Ректификационная установка непрерывного действия для разделения смеси пентан-гексан

    Число тарелок рассчитываем по  уравнению:

 

    Для определения среднего к.  п. д. тарелок   находим коэффициент  относительной летучести разделяемых  компонентов  α=P_А/P_В и динамический коэффициент вязкости исходной смеси m при средней температуре в колонне. При этой температуре давление насыщенного пара ацетона P_п=1300 мм. рт. ст., а воды P_гек = 400 мм. рт. ст., откуда   α=1300/400=3,25.  

Динамический коэффициент вязкости исходной смеси =0,2152*10^(-3)  тогда: αm=3.25*0,2152=0.699.

Рис.6. Диаграмма для приближенного определения среднего к. п. д. тарелок.

    Из этого произведения, по графику (рис.6) определяем среднее к.п.д. тарелок η=0,52. 

 

Также находим поправочное значение на длину пути D. Длина пути жидкости на тарелке:

l=D-2*b;

Значение ширины переливного порога b находим, решая систему уравнений:

 где П=1.715 м - периметр сливной перегородки, согласно конструкции выбранной колонны; радиус тарелки равен половине диаметра колонны , отсюда b = 0,617 м.

l=3-2*0,617=1,77 м.

По графику (рис.7) находим Поправочное значение на длину пути  D=0,175.

Рис.7. Зависимость поправки Δ от длины пути жидкости на тарелке l.

Средний к. п. д. тарелок n=0.52*1.175=0.61

_.

 

Тогда число тарелок определится :

а) в верхней части колонны:

 

 

б) в нижней части колонны:

;

 

    Общее число тарелок n=23, с запасом n=30, из них в верхней части колонны и в нижней части   тарелок.

 

    Общая высота колонны определяется по уравнению: , =,

где ,–  соответственно высоты сепарационного пространства над  тарелкой  и  расстоянием между  днищем колонны и тарелкой (высота  верхней  и  нижней  частей  колонны), м., равные =1м. и =2м.

    Высота тарельчатой части колонны: , тогда

  11 м

11+2+1= 14 м

    Общее гидравлическое сопротивление тарелок:

Dp=Dp’n_В+Dp”n_Н;

Δр=418.4*14+496.3*16=6216,387 Па=13798 Па.

 

2. ТЕПЛОВОЙ РАСЧЕТ УСТАНОВКИ

    Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе: Q_Д=*(1+R)* _, где: r_P=_P*А +(1-_P)_*,

r_P=0,97*520,6+(1-0,97)*2360,0=575,782кДж/кг=575,782*Дж/кг,

где r_А и r_В – удельные теплоты конденсации ацетона и воды при 56,8 °С.

      Расход теплоты:

.

    Расход теплоты, получаемой в кубе-испарителе от греющего пара, находим по уравнению:

 

Здесь  тепловые  потери    приняты в размере 3%  от полезно затрачиваемой теплоты;

 

=1,03*(3.7*10^6+2.78*0.46*4190*82+4.37*0.45*4190*109-7.15*0.455*4190*91.5)=3.9*10^6 Вт.

 

    Расход теплоты в паровом подогревателе исходной смеси:

Вт,

здесь тепловые потери приняты в размере 5%,

    Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята:

2.78*0.43*4190*(42-25)=8.51*10^4 Вт,

    Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка:

 Вт,

а) в кубе-испарителе:

 

  где =2141*10³ Дж/кг – удельная теплота конденсации греющего пара, тогда

 

 

  б) в подогревателе исходной  смеси:

 

 

 

Всего 1,9+0,48=2,38 кг/с

   Расход охлаждающей воды при нагреве ее на 20^оС рассчитывается по формуле:

 

а) в дефлегматоре:                 

 

б) в водяном холодильнике дистиллята:

0.00101M3/C

 

в) в водяном холодильнике кубового остатка:

 

Всего

 

3. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ДИАМЕТРА ШТУЦЕРОВ

    Одним из параметров колонны являются диаметры трубопроводов и штуцеров. Рассчитаем диаметр штуцеров: подачи исходной смеси; выход паров дистиллята; вход флегмы; выход кубового остатка; вход паров кубового продукта. Внутренний диаметр штуцера круглого сечения рассчитывают по формуле:

 

  где V – расход, - скорость среды в штуцере.

    Определим   расходы    жидкостей   (паров)   по   каждому штуцеру. Для этого необходимо найти расходы такие, как: G_F, G_R, G_W, G_V’,G_V” – на   входе  и  выходе  из  колонны.  При  расчете диаметра, расходы переводят в [м³/с], по формуле:

V=G/r;

    При  определении   скорости   истечения   по   штуцеру, необходимо учитывать, что чем больше скорость, тем меньше требуется диаметр штуцера, т. е. меньше стоимость штуцера, его  монтажа  и  ремонта. Определим  скорость, расход и диаметр на входе и выходе из колонны, на каждом штуцере: Принимаем скорость жидкости w_шт=1 м/с,  скорость потока пара w_шт=25 м/с.

а)расход подачи исходной смеси:

где  G_F =7.15 кг/с, далее переведем расход по формуле V=G/r,

ρ – плотность потока сырья, кг/, при температуре кипения °С, определяется по формуле:

,

где , – плотности , кг/м3, при их температурах кипения °С,

=748 кг/;

=958 кг/;

Тогда ;

0,00855;

w=м/с,

 

 

б)расход входа флегмы:

G_R= R*G_P=2.4*7.15=17.20 кг/с,

 

w=1 м/с,

 

 

 в)расход выхода кубового  остатка:

G_W=4.37 кг/с,

 

 

 

w=1 м/с,

 

 

г)расход выхода паров дистиллята:

G_V’= R*G_p+G_p

G_V’=6.67+2.78=9.45 кг/с,

 

 

w=25 м/с,

 

д)расход входа паров кубового продукта

G_V”= R*G_P+G_W

G_v^”=11.04 кг/ч.

 

 

w=25 м/с,

 

 

 

 

 

 

 

 

ЗАКЛЮЧЕНИЕ

    В данном проектном расчете предложена конструкция ректификационной установки непрерывного действия для разделения смеси ацетон и вода, с исходными данными P=10000кг/ч, x_F=40%, х_P=95%, х_W=5%, которая будет иметь следующие параметры:

производительность по дистилляту G_P=кг/c;    производительность по кубовому остатку G_W= кг/c;

флегмовое число R=2.4;

диаметр колонны D=3 м;

число тарелок n=30;

высота колонны H= 14 м;

расход теплоты ;

расход теплоты в кубе-испарителе Q_K=3900000 Вт;

расход теплоты в подогревателе  исходной смеси Q_F= Вт.

 

 

ЛИТЕРАТУРА

1. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию/Г.С Борисов, В.П. Брыков, Ю.И. Дытнерский и др. Под ред. Ю.И. Дытнерского, 2-е изд., перераб. И дополн. М.: Химия, 1991 – 496 с.;
2. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. 10-е изд., перераб. И доп.- Л.: Химия, 1987.-576с., ил.
3. Каталог.    “Колонные    аппараты“.   Изд.   2-е.    М.: ЦИНТИХИМНЕФТЕМАШ, 1978. 31 с.
4. Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. 9-е изд., перераб. и дополн.- М.: Химия, 1973 - 754с.