Построение профиля температур и профиля концентраций по высоте колонны

Для построения профиля температур и профиля концентраций по высоте колонны определим температуру и составы равновесных фаз для каждой теоретической тарелки по изобарным кривым и составим таблицу полученных данных:

 

Номер тарелки	Температура,°С	x '	y '
1	94	0,955	0,987
2	95	0,91	0,965
3	96,6	0,8375	0,93
4	99	0,7325	0,88
5	101,8	0,64	0,81
6	104,4	0,545	0,7425
7	107	0,46	0,675
8	109,2	0,39	0,615
8׳	110,1	0,345	0,56
7׳	113,1	0,3	0,51
6׳	115,8	0,255	0,4422
5׳	118,1	0,2025	0,375
4׳	119,9	0,155	0,295
3׳	121,2	0,105	0,22
2׳	119,9	0,06	0,0875
1׳	121,2	0,03	0,0775

Расчет жидкостных и паровых нагрузок по высоте колонны

 

Флегмовые R_n и паровые П_n числа соответственно для концентрационной и отгонной частей ректификационной колонны определим по тепловой диаграмме как отношения отрезков:

R_n = g_n / D = G_n+1D / g_nG_n+1 и П_n = G_n / W = Wg_n+1/ g_n+1G_n

т.е. для 1 тарелки: R₁ = g₁ / D = 20,5/7,85=2,611

для 8׳ тарелки: П_8׳ = G₈ / W = 16,8 / 8,9 = 1,888.

По рассчитанным данным можем определить мольные расходы жидкости g_n и пара G_n:

для концентрационной части колонны:

 

g׳_n = R_n · D',             (31)

G׳_n+1=G׳_n+g׳_n-g_n-1',              (32)

 

для отгонной части колонны:

 

g׳_n+1 = G׳_n+g_n'-G׳_n-1             (33)

G׳_n = П_n · W',           (34)

 

т.е. для 1 тарелки: g₁ = 2,611 · 115,72 = 302,1449 кмоль/ч;

G₁ = 115,72 кмоль/ч;

для 8׳ тарелки: g_8׳ = 251,14+387,7978-388,47 = 387,118 кмоль/ч;

G_8׳ = 1,846 ·135,974 = 251,01 кмоль/ч.

Найденные мольные расходы пересчитываем в массовые, используя следующие уравнения:

 

g = g_n · M_gn,              (35)= G_n · M_Gn.        (36)

 

где M_gn и M_Gn - средние молярные массы соответственно равновесных потоков жидкости и паров, покидающих n - ную тарелку, кг /кмоль.

M_gn = M_Б · x'_n + M_Т · (1 - x'_n),      (37)

M_Gn = M_Б · y'_n + M_Т · (1 - y'_n),     (38)

 

Для 1 тарелки: M_g1 = 78,11 · 0,955 + 92,14 · (1 - 0,955) = 78,29 кг/кмоль;

M_G1 = 78,11 · 0,987 + 92,14 · (1 - 0,987) = 78,74 кг/кмоль;

g = 302,14 · 78,29 = 23791,3 кг/ч;

G = 115,72 · 78,74 = 9059,995 кг/ч.

Составим таблицу полученных данных (расчет произведен с помощью электронных таблиц Excel):

 

Коцентрационная секция
№	R	G×	g×	x×	y×	MG	Mg	G	g
1	2,611	115,72	302,1449	0,955	0,987	78,2924	78,74135	9059,995	23791,3
2	2,569	417,86	297,2847	0,91	0,965	78,6011	79,3727	32844,62	23596,29
3	2,525	413	292,193	0,8375	0,93	79,0921	80,38988	32665,41	23489,36
4	2,457	407,91	284,324	0,7325	0,88	79,7936	81,86303	32548,85	23275,63
5	2,422	400,04	280,2738	0,64	0,81	80,7757	83,1608	32313,84	23307,8
6	2,39	395,99	276,5708	0,545	0,7425	81,7227	84,49365	32361,7	23368,48
7	2,358	392,29	272,8678	0,46	0,675	82,6698	85,6862	32430,58	23381
8	2,328	388,59	269,3962	0,39	0,615	83,5116	86,6683	32451,57	23348,11
Отгонная секция
№	П	G×	g×	x×	y×	MG	Mg	G	g
1	1,888	256,72	135,974	0,03	0,0775	91,0527	91,7191	23374,94	12471,41
2	1,886	256,45	392,6929	0,06	0,0875	90,9124	91,2982	23314,2	35852,16
3	1,886	256,45	392,421	0,105	0,22	89,0534	90,66685	22837,47	35579,57
4	1,869	254,14	392,421	0,155	0,295	88,0012	89,96535	22364,21	35304,29
5	1,857	252,5	390,1094	0,2025	0,375	86,8788	89,29893	21937,21	34836,35
6	1,852	251,82	388,4777	0,255	0,4422	85,9359	88,56235	21640,72	34404,5
7	1,847	251,14	387,7978	0,3	0,51	84,9847	87,931	21343,4	34099,45
8	1,846	251,01	387,118	0,345	0,56	84,2832	87,29965	21155,76	33795,26

 

Расчет фактического числа тарелок

 

В реальности поведение газов и растворов в той или иной степени отклоняется от поведения идеальных газов и растворов. Величиной, учитывающей отклонение реального от идеального поведения, служит коэффициент полезного действия тарелки. Число фактических тарелок определяется из соотношения:

 

N_Ф = N-1 / η,            (47)

 

где N_Ф - число фактических тарелок; N - число теоретических тарелок; η - КПД тарелки и η = 0,5 ÷ 0,7 для укрепляющей части колонны и η = 0,3 ÷ 0,5 для отгонной.

Принимаем КПД тарелки η_укр = 0,6

η_отг = 0,4

Число фактических тарелок в верхней части колонны:

N_В = (8-1)/ 0,6 = 12.

Число фактических тарелок в нижней части колонны:

N_Н = (8 - 1) / 0,4 = 18.

Итак, в верхней части колонны - 12 тарелок, а в нижней - 18 тарелок.

 

Расчет высоты колонны

 

Из опыта эксплуатации принимаем расстояние между тарелками h = 500 мм. Высота колонны рассчитываем по следующей формуле:

 

H = H₁ + H₂ + H₃ + (N - 2) · h,             (48)

 

где N - число фактических тарелок в колонне. N = 30.

H₂ - высота зоны питания, м; H₃ - высота для самотека, м;

H₁ - высота для распределения орошения, м.

Из опыта эксплуатации принимаем H₂ = 1 м; H₃ = 1 м; H₁ = 1 м.

H = 1 + 1 + 1 + (30 - 2) · 0,500 = 12 м.

Итак, высоту колонны принимаем H = 12000 мм.

Расчет диаметра колонны

 

Диаметр колонны рассчитывается по максимальной паровой нагрузке в верхней части колонны (из профиля паровых и жидкостных нагрузок максимальная паровая нагрузка у верхней(2) тарелки):

 

w_доп = 0,85 · 10^-4 · С · ((ρ^t_g - ρ_G) / ρ_G)^1/2,        (45)

 

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

ρ^t_g - плотность жидкости, стекающей с первой(2) тарелки. ρ^t_g = 831,16 кг/м³;

ρ_G - плотность пара, поступающего со второй(3) тарелки. ρ_G = 3,8265 кг/м³;

С - коэффициент, величина которого зависит от конструкции тарелок, расстояния между тарелками и поверхностного натяжения жидкости σ. С=900.

Рассчитаем объемный расход паров следующим образом:

 

V_G2 = G / ρ_G2,           (39)

 

где ρ_G - плотность паров.

 

ρ_G2 = M_G2 / 22,4 · T₀ / (T₀ + t₂) · π,       (40)

 

где T₀ - температура при н.у. T₀ = 273 K.

 

ρ_G2 = 78,6011 / 22,4 · 273 / (273 + 95) · 1,47 = 3,8265 кг/м³;

V_G2 = 32844,62 /3,8265 = 8583,244 м³/ч.

 

ρ^t_gn = (ρ²⁰_{4 g} - α · (t_n - 20)) · 1000,         (42)

 

где α - средняя температурная поправка:

α = 0,001828-0,00132 · ρ²⁰_{4 g}

ρ²⁰_{4 g} - относительная плотность жидкости при 20°С.

 

ρ²⁰_{4 g} = 1 / (x_n / ρ²⁰_{4 Б} + (1 - x_n) / ρ²⁰_{4 Т}),           (43)

 

где ρ²⁰_{4 Б} и ρ²⁰_{4 Т} - относительные плотности соответственно бензола и толуола при 20°С; x_n - массовая доля бензола в жидкости, стекающей с n - ной тарелки.

 

x_n = M_Б / M_gn · x'_n,             (44)

 

x₂ = 78,11 / 79,3727 · 0,910 = 0,8955;

ρ²⁰_{4 g} = 1 / (0,8955 / 0,8790 + (1 - 0,8955) / 0,8669) = 0,878;

α = 0,001828-0,00132 · 0,878 = 0,00067

ρ^t_g2 = (0,878 - 0,00067 · (95 - 20)) · 1000 = 831,16 кг/м³;

 

d_K = (V_G2 / (0,785 · w_доп))^1/2,        (46)

 

где d_K - диаметр колонны, м; V_G1 - максимальная паровая нагрузка.

V_G = 8583,244 м³/ч = 2,384 м³/с.

Выбираем тарелки колпачкового типа. При максимальных нагрузках для колпачковых тарелок, расстояние между которыми принимаем h_T = 500 мм.

w_доп = 0,85 · 10^-4 · 900 ·((831,16 - 3,8265) / 3,8265)^1/2 = 1,125 м/с;

d_K = (2,384 / (0,785 · 1,125₎)^1/2 = 1,643 м.

Принимаем диаметр верхней части колонны d_K = 1,8 м.

 

Расчет диаметра штуцеров

 

Расчет диаметра штуцера для ввода жидкостного орошения

Парциальный конденсатор принимают эквивалентным одной теоретической тарелке. Для определения объемного расхода орошения необходимо рассчитать плотность и поток флегмы стекающий с первой тарелки:

 

gop = gl

 

Теперь рассчитаем удельный расход жидкости по следующим формулам:

 

V_gn = g_n / р^t_g (48)

 

где p'_g - плотность жидкости при температуре t_n, которая представляет собой:

 

p^t_g = (р²⁰_4g-a*(t_n-20)*1000 (49)

 

где а - средняя температурная поправка, а = 0,001828 - 0.00132 • р²⁰₄;

р²⁰_{4 g} - относительная плотность жидкости при 20°С.

P²°_4g = 1 / (Х_П / Р²°_4Б + (1 - Х») / _Р²°_4Т), (50)

 

где р²°_{4 б} и р²°_{4 т} - относительные плотности соответственно бензола и толуола при 20°С; х_п - массовая доля бензола в жидкости, стекающей с n - ной тарелки.

 

х_п = М_Б / M_gn • х'_п, (51)

 

Произведем расчет объемного расхода жидкости V_g для 1 тарелки по вышеперечисленным формулам:

х, = 78/ 78,74 -0,955 = 0,946;

p²⁰_4g = 1 / (0,946/ 0,8790 + (1 - 0,946) / 0,8669) = 0,8784;

а = 0,00 1 828 - 0.00 1 32 • 0,8784=6,6851 • 10⁴;

p ^t_g, = (0,8784 - 6,6851*10⁴ - (94,0 - 20)) • 1000 = 828,930 кг/м³;

V_g = 23791,3/ 828,930 = 28,7 м³/ч.

Диаметр штуцеров рассчитывается по формуле, аналогично расчету диаметра аппарата:

 

d_w=(V_g/ (0,785 • w_доп • 3600))^1/2

 

где w_Aon - допускаемая скорость жидкости, из опыта эксплуатации w_доп⁼l-3 м/с.

d=(28,7/(0,785*2*3600^))0,5= 0,0713 м

В соответствии со стандартом примем диаметр штуцера 80 мм

 

---

Дата добавления: 2020-12-12; просмотров: 169; Мы поможем в написании вашей работы!

Поделиться с друзьями:

---

---

Мы поможем в написании ваших работ!