Расчет ректификационных колонн для разделения многокомпонентных и бинарных смесей

Понятие и виды ректификации. Кинетический расчет тарельчатого ректификационного аппарата для разделения бинарной смеси бензол-толуол графоаналитическим методом. Определение оптимального флегмового числа. Расчет диаметра, высоты и сопротивления колонны.

Рубрика Производство и технологии
Вид курсовая работа
Язык русский
Дата добавления 17.08.2014
Размер файла 695,1 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.

Размещено на http://www.allbest.ru/

1. Общие положения

Ректификацией называется тепломассообменный процесс разделения гомогенных смесей на составляющие, компоненты путем взаимодействия пара и жидкости, не находящихся в термодинамическом равновесии. При этом одна группа веществ, составляющих смесь, переходит преимущественно в пар (легколетучие, или низкокипящие компоненты - НКК), а другая часть - в жидкость, или кубовый остаток (высококипящие компоненты - ВКК).

Таким образом, в процессе ректификации происходит перенос веществ из фазы в фазу, что позволяет относить этот процесс к группе массообменных. Создание противоточных парового и жидкостного потоков, контактирующих между собой, осуществляется в ректификационных колоннах.

Исходная смесь F из своей емкости I насосом 2 подается через теплообменник 3, где она нагревается до температуры кипения, на питающую тарелку ректификационной колонны 4 и стекает в нижнюю часть колонны, называемую кубом.

Из куба часть жидкости отводится через делитель 12 в виде кубового остатка на холодильник 11, а другая - поступает в нагреватель колонны 9, где доводится до температуры кипения. Образовавшиеся в кипятильнике пары возвращаются в кубовую часть колонны и движутся навстречу жидкостному потоку вверх по колонне.

Из верхней сепарационной части колонны пары G поступают в дефлегматор 5, где частично или полностью конденсируются. Образовавшаяся жидкость с температурой кипения в делителе флегмы 6 делится на дистиллят Р, который поступает в конденсатор-холодильник 7 с целью снижения температуры готового продукта до требуемой температуры, и флегму Ф , подаваемую на орошение колонны на верхнюю тарелку и стекающую вниз навстречу паровому потоку.

Место ввода исходной смеси в ректификационную колонну (питающая тарелка) делит колонну на две части: верхнюю укрепляющую часть А и нижнюю исчерпывающую часть колонны В.

Исходная смесь F, как и флегма Ф, подается в колонну в виде жидкости при температуре кипения.

В схеме ректификационной колонны включается дополнительное оборудование, предназначенное для хранения исходной смеси I и дистиллята 8, а также насос 2 для перекачки исходной жидкой смеси.

Ректификационная колонна представляет собой цилиндрический аппарат, внутри которого смонтированы контактные устройства той или иной конструкции. В зависимости от типа контактных устройств ректификационные колонны делятся на пленочные, насадочные и тарельчатые.

Тарельчатые ректификационные колонны наиболее широко применяются в заводской практике, т.к. они имеют высокую разделительную способность, устойчиво работают при значительных колебаниях нагрузок по жидкости и пару, допускают создание аппаратов большого диаметра (10 - 15 м).

Расчеты ректификационных колонн для разделения многокомпонентных и бинарных смесей базируются на общих Физико-химических закономерностях. Но в основе любого метода расчета лежит ряд исходных допущений, которые в значительной мере упрощают расчетную процедуру.

В предлагаемой методике расчета ректификационной колонны использованы следующие допущения.

1. Молярные потоки жидкости и пара на участке колонны между вводами и выводами продукта остаются постоянными.

2. Состав жидкости, стекающей в куб, равен составу пара, поднимающегося из куба.

3. Состав пара, поступающего из колонны в дефлегматор, равен составу жидкости, стекающей из дефлегматора в колонну.

В данной методической разработке предлагается использовать графоаналитический метод кинетического расчета тарельчатого ректификационного аппарата для разделения бинарной смеси.

2. Методика и расчет полной ректификационной колонны с сетчатыми тарелками

2.1 Исходные данные

Рассчитать тарельчатую ректификационную колонну непрерывного действия для разделения бинарной смеси бензол - толуол производительностью по исходной смеси = 10 тыс. кг/час.

Содержание НКК:

в исходной смеси xF = 75%

в дистилляте xP = 95% (масс.);

в кубовом остатке xW = 1,5% (масс.).

Давление в паровом пространстве дефлегматора 0,0998 Мпа.

2.2 Равновесие в системах пар-жидкость

Парциальное давление пара каждого компонента для идеальных жидких смесей зависит от температуры и пропорционально мольной доли данного компонента в жидкости (закон Рауля):

рнкк = Рнкк * х (1)

рвкк = Рвкк * (1 - х) (2)

где рнкк и рвкк - парциальные давления низкокипящего и высококипящего компонентов, Па

Рнкк и Рвкк - упругость, или давление насыщенных паров над чистыми компонентами, Па

х - содержание низкокипящего компонента в жидкости, мольн. доли.

Общее давление пара над жидкостью равно сумме парциальных давлений (закон Дальтона):

Р = рнкк + рвкк = Рнкк * х + Рвкк * (1 - х) (3)

Решая это уравнение относительно х, получаем:

х = (Р - Рвкк)/(Рнкк - Рвкк) (4)

Парциальное давление компонента можно получить по закону Дальтона:

рнкк = Р*ункк или Рнкк*х = Р*ункк (5)

где ункк - содержание низкокипящего компонента в парах, мольн. доли.

При совместном решении уравнений (1) и (5) можно получить равновесный состав пара:

ункк = рнкк /Р = Рнкк *х/(Рнкк * х + Рвкк * (1 - х)) = б*х/(1+(б - 1)*х, (6)

где б - относительная летучесть НКК.

При решении приведенных уравнений строятся следующие графики:

а) изобара равновесных составов, называемая кривой равновесия, определяющая равновесные составы пара и жидкости при постоянном давлении (рисунок 2);

б) изобары температур кипения и конденсации, определяющие температуру кипения жидкости и температуру конденсации паров заданного состава (рисунок 3).

Для построения этих графиков необходимо задаться рядом температур, лежащих между температурами кипения чистого бензола (80,1°С) и чистого толуола (110,6°С). Давление паров отдельных компонентов при заданных температурах находится по уравнению Антуана

lg P = A - B/(C + t), (7)

где Р - давление паров над чистым компонентом при какой-то температуре, мм рт.ст.;

t - температура, 0С;

А, В, С - эмпирические константы.

Таблица 1 - Значения констант А, В, С

Соединение

А

В

С

Бензол

6,91

1214,64

221,2

Толуол

7,0

1343,94

219,38

Рисунок 1 - Диаграмма равновесия составов пар-жидкость

Рисунок 2 - Изобары компонентов

При температуре 80,1 0С давление паров бензола равняется 756,26мм рт.ст.

Давление паров толуола при температуре 80,1 0С по формуле (7):

lg Pтол = 6,95 + 1343,94/(219,38 + 80,1) =2,46. Pтол = 290,02 мм рт.ст.

При температуре 90,1 0С давление паров бензола равняется

lg Pбен = 6,91 + 1214,64/(221,2 + 90,1) = 3,01. Pбен = 1019 мм рт.ст.

lg Pтол = 6,95 + 1343,94 /(219,38+ 90,1) = 2,61. Pтол = 405 мм рт.ст.

Давления паров бензола и толуола при других температурах в указанном интервале находятся аналогично и данные заносятся в таблицу 2.

По упругости паров компонентов при различных температурах находятся равновесные составы: жидкости формула (4) и пара формула (6), причем общее давление берётся Р = 760 мм рт.ст.

Определяем состав смеси, дистиллята и кубового остатка в мольных долях по низкокипящему компоненту по уравнению

х = хнккнкк/( хнккнкк + (1 - хнкк)/Мвкк) (8)

Пересчитаем по формуле (8) в мольные доли:

1)исходное питание хF = 0,75/78/(0,75/78 + (1 - 0,75/92) = 0,7797;

2)дистиллят хР = 0,95/78/(0,95/78 + (1 - 0,95/92) = 0,9573;

3)кубовый остаток xW = 0,015/78/(0,015/78 + (1 - 0,015/92) = 0,0176.

На основании расчетных данных строятся изобары равновесия х - у (см. рисунок 2) и изобары температуры кипения и конденсации (см. рисунок 3).

Таблица 2 - Расчет равновесия смеси бензол - толуол

t, 0C

Рнкк, мм рт.ст.

Рвкк, мм рт.ст.

х (формула 4),мольн.доли

у (формула 5),мольн.доли

80,1

756,26

290,02

1

1

82,1

803,99

310,59

0,89

0,95

84,1

854,06

332,33

0,80

0,91

86,1

906,53

355,27

0,71

0,86

88,1

961,48

379,47

0,63

0,81

90,1

1018,99

404,97

0,56

0,76

92,1

1079,14

431,83

0,49

0,71

94,1

1142,01

460,08

0,42

0,65

96,1

1207,68

489,80

0,36

0,58

98,1

1276,23

521,02

0,30

0,51

100,1

1347,75

553,80

0,25

0,44

102,1

1422,31

588,20

0,19

0,37

104,1

1500,01

624,27

0,14

0,28

106,1

1580,92

662,06

0,09

0,20

108,1

1665,13

701,64

0,05

0,11

110,6

1775,17

753,72

0

0

2.3 Определение оптимального флегмового числа

Флегмовым числом называется отношение количества флегмы Ф к количеству дистиллята Р:

R = Ф/Р (9)

На диаграмме х - у величина отрезка В на оси у, получаемого продолжением рабочей линии укрепляющей части колонны до пересечения с осью у, однозначно связана со значением флегмового числа

R = (xP - B)/B (10)

Минимальному значению флегмового числа соответствует максимальное значение отрезка Вmax, который образуется при проведении линии через точку С с координатами (хР; уР) и точку Bi c координатами (xF; у*F) до пересечения с осью у

Rmin = (xP - Bmax)/Bmax (10а)

В точке В1 (см. рисунок 2) движущая сила равна 0, поэтому заданное разделение исходной смеси может быть достигнуто при различных значениях флегмового числа, больше Rmin .

При проверочном проектировании ректификационной колонны должно быть выбрано оптимальное значение флегмового числа, при котором рабочий объем аппарата будет минимальным.

Объем колонны

V = nox *HР (11) .

где Sк - площадь поперечного сечения колонны, м2;

НР - рабочая высота колонны, м.

Рабочая высота колонны может быть определена по модифицированному уравнению массопередачи

НР = hx *nox (12)

где hx - высота колонны, эквивалентная единице переноса, м;

nox - число единиц переноса (ЧЕЛ),

ЧЕП определяется по значениям рабочих и равновесных концентрации и, следовательно, изменяется при изменении флегмового числа.

Поперечного сечения колонны определяется из уравнения расхода

Sк = V/ W, (13)

где V - объемный расход паровой фазы в колонне, м3/с;

W - скорость пара в колонне, м/с.

Объемный расход паровой фазы в колонне при прочих равных условиях пропорционален молярному расходу у и, следовательно, можно записать

Sк = у/ W (14)

При заданной производительности колонны и условиях разделения величины у, hx, W остаются неизменными, и можно сделать вывод, что минимум рабочего объема совпадает с минимумом величины

V = (R + 1)* nox (15)

Таким образом, задача отыскания оптимального флегмового числа сводится к задаче отыскания минимума функции

R = f((R + 1)* nox) (16)

Определение минимума этой функции удобно производить графическим путем в следующей последовательности:

а) на графике х - у определяется значение Вmax и по формуле (10а) определяется величина Rmin;

б) выбирается ряд значений флегмового числа, больших Rmin (5 - 6 значений);

в) для каждого выбранного значения флегмового числа графически на диаграмме х - у наносятся рабочие линии;

г) для каждого значения флегмового числа графическим путем вычисляется значение интеграла в пределах от xW до xP:

nox = ? dx/(x - x*) (17)

Перед проведением графического интегрирования целесообразно составить таблицу зависимости 1/(x - x*) от значения х;

д) проведенные вычисления позволяют построить график в координатах (R + 1)* nox от R.

Значение R, при котором функция имеет минимум, будет оптимальным значением флегмового числа Rопт.

Нa диаграмме х - у (см. рисунок 2) наносится точка А (хW = yW =0,0176) и точка С (хP = yP = 0,9573), а на кривой равновесия наносится точка В1, с абсциссой хF = 0,7797. Из точки С проводится прямая линия через точку В1 до пересечения с осью ординат, отсекая на ней отрезок Вmax = 0,6332. Тогда минимальное флегмовое число

Rmin = (0,9573 - 0,6332)/0,6332 ? 0,51.

Зададимся значениями флегмовых чисел от 0,55 до 3,05 и определим отрезки, отсекаемые на оси ординат, соответствующие флегмовым числам (см. формулу 10).

При R = 0,55 B = 0,9573/(0,55 + 1) = 0,6176.

При R = 1,05 B = 0,9573/(1,05 + 1) = 0,4670.

При R = 1,55 B = 0,9573/(1,55 + 1) = 0,3754.

При R = 2,05 B = 0,9573/(2,05 + 1) = 0,3139.

При R = 2,55 B = 0,9573/(2,55 + 1) = 0,2697.

При R = 3,05 B = 0,9573/(3,05 + 1) = 0,2364.

Концы каждого полученного отрезка соединяем с точкой С и строим линии рабочих концентраций для каждого значения флегмового числа.

Между линиями рабочих концентраций и равновесной кривой определяем значение x - x* для интервала хW = 0,0176 до хР = 0,9573 и результаты определения в виде 1/(x - x*) заносим в таблицу 3.

По величинам, помещенным в таблице 3, для каждого вертикального столбца методом интегрирования вычисляется число единиц переноса nox для каждого флегмового числа.

Таблица 3 - Результаты определения движущей силы x - x*

R

0,55

1,05

1,55

2,05

2,55

3,05

x

1/(x - x*)

1/(x - x*)

1/(x - x*)

1/(x - x*)

1/(x - x*)

1/(x - x*)

хW=0,0176

84,66146

84,66146

84,66146

84,66146

84,66146

84,66146

0,1

20,47169

19,86099

19,50802

19,27805

19,11632

18,99639

0,3

8,30535

7,88045

7,64505

7,49549

7,39206

7,31626

0,5

6,68580

6,06044

5,74209

5,54919

5,41977

5,32693

хF=0,7797

176,98805

17,16379

11,30585

9,26251

8,22396

7,59558

0,8

84,42064

16,83203

11,49972

9,53581

8,51576

7,89126

0,9

25,23124

17,14445

14,36966

12,96808

12,12287

11,55770

хР=0,9573

18,43134

18,43134

18,43134

18,43134

18,43134

18,43134

Рисунок 3 - Графическое определение числа единиц переноса для различных значений R.

По найденным значениям nox для каждого флегмового числа определяется величина (R + 1)* nox , результаты заносятся в таблицу 4.

Таблица 4 - Определение величины (R + 1)* nox

R

nox

R + 1

(R + 1)* nox

0,55

31,80575308

1,55

49,29891727

1,05

11,83383351

2,05

24,25935869

1,55

10,89521012

2,55

27,78278582

2,05

9,88446661

3,05

30,14762316

2,55

9,595513732

3,55

34,06407375

3,05

9,341250048

4,05

37,83206269

Cтроится график зависимости (R + 1)* nox от R, минимальное значение на котором, соответствует оптимальному флегмовому числу. Чтобы найти минимум функции, приравниваем производную от нее к нулю и решаем уравнение.

Рисунок 4 - График зависимости (R + 1)* nox от R

Rопт = 1,1180. Находим отрезок В на линии ординат, соответствующий Rопт = 1,1180 по формуле (10):

Вопт = 0,9573/(1,1180 + 1) = 0,4520

2.4 Материальный баланс и уравнения рабочих линий

Материальный баланс для всей ректификационной колонны может быть представлен двумя уравнениями:

по всему продукту

F = P + W (18)

по легколетучему компоненту

F*xF = P*xP + W*xW, (19)

где F - расход исходной смеси, кг/ч;

P - расход дистиллята, кг/ч;

W - расход кубового остатка, кг/ч;

xF, xР, xW - содержание легколетучего компонента в питании, дистилляте и кубовом остатке, масс. доли.

2.4.1 Уравнение рабочей линии для укрепляющей части колонны

Выделяется произвольное сечение в верхней части аппарата (укрепляющей), для которой уравнение материального баланса по низкокипящему компоненту имеет вид

G*yк + L*x = G*y + L*xн , (2 0)

где G - расход пара из колонны, кг/ч;

L - расход жидкости в колонне, кг/ч;

х, у - концентрации НКК в жидкости и паре в произвольном сечении колонны;

хн - начальная концентрация НКК в жидкости;

ук - конечная концентрация НКК в паре.

Для укрепляющей части колонны:

L = Ф = P*R (21)

G = Р + Ф = P + R*P = P*(1 + R) (22)

ун = уG = уР = уФ = хР (23)

хн = хФ = хР (24)

Тогда уравнение рабочей линии укрепляющей части колонны будет иметь вид

у = R/(R + 1)*x + хР/(R + 1) (25)

2.4.2 Уравнение рабочей линии для исчерпывающей части колонны

Для произвольно выбранного участка в нижней части колонны (исчерпывающей) изменится расход жидкости

L/ = Ф + F = P*R + f*P = P*(R + f) , (26)

где f = F/P - число питания колонны.

Тогда уравнение рабочей линии исчерпывающей части колонны будет иметь вид

у = (R + f)/(R + 1)*x + (f - 1)/(R + 1)*xW (27)

Из материального баланса (формулы 18 и 19) вычисляются расходы дистиллята и кубового остатка:

10000 = P + W (28)

10000 *0,75 = Р*0,95 + 0,015*W (29)

Разделим уравнение (29) почленно на 0,015 и получим

500000 = 63,33*Р + W (30)

Вычтем из уравнения (30) уравнение (28) и получим 490000 = 62,33*Р. Тогда Р = 490000/62,33 = 7861,38кг/ч, а W = 10000 - 7861,38 = 2138,62 кг/ч.

Уравнение рабочей линии для укрепляющей части колонны:

у = 1,1180/(1,1180 + 1)*х + 0,9573/(1,1180 + 1) = 0,528*х + 0,452 (31)

Уравнение рабочей линии для исчерпывающей части колонны:

у = (1,1180 + f)/(1,1180 + 1)*х + (f - 1)/(1,1180 + 1)*0,0176.

Найдем число питания колонны f = F/P*MP /Mсм, (32)

где MP и Mсм - молекулярные массы дистиллята и исходной смеси, кг/кмоль.

Найдем молекулярную массу исходной смеси по формуле

Mсм = Мнкк*х + Мвкк*(1 - х) = 78*0,7797+ 92*(1 - 0,7767) = 80,64 кг/кмоль

Тогда число питания колонны по формуле (32)

f = 10000/7861,38 *78/80,64 = 1,23

Окончательно уравнение рабочей линии для исчерпывающей части колонны:

у = (1,118 + 1,23)/(1,118 + 1)*х + (1,23 - 1)/(1,118 + 1)*0,0176 = 1,109*х + 0,0019 (33)

2.5 Расчет диаметра колонны

Диаметр ректификационной колоны рассчитывается по уравнению

D = (4*Vсек /(р*w))0,5 , (34)

где Vсек - расход пара к колонне, м3/с;

w - скорость пара в свободном сечении аппарата, м/с.

Расход пара, поднимающегося по колонне можно определить из формулы

Vсек = Р*(R + 1)/сп, (35)

где Р - расход дистиллята, кг/с;

R - флегмовое число;

сп - плотность пара, кг/м3.

Плотность пара определим по уравнению

сп = Mсрк0/(22,4*Р0*Т), (36)

где Mср - молекулярная масса смеси паров, кг/кмоль;

Рк - среднее давление в колонне, ат;

Т - средняя рабочая температура в колонне, К;

Т0 и Р0 - температура и давление при нормальных условиях.

Для расчета средней молекулярной массы смеси паров воспользуемся уравнением:

Mср = М1*у + М2*(1 - у), (37)

где М1, М2 - молекулярная масса компонентов смеси, кг/кмоль;

у - концентрация легколетучего компонента в смеси паров, мольн. доли.

Для определения скорости пара в колонне с ситчатыми тарелками используется формула:

w = 0,22*(hT /(1 + hT) - 2* hЖ)*( сж / сп)0,5, (38)

где hT - расстояние между тарелками, м;

hЖ - высота слоя жидкости на тарелке, м.

Высоту жидкости на тарелке вычислим по формуле:

hЖ = hпор + Д h, (39)

где hпор - высота сливного порога, м;

Д h - высота жидкости над порогом, м.

Высота жидкости над порогом зависит от расхода жидкости на тарелке VЖ по уравнению:

Д h = (VЖ/1,85*k*b)2/3, (40)

где k - отношение плотности пены к плотности жидкости (принимается равным 0,5); b - длина сливного порога, м.

Для верхней (укрепляющей) части колонны расход жидкости на тарелке определяется уравнением:

VЖ = P*R/ сж, (41)

где сж - средняя плотность жидкости на тарелке, кг/м3.

Среднюю плотность жидкости рассчитаем по формуле:

сж = с1*х + с2*(1 - х), (42)

где с1 и с2 - плотность компонентов смеси, кг/м3;

х - концентрация легколетучего компонента в смеси, мольн. доли.

Для нижней (исчерпывающей) части колонны расход жидкости на тарелке определяется уравнением:

VЖ = (P*R + F)/ сж, (43)

2.5.1 Расчет верхней части колонны

Определяются средние составы по НКК для жидкости и пара в укрепляющей части колонны:

х1 = (хP + xF)/2 = (0,957 + 0,680)/2 = 0,868;

у1 = (уP + уF)/2 = (0,910 + 0,780)/2 = 0,845

где 0,910 - состав пара в точке на рабочей линии, соответствующей составу исходной смеси, мольн. доли.

На диаграмме t - x, y (см. рисунок 3) находим температуры жидкости и пара: для жидкости х1 = 0,868, t = 830С;

для пара у1 = 0,845, t = 87 0С.

Средняя молекулярная масса смеси паров при у1 = 0,845 по формуле (37):

Mср = М11 + М2*(1 - у1) = 78*0,845 + 92*(1 - 0,845) = 79,86 кг/кмоль.

Плотность пара по формуле (36):

сп = Mсрк0/(22,4*Р0*Т) = 79,86*0,985*273/(22,4*360) = 2,66 кг/м3.

Тогда секундный расход пара по формуле (35):

Vсек = Р*(R + 1)/сп = 7860,96*(1,118 + 1)/(2,66*3600) = 1,74 м3/с.

Плотность жидкости в верхней части колонны по формуле (42):

сж = с11 + с2*(1 - х1) = 812,1*0,868 + 805,4*(1 - 0,868) = 811,2 кг/м3,

где 812,1кг/м3 - плотность бензола при t = 83 0С;

805,4 кг/м3 - плотность толуола при t = 83 0С.

Тогда расход жидкости по формуле (41):

VЖ = P*R/ сж = 7860,96*1,118 /(811,2*3600) = 0,003 м3/с.

Для определения высоты жидкости над сливным порогом (формула 40) зададимся длиной порога b = 0,82 м:

Д h = (VЖ/1,85*k*b)2/3 = (0,003/1,85*0,5*0,82)2/3 = 0,0076 м.

Высота слоя жидкости на тарелке при высоте порога hпор = 0,04 м по формуле (39):

hЖ = hпор + Д h = 0,04 + 0,0076 = 0,0476 м.

Скорость паров в свободном сечении верхней части колонны по формуле (38) при hT = 0,4 м:

w = 0,22*(hT /(1 + hT) - 2* hЖ)*( сж / сп)0,5 = 0,22*(0,4/(1 + 0,4) - 2*0,0476)*(811,2/2,66)0,5 = 0,731 м/с.

Тогда диаметр верхней части колонны по формуле (34):

D = (4*Vсек /(р*w))0,5 = (4*1,74/(3,14*0,731))0,5 = 1,74 м.

2.5.2 Расчет нижней части колонны

Определяются средние составы по НКК для жидкости и пара в исчерпывающей части колонны:

х2 = (хW + xF)/2 = (0,0176 + 0,780)/2 = 0,399;

у2 = (уW + уF)/2 = (0,0176 + 0,910)/2 = 0,464

где 0,910 - состав пара в точке на рабочей линии, соответствующей составу исходной смеси, мольн. доли.

На диаграмме t - x, y (см. рисунок 3) находим температуры жидкости и пара: для жидкости х2 = 0,399, t = 95 0С;

для пара у2 = 0,464 t = 100 0С.

Средняя молекулярная масса смеси паров при у2 = 0,444 по формуле (37):

Mср = М12 + М2*(1 - у2) = 78*0,464 + 92*(1 - 0,464) = 84,43 кг/кмоль.

Плотность пара по формуле (36):

сп = Mсрк0/(22,4*Р0*Т) = 84,43*0,985*273/(22,4*373) = 2,72 кг/м3.

Тогда секундный расход пара по формуле (35):

Vсек = Р*(R + 1)/сп = 7860,96*(1,118 + 1)/(2,72*3600) = 1,7 м3/с.

Плотность жидкости в нижней части колонны по формуле (42):

сж = с12 + с2*(1 - х2) =798,67*0,399 + 793,15*(1 - 0,399) = 795,35 кг/м3,

где 798,67 кг/м3 - плотность бензола при t = 95 0С;

793,15 кг/м3 - плотность толуола при t = 95 0С.

Тогда расход жидкости по формуле (43):

VЖ = (P*R + F)/ сж = (7860,96*1,118 +10000)/(795,35*3600) = 0,0065 м3/с.

Для определения высоты жидкости над сливным порогом (формула 40) зададимся длиной порога b = 0,82 м:

Д h = (VЖ/1,85*k*b)2/3 = (0,0065/1,85*0,5*0,82)2/3 = 0,0128 м.

Высота слоя жидкости на тарелке при высоте порога hпор = 0,04 м по формуле (39):

hЖ = hпор + Д h = 0,04 + 0,0128 = 0,0528 м.

Скорость паров в свободном сечении нижней части колонны по формуле (38) при hT = 0,4 м:

w = 0,22*(hT /(1 + hT) - 2* hЖ)*( сж / сп)0,5 = 0,22*(0,4/(1 + 0,4) - 2*0,0528)*(795,35/2,72)0,5 = 0,677 м/с.

Тогда диаметр нижней части колонны по формуле (34):

D = (4*Vсек /(р*w))0,5 = (4*1,7/(3,14*0,677))0,5 = 1,788 м.

Средний расход пара в колонне равен:

Vсекср = (1,74 + 1,7)/2 = 1,72 м3/с.

Тогда средняя скорость паров в свободном сечении колонны:

wср = (0,731 + 0,677)/2 = 0,704м/с.

Диаметр колонны

D = (4*Vсекср /(р*wср))0,5 = (4*1,72 /(3,14*0,704))0,5 = 1,76 м.

Примем диаметр колонны D = 1,8 м типа КСС с ситчатыми тарелками по ОСТ 26-805-73 с типом тарелок ТС-Р (см. таблицу 5).

Таблица 5 - Характеристика тарелки

D, мм

Тип тарелки

Свободное сечение fк, м2

Рабочее сечение fт, м2

Диаметр отверстия, d0 мм

Шаг t, мм

Сечение перелива fcy, м2

1800

ТС-Р2

2,54

1,64

4

11

0,45

Доля свободного сечения ситчатых тарелок рассчитывается по уравнению:

fc = (fт - fсу)*k1*(d0/t1)2/ fт, (44)

где fт - рабочее сечение тарелки, м2;

fсу - площадь сливных устройств, м2;

k1 - эмпирический коэффициент (при размещении отверстий по вершинам треугольников k1 = 0,9);

d0 - диаметр отверстия, мм;

t - шаг между отверстиями, мм.

fc = (1,64 - 0,45)*0,9*(4/11)2/1,64 = 0,0864.

2.6 Построение кинетической кривой

Кинетические закономерности массообменных процессов записываются уравнением массопередачи в дифференциальной форме

G*dy = Ky*(y* - y)*F, (45)

где Ky - коэффициент массопередачи, отнесенный к движущей силе;

F - поверхность фазового контакта;

у* - концентрация в паровой фазе, равновесная с концентрацией в жидкой фазе.

Для интегрирования этого уравнения необходимо знать характер поля концентраций в аппарате. Большинство тарельчатых аппаратов по характеру поля концентраций может быть отнесено к аппаратам полного смешения по жидкости и полного вытеснения по пару.

Из уравнения (45) с учетом поля концентраций, существующих на тарелке, легко получить

ln (y* - yк)/ (y* - yн) = - Ку*F/G или (y* - yк)/ (y* - yн) = е- Ку*F/G.

Тогда (y* - yк) = (y* - yн)* е- Ку*F/G. (46)

Совокупность всех точек с координатами (ук; хк) в пределах изменения концентрации от xW до xP дает кривую линию, называемую кинетической кривой.

Построение кинетической кривой производят в следующей последовательности:

а) на диаграмму x - y наносят равновесную и рабочую (при оптимальном флегмовом числе) линии;

б) в пределах xW - xP.выбирают ряд значений х (обычно 7-8 значений);

в) для каждого выбранного значения х по уравнению (46) вычисляется величина (y* - yк). Необходимая для этого вычисления величина (y* - yн) определяется по диаграмме х - у как разность между равновесной и рабочей концентрациями для каждого выбранного значения х;

г) полученные отрезки откладываются от равновесной линии вниз;

д) полученные в результате проведенного построения точки соединяются плавной кривой, которая является кинетической кривой.

Коэффициент массопередачи Ку определяется по известному закону аддитивности фазовых сопротивлений

1/ Ку = 1/ву + m/ вх, (47)

где ву - коэффициент массоотдачи в паровой фазе, отнесенный к рабочей площади тарелки;

вх - коэффициент массоотдачи в жидкой фазе, отнесенный к рабочей площади тарелки;

m - угловой коэффициент равновесия.

Угловой коэффициент зависит от концентрации и является переменной величиной, которую необходимо вычислять для каждого выбранного значения х.

Коэффициенты массоотдачи ву и вх рассчитываются по критериальным уравнениям.

В качестве расчетных уравнений можно рекомендовать для паровой фазы

Nu/y = 0,79*Reу + 11000. (48)

Критерий Нуссельта диффузионный для паровой фазы определяют по уравнению

Nu/y = 22,4* ву*l /Dy, (49)

где l - характерный линейный размер, м;

Dy - коэффициент диффузии в паровой фазе, м2/ч.

Критерий Рейнольдса для паровой фазы определяют по уравнению

Reу = w*l*спп, (50)

где w - скорость пара в свободном сечении аппарата, м/с;

сп - плотность пара в колонне, кг/м3;

мп - вязкость пара в колонне, Па*с.

Для жидкой фазы можно применить зависимость:

Nu/х = 38000*(Pr/x)0,62. (51)

Критерий Нуссельта диффузионный для жидкой фазы определяют по уравнению:

Nu/х = вх*l*Мх /(Dх* сж), (52)

где Мх - молекулярный вес жидкости, кг/кмоль;

сж - плотность жидкости в колонне, кг/м3;

Dх - коэффициент диффузии в жидкой фазе, м2/с.

Критерий Прандтля диффузионный для жидкой фазы определяется зависимостью:

Pr/x = 3600* мж / (Dх* сж), (53)

где мж - динамическая вязкость жидкости в колонне, Па*с.

Вместо уравнений (48) и (51) возможно использование других формул, приводимых в литературе.

По таблице равновесия (см. таблицу 2) на диаграмме х - у строится линия равновесия и по уравнениям (25) и (33) наносятся рабочие линии при оптимальном флегмовом числе R = 0,6 (рисунок 6).

Определяются средние концентрации по жидкости и пару в колонне

хср = (х1 + х2)/2 = (0,868 + 0,399)/2 = 0,634;

уср = (у1 + у2)/2 = (0,845 + 0,464)/2 = 0,654.

На диаграмме t - х, у (см. рисунок 3) находятся температуры жидкости и пара.

Для жидкости при хср = 0,634, tх = 88 0С.

Для пара при уср = 0,654, tу = 94 0С.

Молекулярный вес смеси пара определим по формуле (37):

Mу = М1ср + М2*(1 - уср) = 78*0,654 + 92*(1 - 0,654) = 82,15 кг/кмоль.

Молекулярный вес смеси жидкости определим по формуле (37):

Mх = М1ср + М2*(1 - хср) = 78*0,634 + 92*(1 - 0,634) = 82,40 кг/кмоль.

Плотность пара определим по уравнению (36)

сп = Mук0/(22,4*Р0*Т) = 82,15*0,985*273/(22,4*367) = 2,69 кг/м3.

Плотность жидкости определим по уравнению (42):

сж = с1ср + с2*(1 - хср) = 806,1*0,634 + 799,9*(1 - 0,634) = 803,84 кг/м3,

где 806,1 кг/м3 - плотность бензола при tх = 88 0С;

799,9 кг/м3 - плотность толуола при tх = 88 0С.

Динамическая вязкость пара при уср = 0,654, tу = 94 0С определяется по уравнению:

lg мп = yср*lg м1 + (1 - yср)* lg м2, (54)

где м1 и м2 - динамическая вязкость паров компонентов, Па*с.

Динамическая вязкость паров компонентов находится по формуле Сазерленда:

м = 4,23*10-40,5кр0,66кр- 0,167*f1, (55)

где М - молекулярная масса компонента, кг/кмоль;

Ркр - критическое давление компонента, ат;

Ткр - критическая температура компонента, К.

f1 - температурная функция вязкости газа (см. таблицу 7).

Значения для расчета по формуле (55) представлены в таблице 6.

Таблица 6 - Значения для расчета по формуле (55)

Параметр

Бензол

Толуол

Ткр, К

562,4

591,6

Ркр, ат

48,6

40,6

М, кг/кмоль

78

92

Рисунок 5 - Кинетическая кривая и число действительных тарелок

Для нахождения константы f1 используется методика Сазерленда:

Т * = 1,33*Тпр.

Приведённое значение температуры для бензола

Тпр = (Т0 + tу )/ Ткр = (273 + 94)/562,4 = 0,652.

Т * = 1,33*Тпр = 1,33*0,652 = 0,867.

Этому значению соответствует константа f1 = 0,5458.

Тогда вязкость бензола при tу = 94 0С:

м б = 4,23*10-40,5кр0,66кр- 0,167*f1 = 4,23*10-4*780,5*48,60,66*562,4-0,167* *0,5458 = 9,19*10-3 мПа*с = 9,19*10-6 Па*с

Для толуола приведённое значение температуры

Тпр = (Т0 + tу )/ Ткр = (273 + 94)/591,64 = 0,620.

Т * = 1,33*Тпр = 1,33*0,620 = 0,824.

Для этого значения константа f1 = 0,5180.

Тогда вязкость толуола при tу = 94 0С:

мт=4,23*10-40,5кр0,66кр-0,167*f1=4,23*10-4*920,5*40,560,66*591,64-0,167* *0,5180 = 0,00834 мПа*с = 8,34*10-6 Па*с.

Вязкость смеси паров в колонне по формуле (54):

lg мп = yср*lg мб+(1-yср)*lg мт =

=0,654*lg(9,19*10-6)+(1-0,654)*lg(8,34*10-6);

мп = 8,88*10-6 Па*с.

Таблица 7 - Температурная функция вязкости газа

Т *

f1

Т *

f1

Т *

f1

0,3

0,1969

1,65

1,0174

4

2,0719

0,35

0,2252

1,7

1,0453

4,1

2,109

0,4

0,254

1,75

1,0729

4,2

2,1457

0,45

0,2834

1,8

1,0999

4,3

2,182

0,5

0,3134

1,85

1,1264

4,4

2,218

0,55

0,344

1,9

1,1529

4,5

2,2536

0,6

0,3751

1,95

1,179

4,6

2,2888

0,65

0,4066

2

1,2048

4,7

2,3237

0,7

0,4384

2,1

1,2558

4,8

2,3583

0,75

0,4704

2,2

1,3057

4,9

2,3926

0,8

0,502

2,3

1,3547

5

2,4264

0,85

0,5346

2,4

1,4028

6

2,751

0,9

0,5666

2,5

1,4501

7

3,053

0,95

0,5985

2,6

1,4962

8

3,337

1

0,6302

2,7

1,5417

9

3,607

1,05

0,6616

2,8

1,5861

10

3,866

1,1

0,6928

2,9

1,6298

20

6,063

1,15

0,7237

3

1,6728

30

7,88

1,2

0,7544

3,1

1,7154

40

9,48

1,25

0,7849

3,2

1,7573

50

10,958

1,3

0,8151

3,3

1,7983

60

12,324

1,35

0,8449

3,4

1,8388

70

13,615

1,4

0,8744

3,5

1,8789

80

14,839

1,45

0,9036

3,6

1,9186

90

16,01

1,5

0,9325

3,7

1,9576

100

17,137

1,55

0,9611

3,8

1,9962

200

26,8

1,6

0,9894

3,9

2,0343

400

41,9

Динамическая вязкость смеси жидкости в колонне при хср = 0,634, tх = 88 0С по формуле (54):

lg мж = хср*lg м1 + (1 - хср)* lg м2 = 0,634*lg(2,93*10-4)+(1-0,634)*lg(2,99*10-4);

мж = 2,96*10-4 Па*с,

где 2,93*10-4 - вязкость бензола при tх = 88 0С, Па*с;

2,99*10-4 - вязкость толуола при tх = 88 0С, Па*с.

Значение критерия Рейнольда для паровой фазы по формуле (50):

Reу = wср*l*спп = 0,704*1,8*2,69/ 8,88*10-6 = 383517,7.

Таблица 8 - Атомные объёмы при температуре кипения

Атом, связи, вещества

Атомный объём, см3/(г*атом)

Азот в первичных аминах

10,5

Азот во вторичных аминах

12,0

Бром

27,0

Водород

3,7

Йод

37,0

Кислород (двойные связи)

7,4

Кислород в простых и сложных метиловых эфирах

9,1

Кислород в простых и сложных этиловых эфирах

9,9

Кислород в простых и сложных высших эфирах

11,0

Кислород в кислотах

12,0

Кислород в соединениях с S, P, N

8,3

Кольцо трёхчленное

- 6,0

Кольцо четырёхчленное

- 8,5

Кольцо пятичленное

- 11,5

Кольцо шестичленное

- 15,0

Кольцо нафталиновое

- 30,0

Кольцо антраценовое

- 47,5

Кремний

32,0

Сера

25,6

Углерод

14,8

Фосфор

27,0

Фтор

8,7

Хлор в конечном положении

21,6

Хлор в среднем положении

24,6

Коэффициент диффузии для паровой фазы определяется по формуле:

Dy = 0,00155*Ту1,5*(1/Мнкк + 1/Мвкк)0,5/(Рк*(V0,333нкк + V0,333вкк)2), (56)

где Мнкк - молекулярный вес низкокипящего компонента, кг/кмоль;

Мвкк - молекулярный вес высококипящего компонента, кг/кмоль;

Рк - давление в колонне, ат;

Vнкк - молекулярный объём низкокипящего компонента, см3/г;

Vвкк - молекулярный объём высококипящего компонента, см3/г.

Молекулярный объём низкокипящего компонента определяется по формуле:

Vнкк = (6* Vс + 6*Vн) - Vкол , (57)

где Vс - атомный объём углерода, см3/(г*атом);

Vн - атомный объём водорода, см3/(г*атом);

Vкол - атомный объём кольца, см3/(г*атом).

Атомные объёмы при температуре кипения даны в таблице 8.

Vнкк = (6*14,8 + 6*3,7) - 15,0 = 96 см3/г.

Молекулярный объём высококипящего компонента определяется по формуле:

Vвкк = (6* Vс + 5*Vн) - Vкол + (Vс + 3* Vн). (58)

Vвкк = (6*14,8 + 5*3,7) - 15,0 + (14,8 + 3*3,7) = 118,2 см3/г.

Тогда коэффициент диффузии для паровой фазы:

Dy = 0,00155*(94 + 273)1,5*(1/78 + 1/92)0,5/(0,985*(960,333 + 118,2 0,333)2 = 0,019 м2/с.

Коэффициент массоотдачи для паровой фазы может быть вычислен при совместном решении уравнений (48) и (49):

ву = Dy*(0,79*Rey + 11000)/(22,4*l) = 0,019*(0,79*383517,7+ 11000)/(22,4*1,8) = 147,22 кмоль/(м2*ч).

Коэффициент диффузии для жидкой фазы определяется по формуле:

Dх = 0,00278*(1/Мнкк + 1/Мвкк)0,5/(В*(мж)0,5*(V0,333нкк + V0,333вкк)2), (59)

где В - эмпирический коэффициент (для не ассоциированных жидкостей В = 1);

мж - вязкость жидкости, мПа*с.

Dх = 0,00278*(1/78 + 1/92)0,5/(1*(0,296)0,5*(960,333 + 118,20,333)2) = 8,77*10-6 м2/с = 3,16*10-2 м2/ч.

Тогда значение критерия Прандтля диффузионного для жидкости по формуле (53):

Pr/x = 3600* мж / (Dх* сж) = 3600*2,96*10-4/(8,77*10-6*803,84) = 151,13.

Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе определим при совместном решении уравнений (51) и (52):

вх = 38000* сж* Dх*( Pr/x)0,62/(l*Мх) = 38000*803,84*8,77*10-6 *(151,13)0,62/(2,6*82,40) = 40,54 кмоль/(м2*ч).

Для расчёта коэффициента распределения (равновесия) или углового коэффициента равновесия m применяется уравнение:

m = (y* - y)/(x - x*) (60)

Используя диаграмму х - у (см. рисунок 2) находим равновесные и рабочие концентрации в жидкости (х) и парах (у). По уравнению (60) находим коэффициент распределения m, а по уравнению (47) находим коэффициент массопередачи Ку. Полученные значения сведём в таблицу 9.

Находим число единиц переноса из уравнения:

nOY = 22,4*Тк0* Ку*ц/(3600*wcр0к), (61)

где ц = fт/fк = 1,64/2,54 = 0,65.

Тогда при х = 0,1:

nOY = 22,4*367*1*16,7010*0,65/(3600*0,704*273*0,988) = 0,1428

Находим величину 1 - Е = Су = еnOY (62)

Су = е0,1428 = 1,1536.

Таблица 9 - Изменение значений m и Ку в зависимости от концентраций

x

yраб

y*

y*-yраб

m

Ky

0,0176

0,0176

0,0431

0,0254

2,1520

16,7010

0,1000

0,1091

0,2063

0,0973

1,9261

18,4146

0,3000

0,3311

0,5126

0,1815

1,4233

23,8649

0,5000

0,5531

0,7176

0,1645

0,9880

32,0879

0,7797

0,8635

0,8972

0,0336

0,5313

50,2573

0,8000

0,8743

0,9074

0,0332

0,5184

51,0685

0,9000

0,9270

0,9558

0,0288

0,4786

53,7670

0,9573

0,9573

0,9831

0,0258

0,4751

54,0151

Учитывая то, что точки Аi принадлежат рабочей линии, а точки Сi принадлежат равновесной линии, изменение концентрации НКК в паровой фазе между ними соответствует y*-yраб=0,0973 (при х = 0,1). Изменение концентрации НКК в паровой фазе между равновесной и кинетической кривой y*-yкин = (y*-yраб)/Су = 0,0973/1,1536 = 0,0971. Концентрация НКК в паровой фазе для точки В1, принадлежащей кинетической кривой yкин=0,1220. Сведём полученные значения в таблицу 10.

Таблица 10 - Нахождение точек кинетической кривой

x

noy

Сy

y*-yраб

y*-yкин

yкин

0,0176

0,1296

1,1383

0,0254

0,0223

0,0207

0,1000

0,1428

1,1536

0,0973

0,0843

0,1220

0,3000

0,1851

1,2034

0,1815

0,1508

0,3618

0,5000

0,2489

1,2826

0,1645

0,1283

0,5893

0,7797

0,3899

1,4768

0,0336

0,0228

0,8744

0,8000

0,3962

1,4861

0,0332

0,0223

0,8851

0,9000

0,4171

1,5175

0,0288

0,0190

0,9369

0,9573

0,4190

1,5205

0,0258

0,0170

0,9661

Соединим точки Вi и получим кинетическую кривую. Крайними точками кинетической кривой являются точки с координатами (хW, yW) и (xP, yP). Между рабочими линиями укрепляющей и исчерпывающей частей колонны и кинетической кривой строят действительные ступени изменения концентрации или действительные тарелки.

В укрепляющей части колонны 8 тарелок, а в исчерпывающей - 43 тарелки.

Итого рассчитанная ректификационная колонна содержит 51 действительную тарелку.

2.7 Расчет высоты колонны

Общая высота тарельчатой колонны включает три составляющих:

Нобщ = Нт + Нс + Нк , (63)

где Нт - высота тарельчатой части, м;

Нс - высота сепарационной части, м;

Нк - высота кубовой части, м.

Высоту тарельчатой части найдём по уравнению:

Нт = N*(hт + дт), (64)

где N - число действительных тарелок;

hт - расстояние между тарелками, м;

дт - толщина тарелки, м.

Примем дт = 0,006 м, а hт = 0,4 м, тогда

Нт = 51*(0,4 + 0,006) = 20,706 м.

Общая высота колонны с учетом того, что сепарационная и кубовая часть принимаются по 1,5*D=2,7 м:

Нобщ = 20,706+ 2,7 + 2,7 = 26,106 м.

3. Расчет сопротивления колонны

Гидравлическое сопротивление ректификационной колонны и её элемента - отдельной тарелки определяет минимальное расстояние между тарелками и работу переливного устройства. Гидравлическое сопротивление тарелки зависит от конструктивных особенностей типа тарелки.

Общее гидравлическое сопротивление ситчатой тарелки можно рассматривать как сумму трёх составляющих:

ДР = ДРсух + ДРу + ДРст, (65)

где ДРсух - сопротивление сухой тарелки, Па;

ДРу - сопротивление, вызванное силами поверхностного напряжения, Па;

ДРст - статическое сопротивление слоя жидкости на тарелке, Па.

Гидравлическое сопротивление сухой ситчатой тарелки (см. рисунок 7) определяется по уравнению:

ДРсух = о *W 20* сп/(2*g), (66)

где о - коэффициент сопротивления ситчатой тарелки (о = 1,52);

W0 - скорость пара в отверстиях ситчатой тарелки, м/с.

Рисунок 6 - Схема ситчатой тарелки

Гидравлическое сопротивление, вызываемое силами поверхностного натяжения, может быть определено по уравнению:

ДРу = 4*усм/d0, (67)

где усм - поверхностное натяжение смеси бензол - толуол, Н/м;

d0 - диаметр отверстий в тарелке, м (см. таблицу 5).

Поверхностное натяжение смеси бензол - толуол определим по формуле:

усм = (увкк - ункк )/(унккср + увкк *(1 - хср)), (68)

где увкк - поверхностное натяжение высококипящего компонента

где увкк - поверхностное натяжение высококипящего компонента при tх = 88 0С (увкк = 2,235*10-2 Н/м); ункк-поверхностное натяжение низкокипящего компонента при tх =88 0С (ункк = 2,231*10-2 Н/м); хср - средний состав жидкости в колонне, мольн.доли.

Статическое давление слоя жидкости на тарелке рассчитывается по формуле:

ДРст = 1,3*hпж * спж*g, (69)

где hпж - высота парожидкостного слоя на тарелке, м;

спж - плотность парожидкостного слоя на тарелке, кг/м3.

Высота парожидкостного слоя находится по формуле:

hпж = hп + Дh1, (70)

где hп - высота порога, м (принимается 0,04 м);

Дh1 - высота слоя пены над порогом, м.

Высота слоя пены над порогом определяется по выражению:

Дh1 = ((Vжу + Vжи)/2*1,85*П*k)0,667, (71)

где Vжу - объёмный расход жидкости в укрепляющей части колонны, м3/с;

Vжи - объёмный расход жидкости в исчерпывающей части колонны, м3/с;

П - периметр сливной перегородки, м (для тарелки типа ТС-Р П = 0,722 м);

k - отношение плотности парожидкостного слоя к плотности жидкости (принимается равным 0,5).

k = спж/ сср ж, (72)

где сср ж - средняя плотность жидкости в колонне, кг/м3.

Средняя плотность жидкости в колонне

сср ж = (сжу + сжи)/2, (73)

где сжу - плотность жидкости в укрепляющей части колонны, кг/м3;

сжи - плотность жидкости в исчерпывающей части колонны, кг/м3.

Скорость паров в отверстиях тарелки рассчитаем по формуле:

W0 = wср/fc , (74)

где wср - средняя скорость паров в обеих частях колонны, м/с;

fc - доля свободного сечения колонны.

W0 = 0,704/0,0864= 8,15 м/с.

Сопротивление сухой насадки по формуле (66):

ДРсух = о *W 20* сп/(2*g) = 1,52*8,152*2,69/(2*9,81) = 13,85 Па.

Поверхностное натяжение смеси бензол - толуол по формуле (68):

усм=(увккнкк)/(унккср+ увкк *(1 - хср) =(2,235*10-2 - 2,231*10-2)/ (2,231*10-2*0,634 + 2,235*10-2*(1 - 0,634)) = 0,1713*10-2 Н/м.

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения по формуле (67):

ДРу = 4*усм/d0 = 4*0,1713*10-2/0,004 = 1,71Па.

Высота слоя пены над порогом по выражению (71):

Дh1 = ((Vжу + Vжи)/2*1,85*П*k)0,667 = ((0,003 + 0,0066)/2*1,85*0,722* 0,5)0,667 = 0,022 м.

Тогда высота парожидкостного слоя по формуле (70):

hпж = hп + Дh1 = 0,04 + 0,022 = 0,062 м.

Средняя плотность жидкости в колонне по формуле (73):

сср ж = (сжу + сжи)/2 = (811,2+ 795,4)/2 = 803,3 кг/м3.

Тогда плотность парожидкостного слоя на тарелке из формулы (72):

спж = сср ж *k =803,3*0,5 = 401,6 кг/м3.

Статическое давление слоя жидкости на тарелке рассчитывается по формуле (69):

ДРст = 1,3*hпж * спж*g = 1,3*0,062*401,6*9,81 = 315,81 Па.

Общее гидравлическое сопротивление ситчатой тарелки по формуле (65):

ДР = ДРсух + ДРу + ДРст = 13,85 + 1,71 + 315,81 = 331,38 Па.

Проверим соблюдение расстояния между тарелками по соотношению:

h = ДР/ (сср ж*g) = 331,38/(803,3*9,81) = 0,042 м.

Так как принятое значение (0,4 м) больше полученного (0,042 м), то соотношение соблюдается, и расстояние между тарелками оставляем 0,4 м.

Общее гидравлическое сопротивление колонны определим по формуле:

ДРобщ = ДР*N = 331,38*51 = 16900,3 Па = 16,9 кПа.

4. Расчет стандартного кожухотрубчатого аппарата для процесса нагрева бинарной смеси бензол - толуол

Обозначим горячий теплоноситель - водяной пар, индексом "1", холодный теплоноситель - бинарную смесь индексом "2".

Примем, что нагрев идет только за счет теплоты конденсации пара.

Начальная температура водяного пара на входе при давлении 0,8 МПа=8,158 кгс/см2 ([1] таблица LVII стр. 549). . Примем конечную . Холодный носитель меняет свою температуру с до .

Определим среднюю температуру водяного пара:

Определим температуру на концах теплообменника:

Средняя разность температур определяется по формуле:

так как

Средняя разность температур =

Тогда средняя температура смеси:

Найдем количество теплоты, которое необходимо для нагрева смеси:

Переведем расход из кг/ч в кг/с

G2=10000 кг/ч = 10000/3600=2,78 кг/с

Где С2 - теплоёмкость смеси, Дж/кг*град;

1,05 - коэффициент, учитывающий 5% потери тепла в процессе.


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.