Главная База знаний "Allbest" Производство и технологии Ректификация разделения смеси "вода - бензол"

Ректификация разделения смеси "вода - бензол"

Расчет насадочной и тарельчатой ректификационных колонн для разделения смеси "вода – бензол": геометрические размеры - диаметр и высота. Принципиальная схема ректификационной установки. Определение нагрузок по пару и жидкости рабочим флегмовым числом.

Рубрика Производство и технологии
Вид курсовая работа
Язык русский
Дата добавления 28.01.2012
Размер файла 420,3 K

Отправить свою хорошую работу в базу знаний просто. Используйте форму, расположенную ниже

Студенты, аспиранты, молодые ученые, использующие базу знаний в своей учебе и работе, будут вам очень благодарны.

Страница:

Размещено на http://www.allbest.ru/

240

Содержание

  • Введение
  • 1. Расчет насадочной ректификационной колонны непрерывного действия
  • 1.1 Материальный баланс колонны и рабочее флегмовое число
  • 1.2 Скорость пара и диаметр колонны
  • 1.3 Расчет высоты насадки
  • 1.4 Расчёт гидравлического сопротивления насадки
  • 2. Расчет тарельчатой ректификационной колонны
  • 2.1 Скорость пара и диаметр колонны
  • 2.2 Высоты колонны
  • 2.3 Высота светлого слоя жидкости на тарелке и паросодержание барботажного слоя
  • 2.4 Коэффициенты массопередачи и высота колонны
  • 2.5 Гидравлическое сопротивление тарелок колонны
  • 3. Тепловой расчет ректификационной колонны
  • 4. Расчёт теплообменных аппаратов
  • 4.1 Рассчитываем теплообменник подогреватель исходной смеси
  • 4.2 Расчёт кожухотрубчатого конденсатора (дефлегматора)
  • 4.3 Рассчитываем кожухотрубчатый испаритель
  • 5. Расчёт и выбор насоса
  • 5.1 Выбор трубопровода
  • 5.2 Определение потерь на трение местные сопротивления
  • 5.3 Выбор насоса
  • 5.4 Определение предельной высоты всасывания
  • 6. Механический расчет
  • 6.1 Расчёт штуцеров
  • 6.1.1 Штуцер для ввода исходной смеси
  • 6.1.2 Штуцер для ввода флегмы
  • 6.1.3 Штуцер для отвода кубового остатка
  • 6.1.4 Штуцер для вывода паров дистиллята
  • 6.1.5 Штуцер для ввода паров кубовой смеси
  • 6.2 Расчет толщина крышки и днища
  • Заключение
  • Список использованных источников

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 подход к расчету и проектированию ректификационных и абсорбционных установок имею много общего. Тем не менее ряд особенностей процесса ректификации (различие соотношение нагрузок по жидкости и пару в нижней и верхней частях колонны, переменные по высоте колонны физические свойства фаз и коэффициент распределения, совместное протекание процессов массо- и теплопереноса) осложняет его расчет.

Одна из сложностей заключается в отсутствии обобщенных закономерностей для расчета кинетических коэффициентов процесса ректификации. В наибольшей степени это относится к колоннам диаметром более 800 мм с насадками и тарелками, широко применяемым в химических производствах. Большинство рекомендаций сводится к использованию для расчета ректификационных колонн кинетических зависимостей, полученных при исследовании абсорбционных процессов (в приведенных в данной главе примерах в основном использованы эти рекомендации).

Принципиальная схема ректификационной установки представлена на рис.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 хF.

1 - ёмкость для исходной смеси; 2, 9 - насосы; 3 - теплообменник-подогреватель; 4 - кипятильник; 5 - ректификационная колонна; 6 - дефлегматор; 7 - холодильник дистиллята; 8 - ёмкость для сбора дистиллята; 10 - холодильник кубовой жидкости; 11 - ёмкость для кубовой жидкости

Рисунок 1. Принципиальная схема ректификационной установки.

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 хw, т.е. обеднен легколетучим компонентом. В результате массообмена с жидкостью пар обогащается легколетучим компонентом. Для более полного обогащения верхнюю часть колонны орошают в соответствии с заданным флегмовым числом жидкостью (флегмой) состава хd, 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 неравновесный процесс разделения исходной бинарной смеси на дистиллят (с высоким содержанием легколетучего компонента) и кубовый остаток (обогащенный труднолетучим компонентом).

Расчет ректификационной колонны сводится к определению ее основных геометрических размеров - диаметра и высоты. Оба параметра в значительной мере определяются гидродинамическим режимом работы колонны, который, в свою очередь, зависит от скоростей и физических свойств фаз, а также от типа насадки.

1. Расчет насадочной ректификационной колонны непрерывного действия

Расчет ректификационной колоны сводится к определению ее основных геометрических размеров - диаметра и высоты. Оба параметра в значительной мере определяются гидродинамическим режимом работы колоны, который, в свою очередь, зависит от скоростей и физических свойств фаз, а также от типа и размеров насадок.

Ориентировочный выбор размера насадочных тел можно осуществить исходя из следующих соображений. Чем больше размер элемента насадки, тем больше её свободный объём и, следовательно, выше производительность. Однако вследствие меньшей удельной поверхности эффективность крупных насадок несколько ниже. Поэтому насадку большого размера применяют, когда требуется высокая производительность и сравнительно невысокая степень чистоты продуктов разделения.

Для данного случая примем насадку из керамических колец Рашига размером 50*50*5 мм. Удельная поверхность насадки а = 87,5 м2/м3, свободный объем е = 0,785 м3/м3, насыпная плотность 530 кг/м3, эквивалентный диаметр dэ = 0,035 м.

Насадочные колоны могут работать в различных гидродинамических режимах: плёночном, подвисания и эмульгирования. Выберем пленочный режим работы колоны.

Рассчитать и спроектировать ректификационную установку непрерывного действия для разделения бинарной смеси вода - бензол. Производительность установки по исходной смеси GF = 7500 кг/ч 7500/3600 = 2,08 кг/сек.

1.1 Материальный баланс колонны и рабочее флегмовое число

Содержание смеси:

xF = 22,0 % мол = 0,22

xd= 96,0 % мол = 0,96

xW= 2,0 % мол = 0,02

Температура исходной смеси tcм = 21,0°С

Производительность GF = 5550/3600 = 1,54 кг/с

Производительность колонны по дистилляту GD кубовому остатку GW определим из уравнений материального баланса колонны:

(1.1)

Пересчитаем составы фаз из мольных долей в массовые по соотношению взятого из источника [2]:

, (1.2)

Где Мcм - мольная масса смеси, кг/кмоль.

Мсм = МА · х + Мв · (1 - х),

Где МА, МВ - мольные массы компонентов, кг/кмоль.

МА = Мац = 58 кг/кмоль;

МВ = Мбн = 78 кг/кмоль.

Отсюда получаем:

Мсм. F = 58 · 0,22 + 78 · (1 - 0,22) = 73,6 кг/кмоль,

,

Мсм. d = 58 · 0,96 + 78 · (1 - 0,96) = 58,8 кг/кмоль,

,

Мсм. w = 58 ? 0,02 + 78 ? (1-0,02) = 77,6 кг/кмоль,

.

Расчет материального баланса колонны по уравнению (1.1):

,

Gd = GF - Gw = 1,54 - 1,28 = 0,26 кг/с.

Нагрузки ректификационной колонны по пару и жидкости определяются рабочим флегмовым числом R; его оптимальное значение Rопт можно найти путём технико-экономического расчета. Используют приближенные вычисления, основанные на определении коэффициента избытка флегмы (орошения) =RRmin. Здесь Rmin - минимальное флегмовое число:

(1.3)

где xF и xd - мольные доли легколетучего компонента соответственно в исходной смеси и дистилляте, кмоль/кмоль смеси;

yF* - концентрация легколетучего компонента в паре, находящемся в равновесии с исходной смесью, кмоль/кмоль смеси.

Один из возможных приближенных методов расчета R заключается в нахождении такого флегмового числа, которому соответствует минимальное произведение n? (R+1), пропорциональное объему ректификационной колонны (n - число ступеней изменения концентраций или теоретических тарелок, определяющее высоту колонны, а (R+1) - расход паров и, следовательно, сечение колонны).

Определим R. yF* = 0,47 - определяем по (приложение 1). Тогда минимальное флегмовое число равно

.

Задавшись различными значениями коэффициентов избытка флегмы , определим соответствующие флегмовым числа.

Графическим построением ступеней изменения концентраций между равновесной и рабочими линиями на диаграмме состав пара y состав жидкости х находим n.

Результаты расчетов рабочего флегмового числа представлены на рисунках и приведены ниже в таблице. Для построения равновесной линии нам требуется знать равновесные составы жидкости и пара для смеси вода - бензол. Они взяты из источника [2]:

Таблица 1. Равновесный состав жидкости и пара

x

y

t

0

0

86,1

0,01

0,0352

79,2

0,02

0,055

78

0,05

0,1496

76,35

0,1

0,2531

73,6

0,2

0,463

69

0,22

0,47

69,2

0,3

0,5147

66,75

0,4

0,603

64,5

0,5

0,6785

62,65

0,6

0,7464

61

0,7

0,81

59,6

0,8

0,8737

58,35

0,9

0,9371

57,25

0,95

0,975

56,53

0,96

0,975

56,3

0,99

0,9937

56,27

1

1

56,18

Таблица 2 - Расчет действительного флегмового числа.

в

1,2

1,35

1,72

2, 205

R

2,352

2,64

3,37

4,32

xd/ (R+1)

0,286

0,263

0,219

0,180

N

34

27

25

21

N (R+1)

113,96

98,44

109,28

111,75

Cтроим графики для определения рабочего флегмового числа (приложение 1). Из рисунка видно, что Rопт = 2,65

Средние массовые расходы (нагрузки) по жидкости для верхней и нижней частей колонны определяют из соотношений;

Lв = Gd · R · Мверх / Мd, (1.4)

Lн = Gd ·R·Mниз / Мd + GF · Mниз / МF. (1.5)

Где Мd и MF - мольные массы дистиллята и исходной смеси;

МВ и МН - средние мольные массы жидкости в верхней и нижней частях колонны. Мольную массу дистиллята в данном случае можно принять равной мольной массе легколетучего компонента.

Средние мольные массы жидкости в верхней и нижней частях колонны соответственно равны:

Мвер. х = Мв. хср. в + Мук · (1 - хср. в), (1.6)

Мниз. x = Мв. хср. н + Мук · (1 - хср. н),

Где Мац и Мбен - мольные массы ацетона и бензола соответственно;

хср. в и хср. н - средний мольный состав жидкости в верхней и нижней частях колонны:

кмоль/кмоль см,

кмоль/кмоль см.

Тогда:

кг/кмоль,

кг/кмоль.

Мольная масса исходной смеси:

МF = Мац · хF + Мбен · (1 - хF),

кг/кмоль.

Подставим рассчитанные величины в выражения (1.4) и (1.5) для средних массовых расходов, получим:

кг/с,

кг/с.

Средние массовые потоки пара в верхней GВерх и нижней Gниз частях колонны:

, (1.7)

Где М в и М н - средние мольные массы паров в верхней и нижней частях колонны.

М в = Мац • yср в + Мбен • (1 - yср в), (1.8)

М н = Мац • yср н + Мбен • (1 - yср н),

Где уср в и уср н - средний мольный состав пара в верхней и нижней частях колонны.

Определяются как:

кмоль / кмоль смеси,

кмоль / кмоль смеси.

Тогда

М вер = 58 • 0,715 + 78 • (1 - 0,715) = 63,7 кг/кмоль,

М низ = 58 • 0,245 + 78 • (1 - 0,245) = 73,1 кг/кмоль.

Подставив численные значения, получим:

кг/c,

кг/c.

1.2 Скорость пара и диаметр колонны

Для ректификационных колон, работающих в плёночном режиме при атмосферном давлении, рабочую скорость можно принять на 20-30 % ниже скорости захлебывания.

Придельную фиктивную скорость пара, при которой происходит захлёбывание колонны находим по формуле:

, (1.9)

где щ - скорость пара, м/с;

а - удельная поверхность насадки, м2/м3;

сх су - среднии плотности жидкости и пара, кг/м3;

мх - вязкость жидкости, мПа ·с;

е - свободный объем, м3/м3.

Найдем плотности жидкости и пара в верхней и нижней частях колонны при средних температурах в них, которые определим по диаграмме

t-x, y (приложение 1): tвер = 62°C tниз = 75°C

Тогда

кг/м3, (1.10)

кг/м3.

Плотности ацетона и жидкого бензола при температуре смеси близки [2] поэтому можно принять:

сац = сбен = 793,02 кг/м3.

Вязкость жидких смесей находим по уравнению [2]:

lgмx = xcp · lgмв + (1 - xcp) · lgмук, (1.11)

где мх. вод. и мх. ук - вязкости жидкого ацетона и бензола при температуре смеси [2].

мх. ац. вер = 0,2279 мПа · с; мх. бен. вер = 0,3806 мПа · с;

мх. ац. низ = 0, 204 мПа · с; мх. бен. низ = 0,3325 мПа · с.

Тогда вязкость жидкости в верхней и нижней части колонны соответственно равны:

lgмx. в = 0,59 • lg 0,2279 + (1 - 0,59) · lg 0,3806 = - 0,5509 =>

мx. в = 0,2812 мПа·с,

lgмx. н = 0,12 • lg 0, 204 + (1 - 0,12) · lg 0,3325 = - 0,5037 =>

мx. н = 0,3136 мПа·с.

Для выбранной насадки, т.е. колец Рашига 50 · 50 · 50 · 5 мм:

Удельная поверхность а = 87,5 м2/м3;

Свободный объём е = 0,785 м3/м3;

Насыпная плотность 530 кг/м3.

Предельная скорость паров в верхней части колонны:

,

щп. в = 2,095 м/с.

Аналогично и для нижней части колонны:

щп. н = 1,38 м/с.

Принимаем рабочую скорость на 30% ниже предельной:

щв = 0,7 · 2,095 = 1,47 м/с,

щн = 0,7 · 1,38 = 0,97 м/с.

Ориентировочный диаметр колонны определяют из уравнения расхода:

. (1.12)

Как правило, несмотря на разницу в рассчитанных диаметрах укрепляющей и исчерпывающей частей колонны (вследствие различия скоростей и расходов паров), изготовляют колонну единого диаметра, равного большему из рассчитанных.

м,

м.

Выберем стандартный диметр обечайки колонны из таблицы стандартных диаметров [1] dст = 0,8 м

При этом рабочая скорость пара:

,

.

1.3 Расчет высоты насадки

, (1.13)

Где noy - общее число единиц переноса по паровой фазе;

hoy - общая высота единицы переноса, м.

Общее число единиц переноса вычисляют по уравнению:

. (1.14)

Решим данный интеграл методом графического интегрирования.

Определяем состав пара в верхней и нижней части колонны, по уравнению рабочей линии [2]:

а) верхней (укрепляющей) части колонны:

,

б) нижней (исчерпывающей) части колоны

.

Расчет представлен в таблице 3.

Таблица 3 - Состав жидкости и пара.

№

для низа

y

y* - y

1/y* - y

х*

х - х*

m

1

0,0200

0,0152

65,79

0,008

0,002

7,60

2

0,0545

0,0951

10,51

0,015

0,035

2,72

3

0,1119

0,1412

7,08

0,035

0,065

2,17

4

0,2267

0,2363

4,23

0,090

0,110

2,15

5

0,4227

0,0473

21,16

0,180

0,040

1,18

6

для верха

0,4808

0,0339

29,52

0,235

0,065

0,52

7

0,6260

0,0525

19,06

0,435

0,065

0,81

8

0,7712

0,0388

25,80

0,635

0,065

0,60

9

0,9164

0,0207

48,40

0,865

0,035

0,59

10

0,9600

0,0150

66,67

0,930

0,030

0,50

m = (y* - y) / (х - х*), (1.15)

где m - средний коэффициент распределения в условиях равновесия

mcp. в = 0,70

mcp. н = 3,66

По рисунку 7 (приложение 1) определяем число единиц переноса в верхней noy. в и нижней noy н частях колонны с помощью курвиметра или "взвешиванием" графика.

- для верхней части колонны

- для нижней части колонны

Общую высоту единиц переноса найдем по уравнению аддитивности:

(1.16)

Отношение нагрузок по пару и жидкости:

для верха:

,

для низа

.

где (1.17)

Рассчитаем вязкость паров в верхней и нижней части колонны:

, (1.18)

где µац и µбен - вязкость паров ацетона и бензола при средней температуре верхней части колонны, мПа·с [3];

yв - средняя концентрация паров.

Тогда получим:

, - верх колонны

. - низ колонны

Рассчитаем коэффициент диффузии в жидкости для верхней части колонны при 20°С.

, (1.19)

где А, В - коэффициенты, зависящие от свойств растворенного вещества и растворителя [2];

хв, хук - мольные объемы компонентов в жидком состоянии при температуре кипения, см3/моль [2],

х - вязкость жидкости при 20°С, мПа•с [2].

Тогда коэффициент диффузии в жидкости для верхней части колонны при 20 0С равен:

для верхней части колонны:

,

Для нижней части колонны:

.

Рассчитаем температурный коэффициент.

(1.20)

гдех и х принимают при температуре 20 0С.

в = 790 кгм3 ук = 879 кгм3

Тогда для верхней части колонны:

,

для нижней части колонны:

.

Рассчитаем коэффициент диффузии в жидкости при средней температуре.

Dx = Dx 20 • [1 + b · (t - 20)]. (1.21)

Для верхней части колонны:

Dх в=1,84•10-9 • [1 + 0,0126 • (62 - 20)] = 2,81 •10-9 м2с,

для нижней части колонны:

Dх н =1,334 • 10-9 • [1 + 0,0167 • (75 - 20)] = 2,56 • 10-9 м2с.

Рассчитаем коэффициент диффузии в паровой фазе.

(1.22)

Где T - средняя температура в соответствующей части колонны, К;

P - абсолютное давление в колонне, Па.

Тогда для верхней части колонны:

,

для нижней части колонны:

.

Рассчитаем коэффициент переноса в жидкой фазе:

hx = 0,258 • Ф • c • Prx0,5 • Z0,15, (1.23)

где с и Ф - коэффициенты [1];

Pr x = µx/ (с x •D x) - критерий Прандтля для жидкости;

Z - высота слоя насадки одной секции, которая из условия прочности опорной решетки и нижней насадки не должна превышать 2,58 м.

Таким образом, для верхней части колонны:

,

для нижней части колонны:

.

Рассчитаем высоту единиц переноса в паровой фазе:

, (1.24)

Где ш - коэффициент [1];

Pr y = µy/ (с y •D y) - критерий Прандтля для пара;

Ls = L/ (0,785·d) - массовая плотность орошения, кг/ (м2•с);

d - диаметр колонны, м;

f1 = µx0,16;

f2 = (1000/с x) 1,25;

f3 = (72,8•10-3) 0,8/у.

для верхней части колонны:

,

для нижней части колонны:

.

Найдем общую высоту единиц переноса для верхней и нижней части колоны:

hoy = hy+m · G · hx /L,

где m - средний коэффициент распределения в условиях равновесия.

Тогда для верхней части колонны:

hoyв = 0,734 + 0,7 · 1,38 • 0,22= 0,95 м,

Для нижней части колонны:

hoyн = 0,314 + 3,66·0,5 · 0,264 = 0,79 м.

Рассчитаем высоту насадки:

для верхней части колонны:

Нв = 14 · 0,95 = 13,25 м,

для нижней части колонны:

Нн = 5,5 · 0,79 = 4,36 м.

Рассчитаем общую высоту насадки в колонне.

Н = Нв+ Нн = 13,25 + 4,36 = 18 м. (1.25)

Так, как высота слоя насадки в 1 секции может быть Z =3 м то общее число секций равно 5,9 = 6.

Рассчитываем общую высоту ректификационной колонны:

Hк = Z · n + (n - 1) • hp + Zв + Zн,= 3 · 6 + (6 - 1) · 0,5 + 0,6 + 1,5 = 32 м.

Где h - расстояние между тарелками, м;

Zв и Zн-расстояние соответственно между верхней тарелкой и крышкой

колонны и между днищем колонны и нижней тарелкой [1].

Расчет объема колонны:

1.4 Расчёт гидравлического сопротивления насадки

Рассчитаем критерий Рейнольдса для пара в верхней и нижней частях колонны:

. (1.26)

Тогда для верхней части колонны:

,

Для нижней части колонны:

.

Примем то что режим движения турбулентный.

Рассчитаем коэффициент сопротивления сухой насадки:

. (1.27)

Для верхней части колонны:

,

для нижней части колонны:

.

Рассчитываем гидравлическое сопротивление сухой насадки.

. (1.28)

Для верхней части колонны:

для нижней части колонны:

.

Рассчитаем плотность орошения в верхней и нижней частях колонны.

. (1.29)

Для верхней части колонны:

,

для нижней части колонны:

.

Рассчитаем гидравлическое сопротивление насадки

.

Для верхней части колонны:

,

для нижней части колонны:

.

Рассчитаем общее гидравлическое сопротивление орошаемой насадки в колонне.

ДР = ДРв+ ДРн. (1.30)

Тогда получим:

ДР = 3056,3 + 3550,1 = 6606,4 Па.

2. Расчет тарельчатой ректификационной колонны

Колонна с ситчатыми тарелками представляет собой вертикальный цилиндрический корпус с горизонтальными тарелками, в которых равномерно по всей поверхности просверлено значительное число отверстий диаметром 1-5 мм. Газ проходи сквозь отверстия тарелки и распределяется в жидкости в виде мелких струек и пузырьков. Ситчатые тарелки отличаются простотой устройства, легкостью монтажа, осмотра и ремонт. Гидравлическое сопротивление этих тарелок невелико. Ситчатые тарелки устойчиво работают довольно широком интервале скоростей газа, причем в определенном нагрузок по газу и жидкость эти тарелки обладают высокой эффективностью. Вместе с тем ситчатые тарелки чувствительны загрязнителям и осадкам, которые забивают отверстия тарелок.

Расчетная часть:

Рассчитать ректификационную колонну непрерывного действия с ситчатыми тарелками для разделения под атмосферным давлением 2,08 кг/ч жидкой смеси, содержащей 22 % (мол. дол.) воды и 67 % (мол. дол.) уксусной кислоты. Требуемое содержание воды в дистилляте 94 % (мол. дол.), требуемое содержание уксусной кислоты в кубовом остатке 98 % (мол. дол.). Исходная смесь перед подачей в колонну подогревается до температуры кипения. Греющий пар имеет давление 0,4 МПа. Расчет материального баланса колонны и рабочего флегмового числа был произведен выше (см 1.1)

2.1 Скорость пара и диаметр колонны

Для ситчатых тарелок рекомендуется следующее уравнение [1]:

м/с,

м/с.

В данном случае скорости верхней и нижней части колоны мало отличаются друг от друга; используем в расчете среднию скорость паров:

м/с.

Принимаем средний массовый поток пара в колонне G равным полусумме Gв и Gн:

G = (1,04 + 0,90) /2 = 0,969 кг/с.

Средняя плотность паров:

су = (сув + сун) / 2= (2,32+2,56) /2=2,44 кг/м3.

Диаметр колонны:

м.

По каталогу-справочнику "Колонные аппараты" берём d = 800 м. Тогда скорость пара в колонне будет:

щ = 0,902· (0,75/0,8) 2 = 0,79 м/с.

По таблице [1] для колоны диаметром 800 мм выбираем ситчатую однопоточную тарелку со следующими конструктивными размерами:

Диаметр отверстий в тарелке d0 - 3 мм; шаг между отверстиями - 7 мм; свободное сечение тарелки Fc - 10,25 %; высота переливного порога hпер - 30 мм; ширина сливного порога b - 0,4 м; рабочее сечение тарелки Sт - 0,41 м2

Скорость пара в рабочем сечении тарелки:

щт = щ · 0,785 · d2/ Sт = 0,79 · 0,785 · 0,82/0,41 = 0,97 м/с.

2.2 Высоты колонны

Число действительных тарелок в колонне может быть определено графоаналитическим методом (построением кинетической линии). Для этого необходимо рассчитать общую эффективность массопередачи на тарелке (к. п. д. поМэрфри). Эффективность тарелки по Мэрфри ЕМу с учетом продольного перемешивания, межтарельчатого уноса и доли байпас и рующей жидкости приближенно определяется следующими уравнениями [3]:

; (2.1)

; (2.2)

; (2.3)

, (2.4)

где л = m · (R+1) · R - фактор массопередачи для укрепляющей части колонны;

л = m · (R+1) / (R+f) - фактор массопередачи для исчерпывающей части колонны;

Еу - локальная эффективность по пару;

е - межтарельчатый унос жидкости, кг жидкости/кг пара;

и - доля байпасирующей жидкости;

S - число ячеек полного перемешивания;

m - коэффициент распределения компонента по фазам в условиях равновесия.

Локальная эффективность Еи связана с общим числом единиц переноса по паровой

Локальная эффективность Еу связанна с общим числом единиц переноса по паровой фазе на тарелке nоу следующим соотношением:

Ey = 1 - e - noy, (2.5)

где (2.6)

Здесь Kyf - в кмоль/ (м2 · с);

М' - средняя мольная масса паров, кг/кмоль

Обычно в расчетах тарельчатых колонн используют коэффициенты массопередачи, отнесенные к единице рабочей площади тарелки (Kyi). Коэффициент Kyf определяют по уравнению аддитивности фазовых диффузионных сопротивлений:

, (2.7)

где вxf и вyf - коэффициенты массоотдачи, отнесенные к единице рабочей площади тарелки соответственно для жидкой и паровой фаз, кмоль/ (м2 · с).

Для тарелок барботажного типа рекомендуются [1] обобщенные критериальные уравнения, которые приводятся к удобному для расчетов виду:

; (2.8)

(2.9)

По этим уравнениям получают удовлетворительные результаты для расчета нейтральных и положительных бинарных смесей. Для отрицательных смесей необходимо учитывать поверхностную конвекцию. Методика учета этого явления в тарельчатых колоннах приведена в монографии [4].

2.3 Высота светлого слоя жидкости на тарелке и паросодержание барботажного слоя

Высоту светлого слоя жидкости ho для ситчатых тарелок находим по уравнению

(2.10)

где q = L/ (pxb) - удельный расход жидкости на 1 м ширины сливной перегородки, м2/с;

b - ширина сливной перегородки, м;

hnep-высота переливной перегородки, м;

уx и ув - поверхностное натяжение соответственно жидкости и воды при средней температуре в колонне;

мх - в мПа · с;

m = 0,05 - 4,6 · hпер = 0,05 - 4,6-0,03 = - 0,088.

Для верхней части колонны:

для нижней части колонны:

Паросодержание барботажного слоя е находят по формуле:

, где

Для верхней части колонны:

,

.

2.4 Коэффициенты массопередачи и высота колонны

Расчет коэффициентов молекулярной диффузии в жидкой Dx и паровой Dy фазах (см. выше раздел 1.3), вычисляем коэффициенты массоотдачи по уравнению (2.7 и 2.8).

Для верхней части колонны: коэффициент массоотдачи в жидкой фазе (2.7):

Для нижней части колонны: коэффициент массоотдачи в жидкой фазе (2.7):

Коэффициент массоотдачи в паровой фазе рассчитывается по уравнению (2.8) [1]:

для верхней части

для нижней части

Пересчитаем коэффициенты массоотдачи на кмоль/ (м2 · с):

для верхней части колонны

,

для нижней части колоны:

.

В паровой фазе:

,

для нижней части:

.

Коэффициенты массоотдачи, рассчитанные по средним значениям скоростей и физических свойств паровой и жидкой фаз, постоянны для верхней и нижней частей колонны. В то же время коэффициент массопередачи - величина переменная, зависящая от кривизны линии равновесия, т.е. от коэффициента распределения, который рассчитан в пункте 1.3 Ниже дан пример расчета для определения координат одной точки кинетической линии.

Пусть х = 0,05. Коэффициент распределения компонента по фазам равен 2,72. Коэффициент массопередачи Куf вычисляем по коэффициентам массоотдачи и верхней части колонны:

Общее число единиц переноса на тарелку nоу находим по уравнению (2.6):

noy = 0,021 · 73,1/ (0,97 · 2,56) = 0,62

Локальная эффективность по уравнению (2.5) равна:

Еу = 1 - 2,720,62 = 0,46

Для определения эффективности по Мэрфри ЕМу необходимо рассчитать также фактор массопередачи л, долю байпасирующей жидкости и, число ячеек полного перемешивания S и межтарельчатый унос е.

Фактор массопередачи для верхней части колонны:

Для ситчатых тарелок при факторе скорости

принимают =0,1.

Для колонн диаметром более 600 мм с ситчатыми тарелками отсутствуют надежные данные по продольному перемешиванию жидкости, поэтому принимаем, что одна ячейка перемешивания соответствует длине пути жидкости и определим число ячеек полного перемешивания S как отношение длины пути жидкости на тарелке к длине l. Определим длину пути жидкости как расстояние между переливными устройствами:

Тогда число ячеек полного перемешивания на тарелке

Относительный унос жидкости е в тарельчатых колоннах определяется в основном скоростью пара, высотой сепарационного пространства и физическими свойствами жидкости и пара. В настоящее время нет надежных зависимостей, учитывающих влияние физических свойств потоков на унос, особенно для процессов ректификации. Для этих процессов унос можно оценить с помощью графических данных, представленных. По этим данным унос на тарелках различных конструкций является функцией комплекса . Коэффициент т, учитывающий влияние на унос физических свойств жидкости и пара, определяют по уравнению:

Откуда

Высота сепарационного пространства равна расстоянию между верхним уровнем барботажного слоя и плоскостью тарелки, расположенной выше:

где Н - межтарельчатое расстояние, м;

- высота барботажного слоя (пены), м.

В соответствии с каталогом, для колонны диаметром 800 мм расстояние . Высота сепарационного пространства в нижней части колонны меньше чем в верхнем, поэтому определим для низа колонны:

Тогда

При таком значении комплекса унос е = 0,1 кг/кг. Подставляя в уравнения (2.1) - (2.4) вычисленные значения m, , , S и е, определяем КПД по Мэрфри :

Зная эффективность по Мэрфри, можно определить концентрацию легколетучего компонента в паре на выходе из тарелки по соотношению [1]:

где и у* - концентрация соответственно легколетучего компонента в

паре на входе в тарелку и равновесная с жидкостью на тарелке.

Были определенны в пункте 1.3.

Отсюда:

Аналогичным образом подсчитаны ук для других составов жидкости. Результаты расчета параметров, необходимых для построения кинетической линии, приведены ниже:

Таблица 4 - результаты расчета.

Параметр

Нижняя часть колонны

Верхняя часть колонны

X

0,02

0,05

0,10

0, 20

0,22

0,30

0,50

0,70

0,90

0,96

m

7,60

2,72

2,17

2,15

1,18

0,52

0,81

0,60

0,59

0,50

Кyf

0,01

0,02

0,02

0,02

0,03

0,02

0,02

0,02

0,02

0,02

0,41

0,62

0,66

0,66

0,74

0,60

0,57

0,59

0,59

0,60

Еу

0,34

0,46

0,48

0,48

0,52

0,45

0,43

0,45

0,45

0,45

л

10,47

3,74

2,99

2,96

1,63

0,72

1,11

0,82

0,81

0,69

B

3,56

1,82

1,54

1,53

0,97

0,45

0,61

0,49

0,49

0,44

0,63

0,67

0,67

0,67

0,65

0,50

0,50

0,50

0,50

0,50

0,36

0,52

0,55

0,55

0,58

0,48

0,47

0,48

0,48

0,48

0,34

0,48

0,50

0,50

0,53

0,45

0,44

0,45

0,45

0,45

Ун

0,02

0,05

0,11

0,23

0,42

0,48

0,63

0,77

0,92

0,96

у*

0,06

0,15

0,25

0,46

0,47

0,51

0,68

0,81

0,94

0,97

0,03

0,10

0,18

0,35

0,44

0,50

0,65

0,79

0,93

0,97

Взяв из таблицы 4 значения х и ук, наносят на диаграмму x-y точки, по которым проводят кинетическую линию (см приложение 1 рисунок 8). Построением ступеней между рабочей и кинетической линиями в интервалах концентраций от до определяют число действительных тарелок для верхней (укрепляющей) части и в интервалах от до - число действительных тарелок для нижней (исчерпывающей) части колонны.

Общее число действительных тарелок:

Высоту тарельчатой ректификационной колонны определим по формуле:

где h - расстояние между тарелками, м;

, - расстояние соответственно между верхней тарелкой и крышкой колонны и между днищем колонны и нижней тарелкой, м.

Расчет объема колонны:

.

2.5 Гидравлическое сопротивление тарелок колонны

Гидравлическое сопротивление тарелок колонны определяют по формуле:

где и - гидравлическое сопротивление тарелки соответственно верхней и нижней частей колонны, Па.

Полное гидравлическое сопротивление одной тарелки складывается из трех слагаемых:

.

Гидравлическое сопротивление сухой (неорошаемой) тарелки:

Принимаем , получим:

Гидравлическое сопротивление газожидкостного слоя (пены) на тарелках:

;

Гидравлическое сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:

Аналогично для низа Па

Тогда полное гидравлическое сопротивление одной тарелки:

Полное гидравлическое сопротивление одной тарелки:

Гидравлическое сопротивление всех тарелок:

?Р = 12249,6 • 40 = 489984,2

3. Тепловой расчет ректификационной колонны

В задачу теплового расчета входит определение расхода греющего пара в испарителе колонны и величину ее теплопередающей поверхности, а так же расхода охлаждающей воды в дефлегматор. Способ подвода и отвода тепла осуществляется за счет испарения части реакционной массы и за счет применения выносных поверхностей теплообмена.

Расход тепла, отдаваемого охлаждающей воле в конденсаторе-дефлегматоре находим по уравнению [2]:

где - удельная теплота конденсации паров в дефлегматоре.

Удельные теплоты конденсации ацетона и бензола при [1].

,

Тогда

Куб-испаритель.

Расход тепла, получаемого в кубе-испарителе от греющего пара равен

+Qпот,

где Qпот - тепловые потери, принимаем в размере 3 % от полезно затрачиваемой теплоты.

Находим теплоемкости ацетона и бензола [2]:

;

;

;

Тогда

Паровой подогреватель смеси

Расход тепла в паровом подогревателе исходной смеси:

Вт.

Водяной холодильник дистиллята.

Расход тепла, отдаваемого охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята.

Вт.

где tкон = 10 0С.

удельная теплоемкость дистиллята при средней температуре

Водяной холодильник кубового остатка.

Расход тепла, отдаваемого охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка

Q= G W•СW• (t1н - t1к) =0,28 • 1843,34 • (80 - 40) =94350,39 Вт

удельная теплоемкость кубового остатка при средней температуре tср = = 0,5· (80+40) = 60°C

Расход греющего пара.

в кубе - испарителе

где - удельная теплота конденсации греющего пара.

Давление греющего пара [2] тогда и

Тогда

в подогревателе исходной смеси

Всего: 0,27 + 0,047 = 0,32 кг/с

4. Расчёт теплообменных аппаратов

4.1 Рассчитываем теплообменник подогреватель исходной смеси

Выбрать тип, рассчитать и подобрать нормализованный конструкции пластинчатого теплообменника для подогрева G2 = F = 2,08 кгс органической жидкости от температуры t2н = 21°C до t2к = 56°C.

1. Рассчитаем среднюю температуру смеси:

Рисунок 1 - Температурная диаграмма для определения средней движущей силы процесса теплопередачи.

t2 = 0,5• (21+56) = 38,5°C

При этой температуре исходная смесь будет иметь следующие физико-химические показатели:

С2 = 1867,63 Дж/кг·К - теплоемкость

с2 =839,39 кг/м3 - плотность

м2 =0,4501·10-3 Па·с - вязкость

л2 = 0,1407 Вт/м·К - теплопроводность

Для подогрева использовать насыщенный водяной пар давлением 0,1 МПа. Температура конденсации t1 = 100°C.

При этой температуре конденсат имеет следующие характеристики:

с1 =4216,4Дж/кг·К - теплоемкость

r1 =2260000 Дж кг - удельная массовая теплота испарения (конденсации)

с1 =958,4 кг/м3 - плотность

м1 = 0,00028 Па·с - вязкость

л1 = 0,6788 Вт/м·К - теплопроводность

2. Рассчитаем тепловую нагрузку аппарата:

Вт (4.1)

3. Рассчитаем расход пара для подогрева исходной смеси:

(4.2)

3. Рассчитаем среднюю разность температур:

, (4.3)

Где Дtб и Дtм - большая и меньшая разность температур на концах

теплообменника.

Дtб = t1к - t2н = 100 - 21 = 79 0С

Дtм = t1н - t2к = 100 - 56 = 44 0С

Уравнение (4.8) действует в случае если отношения (Дtб/Дtм) > 2:

Дtб/Дtм = 79/44 = 1,79

1,79 < 2

В данном случае действует уравнения [2]:

Дtср = (Дtб + Дtм) /2

Дtср = (79 + 44) / 2 =61,5 0С

Примем коэффициент теплопередачи равной Kор= 350 Вт м2•К.

Вт

5. Рассчитаем площадь поверхности передающей тепло:

(4.4)

Возьмём пластинчатый теплообменник с поверхностью теплообмена F = = 5 м2; поверхность пластины f = 0,2 м2; число пластин N = 28.

6. Определим запас площади теплообменника:

Д = (F - Fор) · 100/Fор= (5 - 4,68) · 100/4,68 = 6,79 % (4.5)

Таким образом, выбранный теплообменник подходит с запасом 6,79 %

4.2 Расчёт кожухотрубчатого конденсатора (дефлегматора)

Рассчитать и подобрать нормализованный вариант конструкции кожухотрубчатого конденсатора смеси паров органической жидкости и паров воды (дефлегматора) для конденсации G1 = Gd = 0,26 кгс паров.

Удельная теплота конденсации смеси r1 = Дж/кг, температура конденсации tk = 56°С.

Физико-химические свойства конденсата при температуре конденсации:

1 = 0,15 Вт/м·К;

1 = 752,95 кгм3;

1 = 0,0002432 Па·с.

Тепло конденсации отводится охлажденной водой с начальной температурой t2н= 15°С.

Примем температуру воды на выходе из конденсатора t2к= 35°С.

Рисунок 2 - Температурная диаграмма для определения средней движущей силы процесса теплопередачи.

1. Рассчитаем среднюю температуру воды:

При этой температуре исходная смесь будет иметь следующие физико-химические показатели:

c2 = 4179,5 Дж/кг·К;

с2 = 997 кг/м3 - плотность;

м2 = 0,00089 Па·с - вязкость;

л2 = 0,61 Вт/м·К - теплопроводность;

r2 = 2427200 Дж/кг.

2. Рассчитаем тепловую нагрузку аппарата:

(4.6)

3. Рассчитаем расход воды:

(4.7)

3. Рассчитаем среднюю разность температур:

, (4.8)

гдеДtб и Дtм - большая и меньшая разность температур на концах

теплообменника.

Дtб = t1к - t2н = 56 - 15 = 41 0С

Дtм = t1н - t2к = 56 - 35 = 21 0С

Уравнение (4.8) действует в случае если отношения (Дtб/Дtм) > 2:

Дtб/Дtм = 41 /21 =1,9

1,9 < 2

В данном случае действует уравнения [2]:

Дtср = (Дtб + Дtм) /2

Дtср = (41 + 21) / 2 =31 0С

Примем Kор= 800 Втм2·К [1].

5. Рассчитаем ориентировочное значение требуемой поверхности теплообмена:

(4.9)

6. Задаваясь числом Re2= 10000, определим соотношение n /z для конденсатора из труб диаметром dн= 202 мм:

(4.10)

Где n - общее число труб;

z - число ходов по трубному пространству:

d - внутренний диаметр труб, м.

В соответствии с табличными значениями [1 таб.2.3] соотношение n /z принимает наиболее близкое к заданному значению у конденсаторов с диаметром кожуха D = 400 мм, диаметром труб 202 мм, числом ходов z =1и общим числом труб n = 181. Наиболее близкую к ориентировочной поверхность теплопередачи имеет нормализованный аппарат с длиной труб L =3 м; F = 34,0 м2.

7. Рассчитаем действительное число Re2:

(4.11)

8. Определим коэффициент теплоотдачи к воде по уравнению [2]:

, (4.12)

(4.13)

(4.14)

Вт / м2 • К;

9. Коэффициент теплоотдачи от пара, компенсирующегося на пучке горизонтально расположенных труб, определим по уравнению:

(4.15)

Вт/м2·К;

10. Сумма термических сопротивлений стенки труб из нержавеющей стали определяется по уравнению [2]:

, (4.16)

11. Коэффициент теплопередачи:

12. Требуемая поверхность теплопередачи:

(2.2.13)

Конденсатор с длиной труб 3 м и поверхностью 34 м2 подходит с запасом:

4.3 Рассчитываем кожухотрубчатый испаритель

Выбрать тип, рассчитать и подобрать кожухотрубчатый теплообменник для подогрева G2 = W = 1,77 кгс органической жидкости. Органическая жидкость кипит при температуре 117,8°C

При этой температуре смесь будет иметь следующие физико-химические показатели:

c2 = 1914,56Дж/кг·К - теплоемкость

с2 = 811,84 кг/м3 - плотность

м2 = 0,0003156 Па·с - вязкость

л2 = 0,13 Вт/м·К - теплопроводность

Рисунок 3.1 - Температурная диаграмма для определения средней движущей силы процесса теплопередачи.

Для подогрева используем насыщенный водяной пар давлением 0,1 МПа. Температура конденсации t1=100°C.

При этой температуре конденсат имеет следующие характеристики:

с1 = 4196,5 Дж/кг·К - теплоемкость

r1 =2260000 Дж кг - удельная массовая теплота испарения (конденсации)

с1 = 971,8 кг/м3 - плотность

м1 = 0,000355 Па·с - вязкость

л1 = 0,67 Вт/м·К - теплопроводность

1. Расчет тепловой нагрузки в пункте 3.

2. Расчет расхода пара для подогревателя проведен в пункте 3. Рассчитаем

3. Рассчитаем среднюю разность температур:

?tср = t1 - t2 = 100 - 80 = 20,0°C

В соответствии с табличными данными [1 таб.2.1] примем ориентировочное значение коэффициента теплопередачи Кор = 340 Втм2•К.

4. Рассчитаем площадь поверхности передающей тепло:

(4.17)

В соответствии с табличными данными [1 таб.2,9] поверхность, близкую к рассчитанному значению моргут иметь теплообменник с диаметром кожуха D = 600 мм, диаметром труб 202 мм, числом ходов z=2 и общим числом труб n= 370, F= 93м2

5. Определим запас площади теплообменника:

Д = (F - Fор) · 100/ Fор = (93 - 90,07) · 100/90,07 = 3,25 %

Таким образом выбранный теплообменник подходит с запасом 3,25 %.

Масса испарителя составляет 3500 кг [1 таб.2.8].

5. Расчёт и выбор насоса

Подобрать насос для перекачивания исходной смеси ацетон-бензол при температуре 21°С из открытой ёмкости в аппарат, работающий под давлением 0,1 МПа. Расход жидкости 1,54 кгс.

Проверить возможность установки насоса на высоте 4 м над уровнем жидкости в ёмкости.

5.1 Выбор трубопровода

1. Для всасывающего и нагнетательного трубопровода примем одинаковую скорость течения жидкости, равную 2 мс. Тогда диаметр равен:

(5.1)

Выбираем стальную трубу наружным диаметром 50 мм, толщиной стенки 3,5 мм (по таблице). Внутренний диаметр трубы d = 0,043 м.

2. Фактическая скорость воды в трубе:

(5.2)

Примем, что коррозия трубопровода незначительна.

5.2 Определение потерь на трение местные сопротивления

(5.3)

т.е. режим течения турбулентный. Примем абсолютную шероховатость равной =2·10-4 м.

Тогда:

(5.4)

Далее получим:

Таким образом, в трубопроводе имеет место смешанное трение, и расчет следует проводить по формуле:

, (5.5)

тогда:

Определим сумму коэффициентов местных сопротивлений сумма коэффициентов во всасывающей линии

вс = 0,5+1+1,1·2+3·0,83·0,92 = 6 (5.6)

сумма коэффициентов в нагнетательной линии

н = 0,5+1+1,1·2+2·4,7 = 13,3 (5.7)

Потерянный напор во всасывающей и нагнетательной линии находим по формуле:

(3.2.6)

Общие потери напора:

hп = hп вс+hп наг = 1,05 + 1,65 = 2,7 м (5.8)

5.3 Выбор насоса

Находим потребный напор насоса по формуле:

(5.9)

где Нг - геометрическая высота подъёма жидкости равна высоте исчерпывающей части ректификационной колонны, 10 м.

Такой напор при заданной производительности обеспечивается одноступенчатыми центробежными насосами. Учитывая широкое распространение этих насосов в промышленности ввиду достаточно высокого к. п. д., компактности и удобства комбинирования с электродвигателями, выбираем для последующего рассмотрения именно эти насосы.

Полезную мощность насоса определим по формуле:

Nп = ·g·Q·H = 839,4·9,8·0,0264· 24,86 =5399,2339 Вт = 5,4 кВт (5.10)

Примем пер=1 и н=0,6 (для центробежного насоса средней производительности)

Найдём мощность на валу двигателя:

кВт (5.11)

По таблице устанавливаем, что заданной подаче и напору более всего соответствует центробежный насос марки Х20/53, для которого при оптимальных условиях работы Q=2,0·10-3 м3/с, Н=34,4 м, н=0,5. Насос обеспечен электродвигателем АО2 - 52-2 номинальной мощностью Nн =13 кВт, дв =0,87. Частота вращения вала n = 48,3 с-1.

5.4 Определение предельной высоты всасывания

1. Рассчитаем запас напора на кавитацию:

hз = 0,3· (Q·n2) 2/3 = 0,3· (0,0264·48,32) 2/3 = 4,68 м (5.11)

По таблице найдём давление насыщенного пара, при 21°С Рt = 2,34·10_3 Па.

Примем, что давление равно Р1 = 105 Па, а диаметр всасывающего патрубка равен диаметру трубопровода.

Тогда по формуле найдём:

(5.12)

Таким образом, расположение насоса на высоте 4 м над уровнем жидкости в ёмкости вполне возможно.

Выбираем насос:

Таблица 2. Выбор насоса для отвода кубового остатка и дистиллята.

Q расчетное, м3/с

Марка

Q, м3/с

Н, м

n, с-1

н

Электродвигатель

тип

Nн, кВт

1. Qкуб. ост=1,28/843,4=

=1,5·10-3

Х 8/18

2,4·10-3

11.3

48,3

0.4

АО2-31-2

3

2. Qдист=0,26/897,9=

=3,0·10-4

Х8/18

2,4·10-3

11,3

48,3

0,4

АО2-31-2

3

6. Механический расчет

6.1 Расчёт штуцеров

Расчёт штуцеров сводится к определению диаметра штуцера по уравнению:

, (6.1)

где w - скорость, для жидкости принимаем 1,5м/с, для пара - 15 м/с.

V = G/, (6.2)

где с - плотность жидкости при tнач смеси, в соответствующей части колонны.

6.1.1 Штуцер для ввода исходной смеси

VF = 1,54/839,4 = 0,0018 м3/с., 0,039 м

Выбираем трубопровод по ГОСТу 563.0 мм - Х18Н10Т. Штуцер Dу - 50 мм.

6.1.2 Штуцер для ввода флегмы

VD = GD • R, (6.3)

где R = 2,65 - флегмовое число.

VD = 0,26 • 2,65 = 0,7 кг/с.

По уравнению (6.1) рассчитываем диаметр:

м.

Выбираем трубопровод по ГОСТу 563.0 мм - Х18Н10Т. Штуцер Dу - 50 мм.

6.1.3 Штуцер для отвода кубового остатка

VW = GW • R, (6.4)

где R - отношение количества кубового остатка и парожидкостной смеси, принимаем её равной 2.

VW = 1,28 • 2,65 = 3,39 кг/с.

Выбираем трубопровод по ГОСТу 764.0 мм - Ст3сп. Штуцер Dу - 67 мм.

6.1.4 Штуцер для вывода паров дистиллята

По уравнению (6.2) рассчитываем объем пара:

V = 0,26/ 2,32 = 0,41 кг/с,

где G = Gd • (R + 1) = 0,26• (2,65 + 1) = 0,96 кг/с

с = = 2,32 кг/м3

м

По ОН26-01-34-66 примем штуцер с наружным диаметром 200 мм, с условным проходом Dу=195 мм.

6.1.5 Штуцер для ввода паров кубовой смеси

По уравнению (6.2) рассчитываем объем пара:

V = 4,67/2,56 = 1,82 кг/с,

где G = Gw • (R + 1) = 1,28• (2,65 + 1) = 4,67 кг/с

с = = 2,56 кг/м3

тогда диаметр равняется:

м.

По ОН26-01-34-66 примем штуцер с наружным диаметром 410 мм, с условным проходом Dу=400 мм.

6.2 Расчет толщина крышки и днища

Толщину стенки эллиптического днища определяют по формуле:

, (6.4)

мм.

Принимаем толщину крышки и днища равной толщине стенки = 10 мм.

А толщина стенки была взята из [1] в соответствии с диаметром насадочной колонны.

Заключение

В процессе проделанной работы были рассчитаны ректификационные установки (насадочная и тарельчатая) для разделения смеси вода - бензол. Результаты расчетов насадочной и тарельчатой ректификационных колон:

Параметры

насадочная колонна

тарельчатая колонна

диаметр, м

0,8

0,8

высота, м

23

13,5

объем, м3

11,35

6,9

гидравлическое сопротивление, Па

6606,4

489984,2

Сравнение этих данных и их анализ показывают, что применение тарельчатой ректификационной колонны позволяет намного сократить размеры колонн, однако при этом возрастают энергетические затраты на преодоление паровым потоком сопротивления колоны. Была выбрана тарельчатая ректификационная колона так как среда является загрязненной.

Колонна состоит из 4 царг по 10 тарелок в них.

Была выбрана ситчатая тарелка со следующими показателями:

диаметр отверстий в тарелке d0

0,003

м

шаг между отверстиями t

7

мм

свободное сечение тарелки Fc

10,25

%

высота переливного порога hпер.

0,03

мм

ширина сливного порога b

0,4

рабочее сечение тарелки Sт

0,41

м2

Рассчитали тепловой и механический баланс установки, построили графики и таблицы.

ректификация колонна вода бензол

Страница:


Подобные документы

Работы в архивах красиво оформлены согласно требованиям ВУЗов и содержат рисунки, диаграммы, формулы и т.д.
PPT, PPTX и PDF-файлы представлены только в архивах.
Рекомендуем скачать работу.

© 2000 — 2023, ООО «Олбест» Все права защищены