипящего компонента у_m в паровом потоке G_m, поднимающемся с последней тарелки нижней части колонны в зону питания составляет:

_m = (q • _см — G_W • _{нк.к W}) / G_m

_m = (17 000,7 • 0,33 — 4557,8• 0,01) / 12 443 = 0,45

Массовая концентрация низкокипящего компонента у_см в паровом потоке G, в покидающем зону питания определяем из уравнения:

_см = (q_n • _n + G _Р• _нккР) / G

_см = (10 334• 0,336 + 2108,9 •0,99) / 12 443 = 0,45

Проверка: _n > _см > _{нк.к F m} = _см

0,336 > 0,33 > 0,32 0,45 = 0,45

6. Тепловой баланс колонны

Тепловой поток, передаваемый в дефлегматоре хладагенту при конденсации флегмы и дистиллята, находится по формуле:

r_Р= _нккР• r_{нкк, t Р} + (1-_нкк)• r_{вкк, t Р}= 0,99• 1098+(1−0,99)•873,3=1095,8

кДж/кг

Q_Р= G _Р •(R_опт + 1) •r_Р=кВт Тепловой поток, передаваемый теплоносителем в кипятильнике испаряющейся жидкости, находится по формулам:

i_F= (_нкк •С_{нкк, t}+(1-_нкк)•С_{вкк, t})•t =

= (0,32•2,83+0,68•3,12)•72,1=218,3 кДж/кг

i_Р = (_нккР•С_нкк.tР+ (1-_нккР)•С_вкк,tР)•t_Р =

= (0,99•2,79 + 0,01•3,03)•64,8=180,95 кДж/кг

i_W=(_нкк•С_нкк,t+(1-_нкк)•С_вкк,t)•t=

= (0,01•2,86+0,99•3,198)•78,1=249,5 кДж/кг

Q_куб = 1,05 • (Q_Р + G _Р • i_Р + G_W • i_W — G_F • i_F)

Q_куб = 1,05•(3787,4 + (2108,9/3600)•180,95 + (4557,8/3600) •249,5 ;

(6666,7/ 3600) •218,3) = 3995,3 кВт Расход охлаждающей жидкости:

G_В= Q_Р /С•(35−25)= 3784,4/4,18• (35−25) = 90,5 кг/с или G_В= 325,9 м³/ч Расход водяного пара:

В качестве теплоносителя в кипятильнике колонны принимаем насыщенный водяной пар с параметрами [3,стр.550]

— ДавлениеР_вп= 1,6 ат

— Температураt_вп= 112,7⁰С

— Теплота конденсации-r_вп = 2227 кДж /кг Расход пара найдем из уравнения

G_ВП= Q_куб/ r_вп= 3995,3/ 2227= 1,79 кг/с

7. Определение диаметра колонны

Средние мольные '_в и массовая '_в концентрации низкокипящего компонента в флегме в верхней части колонны:

'_в =(_нкк + _нккР)/ 2 = (0,40 + 0,99) / 2 = 0,70

'_в =(_нкк + _нккР)/ 2 = (0,32 + 0,99) / 2 = 0,66

Средние мольные '_н и массовая '_н концентрации низкокипящего компонента в флегме в нижней части колонны:

'_н =(_нкк + _нкк)/ 2 = (0,40 + 0,01) / 2 = 0,21

'_н =(_нкк + _нкк)/ 2 = (0,32 + 0,01) / 2 = 0,17

Средние мольные концентрации низкокипящего компонента в паре находим по уравнениям рабочих линий колонны:

для верхней части колонны:

у_в = 0,8305•х + 0,1678 = 0,8305•0,70 + 0,1678 = 0,75

для нижней части колонны:

у_н = 1,2564•х — 0,0026 = 1,2564•0,21 — 0,0026 = 0,26

Средние температуры пара в концентрационной t'_в и отгонной t'_н частях колонны определяем при средних концентрациях пара

t'_в == = 68,5 ⁰С

t'_н == = 75,1 ⁰С Средние молярные массы пара в верхней М_в и нижней М_н частях колонны:

М_в = М _нкк • у_в + М _вкк • (1- у_в) = 32 •0,75 + 46,1 • 0,25 = 35,5 кг/кмоль М_н = М _нкк • у_н + М _вкк • (1- у_н) = 32 •0,26 + 46,1 • 0,74 = 42,4 кг/кмоль Средние плотности пара в верхней с_в и нижней с_н частях колонны:

с _в = == 1,27 кг/м³

с_н = == 1,48 кг/м³

Средние плотности флегмы в верхней с_фв и нижней с_фн частях колонны:

с_фв = == 746,8 кг/м³

с_фн = == 739,7кг/м³

Средние объемные расходы пара в верхней V_в и нижней V_н частях колонны:

V_в =G/ с _в = 12 443/(3600 • 1,27) = 2,72 м³ / с

V_н = G/ с _н = 12 443/(3600 •1,48) = 2,34 м³ / с Предельно допустимая скорость для тарелок: коэффициент С_max=0,058 для ситчатых тарелок при h_т = 400мм[3,стр.323]

v_{max в} = С_max•=0,058•= 1,41 м / с

v_{max н} = С_max•=0,058•= 1,30 м / с Диаметры в верхней и нижней частях колонны находим по уравнению:

D_в = = = 1,57 м

D_н == = 1,51 м Поскольку диаметр обеих частей колонны близки, принимаем диаметр колонны D одинаковым для всего аппарата. В соответствии с рядом диаметров колонн принимаем D = 1,6 м.

Фактическая скорость пара в верхней v_в и нижней v_н частях колонны составит:

v_в = = = 1,35 м/с

v_н = = = 1,16 м/с К расчету принимается сетчатая тарелка ТС-Р по ОСТ 26−805−88 следующей характеристики:

Скорость пара в отверстиях тарелки:

Верх, низ

W_отв==м/с Гидравлическое сопротивление сухой тарелки при коэффициенте сопротивления неорошаемых ситчатых тарелок [2, стр. 112]

Верх

₌

= 1,5·

Низ =1,5·

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:

₌

_- поверхностное натяжение, взято для верха по метанолу, для низа по этанолу [4, стр. 247, 250]

Верх₌

Низ₌

Принимаем отношение плотности парожидкостного слоя (пены) на тарелке к плотности жидкости к' = 0,5

Средний объемный расход флегмы:

Верх₌ q_n/с_ф.в. =10 334/(3600· 746,8)=0,0038 м³ / с Низ₌ q/с_ф.н. = 17 000,7/(3600· 739,7)=0,0064 м³ / с Высота слоя над сливной перегородкой Верх

Низ

Высота парожидкостного слоя на тарелке:

h_п.ж.=h_п+h

Верх h_п.ж.в=0,04+0,03=0,07 м Низ h_п.ж.н=0,04+0,09=0,13 м Сопротивление парожидкостного слоя:

Верх

Низ

Общее гидравлическое сопротивление тарелки:

Верх

Низ

Проверим, соблюдается ли при h=0,4 м необходимое условие нормальной работы тарелок:

h>1,8

Верх м<0,4 м Низ м<0,4 м Следовательно, вышеуказанное условие соблюдается и расстояние между тарелками h=0,4 м обеспечивает нормальную работу переливных устройств.

Минимальная скорость пара в отверстиях W_{отв min} достаточная для того, чтобы ситчатая тарелка работала всеми отверстиями Верх W_{отв min}=0,67· = 0,67· = 7,51м/с Низ W_{отв min}=0,67· =0,67·= 8,04м/с Фактические скорости в отверстиях тарелок W_отв больше минимальных W_{отв min}, следовательно, все отверстия тарелок будут работать равномерно.

Величина межтарельчатого уноса жидкости е_у:

е_у = ((А · (0,052 · h_у — 1,72)) / (h^н · ш²)) · (щ / (е_эф · S)^3,7)

где А, н, ш — коэффициенты; для h >= 0,4 м, А = 0,159, н = 0,95, ш = 0,9

е_эф = 0,57 для отношения П/D=0,795/1,6=0,50 эффективная рабочая площадь тарелок Величина S определяется из уравнения:

S = 1,15 · 10^-3 · (у / с_в)^0,295 · ((с_ж — с_п) / м_п)^0,425

м_п.в=0,473· 10^-3 Па · с — для метанола [4, стр. 244]

м_п.н=0,326· 10^-3 Па · сдля этанола [4, стр. 249]

S _в=1,15· 10^-3·(18,62·10^-3/2,72₎^0,295 · ((746,8−2,72)/0,473·10^-3)^0,425 = 0,805

S _н=1,15· 10^-3·(17,69 · 10^-3 /2,34₎^0,295 · ((739,7- 2,34) / 0,326 · 10^-3)^0,425 =

0,967

е_ув=((0,159· (0,052·40−1,72))/(400^0,95·0,9²))·(1,35/(0,57·0,805)^3,7)=

=0,014 кг жидкости /кг пара е_ун=((0,159· (0,052·40−1,72))/(400^0,95·0,9²))·(1,16/(0,57·0,967)^3,7)=

=0,012 кг жидкости /кг пара Допустимый унос жидкости 0,03−0,06, у нас меньше.

8. Определение числа практических тарелок в колонне

Коэффициент относительной летучести по колонне:

верха при t'_в = 68,5⁰С t'_н = 75,1⁰С Определим динамическую вязкость жидкости [3, стр. 244, 249]

Определим КПД тарелки по диаграмме

· = 1,75· 0,450 = 0,79

· = 1,69· 0,334 = 0,57

Определим количество практических тарелок по колонне:

9. Определение диаметров штуцеров

Плотность орошения берем по метанолу = 751,2 кг/м³

Плотность кубового остатка берем по этанолу= 736,7 кг/м³

=== 742,7 кг/м³

Диаметр штуцера, А для вывода паров из колонны в дефлегматор:

— Допускаемая скорость потока в трубе: = 25 м/с

D_А = = = 0,254 м (D_А = 250 мм) Диаметр штуцера В для ввода горячего орошения:

— Допускаемая скорость потока в трубе: = 1,5 м/с

D_В = = = 0,057 м По ГОСТ 12 830–67 примем D_В = 50 мм Диаметр штуцера С для сырья:

— Допускаемая скорость потока в трубе: = 1,5 м/с

D_С = = = 0,046 м По ГОСТ 12 830–67 примем D_С =50 мм Диаметр штуцера К для вывода кубовой жидкости в кипятильник колонны:

— Допускаемая скорость потока в трубе: = 0,5 м/с

D_К = = = 0,128 м По ГОСТ 12 830–67 примем D_К =150 мм Диаметр штуцера Е для ввода паров из кипятильника колонны:

— Допускаемая скорость потока в трубе: = 25 м/с

D_Е = = = 0,274 м По ГОСТ 12 830–67 примем D_Е = 300 мм

Заключение

Ректификационная колонна диаметр 1,6 м с 43-мя колпачковыми тарелками обеспечит разделение смеси метанол-этанол в количестве 6666,7 кг/ч в соответствии с заданными концентрациями.

1. Павлов К. Ф., Романков П. Г., Носков А. А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов. Л.: Химия, 1987, 576 с.

2. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию/ Под ред. Ю. И. Дытнерского. М.: Химия, 1983. 272

3. Варгафтик Н. Б. Справочник по теплофизическим свойствам газов и жидкостей. М.: Физматгиз, 1963 г., 708 с.

4. Справочник азотчика. Производство разбавленной и концентрированной азотной кислоты: Производство азотных удобрений: Материалы, компрессоры и газгольдеры производств азотной кислоты и удобрений: Энергоснабжение производств связанного азота и органических продуктов: Техника безопасности производств связанного азота и органических продуктов. 2-е изд. перераб. — М.: Химия, 1987. 464 с.

5. Рамм В. М. Абсорбция газов. М.: Химия, 1966, 655с.