Кутузова М.А., Дмитриев А, В., Кутузов А.Г. (сост.) Технологический расчет ректификационной колонны

Подождите немного. Документ загружается.

Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе рассчитывается

по уравнению:

0,25 0,5

Sh 460Re Sc

3600

xf cm x

x xx

,(39)

где

cmx

= (40) – критерий Рейнольдса для жидкой

фазы;

= (41) – критерий Шмидта для жидкой фазы;

[

]

()

x x20

D D 1 b t 20

= ×+×- (412 – коэффициент диффузии в

жидкой фазе, м

/с;

()

-6

x20

1/3 1/3 2

x20AB

mJJ

×+

××+

(43) –

коэффициент диффузии жидкости при 20

С; А, В –

коэффициенты, зависящие от свойств веществ;

x20 x20

b 0,2

=× (44) – температурный коэффициент;

– коэффициент динамической вязкости жидкости, Па·с.

Тангенс угла наклона касательной к линии равновесия

(45)

Так как величина m является переменной по высоте

колонны, находим ее значения для различных концентраций,

используя диаграмму

Предварительно на диаграмму наносим кривую равновесия

y* =f (x) и линии рабочих концентраций при оптимальном

значении флегмового числа R.

При этом

(46)

В пределах от x

до x

выбираем ряд значений x. Для

каждого значения x определяем по диаграмме (рис. 18)

величины y*–y и x–x* как расстояния между равновесной и

рабочей линией, а затем по этим значениям находим величину

Результаты записываются в таблицу 6.

Таблица 6

x y*–y x–x* m K

Подставляя найденные значения β

, β

и m для различных

значений x находим значения К

yf yf xf

=+. (47)

3.7. Определение числа тарелок

Для построения кинетической кривой используем формулу

( )

exp

xfT

k н

yy yy

æö

-=--

ç÷

èø

(48)

где f

– рабочая площадь тарелки, м

()

GR1

3600 M

– мольный

расход пара в колонне, (кмоль/с).

Значения разности (у*–у) и K

для ряда значений х в

пределах от х

до x

даны в таблице 6.

На диаграмме (рис. 18) откладываем отрезки у*–y

от

равновесной линии вниз, полученные точки соединяем плавной

линией. Построенная кривая является кинетической кривой.

Число реальных тарелок, которое обеспечивает заданную

четкость разделения, находим путем построения ступенчатой

линии между рабочей и кинетической линиями. Построение

ступенчатой линии проводим от концентрации x

до x

и от x

до х

. Число ступеней в пределах концентраций x

–x

равно

числу реальных тарелок укрепляющей секции колонны, число

ступеней в пределах концентраций x

–х

равно числу реальных

тарелок исчерпывающей секции колонны.

Рис. 18. Изображение на диаграмме х-у линии равновесия, (1),

кинетической линии (2), рабочих линий (3, 4) и ступенчатой,

определяющей число тарелок

*–y

В результате построения получаем:

– число реальных тарелок в укрепляющей секции

колонны;

– число реальных тарелок в исчерпывающей секции

колонны,

– общее число тарелок в колонне п.

3.8. Определение высоты ректификационной колонны

Общая высота ректификационной колонны складывается

из полезной высоты колонны и высоты опорной обечайки.

Н = Н

+ z

(49),

где z

, z

– расстояние соответственно между верхней тарелкой и

крышкой колонны и между днищем колонны и нижней

тарелкой, м.

Полезная высота определяется числом тарелок и выбором

расстояния между тарелками, расположением люков для

монтажа и ремонта тарелок, конструкцией узла ввода сырья,

конденсатора и кипятильника.

= (n-1)·Н+(n

-1)·Н

(50)

В результате технологического расчета высота колонны

определяется приближенно, в дальнейшем, на стадии

конструктивной проработки, она уточняется.

Расстояние между тарелками было принимается: H = 0,2-

0,6 м. Через каждые 4-5 тарелок по высоте колонны

устанавливаются люки для обеспечения монтажа и ремонта

тарелок. Диаметр люка обычно составляет не менее 450 мм, а

расстояние между тарелками в месте установки люка

принимается не менее 600 мм. Межтарельчатое расстояние в

местах установки люков можно принять H

= 0,6 м.

Расстояние между верхним днищем колонны и ее верхней

концентрационной тарелкой выбирают с учетом конструкции

(наличие отбойников, распределителей жидкости и т.д.), оно

равно примерно трем расстояниям между тарелками. Высота

питательной зоны колонны определяется конструкцией узла

ввода сырья и его фазовым состоянием.

Расстояние между нижним днищем и нижней тарелкой

отгонной секции может определяться с учетом необходимого

запаса жидкости в случае прекращения поступления сырья в

колонну.

Расстояние от уровня жидкости до нижней тарелки

отгонной части колонны составляет обычно 1-2 м и выбирается

таким, чтобы распределение поступающего из кипятильника

пара по сечению колонны было равномерным. При этом

большие расстояния соответствуют колоннам большего

диаметра.

В тех случаях, когда нет необходимости создавать запас

жидкости в колонне, расстояние от нижнего днища до нижней

тарелки принимается из конструктивных соображений.

Определение минимального расстояния между тарелками

min

(51)

Обычно, расстояние между тарелками принимают в

зависимости от диаметра ректификационной колонны (таблица

7).

Таблица 7

D, мм

800 800-1600 1600-2000 2000-2400 >2400

H, мм 200-350 350-400 400-500 500-600 600

3.9. Определение гидравлического сопротивления

колонны

Гидравлическое сопротивление тарелки определяется по

уравнению

T cyx cm

РР РР

D =D +D +D , (52)

где

cyx

D – сопротивление сухой тарелки, Па;

–

сопротивление, вызванное силами поверхностного натяжения,

Па;

D – статическое сопротивление слоя жидкости на

тарелке, Па.

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки как

колпачковой, так и ситчатой определяют по уравнению

cyxy

D xr

= , (53)

где w

– скорость пара в отверстиях ситчатой тарелки или

скорость в прорезях колпачка, м/с;

– коэффициент

сопротивления (для тарелок ситчатых:

= 1,82; колпачковых

= 5,4-6).

Гидравлическое сопротивление, вызываемое силами

поверхностного натяжения, находят по уравнению

= , (54)

где σ– поверхностное натяжение, Н/м; d

– диаметр отверстия

для ситчатой тарелки или эквивалентный диаметр прорези

колпачка, определяемый по соотношению

e np

= , (55)

где f

пр

– площадь прорези, м

; П – смоченный периметр прорези,

м.

Статическое давление слоя жидкости на колпачковой

тарелке

cm cmn

Phg

= , (56)

где h

ст

– высота барботажа на тарелке, м; ρ

– плотность

парожидкостного слоя на тарелке, кг/м

, принимают в пределах

(0,4-0,6), ρ

, ρ

– плотность жидкости на тарелке, кг/м

Высота барботажа на колпачковой тарелке

ст р omkp

hhhh

= + +D +D

, (57)

где h

– высота погружения прорезей, определяемая как

разность отметок верхней кромки сливной перегородки и

верхнего обреза прорезей в колпачке, м; h

откр

– высота открытия

прорезей, м (поскольку колпачковые тарелки работают с

полным открытием прорезей, эта величина может быть принята

равной высоте прорезей); Δh – величина превышения уровня

жидкости над сливной перегородкой, м; Δ – градиент уровня

жидкости на тарелке, м (эта величина для колонн среднего

диаметра незначительна и ею в расчете можно пренебречь).

Величину превышения уровня жидкости над сливной

перегородкой находят по уравнению

0,00284

æö

ç÷

èø

, (58)

где L – расход жидкости, м

/ч; b – ширина сливной перегородки,

м; К – безразмерный коэффициент, учитывающий увеличение

скорости и сужение потока жидкости, К = 1.

Для ситчатой тарелки статическое давление слоя жидкости

определяют из уравнения

1,3()

cm nep

P Kh hKg

¢¢

= +D , (59)

где K' – относительная плотность парожидкостного слоя на

тарелке (принимают 0,4-0,6); ∆h – величина превышения уровня

жидкости на тарелке, м, находят по уравнению (37); h

пер

–

высота переливного порога, м; ρ

– плотность жидкости на

тарелке, кг/м

Гидравлическое сопротивление всех тарелок

P Pn

= (60)

3.10. Тепловой расчет ректификационной установки

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в

дефлегматоре – конденсаторе, находим по уравнению, Вт:

(1)

LDD

Q G Rr

=+ (61)

где

(1)

D DA DB

r xr xr

= +- , где

– удельные теплоты

конденсации низкокипящего и высококипящего компонентов,

Дж/кг.

Расход теплоты, получаемой в кубе – испарителе от

греющего пара, находим по уравнению, Вт:

K L D D D W W W F F F nom

QQGctGctGctQ

=++ ++ (62)

где c

, c

и c

– удельные массовые теплоемкости кубового

остатка, питания и дистиллята, Дж/(кг·К).

Расход теплоты в паровом подогревателе исходной смеси,

Вт:

1,05()

FFFH

Q Gctt

=- (63)

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном

холодильнике дистиллята, Вт:

()

DDDK

QGctt

=-. (64)

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном

холодильнике кубового остатка, Вт:

()

WWWK

QGctt

=- (65)

Расход греющего пара в кубе испарителе, в подогревателе

исходной смеси, Вт:

= (66)

где r

g.п.

– удельные теплоты конденсации водяного пара, Дж/кг.

Расход охлаждающей воды в дефлегматоре, в водяном

холодильнике дистиллята, в водяном холодильнике кубового

остатка:

()

ВK HВ

сtt

(67)

где c

– удельная массовая теплоемкость воды, Дж/(кг·К); ρ

–

плотность воды, кг/м

4. ПРИМЕР РАСЧЕТА НЕПРЕРЫВНОДЕЙСТВУЮЩЕЙ

ТАРЕЛЬЧАТОЙ КОЛОННЫ

Рассчитать и спроектировать ректификационную колонну

для разделения под атмосферным давлением G

= 10 т/ч

бинарной смеси этилового и бутилового спирта с концентрацией

низкокипящего компонента х

= 38% (масс.). Исходная смесь

поступает в колонну при температуре кипения. Требования к

чистоте продуктов: х

= 97% (масс.), х

= 3% (масс.).

4.1. Определение мольных концентраций и

молекулярных масс исходной смеси, дистиллята и

кубового остатка

Для пересчета массового состава в мольный используем

формулу (9):

где х,

– мольный и массовый состав смеси соответственно; М

= 46 кг/кмоль, М

= 74 кг/кмоль – молекулярные массы

легколетучего (этилового спирта) и труднолетучего (бутилового

спирта) компонентов соответственно.

0,38 46

x = 0,496

1- 0,38

0,38 46 +

= ;

0,97 46

x = 0,981

1-0,97

0,97 46 +

= ;

0,03 46

x = 0,047

1- 0,03

0,03 46 +

= ;

Молекулярную массу исходной смеси, дистиллята и

кубового остатка находим по формуле (10):

(

)

АВ

M xM 1-xM

=×+×

- питания:

( )

кг

M 0,496 46 1- 0,496 74 60,112

кмоль

æö

= ×+ ×=

ç÷

èø

;

- дистиллята:

( )

кг

M 0,981 46 1 - 0,981 74 46,532

кмоль

æö

= ×+ ×=

ç÷

èø

;

- кубового остатка:

( )

кг

M 0,047 46 1- 0,047 74 72,684

кмоль

æö

= ×+ ×=

ç÷

èø

;

4.2. Материальный баланс

По уравнениям материального баланса (11)-(12) находим

и G

F DW

GGG

FF DD WW

Gx Gx Gx

где G

– массовый расход исходной смеси, подаваемой на

разделение в колонну, т/ч; G

– массовый расход кубового

остатка, отбираемого из колонны, т/ч; G

– массовый расход

дистиллята, кг/ч; х

, х

– содержание легколетучего

компонента в исходной смеси, дистилляте и кубовом остатке

соответственно в мольных долях (мольных процентах).

G G 10

0,981 G 0,047 G 4,96

×+ ×=

= 4,807 т/ч

= 5,193 т/ч