Расчет колонны с клапанными тарелками
Расчет концентраций исходной смеси, дистиллята и кубового остатка. Материальный баланс процесса ректификации. Определение средней концентрации бензола в жидкости и в паре. Тепловой расчет ректификационной колонны. Расчет тепловой изоляции колонны.
| Рубрика | Химия |
| Вид | курсовая работа |
| Язык | русский |
| Дата добавления | 23.02.2012 |
| Размер файла | 306,5 K |
Отправить свою хорошую работу в базу знаний просто. Используйте форму, расположенную ниже
Студенты, аспиранты, молодые ученые, использующие базу знаний в своей учебе и работе, будут вам очень благодарны.
Размещено на http://www.allbest.ru/
Содержание
Реферат
Введение
1. Расчет колонны с клапанными тарелками
1.1 Расчет концентраций исходной смеси, дистиллята и кубового остатка
1.2 Материальный баланс процесса ректификации
1.3 Расчет флегмового числа
1.4 Определение средней концентрации бензола в жидкости
1.5 Определение средней концентрации бензола в паре
1.6 Расчет скорости пара и диаметра колонны
1.7 Определение высоты колонны
1.8 Гидравлический расчет колонны.
1.9 Тепловой расчет ректификационной колонны
1.10 Расчет тепловой изоляции колонны
2. Расчет вспомогательного оборудования
2.1 Кипятильник (куб - испаритель)
2.2 Дефлегматор
2.3 Холодильник для дистиллята
2.4 Холодильник для кубового остатка
2.5 Подогреватель
3. Расчет диаметров штуцеров
Список используемой литературы
Приложение А
Реферат
В данном курсовом проекте приведен расчет ректификационной установки непрерывного действия для разделения смеси бензол - толуол. Рассчитаны диаметр, высота колонны, вспомогательное оборудование.
Данный курсовой проект состоит из 47 листов расчетно-пояснительной записки формата А4 и двух листов графической части (схема установки и чертеж ректификационной колонны с клапанными тарелками) формата А1.
Введение
Ректификация - массообменный процесс, который осуществляется в большинстве случаев в противоточных колонных аппаратах с контактными элементами (насадки, тарелки), аналогичными используемыми в процессе абсорбции. Поэтому методы подхода к расчету и проектированию ректификационных и абсорбционных установок имеют много общего.
Большое разнообразие тарельчатых контактных устройств затрудняет выбор оптимальной конструкции тарелки. При этом наряду с общими требованиями (высокая интенсивность единицы объема аппарата, его стоимость и др.) ряд требований может определяться спецификой производства: большим интервалом устойчивой работы при изменении нагрузок по фазам, способностью тарелок работать в среде загрязненных жидкостей, возможностью защиты от коррозии. Зачастую эти качества становятся превалирующими, определяющими пригодность той или иной конструкции для использования в каждом конкретном процессе.
Целью расчета массообменного аппарата является определение конструктивных размеров, т.е. высоты и диаметра колонны, гидромеханических и экономических показателей ее работы.
При расчете процессов ректификации составы жидкостей обычно задаются в массовых долях или процентах, а для практического расчета удобнее пользоваться составами жидкостей и пара, выраженными в мольных долях или процентах.
Описание технологической схемы процесса
Рис. 1.1 Принципиальная схема ректификационной установки:
1 --емкость для исходной смеси; 2,9 --насосы; 3 --теплообменник-подогреватель; 4 --кипятильник; 5 -- ректификационная колонна; 6 --дефлегматор; 7 -- холодильник дистиллята; 8 --емкость для сбора дистиллята; 10-- холодильник кубовой жидкости; 11 --емкость для кубовой жидкости
Исходную смесь из промежуточной емкости 1 центробежным насосом 2 подают в теплообменник 3, где она подогревается до температуры кипения. Нагретая смесь поступает на разделение в ректификационную колонну 5 на тарелку питания, где состав жидкости равен составу исходной смеси xF .
Стекая вниз по колонне, жидкость взаимодействует с поднимающимся вверх паром, образующимся при кипении кубовой жидкости в кипятильнике 4. Начальный состав пара примерно равен составу кубового остатка xw, т. е. обеднен легколетучим компонентом. В результате массообмена с жидкостью пар обогащается легколетучим компонентом. Для более полного обогащения верхнюю часть колонны орошают в соответствии с заданным флегмовым числом жидкостью (флегмой) состава хР, получаемой в дефлегматоре 6 путем конденсации пара, выходящего из колонны. Часть конденсата выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения -- дистиллята, который охлаждается в теплообменнике 7 и направляется в промежуточную емкость 8.
Из кубовой части колонны насосом 9 непрерывно выводится кубовая жидкость -- продукт, обогащенный труднолетучим компонентом, который охлаждается в теплообменнике 10 и направляется в емкость 11.
Таким образом, в ректификационной колонне осуществляется непрерывный, неравномерный процесс разделения смеси на дистиллят (с высоким содержанием легколетучего компонента) и кубовый остаток (обогащенный труднолетучим компонентом).
1. Расчет колонны с клапанными тарелками
1.1 Расчет концентраций исходной смеси, дистиллята и кубового остатка
Рассчитаем необходимые концентрации исходной смеси, дистиллята и кубового остатка по формуле:
, (1.1)
где xA - мольная доля низкокипящего компонента в жидкости;
MA - молекулярная масса низкокипящего компонента, кг/кмоль;
MB - молекулярная масса высококипящего компонента, кг/кмоль.
Молекулярная масса бензола (вещество А) - 78 кг/кмоль, толуола (вещество В) - 92 кг/кмоль.
Подставим полученные значения в формулу и рассчитаем содержание низкокипящих компонентов в массовых долях в исходной смеси, дистилляте, кубовом остатке, соответственно:
,
,
.
1.2 Материальный баланс процесса ректификации
Материальный баланс, основан на законе сохранения массы вещества, составляется для определения количества материальных потоков по всему количеству вещества и низкокипящему компоненту.
Материальный баланс для всей колонны:
GF = GD + GW, (1.2)
где GF - массовый расход исходной смеси, GF =5,1кг/с;
GD - массовый расход дистиллята, кг/с;
GW - массовый расход кубовой жидкости, кг/с.
Материальный баланс по низкокипящему компоненту:
, (1.3)
где - содержание низкокипящего компонента в массовых долях в исходной смеси, дистилляте, кубовой жидкости, соответственно.
Из этой системы уравнений находим:
GW = GF - GD;
;
GW=5.1-1.08=4.02 кг/с.
1.3 Расчет флегмового числа
Таблица 1 - Равновесные составы жидкостей (х) и пара (у) в мол % и температуре кипения (t) ?С двойных смесей при 760 мм рт.ст
|
t |
110,6 |
106,1 |
102,2 |
98,6 |
95,2 |
92,1 |
89,4 |
86,4 |
84,4 |
82,3 |
81,2 |
80,2 |
|
|
x |
0 |
8,8 |
20 |
30 |
39,7 |
48,9 |
59,2 |
70 |
80,3 |
90,3 |
95 |
100 |
|
|
y |
0 |
21,2 |
37 |
50 |
61,8 |
71 |
78,9 |
85,3 |
91,4 |
95,7 |
97,9 |
100 |
Строим по таблице 1 диаграмму х-у (Приложение А, рисунок А1), и диаграмму t=f(x,y) (Приложение А, рисунок А2).
Минимальное флегмовое число можно рассчитать по формуле:
(1.4)
- мольную долю низкокипящего компонента в паре, равновесным с исходной смесью, находим по диаграмме x-y (Приложение А, Рисунок А1).
Для нашего случая = 46 %.
Отсюда, .
Определим оптимальное флегмовое число, выполняя расчет следующим образом.
а) задаемся рядом значений коэффициента избытка флегмы в пределах от 1,1 до 3; определяем рабочее флегмовое число по формуле:
R=*Rmin (1.5)
1=1.1 R1=2,838
2=1.6 R2=4,13
3=2 R3=5,16
4=2.5 R4=6,45
5=3 R5=7,78
Величину отрезка B найдем по формуле:
; (1.6)
B1=0,248 см
В2=0,185 см
В3=0,154 см
В4=0,128 см
В5=0,108 см
б) откладываем отрезок В на оси ординат (Рисунок А1) и проводим линии АВ1 , АВ2 и т.д. на оси абсцисс откладываем содержание низкокипящего компонента в исходной смеси ХF и в кубовом остатке ХW. из ХF проводим перпендикуляр до пересечения с линиями АВ1, АВ2, и т.д. Получаем точки D1, D2, и т.д. Линии АD1, AD2- линии рабочих концентраций верхней части колонны. соединив точки D1, D2 и т.д. с точкой С получаем линии рабочих концентраций нижней части колонны D1C, D2C и т.д.
в) полученные значения для каждого сводим в таблицу:
при таблица 1.2
|
Х |
XW |
0,1 |
0,2 |
XF |
0,4 |
0,6 |
0,8 |
0,9 |
XD |
|
|
Х* |
0,024 |
0,054 |
0,161 |
0,26 |
0,333 |
0,47 |
0,673 |
0,803 |
0,88 |
|
|
27,8 |
21,74 |
25,64 |
100 |
14,23 |
7,69 |
7,78 |
10,87 |
14,29 |
при = 1,6 таблица 1.3
|
Х |
XW |
0,1 |
0,2 |
XF |
0,4 |
0,6 |
0,8 |
0,9 |
XD |
|
|
Х* |
0,024 |
0,049 |
0,142 |
0,225 |
0,303 |
0,444 |
0,655 |
0,792 |
0,88 |
|
|
27,8 |
19,6 |
17,24 |
22,22 |
10,3 |
6,41 |
6,7 |
9,26 |
14,29 |
при =2 таблица 1.4
|
Х |
XW |
0,1 |
0,2 |
XF |
0,4 |
0,6 |
0,8 |
0,9 |
XD |
|
|
Х* |
0,024 |
0,047 |
0,127 |
0,208 |
0,293 |
0,433 |
0,648 |
0,787 |
0,88 |
|
|
27,8 |
19,23 |
13,7 |
16,13 |
9,35 |
6 |
6,58 |
8,85 |
14,29 |
при =2,5 таблица 1.5
|
Х |
XW |
0,1 |
0,2 |
XF |
0,4 |
0,6 |
0,8 |
0,9 |
XD |
|
|
Х* |
0,024 |
0,045 |
0,121 |
0,193 |
0,282 |
0,424 |
0,643 |
0,782 |
0,88 |
|
|
27,8 |
18,18 |
12,66 |
13 |
8,74 |
5,86 |
6,37 |
8,47 |
14,29 |
при =3 таблица 1.6
|
Х |
XW |
0,1 |
0,2 |
XF |
0,4 |
0,6 |
0,8 |
0,9 |
XD |
|
|
Х* |
0,024 |
0,044 |
0,113 |
0,184 |
0,272 |
0,416 |
0,635 |
0,78 |
0,88 |
|
|
27,8 |
17,86 |
11,49 |
11,63 |
7,81 |
5,43 |
6,06 |
8,33 |
14,29 |
По значениям таблиц 1.2; таблица 1.3; таблица 1.4; таблица 1.5; таблица 1.6; строим графики зависимости =f(х), (Приложение А, рисунок А3; рисунок А4; рисунок А5; рисунок А6; рисунок А7) соответственно, рассчитываем значения n0x, и заносим их в таблицу 1.7.
n0x=S·Mx·My
Таблица 1.7. Данные для расчета оптимального флегмового числа
|
R |
R+1 |
n0x |
n0x(R+1) |
|
|
2,838 |
3,838 |
19,05 |
73,11 |
|
|
4,13 |
5,13 |
10,36 |
53,14 |
|
|
5,16 |
6,16 |
9,36 |
57,66 |
|
|
6,45 |
7,45 |
8,18 |
60,94 |
|
|
7,78 |
8,78 |
7,04 |
61,81 |
По данным таблицы 1.7 строим график зависимости n0x(R+1)=f(R) (рисунок А8) и находим минимальное значение n0x(R+1). Ему соответствует R=4,13
Определим относительный мольный расход питания
;
Определим уравнение рабочих линий
а) верхней (укрепляющей) части колонны:
y=0.805x+0.185. (1.17)
б) нижней (исчерпывающей) части колонны:
y=1.63x-0.0379. (1.18)
1.4 Определение средней концентрации жидкости
1) Проценты мольные [3, с. 36]:
а) в верхней части колонны:
б) в нижней части колонны:
2) Проценты массовые:
а) в верхней части колонны:
б) в нижней части колонны:
.
Средние температуры жидкости определяем по диаграмме t-x,y (Рисунок А2)
при tж.в. = 88.9 ?С;
при tж.н. = 103.2 ?С;
Средняя плотность жидкости по высоте колонны определяется по уравнению:
, (1.19)
где ?А, ?В - плотности низкокипящего и высококипящего компонентов при средней температуре в колонне, соответственно, кг/м3.
Плотность бензола при температуре t = 88,9 ?С ?А = 805,21 кг/м3.
Плотность толуола при температуре t =88,9?С ?А = 799,1 кг/м3.
Плотность бензола при температуре t = 103,2?С ?А = 789,16 кг/м3.
Плотность толуола при температуре t = 103,2 ?С ?А = 784,48 кг/м3.
а) в верхней части колонны
кг/м3.
б) в нижней части колонны
кг/м3.
Для колонны в целом:
1.5 Определение средней концентрации бензола в паре
Средние концентрации пара находим по уравнениям рабочих линий
а) в верхней части колонны подставляя в уравнение (1,17)
yв.ср =0,805•0,61+0,185=0,676
б) в нижней части колонны подставляя в уравнение (1,18)
yн.ср =1,63•0,165-0,0379=0,231
Средние температуры пара определяем по диаграмме t-x,y (рисунокА2)
при yв.ср = 0,676 tп.в. = 93,3 ?С
при yн.ср= 0,231 tп.н. = 105,8 ?С
Средние молекулярные массы и плотности пара:
а) в верхней части колонны:
средняя молекулярная масса пара
Мп.в.ср.=МАyв.ср.+ Мв(1-yв.ср) =78·0,676+92·(1-0,676)=82,536 кг/кмоль;
средняя плотность пара
б) в нижней части колонны:
средняя молекулярная масса пара
Мп.н.ср.=МАyн.ср.+Мв(1-yн.ср)=78·0,231+92·(1-0,231) =88,766 кг/кмоль;
средняя плотность пара
,
Определим объемный расход пара, поступающего в дефлегматор,м3/с:
, (1,20)
где MD - мольная масса дистиллята, кг/кмоль;
- средняя температура пара в колоне.
МD = МАyD + Мв(1-yD) = 78·0,95 + 92·(1-0,95) = 78,7 кг/кмоль
Тогда подставляя значения в уравнение (1,20) получим:
.
1.6 Расчет скорости пара и диаметра колонны
Допустимую скорость пара в колонне определяют по уравнению:
, (1,21)
где ?ж, ?п -- плотности жидкости и пара соответственно, кг/м3;
С - коэффициент, величина которого зависит от конструкции тарелки, расстояния между тарелками и поверхностного натяжения жидкости ?.
Рассчитываем поверхностное натяжение:
(1,22)
где ?А ?В - поверхностное натяжение бензола и толуола при tср:
а) для верхней части колонны при tжв=88,9°С:
б) для нижней части колонны при tжн=103,2°С:
Величину коэффициента С при ?<20•10-3 Н/м определяют по уравнению:
, (1,23)
где С20=980 при Нт=500мм [ ];
?=18,97•10-3Н/м.
Подставляя значения в уравнение (1,23) получим:
В нашем случае плотность жидкости в верхней части колонны - ?жв=802,67кг/м3, плотность пара - ?пв=2,75кг/м3
Для нижней части колонны - плотность жидкости ?жн=785,16кг/м3, плотность пара - ?пн=2,86кг/м3. Тогда скорость пара будет равна:
Диаметр колонны определяют из уравнения:
(1,24)
где GD - мольный расход дистиллята, кмоль/с;
R - оптимальное флегмовое число, R=4,13;
Мп.ср. - средняя масса пара.
(1,25)
где GD - массовый расход дистиллята, кг/с;
MD - мольная масса дистиллята, кг/кмоль.
подставляя полученные значения в уравнение (1,25) получим:
Подставляя значения в уравнение (1,24) для верхней части колонны при Мп.в.ср.=82,536 кг/кмоль получим:
Подставляя значения в уравнение (1,24) для нижней части колонны при Мп.н.ср.= 88,766 кг/кмоль получим:
принимаем по каталогу [1] диаметр колонны 1400 мм с периметром слива В=1,09м.
при этом действительная скорость пара в колонне:
1.7 Определение высоты колонны
Высоту колонны определяем графо-аналитическим методом, т.е. последовательно рассчитываем коэффициенты массоотдачи, массопередачи, коэффициенты полезного действия тарелок; строим кинетическую кривую и определяем число действительных тарелок.
Коэффициент массоотдачи в паровой фазе:
(1.26)
где Dn - коэффициент диффузии паров компонента А в парах компонента B, рассчитывается по формуле:
(1.27)
где Т - температура, К;
р - абсолютное давление, кгс/см2;
МА, МВ - мольные массы пара компонентов А и В;
vA, vB - мольные объемы компонентов А и В, определяемые как сумма атомных объемов элементов, входящих в состав пара [2 с.288].
Ren - критерий Рейнольдса для паровой фазы
(1.28)
где - динамический коэффициент вязкости пара, Па•с.
(1.33)
где Мсрп, МА, МВ - мольные массы пара и отдельных компонентов,
кг/кмоль;
срп, А, B - соответствующие им динамические коэффициенты вязкости;
У А ,УВ объемные доли компонентов в паровой смеси.
Коэффициент динамической вязкости смеси паров бензола и толуола:
а) в верхней части колонны при температуре 93,3°С =0,009мПас, = 0,0083мПа с.
б) в нижней части колонны при температуре 105,8°С =0.01 мПа с, = 0,0095мПа * с.
Коэффициент диффузии паров бензола в парах толуола:
а) в верхней части колонны
б) в нижней части колонны
Критерий Рейнольдса для паровой фазы:
а) в верхней части колонны
б) в нижней части колонны
Коэффициент массоотдачи в паровой фазе:
а) в верхней части колонны
б) в нижней части колонны
Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе:
(1.29)
где Dж - коэффициент диффузии в жидкости, м2/с;
Мжср - средняя мольная масса жидкости в колонне, кг/кмоль.
Мж.ср=МАхср+МВ(1-хср); (1.30)
- диффузионный критерий Прандтля
(1.31)
Коэффициент диффузии пара в жидкости D, (при соответствующей температуре) связан с коэффициентом диффузии D20 следующей приближенной зависимостью:
Dt=D20[l + b(t-20)], (1.32)
где b- температурный коэффициент. Определяется по формуле:
(1.33)
где - динамический коэффициент вязкости жидкости при 20°С,мПа с;
- плотность жидкости, кг/м3.
Коэффициент диффузии в жидкости при 20° С можно вычислить по приближенной формуле:
(1.34)
Где - динамический коэффициент вязкости жидкости, мПа-с;
vА, vB - мольные объёмы компонентов А и В [2];
МА, МВ, - мольные массы соответственно компонентов А и В, кг/кмоль;
А, В - коэффициенты, зависящие от свойств низкокипящего и высококипящего компонентов.
Динамический коэффициент вязкости жидкости:
(1.35)
где - коэффициенты динамической вязкости компонентов А и в при соответствующей температуре [2 с.516].
Коэффициент динамической вязкости жидкости при температуре. 20°С равен:
а) в верхней части колонны
(0,65•10-3)0,61 , (0,586•10-3)(1-0,61)=0,00062 Па,с
б) в нижней части колонны
=(0,65•10-3)0,165 , (0,586•10-3)(1-0,165) = 0,0006Па-с.
Коэффициент диффузии бензола в жидком толуоле при t = 20° С:
а) для верхней части колонны
б) для нижней части колонны
Расчет коэффициента b.
а) в верхней части колонны
б) в нижней части колонны
Коэффициент диффузии бензола в жидком толуоле при средней температуре:
а) в верхней части колонны
Dжв =1,841 ·10-9 · [1 + 0,017 · (88,9 - 20)] = 4 • 10-9 м2 /с.
б) в нижней части колонны
Dж.н = 1,871·10-9 · [1 + 0,017 · (103,2 - 20)] = 4,52 • 10-9 м2 /с
Рассчитываем коэффициент динамической вязкости жидкости в верхней и нижней частях колонны при средней температуре:
а) в верхней части колонны при t = 88,9 °C µА =0,293мПа· с
µВ = 0,299 мПа·с
µсм. ж. в =(0,293·10-3)0,61·(0,299·10-3)(1-0,61) = 0,0003Па·с;
б) в нижней части колонны при t = 103,2°C µА =0,254 мПа·с
µВ= 0,265 мПа·с
µсм. ж. н =(0,254·10-3)0,165 · (0,265·10-3)(1-0,165) =0,00026 Па·с.
Критерий Прандтля:
а) для верхней части колонны
Pr'ж.в==93,44
б) для нижней части колонны
Pr'ж.н==73,26
Средняя мольная масса жидкости в колонне:
а)для верхней части колонны
Мж·ср.в=МА · хср.в+ МВ.(1-хср.в.)=78 · 0,61 + 92 · (1 - 0,61)=83,46 кг/кмоль;
б) для нижней части колонны
Мж.ср,н=МА хср.н+МВ( 1 -хср.н)=78 · 0,165+92 · (1 - 0,165) = 89,69 кг/кмоль.
Определяем коэффициенты массоотдачи:
а) для верхней части колонны
б) для нижней части колонны
Коэффициенты массопередачи определяем по уравнению:
Кy=, (1.36)
где m - тангенс угла наклона линии равновесия на рабочем участке.
Для определения угла наклона разбиваем ось Х на участки и для каждого из них находим среднее значение тангенса как отношение разности ординат (y*-y) к разности абсцисс (х-х*) в том же интервале, т.е.
m= (1.37)
Подставляя найденные значения коэффициентов массоотдачи ?п и ?ж и тангенсов углов наклона линии равновесия в уравнение, находим величину коэффициента массопередачи для каждого значения х в пределах от xw до xD.
Полученные значения Кy используем для определения числа единиц переноса ny в паровой фазе:
ny =; (1.38)
где ? - отношение рабочей площади к свободному сечению колонны (? = 0,8 ? 0,85). Принимаем ? = 0,8.
Допуская полное перемешивание жидкости на тарелке, имеем
ln(1 - ?)= -ny или ?= 1 - e-ny, (1.39)
где ?= - коэффициент обогащения тарелки или так называемый КПД тарелки.
Результаты приведенных выше расчетов, начиная с тангенса угла наклона, сводим в таблицу 1.8.
Таблица 1.8- Параметры, необходимые для построения кинетической кривой
|
X |
XW |
0,1 |
0,2 |
XF |
0,3 |
0,4 |
0,5 |
0,6 |
0,7 |
0,8 |
0,9 |
XD |
|
|
tg?=m |
2,33 |
1,85 |
1,35 |
1,34 |
1,22 |
1,18 |
1 |
0,82 |
0,67 |
0,58 |
0,4 |
0,44 |
|
|
Ky |
0,0084 |
0,0104 |
0,0137 |
0,0138 |
0,0164 |
0,0169 |
0,0193 |
0,0226 |
0,0263 |
0,0291 |
0,0373 |
0,0351 |
|
|
ny |
0,1497 |
0,1844 |
0,2432 |
0,2447 |
0,2814 |
0,2893 |
0,3312 |
0,3873 |
0,4509 |
0,5001 |
0,6401 |
0,6026 |
|
|
0,139 |
0,168 |
0,216 |
0,217 |
0,245 |
0,251 |
0,282 |
0,321 |
0,363 |
0,394 |
0,473 |
0,453 |
||
|
АС, мм |
10 |
13 |
17 |
19 |
20 |
22 |
21 |
19 |
16 |
11 |
6 |
3 |
|
|
АВ, мм |
1,39 |
2,19 |
3,67 |
4,12 |
4,91 |
5,53 |
5,92 |
6,10 |
5,81 |
4,33 |
2,84 |
1,36 |
Например, в нашем случае для концентрации х w
АС=10 мм АВ=АС=0,139.10=1,39 мм
Построение кинетической кривой. Между кривой равновесия и линиями рабочих концентраций в соответствии с табличными значениями х проводим ряд прямых, параллельных оси ординат (рисунок А9).
Измеряем полученные отрезки A1C1, А2С2, А3Сз и т. д. Определяем величину отрезков A1B1, А2В2 и т. д. Через найденные для каждого значения х точки В1, В2, В3 проводим кинетическую кривую, отображающую степень приближений фаз на тарелках к равновесию.
Число реальных тарелок nd находим путем построения ступенчатой линии между кинетической кривой и рабочими линиями в пределах от xD до xW. Получаем 16 тарелoк, (из которых - 11 в верхней части колонны, 13 - в нижней), которые и обеспечивают разделение смеси в заданных пределах изменения концентраций. Исходная смесь должна подаваться на 8 тарелку сверху.
Высота тарельчатой части колонны:
HT=hMT(nD-l) = 0,5·(24-1) = 11,5м.
Общая высота колонны:
H=HT+hсеп+hкуб , (1.40)
где hceп - расстояние между верхней тарелкой и крышкой колонны, (высота сепарационного пространства), принимаем 0,8 м;
h ку6 - расстояние между нижней тарелкой и днищем колонны, (высота кубовой части), принимаем 2м.
Значения данных величин приводятся в Приложении Б6 [3].
Н=11,5+0,8+2=14,3м.
1.8 Гидравлический расчет колонны
Для тарелок бесколпачковых (ситчатых, клапанных, струйных и других) величину общего сопротивления можно определить по уравнению:
где ? - общий коэффициент сопротивления тарелки, для клапанных тарелок (клапаны полностью открыты) ?=3,63;
?оп - скорость пара в рабочем сечении колонны, м/с;
hw - высота сливной перегородки, м;
how - подпор, м;
??? - сопротивление, связанное с преодолением сил поверхностного натяжения на границе жидкость пар при выходе пара из отверстий тарелки в жидкость, Па.
Высоту сливной перегородки hw выбирают с таким расчетом, чтобы обеспечить достаточный слой жидкости на тарелке (hw+ how)?40 мм. При малых расходах жидкости, когда подпор how мал, это обеспечивается сливной перегородкой высотой hw . При больших расходах жидкости,
когда слой жидкости на тарелке составляет 80 мм и более, высота сливной перегородки может быть уменьшена вплоть до hw=0. В этом случае необходимый слой жидкости на тарелке обеспечивается за счет подпора жидкости над гребнем слива how .
Скорость газа в интервале устойчивой работы клапанных тарелок может быть определена по уравнению:
где: G - масса клапана, кг;
Fc - доля свободного сечения тарелки, %;
F0 - площадь отверстия под клапаном, м2;
? - коэффициент сопротивления, который может быть принят равный 3.
Принимаем диаметр отверстия под клапанном равным d=70 мм, массу клапана G=0,0025 кг. Следовательно:
Скорость пара в рабочем сечении верхней части колонны:
Скорость пара в рабочем сечении нижней части колонны:
Уровень слоя жидкости на тарелке (подбор) обусловлен высотой сливой перегородки hw и зависит от расхода жидкости, формы и длины сливной перегородки [ ].
Для сплошной сливной перегородки:
,
где: Lv - объемный расход жидкости, м3/ч;
В=1,12 - периметр слива, м;
Kow - поправочный коэффициент, учитывающий влияние стенок колонны на работу сегментного переливного кармана и определяемый по графику, рисунок 4,7 [3].
Расход жидкости, проходящий в верхней части колонны:
Расход жидкости, проходящий в нижней части колонны:
Для определения поправочного коэффициента Kow находим отношение:
Для верхней части колонны находим отношение :
Kow в.=1,015
Для нижней части колонны находим отношение :
Kow н.=1,025.
Подпор жидкости на тарелке для верхней части колоны:
Подпор жидкости на тарелке для нижней части колоны:
Сопротивление, обусловленное действием си поверхностного натяжения:
где rгидр - гидравлический радиус отверстий, через которые пар выходит в жидкость, м.
где F0, П0 - площадь, м2 и периметр, м отверстий, через которые выходит пар, соответственно
? - поверхностное натяжение жидкости
?в=20,178·10-3 Н/м; ?н=18,97·10-3 Н/м;
Тогда сопротивление вызываемое силами поверхностного натяжения будет равно:
а) для верхней части колонны:
а) для нижней части колонны:
Сопротивление тарелки на верхней части колоны:
Сопротивление тарелки на нижней части колоны:
Общее сопротивление колонны:
ректификационный колонна дистиллят изоляция
где nв , nн - действительное число тарелок в верхней и нижней части колоны, соответственно. Определение действительного числа тарелок поведено в разделе 1,7
1.9 Тепловой расчет ректификационной колонны
Расход теплоты, получаемой кипящей жидкостью от конденсирующего пара в кубе-испарителе колонны:
QK = QD + GD cD tD + GW cW tW - GF cF tF +Qпот, (1,41)
где QD- расход теплоты, отнимаемой охлаждающей водой от конденсирующихся в дефлегматоре паров, Вт;
Qпот - тепловые потери колонны в окружающую среду, Вт;
cF, cD, cW- теплоёмкость исходной смеси, дистиллята, кубовой жидкости, соответственно, Дж/кг К.
Значения теплоёмкостей, необходимые для расчета, находим по формуле:
c = cА·A+cB ·(1- A), (1,42)
где cА, cB - теплоемкость компонентов при соответствующих температурах;
- массовые доли компонентов.
Температура кипения смеси - tF = 99,6 °С, кубового остатка - tW = 107,3 °С и дистиллята - tD = 81,2 °С; теплоемкости бензола и толуола при этих температурах определяем по номограмме [стр.562. 1.].
Теплоемкости смесей:
cF = 2011,2 · 0,239 + 1877,1 · (1 - 0,239) = 1909,5 Дж/кг К
cD = 1919 · 0,942 + 1822,7 · (1 - 0,942) = 1913,4 Дж/кг К
cW = 2086,6 · 0,051 + 1885,5 · (1 - 0,051) = 1895,8 Дж/кг К
Количество тепла, отнимаемого охлаждающей водой от конденсирующегося в дефлегматоре пара:
QD = GD (R + 1) rD = 1,08 · (4,13 + 1) · 392,2 · 103 = 2,173·106 Вт
где rD - удельная теплота конденсации дистиллята, Дж/кг
rD = rA · D + rB · (1 - D), (1,43)
где rA, rB - удельная теплота конденсации компонентов А и В при температуре tD [стр.541.1.].
rD = 393,1 · 0,942 + 378,2 · (1- 0,942) = 392,2 кДж/кг (при tD = 81,2°С).
Тепловые потери колонны в окружающую среду
Qпот= ? · Fн (tст.н - tвозд), (4,44)
где tст.н - температура наружной поверхности стенки колонны, принимаем tст.н = 40°С;
tвозд - температура воздуха в помещении, tвозд= 20°С;
? - суммарный коэффициент теплоотдачи конвекцией и излучением, Вт/(м2К):
? =9,3+0,058 tст.н = 9,3+0,058· 40 = 11,62 Вт/(м2К),
где Fн - наружная поверхность изоляции колонны, определяем ее по формуле:
Fн ? ? · D · Hк + 2 · 0,785 · D2 = 3,14 · 1,4 · 14,3+ 2 · 0,785 · 1,42 = 65,94 м2;
Потери тепла в окружающую среду:
Qпот = 11,62 · 65,94 (40 - 20) = 15,3 кВт.
Расход тепла в кубе колонны с учетом тепловых потерь:
QK = 2,173·106+1,08·1913,4 ·81,2 + 4,02·1895,8 ·107,3-5,1·1909,5·99,6+ +15,3·103= 21,7 · 105 Вт.
Расход греющего пара (давление pабс = 6,303 ат, влажность-5%):
Gгр.п. = =
где rгр.п. = 2089 ·103 Дж/кг [стр.550.1.]
Расход тепла в паровом подогревателе исходной смеси рассчитывается по формуле:
QF = GF · C1 (tF - tн), (1,45)
где C1 - теплоемкость исходной смеси при средней температуре, равной
tср = =
C1 = CA· F + CB· (1 - F), (1,46)
где CA,CB - теплоемкости бензола и толуола при температуре tср = 59,8°С [стр.562.1.].
C1= 1843,6 ·0,239+ 1776,6 · (1 - 0,239) = 1793,6 Дж/кг К
QF = 5,1· 1793,6 (59,8 - 20) = 759727 Вт
Расход греющего пара в подогревателе исходной смеси
Gгр.н = =
Общий расход пара равен:
Gгр.п = 0,38 + 1,09 = 1,47 кг/с
Расход воды в дефлегматоре при нагревании ее на 20°С
G'B = =
Расход воды в холодильнике дистиллята при нагревании ее на 20°С
G''B= =
Расход воды в холодильнике кубового остатка при нагревании ее на 20°С
G'''B= =
где cВ - теплоемкость воды, cВ = 4190 Дж/кг К
Общий расход воды в ректификационной установке:
GB = G'B + G''B + G'''B (1,47)
GB = 93437 + 4548 + 25308 = 123294 кг/ч, или VB=123.3 м3/ч.
1.10 Расчет тепловой изоляции колонны
В качестве изоляции берем асбест (?из = 0,151 Вт/(м К)). Исходя из упрощенного соотношения (для плоской стенки) имеем
Qпот= · Fн · (tиз.в - tст.н), (1,48)
где ?из - толщина изоляции, м;
tиз. в - температура внутренней поверхности изоляции, принимаем ее ориентировочно на 10 - 20°С ниже средней температуры в колонне - tиз.в = 90°С.
Определяем толщину изоляции
?из = =
Проверяем температуру внутренней поверхности изоляции
tиз.в = tст.н + =40 +
расхождение: 90,02 - 90 = 0,02 °С < 1 °С.
2. Расчет вспомогательного оборудования
2.1 Кипятильник (куб - испаритель)
Температурные условия процесса.
Кубовый остаток при 107,3?С. Согласно заданию температура конденсации греющего пара равна 160?С (рабс=6,303). Следовательно, средняя разность температур:
?tср.= tг.п.- tw. (2,1)
Отсюда, разность температур:
?tср.= 160 - 107,3= 52,7?С.
Тепловая нагрузка:
Qк= 21,7 · 105 Вт.
Выбор конструкции.
Кипятильники ректификационных колонн непрерывного действия по устройству сходны с кипятильниками выпарных аппаратов. При небольших поверхностях теплообмена куб колоны обогревается змеевиком или горизонтальной трубчаткой, пересекающей нижнюю часть колонны; при этом греющий пар пропускаются по трубам.
При больших поверхностям теплообмена применяют выносные кипятильники, которые устанавливают ниже колонны с тем чтобы обеспечить
По с. 172 [ ] для данного случая теплообмена (от конденсирующего водяного пара к кипящей жидкости) принимаем значения минимального коэффициента теплопередачи Кmin= 300 Вт/ м2 •К.Тогда максимальная поверхность теплообмена:
F= .
Предварительно с запасом 15 - 20% принимаем по каталогу [1, с. 533] одноходовой теплообменник.
Характеристика теплообменника:
поверхность теплообмена 150 м2;
диаметр кожуха 800 мм;
длина труб 4 м;
число труб общее 473;
число труб на один ход 473.
определение коэффициента теплопередачи.
принимаем среднее значение тепловой проводимости загрязнения стенок со стороны конденсируемого водяного пара =5800 Вт/м2 К, со стороны кубового остатка (почти чистый толуол) =5800 Вт/м2 К.
теплопроводность стали ?=46,5 Вт/м К.
таким образом, термическое сопротивление стенки и ее загрязнений равно:
?rст=r1+r2+rст= =3,88·10-4 м2·К/Вт.
Коэффициент теплоотдачи со стороны конденсирующегося водяного пара определяем по формуле:
, Вт/м2 К. (2.2)
где ?- коэффициент теплопроводности конденсата Вт/м К;
Н- высота кипятильных труб, м;
?- плотность конденсата, кг/м3;
r- удельная теплота конденсации греющего пара, Дж/кг ;
?- динамический коэффициент вязкости конденсата, Па·с. значение коэффициентов теплопроводности, динамической вязкости, плотности определяются (1,с.537)
Коэффициент теплоотдачи для кипящего толуола находим по формуле:
(2.3)
где ?- коэффициент теплопроводности кипящего толуола при tw=107,3°С (1, с 561),
?- плотность кипящего толуола (1,с 372)
,?- динамический коэффициент вязкости толуола при tw=107,3°С (1,с.561),
?- поверхностное натяжение толуола (1, с 526)
коэффициент b определяется по формуле:
где ?п- плотность паров толуола при tw=107,3°С рассчитывается по формуле:
(2.4)
?0- плотность паров толуола при нормальных условиях, равна
(2.5)
где М- молекулярная масса толуола,
Т0- температура при нормальных условиях, Т- температура кипения толуол;
Р,Р0- давления в кипятильнике при рабочих и нормальных условиях.
.
коэффициент теплоотдачи для кипящего пропилового спирта равен:
коэффициент теплопередачи:
(2.6)
удельная тепловая нагрузка:
Откуда
0,42 · 10 -5 · q1.33 + 3.88 · 10 - 4 · q + 0.654 · q0.33 - 52,7 = 0
Это уравнение решаем графически, задаваясь значениями q(рис 1,2), у- левая часть уравнения.
при q=50000 Вт/м2 у = 2,3
при q=53000 Вт/м2 у = -1,15
при у=0 находим q=52000 Вт/м2
Рисунок.2,1 графическое определение удельного расхода тепла
Коэффициент теплопередачи:
Вт/м2·К.
Площадь поверхности теплообмена:
С запасом 20% принимаем по каталогу (1, с 533) одноходовой теплообменник.
характеристика теплообменника:
поверхность теплообмена ……………….…..….61 м2
диаметр кожуха…………………………….…….600 мм
длина труб……………………………….….…….3 м
количество труб……………………….………….261
2.2 Дефлегматор
В дефлегматоре конденсируется бензол с небольшим количеством толуола. Температура конденсации паров дистиллята tD = 77,1 °С. Температуру воды на входе в теплообменник примем 18°С, на выходе-38°С.
Составляем температурную схему процесса и определяем движущую силу процесса теплопередачи:
81,2 81,2
38 18
По таблице [1, с. 172] коэффициент теплопередачи от конденсирующегося пара органических веществ к воде находится в пределах 340-870 Вт / м?·К. Принимаем наименьший коэффициент теплопередачи К= 340 Вт / м?·К.
Количество тепла, отнимаемого охлаждающего водой от конденсирующегося в дефлегматоре пара:
QD =2,173·106 Вт.
Поверхность дефлегматора находим из основного уравнения теплопередачи:
С запасом 20% принимаем 1-ходовой теплообменник с поверхностью
F=146 м? [1, с. 215].
Характеристика теплообменника:
Поверхность теплообмена ………………………….146 м?;
Диаметр кожуха ……………………………………..800 мм;
Длина труб ………………………….………………..4 м;
Количество труб…………………………………….. 465.
2.3 Холодильник для дистиллята
В холодильнике происходит охлаждение дистиллята от температуры конденсации до 30°С.
81,2 > 30
38 18
Количество тепла, отнимаемого охлаждающей водой от дистиллята в дефлегматоре:
Qхол =GВ'' cВ = 1,26·4190·20=105588 Вт.
Принимаем К=300 Вт/м?К [1, с. 533].
Поверхность теплообмена холодильника дистиллята:
По каталогу [1, с. 215] принимаем 1-ходовой теплообменник F=17 м?.
Характеристика теплообменника:
Поверхность теплообмена…………………………….…..17 м?;
Диаметр кожуха …………………………………………....…..400 мм;
Диаметр труб …………………………………………….……..25*2 мм;
Длина труб …………………………………………...…………2 м;
Количество труб ………………………………………..………111.
2.4 Холодильник для кубового остатка
В холодильнике кубового остатка происходит охлаждение кубовой жидкости от температуры кипения до 30°С
107,3 > 30
38 < 18
Количества тепла, отнимаемого охлаждающей водой от кубовой жидкости:
Qхол =GВ"' cВ =7,03 • 4190 •20= 589114 Вт.
Принимаем К=250 Вт/м?К [1, с. 533].
Поверхность теплообмена холодильника кубовой жидкости
По каталогу [1, с. 215] принимаем 1-ходовой теплообменник F=81 м?
Характеристика теплообменника:
Поверхность теплообмена ……………………………...…81м?;
Диаметр кожуха…………………………………………………600мм;
Диаметр труб …………………………………………..……….25*2 мм;
Длина труб………………………………………..……………. 4 м;
Количество труб ……………………………………..…………257.
2.5 Подогреватель
Служит для подогрева исходной смеси от tн =18-20°С до температуры tF=99,6°C. Исходная смесь подогревается водяным насыщенным паром с температурой 160°С.
160 > 160
20 > 99,6
Принимаем К=120 Вт/м?К [1, с. 538].
Поверхность теплообмена подогревателя рассчитывается по формуле:
По каталогу [1, с. 215] принимаем 1-ходовой теплообменник F=81 м?.
Характеристика теплообменника:
Поверхность теплообмена ….………………………………81 м?;
Диаметр кожуха …………………………………….……….600мм;
Диаметр труб ………………………………………………..25*2 мм;
Длина труб …………………………………………………..4 м;
Количество труб …………………………………………….257.
3. Расчет диаметров штуцеров
Размещено на http://www.allbest.ru/
Рисунок 3,1 Схема расположения штуцеров на колоне
1) Расчет диаметра штуцера для выхода паров дистиллята из колонны:
, (5.1)
где G- массовый расход паров дистиллята
G=GD +Ф= GD(1+R)= 1.08·(1+4.13)=5.54 кг/с (5.2)
?п - плотность смеси паров дистиллята
?п= ?1·уD+ ?2· (1-уD) (5.3)
где ?1, ?2 -плотности бензола и толуола в паровой фазе соответственно, кг/м3
(5.4)
?1= 78/22,4=3,48 кг/м3
?2=92/22,4=4,11 кг/м3
?п =3,48·0,95 + 4,11·(1-0,95)= 3,51 кг/м3
w- скорость пара, принимаем равной 7 м/с
тогда
По ГОСТу принимаем d= 600 мм
2) Диаметр штуцера для вывода дистиллята:
G=GD·R= 1.08·4.13= 4.46 кг/с
?D= 802,67 кг/м3 при tD=81.2 °С
w=0,3 м/с
По ГОСТу принимаем d=175 мм
3) Диаметр штуцера для вывода кубовой жидкости:
G=Gw=4.02 кг/с
?w= 785,16 кг/м3 при tw= 107,3 °С
w=0,3 м/с
По ГОСТу принимаем d=175 мм
4) Диаметр штуцера для подачи дистиллята:
G=GD(1+R)= 1.08·4.13= 4.46 кг/с
?п=
w=7 м/с
По ГОСТу принимаем d= 600 мм
5) Диаметр штуцера для подвода исходного сырья:
G=GF=5.1 кг/с
?F=
w=1.5 м/с
По ГОСТу принимаем d=89x4 мм
Список используемой литературы
1. Дытнерский Ю.И. Основные процессы и аппараты химической технологии.- Л.: Химия, 2011.- 512 с.
2. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.Л. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии.- Л.: Химия, 2011.- 568 с.
3. Ченцова Л.И., Шайхутдинова М.Н., Ушанова В.М. Массообменные процессы: Учебное пособие по курсу “Процессы и аппараты химических производств” Ч.2/ Л.И.Ченцова и др. Под общ. ред. Левина Б.Д..- Красноярск: СибГТУ, 2008.- 237 с.
Размещено на Allbest.ru
Подобные документы
- Расчет ректификационной колонны для разделения смеси хлороформ-бензол производительностью 13200 кг/ч
Общее описание процесса ректификации. Разработка ректификационной колонны для разделения смеси хлороформ-бензол. Технологический, гидравлический и тепловой расчет аппарата. Определение числа тарелок и высоты колонны, скорости пара и диаметра колонны.
курсовая работа [677,8 K], добавлен 30.10.2011 Основы процесса ректификации и расчета ректификационных колонн. Схема работы и виды колпачковых тарелок. Принципиальная схема процесса ректификации. Тепловой расчёт установки. Расчет тарельчатой ректификационной колонны. Подробный расчет дефлегматора.
курсовая работа [3,1 M], добавлен 20.08.2011Расчет ректификационной колонны непрерывного действия с ситчатыми тарелками для разделения смеси этанол-вода производительностью 5000 кг/час по исходной смеси. Материальный и тепловой баланс, размеры аппарата и нормализованные конструктивные элементы.
курсовая работа [3,0 M], добавлен 13.05.2011Суть ректификации, сферы применения бензола и хлороформа. Расчет материального баланса колонны и флегмового числа. Определение скорости пара и гидравлического сопротивления насадки. Выбор дефлегматора, кипятильника и насоса для перекачки исходной смеси.
курсовая работа [114,6 K], добавлен 11.05.2011Технологическая схема процесса ректификации. Конструкция тарельчатой ректификационной колонны и массообменных тарелок. Равновесные составы жидкости и пара. Материальный баланс процесса ректификации. Молекулярная масса смеси, расходы флегмы и пара.
курсовая работа [94,1 K], добавлен 19.09.2014Суть и назначение ректификации - диффузионного процесса разделения жидких смесей взаимно растворимых компонентов, различающихся по температуре кипения. Расчет материального баланса. Определение скорости пара и диаметра колонны. Тепловой расчет установки.
контрольная работа [104,8 K], добавлен 24.10.2011Описание технологической схемы, эксплуатация и конструкция аппарата ректификационной колонны. Материальный и тепловой баланс установки. Определение высоты и массы аппарата, подбор тарелок и опоры. Гидравлическое сопротивление насадки и диаметр штуцеров.
курсовая работа [845,3 K], добавлен 30.10.2011Построение изобарных температурных кривых, изобары, комбинированной энтальпийной диаграммы. Расчет однократного испарения бинарной смеси. Материальный баланс ректификационной колонны. Расчет режима полного орошения. Построение профиля температур.
курсовая работа [70,0 K], добавлен 06.12.2014Проектирование тарельчатой колонны ректификации для разделения смеси уксусной кислоты. Схема ректификационных аппаратов и варианты установки дефлегматоров. Виды тарелок, схема работы колпачковой тарелки. Расчет материального баланса и диаметра колонны.
курсовая работа [1,2 M], добавлен 15.06.2011Ректификация — массообменный процесс разделения однородной смеси летучих компонентов. Свойства бинарной смеси. Расчет ректификационной колонны непрерывного действия для разделения бинарной смеси. Основная характеристика материального и теплового баланса.
курсовая работа [723,0 K], добавлен 02.05.2011
