Проектирование ректификационной установки для непрерывного разделения смеси бензол-толуол

Размещено на http://www.allbest.ru/

Санкт-Петербургский государственный технологический институт

Кафедра процессов и аппаратов

Учебная дисциплина: процессы и аппараты

Курсовой проект

Тема: Проектирование ректификационной установки для непрерывного разделения смеси бензол-толуол

Санкт-Петербург 2006

Задание по курсовому проектированию № 28-01

Спроектировать ректификационную установку для непрерывного разделения смеси бензол - толуол под атмосферным давлением. Сделать подробный расчет ректификационной колонны и парового подогревателя исходной смеси. Куб-испаритель, дефлегматор и холодильники кубового остатка и дистиллята рассчитать приближенно, используя коэффициенты теплопередачи из «примеров и задач по курсу процессов и аппаратов химической технологии». Выбрать стандартные аппараты. Сделать чертеж общего вида парового подогревателя исходной смеси и эскиз технологической схемы установки.

Исходные данные для расчета

Колонна с ситчатыми тарелками.

Производительность установки по исходной смеси 8.4 т/час.

Концентрация легколетучего компонента в исходной смеси 20% масс.

Концентрация легколетучего компонента в дистилляте 94% масс.

Концентрация легколетучего компонента в кубовом остатке 4% масс.

Температура исходной смеси 35? С.

Температура охлаждающей воды меняется от 10 до 30? С.

Готовые продукты охлаждаются до 35? С.

Давление греющего пара 1.5 атм (изб.).

Введение

Ректификация - один из способов разделения жидких смесей основанный на различном распределении компонентов смеси между жидкой и паровой фазами. В качестве аппаратов служащих для проведения ректификации используются ректификационные колонны - состоящие из собственно колонны, где осуществляется противоточное контактирование пара и жидкости, и устройств, в которых происходит испарение жидкости и конденсация пара -- куба и дефлегматора. Колонна представляет собой вертикально стоящий полый цилиндр внутри которого установлены так называемые тарелки (контактные устройства различной конструкции) или помещен фигурный кусковой материал -- насадка. Куб и дефлегматор -- это обычно кожухотрубные теплообменники.

Назначение тарелок и насадки - разделение межфазной поверхности и улучшение контакта между жидкостью и паром. Тарелки, как правило, снабжаются устройством для перелива жидкости. В качестве насадки ректификационных колонн обычно используются кольца, диаметр которых равен их высоте.

Как в насадочных, так и в тарельчатых колоннах кинетическая энергия пара используется для преодоления гидравлического сопротивления контактных устройств и для создания динамической дисперсной системы пар -- жидкость с большой межфазной поверхностью. Существуют также ректификационные колонны с подводом механической энергии, в которых дисперсная система создаётся при вращении ротора, установленного по оси колонны. Роторные аппараты имеют меньший перепад давления по высоте, что особенно важно для вакуумных колонн.

По способу проведения различают - непрерывную и периодическую ректификацию. В первом случае разделяемая смесь непрерывно подается в ректификационную колонну, а из колонны непрерывно отводятся две или более число фракций, обогащенных одними компонентами и обедненных другими. Полная колонна состоит из двух секций укрепляющей и исчерпывающей. Исходная смесь (обычно при температуре кипения) подается в колонну, где смешивается с так называемой извлеченной жидкостью, стекающей по контактным устройствам (тарелкам или насадке) исчерпывающей секции противотоком к поднимающемуся потоку пара. Достигая низа колонны, жидкость обогащается тяжелолетучими компонентами. В низу жидкость частично испаряется в результате нагрева подводящимся теплоносителем, и пар снова поступает в исчерпывающую секцию.

Пройдя её, обогащенный легколетучими компонентами, пар поступает в дефлегматор, где обычно полностью конденсируется подходящим хладагентом. Полученная жидкость делится на два потока - дистиллят и флегму. Дистиллят является продуктовым потоком, а флегма поступает на орошение укрепляющей секции, по контактным устройствам которой стекает. Часть жидкости выводится из куба колонны в виде так называемого кубового остатка (также продуктовый поток).

Если исходную смесь нужно разделить непрерывным способом на число фракций больше двух, то применяется последовательное либо параллельно - последовательное соединение колонн.

При периодической ректификации исходная жидкая смесь единовременно загружается в куб колонны, ёмкость которая соответствует желаемой производительности. Пары поступают в колонну и поднимаются к дефлегматору, где происходит их конденсация. В начальный период весь конденсат возвращается в колонну, что отвечает режиму полного орошения. Затем конденсат делится на дистиллят и флегму. По мере отбора дистиллята (либо при постоянном флегмовом числе, либо с его изменением из колонны выводятся сначала легколетучие компоненты, затем среднелетучие и так далее). Нужную фракцию (или фракции) отбирают в соответствующий сборник. Операция продолжается до полной переработки первоначально загруженной смеси.

Основные области промышленного применения ректификации -- получение отдельных фракций и индивидуальных углеводородов из нефтяного сырья в нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности, окиси этилена, акрилонитрила, акрилхлорсиланов - в химической промышленности. Ректификация широко используется и в других отраслях народного хозяйства: коксохимической, лесохимической, пищевой, химико-фармацевтической промышленностях.

1. Технологические расчеты

1.1 Равновесные данные

Для технологических расчетов установки необходимо знать свойства веществ при определенных температурах. Основным способом определения этих свойств является таблица равновесных данных.

х - мольная доля легколетучего компонента в жидкой фазе;

y - мольная доля легколетучего компонента в паровой фазе;

t - температура,ъС.

Таблица 1

х	у	t
0	0	110.6
5	11.5	108.3
10	21.4	106.1
20	38	102.2
30	51.1	98.6
40	61.9	95.2
50	71.2	92.1
70	85.4	86.8
80	91	84.4
90	95.9	82.3
100	100	80.2

В данном курсовом проекте рассматривается смесь бензол - толуол. Известно, что

t кип бензол = 80.2? С

t кип толуол = 110.8? С

Следовательно, в качестве легколетучего компонента в дальнейшем по умолчанию будет рассматриваться бензол.

1.2 Материальный баланс

Зная производительность колонны по исходной смеси , по уравнениям материального баланса определим массовые расходы дистиллята и кубового остатка .

где - массовый расход исходной смеси, кг/с;

- массовый расход кубового остатка, кг/с;

- массовый расход дистиллята, кг/с;

, и - массовые доли легколетучего компонента в питании, дистилляте и кубовом остатке соответственно.

= 8.4 т/час = = 2.333 кг/с

Получаем систему уравнений:

2.333 = +

2.333*0.20 = *0.94 + *0.04

Решив которую, получим:

= 0.415 кг/с; = 1.918 кг/с

Для дальнейших расчетов необходимо перевести массовые доли легколетучего компонента в мольные.

где хF - мольная доля легколетучего компонента в исходной смеси;

М1 = 78.11 кг/кмоль - молекулярная масса бензола;

М2 = 92.13 кг/кмоль - молекулярная масса толуола.

кмоль л.л./кмоль раствора

Соответственно находим мольные доли легколетучего компонента в кубовом остатке и дистилляте:

кмоль л.л./ кмоль раствора

кмоль л.л./ кмоль раствора

Нагрузка ректификационной колонны по пару и жидкости определяется рабочим флегмовым числом. Для его расчета используют приближенные вычисления по формуле:

где Rmin - минимальное флегмовое число.

При этом:

где - мольные доли легколетучего компонента в жидкости, а - концентрация легколетучего компонента в паре, находящаяся в равновесии с жидкостью питания.

По Таблице 1 находим значение :

= кмоль л.л./кмоль р-ра

Rmin =

Найдем уравнения рабочих линий (при питании колонны кипящей смесью):

а) верхней (укрепляющей) части ректификационной колонны

б) нижней (исчерпывающей) части колонны

где F - относительный мольный расход питания (на 1 кмоль дистиллята)

Тогда получим

2. Тепловой баланс установки

Тепловой баланс ректификационной колонны выражается общим уравнением:

где - количество тепла, подводимое в куб-испаритель, Вт;

- количество тепла, подводимое с исходной смесью, Вт;

- количество тепла, выделяющееся при конденсации пара в дефлегматоре-конденсаторе, Вт;

- количество тепла, отводимого с потоком дистиллята, Вт;

- количество тепла, отводимого с потоком кубового остатка, Вт;

- потери в окружающую среду ( 3 - 5 % ), Вт.

Используя Таблицу 1, находим - температуры соответствующие дистилляту, кубовому остатку и исходной смеси.

? С

? С

? С

Теплофизические параметры бензола

где rлл - удельная теплота конденсации паров бензола, кДж/кг; А = 51.87; tкр = 289.1.

Дж/кг

где - удельная теплоемкость бензола, кДж/кг*К; с0 = 1.65 ; с1 = 0.0032.

Тогда

Дж/кг*К

Дж/кг*К

Дж/кг*К

Теплофизические свойства толуола

где rтл - удельная теплота конденсации паров толуола, кДж/кг; А = 47.07 ; tкр = 318.7.

Дж/кг

где - удельная теплоемкость толуола, кДж/кг*К; с0 = 1.62 ; с1 = 0.0035. Тогда

Дж/кг*К

Дж/кг*К

Дж/кг*К

Теплофизические свойства смеси

Теплофизические свойства смеси определяются по аддитивным формулам:

где - удельная теплота конденсации паров в дефлегматоре-конденсаторе, Дж/кг.

Дж/кг

Тогда получим

Дж/кг*К

Дж/кг*К

Дж/кг*К

Используя полученные теплофизические данные, вычислим:

кВт

 кВт

кВт

кВт

Тогда

кВт

3. Подробный расчет подогревателя исходной смеси

3.1 Выбор теплообменного аппарата.

Исходные данные: Ризб = 1.5 атм; tн = 35? С; tF = 101.12 ? С.

Вычисляем абсолютное давление греющего пара:

Рабс = Ризб + 1 атм = 1.5 + 1 = 2.5 атм

По давлению греющего пара находим его температуру конденсации и удельную теплоту парообразования :

? С

Дж/кг

Тогда температурная схема будет иметь вид:

? С

? С

Тогда средняя разность температур будет определяться по формуле:



? С

Средние температуры теплоносителей:

? С

? С

Удельная теплоемкость смеси при средней температуре теплоносителя:

Дж/кг*К

Дж/кг*К

Дж/кг*К

Рассчитаем расход тепла в подогревателе исходной смеси по формуле:

кВт

Тогда расход греющего пара будет равен

кг/с

Используя , примем в качестве ориентировочного значения коэффициента теплопередачи от конденсирующегося пара к органическим жидкостям К = 300 Вт/м2*К.

Тогда ориентировочное значение поверхности теплообмена будет определяться по формуле:

м2

По ориентировочному значению поверхности теплообмена был выбран одноходовой кожухотрубчатый теплообменник с трубами d = 20?2 мм, внутренним диаметром кожуха D = 325 мм, числом труб n = 100, длиной труб l = 3.0 м и поверхностью теплообмена F = 19.5 м2 и проходным сечением трубного пространства sтр = 2.0*10-2 м2.

Определим свойства смеси при средней температуре ? С:

Бензол

Плотность:

где - плотность легколетучего компонента смеси, кг/м3; ; ; .

кг/м3

Динамическую вязкость:



где - динамическая вязкость легколетучего компонента, мПа*с; ; ; t - температура, ? С.

мПа*с

Теплопроводность:

где - теплопроводность легколетучего компонента, Вт/м*К; ; .

Вт/м*К

Толуол

Плотность:

где - плотность труднолетучего компонента смеси, кг/м3;; ; .

кг/м3

Динамическую вязкость:

где - динамическая вязкость труднолетучего компонента, мПа*с;; ; t - температура, ? С.

Теплопроводность:

где - теплопроводность легколетучего компонента, Вт/м*К; ; .

Вт/м*К

Смесь

По формулам для определения средних величин :

где л1 > л2

Тогда получим

кг/м3

мПа*с

Вт/м*К

Определим свойства греющего водяного пара при Рабс=2.5 атм и tср=126.25? С :

кг/м3

мПа*с

Для обеспечения развитого турбулентного режима

м/с

Примем м/с, тогда проходное сечение трубного пространства должно быть менее

м2

При щ=0.5 м/с sтр = 0.0057 м2. Следовательно, можно сделать вывод о том, что выбранный кожухотрубчатый теплообменник не подходит.

Рассмотрим теплообменник типа «труба в трубе».

Примем диаметр теплообменной трубы d = 108?5 мм, диаметр кожуховой трубы D = 159?6 мм. Положим, что в трубном пространстве идет нагрев исходной смеси, а в межтрубном - конденсация пара.

Примем скорость течения жидкости щ = 0.4 м/с, тогда

м2

Примем скорость пара щ = 15 м/с, тогда

м2

Сравним полученные значения со значениями, взятыми из :

Sтр = 75.4*10-4 м2 и sм.тр = 78.1*10-4 м2.

Можно сделать вывод о том, что теплообменник подобран верно.

Уточним значения скоростей жидкости:

м/с

По уточненным значениям скоростей пара и жидкости рассчитаем значения критерия Рейнольдса для трубного и пространства:

d тр = d вн = 108 - 2*5 = 98 мм

3.2 Определение температур стенок методом итераций

Определим величины, которые не зависят от выбранной наугад температуры стенки:

Значение тепловой проводимости загрязнений стенок со стороны греющего пара, а тепловая проводимость загрязнений стенок органическими жидкостями.

Толщина стенки теплообменной трубы равна 5 мм. В качестве материала труб выберем обыкновенную сталь с коэффициентом теплопроводности .

Тогда тепловая проводимость стенки и загрязнений



Зададимся температурой стенки со стороны горячего теплоносителя .

Тогда температура пленки конденсата

? С

? С

Далее необходимо определить поверхностные плотности теплового потока и сопоставить их, если разница между ними будет меньше 5 %, то можно считать, что процесс установившийся и температура стенки подобранна правильно.

где - коэффициенты теплоотдачи от горячего и холодного теплоносителей;

В межтрубном пространстве конденсируется греющий пар. Коэффициент теплоотдачи от конденсирующегося пара:

где теплопроводность конденсата, Вт/(м.К);

-плотность конденсата, кг/м3;

удельная теплота конденсации, Дж/кг;

= 9.81 - скорость свободного падения, м/с2;

-динамическая вязкость конденсата, Па.с;

= 0.039 - диаметр трубы, м.

Величины , , и определяются при температуре пленки конденсата t пл :

кг/м3

Па*с

Вт/м*К

*103 Дж/кг

Тогда

Вт/м2*К

Тогда поверхностная плотность теплового потока горячей стенки определим по формуле:

Примем что

Определим температуру холодной стенки по формуле:

? С

Из выше найденных значений теплофизических параметров при средней температуре смеси найдем значение критерия Прандтля:



Определим теплофизические параметры смеси при температуре стенки со стороны холодного теплоносителя:

Исходя из найденных теплофизических параметров, определим критерий Прандтля при температуре холодной стенки:

Зная значение Pr = 4.923; Pr ст = 3.997 и Re = 93635.61, определим значение числа Нуссельта:



Зная критерий Нуссельта, определим коэффициент теплоотдачи холодной стенки по формуле:

Тогда Вт/м2*К

Поверхностную плотность теплового потока холодной стенки определим по формуле:

Сопоставим q1 и q2, а разность выразим в процентах:

Выбранная температура стенки наугад не подходит.

Зададимся температурой стенки со стороны горячего теплоносителя.

Тогда температура пленки конденсата

? С

? С

Далее необходимо определить поверхностные плотности теплового потока и сопоставить их, если разница между ними будет меньше 5 %, то можно считать, что процесс установившийся и температура стенки подобранна правильно.

где - коэффициенты теплоотдачи от горячего и холодного теплоносителей;

В межтрубном пространстве конденсируется греющий пар. Коэффициент теплоотдачи от конденсирующегося пара:

где теплопроводность конденсата, Вт/(м.К);

-плотность конденсата, кг/м3;

удельная теплота конденсации, Дж/кг;

= 9.81 - скорость свободного падения, м/с2;

-динамическая вязкость конденсата, Па.с;

= 0.039 - диаметр трубы, м.

Величины , , и определяются при температуре пленки конденсата t пл :

кг/м3

Па*с

Вт/м*К

*103 Дж/кг

Тогда

Вт/м2*К

Тогда поверхностная плотность теплового потока горячей стенки определим по формуле:

Примем что

Определим температуру холодной стенки по формуле:

? С

Из выше найденных значений теплофизических параметров при средней температуре смеси найдем значение критерия Прандтля:

Определим теплофизические параметры смеси при температуре стенки со стороны холодного теплоносителя:

Исходя из найденных теплофизических параметров, определим критерий Прандтля при температуре холодной стенки:

Зная значение Pr = 4.923; Pr ст = 4.125 и Re = 93635.61, определим значение числа Нуссельта:

Зная критерий Нуссельта, определим коэффициент теплоотдачи холодной стенки по формуле:

Тогда Вт/м2*К

Поверхностную плотность теплового потока холодной стенки определим по формуле:

Сопоставим q1 и q2, а разность выразим в процентах:

Выбранная температура стенки наугад не подходит

Зададимся температурой стенки со стороны горячего теплоносителя ? С.

Тогда температура пленки конденсата

? С

? С

Далее необходимо определить поверхностные плотности теплового потока и сопоставить их, если разница между ними будет меньше 5 %, то можно считать, что процесс установившийся и температура стенки подобранна правильно.

где - коэффициенты теплоотдачи от горячего и холодного теплоносителей;

В межтрубном пространстве конденсируется греющий пар. Коэффициент теплоотдачи от конденсирующегося пара:

где теплопроводность конденсата, Вт/(м.К);

-плотность конденсата, кг/м3;

удельная теплота конденсации, Дж/кг;

= 9.81 - скорость свободного падения, м/с2;

-динамическая вязкость конденсата, Па.с;

= 0.039 - диаметр трубы, м.

Величины , , и определяются при температуре пленки конденсата t пл :

кг/м3

Па*с

Вт/м*К

*103 Дж/кг

Тогда

Вт/м2*К

Тогда поверхностная плотность теплового потока горячей стенки определим по формуле:



Примем что

Определим температуру холодной стенки по формуле:

? С

Из выше найденных значений теплофизических параметров при средней температуре смеси найдем значение критерия Прандтля:

Определим теплофизические параметры смеси при температуре стенки со стороны холодного теплоносителя:

Исходя из найденных теплофизических параметров, определим критерий Прандтля при температуре холодной стенки:

Зная значение Pr = 4.923; Pr ст = 4.096 и Re = 93635.61, определим значение числа Нуссельта:

Зная критерий Нуссельта, определим коэффициент теплоотдачи холодной стенки по формуле:

Тогда Вт/м2*К

Поверхностную плотность теплового потока холодной стенки определим по формуле:

Сопоставим q1 и q2, а разность выразим в процентах:

Температура стенки подобрана верно.

Рассчитаем истинный коэффициент теплопередачи:

Вт/м2*К

Тогда м2

По ориентировочному значению поверхности теплообмена был выбран теплообменник типа «труба в трубе» с теплообменной трубой d = 108?5 мм, кожуховой D = 159?6 мм, длиной труб l = 9.0 м и поверхностью теплообмена F = 27.18 м2.

4. Приближенный расчет теплообменников

4.1 Холодильник дистиллята

Исходные данные: = 81.25 ?С; = 35 ?С; = 10 ?С; = 30?С

Тогда температурная схема будет иметь вид:

Размещено на http://www.allbest.ru/

?С

?С

Тогда средняя разность температур будет определяться по формуле:

?С

Средние температуры теплоносителей:

?С

?С

Удельная теплоемкость смеси при средней температуре теплоносителя:

Дж/кг*К

Дж/кг*К

Дж/кг*К

Рассчитаем расход тепла в холодильнике дистиллята по формуле

кВт

Удельная теплоемкость воды при t = 20?С св = 4190 Дж/кг*К, тогда массовый расход воды будет определяться по формуле

кг/с

Используя , примем в качестве ориентировочного значения коэффициента теплопередачи от жидкости к жидкости (углеводороды, масла) К = 200 Вт/м2*К.

Тогда ориентировочное значение поверхности теплообмена будет определяться по формуле:

 м2

По ориентировочному значению поверхности теплообмена был выбран одноходовой кожухотрубчатый теплообменник с трубами d = 20?2 мм, внутренним диаметром кожуха D = 273 мм, числом труб n = 61, длиной труб l = 1.5 м и поверхностью теплообмена F = 6.0 м2.

4.2 Холодильник кубового остатка

Исходные данные: ?С ; ?С; = 10 ?С; = 30?С.

Тогда температурная схема будет иметь вид:

Размещено на http://www.allbest.ru/

?С

?С

Тогда средняя разность температур будет определяться по формуле:

?С

Средние температуры теплоносителей:

?С

?С

Удельная теплоемкость смеси при средней температуре теплоносителя:

Дж/кг*К

Дж/кг*К

Дж/кг*К

Рассчитаем расход тепла в холодильнике кубового остатка по формуле

кВт

Удельная теплоемкость воды при t = 20?С св = 4190 Дж/кг*К, тогда массовый расход воды будет определяться по формуле

кг/с

Используя , примем в качестве ориентировочного значения коэффициента теплопередачи от жидкости к жидкости (углеводороды, масла) К = 200 Вт/м2*К.

Тогда ориентировочное значение поверхности теплообмена будет определяться по формуле:

м2

По ориентировочному значению поверхности теплообмена был выбран одноходовой кожухотрубчатый теплообменник с трубами d = 20?2 мм, внутренним диаметром кожуха D = 400 мм, числом труб n = 181, длиной труб l = 3.0 м и поверхностью теплообмена F = 34.0 м2.

4.3 Куб - испаритель

Исходные данные: ?С ; Ризб = 1.5 атм.

Вычисляем абсолютное давление греющего пара:

Рабс = Ризб + 1 атм = 1.5 + 1 = 2.5 атм

По давлению греющего пара находим его температуру конденсации и удельную теплоту парообразования :

? С

Дж/кг

Тогда температурная схема будет иметь вид:

Размещено на http://www.allbest.ru/

Тогда средняя разность температур будет определяться как:

? С

Из теплового баланса установки известно, что кВт

Тогда расход греющего пара будет равен

кг/с

Используя , примем в качестве ориентировочного значения коэффициента теплопередачи от конденсирующегося пара к кипящей жидкости К = 1500 Вт/м2*К.

Тогда ориентировочное значение поверхности теплообмена будет определяться по формуле:



м2

По ориентировочному значению поверхности теплообмена был выбран испаритель (с обогревом паром) с трубами d = 25?2 мм, внутренним диаметром кожуха D = 600 мм, числом труб n = 257, длиной труб l = 2.0 м и поверхностью теплообмена F = 40.0 м2.

4.4 Дефлегматор - конденсатор

Исходные данные: = 81.25 ?С; = 10 ?С; = 30?С

Тогда температурная схема будет иметь вид:

Размещено на http://www.allbest.ru/

?С

?С

Тогда средняя разность температур будет определяться по формуле:



?С

Средние температуры теплоносителей:

?С

?С

Из теплового баланса установки известно, что кВт

Удельная теплоемкость воды при t = 20.548?С св = 4190 Дж/кг*К, тогда массовый расход воды будет определяться по формуле

кг/с

Используя , примем в качестве ориентировочного значения коэффициента теплопередачи от конденсирующегося пара органических веществ к воде К = 700 Вт/м2*К.

Тогда ориентировочное значение поверхности теплообмена будет определяться по формуле:

м2

По ориентировочному значению поверхности теплообмена был выбран одноходовой кожухотрубчатый теплообменник с трубами d = 20?2 мм, внутренним диаметром кожуха D = 325 мм, числом труб n = 100, длиной труб l = 3.0 м и поверхностью теплообмена F = 19.5 м2.

ректификационный бензол толуол теплообменник колонна

5. Расчет расходов пара и жидкости в верхней и нижней части колонны

Определим мольные составы:

а) для верхней (укрепляющей) части колонны:

б) для нижней (исчерпывающей) части колонны:

Определяем температуры для нижней и верхней части колонны для жидкости и пара из Таблицы 1:

ъC,

ъъC,

ъъъC,

ъ C.

Молярную массу паровой смеси в нижней и верхней части колоны находим по формуле:



кг/кмоль

кг/кмоль

Определим плотности пара в верхней и нижней части колонны по формуле:

кг/м3

кг/м3

Определим вязкость пара в верхней и нижней части колонны для бензола (1) и толуола (2):

,

где табличные данные: Па. с, Па. с,

С1 = 427, С2 = 374 - константы уравнения.

а) для верхней части колонны:

Па.с

Па.с

б) для нижней части колонны:

Па.с

Па.с

Определим вязкость смеси пара в нижней и верхней части колонны по формуле:

а) для верхней части колонны:

Па*с

б) для нижней части колонны:

Па*с

Определим массовые составы пара в верхней и нижней части колонны по формуле:

а) для верхней части колонны:

б) для верхней части колонны:

Определим массовые расходы пара в верхней и нижней части колонны по формуле:



кг/кмоль

а) для верхней части колонны:

кг/с

б) для нижней части колонны:

кг/с

Определим объемные расходы пара в верхней и нижней части колонны по формуле:

а) для верхней части колонны:

м3/с

б) для нижней части колонны:

м3/с

Определим плотности жидкости по формуле:

,

где плотности бензола, толуола соответственно.

а) для верхней части колонны:



кг/м3

кг/м3

кг/м3

б) для нижней части колонны:

кг/м3

кг/м3

кг/м3

Определим вязкость смеси жидкости для нижней и верхней части колонны по формуле:

,

где вязкости бензола, толуола соответственно.

мПа.с

мПа.с

мПа.с

мПа.с

мПа.с

мПа.с

Поверхностное натяжение смеси жидкостей в верхней и нижней части колонны определим по формуле:

,

где поверхностное натяжение бензола, толуола соответственно.

Н/м

Н/м

Н/м

Н/м

Н/м

Н/м

Находим массовые и объемные расходы жидкости в нижней и верхней части колонны:

кг/кмоль

кг/кмоль

кг/с

м3/с

кг/кмоль

кг/кмоль

кг/с

м3/с

6. Расчет ректификационной колонны

6.1 Гидравлический расчет

6.1.1 Верхняя часть колонны

Зададимся скоростью пара м/с и при известном объемном расходе пара рассчитаем диаметр ректификационной колонны:

где Vп = 0.781 м3/с - объемный расход пара;

щ = 1.0 м/с - скорость пара в свободном сечении колонны.

м

Предварительно выбираем колонну диаметром D = 1000 мм.

Линейная плотность орошения q рассчитывается по соотношению:

где - массовый расход жидкости, кг/с;

Vx = 0.00216 м3/с - объемный расход жидкости;

Lс.п. = 0.585 м - длина сливной планки, которая определяется по каталогу для выбранного диаметра.

м3/м*с

Для определения скорости пара в свободном сечении колонны необходимо рассчитать максимальную (предельную) скорость пара по соотношению:

где щмах - максимальная (предельная) скорость пара , отнесенная к единице площади поперечного сечения колонны, м/с;

h - расстояние между тарелками, м;

q - линейная плотность орошения, м3/м*с;

k1 = 1.20 - коэффициент, зависящий от типа тарелок (для ситчатых);

k2 = 1 - коэффициент, зависящий от давления в колонне (для атмосферного давления);

k3 = 1.22 - коэффициент, определяющийся формой планки (для обычного исполнения планки);

сх , су - плотность жидкости и пара, соответственно, кг/м3.

Примем расстояние между тарелками h = 0.5 м. Тогда предельная скорость пара:

м/с

Оптимальную скорость пара, отнесенную к единице площади поперечного сечения колонны, выберем как:

м/с

Для выбранной тарелки стандартного диаметра определяют рабочую скорость пара, т.е. скорость пара, отнесенную к единице рабочей площади тарелки Sраб.:

где Vy - объемный расход пара, м3/с;

Sраб. - рабочая площадь тарелки, м2.

Используя , определяем относительное сечение перелива щп = 0.0513. Тогда рабочее сечение тарелки будет:

где S = 0.785 м2 - свободное сечение колонны.

Тогда м2.

м/с

Найденное значение скорости пара щр не должно превышать максимально допустимой скорости пара в рабочем сечении тарелки, щмах.р , определяемой по соотношению:

где щмах.р - максимально допустимая скорость пара в рабочем сечении тарелки, м/с;

у = 20.3 - поверхностное натяжение, мН/м;

В - коэффициент , зависящий от расстояния между тарелками и величины комплекса В', значение которого определяется по соотношению:

где - массовые расходы жидкости и пара, кг/с.

Тогда, используя , найдем В:

Получили м/с.

Условие выполнено (1.109 < 1.517).

Скорость пара в свободном сечении тарелки що определяется по формуле:

где щ - скорость пара в свободном сечении колонны, м/с;

w - относительное свободное сечение тарелки.

Выберем w = 0.1256 для диаметра отверстия do = 5 мм и с шагом между отверстиями t = 11 мм.

Тогда м/с.

Высота светлого слоя жидкости на тарелке определяется по соотношению:

где ho - высота светлого слоя жидкости на тарелке, м;

q - линейная плотность орошения, м3/м*с;

hс.п = 0.025 м - высота сливной планки, м;

щр - рабочая скорость пара, отнесенная к единице рабочей площади тарелки, м/с;

мх - динамический коэффициент вязкости жидкости, мПа*с;

у, ув - поверхностное натяжение жидкости и воды при температуре в колонне, мН/м;

мН/м;

.

Тогда

Рассчитаем критерий Фруда:

здесь щр - рабочая скорость пара, отнесенная к единице рабочей площади тарелки, м/с;

ho - высота светлого слоя жидкости на тарелке, м.

Величина е определяется по соотношению:

Высота газожидкостного (барботажного) слоя рассчитывается по уравнению:

где е - газосодержание барботажного слоя.

м.

Минимально допустимая скорость пара в отверстиях тарелки рассчитывается по соотношению:

где о = 1.8 - коэффициент гидравлического сопротивления ситчатой тарелки.

м/с

Условие выполнено, т.к. 6.99 < 10.019 < 20 м/с.

Высота сепарационного пространства определяется по соотношению:

где h - расстояние между тарелками, м;

ho - высота светлого слоя жидкости на тарелке, м;

k3 = 0.8 - коэффициент вспениваемости.

м

Брызгоунос для сетчатых тарелок определяется по соотношению Ханта:

где e - брызгоунос, кг/кг;

у - поверхностное натяжение, мН/м;

щ - скорость пара в свободном сечении колонны, м/с;

hc - высота сепарационного пространства, м.

кг/кг < 0.1 кг/кг - верно.

Коэффициент сопротивления сухой тарелки можно рассчитать по формуле:

где do - диаметр отверстия, мм;

t - шаг между отверстиями, мм.

Сопротивление сухой тарелки определяется по уравнению:

где що - скорость пара в свободном сечении тарелки, м/с.

Па

Гидравлическое сопротивление газожидкостного слоя определяется по соотношению:

где сп - плотность пены, кг/м3;

hг-ж - высота газожидкостного слоя, м;

ho - высота светлого слоя жидкости на тарелке, м.

Па

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения, возникает при выходе пара из отверстий в слой жидкости и определяется по соотношению:

где у - поверхностное натяжение, Н/м:

П - периметр отверстия, м;

f отв - площадь сечения отверстия, м2;

dэ = do - эквивалентный диаметр, м.

Па

Гидравлическое сопротивление тарелки Дрт можно определить по следующему соотношению:

Па < 400 Па - верно.

Чтобы убедиться в том, что колонна работает без захлебывания, необходимо рассчитать скорость жидкости в переливном устройстве по соотношению:

где - скорость жидкости в переливном устройстве, м/с;

- объемный расход жидкости, м3/с;

S - свободное сечение колонны;

- относительное сечение перелива.

м/с

Для нормальной работы переливного устройства необходимо, чтобы , где - максимально допустимая скорость жидкости в переливе, м/с.

Для расчета величины рекомендуется следующее соотношение:

м/с.

0.054 м/с < 0.128 м/с - верно.

6.1.2 Нижняя часть колонны

Зададимся скоростью пара м/с и при известном объемном расходе пара рассчитаем диаметр ректификационной колонны:

где Vп = 0.806 м3/с - объемный расход пара;

щ = 1.0 м/с - скорость пара в свободном сечении колонны.

м

Предварительно выбираем колонну диаметром D = 1000 мм.

Линейная плотность орошения q рассчитывается по соотношению:

где - массовый расход жидкости, кг/с;

Vx = 0.0054 м3/с - объемный расход жидкости;

Lс.п. = 0.585 м - длина сливной планки, которая определяется по каталогу для выбранного диаметра.

м3/м*с

Для определения скорости пара в свободном сечении колонны необходимо рассчитать максимальную (предельную) скорость пара по соотношению:

где щмах - максимальная (предельная) скорость пара , отнесенная к единице площади поперечного сечения колонны, м/с;

h - расстояние между тарелками, м;

q - линейная плотность орошения, м3/м*с;

k1 = 1.20 - коэффициент, зависящий от типа тарелок (для ситчатых);

k2 = 1 - коэффициент, зависящий от давления в колонне (для атмосферного давления);

k3 = 1.22 - коэффициент, определяющийся формой планки (для обычного исполнения планки);

сх , су - плотность жидкости и пара, соответственно, кг/м3.

Примем расстояние между тарелками h = 0.5 м. Тогда предельная скорость пара:

м/с

Оптимальную скорость пара, отнесенную к единице площади поперечного сечения колонны, выберем как:



м/с

Для выбранной тарелки стандартного диаметра определяют рабочую скорость пара, т.е. скорость пара, отнесенную к единице рабочей площади тарелки Sраб.:

где Vy - объемный расход пара, м3/с;

Sраб. - рабочая площадь тарелки, м2.

Используя , определяем относительное сечение перелива щп = 0.0513. Тогда рабочее сечение тарелки будет:

где S = 0.785 м2 - свободное сечение колонны.

Тогда м2.

м/с

Найденное значение скорости пара щр не должно превышать максимально допустимой скорости пара в рабочем сечении тарелки, щмах.р , определяемой по соотношению:

где щмах.р - максимально допустимая скорость пара в рабочем сечении тарелки, м/с;

у = 18.8 - поверхностное натяжение, мН/м;

В - коэффициент , зависящий от расстояния между тарелками и величины комплекса В', значение которого определяется по соотношению:

где - массовые расходы жидкости и пара, кг/с.

Тогда, используя , найдем В:

Получили м/с.

Условие выполнено (1.144 < 1.351).

Скорость пара в свободном сечении тарелки що определяется по формуле:

где щ - скорость пара в свободном сечении колонны, м/с;

w - относительное свободное сечение тарелки.

Выберем w = 0.1256 для диаметра отверстия do = 5 мм и с шагом между отверстиями t = 11 мм.

Тогда м/с.

Высота светлого слоя жидкости на тарелке определяется по соотношению:

где ho - высота светлого слоя жидкости на тарелке, м;

q - линейная плотность орошения, м3/м*с;

hс.п = 0.025 м - высота сливной планки, м;

щр - рабочая скорость пара, отнесенная к единице рабочей площади тарелки, м/с;

мх - динамический коэффициент вязкости жидкости, мПа*с;

у, ув - поверхностное натяжение жидкости и воды при температуре в колонне, мН/м;

мН/м;

.

Тогда

Рассчитаем критерий Фруда:

здесь щр - рабочая скорость пара, отнесенная к единице рабочей площади тарелки, м/с;

ho - высота светлого слоя жидкости на тарелке, м.

Величина е определяется по соотношению:



Высота газожидкостного (барботажного) слоя рассчитывается по уравнению:

где е - газосодержание барботажного слоя.

м.

Минимально допустимая скорость пара в отверстиях тарелки рассчитывается по соотношению:

где о = 1.8 - коэффициент гидравлического сопротивления ситчатой тарелки.

м/с

Условие выполнено, т.к. 7.27 < 8.997 < 20 м/с.

Высота сепарационного пространства определяется по соотношению:

где h - расстояние между тарелками, м;

ho - высота светлого слоя жидкости на тарелке, м;

k3 = 0.8 - коэффициент вспениваемости.

м

Брызгоунос для ситчатых тарелок определяется по соотношению Ханта:

где e - брызгоунос, кг/кг;

у - поверхностное натяжение, мН/м;

щ - скорость пара в свободном сечении колонны, м/с;

hc - высота сепарационного пространства, м.

кг/кг < 0.1 кг/кг - верно.

Коэффициент сопротивления сухой тарелки можно рассчитать по формуле:

где do - диаметр отверстия, мм;

t - шаг между отверстиями, мм.

Сопротивление сухой тарелки определяется по уравнению:

где що - скорость пара в свободном сечении тарелки, м/с.

Па

Гидравлическое сопротивление газожидкостного слоя определяется по соотношению:

где сп - плотность пены, кг/м3;

hг-ж - высота газожидкостного слоя, м;

ho - высота светлого слоя жидкости на тарелке, м.

Па

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения, возникает при выходе пара из отверстий в слой жидкости и определяется по соотношению:

где у - поверхностное натяжение, Н/м:

П - периметр отверстия, м;

f отв - площадь сечения отверстия, м2;

dэ = do - эквивалентный диаметр, м.

Па

Гидравлическое сопротивление тарелки Дрт можно определить по следующему соотношению:

Па < 400 Па - верно.

Чтобы убедиться в том, что колонна работает без захлебывания, необходимо рассчитать скорость жидкости в переливном устройстве по соотношению:

где - скорость жидкости в переливном устройстве, м/с;

- объемный расход жидкости, м3/с;

S - свободное сечение колонны;

- относительное сечение перелива.

м/с

Для нормальной работы переливного устройства необходимо, чтобы , где - максимально допустимая скорость жидкости в переливе, м/с.

Для расчета величины рекомендуется следующее соотношение:

м/с.

0.134 м/с < 0.142 м/с - верно.

Основные характеристики выбранной ситчатой тарелки:

Диаметр тарелки D = 1.0 м;

Исполнение тарелки 2 ;

Расстояние между тарелками h = 0.5 м;

Диаметр отверстий do = 0.005 м;

Шаг расположения отверстий t = 0.011 м;

Периметр слива (длина сливного порога) Lс.п. = 0.585 м;

Высота сливного порога hс.п. = 0.025 м;

Относительное свободное сечение тарелки щ = 12.56 %;

Относительное сечение перелива щп = 5.13 %.

6.2 Расчет высоты колонны

6.2.1 Определение кинетических параметров (коэффициентов массоотдачи, числа единиц переноса).

Для верхней части колонны.

Рассчитаем коэффициент диффузии для паровой фазы по приближенной формуле:

где Dy - коэффициент диффузии паровой фазы;

Т = 366.83 - средняя температура пара, К;

v A = 96 см3/моль - мольный объем бензола;

v B = 118.2 см3/моль - мольный объем толуола;

р = 1 атм - среднее давление в колонне;

МА = 78.11 , МВ = 92.13 кг/кмоль - молярные массы бензола и толуола соответственно.

Рассчитаем коэффициент диффузии для жидкости при 20?С:



А = В = 1 - коэффициенты, зависящие от свойств веществ;

м х - динамический коэффициент вязкости жидкости при 20?С, мПа*с.

мПа*с

мПа*с

мПа*с

Температурный коэффициент b может быть определен по эмпирической формуле:

где сх и мх - плотность и динамический коэффициент вязкости жидкости соответственно при 20?С.

кг/м3

кг/м3

кг/м3

Коэффициент диффузии рассчитаем по приближенной формуле:

Приведенная плотность орошения:

где Vх - объемный расход жидкости, м3/с;

Sраб - рабочая площадь тарелки, м2.

м3/м2*с

Диффузионный критерий Пекле:

где щр - рабочая скорость пара, отнесенная к единице рабочей площади тарелки, м/с;

h г-ж - высота газожидкостного (барботажного) слоя жидкости на тарелке, м.



Частные единицы переноса определяются по эмпирическим формулам:

Коэффициенты массоотдачи можно рассчитать по следующим отношениям:

Общее число единиц переноса можно рассчитывать по следующему соотношению:

где

 - тангенс наклона равновесной линии;

- тангенс наклона рабочей линии.

Локальная эффективность для модели идеального вытеснения:

Для нижней части.

Рассчитаем коэффициент диффузии для паровой фазы по приближенной формуле:

где Dy - коэффициент диффузии паровой фазы;

Т = 379.19 - средняя температура пара, К;

v A = 96 см3/моль - мольный объем бензола;

v B = 118.2 см3/моль - мольный объем толуола;

р = 1 атм - среднее давление в колонне;

МА = 78.11 , МВ = 92.13 кг/кмоль - молярные массы бензола и толуола соответственно.

Рассчитаем коэффициент диффузии для жидкости при 20?С:

А = В = 1 - коэффициенты, зависящие от свойств веществ;

м х - динамический коэффициент вязкости жидкости при 20?С, мПа*с.

мПа*с

мПа*с

мПа*с

Температурный коэффициент b может быть определен по эмпирической формуле:

где сх и мх - плотность и динамический коэффициент вязкости жидкости соответственно при 20?С.

кг/м3

кг/м3

кг/м3

Коэффициент диффузии рассчитаем по приближенной формуле:

Приведенная плотность орошения:

где Vх - объемный расход жидкости, м3/с;

Sраб - рабочая площадь тарелки, м2.

м3/м2*с

Диффузионный критерий Пекле:

где щр - рабочая скорость пара, отнесенная к единице рабочей площади тарелки, м/с;

h г-ж - высота газожидкостного (барботажного) слоя жидкости на тарелке, м.



Частные единицы переноса определяются по эмпирическим формулам:

Коэффициенты массоотдачи можно рассчитать по следующим отношениям:

Общее число единиц переноса можно рассчитывать по следующему соотношению:



где

- тангенс наклона равновесной линии;

- тангенс наклона рабочей линии.

Локальная эффективность для модели идеального вытеснения:

По программе расчета были вычислены значения числа тарелок в колонне:

6.3 Определение высоты и гидравлического сопротивления колонны

Высота тарельчатой части колонны находится по соотношению:

где НТ - высота тарельчатой части колонны, м;

n - число тарелок в колонне;

N - число реальных ступеней изменения концентраций;

h - расстояние между тарелками, м.

Общая высота колонны определяется следующей формулой:

где zв = 0.6 м - расстояние между верхней тарелкой и крышкой колонны;

z н = 1.5 м - расстояние между днищем и нижней тарелкой.

Гидравлическое сопротивление колонны для процесса ректификации в простой полной колонне определяется по формуле:

где Дрт.в и Дрт.н - гидравлическое сопротивление тарелки соответственно верхней и нижней части колонны, Па;

n в и n н - число реальных тарелок (ступеней) в верхней и нижней частях колонны.

Па.

Заключение

В ходе проделанной работы была подобрана ректификационная установка для смеси бензол - толуол производительностью 8.4 т/час. Ее составляющие:

- ректификационная колонна с ситчатыми тарелками диаметром D = 1.0 м, высотой H = 17.6 м, имеющая 32 тарелки, расстояние между которыми h = 0.5 м.

- подогреватель исходной смеси: теплообменник типа «труба в трубе» с теплообменной трубой d = 108?5 мм, кожуховой D = 159?6 мм, длиной труб l = 9.0 м и поверхностью теплообмена F = 27.18 м2.

- холодильник дистиллята: одноходовой кожухотрубчатый теплообменник с трубами d = 20?2 мм, внутренним диаметром кожуха D = 273 мм, числом труб n = 61, длиной труб l = 1.5 м и поверхностью теплообмена F = 6.0 м2.

- холодильник кубового остатка: одноходовой кожухотрубчатый теплообменник с трубами d = 20?2 мм, внутренним диаметром кожуха D = 400 мм, числом труб n = 181, длиной труб l = 3.0 м и поверхностью теплообмена F = 34.0 м2.

- дефлегматор - конденсатор: одноходовой кожухотрубчатый теплообменник с трубами d = 20?2 мм, внутренним диаметром кожуха D = 325 мм, числом труб n = 100, длиной труб l = 3.0 м и поверхностью теплообмена F = 19.5 м2.

- куб - испаритель: испаритель (с обогревом паром) с трубами d = 25?2 мм, внутренним диаметром кожуха D = 600 мм, числом труб n = 257, длиной труб l = 2.0 м и поверхностью теплообмена F = 40.0 м2.

Список использованной литературы

1. К.Ф. Павлов, П.Г. Романков, А.А. Носков «Процессы и задачи по курсу химической технологии», Ленинград, 1987

2. А.И. Волжинский, О.М. Флисюк «Определение средних физических величин потоков пара и жидкости» Методические указания к курсовому проектированию

3. А.И. Волжинский, А.В. Марков «Ректификация: колонные аппараты с ситчатыми тарелками» Методическое пособие к курсовому проектированию

4. «Курсовое проектирование по процессам и аппаратам химической технологии. Краткие справочные данные»

Размещено на Allbest.ru