Расчет ректификационной колонны для разделения бинарной смеси пентан–октан

Размещено на http://www.allbest.ru/

Расчет ректификационной колонны для разделения бинарной смеси пентан - октан



Таблица исходных данных:

Таблица 1

Бинарная смесь пентан - октан
Давление в середине колонны, ата.		1,45
Мольная доля пентана в сырье	x'F	0,43
Мольная доля пентана в дистилляте	y'D	0,986
Мольная доля пентана в остатке	x'W	0,018
Мольная доля отгона	e	0,42
Коэффициент избытка подвода-отвода теплоты	n'	1,26
Расход сырья, т/ч	F	30,0

Пентан - НКК, Октан - ВКК.



1. Построение зависимости давления насыщенных паров от температуры, кривых изобар пара, жидкости и энтальпийной диаграммы

1.1 Построение зависимости давления насыщенных паров от температуры

Рассчитаем температуры кипения НКК и ВКК при заданном давлении в колонне .

Уравнение Антуана:

,

где Ai, Bi, Ci - постоянные Антуана;

Коэффициенты Антуана подберем из табл. 2.

Таблица 2

Компонент	Аi	Bi	Ci	420, г/см3	М, г/моль
Пентан	3,99291	1075,816	233,359	0,6341	72,15
Октан	4,04296	1355,126	209,517	0,70252	114,23

Рассчитаем t1 и t2:

,

Температуры кипения пентана и октана равны соответственно:

t1 = 47,4199 С; t2 = 139,599033 С. (Эти и последующие расчеты сделаны при помощи программы excel).

Полученный интервал температур разбиваем на 8 равных интервалов и рассчитываем давления насыщенных паров компонентов Р1 и Р2 по следующему уравнению:

,

Температуры будут меняться со следующим шагом:

,

1) t = 47,42 С;

P1 = 1,45;

P2 = 0,06;

2) t = 58,94 С;

P1 = 2,05;

P2 = 0,10;

3) t = 70,46 С;

P1 = 2,83;

P2 = 0,16;

4) t = 81,99 С;

P1 = 3,81;

P2 = 0,25;

5) t = 93,51 С

P1 = 5,03;

P2 = 0,37;

6) t = 105,03 С;

P1 = 6,51;

P2 = 0,54;

7) t = 116,55 С;

P1 = 8,29;



P2 = 0,77;

8) t = 128,08 С;

P1 = 10,38;

P2 = 1,07;

9) t = 139,60 С;

P1 = 12,83;

P2 = 1,45.

По этим точкам строим график зависимости давления насыщенных паров от температуры:

Построение х - у диаграммы, кривых изобар пара и жидкости

Используя следующие формулы определим мольные доли НКК в жидкой фазе и равновесной паровой фазе:

,



,

1) x'1 = 1,000;

y'1 = 1,000;

2) x'2 = 0,691;

y'2 = 0,979;

3) x'3 = 0,483;

y'3 = 0,943;

4) x'4 = 0,337;

y'4 = 0,887;

5) x'5 = 0,231;

y'5 = 0,803;

6) x'6 = 0,152;

y'6 = 0,682;

7) x'7 = 0,090;

y'7 = 0,516;

8) x'8 = 0,041;



y'8 = 0,293;

9) x'9 = 0,000;

y'9 = 0,000.

По полученным данным строим x' - y' диаграмму:

Построение энтальпийной диаграммы

Найдем значение энтальпии в исследуемых точках, используя следующие эмпирические уравнения:

Для жидкой фазы:

,

,

Для паровой фазы:



,

,

Для пентана:

Жидкая фаза:

h1 = 1814,016 ккал/кмоль;

h1 = 2279,720 ккал/кмоль;

h1 = 2755,168 ккал/кмоль;

h1 = 3240,359 ккал/кмоль;

h1 = 3735,294 ккал/кмоль;

h1 = 4239,973 ккал/кмоль;

h1 = 4754,396 ккал/кмоль;

h1 = 5278,562 ккал/кмоль;

h1 = 5812,473 ккал/кмоль.

Паровая фаза:

H1 = 8198,069 ккал/кмоль;

H1 = 8544,741 ккал/кмоль;

H1 = 8900,441 ккал/кмоль;

H1 = 9265,169 ккал/кмоль;

H1 = 9638,924 ккал/кмоль;

H1 = 10021,708 ккал/кмоль;

H1 = 10413,519 ккал/кмоль;

H1 = 10814,358 ккал/кмоль;

H1 = 11224,224 ккал/кмоль.

Для октана:

Жидкая фаза:

h2 = 2728,566 ккал/кмоль;

h2 = 3429,058 ккал/кмоль;

h2 = 4144,206 ккал/кмоль;

h2 = 4874,011 ккал/кмоль;

h2 = 5618,471 ккал/кмоль;

h2 = 6377,588 ккал/кмоль;

h2 = 7151,361 ккал/кмоль;

h2 = 7939,790 ккал/кмоль;

h2 = 8742,876 ккал/кмоль.

Паровая фаза:

H2 = 12544,222 ккал/кмоль;

H2 = 13081,926 ккал/кмоль;

H2 = 13633,634 ккал/кмоль;

H2 = 14199,343 ккал/кмоль;

H2 = 14779,056 ккал/кмоль;

H2 = 15372,770 ккал/кмоль;

H2 = 15980,488 ккал/кмоль;

H2 = 16602,208 ккал/кмоль;

H2 = 17237,930 ккал/кмоль.

Для смеси:

Жидкая фаза:

hсм = 1814,016 ккал/кмоль;

hсм = 2634,416 ккал/кмоль;

hсм = 3473,307 ккал/кмоль;

hсм = 4323,296 ккал/кмоль;

hсм = 5182,832 ккал/кмоль;

hсм = 6052,762 ккал/кмоль;

hсм = 6934,805 ккал/кмоль;

hсм = 7830,890 ккал/кмоль;

hсм = 8742,876 ккал/кмоль.

Паровая фаза:

Hсм = 8198,069 ккал/кмоль;

Hсм = 8640,240 ккал/кмоль;

Hсм = 9169,711 ккал/кмоль;

Hсм = 9824,298 ккал/кмоль;

Hсм = 10653,612 ккал/кмоль;

Hсм = 11721,094 ккал/кмоль;

Hсм = 13106,089 ккал/кмоль;

Hсм = 14905,919 ккал/кмоль;

Hсм = 17237,930 ккал/кмоль.

Все полученные в этом пункте результаты внесены в табл. 3 и 4.

Таблица 3 Результаты расчетов по пункту 2.1.

Исслед. точки	Температура, С	Давление нас. паров Р1	Давление нас. паров Р2	Мольная доля НКК в жидкой фазе х'i	Мольная доля НКК в пар. фазе у'i
1	47,42	1,45	0,06	1,00	1,00
2	58,94	2,05	0,10	0,691	0,979
3	70,46	2,83	0,16	0,483	0,943
4	81,99	3,81	0,25	0,337	0,887
5	93,51	5,03	0,37	0,231	0,803
6	105,03	6,51	0,54	0,152	0,682
7	116,55	8,29	0,77	0,090	0,516
8	128,08	10,38	1,07	0,041	0,293
9	139,6	12,83	1,45	0,00	0,00

Таблица 4

Исслед. точки	Жидкая фаза	Паровая фаза
	h1	h2	hсм	H1	H2	Hсм
	ккал/моль	ккал/моль
1	1814,016	2728,566	1814,016	8198,069	12544,222	8198,069
2	2279,720	3429,058	2634,416	8544,741	13081,926	8640,240
Исслед. точки	Жидкая фаза	Паровая фаза
	h1	h2	hсм	H1	H2	Hсм
	ккал/моль	ккал/моль
3	2755,168	4144,206	3473,307	8900,441	13633,634	9169,711
4	3240,359	4874,011	4323,296	9265,169	14199,343	9824,298
5	3735,294	5618,471	5182,832	9638,924	14779,056	10653,612
6	4239,973	6377,588	6052,762	10021,708	15372,770	11721,094
7	4754,396	7151,361	6934,805	10413,519	15980,488	13106,089
8	5278,562	7939,790	7830,890	10814,358	16602,208	14905,919
9	5812,473	8742,876	8742,876	11224,224	17237,930	17237,930

По полученным данным из табл. 3 и 4 построим энтальпийную диаграмму:



2. Расчет однократного испарения

Расчет х*F и y*F

Материальный баланс процесса однократного испарения представлен следующими уравнениями:

Общий:

;

Для НКК:

;

Процесс ОИ проанализируем при помощи х - у диаграммы и изобары.

Найдем точки A и N на х - у диаграмме с помощью уравнения:

;

1)

, ,

Тогда точка А будет иметь координаты (0,74; 0).

2) , то ;

Тогда точка N будет иметь координаты (0,43; 0,43).

Соединив точки A и N, получим линию ОИ - ANF. По координатам точки F определяем мольные доли НКК в жидкости и в паре, полученные в результате ОИ, т.е.:



,

Расчет равновесной температуры

На t - x - y диаграмме находим точки х*F и y*F и проводим по ним изобару. Определяем расход жидкости gF и расход пара GF. Точка F находится на ноде, причем ее абсцисса соответствует величине . По ноде определяем температуру сырья: t = 98 С.



роверка значения мольной доли отгона

,

Так как ep = eт, следовательно, и найдены верно.

2.1 Расчет материального баланса ректификационной колонны

Определение молекулярной массы сырья, дистиллята и остатка

Составим материальный баланс без учета теплопотерь в окружающую среду для участка 1 ректификационной колонны, изображенной ниже:

Средняя молекулярная масса сырья:



,

,

Средняя молекулярная масса дистиллята:

,

,

Средняя молекулярная масса остатка:

,

,

Расчет материального баланса РК по дистилляту d

Исходя из производительности колонны по сырью F, определяем количество смеси, поступающее в колонну, кмоль/ч:

,

,

Рассчитаем расход дистиллята и остатка по правилу рычага:

Выход дистиллята находим по формуле:

,

,

,

Расчет материального баланса РК по остатку W

,

,

Покомпонентный расчет материального баланса РК

Произведем расчет количества компонентов в сырье F, дистилляте D и остатке W. Воспользуемся формулой:

,

,

,

Количества пентана и октана в исходной смеси:

,

,

,

,

Количества пентана и октана в дистилляте:



,

,

,

,

Количества пентана и октана в остатке:

,

,

,

,

Проверка материального баланса

,

,

,

Результаты расчета материального баланса внесем в табл. 5.

Таблица 5 Результаты расчетов по материальному балансу колонны

Компонент	Сырье (F)	Дистиллят (D)	Остаток (W)
	F, кг/ч	F', кмоль/ч	D, кг/ч	D', кмоль/ч	W, кг/ч	W', кмоль/ч
НКК (пентан)	9661,41	133,1	9449,28	131,24	232,56	3,23
ВКК (октан)	20339,75	179,61	212,04	1,86	20107,32	176,38
Сумма	30001,16	312,71	9661,32	133,1	20339,88	179,61



2.2 Расчет теплового баланса ректификационной колонны

Построим комбинированную диаграмму и по ней определим минимальный теплоподвод и теплосъем.

Отложим на координатной прямой x',y' значения x'W и y'D, а также координаты ноды по изобаре. Из этих точек опускаем перпендикуляры на соответствующие энтальпийные кривые. Таким образом получим ноду HG F*hg F*. Продолжим эту ноду до пересечения с перпендикулярами, опущенными из x'W и y'D, получим минимальный теплосъем Pmin(D) и минимальный теплоподвод Pmin(W). Опуская перпендикуляры из тех же точек на энтальпийные кривые, получим hW и HD, соответственно. Опуская перпендикуляр из точки F на ось ординат, получим значение hF.

Энтальпия сырья hF = 7850 ккал/кмоль;

Энтальпия остатка hW = 8200 ккал/кмоль;

Энтальпия дистиллята HD = 8450 ккал/кмоль;

Минимальный теплоподвод Pmin(W) = 3750 ккал/моль;

Минимальный теплосъем Pmin(D) = 13400 ккал/кмоль.

По диаграмме найдем:

,

,

,

,

,

,

,



1) Соединим точку Pраб (D) с точкой F и найдем точку Pраб (W):

,

Проверим, с какой точностью сходится тепловой баланс:

,

,

,

,

2.3 Расчет режима полного орошения

Рассчитаем минимальное число тарелок с помощью кривой равновесия фаз на диаграмме х - у. Для этого построим ступенчатые линии между кривой равновесия фаз и диагональю, которая является уравнением рабочей линии РПО. Построение начинаем с точки D и завершаем не ближе точки W.

Получаем: N min = 3.

Определим минимальное число тарелок аналитическим методом.

,

,

,

,

Минимальное число тарелок, соответствующее режиму полного орошения, равно 3.

2.4 Расчет числа теоретических тарелок на х' - y' и комбинированной диаграммах

Расчет числа теоретических тарелок на x' - y' диаграмме

Флегмовое число - отношение расхода жидкости по высоте колонны к дистилляту:

Найдем минимальное флегмовое число, для чего на x' - y' диаграмме отложим прямую, соединяющую точку D (откладывается на рабочей линии при y'D = 0,986) и сырьевую точку F ().

Отрезок, отсекаемый на оси ординат, численно равен: .

,

,

,

Паровое число - отношение количества пара колонны к остатку: .

Найдем минимальное паровое число, для чего на x' - y' диаграмме отложим прямую, соединяющую точку W (откладывается на рабочей линии при x'W = 0,018) и сырьевую точку F.

Отрезок, отсекаемый на оси абсцисс, численно равен:

,

,



,

Отложим на диаграмме и , и соединим эти точки соответственно с точками D и W. Результатом пересечения этих двух прямых будет точка F'.

Соединяем точки F' и D и получим рабочую линию - оперативную линию для укрепляющей части колонны; соединяем точки F' и W и получим еще одну рабочую линию - оперативную линию для отгонной части колонны. Опускаем из точки F прямые, параллельные осям, на полученные оперативные линии и получим соответствующие точки a и b. Соединяя эти точки линией, получим оперативную линию зоны питания колонны.

Таким образом, имеем ломаную линию WbaD - рабочую линию полной колонны. Между этой ломаной и кривой равновесия строим ступенчатую линию и получаем рабочее число теоретических тарелок в режиме полного орошения по х - у - диаграмме в случае допущения, что флегмовое и паровое числа постоянны.

По диаграмме число теоретических тарелок N = 6.

Расчет числа теоретических тарелок на комбинированной диаграмме

Расчет числа тарелок на комбинированной диаграмме начнем с верха колонны:

Расчет проводится путем последовательного определения составов пара и жидкости, стекающей с очередной тарелки. Для этого точку D с энтальпийной диаграммы перенесем на изобару (на линию пара). Расход жидкости g1 можем найти на линии жидкости, проведя изотерму. Затем точку g1 переносим на энтальпийную диаграмму. Состав паровой фазы найдем с помощью рабочей линии, получаемой соединением точки D и точки g1 на кривой - энтальпии жидкости. Точка G2 получится на кривой - энтальпии пара, в точке пересечения ее с рабочей линией. Затем точку G2 переносим на изобару и так далее до зоны питания, т.е. пока очередная рабочая линия не пересечет ноду сырья.

Зона питания выглядит следующим образом:

Как только очередная рабочая линия, проведенная из полюса Рраб(D) достигнет ноду сырья, переходим к расчету нижней части колонны. Для этого точку W с энтальпийной диаграммы перенесем на изобару (на линию жидкости). Расход пара Gn можем найти на линии пара, проведя изотерму. Затем точку Gn переносим на энтальпийную диаграмму. Состав жидкой фазы найдем с помощью рабочей линии, получаемой соединением точки W и точки Gn+1 на кривой - энтальпии пара. Точка gn получится на кривой - энтальпии жидкости, в точке пересечения ее с рабочей линией. Затем точку gn переносим на изобару и так далее до зоны питания, пока очередная линия не пересечет ноду сырья.

Количество нод на тепловой диаграмме равно 6, таким образом, и теоретических тарелок тоже N = 6.

Результаты

Составим табл. 6 и диаграммы по данным, полученным в пункте 2.6.

Таблица 6 Распределение температур и составов равновесных фаз для каждой из теоретических тарелок по изобарным кривым

Номер тарелки	Температура, С	x'	y'
1	56,5	0,755	0,986
2	80,0	0,365	0,895
3	97,5	0,200	0,765
4	104,5	0,150	0,685
5	119,0	0,075	0,480
6	133,5	0,018	0,180



2.5 Расчет профиля концентраций и нагрузок по высоте колонны

Расчет флегмового и парового чисел колонны

Расчет начинаем с укрепляющей части колонны, сверху вниз, до зоны питания. Укрепляющая часть колонны изображена ниже:

Для первой тарелки расход пара в мольных единицах найдем по правилу рычага из энтальпийной диаграммы:



Первая тарелка:

,

,

,

Вторая тарелка:

,,

,

,

Третья тарелка:

,

,

,

Далее расчет продолжается для отгонной части колонны, снизу вверх до зоны питания. Отгонная часть колонны изображена ниже:



Шестая тарелка:

,

,

,

Пятая тарелка:

,

,

,

Четвертая тарелка:



,

,

,

Таблица 7 Мольный расход пара и жидкости по высоте колонны

Номер тарелки	D'/W'	R/П	g', кмоль/ч	G', кмоль/ч
1	133,10	0,68	90,51	133,10
2	133,10	0,55	73,21	223,61
3	133,10	0,55	73,21	206,31
4	179,61	0,41	255,05	73,64
5	179,61	0,42	271,21	75,44
6	179,61	0,51	179,61	91,60

Далее рассчитаем расход пара и жидкости по высоте колонны в массовых долях. Для этого сначала найдем среднюю молекулярную массу жидкости и паров на каждой тарелке, а затем получившиеся значения умножим на соответствующие мольные расходы пара и жидкости. Результаты занесены в табл.8.

Для пересчета мольных единиц в массовые рассчитаем среднюю молекулярную массу для жидкости и паров на каждой тарелке:

,

,

По нодам на изобаре определим координаты x' и y' для каждой тарелки и рассчитаем для каждой тарелки Mср Ж и Мср П.



Таблица 8 Массовый расход пара и жидкости по высоте колонны

№	x'	y'	Mср Ж	Мср П	g', кмоль/ч	G', кмоль/ч	g, кг/ч	G, кг/ч
1	0,755	0,986	82,4596	72,73912	90,51	133,10	7463,4184	9681,57687
2	0,365	0,895	98,8708	76,5684	73,21	223,61	7238,33127	17121,4599
3	0,200	0,765	105,814	82,0388	73,21	206,31	7746,64294	16925,4248
4	0,150	0,685	107,918	85,4052	255,05	73,64	27524,4859	6289,23893
5	0,075	0,480	111,074	94,0316	271,21	75,44	30124,3795	7093,7439
6	0,018	0,180	113,47256	106,6556	179,61	91,60	20380,8065	9769,65296

По табл.8 построим график массовых и мольных паровых и жидкостных нагрузок по высоте колонны.



2.6 Расчет фактического числа тарелок

Для каждой секции колонны число реальных тарелок определяется по следующим формулам: пар температура ректификационный колонна

,

,

,

По результатам расчетов получаем общее число фактических тарелок в колонне Nф = 8.

2.7 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:

,

Затем определяем средние плотности жидкости на каждой тарелке:

,



Где п и о - плотности пентана и октана, кг/м3 (табл.2)

Плотности жидкости при температуре t определяются из уравнения:

,

Где - коэффициент объемного расширения жидкости;

,

Плотность пара рассчитывается следующим образом:

,

Где Т0 - температура при нормальных условиях, Т0 = 273,15 К;

T - температура паров в К;

- давление верха и низа колонны, мм.рт.ст.;

0 - давление при нормальных условиях, 0 = 760 мм.рт.ст.

Давления верха и низа колонны рассчитывается по формуле:

,

Где - давление в зоне питания;

N - номер тарелки, считая от зоны питания.

,

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

,

,

Результаты расчетов объемных расходов жидкости и пара для всех тарелок представлены в табл. 9.

Таблица 9

№	x'	y'	Mср Ж	Мср П	g', кмоль/ч	G', кмоль/ч	g, кг/ч	G, кг/ч
1	0,755	0,986	82,4596	72,73912	90,51	133,10	7463,4184	9681,57687
2	0,365	0,895	98,8708	76,5684	73,21	223,61	7238,33127	17121,4599
3	0,200	0,765	105,814	82,0388	73,21	206,31	7746,64294	16925,4248
4	0,150	0,685	107,918	85,4052	255,05	73,64	27524,4859	6289,23893
5	0,075	0,480	111,074	94,0316	271,21	75,44	30124,3795	7093,7439
6	0,018	0,180	113,47256	106,6556	179,61	91,60	20380,8065	9769,65296

№	х, масс.		Температура, С
1	0,661	0,6558	56,5	0,000962	620,65	1058,63	3,75	12,03	2583,14
2	0,266	0,6829	80,0	0,000927	627,30	1068,63	3,72	11,54	4605,57
3	0,136	0,6923	97,5	0,000914	621,49	1078,63	3,83	12,46	4418,47
4	0,100	0,6950	104,5	0,000911	618,05	1098,63	3,99	44,53	1577,66
5	0,049	0,6988	119,0	0,000906	609,20	1108,63	4,27	49,45	1663,14
6	0,011	0,7017	133,5	0,000902	599,30	1118,63	4,71	34,01	2075,34

По данным табл. 9 можно заключить, что расход жидкости больше в нижней части колонны, а расход пара - в верхней. Также из таблицы видно, что самое нагруженное место по парам в колонне - вторая тарелка. Допустимая скорость паров для трапециевидной тарелки:

,

Где с - коэффициент для расчета скорости паров; для основных тарелок с = 900 [стр. 323, рис. 7.2. (ист. 3)].

,

От 1000 до 4000 мм стандартом предусмотрены диаметры с шагом 200 мм. В связи со стандартом, принимаем диаметр колонны D = 1,4 м.

2.8 Расчет высоты ректификационной колонны

Высота колонны складывается из нескольких зон (изображенных на рисунке):

,



Где h - расстояние между тарелками (0,5 м); hB - высота, необходимая для монтажа штуцера распределителя жидкости и сепарации потока (1 м); hH - высота зоны под нижней тарелкой, необходимая для создания столба жидкости, обеспечивающего самотек (1 м); hЗ.П. - высота зоны сепарации сырьевого парожидкостного потока, а также для монтажа отбойников (1 м); NФ - фактическое число тарелок в колонне (8 тарелок).

,

2.9 Расчет конденсатора - холодильника

Расчет поверхности конденсатора - холодильника

Для расчета поверхности конденсатора - холодильника, используемого в ректификационной колонне, составим схему температур. При этом примем начальную tВН и конечную tВК температуры соответственно: tВН = 25 С и tВК = 45 С. Движение сред принимаем противоточным. Конденсатор - холодильник изображен справа: Имеем два теплоносителя:

- пар со второй тарелки поднимаясь, охлаждается от температуры t2 = 80,0 С до температуры первой тарелки t1 = 56,5 С;

- оборотная вода, температура которой tВН = 25 С, стекая с верха колонны на вторую тарелку, нагревается до tВК = 45 С.



t1 = 56,5 С t1 = 56,5 С

tВК = 45,0 С tВН = 25,0 С

Отсюда найдем средний температурный напор между двумя теплообменивающимися средами - дистиллятом и водой.

tн = t2 - tВК = 56,5 - 45,0 = 11,5 С

tк = t1 - tВН = 56,5 - 25,0 = 31,5 С

Дальше вычисляем отношение большей разности температур к меньшей: если оно меньше 2, то средняя разность температур определяется как среднелогарифмическая величина:

,

Поверхность конденсатора - холодильника определяется по формуле:

,

Где Q'D - нагрузка конденсатора - холодильника, ккал/ч;

Q'D = QDраб = 830144,7 ккал/ч;

К - коэффициент теплопередачи, ккал/(м2*ч*С);

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

,



,

Расчет расхода воды

Расход холодной воды, необходимой для охлаждения дистиллята, найдем по следующему уравнению:

,

Где С - теплоемкость воды; С = 1 ккал/(кг*С) [табл. XXXIX (ист. 3)]

t = 45 - 25 = 20 С.

,

Таким образом, поверхность конденсатора - холодильника составляет:
и расход воды

Расчет кипятильника

Расчет поверхности кипятильника

В расчете поверхности кипятильника, используемой в ректификационной колонне, учтем, что насыщенный пар конденсируется при постоянной температуре tВП, соответствующей его давлению, и температура в кипятильнике tW остается постоянной. Кипятильник изображен ниже:



Выберем значение температуры насыщенного пара по ее давлению и приведем ее теплоту парообразования при этой температуре, исходя из условия, что разность температур была не менее 20 С.

Таблица 10 Теплота парообразования насыщенного водяного пара в зависимости от давления

Давление пара, атм	Температура tВП, С	Теплота парообразования r, ккал/кг
9	183,5	486,874

Найдем разность температур между теплообменивающимися средами - остатком и паром:

t = tВП - tW, где

tВП - температура водяного пара;

tW - температура жидкости, стекающей из отгонной части в рибойлер, т.е. остаток, tW = 133,5 С;

t2 = 133,5 С t1 = 133,5 С

tВП = 183,5 С tВП = 183,5 С

,

,

,

Поверхность кипятильника определяется по формуле:

,

Для кипятильника, обогреваемого конденсирующимся водяным паром, коэффициент теплопередачи [стр. 603 (ист.5)]:

,

Принимаем K = 500 ккал/(м2*ч*С).

,

,

Расчет расхода пара

Расход водяного пара найдем из следующего уравнения:

,

Где r - скрытая теплота испарения, r = 486,874 ккал/кг.

Когда жидкость нагревается, испаряется и нагревается получившийся пар, t не играет роли, расход водяного пара находим по следующей формуле:

,

Таким образом, поверхность кипятильника составляет: и расход пара

2.10 Расчет диаметров штуцеров ректификационной колонны

Расчет диаметров штуцеров ректификационной колонны производится, как и диаметр самой колонны - в зависимости от объемного расхода и допустимой линейной скорости. Размеры штуцеров принимаем по ОТ26-1404-76. Принципиальная схема колонны со штуцерами изображена ниже:

1) Расчет диаметра штуцера для ввода холодного орошения (штуцер 1):

,

доп = 1-3 м/с. Примем доп = 2 м/с [стр. 117, табл. 4.11. (ист. 6)];

,

,

Примем d1 = 50 мм.

2) Расчет диаметра штуцера для вывода паров дистиллята и орошения (штуцер 2):



,

доп = 20 - 25 м/с. Примем доп = 20 м/с [стр. 117, табл. 4.11. (ист. 6)];

VП2 = 4605,57 м3/ч;

,

Примем d2 = 300 мм.

3) Расчет диаметра штуцера для ввода в колонну паров из кипятильника (штуцер 3):

,

VП6 = 2075,34 м3/ч;

доп = 20 - 25 м/с. Примем доп = 20 м/с [стр. 117, табл. 4.11. (ист. 6)];

,

Примем d3 = 200 мм.

4) Расчет диаметра штуцера для вывода жидкости из колонны (штуцер 4):

,

VЖ5 = 49,45 м3/ч;

доп = 0,2 - 0,8 м/с. Примем доп = 0,5 м/с [стр. 117, табл. 4.11. (ист. 6)];

,

Примем d4 = 200 мм.

5) Расчет диаметра штуцера для ввода сырья (штуцер 5).

Определим мольный расход сырьевого пара:

,

,

Молярный вес сырьевого пара:

,

,

Массовый расход сырьевого пара:

,

,

Объемный расход сырьевого пара:

,



,

Мольный расход сырьевой жидкости:

,

,

Молярный вес сырьевой жидкости:

,

,

Массовый расход сырьевой жидкости:

,

,

Плотность сырьевой жидкости при 20 C:

,

,

,

Плотность сырьевой жидкости равна:



,

,

,

Объемный расход сырьевой жидкости:

,

Суммарный расход жидкости и пара:

,

Примем скорость жидкости в штуцере 5 доп = 5 м/с [стр. 117, табл. 4.11. (ист. 6)], тогда диаметр штуцера рассчитаем по формуле:

,

,

Примем d5 = 500 мм.

Общая схема рассчитанной ректификационной колонны представлена ниже:



Заключение

В ходе данной работы изучен процесс ректификации; рассчитаны размеры колонны и ее основные показатели работы; рассчитаны и подобраны диаметры штуцеров ввода и вывода сырья, паров и жидкости, параметры конденсатора - холодильника и кипятильника (которые являются составной частью колонны). Была построена ректификационная колонна.

· Число теоретических тарелок в колонне - 6;

· Число фактических тарелок вверху колонны - 4;

· Число фактических тарелок внизу колонны - 4;

· Диаметр колонны - 1,4 м;

· Высота колонны - 6 м;

· Размеры штуцеров:

1) d1 = 0,050 м;

2) d2 = 0,300 м;

3) d3 = 0,200 м;

4) d4 = 0,200 м;

5) d5 = 0,500 м;

· Поверхность конденсатора - холодильника - 140,84 м2;

· Расход жидкости в конденсаторе - холодильнике - 41,5 т/ч;

· Поверхность кипятильника - 40,28 м2;

· Расход пара в кипятильнике - 2,07 т/ч.

В работе приведена итоговая графическая схема колонны.



Использованная литература

1. Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химическои? технологии. М.: 1973, 754 с.

2. Маркешина Л.А. (редактор). Расчет ректификации бинарнои? смеси Методическое пособие к выполнению домашнеи? работы. Уфа, УГНТУ, 2007, 34 с.

3. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химическои? технологии: учебное пособие для вузов. Л.: Химия, 1987, 576 с.

4. Расчет ректификации бинарнои? смеси: учебно-методическое пособие / Грудников И.Б., Ильина Е.Г. Уфа, УГНТУ, 2007, 75 c.

5. Скобло А.Л., Молоканов Ю.К., Владимиров А.И., Щелкунов В.А. Процессы и аппараты нефтегазопереработки и нефтехимии: учебник для вузов.- 3-е изд., перераб. и доп. М.: Недра-Бизнесцентр, 2000,677 с.

6. Эмирджанов Р.Т. Основы технологических расчетов в нефтепереработке. М. - Л., Химия, 1965. 544с.

Размещено на Allbest.ru