Объемный расход проходящего через колонну пара при средней температуре в колонне . Имеем:

где МР - мольная масса дистиллята, Р - расход дистиллята.

Диаметр колонны:

По каталогу-справочнику «Колонные аппараты» выбираем D =1400мм [1, стр 197].

Тогда Действительная скорость пара в колонне будет:

4. Гидравлический расчет тарелок

По каталогу для колонны диаметром 1400 мм выбираем ситчатую тарелку ТС-Р со следующими конструктивными размерами:

Диаметр отверстий в тарелке, do 0,005м

Шаг между отверстиями, t 10 мм

Рабочее сечение тарелки, Fр 1,368 м2

Высота переливного порога, hпер 30 мм

Площадь перелива, Fсл0,087 м2

Периметр перелива, Псл0,86 м

Путь жидкости, lж0,93 м

Рассчитаем гидравлическое сопротивление тарелки в верхней и нижней части колонны по уравнению:

а) верхняя часть колонны:

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки

где =1,7 - коэффициент для ситчатых тарелок;

- скорость пара в отверстиях тарелки.

Па

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:

где = 21,3 •10-3 Н/м - поверхностное натяжение бензола при 80,7 0С ;

do =0,005 м - диаметр отверстий тарелки.

Па

Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:

Высота парожидкостного слоя на тарелке:

Высоту слоя над сливной перегородкой рассчитывают по формуле:

где Vж - объемный расход жидкости, м3/с;

П - периметр сливной перегородки, м;

- отношение плотности парожидкостного слоя (пены) к плотности жидкости, принимаемое приближенно равным 0,5.

Объемный расход жидкости в верхней части колонны:

Находим ?h:

Высота парожидкостного слоя на тарелке:

hпж = 0,03 +0,017= 0,047м

Сопротивление парожидкостного слоя:

Общее гидравлическое сопротивление тарелки в верхней части колонны:

?р' = ?pсух + ?ру + ?рпж =243+ 17 + 244= 504 Па

б) нижняя часть колонны:

Па

Па

где = 19,4•10-3 Н/м - поверхностное натяжение толуола при tcp =106,4оС

Объемный расход жидкости в нижней части колонны:

,

Находим ?h:

м

Высота парожидкостного слоя на тарелке:

hпж = 0,03 + 0,0306 = 0,0606 м

Сопротивление парожидкостного слоя:

Па

Общее гидравлическое сопротивление тарелки в нижней части колонны:

?р'' = 252 + 15,5 +302 =569,5 Па

Проверим, соблюдается ли при расстоянии между тарелками h = 0,4 м необходимое для нормальной работы тарелок условие

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

0,4 > м

Следовательно, вышеуказанное условие соблюдается.

Проверим равномерность работы тарелок - рассчитаем минимальную скорость пара в отверстиях що, мин , достаточную для того, чтобы ситчатая тарелка работала всеми отверстиями:

Рассчитанная скорость що, мин меньше що = 10,276 м/с, следовательно, тарелки будут работать всеми отверстиями.

5. Определение числа тарелок и высоты колонны

Построим рабочие линии и ступени изменения концентраций для верхней (укрепляющей) и нижней (исчерпывающей) частей колонны (рис.4) и находим число ступеней изменения концентрации nт. В верхней части колонны n'т 6, в нижней части n''т 6, всего 12ступеней.

Рис. 3. Построение рабочих линий по диаграмме Y - X.

Число тарелок: Для определения среднего к.п.д. тарелок з находим коэффициент относительной летучести разделяемых компонентов б = Рб/Рт и коэффициент динамической вязкости исходной смеси м при средней температуре в колонне, равной 94,1оС.

Рб = 1150 мм рт. ст.

Ртолуол = 475 мм рт. ст.

мб = 0,305 сП = 0,305•10-3 Па•с

мтол = 0,309 сП = 0,309•10-3 Па•с

Принимаем динамический коэффициент вязкости исходной смеси

м = 0,307 сП = 0,307•10-3 Па•с

Тогда: б = 1150/475 = 2,42

бм = 2,42•0,307 = 0,743

По графику [9, Рис.7.4] зависимости з - бм находим з = 0,5

Длина пути жидкости на тарелке lж=0,93 (по тех. хар-ке выбранной тарелки)

По графику находится значение поправки на длину пути ?=0

Средний КПД тарелок определяется по уравнению:

Для сравнения рассчитывается средний КПД тарелки з0

з0=

в этой формуле безразмерные комплексы

Коэффициент диффузии

м2/с

Число тарелок:

в верхней части колонны:

в нижней части колонны:

Общее число тарелок n = 24, с запасом n = 28, из них в верхней части 14 и в нижней части 14 тарелок.

высота тарельчатой части колонны: НТ = (n - 1) • h = (28 - 1) •0,4 = 10,8 м

где h - расстояние между тарелками.

Общее гидравлическое сопротивление тарелок:

кгс/см2

6. Тепловой расчет установки

Расход тепла, отдаваемого охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе:

QD = Р (1 + R)•rD

Здесь:,

где rб и rт - удельные теплоты конденсации бензола и толуола.

rD = 0,974• 383,9•103+ (1 - 0,974) •371,8•103 = 383,6•103 Дж/кг

Расход тепла, получаемого в кубе-испарителе от греющего пара:

Qк = QD + Р•cP•tP + W•cW•tW - F•cF•tF + Qпот

Тепловые потери Qпот принимаем в размере 3% от полезно затрачиваемого тепла; удельные теплоемкости взяты соответственно:

cP =1982 Дж/кг К при tР = 80,7oC;

cW = 2137 Дж/кг К при tW = 106,4oC;

cF = 2050 Дж/кг К при tF = 89,4oC.

Температура кипения исходной смеси tF =89,4оС определена по рисунку 2.

Вт

Расход тепла в паровом подогревателе исходной смеси:

Q = 1,05GFcF(tF - tнач ),

Здесь тепловые потери приняты в размере 5%, удельная теплоемкость исходной смеси сF = (0,44•0,46 + 0,56•0,47)•4190 = 1950 Дж/кг•К взята при средней температуре .

Вт

Расход тепла, отдаваемого охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята:

Q = Р•cР•(tР - tкон),

где сD = 1892 Дж/кг•К - удельная теплоемкость дистиллята при средней температуре С.

Вт

Расход тепла, отдаваемого охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка:

Q = W•cW(tW - tкон),

где удельная теплоемкость кубового остатка сW = 1916 Дж/кг•К взята при средней температуре .

Вт

Расход греющего пара, имеющего давление рабс = 4 атм и влажность 5%:

а) в кубе-испарителе

, кг/с

где rr,n = 2141•103 Дж/кг - удельная теплота конденсации греющего пара.

б) в подогревателе исходной смеси

Всего 0,458 + 0,066 = 0,524 кг/с или 1,886 т/ч

Расход охлаждающей воды при нагреве ее на 20оС:

а) в дефлегматоре

б) в водяном холодильнике дистилята

в) в водяном холодильнике кубового остатка

Всего 10,65+1,13+1,43=13,21 м3/с, или 47,56 м3/ч

Список литературы

1. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию / под ред. Дытнерского Ю.И. -- М.: Химия, 1991. - 496 с.

2. О.А. Тишин, И.С. Мокрецова Методические указания по курсовому проектированию по дисциплине «Процессы и аппараты химических производств» Волгоград, 2001. - 20с.

3. Н.И. Гальперин «Основные процессы и аппараты химической технологии» М. Химия, 1981. - 810с.

4. В.Б. Коган «Равновесия между жидкостью и паром» справочник М. Наука 1966г. 2т.

5. И.А. Иоффе «Проектирование процессов и аппаратов химической технологии» Л. Химия 1991г. - 352с.

6. И.А. Александров «Ректификационные и абсорбционные аппараты» М. Химия 1978г. - 277с.

7. Каталог «Колонные аппараты» 1978. - 310с.

8. А.Н.Плановский, В.М.Рамм, С.З.Каган, Процессы и аппараты химической технологии, М. Госхимиздат, 1962. - 846с.

9. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. Учебное пособие. Л.: Химия, 1987. - 576с.

Размещено на Allbest.ru