Проектирование ректификационной колонны непрерывного действия для разделения бинарной смеси метанол-вода

7

Размещено на http://www.allbest.ru/

ЗАДАНИЕ

Спроектировать установку для непрерывной ректификации бинарной смеси метиловый спирт (CH3OH) - вода (H2O) производительностью 12 т/ч по исходной смеси.

Сделать подробный тепловой расчёт и вычертить дефлегматор.

Основные данные:

GF = 12 т/ч

xF = 15% (масс.)

xD = 72% (масс.)

xW = 6.5% (масс.)

tОХЛ.ВОДЫ =180C

tНАЧ = tКИПЕНИЯ

ВВЕДЕНИЕ

Ректификация - массообменный процесс, который осуществляется в противоточных колонных аппаратах с контактными элементами (насадки, тарелки). Ректификация основана на многократном испарении жидкости и конденсации её паров, осуществляемой в специальном аппарате - ректификационной колонне. В процессе ректификации происходит непрерывный обмен между жидкой и паровой фазой. Жидкая фаза обогащается более высококипящим компонентом, а паровая фаза - более низкокипящим. Процесс массообмена происходит по всей высоте колонны между стекающей вниз флегмой и поднимающимся вверх паром. Чтобы интенсифицировать процесс массообмена применяют контактные элементы, что позволяет увеличить поверхность массообмена. В случае применения насадки жидкость стекает тонкой пленкой по ее поверхности, в случае применения тарелок пар проходит через слой жидкости на поверхности тарелок. В данной работе приведен расчет тарельчатой ректификационной колонны для разделения бинарной смеси метиловый спирт (CH3OH) - вода (H2O).

Ректификация широко применяется в нефтяной промышленности для получения нефтепродуктов; в химической промышленности; для разделения жидкого воздуха.

I. АНАЛИТИЧЕСКИЙ ОБЗОР

Основной тепловой характеристикой смеси каких-либо жидких веществ является прежде всего температура такой смеси. Многие другие параметры являются функцией температуры (например теплоёмкость, плотность, динамический коэффициент вязкости и т.д.). В процессах ректификации двух- или многокомпонентных смесей температура исходной смеси играет существенную роль.

Прежде всего с изменением температуры будет изменяться состав жидкости и пара. Давление пара растворителя над раствором определяется законом Рауля:

Р1=Р01*х (2.1)

где Р1 и - давление пара растворителя над чистым растворителем м над раствором, в котором мольная доля растворителя равна х1 соответственно.

Элементарное теоретическое толкование этого закона: пусть жидкость А при некоторой температуре имеет давление насыщенного пара Р0. При растворении в ней нелетучего вещества В давление пара при той же температуре станет равным Р, а мольная доля вещества А в растворе понизится с 1 до х, что приведёт к уменьшению количества молекул А, переходящих в пар. Растворы, которые при определённых температурах подчиняются закону Рауля называются идеальными.

Если идеальный раствор состоит из двух летучих компонентов, то закон Рауля будет справедлив для обоих компонентов, если пар обладает свойствами идеального газа:

Р1=Р01*х (2.2)

Р2=Р02*х (2.3)

Из уравнений (2.2) и (2.3) следует, что парциальное давление пара каждого компонента над идеальным жидким раствором является линейной функцией его молярной доле в растворе. Общее давление пара над идеальным раствором равно сумме парциальных давлений каждого компонента:

Р = Р1 + Р2 (2.4)

После подстановки в (2.4) величин Р1 и Р2 из уравнений (2.2) и (2.3) получим:

Р = Р01*х1 + Р02*х2 (2.5)

Или с учётом х1 = 1- х2

Р = Р01*(1-х2) + Р02*х2 (2.6)

После преобразования находим, что

Р = Р01 + х2*(Р02 - Р01 ) (2.7)

Уравнение (2.7) показывает, что при постоянной температуре общее давление пар над идеальным раствором является линейной функцией состава раствора. С ростом давления пара, с увеличением концентрации раствора и его температуры наблюдается отклонение от закона Рауля. Эти отклонения можно учесть, заменив величину давления пара на его фугитивность f в уравнении (2.1). При этом будем иметь:

f1=f01*х (2.8)

(f01-f1)/f01 = x2 (2.9)

Фугитивность (летучесть) вещества связана с его парциальным давлением следующим образом:

(fi/Pi) = fi /(Pi *xi) = г (2.10)

Коэффициент пропорциональности г называется коэффициентом фугитивности. Он является безразмерной величиной, зависящей от температуры, давления и состава смеси.

Таким образом, при изменении параметров смеси (в данном случае питания ректификационной колонны) будет наблюдаться изменение состава пара и, соответственно, самой жидкости. Такое изменение ведёт к изменению флегмового числа и как следствие, изменение всех рабочих характеристик колонны.

Другим фактором, на который будет оказывать влияние температура питания - это тепловой баланс колонны. Например, при увеличении температуры питания общая тепловая нагрузка будет уменьшаться, и наоборот. От этого будет зависеть режим работы теплообменных устройств, используемых во всей установке и их характеристики. Меняя величину температуры питания можно корректировать технологические и конструктивные параметры ректификационной установки.

II. ОПИСАНИЕ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ СХЕМЫ

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 создаётся восходящий поток пара.

Пар, представляющий собой на выходе из кипятильника почти чистый высококипящий компонент, по мере движения вверх всё более обогащается низкокипящим компонентом и покидает верхнюю тарелку колонны в виде почти чистого низкокипящего компонента, который практически полностью переходит в раповую 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 создаётся нисходящий поток жидкости.

Жидкость, поступающая на орошение колонны (флегма), представляет собой почти чистый низкокипящий компонент. Однако, стекая по колонне и взаимодействуя с паром, жидкость всё более обогащается высококипящим компонентом, конденсирующимся из пара. Когда жидкость достигает нижней тарелки, она становится практически чистым высококипящим компонентом и поступает в кипятильник.

На некотором расстоянии от верха колонны к жидкости из дефлегматора присоединяется исходная смесь, которая поступает на так называемую питательную тарелку колонны.

Питающая тарелка как бы делит колонну на две части, имеющие различное назначение. В верхней части (от питающей до верхней тарелки) должно быть обеспечено возможно больше укрепление паров, т.е.

обогащение их низкокипящим компонентом с тем, чтобы в дефлегматор направлялись пары, близкие по составу к чистому низкокипящему компоненту. Поэтому данная часть колонны называется укрепляющей. В нижней части (от питающей до нижней тарелки) необходимо в максимальной степени удалить из жидкости низкокипящий компонент, т.е. исчерпать жидкость для того, чтобы в кипятильник стекала жидкость, близкая по составу к чистому высококипящему компоненту. Соответственно эта часть колонны называется исчерпывающей.

В дефлегматоре могут быть сконденсированы либо все пары, поступающие из колонны, либо только часть их соответствующая количеству возвращаемой в колонну флегмы. В первом случае часть конденсата, остающаяся после отделения флегмы, представляет собой дистиллят, или верхний продукт, который после охлаждения в холодильнике направляется в сборник дистиллята. Во втором случае несконденсированные в дефлегматоре пары одновременно конденсируются и охлаждаются в холодильнике, который при таком варианте работы служит конденсатором-холодильником.

Жидкость, выходящая из низа колонны (близкая по составу высококипящему компоненту) также делится на две части. Одна часть, как указывалось, направляется в кипятильник, а другая - остаток (нижний продукт) после охлаждения водой в холодильнике направляется в сборник.

III. ТЕХНОЛОГИЧЕСКАЯ ЧАСТЬ

Применяемая схема проектируемой установки соответствует стандартной схеме ректификационных установок, которые имеют хорошие технологические параметры и для них разработаны методики расчёта.

Материалами, рекомендуемыми для изготовления узлов и частей материала, являются:

- для несущих конструкций сталь Ст3КП

- для поверхностей, имеющих контакт с органическими жидкостями, стали высоколегированные 08X13ГОСТ5632-72

- для кожухотрубчатых теплообменников низколегированные стали 16ГС, 09Г2С, 20К и другие, соответствующие ГОСТ 5520-79

IV. ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ РАСЧЁТЫ

4.1 РАСЧЁТ МАТЕРИАЛЬНОГО БАЛАНСА КОЛОННЫ

При расчётах ректификационных колонн количество и состав фаз принято для удобства выражать в молекулярных величинах, так как величины молярных теплот испарения компонентов бинарной смеси обычно близки.

Обозначим массовый расход дистиллята через GD кг/ч, кубового остатка через GD кг/ч.

Из уравнений материального баланса:

GF= GD+ GW (1.1)

GF*xF= GD*xD+ GW*xW (1.2)

GD*0.75+ GW*0.065=12000*0.15

Получаем, что GD=1489.052 кг/ч, GW=10510.948 кг/ч

Для дальнейших расчётов, как уже говорилось выше, выразим концентрации питания, дистиллята и кубового остатка в мольных долях (в соответствии с I. табл.6.2):

Питание:

xF = (x/Мсп)/ (xF/Mсп+ (100-xF)/Mв) (1.3)

де Мсп и Мв - мольные массы спирта и воды соответственно, кг/кмоль.

xF = (15/32)/(15/32+(100-15)/18)=0.0902

Дистиллят:

xD = (x/Мсп)/ (xD/Mсп+ (100-xD)/Mв) (1.4)

xD = (72/32)/(72/32+(100-72)/18)=0.5909

Кубовый остаток:

xW = (x/Мсп)/ (xW/Mсп+ (100-xW)/Mв) (1.5)

xW = (6.5/32)/(6.5/32+(100-6.5)/18)=0.0376

Относительный мольный расход питания:

F= (xD-xW)/ (xF-xW) (1.6)

где xF, xD, xW - содержание легколетучего (низкокипящего) компонента в питании, в дистилляте и в кубовом остатке соответственно, мольные доли.

F= (0.5909-0.0376)/ (0.0902-0.0376)=10.52

Определим минимальное число флегмы по уравнению:

Rmin= (xD-yF*)/ (yF*-xF) (1.7)

где yF*=0.391-мольная доля метанола в паре, равновесном с жидкостью питания, определяем по диаграмме y*- x.

Rmin= (0.5909-0.391)/ (0.391-0.0902) = 0.66

Рабочее число флегмы определяем по уравнению:

R = 1,3*Rmin + 0.3 (1.8)

R= 1,3*0.66 + 0.3 = 1.16

Уравнения рабочих линий:

а) верхней (укрепляющей) части колонны

yв = (R/(R+1))*x +xD/(R+1) (1.9)

yв = (1.16/(1.16+1))*x +0.5909/(1.16+1)

или

yв = 0,537*x+0,274

б) нижней (исчерпывающей) части колонны

yн = ((R+F)/(R+1))*x - xW*(F-1)/(R+1) (1.10)

yн = ((1.16+10.52)/(1.16+1))*x - 0.0376*(10.52-1)/(1.16+1)

или

yн = 5.407*x+0.1657

4.2 ОПРЕДЕЛЕНИЕ СКОРОСТИ ПАРА И ДИАМЕТРА КОЛОННЫ

Средние концентрации жидкости:

а) в верхней части колонны

x'СР = (xF + xD)/2 (2.1)

x'СР = (0.0902 + 0.5909)/2 = 0.3406

б) в нижней части колонны

x”СР = (xF + xW)/2 (2.2)

x”СР = (0.0902 + 0.0376)/2 = 0.0639

Средние концентрации пара находим по уравнениям рабочих линий (1.9) и (1.10):

а) в верхней части колонны

y'СР = 0.537* x'СР+0.274 = 0.537*0.3406+0.274 = 0.457

б) в нижней части колонны

y”СР = 5.407* x”СР-0.1657 = 5.407*0.0639-0.1657 = 0.1798

Средние температуры пара определяем по диаграмме t-x, y:

а) при y'СР = 0.457 t'СР = 880С

б) при y”СР = 0.1798 t”СР = 960С

Средние мольные массы и плотности пара:

а) М'СР = 0,457*32 + 0,543*18 = 24,42 кг/кмоль

с'CР = М'СР*Т0/(22,4*Т'СР) (2.3)

с'CР = 24.42*273/(22,4*361) = 0.824 кг/м3

б) М”СР = 0,1798*32 + 0,8202*18 = 20.52 кг/кмоль

с”CР = М”СР*Т0/(22,4*Т”СР) (2.4)

с'CР = 20.52*273/(22,4*369) = 0.678 кг/м3

Средняя плотность пара в колонне:

сП = (с'СР + с”СР)/2 (2.5)

сП = (0.824 + 0.678)/2 = 0.751 кг/м3

Плотность жидкого метанола при 710С сСП = 745.5 кг/м3 , а плотность жидкой воды при 95.20С сВ = 961,924 кг/м3.

Принимаем среднюю плотность жидкости в колонне

сЖ = (961,924 + 745,5)/2 = 870.3 кг/м3

Определяем скорость пара в колонне по уравнению:

щ = C*(сЖ / сП)1/2 (2.6)

Принимаем расстояние между тарелками h = 300 мм. Для ситчатых тарелок по графика (I. рис.7.2) находим С = 0,032.

щ = 0,032*(870.3/0,751)1/2 = 1,071 м/с

Объёмный расход проходящего через колонну пара при средней температуре в колонне

tСР = (88+96)/2 = 920С

V = GD*(R+1)*22.4*TСР*p0/(MD*T0*3600*p) (2.7)

где MD-мольная масса дистиллята, равная

MD = 0.5909*32+0.4091*18 = 26.29 кг/кмоль

V = 1489.052*(1.16+1)*22.4*365*1.033/(26.29*273*3600*1) = 1.017 м3/с

Диаметр колонны:

D = (V/(0.785*щ))1/2 (2.8)

D = (1.017/(0.785*1.071))1/2 = 1.0998 мм

По каталогу-справочнику “Колонные аппараты” берём диаметр D = 1200 мм.

Тогда скорость пара в колонне будет:

щ = V/(0.785*D2)1/2 (2.9)

щ = 1.017/(0.785*1.22)1/2 = 0.890 м/с

4.3 ГИДРАВЛИЧЕСКИЙ РАСЧЁТ ТАРЕЛОК

Примем следующие размеры ситчатой тарелки: диаметр отверстий

d0 = 5 мм, высота сливной перегородки hП = 40 мм. Свободное сечение тарелки (суммарная площадь отверстий) 7% от общей площади тарелки. Площадь, занимаемая двумя сегментными переливными стаканами, составляет 20% от общей площади тарелки.

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

Дp = ДpСУХ+Дpу+ДpПЖ (3.1)

Верхняя часть колонны.

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки:

ДpСУХ = ж*щ02*сП/2 (3.2)

где ж = 1.82-коэффициент сопротивления неорошаемых ситчатых тарелок со свободным сечением 7-10%; щ0 = 0.899/0.07 = 12.84 м/с-скорость пара в отверстиях тарелки.

ДpСУХ = 1.82*12.842*0.824/2 = 123.62 Па

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:

Дpу = 4*у/d0 (3.3)

где у = 16.8*103 H/м-поверхностное натяжение жидкости при средней температуре в верхней части колонны 880С; d0 = 0.005 м-диаметр отверстия тарелки.

Дpу = 4*16.8*103/0.005 = 13.44 Па

Cсопротивление парожидкостного слоя на тарелке:

ДpПЖ = 1.3*hПЖ*сПЖ*g*k (3.4)

Высота парожидкостного слоя:

hПЖ = hП+Дh (3.5)

Величину Дh-высоту слоя над сливной перегородкой рассчитываем по формуле:

Дh = (VЖ/(1,85*П*k))2/3 (3.6)

где VЖ-объёмный расход жидкости, м3/с; П-периметр сливной перегородки, м; k = сПЖ/ сЖ-отношение плотности парожидкостного слоя (пены) к плотности жидкости, принимаемое приближённо равным 0.5

Объёмный расход жидкости в верхней части колонны:

VЖ = GD*R*MСР/(MD* сЖ) (3.7)

VЖ = 0.4132*1.78*22.8/(26.29* 870.3) = 0.00076 м3/с

где Мср=0.3406*32+0.6594*18 = 22.8-средняя мольная масса жидкости, кг/кмоль.

Периметр сливной перегородки П находим, решая систему уравнений:

(П/2)2+(R-b)2 = R2

0.1*р*R2 = 2/3*П*b

где R = 0.6 м-радиус тарелки, 2/3*П*b - приближённое значение площади сегмента.

Решение даёт: П = 0.88 м, b = 0.192 м. Находим Дh:

Дh = (0.00076/(1,85*0.88*0.5))2/3 = 0.0096 м

Высота парожидкостного слоя на тарелке:

hПЖ = 0.05 + 0.0096 = 0.0596 м

Сопротивление парожидкостного слоя:

ДpПЖ = 1.3*0.0596*870.3*9.81*0.5 = 319.61 Па

Общее гидравлическое сопротивление тарелки в верхней части колонны:

Дp' = ДpСУХ + Дpу + ДpПЖ (3.8)

Дp' = 123.62 + 13.44 + 319.61= 456.67 Па

Нижняя часть колонны.

ДpСУХ = 1.82*12.842*0.678/2 = 101.27 Па

Дpу = 4*16.07*103/0.005 = 12,86 Па

VЖ = (GD*R/MD+ GF / MF)*MСР/ сЖ (3.9)

VЖ = (0.4132*1.78/26.29+ 3.33 / 19.27)*18.89/ 870.3 = 0,00449 м3/с

Дh = (0.00049/(1.85*0.88*0.5))2/3 = 0.0312 м

hПЖ = 0.05 + 0.0312 = 0.0812 м

ДpПЖ =1.3*0.0812*870.3*9.81*0.5 = 435,44 Па

Общее гидравлическое сопротивление тарелки в нижней части колонны:

Дp” = 101.72 + 12.86 + 435.44 = 550.02 Па

Проверим, соблюдается ли при расстоянии между тарелками h = 300 мм необходимое для нормальной работы тарелок условие:

h > 1.8* Дp/ (сЖ*g) (3.10)

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

1.8* Дp”/ (сЖ*g) = 1.8* 550.02/ (870.3*9.81) = 0.12 м

Следовательно, вышеуказанное условие соблюдается:

Проверим равномерность работы тарелок - рассчитаем минимальную скорость пара в отверстиях щ0, min , достаточную для того, чтобы ситчатая тарелка работала всеми отверстиями:

щ0, min = 0.67* (g* сЖ* hПЖ / (ж* сП))1/2 (3.11)

щ0, min = 0.67* (9.81* 870.3* 0.0312 / (1.82* 0.678))1/2 = 9.68 м/с

Рассчитанная скорость щ0, min = 9.68 м/с; следовательно, тарелки будут работать всеми отверстиями.

4.4 ОПРЕДЕЛЕНИЕ ЧИСЛА ТАРЕЛОК И ВЫСОТЫ КОЛОННЫ

Из диаграммы в приложении находим число ступеней изменения концентрации nT. В верхней части колонны nT'? 2, в нижней части nT”? 2, всего 4 ступени.

Число тарелок рассчитываем по уравнению:

n = nT / з (4.1)

Для определения среднего к.п.д. тарелок з находим коэффициент относительной летучести б = РСП/РВ разделяемых компонентов, и динамический коэффициент вязкости исходной смеси м при средней температуре в колонне, равной 920С.

При этой температуре давление насыщенного пар метанола

РМ = 12.51 Па, воды РВ = 11.23 Па, откуда б = 12.51/ 11.23 = 1.12

Динамический коэффициент вязкости метанола при 920С равен 0.28 сП, воды 0.24 сП. Принимаем динамический коэффициент вязкости исходной смеси м = 0.26 сП = 0.26*10-3 Па*с.

Тогда

б*м = 1.12*0.26 = 0.291

По графику (I. Рис. 7.4) находим з = 0.64. Длина пути жидкости на тарелке:

l = D - 2*b (4.2)

l = 1.2-2*0.192 = 0.816 м

По графику (I. Рис. 7.5) находим значение поправки на длину пути Д = 0.0001. Средний к.п.д. тарелок по уравнению:

зl = з*(1 + Д) (4.3)

зl = 0.64*(1 + 0.0001) = 0.641

Для сравнения рассчитаем средний к.п.д. тарелки з0 по критериальной формуле, полученной путём статистической обработки многочисленных опытных данных для ситчатых тарелок:

з0 = 0.068*K10.1*K20.115 (4.4)

Физико-химические константы отнесены к средней температуре в колонне. Предварительно рассчитаем коэффициент диффузии:

DЖ = 7, 4*10-12* (в*M)0.5*Т/ (мЖ*х0.6) (4.5)

DЖ = 7, 4*10-12* (1.9*19.27)0.5*365/ (0.26*370.6) = 7.2*10-9 м2/с

Безразмерные комплексы:

K1 = щ*hП*сП/ (SСВ* сЖ* DЖ) = 0.892*0.05*0.751/ (0.07*870.3*7.2*10-9) =0.82*105

K2 = у/ (щ*сЖ* DЖ) = 16.5*10-3/ (0.889*870.3*7.2*10-9) = 0.31*104

Средний к.п.д. тарелки:

з0 = 0.068*(0.82*105)0.1*(0.31)0.115 = 0.59

что близко к найденому значению зl .

Число тарелок:

а) в верхней части колонны

n' = nT' / зl = 2/0.641 = 3

б) в нижней части колонны

n” = nT” / зl = 2/0.641 = 3

Общее число тарелок n = 6, с запасом n = 10, из них в верхней части колонны 5 и в нижней части колонны тоже 5.

Высота тарельчатой части колонны:

НТ = (n - 1)*h (4.6)

НТ = (10 - 1)*0.3 = 2.7 м

Общая высота колонны:

НК* = (n - 1)*h + zB + zH = (10-1)*0.3 +1.0+2.0 = 5.7 м

Общее гидравлическое сопротивление тарелок:

Дp = Дp'*nВ + Дp”*nН (4.7)

Дp = 456.67*5 + 550.02*5 = 5533.45 Па

4.5 РАСЧЁТ ТЕПЛОВОГО БАЛАНСА КОЛОННЫ

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе, находим по уравнению:

QД= GD/3600*(1+R)*rD (5.1)

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

QД= 0.4132*(1+1.16)*10^3=1279113.39 Вт

Здесь

rD = xD*rСП + (1-xD)*rВ = 0.72*1083.86 + (1-0.72)*2331.33 =

= 1433.161*10^3 Дж/кг

где rБ и rВ - удельные теплоты конденсации метанола и воды при t = 710C

Расход теплоты, получаемой в кубе-испарителе то греющего пара, находим по уравнению:

QK = QД+GD*cD*tD+GW*cW*tW-GF*cF*tF+QПОТ (5.2)

здесь тепловые потери QПОТ приняты в размере 3% от полезно затрачиваемой теплоты; удельные теплоёмкости взяты соответственно при tD = 710C, tW = 95.20C и tF = 880C; температура кипения исходной смеси

tF = 880C определена по диаграмме t-x, y

QК = (1279113.39+0.4132*2.7624*10^3*71+2.9168*2.9121*10^3*95.2-3.33*2.8618*10^3*88)*1.03 = 1330162.664 Вт

Расход теплоты в паровом подогревателе исходной смеси:

Q = 1.05*GF*cF*(tF - tНАЧ) (5.3)

Q = 1.05*3.33*4122.96*(88 - 18) = 504557.54 Вт

здесь тепловые потери приняты в размере 5%, удельная теплоёмкость исходной смеси cF = (0.15*0.61+0.85*1.05)*4190 = 4122.96 Дж/(кг*К) взята при средней температуре (88+18)/2 = 530С

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята:

Q = GD*cD*(tD - tКОН) (5.4)

Q = 0.4132*2618.75*(71 - 25) = 49775.105 Вт

где удельная теплоёмкость дистиллята cD = 0.625*4190 = 2618.75 Дж/(кг*К) взята при средней температуре (71+25)/2 = 480С

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка:

Q = GW*cW*(tW - tКОН) (5.5)

Q = 2.9168*4567.1*(95.2 - 25) = 935156.47 Вт

где удельная теплоёмкость кубового остатка cW = 1.09*4190 =

= 4567.1 Дж/(кг*К) взята при средней температуре (95.2+25)/2 = 60.10С

Расход греющего пара:

а) в кубе-испарителе

GГ.П = QK/(rГ.П*x) (5.6)

GГ.П = 1330162,664/ (2261*10^3) = 0.382 кг/с

б) в подогревателе исходной смеси

GГ.П = Q/(rГ.П*x) (5.7)

GГ.П = 50455, 54/ (2261*10^3) = 0.223 кг/с

Всего: 0,605 кг/с или 2,178 т/ч

Расход охлаждающей воды при нагреве её на 200С:

а) в дефлегматоре

VВ = QД/(сВ*(tКОН-tНАЧ)*сВ) (5.8)

VВ = 1179113.39/ (4190*(38-18)*1000) = 0.01526 м3/ч

б) в водяном холодильнике дистиллята

VВ = 49775.105/(4190*(38-18)*1000) = 0.00169 м3/ч

в) в водяном холодильнике кубового остатка

VВ = 935156,47/ (4190*(38-18)*1000) = 0.032 м3/ч

Всего: 0,049 м3/ч или 176,4 м3/ч

V. ТЕПЛОВОЙ РАСЧЁТ КОЖУХОТРУБЧАТОГО КОНДЕНСАТОРА (ДЕФЛЕГМАТОРА)

ректификация дефлегматор материальный баланс

Аппараты теплообменные кожухотрубчатые с неподвижными трубными решетками применяются в тех случаях, когда нет необходимости в механической очистке межтрубного пространства (очистка от осадка возможна только для трубного пространства). Поэтому в трубное пространство подают ту жидкость (воду или водные растворы), которая при нагревании или выпаривании может выделить нерастворимый осадок на стенках труб, а в межтрубное пространство подают чистую жидкость или конденсирующийся пар.

Конечную температуру охлаждающей воды не следует принимать выше 45°-50°С во избежание значительного образования накипи.

В данном курсовом проекте следует рассчитать конденсатор, в межтрубном пространстве которого конденсирующиеся пары метилового спирта, а в трубном пространстве - охлаждающая вода.

Расчет теплообменного аппарата включает определение необходимой поверхности теплопередачи, выбор типа аппарата и нормализированного варианта конструкции, удовлетворяющих заданным технологическим условиям оптимальным образом.

Физико-химические свойства конденсата при температуре конденсации:

л1 = 0.1946 Вт/(м*К), с1 = 745.1 кг/м3, м1 = 0.000305 Па*с.

Примем температуру воды на выходе из конденсатора t2K = 380C. При средней температуре t2 = 280C вода имеет следующие физико-химические характеристики: л2 = 0.6141 Вт/(м*К), с2 = 995.5 кг/м3, м2 = 0.000874 Па*с.

Расчёт проводим в соответствии с общей блок-схемой (см. II рис. 2.2).

Тепловая нагрузка аппарата:

данные берём из теплового баланса

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе, находим по уравнению (5.1):

QД= 0.4132*(1+1.16)**10^3=1279113.39 Вт

Здесь

rD = xD*rСП + (1-xD)*rВ = 0.72*1083.86 + (1-0.72)*2331.33 =

= 1433.161*10^3 Дж/кг

Расход воды:

G2 = 1279113.39/ (4190*20) = 15.26 кг/с

Средняя разность температур:

ДtCP = ((71-18) - (71-38))/ (2.3*ln(53/33)) = 42.210C

В соответствии с (II табл. 2.1) примем КОР = 600 Вт/(м2*К). Ориентировочное значение поверхности:

FОР =Q2/ (КОР* ДtCP) (6.1)

FОР =1279113.39/ (600* 42.21) = 50.5 м2

Задаваясь числом Рейнольдса Re2 = 15000, определим соотношение n/z для конденсатора из труб диаметром dН = 25х2 мм:

n/z = 4* G2/ (р* м2* Re2) (6.2)

где n-общее число труб, z-число ходов по трубному пространству,

d- внутренний диаметр труб, м.

n/z = 4* 15,26/ (р* 0,000874* 15000) = 70.61

Уточнённый расчёт поверхности теплопередачи. В соответствии

с (II табл. 2.9) соотношение n/z принимает наиболее близкое к заданному значению у конденсаторов с диаметром кожуха D = 600 мм, диаметром труб 25х2 мм, числом ходов z = 4 и общим числом труб n = 206:

n/z = 206/4 = 52

Наиболее близкую к ориентировочной поверхность теплопередачи имеет нормализованный аппарат с длиной труб L = 3м, F = 64 м2.

Действительное число Рейнольдса Re2 равно:

Re2 = 4* G2*z/ (р*d*n*м2) = 4*15.26*4/ (3.14*0.021*206*0.000874) =

= 20565.86

Коэффициент теплоотдачи от пара, конденсирующегося на пучке горизонтально расположенных труб:

б1= 2.02* 0.65*л1*(с12*L*n/ (м1* G1))1/3 (6.3)

б1= 2,02* 0.65*0.1946*(745.12*3*206/ (0.000305* 0.893))1/3 =

=1759.93 Вт/ (м2*К)

G1 = GD*(1+R) = 0.4132*(1+1.16) = 0.893 кг/с

Метод итераций:

Пусть tСТ1 = 550С

Дt1= t1 - tСТ1 = 71-55 = 160C

q1 = б1* Дt1 = 1759.93*16 =

= 28158.88

tСТ2 = tСТ1 - 28158.88*rТС =

= 55-28158.88*0.000738 = 34.220C

Pr = 6.7, PrCT = 4.78

Коэффициент теплоотдачи к воде определим по уравнению:

б2 = Nu2*л2/d (6.4)

б2 = (0.023* Re20.8* Pr20.43*( Pr2/ PrCT2)0.25 )* л2/d = (0.023* 20565.860.8* 6.70.43*

*( 6.7/ 4.78)0.25 )*0.6141/0.021= 4687.09 Вт/ (м2*К)

q2 = б2* (tCT2 - t2 ) = 1759.93*(34.22 -28) = 29153.69

Д = (q2 - q1)*100%/ q1 = (29153.69-28158.88)*100%/28158.88 = 3.5%

=> <5% => расчёи закончен

Сумма термических сопротивлений стенки трубы из нержавеющей стали и загрязнений со стороны воды и пара равна:

?д/л = 2*10-3/17.5 + 1/1860 +1/11600 = 0.000738 м2*К/Вт

Коэффициент теплопередачи:

K = (1/4687.09 +1/1759.93 +0.000738)-1 = 610.39 Вт/ (м*К)

Требуемая поверхность теплопередачи:

F = 1279113.39/ (610.39* 42.21) = 48.89 м2

Как видно из (II табл. 2.9), конденсатор с длиной труб L = 3 м и поверхностью F = 64 м2 подходит запасом:

Д = (64-48.89)*100%/ 48.89 = 31%

6. Гидравлическое сопротивление Дp2 рассчитываем по формуле (6.5):

Дp2 = л*L*z* щ22* с2/ (2*d) + (2.5*(z -1) + 2*z)* с2* щ22/2 + 3* с2* щ2Ш2/2

Скорость воды в трубах:

щ2 = 4* G2*z/ (р*d2*n*с2) (6.6)

щ2 = 4* 15.26*4/ (р*0.0212*206*995.5) = 0.86 м/с

Коэффициент трения:

К = 0.25* ( lg (9.5*10-3/3.7 + (6.81/20565.86)0.9))-2 = 0.0406

Скорость воды в штуцерах (см. II табл. 2.6):

щ2 = 4* G2*/ (р*dШ2*с2) (6.7)

щ2 = 4* 15,26*/ (р*0.152*995.5) = 0,87 м/с

Гидравлическое сопротивление:

Дp2 = 0.0406*4*4* 0.862* 995.5/ (2*0.021) + (2.5*(4 -1) + 2*4)* 995.5* 0.862/2 +

+ 3* 995.5* 0.872/2 = 17766.45 Па

ЗАКЛЮЧЕНИЕ

В данной курсовой работе был произведён проектировочный расчёт ректификационной колонны непрерывного действия с ситчатыми тарелками для разделения жидкой смеси метиловый спирт - вода.

В расчёт входит определение расходов дистиллята, кубового остатка, флегмового числа, греющего пара, охлаждающей воды и определение основных размеров колонны - диаметра D и высоты колонны H. Здесь же было определено число тарелок графическим способом - методом теоретической тарелки.

Также представлен расчёт кожухотрубчатого конденсатора (деф-легматора), работающего в турбулентном режиме течения воды в трубном пространстве. И по справочным данным был подобран нормализованный вариант конструкции аппарата.

СПИСОК ИСПОЛЬЗОВАННОЙ ЛИТЕРАТУРЫ

I. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. 9-е издание., Л.: Химия, 1987.- 575 с.

2.. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию/ Под ред. Ю.И. Дытнерского. 2-е издание., М: Химия,

1991.- 495 с.

3. Процессы и аппараты химической технологии. Основы инженерной химии/ Под ред. Н.Н. Смирнова., С-Пб: Химия, 1996.- 408 с.

4. Касаткин А.Г. Процессы и аппараты химической технологии.

9-е изд., перераб. и доп., М: Химия, 1973.- 754 с.

5. Курсовое проектирование по процессам и аппаратам химической технологии. Краткие справочные данные: Метод. указания/Сост.

Н.В. Озерова, А.В. Нестеров: ЛТИ им. Ленсовета., Л., 1989.-40 с.

Размещено на Allbest.ru