Расчет ректификационной колонны непрерывного действия

Размещено на http://www.allbest.ru/

Министерство образования Российской Федерации

Государственное образовательное учреждение

высшего профессионального образования

Сибирский государственный технологический университет

Факультет химических технологий

Кафедра процессов и аппаратов химических производств

КУРСОВАЯ РАБОТА

«Расчет ректификационной колонны непрерывного действия»

Проверил:

Лис Е.В.

студент гр.64-7

Попова А.С.

Красноярск 2011

Задание

Рассчитать ректификационную установку непрерывного действия для разделения жидкой бинарной смеси ацетон - бензол, содержащей Х_F = 30% (мольн.) ацетона. Количество получаемого дистиллята G_D = 1 кг/с концентрацией Х_D = 90% (мольн.) ацетона. Кубовый остаток должен содержать Х_W = 5% (мольн.) ацетона. Исходная смесь перед подачей в колонну подогревается до температуры кипения. Давление в колонне атмосферное. Тип тарелки - ситчатая.

Содержание

Введение

I. Расчет ректификационной установки непрерывного действия

1. Расчет колонны с ситчатыми тарелками

1.1 Расчет флегмового числа

1.2 Определение скорости пара в колонне

1.3 Определение высоты колонны

1.4 Гидравлический расчет колонны

1.5 Тепловой расчет ректификационной колонны

1.6 Расчет вспомогательного оборудования

Заключение

Список использованных источников

Приложение А

Введение

Колонные аппараты предназначены для проведения процессов тепло - и массообмена: ректификации, дистилляции, абсорбции, десорбции. Корпуса стандартизированных колонных аппаратов изготавливаются в двух исполнениях. Корпус, собираемый из отдельных царг с фланцевыми соединениями, рассчитан на давление 1,6 МПа.

Корпус цельносварной, рассчитанный на давление до 4 МПа, имеют колонные аппараты диаметром более 1000 мм с интервалом изменения диаметра через 200 мм. Расстояния между тарелками в зависимости от их типов могут изменяться от 300 до 1000 мм.

До настоящего времени не выработано обобщенных и достаточно объективных критериев выбора типа тарелки для ведения того или иного процесса. Существенную роль в этом играют сложившиеся в организациях - поставщиках традиции, опирающиеся на многолетний опыт надежной эксплуатации разрабатываемой ими массообменной аппаратуры. Для ориентировочного выбора типа тарелки можно привести следующие данные.

Ситчатые тарелки имеют достаточно высокую эффективность, низкое сопротивление и малую металлоемкость. Они применяются преимущественно в колоннах для обработки чистых жидкостей при атмосферном давлении и вакууме.

I. Расчет ректификационной установки непрерывного действия

1. Расчет колонны с ситчатыми тарелками

Составляем и чертим схему непрерывно действующей ректификационной установки (приложение А).

Исходная смесь из емкости 11 насосом 12 через расходомер 14 поступает в подогреватель исходной смеси 13, где нагревается до температуры кипения. Смесь подается в колонну 1 на питающую тарелку, которая делит колонну на две части. Верхняя - укрепляющая, нижняя - исчерпывающая. В колонне происходит процесс ректификации. При каждом контакте жидкости и пара происходит испарение из жидкости низкокипящего компонента, которым обогащаются пары, а из паровой фазы конденсируется высококипящий компонент, который переходит в жидкость.

Пар, поднимаясь вверх по колонне, вверху представляет собой чистый низкокипящий компонент - дистиллят, и направляется в дефлегматор 2, где конденсируется. Поток дистиллята направляется в делитель флегмы 3, где разделяется на два потока. Один поток направляется в колонну для орошения, другой поток через холодильник 4 направляется на склад в емкость 6. Жидкость, стекающая вниз по колонне, близкая по составу к высококипящему компоненту, называется кубовым остатком. Она делится на две части: одна часть направляется в кипятильник для создания восходящего потока пара; другая часть после охлаждения в холодильнике 8 направляется в емкость 9.

Для дальнейших расчетов необходимо концентрации исходной смеси, дистиллята и кубового остатка выразить в массовых долях:

,

где Х_А - мольная доля низкокипящего компонента в жидкости; М_А - молекулярная масса низкокипящего компонента, кг/кмоль; М_В - молекулярная масса высококипящего компонента, кг/кмоль.

Молекулярная масса бензола 78 кг/кмоль, ацетона - 58 кг/кмоль.

По расчетам получили:

= 0,3*58/0,3*58 + 78*(1- 0,3) = 0,24;

= 0,9*58/0,9*58 +78*(1 - 0,9) = 0,87;

= 0,05*58/0,05*58 + 78*(1 - 0,05) = 0,04.

Обозначим массовый расход смеси через G_F, дистиллята - через G_D, кубового остатка - через G_W.

Уравнения материального баланса:

- по потокам:

G_F = G_D + G_W;

- по низкокипящему компоненту: G_F* = G_D* + G_W*.

Из этой системы уравнений находим:

= 1*(0,87 - 0,04/0,24 - 0,04) = 4,15 кг/с;

G_W = G_F - G_D = 4,15 - 1 = 3,15 кг/с.

Так как в данном расчете давление в колонне атмосферное, поэтому температуры кипения компонентов смеси и соответственно равновесные составы фаз не изменяются.

t_{кип. ацетон} = 56С, t_{кип. бензол} = 80,2С.

Таблица 1 - Равновесные составы жидкости и пара смеси бензол - ацетон при атмосферном давлении

Ацетон - бензол	х	0	5	10	20	30	40	50	60	70	80	90	100
	y	0	14	24,3	40	51,2	59,4	66,5	73	79,5	86,3	93,2	100
	t	80,1	78,3	76,4	72,8	69,6	66,7	64,3	62,4	60,7	59,6	58,8	56,1

По полученным данным о равновесии между жидкостью и паром изобары температур кипения и конденсации смеси на диаграмме t = f(x,y) (рис.1) и линию равновесия на диаграмме y = f(x) (рис.2).

1.1 Расчет флегмового числа.

Минимальное флегмовое число можно рассчитать по формуле:

R_min =,

где y_F* - мольная доля низкокипящего компонента в паре, равновесном с исходной смесью, определяется по диаграмме х - y (рис.2).

Для нашего случая y_F* = 0,51. Отсюда:

R_min = 0,9 - 0,51/0,51 - 0,3 = 1,86.

Оптимальное флегмовое число найдем из условия получения минимального объема колонны, пропорционального произведению n_T(R + 1), где n_T - число ступеней изменения концентрации (теоретическое число тарелок).

Расчет оптимального флегмового числа выполняем следующим образом:

а) задаемся рядом значений коэффициента избытка флегмы в в пределах от 1,1 до 5,0; определяем рабочее флегмовое число R = в R_min и величину отрезка ;

б) откладываем отрезок В на оси ординат (рис.2) и проводим линии АВ₁, АВ₂, … . На оси абсцисс откладываем содержание низкокипящего компонента в исходной смеси x_F и в кубовом остатке х_W. Из x_F восстанавливаем перпендикуляр до пересечения с линиями АВ₁, АВ₂, … . Получаем точки D₁, D₂... . Линии AD₁, AD₂ ... являются линиями рабочих концентраций верхней части колонны. Соединив точки D₁, D₂... с точкой С получаем линии рабочих концентраций нижней части колонны D₁C, D₂C ... .

в) между равновесной и рабочими линиями в пределах концентраций x_W и x_D строим ступени, каждая из которых соответствует теоретической тарелке;

г) при каждом значении в определяем число теоретических тарелок n_T и величину произведения n_T(R + 1). Результаты расчета сводим в таблицу 2.

Таблица 2 - Данные для расчета оптимального флегмового числа

в	R	B	nT	nT(R + 1)
1,1	2,05	0,28	17	54,9
1,2	2,23	0,27	15	51,68
2	3,72	0,18	10	47,2
2,8	5,21	0,14	9	55,89
3,6	6,69	0,11	8	61,52

д) по данным таблицы 2 строим график зависимости n_T(R + 1) = f(R) (рис.3) и находим минимальное значение величины n_T(R + 1). Ему соответствует флегмовое число R = 3,72.

Эту величину и принимаем в дальнейших расчетах за оптимальное рабочее число флегмы. Число ступеней изменения концентраций (число теоретических тарелок) при этом равно 10.

Определяем средние концентрации ацетона в жидкости:

1) Проценты мольные:

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 (рис.2)

при = 0,56 t_Ж.В. = 63°С

при = 0,14 t_Ж.Н. = 74°С

Средняя плотность жидкости по высоте колонны определяется по уравнению:

,

где с_А, с_В - плотности низкокипящего и высококипящего компонентов при средней температуре в колонне, соответственно, кг/м³

а) в верхней части колонны

кг/м³;

с_ацет. = 746 кг/м³ при 63°С,

с_бенз.= 836 кг/м³ при 63°С;

б) в нижней части колонны

кг/м³;

Для колонны в целом:

кг/м³.

Определяем средние концентрации ацетона в паре:

а) в верхней части колонны

х_D = y_D = 0,9

;

б) в нижней части колонны

x_W = y_W = 0,05

,

где y_F - концентрация низкокипящего компонента в паре на питающей тарелке.

Определяется в точке пересечения линий рабочих концентраций, построенных при оптимальном флегмовом числе R = 3,72.

Средние температуры пара определяем по диаграмме t - x,y (рис.2):

при y_В.СР. = 0,7 t_П.В. = 63°С;

при y_Н.СР. = 0,28 t_П.В. = 75°С.

Средние молекулярные массы и плотности пара:

а) в верхней части колонны:

средняя молекулярная масса пара

М_П.В.СР. = М_А* y_В.СР. + M_B(1- y_В.СР.) = 58*0,7+78(1-0,7) = 64 кг/кмоль;

средняя плотность пара

кг/м³.

б) в нижней части колонны:

средняя молекулярная масса пара

М_П.Н.СР. = М_А* y_Н.СР. + M_B(1- y_Н.СР.) = 58*0,28+78(1-0,28) = 72,4 кг/кмоль;

средняя плотность пара

кг/м³.

где V_п - объемный расход пара, поступающего в дефлегматор, м³/с;

,

где M_D - мольная масса дистиллята, кг/кмоль.

M_D = M_A*y_D+M_B(1- y_D) = 58*0,9+78*(1-0,9) = 60 кг/кмоль.

Тогда:

м³/с.

1.2 Определение скорости пара в колонне

Рекомендуемую скорость пара в колонне рассчитываем по уравнению:

,

где С - коэффициент, зависящий от конструкции тарелок, расстояния между тарелками, рабочего давления в колонне, нагрузки колонны по жидкости;

с_ж, с_п - плотности жидкости и пара, для колонны в целом, кг/м³.

Коэффициент С для ректификационных колонн, работающих при атмосферном давлении и средних нагрузках по жидкости, в зависимости от расстояния между тарелками определяют по графику, представленному на рисунке 5.



Рис.5 - Значение коэффициента С, зависящего от конструкции тарелок

Принимаем расстояние h = 400 мм, тогда для ситчатых тарелок С = 0,06.

Скорость пара будет равна:

м/с

Диаметр колонны:

,

где V_П - объемный расход проходящего через колонну пара при средней температуре, V_П = 2,28 м³/с.

Тогда:

м.

По каталогу - справочнику «Колонные аппараты» принимаем стандартный диаметр колонны D = 1,6 м.

Уточняем скорость пара в колонне:

м/с.

1.3 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:

,

где D_п - коэффициент диффузии паров компонента А в парах компонента В, рассчитывается по формуле:

,

где Т - температура, К; p - абсолютное давление, кгс/см²; М_А, М_В - мольные массы пара компонентов А и В; v_A, v_B - мольные объемы компонентов А и В, определяемые как сумма атомных объемов элементов, входящих в состав пара.

Re_п - критерий Рейнольдса для паровой фазы

,

где м_п - динамический коэффициент вязкости пара, Па*с.

,

где М_ср.п., М_А, М_В - мольные массы пара и отдельных компонентов, кг/кмоль;

м_ср.п., м_А, м_В - соответствующие им динамические коэффициенты вязкости;

y_A, y_B - объемные доли компонентов в паровой смеси.

Коэффициент динамической вязкости смеси паров бензола и ацетона:

а) в верхней части колонны при температуре 63°С

м_Ап = 0,0094 мПа*с, м_Вп = 0,0092 мПа*с.

Па*с;

б) в нижней части колонны при температуре 75°С

м_Ап = 0,0094 мПа*с, м_Вп = 0,0092 мПа*с.

Па*с.

Коэффициент диффузии паров ацетона в парах бензола:

а) в верхней части колонны

м/с²;

б) в нижней части колонны

м/с².

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

кмоль/(м²*с);

б) в нижней части колонны

кмоль/(м²*с).

Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе:

,

где D_ж - коэффициент диффузии в жидкости, м²/с; М_ж.ср. - средняя мольная масса жидкости в колонне, кг/кмоль

М_ж.ср. = МА*хср_.+М_В*(1- хср);

Pr'_ж - диффузионный критерий Прандтля

.

Коэффициент диффузии пара в жидкости D_t (при соответствующей температуре) связан с коэффициентом диффузии D₂₀ следующей приближенной зависимостью:

D_t = D₂₀[1+b(t-20)],

где b - температурный коэффициент. Определяется по формуле:

,

где м_ж - динамический коэффициент вязкости жидкости при 20°С, мПа*с;

с - плотность жидкости, кг/м³.

Коэффициент диффузии в жидкости при 20°С можно вычислить по приближенной формуле:

,

где м_ж - динамический коэффициент вязкости жидкости, мПа*с; v_A, v_B - мольные объемы компонентов А и В; М_А, М_В - мольные массы соответственно компонентов А и В, кг/кмоль; А, В - коэффициенты, зависящие от свойств низкокипящего и высококипящего компонентов.

Динамический коэффициент вязкости жидкости:

,

где м_А, м_В - коэффициенты динамической вязкости компонентов А и В при соответствующей температуре.

Коэффициент динамической вязкости жидкости при температуре 20°С равен:

а) в верхней части колонны

Па*с;

б) в нижней части колонны

Па*с.

Коэффициент диффузии ацетона в жидком бензоле при температуре 20°С:

а) для верхней части колонны

м²/с;

б) для нижней части колонны

м²/с.

Расчет коэффициента b.

а) в верхней части колонны

;

б) в нижней части колонны

.

Коэффициент диффузии ацетона в жидком бензоле при средней температуре:

а) в верхней части колонны

м²/с;

б) в нижней части колонны

м²/с.

Рассчитываем коэффициент динамической вязкости жидкости в верхней и нижней частях колонны при средней температуре:

а) в верхней части колонны при температуре 63°С м_А = 0,23 мПа*с,

м_В = 0,39 мПа*с;

Па*с;

б) в нижней части колонны при температуре 74°С м_А = 0,2 мПа*с,

м_В = 0,316 мПа*с;

Па*с.

Критерий Прандтля:

а) для верхней части колонны

;

б) для нижней части колонны

.

Средняя мольная масса жидкости в колонне:

а) для верхней части колонны

кг/кмоль;

б) для нижней части колонны

кг/кмоль.

Определяем коэффициенты массоотдачи:

а) для верхней части колонны

кмоль/(м²*с);

б) для нижней части колонны

кмоль/(м²*с).

Коэффициенты массопередачи определяем по уравнению:

,

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.

.

Подставляя найденные значения коэффициентов массоотдачи в_п и в_ж и тангенсов углов наклона линии равновесия в уравнение, находим величину коэффициента массопередачи для каждого значения х в пределах от x_w до x_D.

Полученные значения К_у используем для определения числа единиц переноса n_y в паровой фазе:

,

где ц - отношение рабочей площади к свободному сечению колонны (ц = 0,8ч0,85). Принимаем ц = 0,8.

Допуская полное перемешивание жидкости на тарелке, имеем

Ln(1-з) = -n_y или з = 1-е^-n_y,

Где

- коэффициент обогащения тарелки или так называемый КПД тарелки.

;

кмоль/(м²*с);

.

Высота тарельчатой части колонны:

м.

Общая высота колонны:

Н = Н_Т + h_сеп + h_куб,

где h_сеп - расстояние между верхней тарелкой и крышкой колонны, (высота сепарационного пространства), принимаем 1м; h_куб - расстояние между нижней тарелкой и днищем колонны, (высота кубовой части), принимаем 2м.

Н = 4,05+1+2 = 7,05 м.

1.4 Гидравлический расчет колонны

Принимаем следующие размеры ситчатой тарелки: диаметр отверстий d = 4 мм, высота сливной перегородки h_п = 40 мм. Свободное сечение тарелки (суммарная площадь отверстий) 10% от общей площади тарелки.

Гидравлическое сопротивление тарелки в верхней и нижней части колонны рассчитывается по уравнению:

ДР = ДР_сух + ДР_у + ДР_пж.

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки:

,

где о - коэффициент сопротивления тарелки: для ситчатых тарелок со свободным сечнием отверстий 7 - 10 % - о = 1,82; со свободным сечением - 11 -25 % - о = 1,45; щ₀ - скорость пара в отверстиях тарелки, м/с.

Скорость пара в отверстиях тарелки при

м/с;

Сопротивление сухой тарелки:

а) верхняя часть колонны

Па;

б) нижняя часть колонны

Па.

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения

;

где у - поверхностное натяжение в верхней и нижней частях колонны при средней температуре жидкости, Н/м.

у_в = 18,6*10^-3*0,6 + 23,7*(1-0,175)= 30,71*10^-3 Н/м;

у_н = 16,2*10^-3*0,6+21,3*(1-0,175) = 27,29*10^-3 Н/м.

Для верней части колонны

Па;

Для нижней части колонны

Па.

Сопротивление парожидкостного слоя:

,

где h_пж - высота парожидкостного слоя, м

.

Величину Дh - высоту слоя над сливной перегородкой определяют по уравнению:

где V_ж - объемный расход жидкости, м³/с;

П - периметр сливной перегородки (длина дуги), м;

- отношение плотности парожидкостного слоя (пены) к плотности жидкости, принимаем 0,5.

Периметр сливной перегородки (длину дуги) определяем по выражению:

,

где б = 40°С - угол выреза сливной перегородки;

м.

Объемный расход жидкости:

а) в верхней части колонны

м³/с;

б) в нижней части колонны

м³/с.

Находим высоту слоя над сливной перегородкой:

а) в верхней части колонны

м;

б) в нижней части колонны

м.

Высота парожидкостного слоя на тарелке:

а) в верхней части колонны

м;

б) в нижней части колонны

м.

Сопротивление парожидкостного слоя:

а) в верхней части колонны

Па;

б) в нижней части колонны

Па.

Общее гидравлическое сопротивление тарелки:

а) верхней части колонны

Па;

б) в нижней части колонны

Па.

Проверим, соблюдается ли при расстоянии между тарелками h_m = 0,45 м необходимое для нормальной работы тарелок условие:

.

Для тарелок нижней части колонны, у которых гидравлическое сопротивление ДР больше, чем у тарелок верхней части:

м.

Следовательно, принятое расстояние между тарелками достаточно для создания гидравлического затвора.

Определим минимальную скорость пара в отверстиях щ_{0 min}, необходимую для равномерной работы тарелки

м/с.

Рассчитанная скорость щ_{0 min} меньше щ₀ = 11,3 м/с. Следовательно, тарелки будут работать всеми отверстиями.

Общее гидравлическое сопротивление колонны с ситчатыми тарелками:

Па.

1.5 Тепловой расчет ректификационной колонны

Расход теплоты, получаемой кипящей жидкостью от конденсирующего пара в кубе - испарителе колонны:

,

где: Q_D - расход теплоты, отнимаемой охлаждающей водой от конденсирующихся в дефлегматоре паров, Вт;

Q_пот. - тепловые потери колонны в окружающую среду, Вт;

C_F, c_D, c_W - теплоемкость исходной смеси, дистиллята, кубовой жидкости, соответственно, Дж/кг*К.

Значения теплоемкостей, необходимые для расчета, находим по формуле:

,

где с_А, с_В - теплоемкости компонентов при соответствующих температурах;

- массовые доли компонентов.

Температура кипения смеси - t_F = 122°C, кубового остатка - t_W = 31°C, дистиллята - t_D = 97°C; теплоемкости бензола и ацетона при этих температурах определяем по номограмме.

Теплоемкости смесей:

Дж/кг*К;

Дж/кг*К;

Дж/кг*К.

Количество тепла, отнимаемого охлаждающей водой от конденсирующегося в дефлегматоре пара:

,

где r_D - удельная теплота конденсации дистиллята, Дж/кг

кДж/кг (при t_D = 97°C);

где r_A, r_B - удельная теплота конденсации компонентов А и В при температуре t_D.

Вт.

Тепловые потери колонны в окружающую среду:

,

где t_ст.н. - температура наружной поверхности стенки колонны, принимаем t_ст.н. = 40°С; t_возд. - температура воздуха в помещении, t_возд. = 20°С; б - суммарный коэффициент теплоотдачи конвекцией и излучением, Вт/(м²*К):

Вт/(м²*К),

где F_н - наружная поверхность изоляции колонны, определяем ее по формуле:

м²;

Потери в окружающую среду:

Вт = 9,42 кВт.

Расход тепла в кубе колонны с учетом тепловых потерь:

Вт.

Расход греющего пара (давление р_абс. = 6,303 ат, влажность - 5%)

кг/с = 3982 кг/ч.

Расход тепла в паровом подогревателе исходной смеси рассчитывается по формуле:

,

где С₁ - теплоемкость исходной смеси при средней температуре, равной

°С;

,

где С_А, С_В - теплоемкости ацетона и бензола при t = 71°С.

С_А = 0,57*4,19*10³ Дж/(кг*К) = 2,39*10³ Дж/(кг*К);

С_В = 0,45*4,19*10³ Дж/(кг*К) = 1,89*10³ Дж/(кг*К);

Дж/(кг*К);

Вт.

Расход греющего пара в подогревателе исходной смеси:

кг/с.

Общий расход пара равен:

кг/с.

Расход воды в дефлегматоре при нагревании ее на 20°С:

кг/с = 97488 кг/ч.

Расход воды в холодильнике дистиллята при нагревании ее на 20°С:

кг/с = 7200 кг/ч.

Расход воды в холодильнике кубового остатка при нагревании ее до 20°С:

кг/с = 30744 кг/ч.

Общий расход воды в ректификационной установке:

кг/ч или V_B = 135,43 м³/ч.

Расчет тепловой изоляции колонны.

В качестве изоляции берем асбест (л_из. = 0,151 Вт/(м*К)). Исходя из упрощенного соотношения (для плоской стенки) имеем:

,

где: д_из - толщина изоляции, м; t_из - температура внутренней поверхности изоляции, принимаем ее ориентировочно на 10 - 20°С ниже средней температуры в колонне - t_из.в. = 60°С, следовательно, t_из. = 58,75°С.

Определяем толщину изоляции:

м ?12,3 мм.

Проверяем температуру внутренней поверхности изоляции:

°С.

Расхождение: 58,93 - 58,75 = 0,18°С < 1,0°С.

1.6 Расчет вспомогательного оборудования

Производим расчет поверхности всех теплообменников ректификационной установки. Расчет одного - двух теплообменников приводится в полном объеме, остальных - упрощенный, с использованием ориентировочных значений коэффициентов теплопередачи.

Кипятильник (куб - испаритель)

Температурные условия процесса.

Кубовый остаток кипит при 131°С. Согласно заданию температура конденсации греющего пара равна 160°С (р_абс = 6,303 атм). Следовательно, средняя разность температур

Дt_ср = 160 - 131 = 29°С.

Тепловая нагрузка

Q_k = 21,94*10⁵ Вт.

Выбор конструкции.

Кипятильники ректификационных колонн непрерывного действия по устройству сходны с кипятильниками выпарных аппаратов. При небольших поверхностях теплообмена куб колонны обогревается змеевиком или горизонтальной трубчаткой, пересекающей нижнюю часть колонны; при этом греющий пар пропускается по трубам.

При больших поверхностях теплообмена применяют выносные кипятильники, которые устанавливают ниже колонны с тем, чтобы обеспечить естественную циркуляцию жидкости.

Определяем ориентировочно максимальную величину площади теплообмена. По таблице 4.8 [2, с.172] для данного случая теплообмена (от конденсирующегося водяного пара к кипящей жидкости) принимаем значение минимального коэффициента теплопередачи К_min = 300 Вт/м²*К. Тогда максимальная поверхность теплообмена:

м².

Предварительно выбираем для расчета выносной кипятильник - кожухотрубчатый теплообменник с трубами диаметром 25Ч2 мм, длиной труб - 3,0 м. [2, с.533]

Определение коэффициента теплопередачи.

Принимаем среднее значение тепловой проводимости загрязнения стенок со стороны конденсирующегося водяного пара 1/r₁ = 5800 Вт/м²*К, со стороны кубового остатка (почти чистый бензол) 1/r₂ = 5800 Вт/м²*К.

Теплопроводность стали л = 46,5 Вт/м*К.

Таким образом, термическое сопротивление стенки и ее загрязнений равно:

м²*К/Вт.

Коэффициент теплоотдачи со стороны конденсирующегося водяного пара определяется по формуле:

, Вт/м²*К,

где л - коэффициент теплопроводности конденсата, Вт/м*К; Н - высота кипятильных труб, м; с - плотность конденсата, кг/м³; r - удельная теплота конденсации греющего пара, Дж/кг; м - динамический коэффициент вязкости конденсата, Па*с. Значение коэффициентов теплопроводности, динамической вязкости, плотности определяются по [2, с.537]

.

Коэффициент теплоотдачи для кипящего бензола находим по формуле:

, Вт/м²*К,

где л - коэффициент теплопроводности кипящего бензола при t_W = 131°С, [2, с.561];

с - плотность кипящего бензола [2, с.372]; м - динамический коэффициент вязкости кипящего бензола при t_W = 131°С [2, с.556]; у - поверхностное натяжение бензола [2, с.526]

л = 0,1*1,163 = 0,12 Вт/м*К;

с_б = 769 кг/м³;

м = 0,19 мПа*с;

у = 16,4*10³ Н/м.

Коэффициент b определяется по формуле:

,

где с_П - плотность паров бензола при t_W = 131°С, рассчитывается по формуле:

,

колонна пар сопротивление дистиллят

где с₀ - плотность паров бензола при н.у., равна:

,

где: М - мольная масса бензола; Т₀ - температура при н.у., К; Т - температура кипения бензола, К; Р, Р₀ - давление в кипятильнике при рабочих и нормальных условиях.

Т = 353,2 К; Р₀ = 1,033 кгс/м²;

;

кг/м³;

Коэффициент теплоотдачи для кипящего бензола равен:

.

Коэффициент теплопередачи:

.

Удельная тепловая нагрузка:

.

Откуда:

.

Это уравнение решаем графически, задаваясь значениями q, y - левая часть уравнения.

При q = 20000 Вт/м² y = -5,59;

При q = 15000 Вт/м² y = -9,46;

При y = 0 находим q = 27500 Вт/м².

Рис. 6 - Графическое определение удельного расхода тепла

Коэффициент теплопередачи:

Вт/м²*К.

Площадь поверхности теплообмена:

м².

С запасом 15 - 20% принимаем по каталогу [2, с.533] одноходовой теплообменник.

Характеристика теплообменника:

поверхность теплообмена………………………………….109м²;

диаметр кожуха………………….………………………...600 мм;

диаметр труб………………………………………………25Ч2 мм;

длина труб………………………………………………………4 м;

количество труб………………………………………………...261.

Расчеты остальных теплообменников выполняются:

задаваясь ориентировочными значениями коэффициентов теплопередачи [2].

Дефлегматор

В дефлегматоре конденсируется ацетон с небольшим количеством бензола. Температура конденсации паров дистиллята t_D = 97°С. Температуру воды на входе в теплообменник примем 18°С, на выходе - 38°С.

Составляем температурную схему процесса и определяем движущую силу процесса теплопередачи:

97 > 97

38 < 18

°С.

По таблице [2, с.172] коэффициент теплопередачи от конденсирующегося пара органических веществ к воде находится в пределах 340 - 870 Вт/м²*К. Принимаем наименьший коэффициент теплопередачи К = 340 Вт/м²*К.

Количество тепла, отнимаемого охлаждающей водой от конденсирующегося в дефлегматоре пара:

Вт.

Поверхность дефлегматора находим из основного уравнения теплопередачи:

м².

С запасом принимаем 4 - ходовой теплообменник с поверхностью F = 127 м².

Характеристика теплообменника:

поверхность теплообмена…………………………………….127 м²;

диаметр кожуха……………………………………..………...800 мм;

диаметр труб…………………………………………………25Ч2 мм;

длина труб…………………………………………….……………4 м;

количество труб……………………………………………………404.

Холодильник для дистиллята

В холодильнике происходит охлаждение дистиллята от температуры конденсации до 30°С.

97 > 30

38 < 18

°С.

Количество тепла, отнимаемого охлаждающей водой от кубовой жидкости:

Вт.

Принимаем К = 300 Вт/м²*К [2, с.533].

Поверхность теплообмена холодильника дистиллята:

м².

По каталогу [2, с.215] принимаем 2 - ходовой теплообменник с поверхностью F = 19,5 м².

Характеристика теплообменника:

поверхность теплообмена…………………………………….19,5 м²;

диаметр кожуха…………………………………..…………...325 мм;

диаметр труб…………………………………………………25Ч2 мм;

длина труб…………………………………………………………4 м;

количество труб………………………………………………….....62.

Холодильник для кубового остатка

В холодильнике кубового остатка происходит охлаждение кубовой жидкости от температуры кипения до 30°С.

131 > 30

38 < 18

°С.

Количество тепла, отнимаемого охлаждающей водой от кубовой жидкости:

Вт.

Принимаем К = 250 Вт/м²*К [2, с.533].

Поверхность теплообмена холодильника кубовой жидкости:

м².

По каталогу [2, с.215] принимаем 2 - ходовой теплообменник с поверхностью F = 75 м².

Характеристика теплообменника:

поверхность теплообмена………………………………….75 м²;

диаметр кожуха…………………………………………...600 мм;

диаметр труб………………………………….…………25Ч2 мм;

длина труб………………………………………………..……4 м;

количество труб………………………………………..……...240.

Подогреватель

Служит для подогрева исходной смеси от t_н = 18 - 20°С до температуры t_F = 122°С. Исходная смесь подогревается водяным насыщенным паром с температурой 160°С.

20 > 122

°С.

Принимаем К = 120 Вт/м²*К [2, с.533].

Поверхность теплообмена подогревателя рассчитывается по формуле:

м².

По каталогу [2, с.215] принимаем 6 - ходовой теплообменник с поверхностью F = 121 м².

Характеристика теплообменника:

поверхность теплообмена…………………………………….75 м²;

диаметр кожуха………………………………………….…...800мм;

диаметр труб………………………………………….……25Ч2 мм;

длина труб………………………………………………….……4 м;

количество труб………………………………………………....384.

Заключение

Я рассчитала ректификационную установку непрерывного действия общего вида ректификационной колонны.

Библиографический список

1. Дытнерский Ю.И. Процессы и аппараты химической технологии, ч.2, М.: Химия, 2007. - 368 с.

2. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. - Л.: Химия, 2007. - 576 с.

3. Справочник химика. - М. - Л.: Химия, 2008. - 973 с. т.5.

4. Дытнерский Ю.И. Основные процессы и аппараты химической технологии/ Под редакцией Дытнерского Ю.И. - М.: Химия.

5. 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, 2009. - 237 с.

Размещено на Allbest.ru