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

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 = 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