166528 (Расчет и подбор ректификационной колонны для разделения смеси ацетон-метанол)

Московская государственная академия тонкой химической технологии

им. М.В Ломоносова

Кафедра ПАХТ

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

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 = r_ацет * y₂ + r_мет(1 – y₂)

t₂ = 55 ⁰C => r_ацет = 519.6 кДж/кг

r_мет = 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