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 Rn и паровые Пn числа соответственно для концентрационной и отгонной частей ректификационной колонны определим по тепловой диаграмме как отношения отрезков:
Rn = gn / D = Gn+1D / gnGn+1 и Пn = Gn / W = Wgn+1/ gn+1Gn
т.е. для 1 тарелки: R1 = g1 / D = 20,5/7,85=2,611
для 8׳ тарелки: П8׳ = G8 / W = 16,8 / 8,9 = 1,888.
По рассчитанным данным можем определить мольные расходы жидкости gn и пара Gn:
для концентрационной части колонны:
g׳n = Rn · D', (31)
G׳n+1=G׳n+g׳n-gn-1', (32)
для отгонной части колонны:
g׳n+1 = G׳n+gn'-G׳n-1 (33)
G׳n = Пn · W', (34)
т.е. для 1 тарелки: g1 = 2,611 · 115,72 = 302,1449 кмоль/ч;
G1 = 115,72 кмоль/ч;
для 8׳ тарелки: g8׳ = 251,14+387,7978-388,47 = 387,118 кмоль/ч;
|
|
G8׳ = 1,846 ·135,974 = 251,01 кмоль/ч.
Найденные мольные расходы пересчитываем в массовые, используя следующие уравнения:
g = gn · Mgn, (35)= Gn · MGn. (36)
где Mgn и MGn - средние молярные массы соответственно равновесных потоков жидкости и паров, покидающих n - ную тарелку, кг /кмоль.
Mgn = MБ · x'n + MТ · (1 - x'n), (37)
MGn = MБ · y'n + MТ · (1 - y'n), (38)
Для 1 тарелки: Mg1 = 78,11 · 0,955 + 92,14 · (1 - 0,955) = 78,29 кг/кмоль;
MG1 = 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:
NФ = N-1 / η, (47)
где NФ - 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 ηукр = 0,6
ηотг = 0,4
Число фактических тарелок в верхней части колонны:
NВ = (8-1)/ 0,6 = 12.
|
|
Число фактических тарелок в нижней части колонны:
NН = (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):
wдоп = 0,85 · 10-4 · С · ((ρtg - ρG) / ρG)1/2, (45)
где wдоп - допустимая скорость паров в полном сечении колонны, м/с;
ρtg - плотность жидкости, стекающей с первой(2) тарелки. ρtg = 831,16 кг/м3;
ρG - плотность пара, поступающего со второй(3) тарелки. ρG = 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:
VG2 = G / ρG2, (39)
где ρG - плотность паров.
ρG2 = MG2 / 22,4 · T0 / (T0 + t2) · π, (40)
где T0 - температура при н.у. T0 = 273 K.
ρG2 = 78,6011 / 22,4 · 273 / (273 + 95) · 1,47 = 3,8265 кг/м3;
VG2 = 32844,62 /3,8265 = 8583,244 м3/ч.
ρtgn = (ρ204 g - α · (tn - 20)) · 1000, (42)
где α - средняя температурная поправка:
α = 0,001828-0,00132 · ρ204 g
ρ204 g - относительная плотность жидкости при 20°С.
ρ204 g = 1 / (xn / ρ204 Б + (1 - xn) / ρ204 Т), (43)
где ρ204 Б и ρ204 Т - относительные плотности соответственно бензола и толуола при 20°С; xn - массовая доля бензола в жидкости, стекающей с n - ной тарелки.
xn = MБ / Mgn · x'n, (44)
x2 = 78,11 / 79,3727 · 0,910 = 0,8955;
ρ204 g = 1 / (0,8955 / 0,8790 + (1 - 0,8955) / 0,8669) = 0,878;
α = 0,001828-0,00132 · 0,878 = 0,00067
ρtg2 = (0,878 - 0,00067 · (95 - 20)) · 1000 = 831,16 кг/м3;
dK = (VG2 / (0,785 · wдоп))1/2, (46)
где dK - диаметр колонны, м; VG1 - максимальная паровая нагрузка.
VG = 8583,244 м3/ч = 2,384 м3/с.
Выбираем тарелки колпачкового типа. При максимальных нагрузках для колпачковых тарелок, расстояние между которыми принимаем hT = 500 мм.
wдоп = 0,85 · 10-4 · 900 ·((831,16 - 3,8265) / 3,8265)1/2 = 1,125 м/с;
dK = (2,384 / (0,785 · 1,125))1/2 = 1,643 м.
Принимаем диаметр верхней части колонны dK = 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:
Vgn = gn / рtg (48)
где p'g - плотность жидкости при температуре tn, которая представляет собой:
ptg = (р204g-a*(tn-20)*1000 (49)
где а - средняя температурная поправка, а = 0,001828 - 0.00132 • р204;
р204 g - относительная плотность жидкости при 20°С.
P2°4g = 1 / (ХП / Р2°4Б + (1 - Х») / Р2°4Т), (50)
где р2°4 б и р2°4 т - относительные плотности соответственно бензола и толуола при 20°С; хп - массовая доля бензола в жидкости, стекающей с n - ной тарелки.
хп = МБ / Mgn • х'п, (51)
Произведем расчет объемного расхода жидкости Vg для 1 тарелки по вышеперечисленным формулам:
х, = 78/ 78,74 -0,955 = 0,946;
p204g = 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 tg, = (0,8784 - 6,6851*104 - (94,0 - 20)) • 1000 = 828,930 кг/м3;
Vg = 23791,3/ 828,930 = 28,7 м3/ч.
Диаметр штуцеров рассчитывается по формуле, аналогично расчету диаметра аппарата:
dw=(Vg/ (0,785 • wдоп • 3600))1/2
где wAon - допускаемая скорость жидкости, из опыта эксплуатации wдоп=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! |
Мы поможем в написании ваших работ!