Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на http://www.allbest.ru/

Федеральное агентство по образованию Российской Федерации

Государственное образовательное учреждение высшего профессионального образования

"Сибирский государственный технологический университет"

Кафедра промышленной экологии, процессов и аппаратов химических производств

Курсовая работа

Ректификационная установка непрерывного действия

Разработал:

Студент группы 64-4

Козулина Ю.О.

Красноярск, 2007

Задание

Рассчитать ректификационную колонну непрерывного действия для разделения бинарной смеси по следующим данным: исходная бинарная смесь бензол-толуол; производительность колонны G_w= 3,7 кг/с. Содержание низкокипящего компонента: в дистилляте x_d = 97 % мольных, в исходной смеси x_f = 26 % мольных, в кубовом остатке x_w=6 % мольн. Тип тарелок - ситчатые. Давление в колонне атмосферное.

Таблица 1 - Равновесные составы жидкостей (х) и пара (у) в мол % и температуре кипения (t) єС двойных смесей при 760 мм рт.ст.

Реферат

В данной работе приводится расчет ректификационной колонны с ситчатыми тарелками для разделения смеси бензол-толуол. Текстовый материал приводится на 35 страницах, использовано 6 литературных источников, 4 листа графической части формата А4 и 3 листа графической части А1.

Содержание

• Введение
• Физико-химические характеристики продукта
• 1. Принципиальная технологическая схема ситчатой тарельчатой ректификационной колонны непрерывного действия и ее описание
• 2. Технологический расчет
• 2.1 Материальный баланс
• 2.2 Расчет флегмового числа
• 2.3 Определение скорости пара и диаметра колонны
• 2.4 Определение числа тарелок и высоты колонны
• 3. Гидравлический расчет тарелок
• 4. Тепловой расчет колонны
• 5. Расчет вспомогательного оборудования
• 5.1 Расчет дефлегматора
• 5.1.1 Температурная схема
• 5.1.2 Предварительный выбор конструкции теплообменника
• 5.1.3 Определение коэффициента теплоотдачи для воды
• 5.1.4 Определение коэффициента теплоотдачи при конденсации водяного пара на пучке горизонтальных труб
• 5.1.5 Расчет коэффициента теплопередачи
• 5.1.6 Характеристики теплообменника
• 5.2 Расчет холодильника для дистиллята
• 5.3 Расчет холодильника для кубового остатка
• 5.4 Расчет кипятильника
• 5.5 Расчет подогревателя
• 6. Расчет диаметра штуцеров
• Заключение
• Библиографический список
• Приложение
• Введение
• Ректификация - массообменный процесс, который осуществляется в большинстве случаев в противоточных колонных аппаратах с контактными элементами (насадки, тарелки), аналогичными используемым 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.
• Расчет ректификационной колоны сводится к определению ее основных параметров - диаметра и высоты. Оба параметра в значительной мере определяются гидродинамическим режимом работы колонны, который в свою очередь, зависит, от скорости и физических свойств фаз, а так же от типа и размеров тарелок.
• 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
• 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.

Физико-химические характеристики продукта

Продуктом этой смеси являются бензол и толуол.

Бензол

Молекулярный вес 78 кг/моль;

Плотность 879 кг/м³;

Температура плавления 5,5єС;

Температура кипения 80,1єС;

Бесцветная жидкость. Образует с водой азеотропную смесь, благодаря этому легко обезвоживается при перегонке. В настоящее время производится преимущественно из нефтяного сырья каталитическим риформингом или гидродеметилированием толуола. Широко применяется в химической промышленности.

Толуол

Молекулярный вес 92 кг/моль;

Плотность 866 кг/м³;

Температура плавления - 93єС;

Температура кипения 110,6єС;

Бесцветная жидкость. Главное применение - производство взрывчатых веществ, бензойного альдегида, фенола и хлористого бензила - полупродуктов анилинокрасочной, парфюмерной, пищевой и других отраслей промышленности. Применяется как растворитель.

1. Принципиальная технологическая схема ситчатой тарельчатой ректификационной колонны непрерывного действия и ее описание

• Рис. 1. 1 --емкость для исходной смеси; 2 --насос; 3 --теплообменник-подогреватель; 4 --кипятильник; 5 -- ректификационная колонна; 6 --дефлегматор; 7 -- холодильник дистиллята; 8 --емкость для сбора дистиллята; 9-- холодильник кубовой жидкости; 10 --емкость для кубовой жидкости
• Таблица 1

Условное обозначение	Наименование среды в трубопроводе		Обозн.	Наименование	Кол
Букв.	Графическое			КР	Колонна ректификационная	1
	-- 1 -- 1 --	Вода		Д	Дефлегматор	1
	-- 2 -- 2 --	Пар		К	Кипятильник	1
	-- 28 -- 28 --	Конденсат		П	Подогреватель	1
	-- 29 -- 29 --	Исходная смесь		Х1-2	Холодильник	2
	-- 30 -- 30 --	В канализацию		Е1-3	Емкость	3
	-- 35 -- 35 --	Паро-жидкостная эмульсия		Р	Распределитель	1
	-- 36 -- 36 --	Пары дистиллята		Н1-4	Насос	1
	-- 37 -- 37 --	Дистиллят		ВР1-9	Вентиль регулирующий	9
	-- 38 -- 38 --	Кубовый остаток		ВЗ1-25	Вентиль запорный	25
	-- 40 -- 40 --	Оборотная вода		КО1-2	Конденсатоотводчик	2

• Непрерывно действующие установки. Ректификационная колонна имеет цилиндрический корпус, внутри которого установлены контактные устройства в виде тарелок или насадки. Снизу вверх по колонне движутся пары, поступающие в нижнюю часть аппарата из кипятильника, который находится вне колонны, т. е. является выносным, либо размещается непосредственно под колонной. Следовательно, с помощью кипятильника создается восходящий поток пара.
• Пары проходят через слой жидкости на нижней тарелке. Пусть концентрация жидкости на первой тарелке равна х₁ (по низкокипящему компоненту), а ее температура t₁. В результате взаимодействия между жидкостью и паром, имеющим более высокую температуру, жидкость частично испаряется, причем в пар переходит преимущественно НК. Поэтому на следующую (вторую) тарелку поступает пар с содержанием НК у₁>х₁.
• Испарение жидкости на тарелке происходит за счет тепла конденсации пара. Из пара конденсируется и переходит в жидкость преимущественно ВК, содержание которого в поступающем на тарелку паре выше равновесного с составом жидкости на тарелке. На второй тарелке жидкость имеет состав x₂ содержит больше НК, чем на первой (х₂ > х₁), и соответственно кипит при более низкой температуре (t₂ < t₁). Соприкасаясь с ней, пар состава y₁ частично конденсируется, обогащается НК и удаляется на вышерасположенную тарелку, имея состав у₂ > x₂, и т. д.
• Таким образом, пар, представляющий собой на выходе из кипятильника почти чистый ВК, по мере движения вверх все более обогащается низкокипящим компонентом и покидает верхнюю тарелку колонны в виде почти чистого НК, который практически полностью переходит в паровую фазу на пути пара от кипятильника до верха колонны.
• Пары конденсируются в дефлегматоре, охлаждаемом водой, и получаемая жидкость разделяется в делителе на дистиллят и флегму, которая направляется на верхнюю тарелку колонны. Следовательно, с помощью дефлегматора в колонне создается нисходящий поток жидкости.
• Жидкость, поступающая на орошение колонны (флегма), представляет собой почти чистый НК. Однако, стекая по колонне и взаимодействуя с паром, жидкость все более обогащается ВК, конденсирующимся из пара. Когда жидкость достигает нижней тарелки, она становится практически чистым ВК и поступает в кипятильник, обогреваемый глухим паром или другим теплоносителем.
• На некотором расстоянии от верха колонны к жидкости из дефлегматора присоединяется исходная смесь, которая поступает на так называемую питающую тарелку колонны. Для того чтобы уменьшить тепловую нагрузку кипятильника, исходную смесь обычно предварительно нагревают в подогревателе до температуры кипения жидкости на питающей тарелке.
• Питающая тарелка как бы делит колонну на две части, имеющие различное назначение. В верхней части (от питающей до верхней тарелки) должно быть обеспечено, возможно, большее укрепление паров, т. е. обогащение их НК с тем, чтобы в дефлегматор направлялись пары, близкие по составу к чистому НК. Поэтому данная часть колонны называется укрепляющей. В нижней части (от питающей до нижней тарелки) необходимо в максимальной степени удалить из жидкости НК, т. е. исчерпать жидкость для того, чтобы в кипятильник стекала жидкость, близкая по составу к чистому ВК. Соответственно эта часть колонны называется исчерпывающей.
• 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 x_F . 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 x_w, т. е. обеднен НК. В результате массообмена с жидкостью пар обогащается НК. Для более полного обогащения верхнюю часть колонны орошают в соответствии с заданным флегмовым числом жидкостью состава х_D, 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 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 НК) и кубовый остаток (обогащенный ВК).
• Исходные данные: x_d = 97 % ; x_f = 26 % ; x_w = 6 % ; G_w = 3,7 кг/с.
• 2. Технологический расчет
• 2.1 Материальный баланс
• Концентрации исходной смеси, дистиллята и кубового остатка выразим в массовых долях по формуле:
• ,
• где x_A - массовая доля низкокипящего компонента в жидкости;
• M_A - мольная масса низкокипящего компонента, кг/кмоль;
• M_B - мольная масса высококипящего компонента, кг/кмоль.
• Мольная масса бензола (вещество А) - 78 кг/кмоль, толуола (вещество В) - 92 кг/кмоль.
• Подставим полученные значения в формулу:
• ,
• ,
• .
• Материальный баланс для всей колонны:
• G_f = G_d + G_w,
• где G_f - массовый расход исходной смеси, кг/с;
• G_d - массовый расход дистиллята, кг/с;
• G_w - массовый расход кубовой жидкости, кг/с.
• Материальный баланс по низкокипящему компоненту:
• ,
• где - содержание низкокипящего компонента в массовых долях в исходной смеси, дистилляте, кубовой жидкости, соответственно.
• Из этой системы уравнений находим:
• G_f = G_w + G_d;
• ;
• ;
• ;
• ;
• кг/с;
• G_f = G_d + G_w = 0,91+3,7= 4,61 кг/с.

2.2 Расчет флегмового числа

Флегмовое число может принимать значения в диапазоне R_min<R<?. С увеличением флегмового числа уменьшается число единиц переноса n_ox, с числом теоретических ступений изменяются концентрации n_т и следовательно, уменьшается высота колонны. В то же время увеличение R влечет увеличение потока пара, это все ведет к увеличению диаметра колонны. Таким образом, рациональный характер влияния флегмового числа на технико-экономические показатели проектируемой установки ставит задачу определения оптимального флегмового числа.

Для определения минимального флегмового числа на диаграмме y-x проводят вертикали x=x_D и x=x_F до пересечения с рабочей линией. Через точки проводят линии с пересечением с осью ординат. Линия АВ - рабочая линия верхней части колонны. Отрезок В отсекаемый этой линией на оси ординат, связан с минимальным флегмовым числом соотношением:

исходя из которого и рассчитывают величину R_min по формуле:

.

Минимальное флегмовое число при условии, когда кривая равновесия выпуклая и не имеет впадин, можно рассчитать по формуле:

где - мольная доля низкокипящего компонента в паре, равновесным с исходной смесью.

Для нашего случая.

Отсюда, .

Как известно, R_опт - оптимальным считается флегмовое число, соответствующие функции

n_ox(R+1)=f(R),

где n_ox - число единиц переноса,

R - флегмовое число.

Для расчета R_опт следует воспользоваться расчетом в рекомендуемом ниже порядке.

Принимают различные значения коэффициента избытка флегмы в=1,1ч3,6 и определяют соответствующие значения числа:

.

Определяют величину отрезка B, отсекаемого рабочей линией, укрепляющей части колонны па оси ординат по формуле:

;

Результаты сносим в таблицу 2.

Таблица 2

в	1,1	1,2	1,3	1,4	1,5
R	2,904	3,168	3,432	3,732	3,96
B	0,25	0,23	0,219	0,207	0,196

Для каждого рабочего флегмового числа R на диаграмме y-x строят рабочие линии. Для этого на оси ординат откладывают расчетную величину В и полученную точку соединяют с точкой «А» имеющей координаты y_D, x_D, причем y_D = x_D. Точка «С» соответствует допущению y_W=x_W. Точка «В» находится на пересечении линий x=x_F и рабочей линии, укрепляющей части колонны.

Между построенными рабочими линиями и линиями равновесия проводят произвольное число горизонталей в пределах от x_W до x_D. Для каждой горизонтали находят величины x и x^*, по которым рассчитывают дроби . Все значения заносят в таблицы 2.1 - 2.5

Таблица 2.1 - При в = 1,1

	xW	X1	X2	XF	X3	X4	X5	X6	XD
X	0,06	0,14	0,222	0,26	0,34	0,498	0,62	0,813	0,97
X*	0,02	0,088	0,2	0,252	0,3	0,397	0,489	0,7	0,93
	25	19,2	45,5	125	25	9,9	7,6	8,85	25

Таблица 2.2 - При в = 1,2

	xW	X1	X2	XF	X3	X4	X5	X6	XD
X	0,06	0,142	0,229	0,26	0,354	0,509	0,628	0,817	0,97
X*	0,02	0,088	0,2	0,242	0,3	0,397	0,489	0,7	0,93
	25	18,5	34,5	55,5	18,5	8,9	7,2	8,5	25

Таблица 2.3 - При в = 1,3

	xW	X1	X2	XF	X3	X4	X5	X6	XD
X	0,06	0,144	0,232	0,26	0,364	0,516	0,633	0,82	0,97
X*	0,02	0,088	0,2	0,236	0,3	0,397	0,489	0,7	0,93
	25	17,9	31,25	41,7	15,6	8,4	6,9	8,3	25

Таблица 2.4 - При в = 1,4

	xW	X1	X2	XF	X3	X4	X5	X6	XD
X	0,06	0,146	0,238	0,26	0,376	0,524	0,641	0,825	0,97
X*	0,02	0,088	0,2	0,228	0,3	0,397	0,489	0,7	0,93
	25	17,2	26,3	31,25	13,2	7,9	6,6	8	25

Таблица 2.5 - При в = 1,5

	xW	X1	X2	XF	X3	X4	X5	X6	XD
X	0,06	0,147	0,24	0,26	0,38	0,528	0,642	0,827	0,97
X*	0,02	0,088	0,2	0,224	0,3	0,397	0,489	0,7	0,93
	25	16,9	25	27,8	12,5	7,6	6,5	7,9	25

По данным таблиц строят графики = f( x ) (Приложение).

Число единиц переноса:

Аналитически выполнять интегрирование невозможно, т. к. неизвестна аналитическая форма зависимости, поэтому решают интеграл графически. Для этого строят зависимости от x для каждого значения в. (Приложение).

Значения интеграла в пределах от x_W до x_D изображены на миллиметровке. Вычисляя полученную площадь, получаем значения числа единиц переноса для каждого в.

При в = 1,1 n_ox= 23,0193 см²;

При в = 1,2 n_ox= 16,0899 см²;

При в = 1,3 n_ox = 14,6031 см²;

При в = 1,4 n_ox = 13,1721 см²;

При в = 1,5 n_ox = 12,6925 см².

Результаты заносим в таблицу 3

Таблица 3

в	1,1	1,2	1,3	1,4	1,5
R	2,904	3,168	3,432	3,732	3,96
B	0,25	0,23	0,219	0,207	0,196
nt	23,0193	16,0899	14,6031	13,1721	12,6925
nt(R+1)	89,87	67,06	64,72	62,33	62,96

По данным таблицы 1.7 строим график n_t(R+1)= f(R) (Приложение Рис.6). Значения R, соответствующие минимуму кривой, представляет собой оптимальную величину флегмового числа R_опт.

R_опт = 3,737

Эту величину и принимаем в дальнейших расчетах за оптимальное рабочее число флегмы. Число ступеней изменения концентрации (число теоретических тарелок) при этом равно 13.

Относительный мольный расход питания

,

где x_f, x_d, x_w - содержание низкокипящего компонента в исходной смеси, дистилляте, кубовой жидкости (по заданию).

Составим уравнения рабочих линий:

а) верхней части колонны

б) в нижней части колонны

2.3 Определение скорости пара и диаметра колонны

Средние массовые концентрации жидкости

а) в верхней части колонны

;

б) в нижней части колонны

.

Средние мольные концентрации жидкости

а) в верхней части колонны

;

б) в нижней части колонны

.

Средние температуры жидкости определяем по диаграмме t - x, y

а) при t'_ср=89єС;

б) при t”_ср=104,5 єС.

Средняя плотность жидкости по высоте колонны

а) в верхней части колонны

кг/м³;

б) в нижней части колонны

 кг/м³.

Для колонны в целом

кг/м³.

Средние концентрации пара находим по уравнениям рабочих линий

а) в верхней части колонны

;

б) в нижней части колонны

.

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

а) при t'_ср=92,7 єС;

б) при t”_ср=105,5 єС.

Средние мольные массы и плотности пара

а) в верхней части колонны

М'_ср = М_б·y'_ср + М_т(1- y'_ср) = 78·0,696 + 92·(1-0,696) = 82,256 кг/кмоль;

кг/м³.

б) в нижней части колонны

М”_ср = М_б·y”_ср + М_т(1- y”_ср) = 78·0,235 + 92·(1-0,235) = 88,71 кг/кмоль;

кг/м³.

Средняя плотность газа в колонне

кг/м³.

Определяем скорость пара в колонне

м/с,

где С - коэффициент, зависящий от расстояния между тарелками h, которое принимаем h=300 мм, для ситчатых тарелок С=0,032 (с.323 [1]).

Определим объемный расход проходящего через колонну пара при средней температуре в колонне

єС

,

где M _d - мольная масса дистиллята, кг/кмоль.

М _d = М_бх _d + М_т(1-х _d) = 78·0,97 +92·(1-0,97) = 78,42 кг/кмоль

Тогда:

м³/с.

Диаметр колонны

м

Примем стандартный диаметр d = 2000 мм = 2 м (приложение А3 [5]).

При этом действительная скорость газа в колонне будет равна

м/с.

2.4 Определение числа тарелок и высоты колонны

Высоту колонны определим 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 рассчитывают по формуле:

,

где D_п - коэффициент диффузии паров бензола в парах толуола, рассчитывается по формуле:

,

где М_б, М_т - мольные массы пара бензола и толуола;

v_б, v_т - мольные объемы бензола и толуола, определяемые как сумма атомных объемов элементов, входящих в состав пара (с.288 [1]);

Re - критерий Рейнольдса для паровой фазы

,

где м_п - коэффициент динамической вязкости смеси бензола и толуола при средней температуре.

Вязкость рассчитывают по формулам:

,

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

м_ср.п ,м_б, м_т - соответствующие им динамические коэффициенты вязкости:

в верхней части колоны при температуре t=92,7 єС

м_б= 0,00904 мПа?с, м_т= 0,00873 мПа?с

в нижней части колонны при t=105,5 єС

м_б= 0,00936 мПа?с, м_т= 0,00902 мПа?с;

y_б, y_т - объемные доли компонентов в паровой смеси.

Тогда:

а) в верхней части колонны

Па?с;

б) в нижней части колонны

Па?с.

Рассчитываем коэффициент диффузии паров по формуле:

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 колоне, кг/кмоль



Pr'_ж - диффузионный критерий Прандля

Коэффициент диффузии пара в жидкости D_t связан с коэффициентом диффузии D₂₀ следующей приближенной зависимостью:

где b - температурный коэффициент. Определяется по формуле:

где м_ж - динамический коэффициент вязкости жидкости при 20єС, мПа?с;

с - плотность жидкости, кг/м³.

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

где м_ж - динамический коэффициент вязкости жидкости, мПа?с;

н_б, н_т - мольные объемы бензола и толуола;

А и В - коэффициенты, зависящие от свойств растворенного вещества и растворителя;

М_б, М_т - мольные массы растворенного вещества и растворителя.

Динамический коэффициент вязкости жидкости:

где м_б, м_т - коэффициенты динамической вязкости бензола и толуола при соответствующей температуре (c.516 [1]).

Коэффициент динамической вязкости жидкости при температуре 20єС равен:

а) в верхней части колонны

Па·с;

б) в нижней части колонны

Па·с.

Коэффициент диффузии бензола в жидком толуоле при 20єС

а) в верхней части колонны

м²/с;

б) в нижней части колонны

м²/с.

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

м²/с;

б) в нижней части колонны

м²/с.

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

при 89єС: м_б=0,291 мПа?с; м_т=0,297 мПа?с

Па·с;

при 104,5єС: м_б=0,252 мПа?с; м_т=0,262 мПа?с

Па·с.

Критерий Прандля

а) в верхней части колонны

;

б) в нижней части колонны

.

Средняя мольная масса жидкости в колонне

а) в верхней части колонны

кг/кмоль;

б) в нижней части колонны

кг/кмоль.

Определяем коэффициент массоотдачи

а) в верхней части колонны

кмоль/(м²·с);

б) в 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 (у^*-у) к разности абсцисс (х-х^*), т.е.

Подставляем найденные значения коэффициентов массоотдачи в_п и в_ж и тангенсов углов линии равновесия в уравнение, находим величину коэффициента массопередачи для каждого значения х в пределах от 0,06 до 0,75.

Полученные данные используем для определения числа единиц переноса n_у в паровой фазе:

где ц - отношение рабочей площади к свободному сечению колонны, равному 0,8.

Допуская полное перемешивание жидкости на тарелке имеем:

где з=АВ/АС - КПД тарелки.

Результаты всех расчетов сводим в таблицу 4

Таблица 4

X	Хw	X1	XF	X2	X3	X4	X5	XD
Tgб=m	1,85	1,29	1,23	1,03	0,67	0,58	0,42	0,37
Ky	0,011	0,015	0,016	0,018	0,024	0,026	0,031	0,033
ny	0,513	0,7	0,747	0,803	1,07	1,16	1,384	1,473
з	0,401	0,503	0,526	0,552	0,657	0,687	0,749	0,77
AC, мм	47	45	20,5	46	61	56	35,5	9
АВ, мм	18,8	22	10,7	25,3	40	38	26,5	6,9

Построение кинетической кривой.

Между кривой равновесия и линиями рабочих концентраций в соответствии с табличными значениями х проводим ряд прямых, параллельных оси ординат.

Измеряем полученные отрезки А₁В₁, А₂В₂ и т. д. Определяем величину отрезков А₁В₁, А₂В₂ и т. д. Через найденные для каждого значения х точки В₁, В₂ проводим кинетическую кривую, отображающую степень приближений фаз на тарелках равновесию.

Число реальных тарелок n_Д находим путем построения ступенчатой линии между кинетической кривой и рабочими линиями в пределах от 0,06 до 0,97. получаем 22 тарелки, (из которых - 12 в верхней части колонны, 10 - в нижней), которые и обеспечивают разделение смеси в заданных пределах изменения концентраций. Исходная смесь должна подаваться на 12 тарелку сверху.

Высота тарельчатой колонны:

м.

Общая высота колонны:

м.

где h_сеп - расстояние между верхней тарелкой и крышкой колонны,(высота сепаратного пространства), принимаем 1м;

h_куб - расстояние между нижней тарелкой и днищем колонны, (высота кубовой части), принимаем 2,5 м (Приложение Б6 [6]).

3. Гидравлический расчет тарелок

В соответствии с рассчитанным выше диаметром колонны подбираем стандартную колонну и тарелки. Принимаем к установке колонный аппарат диаметром 2000 мм; колонна компонуется из однопоточных неразъемных нормализированных тарелок типа ТС-Р.

Принимаем следующие размеры ситчатой тарелки: диаметр отверстий d=4 мм, высота сливной перегородки h_n=40 мм. Свободное сечение тарелки (суммарная площадь отверстий) 7% от общей площади тарелки.

Основные параметры тарелки приведены в таблице

Таблица 5 - Характеристика ситчатой тарелки

Диаметр колонны, D, мм	Свободное сечение колонны, м2	Рабочее сечение тарелки	Диаметр отверстия, d, мм	Шаг между отверстиями t, мм	Относительное свободное сечение тарелки Fc, %	Сечение перелива, м2	Относит площадь перелива, %	Периметр слива Lc, м	Масса тарелки, кг
2000	3,14	2,822	4	10	7	0,159	5,06	1,19	120

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

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки:

,

где ж - коэффициент сопротивления тарелки: для ситчатых тарелок со свободным сечением отверстий 7 - 10% ж=1,82;

щ₀ - скорость пара в отверстиях тарелки, м/с.

Скорость пара в отверстиях тарелки при

м/с.

Сопротивление сухой тарелки:

а) верхняя часть колонны

Па;

а) 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.

Поверхностное натяжение жидкости при средней температуре в верхней части колонны 92,7єС

Н/м,

где у_б - поверхностное натяжение бензола при 92,7єС;

у_т - поверхностное натяжение толуола при 92,7єС.

Поверхностное натяжение жидкости при средней температуре в нижней части колонны 105,5єС

Н/м,

где у_б - поверхностное натяжение бензола при 105,5єС;

у_т - поверхностное натяжение толуола при 105,5єС.

Для верхней части колонны

Па.

Для нижней части колонны

Па.

Сопротивление парожидкостного слоя

,

где h_ж - высота парожидкостного слоя, м.

.

Величину Дh - высоту слоя над сливной перегородкой определяем 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=40є - угол выреза сливной перегородки,

м.

Объемный расход жидкости:

а) в верхней части колонны

,

где кг/кмоль;

кг/кмоль;

м³/с.

б) в нижней части колонны

,

где кг/кмоль;

М _F = 88,36 кг/кмоль.

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) в верхней части колонны

Па.

б) в нижней части колонны

Па.

Проверим, соблюдается ли при расстоянии между тарелками h_т=0,3 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=7,86 м/с. Следовательно, тарелки будут работать всеми отверстиями.

Общее гидравлическое сопротивление колонны с ситчатыми тарелками:

Посчитать число тарелок сверху, снизу

Па.

4. Тепловой расчет колонны

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

Q_K = Q_d + G _d C _d t _d + G_w C_w t_w - G_f C_f t_f +Q_пот,

где Q_d - расход теплоты, отнимаемой охлаждающей водой от конденсирующихся в дефлегматоре паров;

Q_пот - тепловые потери колонны в окружающую среду;

С_f, С_d, С_w - теплоёмкости исходной смеси, дистиллята, кубовой жидкости, соответственно.

Значения теплоёмкостей, необходимые для расчета, находим по формуле:

С_f = С_б · _f + C_т · (1- _f),

где: С_б, С_т - теплоемкости бензола и толуола, определенные при t_f=100,3 єС (с. 562 [1]);

С_w = С_б · _w + C_т · (1- _w),

где: С_б, С_т - теплоемкости бензола и толуола, определенные при t_w=107,5 єС (с. 562 [1]);

С_d = С_б · _d + C_т · (1- _d),

где: С_б, С_т - теплоемкости бензола и толуола, определенные при t_d=80,8єС (с. 562 [1]).

Теплоемкости смесей:

С_f = 0,49 · 4190 · 0,26 + 0,445· 4190 (1- 0,26) = 1914 Дж/(кг К);

С_w = 0,5 · 4190· 0,06 + 0,435 · 4190 (1 - 0,06) = 1839 Дж/(кг К);

С _d = 0,47 · 4190·0,97 + 0,433 · 4190 (1 - 0,97) = 1965 Дж/(кг К).

Расход теплоты, отнимаемой охлаждающей водой от конденсирующихся в дефлегматоре паров

Q _d = G _d (R + 1) r _d ,

где r_d - удельная теплота конденсации дистиллята, определяется по формуле

кДж/кг,

где r_б, r_т - удельная теплота конденсации бензола и толуола при t_d=80,8єС (с. 541 [1]).

Q _d = G _d (R + 1) r _d = 0,91 (3,732 + 1) · 392,8· 10³ = 1691444 Вт.

Тепловые потери колонны в окружающую среду

Q_пот= б · F_н (t_ст.н - t_возд),

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, определяется по формуле

б =9,3+0,058 t_ст.н = 9,3+0,058·40 = 11,62 Вт/(м²·К),

F_н - наружная поверхность изоляции колонны, определяем ее по формуле

F_н = р·D·H + 2·0,785·D² = 3,14·2·9,8+ 2·0,785·2² = 67,8 м².

Потери тепла в окружающую среду

Q_пот = 11,62 · 67,8(40 - 20) = 15762 Вт.

Расход тепла в кубе колонны с учетом тепловых потерь

Вт.

Расход греющего пара в кубе колонны (давление p=2,561 ат, влажность - 5%)

кг/с,

где r_гр.п. = 2186,5 ·10³ Дж/кг - удельная теплота парообразования (с. 549 [1]);

х - степень сухости.

Расход тепла в подогревателе исходной смеси рассчитывается по формуле

Q_f = G_f · C_f (t_к - t_н),

где C_f - теплоемкость исходной смеси при температуре, равной

°С.

C_f= 0,444· 4190 ·0,26+ 0,421· 4190· (1 - 0,26) = 1789Дж/(кг К).

Q_f = 4,61· 1789(100,3- 20) = 662257 Вт.

Расход греющего пара в подогревателе

 кг/с.

Общий расход греющего пара равен:

кг/с.

Расход воды в дефлегматоре при нагревании ее на 20°С

кг/с.

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

кг/с,

где C_d - теплоемкость дистиллята при температуре в холодильнике, равной

°С.

C_f= 0,442· 4190 ·0,97+ 0,42· 4190· (1 - 0,97) = 1849,2 Дж/(кг К).

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

кг/с,

где С_w - теплоемкость кубового остатка при средней температуре

°С.

C_f= 0,45· 4190 ·0,06+ 0,43· 4190· (1 - 0,06) = 1806,73 Дж/(кг К).

Общий расход воды в ректификационной установке:

G_B = G'_B + G''_B + G'''_B=20,2+1,02+6,2=27,42 кг/с.

бензол ректификационный дефлегматор тарелка

5. Расчет вспомогательного оборудования

5.1 Расчет дефлегматора

В дефлегматоре конденсируется бензол с небольшим количеством толуола. Температура конденсации паров дистиллята t₁=80,8°С. Температуру воды на входе примем 18°С, на выходе 38°С. G_d=0,91 кг/с.

5.1.1 Температурная схема

Температурная схема процесса

80,8 80,8

3818

Дt_м=42,8 Дt_б=62,8

Движущая сила процесса

.

Определим среднюю температуру воды

єС.

Расход теплоты, отнимаемой охлаждающей водой от конденсирующихся в дефлегматоре паров Q _d = 1691444 Вт.

Расход воды в дефлегматоре при нагревании ее на 20°С кг/с.

5.1.2 Предварительный выбор конструкции теплообменника

Ориентировочно определяем максимальную величину площади поверхности теплообмена. Коэффициент теплопередачи от конденсирующегося пара органических веществ к воде находится в пределах 340-870 Вт/(мІ·К) (с. 172 [1]). Принимаем наименьший коэффициент теплопередачи К= 340 Вт/(мІ·К).

 м².

Составляем схему процесса теплопередачи. Для обеспечения турбулентного течения воды при Re>10000 скорость в трубах должна быть больше w'₂

м/с,

где м₂=0,353·10^-3 Па·с - динамический коэффициент вязкости воды при t₁=80,8єС (таблица VI [1]);

d₂=0,021 м - внутренний диаметр труб;

с₂=971,44 кг/м³ - плотность воды при t₁=80,8єС (таблица IV [1]).

Число труб 25х2 мм, обеспечивающих объемный расход воды при Re=10000

,

где V₂ - объемный расход воды

м³/с.

Условию n<353 и F<94,2 удовлетворяет одноходовой теплообменник, внутренним диаметром 600 мм с числом труб на один ход трубного пространства n=257, поверхностью теплообмена F=61 м².

5.1.3 Определение коэффициента теплоотдачи для воды

Уточняем значение критерия Рейнольдса Re

.

Критерий Прандтля для воды при средней температуре t₂=28єС равен

,

где л₂=0,611 - коэффициент теплопроводности воды при t₂=28єС (рисунок Х [1]).

Рассчитаем критерий Нуссельта для турбулентного режима

.

Отношение (Pr₁/Pr_ст1)^0,25 примем равным 1.

Таким образом, коэффициент теплоотдачи для воды равен

Вт/(м²·К).

5.1.4 Определение коэффициента теплоотдачи при конденсации водяного пара на пучке горизонтальных труб

Рассчитаем коэффициент теплоотдачи при конденсации паров бензола на пучке горизонтальных труб

,

где е=0,58 - коэффициент, зависящий от расположения и числа труб по вертикали в пучке, для шахматного расположения труб и числе труб n_в=17 (с.162 [1]);

е_t=1;

л₁=0,131 - коэффициент теплопроводности бензола при t₁=80,8єС;

с₁=806,2 кг/м³ - плотность бензола при t₁=80,8єС;

r₁=393,264 - удельная теплота конденсации бензола при t₁=80,8єС;

м₁=0,3138 мПа?с - динамический коэффициент вязкости бензола при t₁=80,8єС;

Дt₁=t₁-t_cт1 принимаемый равным 2 єС;

d₁ - наружный диаметр трубы.

Вт/(м²·К).

5.1.5 Расчет коэффициента теплопередачи

Примем тепловую проводимость загрязнений стенки со стороны воды 1/r_загр.1=2900 Вт/(м²·К), со стороны паров бензола 1/r_загр.2=5800 Вт/(м²·К) (таблица ХХХI [1]). Коэффициент теплопроводности стали л_ст=46,5 Вт/(м²·К) (таблица ХХVII [1]); д=0,002 м - толщина стенки.

Находим сумму термических проводимостей стенки и загрязнений

Вт/(м²·К).

Коэффициент теплопередачи

 Вт/(м²·К).

Расчетная площадь поверхности теплообмена

м².

Принимаем к установке одноходовой теплообменник с F=61 м².

5.1.6 Характеристики теплообменника

Наружный диаметр кожуха D_н=600 мм;

Общее число труб n=257;

Поверхность теплообмена F=61 м²;

Длина труб L=3 м;

Диаметр трубы d=25х2 мм.

Запас площади поверхности теплообмена

5.2 Расчет холодильника для дистиллята

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

Температурная схема процесса

80,8> 30

38 18

Дt_б=42,8 Дt_м=12

Движущая сила процесса

.

Принимаем коэффициент теплопередачи К= 300 Вт/(мІ·К) (с. 172 [1]).

Количество тепла, отнимаемого охлаждающей водой от дистиллята в холодильнике

Вт.

Поверхность теплообмена холодильника для дистиллята

м².

С запасом 20% принимаем двухходовой теплообменник с поверхностью F=13 мІ (приложение А5 [2]).

Характеристика теплообменника:

Поверхность теплообмена 13 мІ;

Диаметр кожуха 325 мм;

Диаметр труб 25*2 мм;

Длина труб 3 м;

Количество труб 56.

5.3 Расчет холодильника для кубового остатка

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

Температурная схема процесса

107,5 > 30

38 < 18

Дt_б=69,5 Дt_м=12

Движущая сила процесса

.

Принимаем коэффициент теплопередачи К= 250 Вт/(мІ·К) (с. 172 [1]).

Количества тепла, отнимаемого охлаждающей водой от кубовой жидкости

Вт.

Поверхность теплообмена холодильника для кубового остатка

м².

С запасом 20% принимаем двухходовой теплообменник с поверхностью F=75 мІ (приложение А5 [2]).

Характеристика теплообменника:

Поверхность теплообмена 75 мІ;

Диаметр кожуха 600 мм;

Диаметр труб 25*2 мм;

Длина труб 4 м;

Количество труб 240.

5.4 Расчет кипятильника

В кипятильнике кубовый остаток кипит при 107,5 єС. Принимаем давление греющего пара Р=2,561 ат, температура греющего пара t₁=127,5 єС.

Температурная схема процесса

127,5 > 127,5

107,5 < 107,5

Дt=20

Принимаем коэффициент теплопередачи К= 300 Вт/(мІ·К) (с. 172 [1]).

Тепловая нагрузка Q_к = 1698588 Вт.

Поверхность теплообмена:

F= м².

С запасом 15 - 20% принимаем двухходовой теплообменник с поверхностью F=338 мІ (приложение А5 [2]).

Характеристика теплообменника:

Поверхность теплообмена 338 мІ;

Диаметр кожуха 1000 мм;

Диаметр труб 25*2 мм;

Длина труб 6 м;

Количество труб 718.

5.5 Расчет подогревателя

Температурная схема процесса

127,5 > 127,5

20 < 100,3

Дt_б=107,5 Дt_м=27,2

Движущая сила процесса

.

Принимаем коэффициент теплопередачи К= 250 Вт/(мІ·К) (с. 172 [1]).

Количество тепла, передаваемого исходной смеси от греющего пара Q_f=662257 Вт.

Поверхность теплообмена

м².

С запасом 15 - 20% принимаем одноходовой теплообменник с поверхностью F=52 мІ (приложение А5 [2]).

Характеристика теплообменника:

Поверхность теплообмена 52 мІ;

Диаметр кожуха 400 мм;

Диаметр труб 25*2 мм;

Длина труб 6 м;

Количество труб 111.

6. Расчет диаметра штуцеров

1. Диаметр штуцера, через который подается исходная смесь рассчитываем по формуле:

м.

По ГОСТу подбираем стандартный диаметр 70мм, с толщиной стенки 3мм, материал - нержавеющая сталь. Внутренний диаметр равен 64 мм.

2. Диаметр штуцера через который подается жидкость рассчитываем по формуле:

м.

По ГОСТу подбираем стандартный диаметр 133мм, с толщиной стенки 7мм, материал - нержавеющая сталь. Внутренний диаметр равен 119 мм.

3. Диаметр штуцера через который отводится жидкость рассчитываем по формуле:

м.

По ГОСТу подбираем стандартный диаметр 133мм, с толщиной стенки 7мм, материал - нержавеющая сталь. Внутренний диаметр равен 119 мм.

4. Диаметр штуцера через который поступает греющий пар рассчитываем по формуле:

м.

По ГОСТу подбираем стандартный диаметр 530 мм, с толщиной стенки 15 мм, материал - нержавеющая сталь. Внутренний диаметр равен 500 мм.

5. Диаметр штуцера через который выходит греющий пар рассчитываем по формуле:

где М_w = М_бх_w + М_т(1-х_w) = 78·0,06 +92·(1-0,06) = 91,16 кг/кмоль

По ГОСТу подбираем стандартный диаметр 530 мм, с толщиной стенки 15 мм, материал - нержавеющая сталь. Внутренний диаметр равен 500 мм.

Заключение

В результате проведенного расчета подобрана ректификационная колонна со следующими параметрами: диаметр колонны d=2 м, скорость пара в колонне щ=0,55 м/с, число тарелок n=22, высота колонны h=9,8 м, гидравлическое сопротивление колонны Др_общ=10165,36 Па. Колонна компонуется из однопоточных неразъемных нормализированных тарелок типа ТС-Р. Подобрано вспомогательное оборудование:

1. дефлегматор (одноходовой теплообменник, поверхность теплообмена 61 мІ, диаметр кожуха 600 мм, длина труб 3 м, диаметр труб 25*2 мм, количество труб 257);

2. холодильник для дистиллята (двухходовой теплообменник, поверхность теплообмена 13 мІ, диаметр кожуха 325 мм, диаметр труб 25*2 мм, длина труб 3 м, количество труб 56);

3. холодильник для кубового остатка (двухходовой теплообменник, поверхность теплообмена 75 мІ, диаметр кожуха 600 мм, диаметр труб 25*2 мм, длина труб 4 м, количество труб 240);

4. кипятильник (двухходовой теплообменник, поверхность теплообмена 338 мІ, диаметр кожуха 1000 мм, диаметр труб 25*2 мм, длина труб 6 м, количество труб 718);

5. подогреватель (одноходовой теплообменник, поверхность теплообмена 52 мІ, диаметр кожуха 400 мм, диаметр труб 25*2 мм, длина труб 6 м, количество труб 111).

Библиографический список

1. Павлов К.Ф. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии: учеб. пособие для вузов [Текст] / К.Ф. Павлов, П.Г. Романков, А.А. Носков. - Изд. 10-е. - Л.: Химия, 1987. - 576 с.

2. Ченцова Л.И. Процессы и аппараты химической технологии: учебное пособие [Текст] / Л.И. Ченцова, М.Н. Шайхутдинова, В.М. Ушанова. - Красноярск: СибГТУ, 2006. - 262 с.

3. Дытнерский, Ю.И. Основные процессы и аппараты химической технологии: пособие по проектированию [Текст] / Ю.И. Дытнерский. - М. Химия, 1983. - 272 с.

4. Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии: учебник для вузов [Текст] / А.Г. Касаткин. - 11-е изд., стереотипное, доработанное. Перепеч. с изд. 1973 г. - М.: ООО ТИД «Альянс», 2005. - 753с.

5. Шайхутдинова М.Н. Процессы и аппараты химической технологии.: учебное пособие [Текст] / М.Н. Шайхутдинова, Л.И. Ченцова, Т.В. Борисова. - Красноярск: СибГТУ, 2005. - 121 с.

6. Ченцова Л.И. Массообменные процессы: учебное пособие по курсу «Процессы и аппараты химических производств» [Текст] / Л.И. Ченцова, М.Н. Шайхутдинова, В.М. Ушанова. - Красноярск: СибГТУ, 2004. - 237 с.

Приложение

При в = 1,1

Рис. 1

При в = 1,2

Рис. 2

При в = 1,3

Рис. 3

При в = 1,4

Рис. 4

При в = 1,5

Рис. 5

Рис. 6

Размещено на Allbest.ru