Размещено на http://www.allbest.ru/

Введение

Ректификация - массообменный процесс, который осуществляется в большинстве случаев в противоточных колонных аппаратах с контактными элементами (насадки, тарелки), аналогичными используемыми 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.

Целью расчета массообменного аппарата является определение конструктивных размеров, т.е. высоты и диаметра колонны, гидромеханических и экономических показателей ее работы.

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.

1. Расчет колпачковой тарельчатой ректификационной колонны непрерывного действия

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 насадок.

При выборе колпачков, клапанов, насадок для аппаратов руководствуются рядом соображений.

1.1 Принципиальная технологическая схема и ее описание

Принципиальная схема установки представлена на рисунке 1.1. 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 х_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 х_W, т.е. обеднен легколетучем компонентом. В результате массообмена с жидкостью пар обогащается легколетучем компонентом. ля более полного обогащения верхнюю часть колонны орошают в соответствии с заданным флегмовым числом жидкостью (флегмой) состава х_Р, 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 насосом 9 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 равновесный процесс разделения исходной бинарной смеси на дистиллят (с высоким содержанием легколетучего компонента) и кубовый остаток (обогащенный труднолетучим компонентом).

Рисунок 1.1 - Схема непрерывно действующей ректификационной установки: 1 - емкость для исходной смеси; 2, 9 - насосы; 3 - теплообменник-подогреватель; 4 - кипятильник; 5 - ректификационная колонна; 6 - дефлегматор; 7 - холодильник дистиллята; 8 - емкость для сбора дистиллята; 10 - холодильник кубовой жидкости; 11 - емкость для кубовой жидкости.

1.2 Рассчитаем необходимые концентрации исходной смеси, дистиллята и кубового остатка

Рассчитаем необходимые концентрации исходной смеси, дистиллята и кубового остатка по формуле:

,

где x_A - мольная доля низкокипящего компонента в жидкости;

M_A - молекулярная масса низкокипящего компонента, кг/кмоль;

M_B - молекулярная масса высококипящего компонента, кг/кмоль.

Молекулярная масса ацетона (вещество А) -58,08 кг/кмоль, метилового спирта (вещество В)- 32,04 кг/кмоль.

Подставим полученные значения в формулу и рассчитаем содержание низкокипящих компонентов в массовых долях в исходной смеси, дистилляте, кубовом остатке, соответственно:

,

,

.

1.3 Материальный баланс процесса ректификации

Материальный баланс, основан на законе сохранения массы вещества, составляется для определения количества материальных потоков по всему количеству вещества и низкокипящему компоненту.

Материальный баланс для всей колонны:

G_F = G_D + G_W,

гдеG_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:

;

;

;

1.4 Расчет флегмового числа

Флегмовое число может принимать значения в диапазоне R_vin < R< ?_. С увеличением флегмового числа уменьшается число единиц переноса n_ox, число теоретических отупений изменяется концентрации N_T 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 «А-В»- рабочая линия верхней части колонны. Отрезок В отсекаемый этой линией на оси ординат, связан с минимальным флегмовым числом соотношением:



где 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:

Чтобы найти - мольную долю низкокипящего компонента в паре, равновесным с исходной смесью.

Для нашего случая =37%.

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 =1,05ч3 и определяют соответствующие значения числа.

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

;

где x_D - концентрация дистиллята.

Результаты сносим в таблицу 1.1.

Таблица 1.1

в	1,05	1,15	1,8	2,5	3
R	1,50	1,64	2,57	3,57	4,29
B	0,28	0,26	0,19	0,15	0,13

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 1.2 - 1.6

Таблица 1.2. При в = 1,05

X	xW	XF	X1	X2	X3	X4	XD
X*	0,01	0,072	0,145	0,236	0,357	0,59	0,655
	25	14,7	66,66	8,77	8,47	16,66	22,22

Таблица 1.3. При в = 1,15

X	xW	XF	X1	X2	X3	X4	XD
X*	0,01	0,128	0,135	0,225	0,357	0,58	0,655
	25	83,33	40	8	8,47	14,28	22,22

Таблица 1.4. При в = 1,8

x	xW	XF	X1	X2	X3	X4	XD
X*	0,01	0,095	0,103	0,2	0,303	0,56	0,67
	25	22,22	17,54	6,66	5,81	11,1	33,33

Таблица 1.5. При в = 2,5

X	xW	XF	X1	X2	X3	X4	XD
X*	0,01	0,085	0,089	0,183	0,275	0,54	0,675
	25	18,18	14,08	5,98	5	9,09	40

Таблица 1.6. При в = 3

X	xW	XF	X1	X2	X3	X4	XD
X*	0,01	0,075	0,08	0,17	0,26	0,537	0,675
	25	15,38	12,5	5,55	4,65	8,84	40

По данным таблиц строят графики = f( x ).

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.

Значения интеграла в пределах от x_W до x_D изображены на миллиметровки. Эта площадь находится в принятом масштабе:

По оси абсцисс 1мм = (x)

По оси ординат 1мм = (y)

1cм² = (x)*(y)

Тогда m_1см = 0,00655 гр

m_в=1,05 = 0,23920 гр и n_ox= 36,52 см²

m_в=1,15 = 0,14520 гр и n_ox= 22,17 см²

m_в=1,8 = 0,09330 гр и n_ox = 14,24 см²

m_в=2,5 = 0,08320 гр и n_ox = 12,7 см²

m_в=3 = 0,07455 гр и n_ox = 11,38 см²

Результаты заносим в таблицу 1.7.

Таблица 1.7

R	R+1	nox	nox(R+1)
1,5	2,5	12,51	31,275
1,64	2,64	13,52	37,0448
2.57	3,57	8,61	22,9887
3,57	4,57	8,18	37,3826
4,29	5,29	9,03	47,7687

По данным таблицы 1.7 строим график (R+1) = f(R). Значения R, соответствующие минимуму кривой, представляет собой оптимальную величину флегмового числа R_опт. R_опт = 2,57

1.5 Определение средней концентрации толуола в жидкости

1) Проценты мольные:

а) в верхней части колонны:



б) в нижней части колонны:

2) Проценты массовые:

а) в верхней части колонны:

б) в нижней части колонны:

.

Средние температуры жидкости определяем по диаграмме t-x,y.

при = 0,45 t_ж.в. = 86,7 єС

при = 0,11t_ж.н. = 94,9єС

Средняя плотность жидкости по высоте колонны определяется по уравнению:

,

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

а) в верхней части колонны

кг/м³.

б) в нижней части колонны

кг/м³.

Для колонны в целом:

кг/м³.

1.6 Определяем средние концентрации толуола в паре

1) в верхней части колонны:

x_D = y_D = 0,7

;

y_F - концентрация низкокипящего компонента в паре на питающей тарелке. Определяется в точке пересечения линий рабочих концентраций, построенных при оптимальном флегмовом числе R =2,57.

2) в нижней части колонны:

x_W = y_W = 0,05

.

Средние температуры пара определяем по диаграмме t-x,y

приy_в.ср = 0,49 t_п.в. = 89,7єС

приy_н.ср= 0,17 t_п.н. = 97,4єС

Средние молекулярные массы и плотности пара:

а) в верхней части колонны:

средняя молекулярная масса пара

М_п.в.ср. = М_Аy_в.ср. + М_в(1-y_в.ср) = 92,13·0,49 + 74,12·(1-0,49) = 82,94 кг/кмоль;

средняя плотность пара

б) в нижней части колонны:

средняя молекулярная масса пара

М_п.н.ср. = М_Аy_н.ср. + М_в(1-y_н.ср) = 92,13·0,17 + 74,12·(1-0,17) = 77,18 кг/кмоль;

средняя плотность пара

;

Определим объемный расход пара, поступающего в дефлегматор, м³/с:

,

гдеM_D - мольная масса дистиллята, кг/кмоль.

М_D = М_Аy_D + М_в(1-y_D) = 92,13·0,7 + 74,12·(1-0,7) = 86,727 кг/кмоль

Тогда:

=2,58 м³/с.

2. Расчет диаметра колонны

2.1 Определение скорости пара в колонне

Определим уравнения рабочих линий.

В верхней части колонны (укрепляющей):

где R- оптимальное флегмовое число, равное 2,57;

x_D - Концентрация дистиллята, равная 0,7.

Тогда:

В нижней (исчерпывающей) части колонны:

где F- относительный мольный расход питания:

где x_W - концентрация жидкости в кубовом остатке, равная 0,1.

Тогда:

Средние концентрации жидкости.

В верхней части колонны:

В нижней части колонны:

Средние концентрации пара находим по уравнению рабочих линий.

В укрепляющей части колонны:

В исчерпывающей части колонны:

По данным каталога- справочника «колонные аппараты» принимаем расстояние между тарелками h=450мм. Для колпачковых тарелок по графику [1, рис.10] находим С=630.

Скорость пара в колонне находим по уравнению:

2.2 Определение диаметра колонны

Диаметр колонны определяют по уравнению:

где V_п - объемный расход пара, равный 2,58 м³/с.

По каталогу-справочнику «Колонные аппараты» берем диаметр равный 2000 мм.

Тогда скорость пара в колонне будет:

Высоту колонны определим графо-аналитическим методом, т.е. последовательно рассчитываем коэффициенты массоотдачи, массопередачи, коэффициенты действия тарелок; строим кинетическую кривую и определяем число действительных тарелок.

Коэффициент массоотдачи в паровой фазе рассчитывают по формуле:

где - коэффициент диффузии паров в метиловом спирте, рассчитывается по формуле:

- критерий Рейнольдса для паровой фазы

,

где - коэффициент динамической вязкости смеси ацетона и метилового спирта при средней температуре.

Вязкость рассчитывают по формулам:

,

где - мольные массы пара и отдельных компонентов, кг/кмоль;

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

в верхней части колоны при температуре t=89,7⁰С

м_Ап= 0,0097 мПа?с, м_Вп= 0,012 мПа?с

в нижней части колонны при t=97,4⁰С

м_Ап= 0,0099 мПа?с, м_Вп= 0,015 мПа?с;

y_А, y_В - объемпые доли компонентов в паровой смеси.

Тогда:

Рассчитываем коэффициент диффузии паров по формуле:

Критерий Рейнольдса для паровой фазы:

Рассчитав все эти величины, определим и коэффициент массоотдачи в паровой в верхней и нижней частях колонны фазе по уравнениям:

Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе:

гдеD_ж- коэффициент диффузии ацетона в жидком метиловом спирте, 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 20⁰С, мПа?с;

с - плотность жидкости, кг/м³.

Коэффициент диффузии в жидкости при 20⁰С можно определять по формуле:

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

н_А, н_В- мольные объемы компонентов А и В;

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

М_А, М_В- мольные массы растворенного вещества и растворителя.

Динамический коэффициент вязкости жидкости:

где м_А, м_В- коэффициенты динамической вязкости компонентов А и В при соответствующей температуре [2, c.516].

Коэффициент динамической вязкости жидкости для верхней и нижней части колонны при температуре 20⁰С равен:

Коэффициент диффузии ацетона в жидком метиловом спирте при 20⁰С для верхней и нижней чисти колонны:

Расчет коэффициента b.Для верхней и нижней части колонны:

Коэффициент диффузии ацетона в жидком метиловом спирте при средней температуре для верхней и нижней части колонны:

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

при 89,7⁰С: м_А=0,31 мПа?с; м_В=0,65 мПа?с

при 94,9⁰С: м_А=0,29 мПа?с; м_В=0,6 мПа?с

Критерий Прандля для верхней и нижней части колонны:

Средняя мольная масса жидкости в верхней и нижней части колонны:

Рассчитав все величины, определяем коэффициент массоотдачи в жидкой фазе по уравнению:

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 едениц 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 2.1

Таблица 2.1

X	Хw	X1	XF	X2	X3	X4	X5	XD
Tgб=m	3,125	2,73	2,14	1,45	0,85	0,56	0,41	0,4
Ky	0,010	0,012	0,0149	0,020	0,031	0,041	0,049	0,050
ny	0,549	0,659	0,819	1,099	1,704	2,254	2,694	2,749
з	0,42	0.48	0,55	0,66	0,81	0,89	0,932	0,936
AC,мм	25	18	3	16	16,5	11,5	6	1,5
АВ,мм	10,5	8,64	1,65	10,56	13,36	10,23	5,59	1,40

Построение кинетической кривой.

Между кривой равновесия и линиями рабочих концентраций в соответствии с табличными значениями х проводим ряд прямых, параллельных оси ординат (Рисунок В.1).

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 0,75. получаем 77 тарелки, (из которых - 59 в верхней части колонны, 18 - в нижней), которые и обеспечивают разделение смеси в заданных пределах изменения концентраций. Исходная смесь должна подаваться на 59 тарелку сверху.

Высота тарельчатой колонны:

Общая высота колонны:

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

h_куб - расстояние между нижней тарелкой и днищем колонны, (высота кубовой части), принимаем 2 м.

3. Гидравлический расчет колонны

В соответствии с рассчитанным диаметром подбираем стандартную колонну и тарелки. Принимаем к установке колонный аппарат диаметром 2000 мм; колонна компонуется из однотопочных разъемных нормализованных тарелок типа ТСК -РЦ ОСТ 26-1111-74 с капсульными стальными колпачками. Общее число колпачков на тарелке - 129. Основные параметры приведены в таблице 3.1.

Таблица 3.1

Диаметр колонны (внутр.) D, мм	Длина сливного борта L, мм	Рабочая площадь тарелки, %	Диаметр колпачка dк,мм	Число колпач ков	Число прорезей	Масса тарелки, кг
2000	1000	51,1	100	129	30	68,4

Нагрузку по жидкости на единицу длины сливной перегородки (борта) определяем по наиболее загруженной, нижней части колонны:

G_ж.н. = G_F + G_D•R =6,62+ 1,05•2,57 = 9,138 кг/с = 33546,6 кг/ч.

Объемный расход жидкости в нижней части колонны:

V_ж.н. = = = 44,47 м³/ ч.

Нагрузка по жидкости на единицу длины сливной перегородки:

м³/(м•ч).

Фактическая нагрузка не превышает допустимую (65 м³/м•ч) и это должно обеспечить равномерное распределение пара по сечению тарелки.

Проверяем, будет ли обеспечено полное открытие прорезей, необходимое для равномерного режима работы тарелок.

Скорость, необходимая для полного открытия прорезей:

,

где - коэффициент сопротивления тарелки равный 4,5-5,0 [2];

h_пр- высота прорези равная 0,02 м.

=3,34 м/с.

Площадь сечения всех прорезей:

S₀ = n_кол•n_пр•S_пр,

где n_кол- количество колпачков на тарелке;

n_пр- число прорезей в колпачке;

S_пр- площадь прорези, м².

S₀ = 129•30•0,00008 = 0,3 м².

Отношение площади сечения прорезей к площади поперечного сечения колонны:

ц = ,

где F_к= 0,785•D² = 0,785•2² = 3,14 м² - площадь поперечного сечения колонны:

ц = = 0,098.

Фактическая скорость пара в прорезях:

= щ_п/ц = 0,9/0,098 = 9,18м/с.

Полное открытие прорезей будет обеспечено, так как

щ₀ = 9,18> щ^/ ₀ =3,34.

Гидравлическое сопротивление колонны:

Др_к = N_Д?Др_т,

где N_Д- действительное число тарелок;

Др_т- гидравлическое сопротивление колпачковой тарелки, Па.

Гидравлическое сопротивление колпачковой тарелки:

Др_т = Др_сух+ Др_у+ Др_ст,

где Др_сух- сопротивление сухой тарелки, Па;

Др_у - сопротивление, вызываемое силами поверхностного натяжения, Па;

Др_ст - статистическое сопротивление слоя жидкости на тарелке, Па.

Находим значение каждого из составляющих гидравлического сопротивления тарелки Др. Расчет ведем для нижней части колонны, имеющей максимальную нагрузку по жидкости.

Определяем сопротивление сухой тарелки:

Др_сух = = 5• = 842,7 Па.

Определяем сопротивление сил поверхностного натяжения:

Др_у = ,

где - поверхностное натяжение жидкости, Н/м;

d_э - эквивалентный диаметр отверстия, м.

Для колпачковых тарелок эквивалентный диаметр определяется соотношением:

d_э = ,

где П- периметр прорези, м;

П= 2•(h_пр + b),

где h_пр, b - высота и ширина прорези, м.

П= 2•(0,02 + 0,004) = 0,048 м.

Отсюда,

d_э = = 0,00667 м.

Поверхностное натяжение рассчитываем по формуле:

у_н = у_А•_н.ср. + у_В•(1- _н.ср),

где у_А, у_В - поверхностное натяжение толуола и бутилового спирта при t_ср.н [1 с. 526],

у_н = 21,5•10^-3•0,11 + 19,5•10^-3•(1-0,11)= 19,72•10^-3 н/м.

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:

Др_у.н. = = 11,82 Па.

Сопротивление столба жидкости на колпачковой тарелке:

Др_ст = 1,3•g•k•с_ж•(1++Дh),

где g - ускорение свободного падения, м²/с;

k - относительная плотность пены (принимаем k=0,5);

с_ж- плотность жидкости, кг/м³;

1 - расстояние от верхнего края прорези до сливного порога, м; принимаем 1= 0,02;

Дh - высота уровня жидкости над сливным порогом, м;

Дh = 0,00284•К•()^0,67,

где К - коэффициент, учитывающий увеличение скорости и сужение потока жидкости в результате сжатия его стенками при подходе к сливной перегородке;

К = f(,),

Коэффициент К определяем по рисунку [3 с.66, рис.4.7], где L- длина сливного борта.

При = = 44,47 и = = 0,5 К=1,1.

Тогда высота уровня жидкости:

Дh = 0,00284•1,1•()^0,67 = 0,039 м.

Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:

Др_ст.н. = 1,3•9,8•0,5•754,3•(0,02++0,039) = 331,53 Па.

Общее сопротивление тарелки:

Др_т.н. = 842,7+ 9,69+ 331,53 = 1183,92 Па.

Сопротивление всей тарельчатой части колонны:

Др_к = 512,34•20 = 23678,4 Па.

Минимально допустимое расстояние между тарелками, необходимое для нормальной работы тарелок:

h_мт>1,8•.

В нашем случае:

1,8• = 0,28 м.

Принятое расстояние между тарелками h_мт = 450 мм вполне обеспечивает работу гидрозатвора в переливном устройстве тарелки.

4. Тепловой расчет ректификационной колонны

Расход теплоты, получаемой кипящей 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, Вт;

Q_пот - тепловые потери колонны в окружающую среду, Вт;

c_F, c_D, c_W- теплоёмкость исходной смеси, дистиллята, кубовой жидкости, соответственно, Дж/кг К.

Значения теплоёмкостей, необходимые для расчета, находим по формуле:

c = c_А · _A + c_B · (1- _A),

где: c_А, c_B - теплоемкость компонентов при соответствующих температурах;

_A - массовая доля компонента А.

Температура кипения смеси - t_F = 93,9 °С, кубового остатка - t_W = 97°С и дистиллята - t_D = 85,6 °С; теплоемкости толуола и бутилового спирта при этих температурах определяем по номограмме [1, стр.562].

Теплоемкости смесей:

c_F = 0,44 · 4,19 · 10³ · 0,14 + 0,77 · 4,19·10³ • (1- 0,14) = 3032,722 Дж/кг К

c_W = 0,44 · 4,19 · 10³ · 0,05 + 0,78 · 4,19 · 10³ (1 - 0,05) = 3196,97Дж/кг К

c_D = 0,43 · 4,19 ·10³ ·0,7 + 0,75 · 4,19 ·10³ (1 - 0,7) = 2203,94 Дж/кг К

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

Q_D = G_D (R + 1) r_D = 1,05 (2,57 + 1) · 441,6·10³ = 16,55?10⁵ Вт

где r_D - удельная теплота конденсации дистиллята, Дж/кг

r_D = r_A · _D + r_B · (1 - _D),

где r_A, r_B - удельная теплота конденсации компонентов А и В при температуре t_D [1, стр.541].

r_D = 368,7· 0,7 + 611,7 · (1- 0,7) = 441,6 кДж/кг (при t_D = 85,6°С).

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, Вт/(м²К):

б =9,3+0,058 t_ст.н = 9,3+0,058· 40 = 11,62 Вт/(м²К),

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

F_н = р · D · H_к + 2 · 0,785 · D² = 3,14 · 2 · 11,55+ 2 · 0,785 · 2² = 78,814 м²;

Потери тепла в окружающую среду

Q_пот = 11,62 · 78,814(40 - 20) = 18,30Вт.

Расход тепла в кубе колонны с учетом тепловых потерь

Q_K = 16,55?10⁵+1,05·2203,94?85,6+5,57·3196,97·93,9-6,62?3032,72?9761+18300=1651250,838 Вт = 16,51•10⁵ Вт.

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

G_гр.п. = = = 0,753 кг/с = 2711,9 кг/ч

где r_гр.п. = 2089 ·10³ Дж/кг [1, стр.550]

Расход тепла в паровом подогревателе исходной смеси рассчитывается по формуле:

Q_F = G_F · C₁ (t_F - t_н),

где C₁ - теплоемкость исходной смеси при средней температуре, равной

t_ср = = = 56,95°С

C₁ = C_A· _F + C_B· (1 - _F),

где C_A, C_B - теплоемкости ацетона и метилового спирта при температуре t_ср = 56,95°С [1, стр.562].

C₁= 0,42· 4,19 ·10³ ·0,14+ 0,66· 4,19 ·10³ · (1 - 0,14) = 2624,616 Дж/кг К

Q_F = 6,62· 2624,616 (93,9 - 20) =1284009,39 Вт

Расход греющего пара в подогревателе исходной смеси

G_гр.п = = = 0,58 кг/с

Общий расход пара равен:

G_гр.п = 0,753+ 0,58 = 1,333 кг/с

Расход воды в дефлегматоре при нагревании ее на 20°С

G'_B = = = 19,74 кг/с = 71097,8 кг/ч

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

G''_B= = = 1,53 кг/с =5527,41 кг/ч

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

G'''_B= == 14,23 кг/с = 51253,9 кг/ч

где c_В - теплоемкость воды, c_В = 4190 Дж/кг К

Общий расход воды в ректификационной установке:

G_B = G'_B + G''_B + G'''_B

G_B =71097,8 +5527,4+51253,9 = 127879,1 кг/ч.

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

Q_пот= · F_н · (t_из.в - t_ст.н),

где: д_из - толщина изоляции, м;

t_из.в - температура внутренней поверхности изоляции, принимаем ее ориентировочно на 10 - 20°С ниже средней температуры в колонне - t_из.в = 50°С.

Определяем толщину изоляции

д_из = = = 0,0065м = 6,5мм

Проверяем температуру внутренней поверхности изоляции

t_из.в = t_ст.н + =40 + = 50,003°С

расхождение: 50,003 - 50 = 0,003°С<1°С.

5. Расчет вспомогательного оборудования

5.1 Кипятильник (куб - испаритель)

Температурные условия процесса.

Кубовый остаток кипит при 97єС.Согласно заданию температура конденсации греющего пара равна 132,9єС (р_абс = 3 атм). Следовательно, средняя разность температур:

?t_ср.= t_г.п.- t_w.

Отсюда, разность температур:

?t_ср.= 132,9- 97=35,9єС.

Тепловая нагрузка:

Q_к= Q=16,51 • 10⁵ Вт.

Выбор конструкции.

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

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

Определяем орентировочно максимальную велечину площади теплообмена. По [1, c. 172] для данного случая теплообмена (от конденсирующегося водяного пара к кипящей жидкости) принимаем значения минимального коэффициента теплопередачи К_мин = 700 Вт/м²К.Тогда максимальная поверхность теплообмена:



Предварительно выбираем для расчета выносной кипятильник - кожухотрубчатый теплообменник с трубами диаметром 25Ч2 мм, длинной труб - 2,0м. [1, c 533]

5.2 Дефлегматор

В дефлегматоре конденсируется бензол с небольшим количеством уксусной кислоты. Температура конденсации паров дистиллята t_D = 85,9 °С.

Температуру воды на входе в теплообменник примем 18°С, на выходе-38°С.

Составляем температурную схему процесса и определяем движущую силу процесса теплопередачи:

85,9 85,9

38 18

По таблице [1, с. 172] коэффициент теплопередачи от конденсирующегося пара органических веществ к воде, находится в пределах 340-870 Вт / мІ*К. Принимаем коэффициент теплопередачи К= 870 Вт / мІ*К.

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

Q_D =16,55?10⁵ Вт.

Поверхность дефлегматора находим из основного уравнения теплопередачи:

С запасом принимаем 1-ходовой теплообменник с поверхностью

F=35 мІ [1, с. 215].

Характеристика теплообменника:

Поверхность теплообмена 35 мІ;

Диаметр кожуха 400 мм;

Длина труб 4 м;

Количество труб 111.

5.3 Холодильник для дистиллята

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

85,9 > 30

38 18

Количество тепла, отнимаемого охлаждающей водой от дистиллята в дефлегматоре:

Q_хол =G_В'' c_В = 1,53 ·4190·20 = 128214 Вт.

Принимаем К=300 Вт/мІК [1, с. 533].

Поверхность теплообмена холодильника дистиллята:

м².

По каталогу [1, с. 215] принимаем 1-ходовой теплообменник F=19,5 мІ.

Характеристика теплообменника:

Поверхность теплообмена 19,5 мІ;

Наружный диаметр кожуха 325 мм;

Диаметр труб 25*2 мм;

Длина труб 4 м;

Количество труб 111.

5.4 Холодильник для кубового остатка

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

97> 30

38 < 18

Количества тепла, отнимаемого охлаждающей водой от кубовой жидкости:

Q_хол =G_В "'c_В = 14,23 • 4190 •20= 1192474 Вт.

Принимаем К=240 Вт/мІК [1, с. 533].

Поверхность теплообмена холодильника кубовой жидкости

По каталогу [1, с. 215] принимаем 1-ходовой теплообменник F=176 мІ.

Характеристика теплообменника:

Поверхность теплообмена 176мІ;

Наружный диаметр кожуха 1000 мм;

Диаметр труб 25*2 мм;

Длина труб 3 м;

Количество труб 747.

5.5 Подогреватель

Служит для подогрева исходной смеси от t_н =18-20°С до температуры t_F=93,9°C. Исходная смесь подогревается водяным насыщенным паром с температурой 160°С.

160 - 160

20 > 93,9

Принимаем К=120 Вт/мІК [1, с. 538].

Поверхность теплообмена подогревателя рассчитывается по формуле:

По каталогу [1, с. 215] принимаем 1-ходовой теплообменник F=146 мІ.

Характеристика теплообменника:

Поверхность теплообмена 146 мІ;

Наружный диаметр кожуха 800 мм;

Диаметр труб 25*2 мм;

Длина труб 4 м;

Количество труб 465;

колонна ректификация толуол жидкость

Список используемой литературы

1. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.Л. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. - Л.: Химия, 1981. - 568 с.

2. Дытнерский Ю.И. Основные процессы и аппараты химической технологии. - Л.: Химия, 1981. - 512 с.

3. Ченцова Л.И., Шайхутдинова М.Н., Ушанова В.М. Массообменные процессы: Учебное пособие по курсу “Процессы и аппараты химических производств” Ч.2/ Л.И. Ченсова и др. Под общ. ред. Левина Б.Д. - Красноярск: СибГТУ, 2004. - 237 с.

Размещено на Allbest.ru