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

Подождите немного. Документ загружается.

По ГОСТ 9617-76 установлен ряд внутренних диаметров

для сосудов и аппаратов. Для стальных аппаратов

рекомендованы значения диаметров: от 1200 до 4000 мм - через

200 мм.

Принимаем диаметр колонны 1600 мм.

Рабочая скорость пара в свободном сечении колонны по

формуле (30):

4 1,496

W 0,744

D 3,14 1,6

æö

===

ç÷

××

èø

Объёмный расход жидкости в верхней части колонны

согласно формуле (31):

-3

D onm

4807 0,9

L 1,616 10

3600 3600 730,15

= = =×

××

(м

/с).

Скорость жидкости в верхней части колонны:

-3

-4

хв

4 1,616 10

W 8,04 10

3,14 1,6

××

æö

= =×

ç÷

èø

Объёмный расход жидкости в нижней части колонны по

формуле (32):

L+G

= 5,925 + 10000/(3600·730,15) = 5,45·10

-3

(м

/с)

Скорость жидкости в верхней части колонны:

хн

4 5,45 10

W 2,71 10

3,14 1,6

××

æö

= =×

ç÷

èø

4.5. Выбор типа тарелки

По каталогу для колонны диаметром 1600 мм выбираем

ситчатую однопоточную тарелку ТС-Р (ОСТ 26-805-73) со

следующими конструктивными размерами:

Диаметр отверстий в тарелке d

= 5 мм

Шаг между отверстиями t = 15 мм

Свободное сечение тарелки F

= 14,7%

Высота переливного порога h

пер

= 60 мм

Ширина переливного порога b = 800 мм

Рабочее сечение тарелки S

= 1,834 м

4.6. Определение коэффициентов массопередачи

Эмпирические зависимости в критериальной форме для

определения β

для ситчатой тарелки по формуле (34):

yf cm

0,7 0,5

y yy

22,4 h

Sh 9,2Re Sc =

0,7 0,5

Sh = 9,2 6394 0 469 = 2906

××

где

ycmy

= – критерий Рейнольдса для паровой фазы

согласно (35);

-6

0,744 0,03 2,046

Re 6394

7,142 10

××

;

= – критерий Шмидта для паровой фазы по

формуле (36);

-6

7,142 10

Sc 0,469

2,046 7,445 10

××

;

– скорость пара в свободном сечении колонны, м/с;

= 0,03 м – высота статического слоя жидкости на

тарелке (принимаем равной половине высоты переливного

порога тарелки);

= 7,142·10

-6

Па·с– коэффициент динамической

вязкости пара при средней температуре;

= 2,046 кг/м

– средняя плотность пара;

()

-2 1,5

1/3 1/3 2

AB AB

4,22 10 T 1 1

P MM

××

= ×+

×+

– коэффициент

диффузии в паровой фазе по формуле (37):

()

-2 1,5

-6

1/3 1/3 2

4,22 10 97,75+ 273 1 1

D + 7,445 10

101330 62,64 +103 46 74

××

= × =×

(м

/с)

, М

– молекулярные массы этилового и бутилового

спирта соответственно;

Т – средняя температура пара в колонне, К;

62,64

= см

/моль,

= 103

см

/моль – мольные объемы

этанола и бутанола в жидком состоянии при температуре

кипения соответственно.

-6

ст

ShD

2906 7,445 10

0,032

22,4 h 22,4 0,03

××

===

××

Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе рассчитывается

по уравнению (38):

xf cm x

0,25 0,5

x xx

Sh = 460Re Sc =

- для верхней части колонны:

0,25 0,5

xв

Sh 460 36,387 239,565 = 17490

=×× ,

- для нижней части колонны:

0,25 0,5

xн

Sh 460 122,647 239,565 = 23690

=×× ,

где

xcmx

= – критерий Рейнольдса для жидкой фазы

согласно формуле (39);

- для верхней части колонны:

-4

xв

8,04 10 0,03 730,15

Re 36 387

0,484 10

×××

;

- для нижней части колонны:

-3

xн

2,71 10 0,03 730,15

Re 122,647

0,484 10

×××

;

= – критерий Шмидта для жидкой фазы -

формула (40);

-3

0,484 10

239,565

730,15 2,767 10

××

;

= 0,484·10

-3

Па·с– коэффициент динамической

вязкости жидкости;

= 730,15

кг/м

– средняя плотность жидкости;

[

]

()

x x20

D D 1 b t 20

= ×+×- – коэффициент диффузии в

жидкой фазе при температуре жидкости согласно (41):

[

]

()

-9 -9

D 1,447 10 1 0,012 96 20 2,767 10

=××+×-=×(м

/с);

()

-6

x20

1/3 1/3 2

x20AB

mJJ

×+

××+

– коэффициент диффузии

жидкости при 20

С по формуле (42);

()

-6

-9

x20

1/ 3 1/ 3 2

10+

46 74

D 1,447 10

1 1 2,993 62,64 +103

= =×

×××

(м

/с);

А, В – коэффициенты, зависящие от свойств веществ;

x20 x20

b 0,2

=× – температурный коэффициент (43);

b 0,2 2,993 827,7 0,012

=×=.

Коэффициент массоотдачи для верхней части колонны:

-9

хxх

хfв

стх

ShrD 17490 858 2,767 10

0,03

h М 46,532 0,03

×× ×××

===

××

Коэффициент массоотдачи для нижней части колонны:

-9

хxх

хfн

стх

ShrD 23690 858 2,767 10

0,04

h М 46,532 0,03

×× ×××

===

××

Тангенс угла наклона касательной к линии равновесия

находим по формуле (44):

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 согласно (45):

В пределах от x

до x

выбираем ряд значений x. Для

каждого значения x определяем по диаграмме (рис. 24)

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

рабочей линией, а затем по этим значениям находим величину

Подставляя найденные значения β

, β

и m для различных

значений x по формуле (46):

yf yf xf

1 1m

=+ находим значения

Результаты записываются в таблицу 11.

Рис. 24. Изображение на диаграмме х-у линии равновесия, (1), кинетической линии (2),

рабочих линий (3, 4) и ступенчатой, определяющей число тарелок

Таблица 11

x y–y* x–x* M K

0,115 0,035 3,294 0,007

0,2

0,225 0,110 2,049 0,010

0,3

0,207 0,142 1,455 0,013

0,4

0,150 0,142 1,055 0,015

0,064 0,096 0,670 0,019

0,6

0,078 0,130 0,597 0,022

0,7

0,070 0,160 0,439 0,024

0,8

0,035 0,180 0,193 0,028

0,009 0,081 0,111 0,029

4.7. Определение числа тарелок

Для построения кинетической кривой используем формулу

(47):

( )

exp

yfT

yy yy

æö

-=-

ç÷

èø

где f

= 1,834 м

– рабочая площадь тарелки;

()

GR1

3600 M

–

мольный расход пара в колонне.

4807 (0,9+1)

G = 0,055

3600 46,532

(кмоль/с).

Значения разности (у*–у) и K

для ряда значений х в

пределах от х

до x

даны в таблице 11.

На диаграмме (рис. 24) 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

. 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.

В результате построения получаем:

– число реальных тарелок в укрепляющей секции

колонны: n

= 10;

– число реальных тарелок в исчерпывающей секции

Колонны: n

= 13,

– общее число тарелок в колонне п = 23.

4.8. Определение высоты ректификационной колонны

Для колонны диаметром 1600 мм (согласно таблице 7)

принимаем расстояние между тарелками Н = 400 мм.

Межтарельчатое расстояние в местах установки люков примем H

= 0,6 м.

Полезную высоту колонны определим по формуле (49):

= (n-n

-1)·Н+(n

-1)·Н

= (23-4--1)·0,4 + (4-1)·0,6 = 9 (м)

где n

– число люков в колонне.

Общую высоту ректификационной колонны определим по

формуле (48): Н = Н

+ z

где z

, z

– расстояние соответственно между верхней тарелкой и

крышкой колонны и между днищем колонны и нижней тарелкой,

м. Примем эти расстояния 1,6 м и 2 м соответственно.

Н = 9+1,6+2 =12,6 м.

4.9. Определение гидравлического сопротивления

колонны

Гидравлическое сопротивление тарелки определим по

уравнению (51):

T cyx cm

РР РР

D =D +D +D ,

где

cyx

D – сопротивление сухой тарелки, Па;

–

сопротивление, вызванное силами поверхностного натяжения, Па;

D – статическое сопротивление слоя жидкости на тарелке, Па.

Гидравлическое сопротивление сухой ситчатой тарелки

определяем по уравнению (52):

cyxy

Dxr

, , =

cyx

0 82

P 1 82 2 046 57,94

2 0 147

=××

Па

где

=×

– скорость пара в рабочем сечении тарелки;

3 14 1,6

w 0 744 0 82

4 1 834

=×=

м/с;

=1,82 – коэффициент

сопротивления тарелок.

Гидравлическое сопротивление, вызываемое силами

поверхностного натяжения, находим по уравнению (53):

= ,

4 15 39 10

P 12 31

0 005

××

==Па

где σ = 15,39·10

-3

Дж/м

– поверхностное натяжение, Н/м; d

–

диаметр отверстия для ситчатой тарелки.

Величину превышения уровня жидкости над сливной

перегородкой найдем по уравнению (57)

h 0 00284K

æö

ç÷

èø

для верхней части колонны:

1 616 10 3600

h 0 00284 1 0 011

æö

××

D=××=

ç÷

èø

(м)

для нижней части колонны:

5 45 10 3600

h 0 00284 1 0 024

æö

××

D=××=

ç÷

èø

(м)

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

определим из уравнения (58):

,()

cm nep

P13Kh hKg

¢¢

= +D ,

для верхней части колонны:

,(,,,,),,,

P 1 3 0 5 0 06 0 011 0 5 730 15 9 81 360 645

= ×+ × × ×= (Па)

для нижней части колонны:

,(,,,,),,,

P 1 3 0 5 0 06 0 024 0 5 730 15 9 81 456 723

=××+ × × ×= (Па)

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 согласно (59):

P Pn

= ,

(,,),,

P 57 94 12 31 23 360 645 10 456 723 13 11160

= + ×+ ×+ ×= (Па)

Проверим выполнение условия (50):

min

для верхней части колонны: