2

Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на http://www.allbest.ru/

МО РБ

УО «Полоцкий государственный университет»

Кафедра химической техники

КУРСОВОЙ ПРОЕКТ

по дисциплине: «ПАХТ»

на тему: «Ректификационная установка для разделения смеси хлороформ-бензол»

Выполнил Юревич Е. В.

Проверил Ельшина И.А.

Новополоцк 2008

Введение

ректификационный хлороформ бензол штуцер

Данный курсовой проект ставит целью закрепление знаний полученных при изучении курса ПАХТ. Его основой является расчет ректификационной установки для разделения смеси хлороформ-бензол.

Процессы разделения жидких и газовых смесей играют важную роль во многих отраслях промышленности. Для осуществления процессов разделения жидких смесей применяют способы простой перегонки (дистилляции), перегонки под вакуумом и с водяным паром, ректификации, экстракции, адсорбции и т.д.

Ректификацию широко используют в промышленности для полного разделения смесей летучих жидкостей, частично или целиком растворимых одна в одной.

Сущность процесса ректификации сводится к выделению из смеси двух или более жидкостей с различными температурами кипения. Это достигается нагреванием и испарением такой смеси с последующим многократным тепло- и массообменом между жидкой и паровой фазами. Как следует из теории массообменных процессов, при контакте неравновесных паровой и жидкой фаз, в результате которого протекает процессы массо- и теплообмена, система достигает состояния равновесия. При этом происходит выравнивание температур и давлений в фазах и перераспределение компонентов между ними. Такой контакт называют идеальным, теоретическим.

Образованные в результате контакта паровая и жидкая фазы будут отличаться по составу от вступивших в контакт паровой и жидкой фаз. В итоге такого контакта паровая фаза обогатится НКК, а жидкость - ВКК, если жидкость, вступающая в контакт с паром, будет содержать больше НКК, чем жидкость, равновесная с этими парами. Если исходные пары и жидкость находились при одинаковом давлении, то для обеспечения этих условий требуется, чтобы температура вступающих в контакт жидкостей была бы ниже температуры паров. После контактирования температуры пара и жидкости выравниваются, так как система стремится к состоянию равновесия. Производя многократное контактирование неравновесность потоков паровой и жидкой фаз, направляя после каждой ступени пары на смешение с жидкостью, более богаты НКК по сравнению с равновесной с этими парами жидкостью, а жидкость на контакт с паром, более бедными НКК, можно изменить составы фаз желаемым образом. Подобное контактирование фаз по схеме противотока в целом по аппарату осуществляется в специальных аппаратах - в ректификационных колоннах, заполненных различными контактными устройствами: тарелками, насадками и т.п.

Таким образом, процесс ректификации есть диффузионный процесс разделения жидких смесей, компоненты которых различаются по температурам кипения осуществляемой путем противоточного, многократного контактирования неравновесных паров и жидкостей.

I. Расчет материального баланса

Для составления материального баланса приведем массовые концентрации к мольным долям, табл. 6.2 [1]:

,

где ,- молярная масса хлороформа и бензола соответственно,

-массовые доли низкокипящего компонента в сырье, кубовом остатке и в дистилляте; -мольные доли(в данном обозначении эти параметры используются в последующих расчетах).

Определяем количество дистиллята и кубового остатка их уравнений материального баланса по сырью и по низкокипящему компоненту [1,стр.319]:

или

Решая эти уравнения относительно и , получаем

т/ч- массовый расход дистиллята

т/ч- массовый расход кубового остатка

- массовый расход сырья

В последующих расчетах примем следующие обозначения: массовый расход дистиллята через G _d кг/ч, кубового остатка G _w кг/ч, сырья через G _f кг/ч.

II. Построение равновесной и рабочей линий у-х и диаграммы t-x,у

По экспериментальным данным фазового равновесия смеси хлороформ - бензол при атмосферном давлении,(табл.№1) [1,стр543], строим диаграммы t-y,x (рис.1) и y-x (рис.2),[ приложение ].

Таблица №1

хл-рм бензол	х	0	5	10	20	30	40	50	60	70	80	90	100
	у	0	6,5	12,6	27,2	41	56,4	66	74,6	83	90,5	96,2	100
t	80,6	80,1	79,6	78,4	77,2	75,9	74,5	73,4	71	68,7	65,7	61,5

Кривая равновесия (рис.2) точек перегиба не имеет.

После построения находим из графиков равновесные концентрации: =0.605, =0.980, =0.040. (рис. 1). Минимальное флегмовое число рассчитывается как [1,стр.321]:

,

где - мольная доля легколетучего компонента в паре, равновесном с жидкостью питания.

Обычно оптимальное флегмовое число близко значению:

.

Тогда уравнения рабочих линий укрепляющей части колонны [1, стр. 320]:

,

исчерпывающей части колонны:

,

где - относительный мольный расход питания;

- мольный расход сырья;

кг/кмоль - молярная масса сырья

- мольный расход дистиллята.

кг/кмоль - молярная масса дистиллята.

III. Определение числа тарелок и размеров колонны

Наносим на диаграмму у-х рабочие линии верхней и нижней части колонны (рис.2), [приложение] по уравнениям рабочих линий:

- рабочая линия верхней части y=0,75х+0,235

- рабочая линия нижней части y=1,303х-0,01

По графику (рис 2) определяем число теоретических тарелок =35. Из них в верхней части , в нижней .

Средние концентрации жидкости:

Температуры этой жидкости (рис 2) [приложение]:

Средние плотности жидкости:

где , - средние массовые концентрации, ; -плотности хлороформа и бензола при вышеуказанных средних температурах, (табл.IV) [1].

Средняя плотность жидкости по колонне: 1061,9 кг/м³.

Концентрации пара, соответствующие средним концентрациям жидкости на рабочей линии определяем по рис 1[приложение]:

Температуры этого пара (рис 2) [приложение]:

Средняя температура пара в колонне:

Средние молярные массы пара

кг/моль

кг/моль

Средние плотности пара:

,

где -стандартная температура.

Зная средние плотности жидкости и пара, находим скорость пара в колонне:

м/с

где коэффициент с принимаем, для расстояния между тарелками h=500 мм, равным 0,053 рис. 7,2 [1,стр.323].

Объемный расход пара в колонне определяется по формуле при средней температуре в колонне

Т_ср=(73+78,2)/2=75,6°C:

Теперь определяем диаметр колонны:

м

Принимаем диаметр колонны D=1,6 м. Фактическая скорость движения в колонне:

м/с

Для определения КПД вычислим:

Соответствующий КПД определяем по графику [3, стр. 221].=0,71.

Число тарелок рассчитываем по уравнению 7,15[1, стр. 321]:

n = n _т / з .

Число тарелок:

- в верхней части колонны:

- в нижней части колонны:

Общее число тарелок n =53(с запасом, 12+41 соответственно) .

Общая высота колонны:

- верх колонны, - высота верхней тарельчатой части колонны, - эвопорационная часть колонны, - высота нижней тарельчатой части колонны - десятиминутный запас колонны, - юбка колонны.

высота эллиптической крышки

Высота h₂ (от верхней тарелки до крышки) принимается равной 1 м (для уменьшения уноса жидкости с парами верха колонны с верхней тарелки).

где - число тарелок в верхней части колонны, а - расстояние между тарелками, принятое 0,5м.

С учетом того,что в верхней части колонны устанавливаются два люка-лаза(между 50 и 51тарелками; 45 и 46), на каждый из которых требуется дополнительно 200мм, то высота верхней тарельчатой части будет равна: .

где - число тарелок в нижней части колонны, а - расстояние между тарелками.

С учетом того, что в нижней части колонны устанавливаются четыре люка-лаза(между 7 и 8 тарелками; 20 и 21; 29 и 30; 38 и 39), на каждый из которых требуется дополнительно 200мм, то высота нижней тарельчатой части будет равна: .

Расстояние от нижней тарелки до уровня жидкости в кубе принимаем:

с_см = 1/(( х _W / снкк)+( 1- х _W / свкк))- плотность смеси в нижней части колонны при температуре 80,3єС

с_см =1/((0,05/1379,2)+(0,95/814,67))=831,7 кг/ м³,

Принимаем ,

Высота колонны, следовательно:

H = 0,4+1+5,9+1,5+20,8++1,5+(1,09-0,4)+2 = 33,79 м.

IV. Расчет гидравлического сопротивления тарелок и давление в кубе колонны

Технические характеристики колпачковых тарелок (тип - ТСК-Р):

диаметр колонны	1600 мм,
свободное сечение колонны	2,01 м2,
периметр слива П с	1,238 м,
сечение перелива S1	0,269 м2,
площадь для прохода паров F с	10,9 %,
диаметр колпачка	100 мм, [3,стр.228], [4,стр.214].

Рассчитаем гидравлическое сопротивление тарелок колонны по уравнению 6.45, [4]: р=р_в·n_в+р_н·n_н , где р_в и р_н -гидравлическое сопротивление тарелки соответственно верхней и нижней частей колонны, Па:

- верхняя часть колонны: р_в =р_сух +р_у +р_пж

гидравлическое сопротивление сухой тарелки определяем по формуле 1.61 [1,стр.28]:

р_сух=оw_о² с _п /2,

р_сух =4,5·56,6·3,85/2=490,3 Па, где

w_о = W /F _c =0,82/0,109=7,52 м/с - скорость газа в прорезях колпачка,

W = 0,82 м/с - скорость пара в колонне,

с _п =3,85 кг/м³ - плотность пара в верхней части колонны,

о = 4,5- коэффициент сопротивления для колпачковых тарелок, [1.стр.28].

сопротивление, вызываемое силами поверхностного натяжения, определяем по формуле 1.62 [1,стр.28]:

р_у =4у/d_э ,

р_у =4·22,04·10^-3/0,0067=13,16 Па, где

у _см - поверхностное натяжение смеси при средней температуре в верхней части колонны 73 єС (табл.XXIV) [1],

у _см = =22,04·10^-3 Н/м,

у _хл = 19,95·10^-3 Н/м, у _б = 22,14·10^-3 Н/м- поверхностные натяжения хлороформа и бензола (используются массовые доли),

- эквивалентный диаметр отверстия, f - площадь свободного сечения прорези, П - периметр прорези ( числа 4 и 20 - параметры прорези) [1,стр.28], [3,стр.225].

сопротивление парожидкостного слоя на тарелке определяем

по формуле 1.63, [1]:

р_пж =1,3 k с_см (l+е/2+Дh)g,

р_пж =1,3·0,5·1353·(0,009+0,02/2+0,02)·9,81=336,5 Па, где

е - высота прорези =0,02 м табл. 8.4 [3,стр.225],

k - относительная плотность парожидкостного слоя (пены) = 0,5 [1, стр.28],

с_см = 1/(( х_D / снкк)+( 1- х_D / свкк))- плотность смеси в верхней части колонны при температуре 73єС, (табл.IV) [1],

х_D = 0,96 (масс.) - концентрация НКК,

снкк = 1390,85кг/ м³- плотность жидкого хлороформа,

свкк = 822,35 кг/ м³ -плотность жидкого бензола,

с_см =1/((0,96/1390,85)+(0,04/822,35))=1353 кг/ м³

l - расстояние от верхнего края прорези до сливного порога (рис. 8.3) [3,стр.224] ,

l = h _г.б. - Дh , l =0,029-0,020=0,009 м, где

h _г.б. =(0,7/с_см ) р^0,35 =(0,7/1353)·98100^0,35=0,029 м - глубина барботажа

р = 98100 Па - абсолютное давление (атмосферное) в колонне,

Дh = (V_ж / 1,85 П_с k)^2/3 - высота уровня жидкости над сливным порогом определяем по формуле 1.65, [1],

Дh=(0,003/1,85·1,238·0,5)^2/3=0,00278^2/3=0,020 м, где

V_ж=G_D R М _ср /М _d с_см 3600 = 6044·3·101,3/117·1353·3600 = 0,003 - объемный расход жидкости м³/с,

G_D == 6044 кг/ч, R = 3 - число флегмы,

М _ср = x'_ср М _хл+(1- x'_ср)М _б , М _ср =0,692·119,5+0,239·78=101,3 кг/кмоль,

М_D =117 кг/кмоль( расчет смотреть выше).

общее гидравлическое сопротивление тарелки в верхней части колонны:

р_в =490,3+11,99+336,5=839,96 Па.

- нижняя часть колонны: р_н =р_сух +р_у +р_пж

гидравлическое сопротивление сухой тарелки определяем по (1,61) [1]:

р_сух=оw_о² с _п /2,

р_сух=4,5·56,6·3,141/2=340 Па,

w_о = W /F _c =0,82/0,109=7,52 м/с - скорость газа в прорезях колпачка,

W = 0,82 м/с - скорость пара в колонне,

с _п =3,141 кг/м³- плотность пара в нижней части колонны,

о - коэффициент сопротивления для колпачковых тарелок , [1,стр.28].

сопротивление, вызываемое силами поверхностного натяжения, определяем по 1,62 [1]:

р_у =4у/d_э ,

р_у =4·21,4·10^-3/0,0067=12,8 Па, где

у _см - поверхностное натяжение смеси при средней температуре в нижней части колонны 78,2 єС (т.XXIV) [1],

у _см = = 21,4·10^-3 Н/м,

у _хл = 19,2·10^-3 Н/м, у _б = 21,5·10^-3 Н/м,

d_э =0,0067 м - эквивалентный диаметр отверстия [3,стр.228].

сопротивление парожидкостного слоя на тарелке определяем

по формуле 1.63, [1]:

р_пж =1,3 k с_см (l+е/2+Дh)g, где

р_пж =1,3·0,5·834·(0,011+0,02/2+0,036)·9,81=303 Па,

е =0,02 м- высота прорези табл. 8.4 [3], k = 0,5- относительная плотность парожидкостного слоя (пены) [1,стр.28],

с_см = 1/(( х _W / снкк)+( 1- х _W / свкк))- плотность смеси в нижней части колонны при температуре 78.2єС, (таб.IV) [1],

х _W = 0,05 (масс.) - концентрация НКК,

снкк = 1382,79 кг/ м³- плотность жидкого хлороформа,

свкк = 816,89 кг/ м³ -плотность жидкого бензола,

с_см =1/((0,05/1382,79)+(0,95/816,89))=834 кг/ м³,

l - расстояние от верхнего края прорези до сливного порога, рис. 8.3 [3],

l = h _г.б. - Дh , l =0,047-0,036=0,011 м, где

h _г.б. =(0,7/с_см ) р^0,35 =(0,7/834)·98100^0,35=0,047 м глубина барботажа,

р =98100 Па - абсолютное давление (атмосферное) в колонне,

V_ж =((G _d R /М _d+G _f /M _f )(М _ср /с_см ))/3600=

=((6044·3/117+11000/96,4)·(87,9/834))/3600=0,0079 м³/с,

G _f =11000 кг/ч, G _d = 6044 кг/ч, R = 3 - число флегмы,

М _d =117 кг/кмоль - смотри выше,

M _f = х _f М _хл+(1- х _f ) М _б =0,444·119,5+0,556·78=96,4 кг/кмоль,

М _ср = x''_ср М _хл+(1- x''_ср)М _б =0,239·119,5+0,761·78=87,9 кг/кмоль,

Дh=(V_ж /1,85Пk)^2/3, Дh=(0,0079/1,85·1,238·0,5) ^2/3=0,007^2/3=0,036 м высота уровня жидкости над сливным порогом определяем по формуле 1.65, [1,стр.28].

общее гидравлическое сопротивление тарелки в нижней части колонны:

р_н =340+12,8+303=655,8 Па.

р=р_в·n_в+р_н·n_н =-гидравлическое сопротивление тарелок колонны

Проверим, соблюдается ли при расстоянии между тарелками h=0,5 м, необходимое для нормальной работы тарелок условие

h > 1,8р_в /(с_ж g),

Для тарелок верхней части колонны, у которых гидравлическое сопротивление больше, чем у тарелок нижней части, р_в>р_н:

1,8·839,96/(1353·9,81)=0,11 м.

Следовательно, вышеуказанное условие соблюдается.

V. Расчет теплового баланса колонны

Расход тепла, отдаваемого охлаждающей воде в дефлегматоре - конденсаторе, находим по уравнению 7.15 [1,стр.321],

Q _d =G _d (1+R)r _d =(6044/3600)·(1+3)·254,8·10³ = 1711,124 кВт,

где, r _хл , r _б - удельные теплоты конденсации хлороформа и бензола при 65,8°C, соответственно равны 245,2·10³ и 404,3·10³ Дж/кг, табл.XLV [1],

r _d = x_D r _хл +(1-x_D )r _б = 0,96·245,2·10³+0,04·404,3·10³=254,8·10³ Дж/кг (используются массовые доли).

Расход теплоты, получаемой в кубе-испарителе от греющего пара, находи по уравнению 7.14 [1,стр.321],

Q _k =Q _d + G _d c _d t _d + G _w c _w t _w - G _f c _f t _f + Q _пот ,

Q _k =1,05·(1711124+(6044/3600)·1036,8·65,8+(4956/3600)·1941,2·80,3-

-(11000/3600)·1435,4·75,3)= 1795490,7 Вт.

Здесь тепловые потери Q _пот приняты в размере 5% от полезно затрачиваемого тепла; удельные теплоемкости взяты соответственно при t _d =65,8єС, t _w =80,3єС, t _f =75,3єС, ( температура кипения исходной смеси t _f =75,3єС определена по рис.2 [приложение ]) и равны:

- с _d =(c _хл x _D + c _б(1-x _D ))·4190=

=(0,239·0,96+0,45·(1-0,96))·4190=1036,8 Дж/(кг·К),

- с _w =(c _хл x _W + c _б(1-x _W ))·4190=

=(0,241·0,05+0,475·(1-0,05))·4190=1941,2 Дж/(кг·К),

- с _f =(c _хл x_F + c _б(1-x _F ))·4190=

=(0,24·0,55+0,468·(1-0,55))·4190=1435,4 Дж/(кг·К),

рис.XI [1].

Расход теплоты в паровом подогревателе исходной смеси:

Q=1,05·G _f c _f (t _f - t _н)=1,05·((11000/3600)·1373,3·(75,3-18))=252459 Вт.

Здесь тепловые потери приняты в размере 5%, удельная теплоемкость исходной смеси c _f =(0,55·0,24+(1-0,55)·0,435)·4190=1373,3 Дж/(кг·К) взята при средней температуре (75,3+18)/2=46,65єС, рис.XI [1].

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята:

Q=G _d c _d (t _d - t _кон)=(6044/3600)·1049,2·(65,8-25)=70777 Вт, где

удельная теплоемкость дистиллята c _d = ((0,96·0,239) + (1-0,96) ·0,429)·4190=1033,2 Дж/(кг·К) взята при средней температуре (65,8+25)/2=45,4єС, рис.XI [1].

Расход теплоты, отдаваемого охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка:

Q=G _w c _w ( t _w - t _кон )=(4956/3600)·1901,2·(80,3-25)=144739 Вт, где

удельная теплоемкость кубового остатка c_w=((0,05·0,24)+(1-0,05·0,465)·4190=1901,2 Дж/(кг·К) взята при средней температуре (80,3+25)/2=52,7єС, рис.XI [1].

Расход греющего пара, имеющего давление р _абс = 1,033 кгс/см² и влажность 5%:

- в кубе испарителе:

G _г.п. = Q _k /(r _г.п.(1- x)) = 1795490,7 /(2260·10³·0,95)=0,83кг/с, где

r _г.п. - удельная теплота конденсации пара т.LVII [1].

х- влажность водяного пара, дол.ед.

- в подогревателе исходной смеси:

G _г.п.= Q /(r _г.п (1-x)) = 252459/(2260·10³·0,95)=0,12 кг/с.

Всего: 0,83+0,12=0,95 кг/с, или 3,42 т/ч.

Расход охлаждающей воды при нагреве ее на 20 ⁰С:

- в дефлегматоре:

V _в =Q _d /с _в ( t _кон - t _н ) с_в =1711124/(4190·20·1000)=0,0204 м³/с,

- в водяном холодильнике дистиллята:

V _в =Q /с _в ( t _кон - t _н ) с_в =70777/(4190·20·1000)=0,0009 м³/с,

- в водяном холодильнике кубового остатка:

V _в =Q /с _в ( t _кон - t _н ) с_в =144739/(4190·20·1000)=0,0017 м³/с,

Всего: 0,0204+0,0009+0,0017=0,023 м³/с =82,8 м³/ч.

VI. Подбор штуцеров

Площадь свободного сечения штуцеров определяется по формуле:

,

где V_C объемный расход проходящего через штуцер вещества, w его средняя скорость, для пара w =1025 м/c, для жидкости w =12 м/с.

Для подачи флегмы:

d = ((G_d R)/( с_d w 0,785))^1/2=

=((6044·3)/(1364·1,5·0,785·3600))^1/2=0,056 м,

где при температуре сырья 65,8 єС

Выбираем стальную трубу с внутренним диаметром 80 мм, с толщиной стенки 4 мм по ОСТ 26 - 1404 - 76 - ОСТ26 - 1410 - 76 по табл. 10,2 [5]

Фактическая скорость в трубе:

w = G_d R /( с_d d² 0,785)=0,98 м/с.

Для вывода паров из верха колонны:

d = ((G_d + G_d R)/( с w 0,785))^1/2=

=((6044+6044·3)/(4,21·20·0,785·3600))^1/2=0,32 м,

где

где 65,8⁰С температура дистиллята.

.

Выбираем стальную трубу с внутренним диаметром 350 мм, с толщиной стенки 9 мм по ОСТ 26 - 1404 - 76 - ОСТ26 - 1410 - 76 по табл. 10,2 [5]. Фактическая скорость в трубе:

w = (G_d + G_d R)/( с d² 0,785)=12,6 м/с.

Для вывода паров из куба кипятильника в колонну:

d = (G_г.с /( с w 0,785))^1/2=

=(4,6/(2,738·20·0,785·))^1/2=0,33 м,

где

. плотность пара, выходящего из кипятильника.

80,3 ⁰С температура кубового остатка

Расход горячей струи- G_г.с =

r _w = x_W r _хл +(1-x_W )r _б = 0,05·239,3·10³+0,95·393,6·10³=385,9·10³ Дж/кг (используются массовые доли).

где, r _хл , r _б - удельные теплоты конденсации хлороформа и бензола при 80,3°C, соответственно равны 239,3·10³ и 393,6·10³ Дж/кг, табл.XLV [1],

Выбираем стальную трубу с внутренним диаметром 350 мм, с толщиной стенки 9 мм по ОСТ 26 - 1404 - 76 - ОСТ26 - 1410 - 76 по табл. 10,2 [5]. Фактическая скорость в трубе:

w = (G_г.с )/( с d² 0,785)=17,4 м/с.

Для вывода остатка:

d = (( G_г.с. + G_w )/( w с_w 0,785))^1/2==0,078 м,

где при температуре сырья 80,3 єС

Выбираем стальную трубу с внутренним диаметром 80 мм, с толщиной стенки 4 мм по ОСТ 26 - 1404 - 76 - ОСТ26 - 1410 - 76 по табл. 10,2 [5]. Фактическая скорость в трубе:

w = (( G_г.с. + G_w )/( с_w d² 0,785)=1,5 м/с.

Для подачи сырья:

d = (( G_f )/( с_f w 0,785))^1/2=((11000)/(1057,9·1,5·0,785·3600))^1/2=0,05 м,

где с_f при температуре сырья 75,3 єС

Выбираем стальную трубу с внутренним диаметром 80 мм, с толщиной стенки 4 мм по ОСТ 26 - 1404 - 76 - ОСТ26 - 1410 - 76 по табл. 10,2 [5]. Фактическая скорость в трубе:

w = G_f /( с_f d² 0,785)=0,57 м/с.

VII. Расчет и подбор дефлегматора

Выберем кожухотрубчатый теплообменник конденсации дистиллята. Расход тепла отдаваемого охлаждающей воде Q = 1711124 Вт. По данным табл.4.8 [1] принимаем коэффициент теплопередачи К =550 Вт/м², температура конденсации дистиллята t =65,8°C.

65,8 < 65,8
	20 > 40
t б =45,8	t м =25,8

Определяем среднюю разность температур по уравнению 4.79 [1],

t _ср =( t _б+ t _м )/2=

=(45,8+25,8)/2=35,8єС.

Требуемая площадь конденсатора:

F =Q /(K t_ср)=1711124/(550·35,8)=86,9 м².

По данным табл.XXXIV [1], выберем двухходовой теплообменник:

F = 106 м², диаметр кожуха 800 мм, длина труб 3 м, число труб 450.

Этот аппарат подходит с запасом:

(106-86,9)/86,9·100%=22%

VIII. Расчет и подбор подогревателя сырья

Расчитаем кожухотрубчатый теплообменник для подогрева G _f = 11 т/ч исходной смеси от t _нач = 18 ^оС до t _кон = t _f =75,3єС.

Расход тепла отдаваемого в паровом подогревателе

Q=268384 Вт. Расход греющего пара G_{f г.п.} = 0,12 кг/с, p_абс=1,033 кгс/см² и влажность 5%.

Температуру конденсации греющего пара при p_абс=1,033кгс/см², t _конд =100єС, табл.LVII [1].

100 < 100
	18 > 75,3
t б =82	t м =24,7

Определяем среднюю разность температур по уравнению 4.78 [1],

t _ср =( t _б - t _м )/2,3 lg( t _б / t _м)=

=(82-24,7)/2,3 lg(82/24,7)=47,8єС.

Ориентировочно определяем максимальную величину площади поверхности теплообмена. Берем минимальное значение коэффициента теплопередачи для случая теплообмена от конденсирующего пара к органическим жидкостям - подогреватели К _мин = 120 Вт/(м²·К), табл.4.8 [1], тогда:

F _ор =Q /(K _мин t_ср)= 252459/(120·47,8)=44 м², где

Q - расход тепла отдаваемого в паровом подогревателе.

По данным табл.XXXIV [1], выберем двухходовой теплообменник: F = 57 м², диаметр кожуха 600 мм, длина труб 3 м, число труб 244.

Этот аппарат подходит с запасом:

(57-46,8)/46,8·100%=21,8 %

IX. Расчет и подбор кипятильника

Расчет ведется по [4, стр.76-78]

Температура конденсации греющего пара под давлением 1,033 кг/см² - 100єС.

Температурная схема кипятильника:

100 < 100
	80,3 > 80,3
t б =19,7	t м =19,7

Определяем среднюю разность температур:

t_ср = t₁ - t₂ =100-80,3=19,7єС, где

t ₁=100єС - температура конденсации пара,

t ₂=80,3єС - температура низа колонны.

Для определения коэффициента теплоотдачи от пара конденсирующегося на наружной поверхности труб высотой H, используем формулу 2,23 [4]:

б₁=1,21·л₁(с₁² r₁ g/м₁ H q)^1/3=A q^-1/3.

Коэффициент теплоотдачи к кипящей в трубах жидкости определяем по формуле 2,28 [4]:

б ₂ =780(л₂^1,3 с₂^0,5 с_п^0,06 q^0,6)/(у₂^0,5 r₂^0,6 с_п0^0,66 с^0,3 м₂^0,3)=B q^0,6,

смесь, кипящая при t =80,3єС имеет следующие физико-химические характеристики, табл.XXXIX [1]:

с₂ = 831,7 кг/м³, табл.IV [1]-плотность смеси,

r₂= x_W r _хл +(1-x_W )r _б =388,5·10³Дж/кг,рис.XLV [1]-удельная теплота парообразования(использовались массовые доли),

c₂ =(c _хл x _W + c _б(1-x _W ))·4190=1941,2 Дж/(кг·К), рис.XI [1]-удельная теплоемкость(использовались массовые доли),

л₂ = 0,133 Вт/(м·К), рис.X [1]- коэффициент теплопроводности,

рассчитывается аналогично

у₂ = =21,4·10^-3 Н/м², табл.XXIV [1]-поверхностное натяжение.

[4,стр.231] (использовались мольные доли)

м₂=0,316·10^-3Па·с,табл.IX[1]-динамический коэффициент вязкости.

-молярная масса.

Плотность паров при атмосферном давлении с_п0 =2,7 кг/м³.

Плотность паров над кипящей жидкостью с_п=3,7 кг/м³.

р=101330+36967,32=138297,32 Па- рабочее давление;,К- температура кипения смеси, находящейся в кубе колонны.

Конденсат при температуре 100єС имеет следующие физико-химические характеристики:

л₁ = 0,683 Вт/(м·К), табл.XXXIX [1],

r₁ = 2260·10³ Дж/кг, табл.LVI [1],

м₁ = 0,284·10^-3 Па·с, табл.IX [1],

с₁ = 958 кг/м³, табл.IV [1].

Из основного уравнения теплопередачи и уравнения аддитивности термических сопротивлений следует, что:

1/К = 1/ б ₁+ ?(д/л)+ 1/ б ₂, [4,стр.76],

подставляя сюда выражения для б ₁ и б ₂ можно получить одно уравнение относительно неизвестного удельного потока

f (q) = (1/A) q^4/3 + У(д/л)·q +(1/B) q^0,4 - t_ср =0.

Решив это уравнение относительно q можно определить требуемую поверхность F=Q_к/q.

Расчет проводим последовательно.

Q = 1795490,7 Вт. Расход греющего пара 0,82 кг/с.

Примем ориентировочное значение коэффициента теплоотдачи табл.2.1 [4] К = 1000 Вт/(м²·К), тогда ориентировочное значение требуемой поверхности составит:

F =Q /(K t_ср)=1795490,7/(1000·19,7)=91 м².

В соответствии с табл.2.9 [4], поверхность близкую к ориентировочной имеет теплообменник с длинной труб 2 м, диаметром кожуха 1000 мм, поверхность теплопередачи F = 117 м²

Выполним уточненный расчет. В качестве первого приближения примем ориентировочное значение удельной тепловой нагрузки: q = q_ор =1795490/117=15346,1 Вт/м².

Рассчитаем коэффициенты А и В:

А=1,21·0,683((958²·2260000·9,81)/(0,000287·2,0))^1/3=2,51·10⁵.

В=780((0,133^1,3·831,7^0,5·3,7^0,06)/(0,0214)^0,5·388500^0,6·2,7^0,66·

·1957,9^0,3·0,000316^0,3))=5,28.

Толщина труб 2,0 мм, материал - нержавеющая сталь: л=17,5Вт/(м·К)-коэффициент теплопроводности [1,стр.529], сумма термических сопротивлений стенки и загрязнений равна:

?(д/л)=2·10^-3/17,5+1/5800=0,000287 м²·К/Вт.

Тогда:

f (q₁) =15346,1^4/3/2,51·10⁵ +0,000287·15346,1 +24595,8 ^0,4/5,28-19,7=-4,83.

Примем второе значение q₂ =30000 Вт/м²

Тогда:

f (q₂) = 30000^4/3/2,51·10⁵ +0,000287· 30000+ 30000^0,4/5,28 -19,7=4,3.

q₃ =30000-((30000-15346,1)/(4,3+4,83)) ·(4,3)=23098,4 Вт/м².

f (q₃) = 23098,4^4/3/2,51·10⁵ +0,000287·23098,4+ 23098,4^0,4/5,28 -19,7=0,089.

Такую точность можно считать достаточной, а истинной удельной тепловой нагрузкой q=23098,4 Вт/м²

F=Q_к/q=1795490,7/(23098,4)=77,8 м².

Этот аппарат подходит с запасом:

(117-77,8)/77,8·100%=50 %.

Масса аппарата М=3800 кг, табл.2,8 [4]

Коэффициенты теплоотдачи и теплопередачи соответственно равны:

б₁=A q^-1/3=

б ₂ =B q^0,6=

X. Расчет и подбор сырьевого насоса

Массовый расход сырья:

М ==11000/3600=3,06 кг/с.

Объемный расход сырьевой смеси:

V = М / с =(11000/3600)/1125,4=0,0027 м³/с, где

с_см = 1/(( x _F / снкк)+( 1- x _F / свкк)),

с_см = 1/((0,55/1455,7)+((1-0,55)/881,1)) = 1125,4 кг/м³.

с _см - плотность смеси при 18єС,

с _нкк = 1455,7 кг/м³,

с _вкк = 881,1 кг/м³, табл.IV [1].

Расчитаем диаметр трубопровода по формуле 1,19 [1]:

d = (V/0,785 w)^1/2=(0,0027/0,785·1,5)^1/2=0,048 м , где

w =1,5 м/с, - ориентировочное значение скорости, табл.1.1 [1].

По таблице стр.17 [4] принимаем стандартный трубопровод 56х3,5 мм, тогда w = V /0,785 d² =1,43м/с.

Критерий Рейнольдса:

Re = w с d /м =1,43·1125,4·0,049/0,000634=124599, где

м - вязкость смеси при 18єС, табл.1Х [1],

lg= x_flg_хл+(1x_f)lg_б.

_хл=0,64410^-3 Нс/м²; _б=0,62710^-3 Нс/м².

= 0,63410^-3 Нс/м².

Режим турбулентный.

Определим коэффициент трения. По табл.XII [1] шероховатость стальных труб с незначительной коррозией принимаем е =0,2 мм. Тогда относительная шероховатость d/e = 0,049/0,2·10^-3 =245. По графику рис.1.5 [1] находим значение коэффициента трения л =0,0288.

Примем длину всего трубопровода, включая расстояние от емкости до насоса 20 м, от насоса до теплообменника 15 м, от теплообменника до колонны 25 м, и того 20+15+25=60 м.

На трубопроводе установлены: 3 запорных вентиля, 1 регулирующий вентиль, 3 колена и теплообменник. Высота ввода сырья в колонну 25,74 м (см. чертеж колонны).

Коэффициенты местных сопротивлений табл.XIII [1],сводим в таблицу:

вид сопротивления	У ж
Вход жидкости из бака в трубопровод (трубопровод с острыми краями)	0,5
Вход жидкости из трубопровода в колонну	1
Вентиль прямоточный	0,8·3=2,4
Вентиль нормальный Колено	4,72 1,18·3=3,54
ИТОГО:	12,16

Потери напора в теплообменнике:

h1 = w²/2g (л zL/d+ 2,5(z-1)+2z+3 )=1,93м, формула (2.35) [4],

где z- число ходов, L-длина труб,м; d- диаметр труб,м.

Общие потери напора:

h = w²/2g (1+л L/d+ У ж )+h1

h =(1,43²/2·9,81)·(1+0,0288·60/0,049+12,16)+1,93=6,9 м.

Высота всасывания будет равна высоте колонны до точки ввода сырья в колонну:

Н_г = 25,74 м.

Находим необходимый напор насоса:

Н = (р₂ - р₁)/ g с+Н_г + h, здесь (р₂-р₁)==839,96·12=10079,52Па-гидравлическое сопротивление верхней части колонны.

Н = 10079,52/(9,81·1125,4)+25,74+6,9=33,55 м.

Полезная производительность насоса:

N _п = с g V H =1125,4·9,81·0,0027 ·33,55 =1000 Вт, где

V - объемный расход сырья. Принимаем значения КПД передаточного механизма , двигателя . [4, стр. 20]. Тогда мощность двигателя на валу двигателя:

По табл.2.5 [1] выбираем:

насос	электродвигатель
марка Х20/53,	тип АО2-52-2,
V = 5,5·10-3 м3/с,	N н =13 кВт,
Н =34,4 м,	з д =0,89.
з н =0,5.

Заключение

Для строгого соблюдения режима и условий, обеспечивающих нормальный ход процесса ректификации, необходимо правильно эксплуатировать колонны. Ведущими факторами режима являются температура, давление, количество орошения и расход водяного пара или тепла в отгонной части колонны и в ее отпарных секциях. Для наблюдения за температурой, давлением, количеством жидкостей и водяного пара служат контрольно-измерительные приборы, автоматические анализаторы качества, размещенные в наиболее характерных точках ректификационной колонны. Показания этих приборов позволяют следить за ходом ректификации, качеством продуктов и своевременно устранять возможные отклонения от требуемого режима.

Помимо контрольно-измерительных приборов ректификационные колонны снабжаются автоматическими регуляторами параметров процесса (терморегуляторы, регуляторы потока и другие автоматы, являющиеся неотъемлемой частью современных ректификационных установок).

Важнейшими для температурного режима являются места ввода сырья, верх и низ ректификационной колонны, а также места отбора промежуточных фракций, или боковых погонов.

Контроль за работой ректификационных колонн в основном сводиться к оперированию важнейшим фактором процесса ректификации - температурным режимом - путем изменения количества подаваемого орошения. Выбранный температурный режим для заданного сырья и качества, получаемых из него дистиллятов поддерживается постоянным автоматически при терморегуляторов, регуляторов расхода и других аппаратов контроля.

Техника безопасности при эксплуатации ректификационных колонн.

Для правильной эксплуатации колонн необходимо соблюдать:

- Открывать люки колонны можно только после ее пропарки и промывки в строгом порядке, начиная с верхнего. Перед открытием нижнего люка необходимо пустить в него пар или иметь наготове паровой шланг на случай загорания кокса.

- При обнаружении пропусков в корпусе ректификационной колонны, испарителя, теплообменника и других аппаратов необходимо немедленно дать пар к местам пропуска для предотвращения воспламенения продукта. При наличии условий, угрожающих аварией, надо немедленно отключить аппарат или остановить установку. Необходимо также своевременно устранять все неплотности в трубопроводах и аппаратуре и не допускать перебоев в работе вентиляции как естественной, так и искусственной.

- При сборке и ремонте трубопроводов нужно наблюдать за тем, чтобы в трубах не оставались посторонние предметы. Вся аппаратура, арматура, измерительные приборы и трубопроводы после остановки и ремонта должны быть подвергнуты испытанию на прочность и исправность действия.

Литература

1. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. Учебное пособие для вузов / Под ред. чл.- корр. АН. СССР П.Г. Романкова.- 10-е изд., перераб. и доп. - Л.: Химия,1987.- 576с.

2. Лащинский А.А // Конструирование сварных химических аппаратов: Справочник.Л.: Машиностроение, 1981.328 с., ил.

3. Машины и аппараты химических производств. Примеры и задачи/ Под ред. В. Н. Соколова-Л.:Машиностроение, 1982г.- 384с.

4. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию / Г.С. Борисов, В.П. Брыков, Ю.И. Дытнерский и др. Под ред. Ю.И. Дытнерского, 2-е изд., перераб. и дополн. М.: Химия, 1991.- 496с.

Размещено на Allbest.ru

...