Технологическая схема ректификационной установки

Размещено на http://www.allbest.ru/

Перечень условных обозначений

- периметр сливной перегородки, м;

- коэффициент относительной летучести разделяемых компонентов;

- ширина сливной перегородки, м;

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

c - удельная теплоемкость, ;

?? - диаметр колонны, м;

m2

?? - коэффициент диффузии,;

c

- диаметр отверстия ситчатой тарелки, мм;

- относительный мольный расход исходной смеси;

- расход, кг/с;

- ускорение свободного падения, ^m ;

c2

- высота тарельчатой части колонны, м;

- общая высота ректификационной колонны, м;

- расстояние между тарелками, м;

-отношениеплотностипарожидкостногослоякплотности жидкости;

- безразмерный комплекс;

- длина пути жидкости на тарелке, м;

- мольная масса,;

m

- число ступеней изменения концентрации;

- число тарелок;

- к.п.д. тарелок;

- среднее к.п.д. тарелок;

o - средний к.п.д. тарелок;

- давление насыщенного пара, мм.рт.ст.;

- тепловой расход, Вт;

- расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде, Вт;

- расход теплоты, получаемой в кубе-испарителе от греющего пара, Вт;

o - тепловые потери колонны в окружающую среду, Вт;

- флегмовое число;

- минимальное флегмовое число;

- удельная теплота конденсации, ;

-удельнаятеплотаконденсациипароввдефлегматоре-

конденсаторе, ;

- относительная площадь свободного сечения тарелки, м²;

- температура;

- температура кипения, ^°С;

- мольный объем, ;

m3

3

?? - объемный расход, ^m ;

c

- рабочая скорость, ^m;

c

Размещено на http://www.allbest.ru/

- скорость паров в отверстиях тарелки, ^m; oc

- минимальная скорость паров в отверстиях тарелки, ^m; o mc

- расстояние между верхней тарелкой и крышкой колонны, м;

- расстояние между днищем колонны и нижней тарелкой, м;

- мольная доля жидкости, ^mo смеси;

mo

- массовая доля жидкости, смеси;

- концентрация пара, ^mo смеси;

mo

- мольная доля сероуглерода в паре, равновесном с исходной

смесью, ^mo смеси;

mo

- коэффициент избытка флегмы;

- вязкость, Па·с;

- коэффициент сопротивления неорошаемых ситчатых тарелок со свободным сечением;

- плотность, ;

m3

- поверхностное натяжение, ;

m

- общее гидравлическое сопротивление тарелок, Па;

-сопротивление,обусловленноесиламиповерхностного натяжения, Па;

c - гидравлическое сопротивление сухой тарелки, Па;

- высота слоя над сливной перегородкой, м;

- поправка на длину пути;

Индексы

г - параметры гексан; т - параметры толуол;

н - параметры нижней части колонны; в - параметры верхней части колонны; ср - средние значения;

нач - начальное значение; кон - конечное значение;

пж - параметры парожидкостного слоя; п - параметры пара;

ж - параметры жидкости; В - параметры воды;

гп - параметры греющего пара;



СОДЕРЖАНИЕ

Введение

1 Технологическая схема ректификационной установки

2 Расчётная часть

2.1 Материальный баланс

2.2 Определение скорости пара и диаметра колонны

2.3 Гидравлический расчёт тарелок

2.4 Определение числа тарелок и высоты колонны

2.5 Тепловой расчёт установки

2.6 Расчёт штуцеров

2.6.1 Штуцер для ввода исходной смеси

2.6.2 Штуцер для вывода паров дистиллята

2.6.3 Штуцер для ввода флегмы

2.6.4 Штуцер для вывода кубового остатка

2.6.5 Штуцер для ввода паров кубового остатка

2.7 Выбор конструкционного материала

Заключение

Список используемой литературы

Приложение А

Приложение Б



ВВЕДЕНИЕ

Ректификация - процесс разделения гомогенных смесей летучих жидкостей путём двустороннего массообмена и теплообмена между неравновесными жидкой и паровой фазами, имеющими различную температуру и движущимися противоположно друг другу.

Разделение осуществляется обычно в колонных аппаратах при многократном или непрерывном контакте фаз. При каждом контакте из жидкости испаряется преимущественно низкокипящий компонент, которым обогащаются пары, а из паровой конденсируется преимущественно высококипящий компонент, переходящий в жидкость. Обмен компонентами между фазами позволяет получить, в конечном счете, пары, представляющие собой почти чистый низкокипящий компонент. Эти пары, выходящие из верхней части колоны, после их конденсации в отдельном аппарате дают дистиллят (верхний продукт) и флегму - жидкость, возвращающую для орошения колоны и взаимодействия с поднимающимися в колоне парами. Снизу удаляется жидкость, представляющая собой почти чистый высококипящий компонент - кубовый остаток (нижний продукт). Часть остатка испаряют в нижней части колоны для получения восходящего потока пара. гидравлический штуцер тепловой скорость

Ректификация известна с начала девятнадцатого века, как один из важнейших технологических процессов главным образом спиртовой и нефтяной промышленности. В настоящее время ректификацию всё шире применяют в самых различных областях химической технологии, где выделение компонентов в чистом виде имеет весьма важное значение (в производных органического синтеза, изотопов, полупроводников и различных других веществ высокой чистоты).



1. Технологическая схема ректификационной колонной

Рисунок 1 - Принципиальная схема ректификационной установки: 1 - ёмкость для исходной смеси; 2,9 - насосы; 3 - теплообменник- подогреватель; 4 - кипятильник; 5 - ректификационная колона; 6 - дефлегматор; 7 - холодильник дистиллята; 8 - емкость для сбора дистиллята; 10 - холодильник кубовой жидкости; 11 - емкость для кубовой жидкости

В установке для непрерывной ректификации колона состоит из двух частей: верхней - укрепляющей и нижней - исчерпывающей части колоны, для того, чтобы поступающая на разделение смесь соприкасалась со встречным потоком пара с большим содержанием высококипящего компонента в исходной смеси.

В исчерпывающей части колоны происходит удаление низкокипящего компонента из стекающей вниз жидкости, в верхней части - обогащение низкокипящим компонентом поднимающихся паров. 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 X_F. На питательной тарелке жидкость смешивается с флегмой из укрепляющей части колонны и, стекая вниз, взаимодействует с поднимающимися навстречу паром, более богатым высококипящим компонентом, при этом из жидкости происходит удаление низкокипящего компонента.

В нижнюю часть колонны стекает жидкость, состоящая почти целиком из высококипящего компонента, часть её называется кубовым остатком и непрерывно отводится через холодильник кубовой жидкости 10 в емкость для кубовой жидкости 11. Пар поднимается по всей колонне снизу-вверх, обогащаясь при этом низкокипящим компонентом. Пар, выходя из колонны, поступает в дефлегматор 6, где он конденсируется. При этом часть конденсата возвращается в колонну в виде флегмы, другая часть выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения - дистиллята, который охлаждается в теплообменнике 7 и направляется в промежуточную емкость 8.

Таким образом, в ректификационной колонне осуществляется непрерывный неравновесный процесс разделения исходной бинарной смеси на дистиллят и кубовый остаток.



2. РАСЧЁТНАЯ ЧАСТЬ

2.1 Материальный баланс

Производительность колонны по дистилляту P и кубовому остатку W определим из уравнений материального баланса колонны:

кгкг

???? = 12000 э = 3,33 c

G?? = G?? + G??;G?? ??????? = G????????? + G??????????

Отсюда находим:

G??(??????? ? ???????)3,333 * (0.70 ? 0.40)

G?? =????? ? ??????=0.70 ? 0.01= 1,449 кг/c

????

G?? = G?? ? G?? = 3,333 ? 1,449 = 1,884 кг/c

Для расчетов выразим концентрации исходной смеси ???????, дистиллята ??????? и кубового остатка ???????? в мольных долях по формуле:

??/? ??

г

?? =

??/?+ (1 ? ?????)

??г??

,4 /84,16кmo

???? = ,4 /+(1 ,4 )= 0,422 кmo cm c

84,16/92,14

, /84,16кmo

???? = , /+(1 , )= 0,719 кmo cm c

84,16/92,14

, 1/84,16кmo

???? = , 1/(1 , 1)= 0,011 кmo cm c

84,16+/92,14

Относительный мольный расход питания:

???? ? ????0,719 ? 0,011

?? = ??? ??= 0,422 ? 0,011 = 1,723

????

Нагрузки ректификационной колонны по пару и жидкости определяются рабочим флегмовым числом R. Для определения этого числа используют приближенные вычисления, основанные на определении коэффициентаизбыткафлегмы(орошения). Чтобы определить этот коэффициент в начале необходимо рассчитать R_min по формуле:

?? ?? ? ??^*

??=^??

??i????* ? ????

??

??^* - находим по диаграмме x-y (Рисунок Б.1). График зависимости x-y

??

строим исходя из данных, приведенных в таблице Б.1.

??^* = 0.65 кmo cm c

^??кmo

0,719 ? 0,65

????i?? = 0,65 ? 0,422 = 0,303

Рабочее число флегмы:

?? = 1.3????i?? + 0.3 = 1.3 · 0.303 + 0.3 = 0.694

Коэффициент избытка флегмы:

X??0,719

?? = ?? + 1 = 0.694 + 1 = 0,424

Уравнение рабочей линии:

а) Верхней (укрепляющей) части колонны

??????0,6940,719

?? =?? +=?? +

?? + 1?? + 10,694 + 10,694 + 1

?? = 0,410?? + 0,424

б) Нижней (исчерпывающей) части колонны

?? + ???? ? 10,694 + 1,7231,723 ? 1

?? = ?? + 1 ?? ? ?? + 1 ???? =0,694 + 1?? ? 0,694 + 1 0.011

?? = 1,427?? ? 0.005

2.2 Определение скорости пара и диаметр колонны

Средние концентрации жидкости:

1.в верхней части колонны

?? = ???? + ???? = 0,422 + 0,719 = 0.571 кmo cm c

^c22кmo

2.в нижней части колонны

???? + ????0,422 + 0,011кmo

??^'' === 0,217cm c

^cp22кmo

Средние концентрации пара:

1. в верхней части колонны

??^' = 0,410??^' + 0,424 = 0,410 · 0,571 + 0,424 = 0,658 кmo cm c

^cpcpкmo

2. в нижней части колонны

??^'' = 1,427??^'' ? 0,005 = 1,427 · 0,217 ? 0,005 = 0,305 кmo cm c

^cpcpкmo

Средние температуры пара находим по диаграмме t-x,y (Рисунок Б.2). График зависимости t-x,y строим исходя из данных, приведенных в таблице Б.1.

а) при ??^' = 0.658??^' = 83,91°C

cpcp

б) при ??^'' = 0.305??^'' =102,68°C

cpcp

Средние мольные массы и плотности паров:

а) ??^' = ?? ??^' + ?? 1 ? ??^' = 84,16 · 0,658 + 92,14(1 ? 0,658) =

cpг cp cp

86,889 кг/кmo

??^' ??86,889 · 273

??^'=cp == 12,620 кг/m ^cp22.4??'22,4 · 83,91

cp

б) ??^'' = ?? ??^'' + ?? 1 ? ??^'' = 84,16 · 0,305 + 92,14(1 ? 0,305) =

cpг cp cp

89,706 кг/кmo

??^'' ??89,706 · 273

??^'' =cp == 10,646 кг/m ^cp22.4??''22.4 · 102.68

cp

Средняя плотность пара в колонне:

??^' + ??^''12,620 + 10,646

?? =cpcp == 11,633 кг/m

22

Плотности жидких циклогексана и толуола близки. Температура в верху колонны при ???? = 0.719 равняется 85,9°C, а в кубе-испарителе при

???? = 0.011 она равна 108°C (Рисунок Б.2).

Плотность жидкого гексана при 85,9°C равна ??г=714 кг/м³, а жидкого толуола при 108°C равна ?? =782 кг/м³.

Принимаем среднюю плотность жидкости в колонне за:

??г + ??714 + 782

??m === 748 кг/m³ 22

По данным каталога-справочника «Колонные аппараты» [6] принимаем расстояние между тарелками h=300 мм. Для ситчатых тарелок по графику (Рисунок Б.3) находим C=0.032. Определяем скорость пара в колонне по уравнению:

??m748

?? = Cv??= 0.032v,633 = 0.26 m/c

11

Средняя температура в колонне:

???? +??????83,91+102,68

??= ^cpcp == 93 = 366 K

cp22

Мольная масса дистиллята:

???? = ???? · ??г + (1 ? ????)?? = 0,719 · 84,16 + (1 ? 0,719) · 92.14

= 86.40 кг/кmo

Объёмный расход проходящего через колонну пара при средней температуре в колонне:

??_??(?? + 1)22.4??_cp??₀1,884 · (0,694 + 1) · 22.4 · 366 · 1.033

?? === 1.15 m³/c

??????₀ · ??86,40 · 273 · 1

Диаметр колонны:

?? 1,15

?? = v= v= 2,37 m 0.785??0.785 · 0.26

По каталогу-справочнику «Колонные аппараты» [6] берём D=1400 мм.

Тогда скорость пара в колонне будет:

??1,15

?? = 0.785 · ??2 = 0.785 · 1,42 = 0.75 m/c

2.3 Гидравлический расчёт тарелок

Принимаем следующие размеры ситчатой тарелки: диаметр отверстия d₀=4 мм, высота сливной перегородки h_п=40 мм. Свободное сечение тарелки (суммарная площадь отверстий) 8% от общей площади тарелки. Площадь, занимаемая двумя сегментными переливными стаканами, составляет 20% от общей площади тарелки.

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

??? = ???cyx + ????? + ???пm

а) Верхняя часть колонны:

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки:

??²??п1,82 · 9,4² · 12,620

???=⁰== 1014

cyx22

где о=1.82 - коэффициент сопротивления неорошаемых ситчатых тарелок со свободным сечением 7-10%;

щ₀=0,75/0,08=9,4 м/с - скорость пара в отверстиях тарелки.

Поверхностноенатяжениежидкостиприсреднейтемпературев верхней части колонны 85,9°С:

??г + ??(17,03 + 21,14)10^?3

?? === 19,085 · 10^?3 H/m 22

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:

4??4 · 19,085 · 10^?3

????? ==0.004= 19,085

0

Средняя мольная масса жидкости в верхней части колонны:

??_cp = ??_г??^' + ?? (1 ? ??^' ) = 84,16 · 0,571 + 92,14(1 ? 0,571)

cpcp

= 87,58 кг/кmo

Объёмный расход жидкости в верхней части колонны:

??_??????_cp1,884 · 0,694 · 87.58

??m === 0.0017 m³/c

??????m86,40 · 748

Периметр сливной перегородки находим, решая систему уравнений:

П 2

( ) + (?? ? ??)² = ??² 2

0.1 ??² = 2/3 П??

где R=0.7 м - радиус тарелки;

2/3 П?? - приближенное значение площади сегмента.

Решение даёт: П=1.026 м; b=0.2247 м.

Отношениеплотностипарожидкостногослоя(пены)к плотности

жидкости: ?? = ??пm 0.5 .

??m

Высота слоя над сливной перегородкой:

??m2/30,00172/3

?? = (1.85П??)= (1.85 · 1.026 · 0.5)= 0.015 m

Высота парожидкостного слоя на тарелке:

?пm = ?п + ?? = 0.04 + 0.015 = 0.055 m

Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:

???пm = 1,3?пm??пm ?? = 1,3 · 0,055 · 748 · 9.81 · 0.5 = 262,33 П

Общеегидравлическоесопротивлениетарелкивверхнейчасти колонны:

???^' = ???cyx + ????? + ???пm = 1014 + 19,085 + 262,33 = 1295,415 П

б) Нижняя часть колонны:

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки:

??²??п1,82 · 9,4² · 12,620

???=⁰== 1014 П

cyx22

Поверхностноенатяжениежидкостиприсреднейтемпературев верхней части колонны 100°С:

??г + ??(15,35 + 19.60)10^?3

?? === 17,475 · 10^?3 H/m 22

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:

4??4 · 17,475 · 10^?3

????? ==0,004= 17,475 П

0

Мольная масса исходной смеси:

???? = ???? · ??г + (1 ? ????)?? = 0,422 · 84,16 + (1 ? 0,422) · 92.14

= 88.77 кг/кmo

Средняя мольная масса жидкости в нижней части колонны:

??_cp = ??^'' · ?? + (1 ? ??^'' )?? = 0,217 · 84,16 + (1 ? 0,217) · 92,14

cpгcp

= 90,41 кг/кmo

Объёмный расход жидкости в верхней части колонны:

????????????_cp1,884 · 0,6943,3390,41

??_m = (+)= (+)= 0.00636 m³/c

??????????m86,4088,77748

Высота слоя над сливной перегородкой:

??m2/30.00636^2/3

?? = (1.85П??)= (1.85 · 1.026 · 0.5)= 0,036 m

Высота парожидкостного слоя на тарелке:

?пm = ?п + ?? = 0,04 + 0.036 = 0,076 m

Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:

???пm = 1.3?пm??пm???? = 1,3 · 0,076 · 262,33 · 9,81 · 0,5 = 127,13 П

Общеегидравлическоесопротивлениетарелкивверхнейчасти колонны:

???^'' = ???cyx + ????? + ???пm = 1014 + 17,475 + 127,13 = 1158,605 П

Проверим, соблюдается ли при расстоянии между тарелками h=0.3 м необходимое для нормальной работы тарелок условие

??? ? > 1.8 ?? ??

m

Длятарелокнижнейчастиколонны,укоторыхгидравлическое сопротивление ??? больше, чем у тарелок верхней части:

1.8???1.8 · 1158,605

?? ?? =748 · 9.81= 0,28 m

m

Следовательно, вышесказанное условие соблюдается.

Проверим равномерность работы тарелок - рассчитаем минимальную скорость пара в отверстиях ??o.mин, достаточную для того, чтобы ситчатая тарелка работала всеми отверстиями:

Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на http://www.allbest.ru/

??= 0.67????m?пm = 0.679.81 · 748 · 0,076 = 3,44 m/c

Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на http://www.allbest.ru/

o.mинvЈ??v1.82 · 11,633

п

Рассчитанная скорость ??o.mин=7.5 м/с. Следовательно, тарелки будут работать всеми отверстиями.

2.4 Определение числа тарелок и высоты колонны

Наносим на диаграмму x-y (Рисунок Б.1) рабочие линии верхней и нижней части колонны и находим число ступеней изменения концентрации

??T. В верхней части колонны ??^' 1,5, а в нижней части колонны ??^'' 6,5,

TT

всего степеней.

Число тарелок:

??T

?? = 5

Для определения среднего к.п.д. тарелок находим коэффициент относительной летучести разделяемых компонентов ?? = ??г и динамический

??

коэффициент вязкости исходной смеси при средней температуре в колонне, равной 93°С. При этой температуре давление насыщенного пара гексана

г=1090,09 мм.рт.ст, толуола =451,58 мм.рт.ст.

Отсюда:

1090,09

?? = 451,58 = 2,41

Динамический коэффициент вязкости циклогексана при 93°С равен 0,35 мПа*с, толуола 0.29 мПа*с. Принимаем динамический коэффициент вязкости исходной смеси:

??г + ??0,35 + 0,29

?? === 0,32 mП * c = 0,32 · 10^?3 П · c 22

Тогда

???? = 2,41 · 0,32 = 0.771

По графику (Рисунок Б.5) находим з=0.50. Длина пути жидкости на тарелке:

?? = ?? ? 2?? = 2,37 ? 2 · 0.2247 = 1,92 m

По графику (Рисунок Б.6) находим значение поправки на длину пути

?=0.025. Средний к.п.д. тарелок:

???? = ??(1 + ?) = 0.50(1 + 0.22) = 0.61

Для сравнения рассчитаем средний к.п.д. тарелки ??₀ по критической формуле, полученной статической обработкой многочисленных опытных данных для колпачковых и ситчатых тарелок:

??0 = 0.068??^0.1 · ??^0.115

12

В этой формуле безразмерные комплексы:

????п??п???п??п??m??п???п??п

??1 =^'==

cm ??mc ??п ??m??m ??mc ??m??m

????п??п???п????m??п??

??2 =^'==

W??^m ??m??п??m??2 ?m??m??m????m??m

где ?? - скорость пара в колонне, м/с;

c - относительная площадь свободного сечения тарелки;

?п - высота сливной перегородки, м;

??п и ??m - плотности пара и жидкости, кг/м³;

??m - коэффициент диффузии легколетучего компонента в исходной смеси, м²/с;

?? - поверхностное натяжение жидкости питания, Н/м.

Физико-химические константы отнесены к средней температуре в колонне. Предварительно рассчитываем коэффициент диффузии ??m:

(????)^1/2??

??m = 7.4 · 10^?12

????0.6

В нашем случае: ?? = 1; ??m = 0,32 cП = 0,32 · 10^?3 П · c; ?? = ???? = 88,77 кг/кmo ; ?? = кг/m3; ?? = 273 + 93 = 366 .

Коэффициент диффузии:

90.260.5 · 367

??m = 7.4 · 10^?12= 9.98 · 10^?9 m²/c

0.23 · 56.450.6

Безразмерные комплексы:

???п??п0.18 · 0.04 · 10.966

??₁ === 1.41 · 10⁵

??cв??m??m0.08 · 699.255 · 9.98 · 10?9

??16.59 · 10^?3

??₂ === 1.32 · 10⁴

????m??m0.18 · 699.255 · 9.98 · 10?9

Средний к.п.д. тарелок:

??0 = 0.068 · (1.41 · 10⁵)^0.1 · (1.32 · 10⁴)^0.115 = 0.66 ,

что близко к найденному значению ????.

Число тарелок:

а) в верхней части колонны

??^'1.5

??^' = ^?? == 2.9 ? 3 5??0.51

б) в нижней части колонны

??^''2.5

??^'' = ^?? == 4.9 ? 5 5??0.51

Общее число тарелок ?? = 8, с запасом ?? = 12, из них в верхней части колонны 5 и в нижней части 7 тарелок.

Высота тарельчатой части колонны:

??т = (?? ? 1)? = (12 ? 1)0.3 = 3.3 m

Общее гидравлическое сопротивление тарелок:

??? = ???^'??в + ???^''??н = 278.02 · 6 + 317.49 · 6 = 3573.06 П

? 0.036 кгc/cm²

Общая высота колонны [3]:

?? = ??т + в + н = 3.3 + 1.0 + 2.0 = 6.3 m

где в - расстояние между верхней тарелкой и крышкой колонны;

н - расстояние между днищем колонны и нижней тарелкой.

По каталогу-справочнику «Колонные аппараты» [6] берём в = 1.0 m и

н = 2.0 m - расстояние между днищем колонны и нижней тарелкой.

2.5 Тепловой расчёт установки

Расходтеплоты,отдаваемойохлаждающейводевдефлегматоре- конденсаторе:

= ????(1 + ??) ?? = 1,884(1 + 0,694)348.13 · 10³ = 266921 т

Здесь

?? = ??????? г + (1 ? ???????) т = 0.70 · 332.35 · 10³ + (1 ? 0.70)384.95 · 10³

= 348.13 · 10³ m/кг

где г и т - удельные теплоты конденсации циклогексана и толуола при °С. Расход теплоты, получаемой в кубе-испарителе от греющего пара:

к = + ???? ?? ?? + ???? ?? ?? ? ???? ?? ?? + пoт

= 1.03(266921 + 0.463 · 2272.55 · 75 + 0.926 · 2034.19 · 101

? 1.389 · 2099.36 · 88) = 287860.26 т

Здесьтепловыепотерипoтпринятывразмере3%отполезно затрачиваемой теплоты; удельные теплоёмкости взяты соответственно при

?? = 75 и ?? = 101 ; температура кипения исходной смеси ?? = 88

определена по Рисунку Б.2.

Расход теплоты в паровом подогревателе исходной смеси:

= 1.05???? ??( ?? ? н э) = 1.05 · 1.389 · 1960.25(88 ? 18) = 200124.86 т

Здесь тепловые потери приняты в размере 5%; удельная теплоёмкость исходной смеси ?? = 0.3 · 2347.7 + 0.7 · 1794.2 = 1960.25 m/кг · взята

при средней температуре ⁸⁸⁺¹⁸ = 53 .

2

Расходтеплоты,отдаваемойохлаждающейводевводяном холодильнике дистиллята:

= ???? ??( ?? ? кoн) = 0.463 · 2153.55(75 ? 25) = 49854.68 т

гдеудельнаятеплоёмкостьдистиллята?? = 0.7 · 2319 + 0.3 · 1767.5 = 2153.55 m/кг · взята при средней температуре ⁵⁺²⁵ = 45 .

2

Расходтеплоты,отдаваемойохлаждающейводевводяном холодильнике кубового остатка:

?? = ???? ??( ?? ? кoн) = 0.926 · 1882.74(101 ? 25) = 132499.71 Bт

гдеудельнаятеплоёмкостькубовогоостатка?? = 0.1 · 2388.2 + 0.9 ·

1828.8 = 1884.74 m/кг · взята при средней температуре ¹⁰¹⁺²⁵ = 63 .

2

Расходгреющегопара,имеющегодавление?? c = 4 кгc/cm²и влажностью 5%:

а) в кубе-испарителе

??к287860.26

??гп = ?? = 2141 · 103 · 0.95 = 0.142 кг/c

гп

где гп = 2141 · 10³ m/кг - удельная теплота конденсации греющего пара; б) в подогревателе исходной смеси

200124.86

??гп = 2141 · 103 · 0.95 = 0.098 кг/c

Всего: 0.142+0.098=0.24 кг/с или 0.864 т/ч.

Расход охлаждающей воды при нагреве её на 20°С: а) в дефлегматоре

??д266921

??B === 0.0091 m³/c

B( кoн ? н э)??B4190(25 ? 18)1000

где B = 4190 m/кг · - удельная теплота конденсации воды;

??B = 1000 кг/m³ - плотность воды.

б) в водяном холодильнике дистиллята

49854.68

??B == 0.0017 m³/c

4190(25 ? 18)1000

в) в водяном холодильнике кубового остатка

132499.71

??B == 0.0045 m³/c

4190(25 ? 18)1000

Всего: 0.0091+0.0017+0.0045=0.0153 м³/с или 55.08 м³/ч.

2.6 Расчёт штуцеров

Расчёт штуцеров сводится к определению диаметра штуцера:

??

?? = v

0.785 · ?? · ??

Для жидкости принимаем ??m = 1.5 m/c, для пара - ??п = 15 m/c.

2.6.1 Штуцер для ввода исходной смеси

????

?? = v

0.785 · ??m · ????

При температуре ?? = 88 плотности исходной смеси соответственно равны: ??г = 593.88 кг/m³, ??т = 801.98 кг/m³.

1???????1 ? ???????0.31 ? 0.3

??= ?? +??= 593.88 + 801.98

??гт

???? = 725.69 кг/m³

Отсюда

1.389

?? = v= 0.040 m

0.785 · 1.5 · 725.69

Стандартный диаметр штуцера ?? = 40 mm.

2.6.2 Штуцер для вывода паров дистиллята

????

?? = v

0.785 · ??п · ??п??

Расход паров дистиллята:

????

?? = ??

??

???? = ?? · ???? = 0.656 · 0.463 = 0.304

???? = ???? + ???? = 0.463 + 0.304 = 0.767

Плотность пара дистиллята при температуре ?? = 75 = 348 :

??????87.88 · 273

??п?? === 3.08 кг/m³

22.4 · ????22.4 · 348

Отсюда

0.767

?? = v= 0.145 m

0.785 · 15 · 3.08

Стандартный диаметр штуцера ?? = 150 mm.

2.6.3 Штуцер для ввода флегмы

????

?? = v

0.785 · ??m · ????

При температуре ?? = 75 плотности исходной смеси соответственно равны: ??г = 607.1 кг/m³, ??т = 814.8 кг/m³.

1???????1 ? ???????0.71 ? 0.7

??= ?? +??= 607.1 + 814.8

??гт

???? = 657.37 кг/m³

Отсюда

?? = v= 0.020 m

0.785 · 1.5 · 657.37

Стандартный диаметр штуцера ?? = 20 mm.

2.6.4 Штуцер для вывода кубового остатка

??????

?? = v

0.785 · ??m · ????

Расход кубового остатка:

????1.389

?? = ??= 0.463 = 3

??

??^' = ?? + ?? = 0.656 + 3 = 3.656

?????? = ??^' · ???? = 3.656 · 0.463 = 1.693

Притемпературе?? = 101плотностиисходнойсмеси соответственно равны: ??г = 580.29 кг/m³, ??т = 788.98 кг/m³.

1???????1 ? ???????0.71 ? 0.7

??= ?? +??= 580.29 + 788.98

??гт

???? = 630.31 кг/m³

Отсюда

Размещено на http://www.allbest.ru/

1.693

?? = v= 0.048 m

0.785 · 1.5 · 630.31

Стандартный диаметр штуцера ?? = 50 mm.

2.6.5 Штуцер для ввода паров кубового остатка

????

?? = v

0.785 · ??п · ??п??

Расход паров дистиллята:

?????? = ???? + ????

???? = ?????? ? ???? = 1.693 ? 0.926 = 0.767

Плотность пара дистиллята при температуре ?? = 110 = 383 :

???? = ???? · ??г + (1 ? ????) · ??т = 0.106 · 86.18 + 0.894 · 92.13

= 91.50 кг/кmo

??????91.50 · 273

??п?? === 2.91 кг/m³

22.4 · ????22.4 · 383

Отсюда

0.767

?? = v= 0.150 m

0.785 · 15 · 2.91

Стандартный диаметр штуцера ?? = 150 mm.

2.7 Выбор конструкционного материала

Аппарат предназначен для разделения смеси гексан - толуол. Среда в аппарате токсичная, коррозионная. Тип тарелок - ситчатые, в количестве 12 шт. Температура среды в кубе до 101 °С, давление в колонне 0.1 МПа. Исходя из этих характеристик колонны материал тарелок и частей колонны, соприкасающихся с разделяемыми жидкостями или их порами изготовим из стали Х18Н9ТЛ ГОСТ 2176 - 57, остальные сборочные единицы и детали из - Ст. 3 ГОСТ 380 - 71.



ЗАКЛЮЧЕНИЕ

В процессе проделанной работы была рассчитана ректификационная установка для разделения смеси гексан - толуол. Были подобраны и рассчитаны параметры дополнительных аппаратов, выбран тип колонны - тарельчатая и в соответствии с этим ситчатый тип тарелки.

Получены следующие данные: Диаметр колонны - 1400 мм;

Число тарелок - 12 штук;

Высота тарельчатой части колонны - 3300 мм; Общая высота колонны - 6300 мм.

Рассчитаны материальный и тепловой балансы, построены диаграммы равновесия для системы гексан-толуол в координатах x-y и t-x,y при Р=760 мм рт. ст.



СПИСОК ИСПОЛЬЗОВАННОЙ ЛИТЕРАТУРЫ

1. Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. 9-е изд., перераб. и доп. - М.: Химия, 1973. - 754 с.

2. Коган В.Б., Фридман В.М., Кафаров В.В. Равновесие между жидкостью и паром. Кн. 1-2. - М.-Л.: Наука, 1966. - 640-786 с.

3. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию. 2-е изд. /Под ред. Ю.И.Дытнерского. - М.: Химия, 1991. 494 с.

4. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. 10-е изд., перераб. и доп. - Л.: Химия, 1987. - 576 с.

5. Справочник химика. Т.1. М.-Л.: Госхимиздат, 1963. - 1071 с.

6. Герасименко А.В., Ковалев Е.М. Каталог-справочник «Колонные аппараты». Москва: ЦИНТИХИМНЕФТЕМАШ, 1965. - 52 с.



ПРИЛОЖЕНИЕ А

Рисунок 1 - Диаграмма равновесия для системы гексан-толуол в координатах x-y при Р=760 мм рт. ст.

Рисунок 2 - Диаграмма равновесия для системы гексан-толуол в координатах t-x,y при Р=760 мм рт. ст.

Рисунок 3 - Диаграмма равновесия для системы гексан-толуол в координатах x-y при Р=760 мм рт. ст. для определения числа ступеней изменения концентрации

Рисунок 4 - Значение коэффициента С (B - ситчатые тарелки)



Рисунок 5 - Диаграмма для приближённого определения среднего

к.п.д. тарелок

Рисунок 6 - Зависимость поправки ? от длины пути жидкости на тарелке L

Размещено на Allbest.ru