Проект ректификационной установки непрерывного действия

Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на http://www.allbest.ru/

Федеральное государственное бюджетное образовательное учреждение высшего образования

«Сибирский государственный университет науки и технологий

имени академика М.Ф. Решетнева»

Институт химических технологий

Кафедра: Технологические машины и оборудование

КУРСОВОЙ ПРОЕКТ

Проект ректификационной установки непрерывного действия

«Процессы и аппараты нефтегазопереработки»

Руководитель Иванов В.А.

Обучающийся Гущин А.С.

Красноярск 2023

СОДЕРЖАНИЕ

Введение

1. Расчет ректификационной колонны с ситчатыми тарелками

2. Технологический расчет

2.1 Материальный баланс

2.2 Расчет флегмового числа

2.3 Определение средних концентраций низкокипящего компонента в жидкости и паре

2.4 Определение скорости пара и диаметра в колонне

2.5 Определение высоты колонны

3. Гидравлический расчет колонны

4. Тепловой расчет ректификационной колонны

5. Расчет вспомогательного оборудования

5.1 Расчет кипятильника

5.2 Расчет дефлегматора

5.3 Расчет холодильника для дистиллят

5.4 Расчет холодильника для кубового остатка

5.5 Расчет подогревателя исходной смеси

5.6 Расчет трубопроводов

Заключение

Список использованных источников

РЕФЕРАТ

В данной работе приводится расчет ректификационной колонны с ситчатыми тарелками для разделения бинарной смеси ацетон - бензол. Определить геометрические параметры колонны, гидравлическое сопротивление и тепловые балансы. Рассчитать вспомогательное оборудование - подогреватель, дефлегматор, кипятильники, холодильник, трубопроводы.

Пояснительная записка содержит 48 листов текста, 9 таблиц, 3 рисунка, 70 формулы. Графическая часть состоит из 3 чертежей формата А1 - технологическая схема и ректификационная колонна.

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 также 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.

В данной работе приводится расчет ректификационной колонны с ситчатыми тарелками для разделения бинарной смеси ацетон - бензол. Определить геометрические параметры колонны, гидравлическое сопротивление и тепловые балансы. Рассчитать вспомогательное оборудование - подогреватель, дефлегматор, кипятильники, холодильник, трубопроводы.

1. РАСЧЕТ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ КОЛОНЫ С СИТЧАТАМИ ТАРЕЛКАМИ

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 также от типа и размеров тарелок.

1.1 Принципиальная технологическая схема и ее описание

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

Рисунок 1 - Схема непрерывно действующей ректификационной установки

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, которую будем считать первой, ведя нумерацию тарелок условно снизу вверх.

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. При равенстве теплоты испарения компонентов бинарной смеси для испарения 1 моль НК необходимо сконденсировать 1 моль ВК, т.е. фазы на тарелке обмениваются эквимолекулярными количествами компонентов.

На второй тарелке жидкость имеет состав x2содержит 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, охлаждаем водой, и получаемая жидкость разделяется в 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 исчерпающей.

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 (ректификат), или, верхний продукт, который после охлаждения в холодильнике 6 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 дистиллята. Жидкость, выходящая из низа колонны (близкая по составу ВК), 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.

2. ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ

2.1 Материальный баланс

Концентрации исходной смеси, дистиллята и кубового остатка выразим в массовых долях по формуле:

, (1)

где xA - массовая доля низкокипящего компонента в жидкости;

MA - мольная масса низкокипящего компонента, кг/кмоль;

MB - мольная масса высококипящего компонента, кг/кмоль.

Мольная масса ацетон (вещество А) - 58,08 кг/кмоль, бензол (вещество В) - 78 кг/кмоль.

Подставим полученные значения в формулу (1):

;

;

.

Материальный баланс для всей колонны:

GF = GD + GW, (2)

где GF - массовый расход исходной смеси, кг/с;

GD - массовый расход дистиллята, кг/с;

GW - массовый расход кубовой жидкости, кг/с.

Материальный баланс по низкокипящему компоненту:

, (3)

где - содержание низкокипящего компонента в массовых долях в исходной смеси, дистилляте, кубовой жидкости, соответственно.

Из системы уравнений (3) находим:

.

Подставим искомые значения в формулу (3):

GW = GF - GD.

Подставим искомые значения в формулу (2):

GW = 4,38 - 0,9= 3,48 кг/с.

По имеющимся данным о равновесии между жидкостью и паром строим изобары температур кипения и конденсации смеси t = f(x,y).

2.2 Расчет флегмового числа

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

, (4)

где - мольная доля низкокипящего компонента в паре, равновесным с исходной смесью, определяется по диаграмме x-y (Приложение А).

Для нашего случая . Отсюда подставим известные значения в уравнение (4):

.

Оптимальное флегмовое число найдем из условия получения минимального объема колонны, пропорционального произведению:

, (5)

где - число ступеней изменения концентрации (теоретическое число тарелок).

Расчет оптимального флегмового числа выполняем следующим образом:

а) задаемся рядом значений коэффициента избытка флегмы в в пределах от 1,1 до 5,0; определяем рабочее флегмовое число и величину отрезка ;

б) откладываем отрезок В на оси ординат и проводим линии рабочих концентраций верхней и нижней частей колонны (прямые АВ1 и С1Д, АВ2 и С2Д и т.д.);

в) между равновесной и рабочими линиями в пределах концентраций xW и xD строим ступени, каждая из которых соответствует теоретической тарелке;

г) при каждом значении в определяем число теоретических тарелок nт и величину произведения nт(R+1). Результаты расчета сводим в таблицу 1.

Таблица 1 - Данные для расчета оптимального флегмового числа.

в	R	B	nT	nT(R+1)
1,10	2,4	0,28	26	88,4
1,20	2,61	0,27	22	79,42
2,00	4,35	0,18	14	74,9
2,80	6,1	0,14	11	58,85
3,60	7,83	0,108	9	79,47

д) по данным таблицы 1 строим график зависимости nт(R+1) = f(R) (рисунок 1) и находим минимальное значение величины nт(R+1). Ему соответствует флегмовое число R=6,1.

Эту величину и принимаем в дальнейших расчетах за оптимальное рабочее число флегмы. Число ступеней изменения концентраций (число теоретических тарелок) при этом равно 11.

Рисунок 2 - график зависимости nт(R+1) = f(R)

2.3 Определение средних концентраций низкокипящего компонента в жидкости и паре

Определяем средний массовый состав жидкости в верхней и нижней частях колонны:

а) в верхней части колонны:

. (6)

Подставив известное значение в формулу (6), получим:

;

б) в нижней части колонны

. (7)

Подставив известное значение в формулу (7), получим:

;

Определяем средний мольный состав жидкости в верхней и нижней частях колонны:

а) в верхней части колонны:

кмоль ацетона./кмоль бензола;

б) в нижней части колонны:

кмоль ацетона./кмоль бензола.

Средние температуры жидкости определяем по диаграмме t - x,y (Приложение Б):

при 0С

при 0С

Средняя плотность жидкости по высоте колонны определяется по уравнению:

, (8)

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

Подставив известное значение в формулу (8), получим:

а) в верхней части колонны:

кг/м3;

б) в нижней части колонны:

кг/м3.

Для колонны в целом:

кг/м3.

Определяем средние концентрации ацетона в паре:

а) в верхней части колонны по формуле (9):

(9)

= ;

б) в нижней части колонны по формуле (10):

(10)

= .

Средние температуры пара определяем по диаграмме t - x, y (рисунок 2):

при 0С

при 0С

Средняя мольная масса пара:

Средняя плотность пара кг/м3:



Средняя мольная масса пара в верхней части колонны по формуле (11) составит:

.

Средняя плотность пара в верхней части колонны по формуле (12) составит:

.

Средняя мольная масса пара в нижней части колонны по формуле (11) составит:

.

Средняя плотность пара в нижней части колонны по формуле (12) составит:

.

Средняя плотность пара по всей колонне по формуле (11):

2.4 Определение скорости пара и диаметра в колонне

Рекомендуемую скорость пара в колонне рассчитывается по уравнению

, (13)

где С - коэффициент, зависящий от конструкции тарелок, расстояние между тарелками, рабочего давления в колонне, нагрузки колонны по жидкости ;

ж,n - плотность жидкости и пара, кг/м3;

С - коэффициент для ректификационных колонн, работающих при атмосферном давлении и средних нагрузках по жидкости, в зависимости от расстояния между тарелками определяют по графику (рис.8 с.27[1]).

Для ситчатых тарелок С=0,068.

В соответствии с уравнением (13) скорость пара в колонн t составит, м/с:

.

Диаметр колонны находим по формуле (14), м:

, (14)

где - скорость пара в колонне, м/с, определяется в зависимости от конструкции тарелки; V- объемный расход проходящего через колонну пара, м/с, при средней температуре определяется как:

(15)

где MD - мольная масса дистиллята, кг/кмоль, находим по формуле (16).

MD=MA*xD+MB(1-xD), (16)

,

объемный расход проходящего через колонну пара рассчитывают по формуле (15):

м/с.

Диаметр колонны находим по формуле (14):

1,38 м.

По каталогу - справочнику «Колонне аппараты» принимаем D = 1400 мм, с периметром слива м.

При этом действительная скорость пара в колонне будет равна:

(17)

2.5 Определение 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 (18):

, (18)

где Dп - коэффициент диффузии паров ацетона в парах, бензола рассчитывается по формуле (18):

, (19)

где Т - температура, К; р - абсолютное давление, кгс/см2; МА, МВ - мольные массы пара бензола и ацетона; vА, vВ - мольные объемы ацетона и бензола, определяемые как сумма атомных объемов элементов, входящих в состав пара;

Re - критерий Рейнольдса для паровой фазы находим по формуле (20):

, (20)

где мп - коэффициент динамической вязкости пара, Пас (20).

, (21)

где Мср.п, МА, МВ- мольные массы пара и отдельных компонентов, кг/кмоль; мср.п, мА, мВ - соответствующие им динамические коэффициенты вязкости; yА, yВ - объемные доли компонентов смеси.

Коэффициент диффузии паров бензола в парах ацетонаводл, м/с2:

а) в верхней части колонны:

м/с;

б) в нижней части колонны:

м/с.

Коэффициент динамической вязкости паров ацетона и бензола, Па с:

а) в верхней части колонны при температуре t = 65 0С:

мА= 88010-8 Па?с, мВ= 88610-8 Па?с;

Па с;

б) в нижней части колонны при температуре t =77 0С:

мА= 88510-8 Па?с, мВ= 89010-8 Па?с;

.

Критерий Рейнольдса для паровой фазы:

а) в верхней части колонны:

;

б) в нижней части колонны:

.

Коэффициент массоотдачи в паровой фазе, кмоль/(м2с):

а) в верхней части колонны:

м/с;

б) в нижней части колонны:

м/с.

Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе найдем по формуле (21):

(21)

где Dж- коэффициент диффузии жидкости м/с2;

Мж.ср.- средняя мольная масса жидкости в колоне найдем по формуле (22), кг/кмоль.

(22)

Pr/ж- диффузионный критерий Прандтля найдем по формуле (23):

 (23)

Коэффициент диффузии пара в жидкости Dt связан с коэффициентом диффузии D20 следующей приближенной зависимостью (24):

(24)

где b- температурный коэффициент. Определяется по формуле (25):

(25)

где мж- динамический коэффициент вязкости жидкости при 200С, мПа?с; с - плотность жидкости, кг/м3.

Коэффициент диффузии в жидкости при 200С можно определять по формуле (26):

(26)

где мж- динамический коэффициент вязкости жидкости, мПа?с; нА, нВ- мольные объемы компонентов А и В; А и В - коэффициенты, зависящие от свойств растворенного вещества и растворителя; МА, МВ - мольные массы растворенного вещества и растворителя.

Динамический коэффициент вязкости жидкости рассчитаем по формуле:

(27)

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

Коэффициент динамической вязкости жидкости при температуре 200С:

а) в верхней части колонны:

lgмжв=0,625lg0,3+(1-0,625)lg0,6=-0,41, откуда мжв=0,39 мПас;

б) в нижней части колонны:

lgмжн=0,175lg0,3+(1-0,175)lg0,6=-0,27, откуда мжн=0,53 мПас.

Как видно из полученных значений, в рассматриваемом примере коэффициенты вязкости жидкостей в верхней и нижней части колонны примерно одинаковы. Кроме того, близки плотности жидких ацетона и бензола. при температуре 20 0С:

.

Поэтому можно принять:

.

Тогда температурный коэффициент b также можно принять одинаковым и равным:

.

Коэффициент диффузии ацетона и бензола. при 20 0С для верхней и нижней части колонны определяется по формуле (26):

Коэффициент диффузии пара ацетоне и в бензоле при средней температуре для верхней и нижней части колонны определяется по формуле (24):

Рассчитываем коэффициент динамической вязкости жидкости в верхней и нижней части колонны при средней температуре рассчитаем по формуле: мА, мВ - соответствующие им динамические коэффициенты вязкости определяем по таблице IX [3]:

Вязкости ацетона и бензола при 71 - 0,21 мПас и 0,335 мПас.

lgмж.ср.в=0,625lg0,21+(1-0,625)lg0,335=-0,6, откуда мж.ср.в=0,25 мПас;

lgмжн=0,175lg0,21+(1-0,175)lg0,335=-0,5, откуда мж.ср.н=0,32 мПас;

Рассчитав все величины, определяем коэффициент массоотдачи в жидкой фазе по уравнению (22):

Коэффициенты массопередачи определяем по уравнению (27):

(27)

где m - тангенс угла наклона линии равновесия на рабочем участке:

. (28)

Подставляем найденные значения коэффициентов массоотдачи вп и вж и тангенсов углов линии равновесия в уравнение, находим величину коэффициента массопередачи для каждого значения х в пределах от xW до xD.

Полученные значения Ky используем для определения числа единиц переноса nу в паровой фазе по формуле (29):

(29)

ректификационная колонна ацетон бензол

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

Допуская полное перемешивание жидкости на тарелке, имеем:

или ,

где з=АВ/АС - коэффициент обогащения тарелки или так называемый КПД тарелки.

Результаты приведенных выше расчетов, начиная с тангенса угла наклона, сводим в таблицу 2.

Таблица 2 - Параметры, необходимые для построения кинетической кривой.

X	0,06	0,1	0,29	0,3	0,5	0,7	0,9	0,96
tgб=m	2,5	2,2	1,3	1,2	0,7	0,69	0,6	0,1
	0,01	0,012	0,018	0,02	0,0285	0,0287	0,03	0,064
	0,305	0,37	0,549	0,61	0,869	0,875	0,92	1,95
з	0,26	0,31	0,42	0,46	0,58	0,58	0,6	0,85
AC,мм	50	68	70	72	63	34	15	7
АВ,мм	13	21,1	29,4	33,12	36,5	19,7	9	5,9

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 находим путем построения ступенчатой линии между кинетической кривой и рабочими линиями в пределах от 0,06 до 0,96. получаем 23 тарелок, (из которых - 15 в верхней части колонны, 8 - в нижней), которые и обеспечивают разделение смеси в заданных пределах изменения концентраций. Исходная смесь должна подаваться на 8 тарелку снизу.

Высота ситчатой колонны:

м. (30)

Общая высота колонны:

м,

где hсеп - расстояние между верхней тарелкой и крышкой колонны, (высота сепаратного пространства), принимаем 0,8 м;

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

3. ГИДРАВЛИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ КОЛОННЫ

Принимаем следующие размеры ситчатой тарелки: диаметр отверстий , высота сливной перегородки =40 мм. Свободное сечение тарелки (суммарная площадь отверстий) составляет 10 от общей площади тарелки (/=10).

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

(31)

где -гидравлическое сопротивление сухой тарелки, Па;

-сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения, Па;

-сопротивление парожидкостного слоя, Па.

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки Па, определяется по формуле:

(32)

где -коэфициент сопротивления тарелки: для ситчатых тарелок со свободным сечением отверстий от 7 до 10 принимают

-скорость пара в отверстиях тарелки, м/c.

Скорость пара в отверстиях тарелки (при /==10) определяем по формуле (33):

; (33)

= 12,3 м/с.

Сопротивление сухой тарелки по формуле (32) составит:

а) в верхней части колонны:

= 340 Па;

б) в нижней части колонны:

= 404 Па.

Сопротивление, обусловленное силами поверхности натяжения , Па, определяется по формуле (34):

=, (34)

где поверхностное натяжение жидкости при средней температуре, Н/м, по таблице XXIV принимаем для верхней части колонны Н/м для ацетона при =65 , для нижней части колонны Н/м для бензола при=77 .

Тогда сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения, составит:

а) для верхней части колонны:

== 35,3 Па;

б) для нижней части колонны:

== 22,13 Па.

Сопротивление парожидкостного слоя Па, определяется по формуле:

(35)

где -высота парожидкостного слоя Па, определяется по формуле:

+, (36)

где - высота сливной перегородки, м;

- высота слоя над сливной перегородкой, м.

Высоту слоя над сливной перегородкой , м, определяют по уравнению:

(37)

где - объемный расход жидкости, м/с3;

П-периметр сливной перегородки (длина дуги), м;

k=/ - отношение плотности парожидкостного слоя (пены) к плотности жидкости, принимаем 0,5.

Периметр сливной перегородки (длину пути) П, м, определяем по уравнению:

П= (38)

где - величина угла выреза сливной перегородки, принимаем =40.

Тогда:

П==0,97м.

Объемный расход жидкости , м/с3, составит:

а) для верхней части колонны формула имеет вид (39):

= (39)

=0,0021 м/с3;

б) для нижней части колонны формула имеет вид (40):

= (40)

= = 0,0075 м/с3.

Находим высоту слоя над сливной перегородкой по формуле (37):

а) в верхней части колонны:

= 0,016 м;

б) в нижней части колонны:

= 0,038 м

Высота парожидкостного слоя на тарелке по формуле (36)

а) в верхней части колонны:

б) в нижней части колонны:

.

Сопротивление парожидкостного слоя по формуле (35):

а) в верхней части колонны:

=1,3;

б) в нижней части колонны:

=1,3

Общее гидравлическое сопротивление тарелки по формуле (31):

а) в верхней части колонны:

б) в нижней части колонны:

Для нормальной работы тарелок должно соблюдаться необходимое условие:

(41)

Проверим это для тарелок нижней части колонны, у которых гидравлическое сопротивление больше, чем у тарелок верхней части.

Тогда:

1,8 = 0,073 м.

Следовательно, принятое расстояние между тарелками ,40 м достаточно для создания гидравлического затвора.

Минимальная скорость пара в отверстиях, необходимая для равномерной работы тарелки, , рассчитывается по формуле:

=.

Определим минимальную скорость пара в отверстиях для тарелки нижней части колонны:

= = 4,44 м/с.

В нашем случае (4,446,6). Следовательно, все отверстия на тарелке будут работать.

Общее гидравлическое сопротивление колонны с ситчатыми тарелками, определяется по формуле:

(42)

 = 9610,95 Па.

4. ТЕПЛОВОЙ РАСЧЕТ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ КОЛОННЫ

Температура исходной смеси tF=72 оC, кубового остатка tW=77 оC и дистиллята tD=57 оC; теплоемкости ацетона и бензола при этих температурах определяем по номограмме (ХI, с.562 [1]).

Теплоемкости смесей опередим по формуле:

с=сА*хА+сВ*(1-хА), (43)

;

;

.

Расход теплоты, отнимаемой охлаждающей водой от конденсирующихся в дефлегматоре паров по формуле:

Qd = Gd (R + 1)rd, (44)

где rd - удельная теплота конденсации дистиллята, кДж/кг, определяется по формуле:

rD=rA*xD+rB(1-xD), (45)

.

где , - удельная теплота конденсации компонентов А и В при температуре tD=57 оC (табл. XLV стр.541 [1]).

Подставим известные значения в формулу (48), получим:

Qd= 0,6 (6,1+ 1)· 489,1· 103 = 20,84·105 Вт.

Тепловые потери колонны в окружающую среду определим по формуле:

Qпот= б · Fн (tст.н - tвозд), (46)

где - температура наружной поверхности стенки колонны, принимаем ;

- температура воздуха в помещении, ;

б - суммарный коэффициент теплоотдачи конвекцией и излучением, Вт/(м2К). Определяется по формуле (47):

б =9,3+0,058 tст.н; (47)

б = 9,3+0,058·30 = 26,7.

Fн - наружная поверхность изоляции колонны, м2, определяем ее по формуле:

Fн = р·D2·H + 2·0,785·D2; (48)

Fн= 3,14·1,82+ 2·0,785·1,82 = 121,07 м2.

Найдем потери тепла в окружающую среду по формуле:

Qпот = 26,7 · 121,07(30 - 20) = 28088,2 Вт.

Расход тепла в кубе колонны с учетом тепловых потерь определим по формуле:

Qk=QD+QDcDtD+QWcWtW-QFcFtF+Qпот; (49)

.

Расход греющего пара в кубе колонны определим по формуле (давление pабс=1атм, влажность 5%):

, (50)

=3816 кг/ч.

где rгр.п. = 2089 ·103 Дж/кг - удельная теплота парообразования (с. 549 [2]);

х - степень сухости.

Расход воды в дефлегматоре при нагревании ее на 20 °С по формуле (51), кг/с:

; (51)

=89640 кг/ч.

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

; (52)

=180 кг/ч.

Расход воды в холодильнике кубового остатка при нагревании ее на 20 °С по формуле (53), кг/с:

; (53)

=14472 кг/ч.

Общий расход воды в ректификационной установке по формуле (54), кг/ч:

GB = G'B + G''B + G'''B; (54)

GB=89640+1800+14472=105912 кг/ч.

Расчет тепловой изоляции колонны

В качестве изоляции берем асбест (лиз=0,151 Вт/м?К). Исходя из упрощенного соотношения (для плоской стенки) найдем по формуле (55):

, (55)

где - толщина изоляции, м;

-температура внутренней поверхности изоляции, принимаем ее ориентировочно на 10-200С ниже средней температуры в колонне .

Определяем толщину изоляции по формуле:

; (56)

.

Проверяем температуру внутренней поверхности изоляции по формуле:

; (57)

условие выполняется.

5. РАСЧЕТ ВСПОМОГАТЕЛЬНОГО ОБОРУДОВАНИЯ

5.1 Расчет кипятильника (куба-испарителя)

Температурные условия процесса.

Кубовый остаток кипит при 770С. Составляем температурную схему процесса и определяем движущую силу процесса теплопередачи:

Следовательно, средняя разность температур:

33оС.

Тепловая нагрузка:

.

Выбор конструкции.

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

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

Определяем ориентировочно максимальную величину площади теплообмена. По (табл. 4.8 стр. 172 [1]) для данного случая теплообмена (от конденсирующегося водяного пара к кипящей жидкости) принимаем значение минимального коэффициента теплопередачи Кmin=300Вт/м2К.

Тогда максимальная поверхность теплообмена находим по формуле:

; (58)

.

Предварительно выбираем для расчета выносной кипятильник кожухотрубчатый теплообменник с трубами диаметром 25х2 мм, длина труб 3 м.

Определение коэффициента теплопередачи

Принимаем среднее значение тепловой проводимости загрязнений стенок со стороны конденсирующегося водяного пара , со стороны кубового остатка .

Теплопроводность стали л=46,5Вт/м?К.

Таким образом сумму термический сопротивлений находим по формуле:

, м2К/Вт; (59)

.

Коэффициент теплопередачи, Вт/(м2К), со стороны конденсирующегося водяного пара определяем по формуле (60):

, (60)

где л - коэффициент теплопроводности конденсата, Вт/м?К;

Н - высота кипятильных труб, м;

р - плотность конденсата, кг/м3;

r - удельная теплота конденсации греющего пара, Дж/кг;

м - динамический коэффициент вязкости конденсата, Па*с.

Значение коэффициентов теплопроводности, динамической вязкости, плотности определяются принимаем при температуре конденсации водяного пара все полученные значения подставляем в формулу (60):

.

Коэффициент теплоотдачи находим по формуле:

, (61)

где - коэффициент теплопроводности кипящего ацетона при tW=77оC;

- плотность кипящего ацетона;

- динамический коэффициент вязкости кипящего ацетона при tW=77оC;

- поверхностное натяжение ацетона коэффициент b определяется по формуле:

; (62)

.

Коэффициент теплопередачи:

.

Коэффициент теплопередачи:

.

Удельная тепловая нагрузка рассчитаем по формуле:

; (63)

.

Откуда:

.

Это уравнение решаем графически, задаваясь значениями q, y-левая часть уравнения.

При q =20000 Вт/м2; у = -6,8.

При q =30000 Вт/м2; у = 2,56.

При q =27000 Вт/м2; у = 0.

Рисунок 5 - Графическое определение удельного расхода тепла

Коэффициент теплопередачи находим по формуле:

; (64)

.

Площадь поверхности теплообмена найдем по формуле:

; (65)

.

С запасом 15-20% принимаем по каталогу теплообменник одноходовой с F=112 м2.

Таблица 5

Характеристика теплообменника

Диаметр кожуха, мм	Диаметр труб, мм	Длина труб, м	Количество труб
800	25х2	3	473

5.2 Расчет дефлегматора

Температура конденсации паров дистиллята tD=57оC.Температуру воды на входе в теплообменник примем 180С, на выходе 380С.

Принимаем коэффициент теплопередачи К=300 Вт/м2К.

Количество тепла, отнимаемого охлаждающей водой от конденсирующегося в дефлегматоре пара . Поверхность дефлегматора находим из основного уравнения теплопередачи:

; (66)

.

C запасом 15-20% принимаем одноходовой теплообменник с поверхностью F = 260 м.2

Таблица 6

Характеристика теплообменника

Диаметр кожуха, мм	Диаметр труб, мм	Длина труб, м	Количество труб
1200	25х2	3	1125

5.3 Расчет холодильника для дистиллята

В холодильнике происходит охлаждение дистиллята до температуры конденсации до 300С.

.

Количество тепла, отнимаемого охлаждающей водой от дистиллята в дефлегматоре пара по формуле:

; (67)

Вт.

Принимаем К=300Вт/м2?К.

Поверхность теплообмена холодильника дистиллята находим из основного уравнения теплопередачи по формуле (68):

.

C запасом 15-20% принимаем одноходовой теплообменник с поверхностью F = 14,5м2.

Таблица 7

Характеристика теплообменника

Диаметр кожуха, мм	Диаметр труб, мм	Длина труб, м	Количество труб
325	25х2	3	62

5.4 Расчет холодильника для кубового остатка

В холодильнике кубового остатка происходит охлаждение кубовой жидкости от температуры кипения до 300С.

.

Количество тепла, отнимаемого охлаждающей водой от кубовой жидкости по формуле (71):

Вт.

Принимаем К=300 Вт/м2К.

Поверхность теплообмена холодильника кубовой жидкости по формуле(70):

.

C запасом 15-20% принимаем двухходовой теплообменник с поверхностью F = 69м2.

Таблица 8

Характеристика теплообменника

Диаметр кожуха, мм	Диаметр труб, мм	Длина труб, м	Количество труб
800	25х2	2	442

5.5 Расчет подогревателя исходной смеси

Служит для подогрева исходной смеси от tн = 18-20оС до температуры tF = 72oC. Исходная смесь подогревается водяным насыщенным паром с температурой 100оС.

.

Количество тепла, передаваемого исходной смеси от греющего пара по формуле (71):

Вт.

Принимаем К=120Вт/м2?К.

Поверхность теплообмена подогревателя находим из основного уравнения теплопередачи по формуле (68):

.

C запасом 15-20% принимаем 6-х ходовой теплообменник с поверхностью F = 93м2.

Таблица 9

Характеристика теплообменника

Диаметр кожуха, мм	Диаметр труб, мм	Длина труб, м	Количество труб
800	25х2	3	392

5.6 Расчет трубопроводов

Внутренний диаметр трубопровода d,м, для жидких и паровых фаз определяется из уравнения объемного расхода по формуле:

d=; (69)

= 0,36 м.

Выбираем стальную трубу размером 377х10 мм, внутренний диаметр 357 мм. Диаметр для подачи острого пара в колонну d2 принимаем равным d1. Чтобы рассчитать диаметр трубопровода d3, для подачи исходной смеси, по таблице 1.1 [2, с.17] принимаем скорость щ=2.3 м/с соответствующую движению жидкости в напорных трубопроводах.

Массовый расход исходной смеси GF=4,38 кг/с. Плотность исходной смеси при tF=72 0 Cрассчитываем по формуле (8),

=0.057 м.

Выбираем стальную трубу размером 56х3,5 мм, внутренний диаметр 49 мм.

Чтобы рассчитать диаметр трубопровода d4 для подачи флегмы по таблице 1.1 [2, с.17] принимаем скорость щ=0,5 м/с соответствующую движению жидкости самотеком.

Массовый расход флегмы по формуле (70) составит:

GR=RGD; (70)

GR=6.10,9=5,49 кг/с.

Плотность исходной смеси рассчитываем по формуле (8):

Внутренний диаметр трубопровода d, м, для жидких и паровых фаз определяется из уравнения объемного расхода по формуле (69):

Выбираем стальную трубу размером 114х4 мм, внутренний диаметр 109 мм.

Чтобы рассчитать диаметр трубопровода d5 для кубового остатка из колонны, по таблице 1.1 [2, с.17] принимаем скорость щ=0,5 м/с соответствующую движению жидкости в напорных трубопроводах.

Массовый расход исходной смеси Gw=3,49 кг/с.

Плотность исходной смеси при tw рассчитываем по формуле (8):

Внутренний диаметр трубопровода d,м, для жидких и паровых фаз определяется из уравнения объемного расхода по формуле (72):

=0,115 м.

Выбираем стальную трубу размером 133х4 мм, внутренний диаметр 125 мм.

ЗАКЛЮЧЕНИЕ

В результате проведенного расчета ректификационной установки непрерывного действия с ситчатыми тарелками для разделения бинарной смеси ацетон - бензол мы определили:

-диметр колонны D=1400 мм и высоту колонны H=11400 м;

-количество тарелок в данной колонне составляет 23 штук.

Произвели гидравлический и тепловой расчет колонны (в качестве тепловой изоляции выбран асбест).

Рассчитали и подобрали вспомогательное оборудование (рассчитали кипятильник (куба-испарителя), дефлегматор, холодильник для дистиллята, холодильник для кубового остатка, подогреватель исходной смеси, центробежный насос).

А также провели расчет трубопровода для подачи исходной смеси.

СПИСОК ИСПОЛЬЗОВАННОЙ ЛИТЕРАТУРЫ

Т.В. Борисова, М.К. Шайхутдинова, С.М. Воронин. Расчет ректификационной колонны с различными контактными устройствами [Текст] 2-е изд. Учебное пособие по курсу «Процессы и аппараты химических производств»/Т.В. Борисова, М.К. Шайхутдинова, С.М. Воронин - Красноярск: СибГТУ, 2001. - 87 с.;

Павлов К.Ф. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии [Текст] / Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.Л. -Л.: Химия, 1981. -586 с.;

Ченцова Л.И. Массообменные процессы [Текст] в 2 ч. Ч. 2. Учебное пособие по курсу «Процессы и аппараты химических производств» / Ченцова Л.И. [и др.]. -Красноярск, 2004. -237 с.;

Дытнерский Ю.И. Основные процессы и аппараты химической технологии [Текст] / Дытнерский Ю.И. -Л.: Химия, 1981. -512 с.

Размещено на Allbest.ru