Расчет и подбор ректификационной колонны для разделения смеси ацетон-метанол

Расчет ректификационной установки Студент группы ХТ-301 Нуколов В.Ю. Преподаватель: Сайфулин Д.М. Москва 2002 Схема ректификационной установки непрерывного действия Исходные данные: Ацетон-Метанол Ацетон – легко кипящий компонент (ЛКК) Метанол – тяжело кипящий компонент (ТКК) W1 = 8000 (кг/час) а1 = 36.0 (%вес) а0 = 5.0 (%вес) а2 = 85

(%вес) Pгп = 3.0 (ата) tн = t1 Ma = 58 (г/моль) Mв = 32 (г/моль) Материальный баланс процесса Перевод весовых концентраций в мольные: X1 = (а1/Ma)/(a1/Ma)+(1-a1/Mв) = 0.24 мд = 24 (% мольн) X0 = (а0/Ma)/(a0/Ma)+(1-a0/Mв) = 0.028 мд = 2.8 (% мольн) X2 = (а2/Ma)/(a2/Ma)+(1-a2/Mв) = 0.76 мд = 76 (% мольн)

W1= W0 + П W1*X1 = W0*X0 + П*X2 1/M1=a1/Ma + (1-a1)/Mв = 0.0262 => М1 = 38.17 г/моль W1[кг/час] = 2.2[кг/сек] W1[кмоль/сек] = W1[кг/сек]/M1 = 0.058 кмоль/сек W0 = W1*(X2-X1)/(X2-X0) = 0.041 кмоль/сек П =W1*(X1-X0/X2-X0) = 0.017 кмоль.сек Проверка баланса: W1 = W0 + П = 0.058 кмоль/сек => баланс сошелся

Построение рабочих линий процесса x 0 5 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 - y 0 10,2 18,6 32 42,8 51,3 58,6 65,6 72,5 80 - 100 80 t 64,5 63,6 62,5 60 58,7 57,6 56,7 56 55,3 55,05 - 56,1 55,03 y = y2/(R + 1) + R/(R + 1) * x (R = W/П) y = y2/(R + 1) + R/(R + 1) * x y = y2/(R + 1) + R/(R + 1) * x y = x (I) x = 0 (II) Решив системы (I) и (II) получим: x = y2 b = y2/(R + 1)

Rmin = (y2 – y1)/(y1 –x1) = 3 => R = 1.3 * Rmin + 0.3 = 4.2 => b = 0.15 Определение числа теоретических тарелок в укрепляющей и отгонной колоннах Nтеор(у.к) = 18 Nтеор(о.к) = 7 Определение числа действительных тарелок Xср = (X1 + X2)/2 = 0.5 мд => Yср = 0.58 мд => tср = 56 0С ср(у.к) = (Yср – (Yср * Xср))/(Xср –(Yср * Xср)) = 1.38 tср = 56 0С => (ПРН) => ацет = 0.236 сП ; мет

= 0.385 сП см = (ацет ^ Xср) * (мет ^ (1-Xср)) = 0.3 сП [ср(у.к) * см] = 0.414 т(у.к) = 0.51 – 0.325 * Lg[ср(у.к) * см] = 0.63 Nдейств(у.к) = Nтеор(у.к)/ т(у.к) = 28.6 принимаем 29 Xср = (X0 + X1)/2 = 0.134 мд => Yср = 0.24 мд => tср =61 0С ср(о.к) = (Yср – (Yср

* Xср))/(Xср –(Yср * Xср)) = 2.08 tср = 61 0С => (ПРН) => ацет = 0.23 сП ; мет = 0.351 сП см = (ацет ^ Xср) * (мет ^ (1-Xср)) = 0.33 сП [ср(о.к) * см] = 0.69 т(о.к) = 0.51 – 0.325 * Lg[ср(о.к) * см] = 0.56 Nдейств(о.к) = Nтеор(о.к)/ т(о.к) = 12.5 принимаем 13

Определение диаметра колонны Д = П(R + 1) = 0.088 кмоль/сек Д * 22.4 *((273 + t2)/273) * 1/Pраб = (ПDк^2)/4 * Wп Y2 = X2 => t2= 550C Wп = 0.059SQR(ж/п * hт) hт = 0.4м 1/ж = a2/ацет + (1 – а2)/мет = 1.24 * 10^(-3) ж = 808 кг/м3 п = P/RT = 2.2 кг/м3 Wп = 0.72 м/сек Dк(в) = 2.05 м

Д * 22.4 *((273 + t2)/273) * 1/Pраб = (ПDк^2)/4 * Wп t0= 64.20C Wп = 0.059SQR(ж/п * hт) hт = 0.4м 1/ж = a0/ацет + (1 – а0)/мет = 1.25 * 10^(-3) ж = 800 кг/м3 п = P/RT = 1.18 кг/м3 Wп = 0.97 м/сек Dк(н) = 1.79 м Dк(в) = 2.05 м Dк(н) = 1.79 м => Dк = 2050мм Hраб = (Nдейств – 1) * hт = 16.4 м

Тепловой баланс колонны Qрект + W1q1 + Wq2 =Дi2 + W0q0 Д = П(R + 1) W = ПR i2 = q2 + r2 Qрект = ПR r2 + Пi2 + W0 q0 –W1q1 t0 = 64.20C => Cацет = 0.56 * 4.19 * 58 = 136.1 кДж/кмоль К Смет = 0.65 * 4.19 * 32 = 87.2 кДж/кмоль К С0 = Cацет * X0 + Смет * (1- X0) = 88.6 кДж/кмоль К q0 = C0 * t0 = 5688.12 кДж/кмоль r2 = rацет * y2 + rмет(1 – y2)

t2 = 55 0C => rацет = 519.6 кДж/кг rмет = 1110.4 кДж/кг r2 = 31431.8 кДж/кмол С1 = Сацет * Х1 + Смет (1 – Х1) = 98. 9 кДж/кмоль К С2 = Сацет * Х2 + Смет (1 – Х2) = 124. 4 кДж/кмоль К i2 = q2 + r2 = C2 * t2 + r2 = 38273.8 q1 = C1 * t1 = 5835.1 кДж/кмоль К Qрект = 2790 кДж/сек Qконд = Д * r2 = П * (R +1) * r2 = 2778.57 кДж/сек

Проверяем: Qрект = Qконд верно Поверхность кубового кипятильника Pгп = 3 ата => tгп = 132.90C t0 = 64.20C t = tгп - t0 = 68.70C Fкуба = Qрект/Куба*t= 36.9 м2 Dгп = 1.05* Qрект/r гп = 1.35 Конденсатор Gводы = Qконд / (Своды * (tв’’ – tв’)) = 33.16 кг/сек t = (1 -2)/ Ln(1/2) = 33.9 0C

F = Qконд / Kконд * t = 117м2