Выбор и обоснование конструкции основного аппарата

 

Все расчёты проводились на компьютере с использованием программы «DESIGNII»/Был проведен расчет колонны основной ректификации где использовался модуль -Distill- 4 характерный для расчёта полной колонны дистилляции с боковым отводом.

Исходные данные для расчета:

состав исходной смеси: СН3ОН - 83,344%мас.; Н2О - 16,525%мас.;BuOH - 0,131%мас.

температуру на входе в колонну: 50°C

температуру верхней и нижней части колонны: 88°C и 125°C соответственно;

давление в верхней и нижней части соответственно: 0,4 кг/см2 и 1,1 кг/см2;

номер тарелки питания 20

номер тарелки отвода 18

количество теоретических тарелок 83.

Модель колонны основной ректификации.

 

Рис. 5.1

 

Основные данные потоков получившиеся при моделировании приведены в таблице 5.1.

 

Таблица 5.1 - Результаты математического моделирования

		1.Метанол сырец	2.Метанол ректификат	3.Вода	4.Изобутиловый спир
Температура	C	50	73,03044	121,70089	104,36581
Давление	kg/cm2g	1	0,4000015	1,1	0,9397627
Энтальпия	kJ/hr	-85450699,8	-56099525,3	-20420168,9	-1714795,23
Энтропия	kJ/K/s	-65,05353	-45,67157	-14,91675	-1,234051
Плотность жидкости	kg/m3	682,07032	632,33105	941,74507	714,8554
Удельный вес жидкости	60F@STP	0,8267072	0,7993227	1,00008	0,8992441
Ср жидкости	kJ/kg/K	3,85027	3,7266	4,25202	4,3856
Вязкость жидкости	ns/m2	0,0005152	0,0003296	0,0002287	0,0004245
Теплопроводность жидкости	W/m/K	0,7151839	0,5341914	0,6834024	0,8305499
Расход	m3l(NTP)/hr	76,30262	65,09584	9,94791	1,24551
Молекулярный вес		28,4081	32,042	18,0154	22,8801
Молярный расход	kgmol/hr	2252,8815	1651,4585	552,0663	49,3567
Массовый расход	kg	64000,08294	52916,03326	9945,695221	1129,286232

 

Результаты расчётов показали полную сходимость с практическими данными, что говорит о правильности решения.

Полученные данные расчета колонны основной ректификации приведены в таблице 5.2.

 

Таблица 5.2 - Данные расчета колонны основной ректификации

Температура верха	C	73,03
Температура низа	C	121,7
Флегмовое число		2,8
Тепловая нагрузка на дефлегматор	kJ/hr	2,32E+08
Тепловая нагрузка на куб	kJ/hr	2,4E+08
Максимальный диаметр	m	5,168
CalculatedTrayMaximumFlood	%	80
Продукты	kgmol/hr	1651,458

 

Составив математическую модель основной ректификации можно предложить следующие оптимальные параметры ведения процесса:

. температура исходной смеси Ти= 64,40С.

. давление исходной смеси Ри=1 кгс/см2

. расход исходной смеси Gи=126690 кг/ч.

. количество тарелок N=83

. флегмовое число R=2,8

. температура верха Тв=780С.

. температура низа Тн=1250С.

. давление верха Рв=0,4 кгс/см2

. давление низа Рн=1 кгс/см2

. питание подается на 20 тарелку.

. отбор сивушных масел производится с 18 тарелки.

. количество получаемого дистиллята Gд=104219кг/ч.

 

Материальный и энергетический баланс отделения на часовую производительность

Материальный баланс

 

Ректификация метанола-сырца идет в две стадии.

Первая стадия - отгонка легких фракций.

Поток метанола-сырца поступает в ректификационную колонну отгонки легких фракций.

Расход потока - 127500 кг/ч.

Состав потока:

СН3ОН - 83,3134%; Н2О - 16,4201%; СО - 0,0002%; СО2 - 0,0688%;

СН4- 0,0136%; I-BuOH - 0,1305%; N2 - 0,0002%

В качестве флегмы подается стопроцентный метанол.

Расход потока - 67548 кг/ч.

Состав кубового остатка:OH - 83,344%; H2O - 16,525%; i-BuOH - 0,131%;

Состав дистиллята:

СН3ОН - 99,7759%; CO - 0,0005%; CO2 - 0,0935%; H2 - 0,0106%;

СН4 - 0,0507%; N2 - 0,0003%

Расчет ведем на 1000кг метанола.

*0,833134 + 67548*1 = GК.О. + GД

+ 67548 = GК.О.*0,83344 + GД*0,997759Д = (195048 - GК.О.)*0,997759

= GК.О.*0,83344 + (195048 - GК.О.)*0,997759К.О. = 126690 кг/ч.Д = 68358 кг/ч.

 

Таблица 6.1 - Материальный баланс ректификационной колонны отгонки легких фракций

Приход	кг/ч	Расход	кг/ч
метанол-сырец флегма	127500 67548	кубовый остаток дистиллят	126690 68358
Итого:	195048	Итого:	195048

 

Вторая стадия - основная ректификация.

Кубовый остаток из колонны отгонки легких фракций направляется в колонны основной ректификации.

В качестве флегмы используют стопроцентный метанол.

Расход флегмы - 156176 кг/ч.

Флегма является дистиллятом.

Состав метанола - ректификата:

OH - 99,95%; H2O - 0,05%.

 

Из колонны основной ректификации отбирается фракция метанол-масло-вода состава:

OH - 62,822%;H2O - 29,813%; i-BuOH - 7,365%.

 

Расчет ведем на 1000 кг метанола.

Из низа колонны выходит кубовый остаток.

Состав кубового остатка:

O - 99,98%; CH3OH - 0,02%.

 

Так как в качестве флегмы используется дистиллят основной колонны, то ее можно сократить.

Расход сивушных масел 1127кг/ч. Т.к. колонны две, то 2254 кг/ч.

 

*0,83344 = (1127*0,62822)*2 + GК.О.*0,0002 + GРЕКТ.*0,9995

= GК.О. + GРЕКТ.РЕКТ. = 124436 - GК.О.

,5 = GК.О.*0,0002 + (124436 - GК.О.)*0,9995К.О. = 20216 кг/ч.РЕКТ. = 124436 - 20216 =104219 кг/ч.

 

Таблица 6.2 - Материальный баланс основной ректификации

Приход	кг/ч	Расход	кг/ч
кубовый остаток	126690	метанол-ректификат сивушное масло кубовый остаток	104219 2254 20216
Итого:	126690	Итого:	126690

 

Энергетический баланс

 

Исходные данные для расчета теплового баланса.

-стадия (предварительная ректификация)

Исходная смесь, состав:

 

CH3OH - 83,31%; H2O - 16,42%; G = 127500кг/ч.

 

Кубовый остаток, состав:

 

CH3OH - 83,34%; H2O - 16,525%; G = 126690кг/ч.

 

Дистиллят, состав:

 

CH3OH - 99,77%; H2O -0,2%; G = 68358кг/ч.

Флегма, состав:

 

CH3OH - 99,77%; H2O -0,2%; G = 68358кг/ч.

 

2-стадия(основная ректификация)

Исходная смесь, состав:

 

CH3OH - 83,34%; H2O - 16,525%; G = 126690кг/ч.

 

Кубовый остаток, состав:

 

CH3OH - 0,02%; H2O - 99,98%; G = 10108кг/ч.

 

Дистиллят, состав:

 

CH3OH - 99,95%; H2O - 0,05%; G = 104129кг/ч.

 

Флегма, состав:

 

CH3OH - 99,95%; H2O - 0,05%; G = 156176кг/ч.

 

Боковой отвод:

 

CH3OH - 62,822%;H2O - 29,813%; i-BuOH - 7,365%; G = 2254кг/ч.

 

Расчет энергетического баланса.

-стадия (предварительная ректификация)

Уравнение теплового баланса:

 

QПРИХОДА = QРАСХОДА (6.2.1)ПРИХОДА =QF + QС (6.2.2)

 

где QF - тепло смеси.С - тепло поступающее со стороны.

РАСХОДА = QW + QД + QФ + QП (6.2.3)

 

где QW - тепло кубового остатка.Д - тепло дистиллята.Ф - тепло необходимое для образования флегмы.П - тепловые потери(3%).

Расчет тепла приходящего с исходной смесью.

= GF*aF*Tf (6.2.4)=450C, GF = 127500кг/ч.

 

где aF - удельная теплоемкость исходной смеси (Дж/кг*К),- массовый расход исходной смеси(кг/ч).- температура(К).

 

aF = XМ*aМ + (1 - XМ)*aB (6.2.5)

 

где XМ - содержание метанола в смеси (масс.доля).XМ = 0,83

aМ - уд. теплоемкость CH3OH(Дж/кг*К);aМ =2690Дж/кг*К

aВ - уд. теплоемкость H2O(Дж/кг*К);aВ = 4190Дж/кг*К

 

aF = 2945Дж/кг*К= 33168063 Вт

Расчет теплоты кубового остатка.

= GW*aW*tW (6.2.6)

 

где tW = 860C; GW = 126690кг/ч.

 

aW = XМ*aМ + (1-XМ)* aВ (6.2.7)

aW = 3147 Дж/кг*К= 39758595 Вт

 

Расчет теплоты необходимой для образования флегмы.

Ф = GФ*(1+R)*rф (6.2.8)

 

где GФ - расход флегмы (кг/ч). GФ = 68358кг/ч.- флегмовое число. R = 2,664ф - удельная теплота конденсации.

ф= XМ*rМ + (1-XМ)*rВ (6.2.9)

Ф = 1076600

Ф = 45996989 Вт

 

Расчет теплоты дистиллята.

Д = GД*aД*tД (6.2.10)

 

где GД = 68358кг/ч; tД =750С.

 

aД = XМ*aМ + (1-XМ)* aМ (6.2.11)

aД = 2767,9Дж/кг*КД = 18290117 Вт

 

Расчет тепла поступающего со стороны.

С = 1,03*(QД + QW + QФ -QF) = 73003349 Вт

 

Таблица 6.3 - Тепловой баланс предварительной ректификации

Приход	Вт	Расход	Вт
1,QF 2,QС	33168063 73003349	1,QД QW 3,QФ	18290117 41884306 45996989
Итого:	106171412	Итого:	106171412

 

-стадия(основная ректификация)

Уравнение теплового баланса:

ПРИХОДА = QРАСХОДАПРИХОДА =QF + QС

 

где QF - тепло смеси.С - тепло поступающее со стороны.

РАСХОДА = QW + QД + QФ + QОТВ +QП

 

где QW - тепло кубового остатка.Д - тепло дистиллята.Ф - тепло необходимое для образования флегмы.ОТВ - тепло фракции метанол-масло-вода.П - тепловые потери(3%).
= GF*aF*tF

 

где tF =860C, GF = 126690кг/ч.

 

aF = XМ*aМ + (1 - XМ)*aB

 

где XМ = 0,834

 

aF = 3146Дж/кг*К= 37350552 Вт

 

Расчет теплоты кубового остатка.

= GW*aW*Tw

 

где tW = 1240C; GW = 10108кг/ч.

 

aW = XМ*aМ + (1-XМ)* aВ

aW = 4189 Дж/кг*К=6476149 Вт

 

Расчет теплоты дистиллята.

Д = GД*aД*tД

 

где GД = 104129кг/ч; tД =760С.

 

aД = XМ*aМ + (1-XМ)* aМ

aД = 2808Дж/кг*К
Д = 28345996 Вт

 

Расчет теплоты необходимой для образования флегмы.

Ф = GФ*(1+R)*rф

 

где GФ = 156176кг/ч.- флегмовое число. R = 2,664

ф= XМ*rМ + (1-XМ)*rВ

 

где rФ = 1071800Ф = 82299806 Вт

Расчет теплоты бокового отвода.

ОТВ = GОТВ*aОТВ*tОТВ

 

где GОТВ = 2254кг/ч; tОТВ = 800С

 

aОТВ = 3121Дж/кг*КОТВ = 2474316 Вт

 

Расчет тепла поступающего со стороны.

С = 1,03*(QД + QW + QФ + QОТВ -QF) = 82245815 Вт

 

По / 15 / 25% тепла поступающего со стороны является пар = 20561453 Вт. 75% -контактные газы.

 

Расход пара = QК / rг.п.*h =20561453 / 2171000*0,95 »»10кг/с = 36000кг/ч.

 

Таблица 6.4 - Тепловой баланс основной ректификации

Приход	Вт	Расход	Вт
1,QF 2,QС	37350552 82245715	1,QД QW QФ 4,QОТВ	28345996 6476149 82299806 2474316
Итого:	119596267	Итого:	119596267

 

Мощность выбирается исходя из следующих положений:

Потребность в данном производстве.

Наличие сырья.

Техническая возможность оборудования.

В настоящее время потребность в метаноле очень велика, запасы сырья достаточны. Поэтому выбор мощности будет ограничиваться технической возможностью оборудования, максимальная единичная мощность агрегата 750000 т/год, что и принято в проекте.

Для расчёта мощности используем формулу:

ц = g * TЭФ * n,

 

где g - часовая производительность одной колонны ректификации;- количества ректификационных колонн;

ТЭФ - эффективное время работы агрегата, час

ТЭФ находим по формуле:

 

ТЭФ = ТКАЛ - ТППР = 8760 - 1560= 7200 час.

 

где ТКАЛ - календарное время, час

ТППР - время планово - предупредительных ремонтов, час.

Мощность агрегата составляет 750000 т в год

Часовая производительность = 52,08 т в час

=N/(g*Tэф)=750000/52,08*7200=2

 

Таким образом, для обеспечения мощности 750000 т/г потребуется установка двух колонн основной ректификации.