2. Расчетная часть

2.1 Расчет материального баланса

Уравнение материального баланса:

Дано: G_f= 6.5 кг/c

f= 28%

d = 98%

w = 1.8%

Найти: D, W.

где G_D,G_W и G_F – массовые расходы дистиллята и кубового остатка, кг/час.

G_F - производительность по продукту.

определяем G_D и G_W:

G_d + G_w = G_w

G_w = G_f - G_d

F* f= D* d + G_w* w

1.82=0,98 G_d + 0.117-0,018 G_d

1.703=0,962 G_d

G_d =1,7702

G_w=4.7298

G_w=4.7298

Ответ: G_d =1,7702; G_w =4,7298

Э танол – 78.31 градусов по Цельсию Молярная масса – 46, 06 г/моль Н.К

Вода – 99.98 градусов по Цельсию Молярная масса –18.01 г/моль В.К

Пересчет состава фаз из массовых в мольные доли:

Исходная смесь:

x_f, x_d, x_w – мольная доля сырья, дистиллята и кубового остатка

M_в.к- молярная масса высоко кипящего компонента

M_н.к- молярная масса низко кипящего компонента

Дистиллят:

Кубовый остаток:

Определяем молекулярные массы для F; D; W.

где M_f, M_d, M_w -молекулярная масса для сырья, дистиллята и кубового остатка:

M_f= M_н.к. * f + M_в.к. *(1- f)

M_f=46.06*0,28+18.01*(1-0,28)

M_f=25.864

M_d=46.06*0,98+18.01 *(1-0,98)

M_d=45.499

M_w=46.06*0,018+18.01 *(1-0,018)

M_w=18.5149

Расчет расхода F; D; W

где F, D, W- расход сырья, дистиллята и кубового остатка

F_мас, D_мас W_мас -массовый расход сырья, дистиллята и кубового остатка

F=F_мас / Mf

F=6.5/25.864

F=0,2513 киломоль/c

D=1.7702/45.499

D= 0,0389 киломоль/c

W=4.7298/18.5149

W=0,2554 киломоль/c

Количество компонентов в F; D; W.

F_н.к.= F* x_f

F_н.к=0,2513*0,1319=0.0331 киломоль/c

F_в.к= F - F_н.к

F_в.к= 0,2513-0,0331=0,2182 киломоль/c

D _н.к= D* x_d

D _н.к= 0,0389-0,9503=0,0369 киломоль/c

D _в.к= D- D _н.к

D _в.к=0,0389-0,0369=0,002 киломоль/c

W _н.к=W* x_w

W _н.к= 0,2554*0,0071=0,0018 киломоль/c

W _в.к= W- W _н.к

W _в.к= 0,2554-0,0018=0,2536 киломоль/c

Количесвто компонентов в F; D; W.

F^/_н.к.= F_н.к * M_н.к

F^/_н.к.=0,0331*46.06=1.5245 кг/с

F^/_в.к.= F_в.к * M_в.к

F^/_в.к.= 0,2182*18.01=3.9297 кг/с

D^/_н.к.= D_н.к * M_н.к

D^/_н.к.=0,0369*46.06=1,6996 кг/с

D^/_в.к.= D_в.к * M_в.к

D^/_в.к.= 0,002*18.01=0,0360 кг/с

W^/_н.к.= W_н.к * M_н.к

W^/_н.к.= 0,0018*46.06=0,0829 кг/с

W^/_в.к.= W_в.к * M_в.к

W^/_в.к.=0,2536*18.01=4.5673кг/с

Материальный баланс колонны представлен в таблице 1.

Таблица 1

Компонент	Сырье F		Дистиллят D		Кубовый остаток W
	кг/c	кмоль/с	кг/c	кмоль/с	кг/c	кмоль/с
Н.к.к	1,5245	0,0331	1,6996	0,0369	0,0829	0,0018
В.к.к	3.9297	0,2182	1,0360	0,002	4.5673	0,2536
Сумма	6.5	0,2513	1.7702	0,0389	4.7298	0,2554

2.2 Технологическая расчёт

Относительный мольный расход питания

Минимальное флегмовое число:

где R_min- минимальное флегмовое число

R_min= 1.3510

Рабочее флегмовое число:

где R- рабочее флегмовое число

R=1,3*R_min+0,3=6,3

b= x_d /(R+1)

b=0.9503/2.0563+1

b=0,3109

Уравнение рабочих линий

Для верхней укрепляющей части колонны:

y^/= 0,6728*x+0.3109

Для нижней исчерпывающей части колонны:

y^//=3.1456_x + 0,0152

Определение скорости пара и диаметра колонны

Средняя концентрация жидкости в верхней части колонны:

х^/_ср= 0,5411

Cредняя концентрация жидкости в нижней части колонны:

х^//_ср=0,0695

Средняя концентрация пара в верхней части колонны

y^/= 0,6728*0.5411+0,3109

y^/= 0,6749

Средняя концентрация пара в нижней части колонны

y^//=3,1456*0,0695+0,0152

y^//=0,2338

Определяем среднюю температуру пара:

y^/_ср=t^/_ср=79^oC

y ^//_ср=t^//_ср=92^oC

Средняя молярная масса:

M^/_ср= y^/_ср*M_н.к.+(1- y^/_ср)*M_в.к.

M^/_ср=31,0858+0,3251*18,01

M^/_ср=36,94

M^//_ср= y^//_ср*M_н.к.+(1- y^//_ср)*M_в.к

M^//_ср=0,2338*46,06+(1-0,2338)*18,01

M^//_ср=24,5680

Средняя плотность пара для верхней части колонны:

где ρ^/_ср- средняя плотность пара в верхней части колонны

ρ ^//_ср - средняя плотность пара в нижней части колонны

ρ ^/_ср=1,27 кг/м³

Плотность пара в нижней части колонны

ρ ^//_ср=0.8203 кг/м³

Находим среднюю плотность пара в колонне:

ρ _n= 1.045 кг/м³

Находим температуру флегмы и кубовой жидкости по диаграмме t-x(y) при x_d и x_w:

По справочным данным определяем плотность веществ при их температуре кипения:

ρ _н.к.=789 кг/м³

ρ _в.к.=961 кг/м³

Средняя плотность жидкости в колонне:

ρ _ж.ср=875 кг/м³

Находим скорость пара в колонне:

где c – коэффициент зависящий от конструкции тарелок, расстояние между нами, давление и нагрузка колонны по жидкости.

Коэффициент с находится:

c=[0,1*K₁*K₂* - K₃*(q-35)]

H-межтарельчатое расстояние (0,3-0,4),м, Принимаем Н=0,35

Q – линейная плотность орошения, т.е. отношение объемного расхода к периметру слива. Принимаем q=15.

K - длинна сливной планки

K₁=1

K₂=1

K₃=0,34*10^-3

c=[0,1*1,1*1*0,35-(0,34*10^-3)*(15-35)]

c=0,0418

Находим скорость пара в колонне:

ɷ= 1,157м/c

Объемный расход пара в колонне:

P₀=1,033 атм.

P=1 атм.

T_cp=85,5

G_d-массовый расход дистиллята.

G_d =1,7702 кг/с

M_d= x_d*M_н.к.+(1- x_d)*M_в.к.

M_d =43,75+0,90

M_d =39,37 моль

V=

V=0,9958

Вычисляем диаметр колонны:

где V- объемный расход пара в колонне

D=

D=

D=1,096

Из каталога «колонные аппараты» выбираем ближайший больший стандартный диаметр колонны.

Принимаем диаметр колонны 1 м.

Где ɷ-скорость пара в колонне

Определяем число тарелок и высоту колонны:

где n - примерное число тарелок, определяемое по графику x(y)

n^/-для верха колонны

n^//-для низа колонны

n^/=3

n^//=10

Действительное число тарелок:

где η- Коэффициент полезного действия тарелок

принимаем η для верхней части колонны-0,5

η для нижней части колонны-0,5

n_д= n^// η

n^/_д=3/0,5

n^/_д=6

n^//_д =n^// η

n^//_д = 10/0,5

n^//_д =20

n_д=6+20

n_д=26

Вычисляем действительно число тарелок в верхней и нижней частях колонны с запасом 15%

n_д=1.15*26=30

Вычесляем номер питательной тарелки

n_п=3*1,15=3

значит тарелка питания имеет номер 3

Высота тарельчатой части колонны:

где H- межтарельчатое расстояние

H=0,35

H_т=( n_д-1)*H

H_т=(30-1)*0,35

H_т=8,7 м

Общая высота колонны:

где h₁-высота зоны над верхней тарелкой, необходимая для монтажа штуцера-распределителя жидкости и сепарации потоков

h₁=1,1 м

h₂-высота зоны сепарации сырьевого пара жидкостного потока

h₂=1,1 м

h₃-высота зоны под нижней тарелкой

h₃=1,1 м

H_к= H_т+ h₁+ h₂+ h₃

H_к= 8,7+1,1+1,1+1,1

H_к=12

Определяем диаметр штуцеров:

Поток жидкости при движении самотеком. В пределах (0,1-0,5) м/с для флегмы

Расчет штуцеров:

Поток жидкости в напорных тарелках питания, в пределах (1,5-2,5) м/c для исходной смеси

Для газов при атмосферном давлении, в приделах (20-40) м/c выходящей из колонны паров

Для парожидкостной смеси выходящей из кипятильника, в приделах (20-40) м/с

Диаметр штуцера для выхода кубовой жидкости из колонны:

где W- массовый расход кубового остатка

d=

d=

d=0,150 м

Принимаем стандартный диаметр штуцера 125 мм

Диаметра штуцера для входа флегмы: R-рабочее флегмовое число

D- массовый расход дистиллята

Φ=R*D

d=

d=

d=

d=0,137

Принимаем 125 мм

Диаметр штуцера для выхода паров из колонны

d=

d=

d=0,500

Принимаем 500мм

Штуцер для ввода в колонну питания: где F- массовый расход сырья

d=

d=

d=0,114

Принимаем 125 мм

Диаметр штуцера для выхода из куба в кипятильник:

d=

d=

d=0,161

Принимаем 150 мм

Штуцер для парожидкостной смеси:

d=

ρ= (ρ_н.к+ ρ_п)/2

ρ=394.91

d =

d=0,240

Принимаем 250 мм