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:

N_Ф = N-1 / η, (47)

где N_Ф – 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 η_укр = 0,6

η_отг = 0,4

Число фактических тарелок в верхней части колонны:

N_В = (6-1)/ 0,6 = 8,33.

Число фактических тарелок в нижней части колонны:

N_Н = (7 – 1) / 0,4 =15.

Итак, в верхней части колонны – 8 тарелок, а в нижней – 15 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 = 23.

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 + (23– 2) · 0,500 = 13,5 м.

Итак, высоту колонны принимаем H = 13500 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):

w_доп = 0,85 · 10^-4 · С · ((ρ^t_g – ρ_G) / ρ_G)^1/2, (45)

где w_доп – допустимая скорость паров в полном сечении колонны, м/с;

ρ^t_g – плотность жидкости, стекающей с первой(2) тарелки;

ρ_G – плотность пара, поступающего со второй(3) тарелки;

С – коэффициент, величина которого зависит от конструкции тарелок, расстояния между тарелками и поверхностного натяжения жидкости σ. С=900.

Рассчитаем объемный расход паров следующим образом:

V_G2 = G / ρ_G2, (39)

где ρ_G – плотность паров.

ρ_G2 = M_G2 / 22,4 · T₀ / (T₀ + t₂) · π, (40)

где T₀ – температура при н.у. T₀ = 273 K.

ρ_G2 = 79,68/ 22,4 · 273 / (273 + 97,8) · 1,42 = 3,719 кг/м³;

V_G2 = 42980,165/3,719 = 11557,277м³/ч.

ρ^t_gn = (ρ²⁰_{4 g} – α · (t_n – 20) ) · 1000, (42)

где α – средняя температурная поправка:

α = 0,001828-0,00132 · ρ²⁰_{4 g}

ρ²⁰_{4 g} – относительная плотность жидкости при 20 °С.

ρ²⁰_{4 g} = 1 / ( x_n / ρ²⁰_{4 Б} + (1 – x_n) / ρ²⁰_{4 Т}), (43)

где ρ²⁰_{4 Б} и ρ²⁰_{4 Т} – относительные плотности соответственно бензола и толуола при 20 °С; x_n – массовая доля бензола в жидкости, стекающей с n – ной тарелки.

x_n = M_Б / M_gn · x'_n, (44)

x₂ = 78 / 81,5 · 0,75 = 0,718;

ρ²⁰_{4 g} = 1 / ( 0,75 / 0,8790 + (1 – 0,75) / 0,8669) = 0,876;

α = 0,001828-0,00132 · 0,876 = 0,000669

ρ^t_g2 = (0,877 – 0,000669· (97,8– 20) ) · 1000 = 823,5кг/м³;

d_K = (V_G2 / (0,785 · w_доп ))^1/2, (46)

где d_K – диаметр колонны, м; V_G2– максимальная паровая нагрузка.

V_G =11557,156 м³/ч =3,21 м³/с.

Выбираем тарелки колпачкового типа. При максимальных нагрузках для колпачковых тарелок, расстояние между которыми принимаем h_T = 500 мм.

w_доп = 0,85 · 10^-4 · 900 ·((823,5 – 3,719) / 3,719)^1/2 = 1,132 м/с;

d_K = (3,21 / (0,785 · 1,132))^1/2 = 1,901 м.

Принимаем диаметр верхней части колонны d_K = 2 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:

V_gn = g_n / р^t_g (48)

где p'_g - плотность жидкости при температуре t_n, которая представляет собой:

p^t_g = (р²⁰_4g-a*(t_n-20)*1000 (49)

где а - средняя температурная поправка, а = 0,001828 - 0.00132 • р²⁰₄;

р²⁰_{4 g} - относительная плотность жидкости при 20 °С.

P²°_4g = 1 / ( Х_П / Р²°_4Б + (1 - Х„) / _Р²°_4Т), (50)

где р²°_{4 б} и р²°_{4 т} - относительные плотности соответственно бензола и толуола при 20 °С; х_п - массовая доля бензола в жидкости, стекающей с n - ной тарелки.

х_п = М_Б / M_gn • х'_п, (51)

Произведем расчет объемного расхода жидкости V_g для 1 тарелки по вышеперечисленным формулам:

х, = 78/ 80,1 • 0,85= 0,828;

p²⁰_4g = 1 / ( 0,828/ 0,8790 + (1 - 0,828) / 0,8669) = 0,877;

а = 0,001828 - 0.00132 • 0,877=6,6 • 10⁴;

p ^t_g, = (0,878- 6,6•10⁴- (96.8 - 20) ) • 1000 = 831,03 кг/м³;

V_g =31770,28/ 831,03 = 38,23 м³/ч.

Диаметр штуцеров рассчитывается по формуле, аналогично расчету диаметра аппарата :

d_w=(V_g/ (0,785 • w_доп • 3600))^1/2

где w_Aon- допускаемая скорость жидкости, из опыта эксплуатации w_доп⁼l-3 м/с .

d=(38,23/(0,785•2•3600^))0,5= 0,083м

В соответствии со стандартом примем диаметр штуцера 90 мм

Расчет диаметра штуцера вывода паров из колонны

d=(V/ (0,785 • w_доп • 3600))^1/2

где V- объемный расход паров, поднимающиеся со второй тарелки:

V=Gn₂/ p^t2_G=42980,165 /3,719=11556,9 м/ч

w_доп- допускаемая скорость пара, из опыта эксплуатации w_доп⁼20-25 м/с

d = (11556,9 /(0,785•20•3600))^1/2=0,42м

В соответствии со стандартом примем диаметр штуцера 400 мм .

Расчет диаметра штуцера ввода паров из ребойлера

d = (V/ (0,785 • w_доп • 3600))^1/2

где V- объемный расход паров, поднимающиеся с 13-ой тарелки:

V=G_П13/p^t13_G

p_g - плотность пара, уходящего с 13-ой тарелки.

p_Gn = M_Gn / 22,4 • То / (То + t_n) • п / п₀, (52)

где Т₀ и п₀ - температура и давление при н.у. Т₀ = 273 К, п₀ = 760 мм рт. ст.; п - давление в середине колонны, мм рт. ст.

p^t2_G = 90,67 / 22,4 • 273 / (273 +121,8) • 1178 / 760=4,338 кг/м³.

V=32920,189/4.338 =7602,62 м³/ч.

w_доп- допускаемая скорость пара, из опыта эксплуатации w_доп=20-25 м/с .

d = (7602,62/(0,785*20*3600))^1/2=0,367м

В соответствии со стандартом примем диаметр штуцера 400 мм.

Расчет диаметра штуцера для вывода остатка

V_g = 0,785 • w_доп • d²_w, (53)

где V_g - объемный расход жидкости, стекающей с предпоследней теоретической

V_g = g₁₂/P^tl2_g

Произведем расчет объемного расхода жидкости V_g для 12 тарелки по вышеперечисленным формулам:

х₁₂ = 78/90,95•0,038= 0,032;

P²⁰_4g = 1 / (0,032/ 0,8790 + (1 - 0,032) / 0,8669) = 0,8674;

а = 0,001828 – 0,00132• 0,8674=0,000683;

p^t_gl2 = (0,8764- 0,000683 • (120,2-20)) • 1000 = 807,96 кг/м³;

V_g =45664,213/ 807,96 = 56,517 м³/ч.

w_доп - допустимая скорость жидкости, из опыта эксплуатации w_доп=0,2-0,8 м/с .

d_w - диаметр штуцера, м.

d_w=(V_g/ (0,785 • w_доп • 3600))^1/2.

Принимаем w_доп = 0,5 м/с.

d_w= (56,517 / (0,785 • 0,5 • 3600))^1/2 = 0,19 м.

Принимаем диаметр штуцера d_w = 200 мм.

Расчет диаметра штуцера ввода сырья

Удельный расход сырья принимается как сумма расходов жидкости и пара:

V^F_общ - = V^F_ж + V^F_п

Определим мольный расход сырьевого пара:

g_f =е' * F^/=0,52•257,56=133,93 кмоль/ч;

Молярный вес сырьевого пара:

M_GF = М_Б • y*'_F+ М_т • (1 - y*'_F) = 78 • 0,59+ 92 • (1 - 0,59)=83,74 кг/кмоль;

Массовый расход сырьевого пара:

G_F= g_f’ •M_G = 133,93 • 83,74=11215,29 кг/ч;

Объемный расход сырьевого пара:

V_GF = G_F• 22,4• (t_F +273)/ (M_Gf •273•п)

где t_F=107.8°C - температура сырья на входе в колонну.

V_GF = 11215,29•22,4•(108,3+273)/(83,74•273•1,42) =2950,81м³ /ч = 0,82 м³/с.

Мольный расход сырьевой жидкости:

g_F^;= F'• (1- e’)=257,56• (l-0,52)=123,63 кмоль/ч;

Молярный вес сырьевой жидкости:

M_gF = М_Б • x*'_F+ М_т • (1 - x*'_F)=78 • 0,37+ 92 • (1 - 0,37)=86,82 кг/кмоль;

Массовый расход сырьевой жидкости:

gF=g_F^/• M_gF=123,63•86,82=10733,56 кг/ч;

Плотность сырьевой жидкости при 20 °С :

Р²°4 _g = 1 / ( x_F */ р²⁰_{4 б} + ( 1 - xf*) / _Р²°_{4 т}),

где x*_F' =М_Б / M_gF · x*_F =78/86,68·0,37=0,333

p²⁰_4g= 1 /(0,333 /0,8790 + (1 -0,333) /0,8669)=0,8724,

а = 0,001828 – 0,00132 • 0,8724=0,0006764;

p ^t_gF = (0,8724-0,0006774 • (108,3 - 20) ) • 1000 = 817,54 кг/м³;

Объемный расход сырьевой жидкости:

Vg_F= g_F/ pt_gF=10733,56 /817,54=13,13 м³/ч или 3,6•l0-³ м³/с

Суммарный расход жидкости и пара сырья:

V^F_o6ui= V^F_ж+ V^F_п= 3,6•10^-3 +0,82=0,823 м³/с .

Пусть скорость сырья в штуцере w=10 м/с, тогда диаметр штуцера:

d= (0,823 / (0,785 • 10))^1/2=0,324 м

Принимаем диаметр штуцера d= 350 мм.