Размещено на http://www.allbest.ru/

Введение

В химической промышленности осуществляются разнообразные процессы, в которых исходные материалы в результате химического взаимодействия претерпевают глубокие превращения, сопровождающиеся изменением агрегатного состояния, внутренней структуры и состава веществ. Наряду с химическими реакциями, являющимися основой химико-технологических процессов, в химической промышленности используются многочисленные физико-химические процессы. К таким процессам относится и разделение жидких смесей методом ректификации.

Ректификация известна с начала 19 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 производствах органического синтеза, изотопов, полимеров, полупроводников и различных других веществ высокой чистоты).

Процессы ректификации осуществляются, периодически или непрерывно при различных давлениях: при атмосферном давлении, под вакуумом (для разделения смесей высококипящих веществ), а также под давлением больше атмосферного (для разделения смесей, являющихся газообразными при нормальных температурах).

Ректификация- массообменный процесс, который осуществляется в противоточных колонных аппаратах с контактными элементами (насадки, тарелки). В процессе ректификации происходит непрерывный обмен между жидкой и паровой фазой. Жидкая фаза обогащается более высоко кипящим компонентом, а паровая фаза - более низкокипящим. Процесс массообмена происходит по всей высоте колонны между стекающей вниз флегмой и поднимающимся вверх паром. Чтобы интенсифицировать процесс массообмена применяют контактные элементы, что позволяет увеличить поверхность массообмена. В случае применения насадки жидкость стекает тонкой плёнкой по её поверхности, в случае применения тарелок пар проходит через слой жидкости на поверхности тарелок. В данной работе приведён расчёт тарельчатой ректификационной колонны для разделения бинарной смеси вода-уксусная кислота



1. Обоснование и описание схемы установки

Процессы ректификации осуществляются периодически и непрерывно при различных давлениях: при атмосферном давлении, под вакуумом (для разделения смесей высококипящих веществ), а также под давлением больше атмосферного (для разделения смесей, являющихся газообразными при нормальных температурах).

1.1 Непрерывно действующие установки

Рассмотрим, как реализуются указанные выше условия в ректификационных колоннах непрерывного действия, которые наиболее часто применяются в промышленности.

Приведём лишь принципиальную схему непрерывно действующей ректификационной установки. Схему ректификационной установки изобразим на рисунке 1.1

Схема ректификационной установки

Рисунок 1.1 - Схема ректификационной установки

1 - ёмкость для исходной смеси; 2 - подогреватель; 3 - колонна; 4 - кипятильник; 5 - дефлегматор; 6 - делитель флегмы; 7 - холодильник; 8 - сборник дистиллята; 9 - сборник кубового остатка.



Для непрерывного проведения процесса ректификации необходимо, чтобы поступающая на разделение смесь соприкасалась со встречным потоком пара с

несколько большей концентрацией высококипящего компонента, чем в жидкой смеси. Поэтому исходную смесь подают в то место ректификационной колонны 3, которое соответствует этому условию. Место ввода исходной смеси называют тарелкой питания, или питательной тарелкой.

Положение тарелки питания специально рассчитывается. Тарелка питания делит колонну на две части: верхнюю - укрепляющую и нижнюю - исчерпывающую. В укрепляющей части колонны происходит обогащение поднимающихся паров низкокипящим компонентом, а в исчерпывающей части - удаление этого компонента. Поток пара, поднимающегося по колонне, поддерживается испарением части кубовой жидкости в кипятильнике 4, а поток жидкости, текущей по колонне сверху вниз - возвратом части флегмы, образующей при конденсации выходящих из колонны паров в дефлегматоре 5. Отметим, что отношение количества киломолей флегмы Ф, приходящейся на 1 кмоль обтекаемого дистиллята D, называют флегмовым числом.

К достоинствам непрерывной ректификации относятся: высокая производительность, однородность получаемого продукта, лёгкость автоматизации, возможность рекуперации теплоты.

1.2 Периодически действующие установки

В производствах небольшого масштаба используются ректификационные установки периодического действия (Рисунок 1.2). Исходная смесь загружается в куб 1, снабжённый нагревательным устройством. Смесь подогревается до кипения, и её пары поступают под нижнюю тарелку ректификационной колонны 2. Поднимаясь по колонне пары, обогащаются низкокипящим компонентом, которым обедняется стекающая вниз флегма, поступающая из дефлегматора 3 на верхнюю тарелку колонны. Пары из колонны направляются в дефлегматор 3, где они полностью или частично конденсируются. В случае полной конденсации жидкость разделяется с помощью делителя 4 на флегму и дистиллят. Конечный продукт (дистиллят) охлаждают в холодильнике 5 и направляют в сборник 6.

После того как достигается заданный состав остатка в кубе (об этом судят по температуре кипения жидкости в нем), остаток сливают, загружают куб исходной смесью и операцию повторяют.

Схема периодически действующей ректификационной установки

Рисунок 1.2 - Схема периодически действующей ректификационной установки

1 - куб; 2 - ректификационная колонна; 3 -дефлегматор; 4 - делитель флегмы; 5 - холодильник; 6 - сборник дистиллята.

Сопоставляя периодически действующую колонну с ректификационной колонной непрерывного действия, можно заметить, что первая работает, подобно верхней части непрерывно действующей колонны, как колонна для укрепления паров, а куб играет роль исчерпывающей части.



1.3 Описание технологической схемы разрабатываемой установки

Исходную смесь из промежуточной емкости Е1 (Рисунок 1.3) центробежным насосом Н1, Н2 подается в теплообменник П, где она подогревается до 50°С. Затем подогретую смесь подают в теплообменник К1,где она подогревается до температуры кипения греющим паром. Нагретая смесь поступает на разделение в ректификационную колонну КР на тарелку питания, где состав жидкости примерно равен составу исходной смеси Х_F.

Стекая вниз по колонне, жидкость взаимодействует с поднимающимся вверх паром, образующимся при кипении кубовой жидкости в кипятильнике К2. Начальный состав пара примерно равен составу кубового остатка Х_W ,т.е. обеднен легколетучим компонентом. В результате массообмена с жидкостью пар обогащается легколетучим компонентом. Для более полного обогащения верхнюю часть колонны орошают в соответствии с заданным флегмовым числом жидкостью (флегмой) состава Х_D, получаемой в дефлегматоре Д путем конденсации пара, выходящего из колонны. Часть конденсата выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения - дистиллята, который охлаждается в теплообменнике Х и направляется в промежуточную емкость Е3.Из кубовой части колонны непрерывно выводится кубовая жидкость - продукт, обогащенный труднолетучим компонентом, который охлаждается в теплообменнике П, где одновременно подогревается исходная смесь. Такой способ подогрева исходной смеси необходим с целью экономии греющего пара. Далее жидкость направляется в промежуточную емкость Е2.Для отвода конденсата устанавливаем конденсатоотводчики. Конденсат попадает в отдельную канализационную систему, позволяющую возвращать конденсат обратно на парогенерацию.

Таким образом, в ректификационной колонне осуществляется непрерывный процесс разделения исходной смеси на дистиллят (с высоким содержанием легколетучего компонента) и кубовый остаток (обогащенный труднолетучим компонентом). 

2. Описание конструкции и принципа действия колонны

Во многих производствах химической, нефтяной и смежных с ними областях промышленности в результате технологических процессов получаются смеси жидкостей и газов, которые надо разделить на составные индивидуальные компоненты.

Для разделения смесей на чистые составляющие компоненты широкое применение нашёл метод ректификации. Сущность процесса ректификации представляет собой процесс многократного частичного испарения жидкости и конденсации паров. Процесс осуществляется путем контакта потоков пара и жидкости, имеющих различную температуру кипения, в установках, где происходит нагрев, испарение смеси, а затем многократный тепло- и массообмен между жидкой и паровой фазами. При каждом контакте из жидкости испаряется преимущественно легколетучий, или низкокипящий, компонент (НК), которым обогащаются пары, а из паров конденсируется преимущественно труднолетучий, или высококипящий, компонент (ВК), переходящий в жидкость. Такой двухсторонний обмен компонентами, повторяемый многократно, позволяет получить в конечном счете пары, представляющие собой почти чистый НК. Эти пары после конденсации в отдельном аппарате образуют дистиллят (ректификат) и флегму - жидкость, возвращаемую для орошения колонны и взаимодействия с поднимающимися парами. Пары получают путем частичного испарения снизу колонны остатка, являющегося почти чистым ВК.

В простейшем виде процесс многократного испарения можно осуществить в многоступенчатой установке, в первой ступени которой испаряется исходная смесь. На вторую ступень поступает на испарение жидкость, оставшаяся после отделения паров в первой ступени, в третьей ступени испаряется жидкость, поступившая из второй ступени (после отбора из последней паров) и т. д. Аналогично может быть организован процесс многократной конденсации, при котором на каждую следующую ступень поступают для конденсации пары, оставшиеся после отделения от них жидкости (конденсата) в предыдущей ступени.

При достаточно большом числе ступеней таким путем можно получить жидкую или паровую фазу с достаточно высокой концентрацией компонента, которым она обогащается. Однако выход этой фазы будет мал по отношению к ее количеству в исходной смеси. Кроме того, описанные установки отличаются громоздкостью и большими потерями тепла в окружающую среду.

Значительно более экономичное, полное и четкое разделение смесей на компоненты достигается в процессах ректификации, проводимых обычно в более компактных аппаратах -- ректификационных колоннах.

2.1 Типовое оборудование для проектируемой установки

Для проведения процесса ректификации применяют почти исключительно аппараты колонного типа- насадочные и барботажные ректификационные колонны.

Барботажные колонны в процессах ректификации наиболее широко распространены благодаря возможности разделения в них компонентов с любой степенью четкости. Недостатокбарботажныхаппаратов--относительно высокое гидравлическое сопротивление.

Для тарельчатых колонн характерна гидродинамическая неравномерность по длине тарелки, которая является следствием гидравлического сопротивления движению жидкости по длине тарелки. Ниже описаны некоторые виды тарелок, которые устанавливаются на тарельчатых колоннах.

Наиболее распространенные - это колпачковые тарелки (Рисунок 2.1). Отметим, что колпачковые тарелки устойчиво работают при значительных изменениях нагрузок по газу и жидкости. Этот показатель очень важен при организации процесса в производственных условиях. Но недостатки колпачковых тарелок довольно существенны - они сложны по устройству, для их изготовления требуются большие затраты металла, они отличаются большим гидравлическим сопротивлением и малой предельно допустимой скоростью газа. Потому колонны с колпачковыми тарелками вытесняются более эффективными конструкциями тарельчатых аппаратов.

Схема работы колпачковой колонны.

Рисунок 2.1 - Схема работы колпачковой колонны

1-тарелка; 2-газовые патрубки;3-колпачки;4-сливные трубки

Газ на тарелку 1 поступает по патрубкам 2 , разбиваясь затем прорезями колпачка 3 на большое число отдельных струй. Прорези колпачков наиболее чисто выполняются в виде зубцов треугольной или прямоугольной форме. Далее газ проходит через слой жидкости, протекающий по тарелке от одного сливного устройства 4 к другому. При движении через слой, значительная часть мелких струй распадается, и газ распределяется в жидкости в виде пузырьков. Интенсивность образование пены и брызг на колпачковых тарелках зависит от однородности движения газа и глубины погружения колпачка в жидкости.

Колпачковые тарелки устойчиво работают при значительных изменениях нагрузок по газу и жидкости. К их недостаткам следует отнести сложность устройств и высокая стоимость, низкие предельные нагрузки по газу, трудность очистки. Ситчатые тарелки отличаются простотой устройства, легкостью монтажа, осмотра и ремонта. Ситчатые тарелки устойчиво работают в довольно широком интервале скоростей газа.

Ситчатые тарелки имеют большое число отверстий диаметром 2-8 мм, через которые проходит газ в слой жидкости на тарелке. Уровень жидкости на тарелке 1поддерживается переливным устройством 2. При слишком малой скорости газа его давление не может удержать слой жидкости, соответствующий высоте перелива, и жидкость может просачиваться (или «проваливаться») через отверстия тарелки на нижерасположенную тарелку, что приводит к существенному снижению движущей силы процессаректификации. Поэтому газ должен двигаться с определенной скоростью и иметь давление, достаточное для того, чтобы преодолеть давление слоя жидкости на тарелке и предотвратить стекание жидкости через отверстия тарелки. Таким образом, ситчатые тарелки обладают более узким диапазоном работы по сравнению с колпачковыми.К достоинствам ситчатых тарелок относятся простота их устройства, легкость монтажа и ремонта, сравнительно низкое гидравлическое сопротивление, достаточно высокая эффективность. Однако эти тарелки чувствительны к загрязнениям и осадкам, которые забивают их отверстия. Если происходит внезапное прекращение подачи газа или существенное снижение его давления, то с ситчатыхтарелок сливается вся жидкость, и для возобновления нормальной работы аппарата необходимо вновь запускать колонну.

Принцип действия клапанных тарелок состоит в том, что клапан, свободно лежащий над отверстием в тарелке, с изменением расхода газа увеличивает подъем и соответственно площадь зазора между клапаном и плоскостью тарелки для прохода газа. Поэтому скорость газа в этом зазоре, а значит и во входе в слой жидкости на тарелке, остается приблизительно постоянной, что обеспечивает неизменно эффективную работу тарелки. Гидравлическое сопротивление тарелки при этом увеличивается незначительно. Высота подъема клапана определяется высотой ограничителя и обычно не превышает 6-8 мм. Диаметр отверстий под клапаном составляет 35-40 мм, а диаметр самого клапана 45-50 мм.

Разновидностью этих тарелок являются тарелки с прямоугольными клапанами. Принцип их действия аналогичен принципу действия тарелок с круглыми клапанами, основное же отличие заключается в том, что на тарелке с прямоугольными клапанами 2 часть кинетической энергии газа используется для ускорения скорости жидкости вдоль тарелки.

К достоинствам клапанных тарелок следует отнести прежде всего их гидродинамическую устойчивость и высокую эффективность в широком интервале изменения нагрузок по газу. К недостаткам этих тарелок относятся их повышенное гидравлическое сопротивление, обусловленное весом клапана, и усложненная конструкция тарелки.



3. Описание конструкции и принципа действия вспомогательного оборудования

3.1 Теплообменники

Кожухотрубчатые теплообменники относятся к числу наиболее часто применяемых поверхностных теплообменников. Кожухотрубчатый двухходовой теплообменник, состоит из корпуса или кожуха, и приваренных к нему трубных решёток. В трубных решётках закреплён пучок труб. К трубным решёткам крепятся крышки.

Кожухотрубчатый двухходовый теплообменник

Рисунок 3.1 - Кожухотрубчатый двухходовый теплообменник

1 -- крышка распределительной камеры; 2 -- распределительная камера;

3 -- кожух; 4 -- теплообменные трубы; 5 -- перегородка с сегментным вырезом;

6 -- линзовый компенсатор; 7 -- штуцер; 8 -- крышка.

В кожухотрубчатом теплообменнике одна из обменивающихся теплом сред движется внутри труб (в трубном пространстве), а другая в межтрубном пространстве. Среды обычно направляют противотоком друг к другу.

В многоходовых теплообменниках с помощью поперечных перегородок, установленных в крышках теплообменника, трубы разделены на секции, или ходы по которым движется жидкость. Обычно разбивку на секции производят таким образом, чтобы во всех секциях находилось примерно одинаковое число труб.

Вследствие меньшей площади суммарного поперечного сечения труб, скорость жидкости в трубном пространстве многоходового теплообменника возрастает в число раз равное числу ходов. Для увеличения скорости и удлинения пути движения среды в межтрубном пространстве служат сегментные перегородки. В горизонтальных теплообменниках эти перегородки являются одновременно промежуточными опорами для пучка труб.

Двухтрубчатые теплообменники, называемые также теплообменниками типа «труба в трубе», состоят из нескольких последовательно соединённых трубчатых элементов, образованных двумя концентрически расположенными трубами. Один теплоноситель движется по внутренним трубам, а другой - по кольцевому зазору между внутренними и наружными трубами. Внутренние трубы соединяются калачами, а наружные - патрубками.

Благодаря небольшим поперечным сечениям трубного и межтрубного пространства в двухтрубчатых теплообменниках даже при небольших расходах достигаются довольно высокие скорости жидкости. Это позволяет получить более высокие коэффициенты теплопередачи, чем в кожухотрубчатых теплообменниках. Кроме того, с увеличением скорости теплоносителя уменьшается возможность отложения загрязнений на поверхности теплообменника. Вместе с тем теплообменник более громоздкий, чем кожухотрубчатый, и требует большего расхода металла на единицу поверхности. Двухтрубчатые теплообменники могут эффективно работать при небольших расходах теплоносителя, а также при высоких давлениях.

В пластинчатом теплообменнике поверхность теплообмена образуется гофрированными пластинами, с помощью которых создаётся система узких каналов. Жидкости, между которыми происходит теплообмен, движутся в каналах между смежными пластинами, омывая противоположные стороны каждой пластины.

Пакет пластин зажимается между неподвижной плитой и подвижной плитой посредствам винтового зажима. Вследствие значительных скоростей, с которыми движутся жидкости между пластинами, достигаются высокие коэффициенты теплопередачи.

Пластинчатые теплообменники легко разбираются и очищаются от загрязнений. К их недостаткам относя: невозможность работы при высоких давлениях и трудности выбора эластичных химически стойких материалов для прокладок.

3.2 Насосы

Впоршневом насосе всасывание и нагнетание жидкости происходят при возвратно-поступательном движении поршняв цилиндре насоса. При движении поршня вправо в замкнутом пространстве между крышкой цилиндра и поршнем создается разрежение.

Под действием разности давлений в приемной емкости и цилиндре жидкость поднимается по всасывающему трубопроводу и поступает в цилиндр через открывающийся при этом всасывающий клапан. Нагнетательный клапан при ходе поршня вправо закрыт, так как на него действует сила давления жидкости, находящейся в нагнетательном трубопроводе. При ходе поршня влево в цилиндре возникает давление, под действием которого закрывается клапани открываетсяклапан. Жидкость через нагнетательный клапан поступает в напорный трубопровод и далее в напорную емкость. Таким образом, всасывание и нагнетание жидкости поршневым насосом простого действия происходит неравномерно: всасывание -- при движении поршня слева направо, нагнетание -- при обратном направлении движения поршня. В данном случае за два хода поршня жидкость один раз всасывается и один раз нагнетается. Поршень насоса приводится в движение кривошипно-шатунным механизмом, преобразующим вращательное движение вала в возвратно-поступательное движение поршня.

По числу всасываний или нагнетаний, осуществляемых за один оборот кривошипа или за два хода поршня, поршневые насосы делятся на насосы простого и двойного действия. В зависимости от конструкции поршня различают собственно поршневые и плунжерные (скальчатые) насосы.

В поршневых насосах основным рабочим органом является поршень, снабженный уплотнительными кольцами, пришлифованными к внутренней зеркальной поверхности цилиндра. Плунжер не имеет уплотнительных колец и отличается от поршня значительно большим отношением длины к диаметру.

Плунжерные насосы не требуют такой тщательной обработки внутренней поверхности цилиндра, как поршневые, а не плотности легко устраняются подтягиванием или заменой набивки сальника без демонтажа насоса.

В связи с тем что для плунжерных насосов нет необходимости в тщательной пригонке поршня и цилиндра, их применяют для перекачивания загрязненных и вязких жидкостей, а также для создания более высоких давлений. В химической промышленности плунжерные насосы более распространены, чем поршневые.

Пропеллерные (осевые) насосы. Эти насосы применяются для перекачивания больших количеств жидкостей при небольших напорах. Пропеллерные насосы используют главным образом для создания циркуляции жидкостей в различных аппаратах, например, при выпаривании. Рабочее колесо насосапо форме близкое к гребному винту, расположено в корпусе.

Жидкость захватывается лопастями рабочего колеса и перемещается в осевом направлении, одновременно участвуя во вращательном движении. За насосом установлен направляющий аппарат для преобразования вращательного движения жидкости в поступательное.

В центробежном насосе представленном на Рисунок3.2жидкость из всасывающего трубопровода 1 поступает вдоль оси рабочего колеса 2 в корпус 3 насоса и, попадая на лопатки 4, приобретает вращательное движение. Центробежная сила отбрасывает жидкость в канал переменного сечения между корпусом и рабочим _:колесом, в котором скорость жидкости уменьшается до значения равного скорости в нагнетательном трубопроводе 5. При этом, как следует из уравнения Бернулли, происходит преобразование кинетической энергии потока жидкости в статический напор, что обеспечивает повышение давления жидкости. На входе в колесо создается пониженное давление, и жидкость из приёмной емкости непрерывно поступает в насос.

Схема центробежного насоса.

Рисунок3.2 - Схема центробежного насоса

1 -- всасывающий трубопровод; 2 -- рабочее колесо; 3 -- корпус;

4 -- лопатки; 5 -- нагнетательный.

Давление, развиваемое центробежным насосом, зависит от скорости вращения рабочего колеса. Вследствие значительных зазоров между колесом и корпусом насоса разрежение, возникающее при вращении колеса, недостаточно для подъема жидкости по всасывающему трубопроводу, если он и корпус насоса не залиты жидкостью. Поэтому перед пуском центробежный насос заливают перекачиваемой жидкостью. Чтобы жидкость не выливалась из насоса и всасывающего трубопровода при заливке насоса или при кратковременных остановках его, на конце всасывающей трубы, погруженном в жидкость, устанавливают обратный клапан, снабженный сеткой (на рисунке не показан).

Напор одноступенчатых центробежных насосов (с одним рабочим колесом) ограничена и не превышает 50 м. Для создания более высоких напоров применяют многоступенчатые насосы , имеющие несколько рабочих колес в общем корпусерасположенных последовательно на одном валу. Жидкость, выходящая из первого колеса, поступает по специальному отводному каналу, вкорпусе насосаво второе колесо (где ей сообщается дополнительная энергия), из второго колеса через отводной канал в третье колесо и т. д. Таким образом, ориентировочно (без учета потерь) можно считать, что напор многоступенчатого насоса равен напору одного колеса, умноженному на число колес. Число рабочих колес в многоступенчатом насосе обычно не превышает пяти.

4. Расчёт ректификационной колонны

4.1 Материальный баланс ректификационной колонны

Уравнения материального баланса по [1] формулы (6.4) и (6.5):

G_D+G_W=G_F ,(4.1)

, (4.2)

где G_D-массовый расход дистиллята, кг/с;

G_W- массовый расход кубового остатка, кг/с;

G_F- массовый расход питания, кг/с;

_D-содержание легколетучего компонента в дистилляте, массовые доли;

_W-содержание легколетучего компонента вкубовом остатке, массовые доли;

_F-содержание легколетучего компонента в питании, массовые доли;

Отсюда:

ректификация колонна дефлегматор конструкция

, (4.3)

кг/ч

G_W=G_F-G_D , (4.4)

G_W=9600-2000=7600 кг/ч



Пересчитаем составы фаз из массовых долей в мольные по соотношению[2] формула (6.3);

(4.5)

где - массовая доля легколетучего компонента в смеси, кг / кг;

х - молярная доля легколетучего компонента в смеси, кмоль/кмоль;

М_ЛЛК- молярная масса легколетучего компонента, кг / кмоль;

М_ТЛК - молярная масса труднолетучего компонента, кг / кмоль.

Следовательно, М_H2O= 18 кг / кмоль и М_CH3COOH = 60 кг / кмоль - молярные массы воды (легколетучего компонента) и уксусной кислоты (труднолетучего компонента) соответственно; _F = 0,3 кг/кг; _w = 0,15 кг/кг; _D = 0,87 кг/кг.

Питание:

кмоль /кмольсмеси;

Дистиллят:

кмоль / кмоль

Кубовый остаток:

кмоль /кмоль смеси;



Относительный молярный расход питания:

Определяется минимальное число флегмы[1] формула (6.10):

R_min = (x_D-y_F^*)/(y_F^*-x_F),

где x_F - молярная доля легколетучего компонента в исходной смеси, кмоль/кмольсмеси;

x_D, - молярная доля легколетучего компонента в дистилляте, кмоль/кмоль смеси;

y_F^*- концентрация легколетучего компонента в паре, находящимся в равновесии с исходной смесью, кмоль/кмоль смеси (y_F^*=0,71кмоль/кмоль смеси, определяется по диаграмме равновесия между паром и жидкостью при постоянном давлении в координатах y-x.

R_min =(0,96-0,71)/(0,71-0,59) = 2,1 (4.5)

Рабочее число флегмы , близкое к оптимальному, можноопределить по корреляционному соотношению[1] формула (6.12):

R=1,3+0,3

R=1,3*2,1+0,3=3,03.(4.6)

Уравнения рабочих линий:

а) верхней (укрепляющей) части колонны[1] формула (6.6):



y=+= x+=0,75x+0,24 (4.7)

б) нижней (исчерпывающей) части колонны [1] формула (6.7)

y=?= x?=1,42x?0,15 (4.8)

4.2 Определение скорости пара и диаметра колонны

Средние составы жидкости:

а) в верхней части колонны

x'_cр=(x_F+x_D )/2=(0,59+0,96)/2=0,77(4.9)

б) в нижней части колонны

x^”_ср=( x_F+x_W )/2=(0,59+0,37)/2=0,48 (4.10)

Средние составы пара находятся по уравнениям рабочих линий:

а) в верхней части колонны

y'_ср=0,75x'_cр+0,24=0,75*0,77+0,24=0,81 (4.11)

б) в нижней части колонны

y^”_ср=1,42x^”_ср?0,15=1,42*0,48?0,15=0,53 (4.12)

Средние температуры пара определяются по диаграмме t?x,y



а) при y'_ср=0,81t'_cp=102°С

б) при y^”_ср=0,53t^”_cp=107°С

Средние молярные массы и плотность пара:

а) М'_cp= y'_ср*М_H2O+(1- y'_ср)* М_CH3COOH(4.13)

М'_cp =0,81*18+(1-0,81)*60=25,98кг/кмоль

с'_ср=М'_срТ₀/22,4Т₀'=25,98*273/22,4(273+102)=0,84кг/м³(4.14)

б)М^”_cp= y^”_ср*М_H2O+(1- y^”_ср)* М_CH3COOH(4.15)

М^”_cp =0,53*18+(1-0,53)*60=39,84 кг/кмоль

с^”_ср=М^”_срТ₀/22,4Т₀^”=39,84*273/22,4(273+107)=1,28кг/м³ (4.16)

Средняя плотность пара в колонне:

с_п=(с'_ср+с^”_ср)/2=(0,84+1,28)/2=1,06 кг/м³(4.17)

Температура в верху колонны при =0,96равняется100,5°С, а в кубе-испарителе при х_w=0,37 она равна108°С (рис 3.2).

Плотность жидкой воды при 100,5°С с_Н2О=937 кг/м³[1] таблица (ІІІ),

а жидкой уксусной кислоты при 108°С с_CH3COOH=988 кг/м³.

Принимается средняя плотность жидкости в колонне:

с_ж=(с_Н2О+с_CH3COOH)/2= (937+988)/2?962 кг/м³(4.18)

Принимается расстояние между тарелками h=300мм.

Скорость пара в колонне вычисляется по уравнению [1] формула (6.17):

w=C(с_ж/с_п)^0,5, (4.19)



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

с_ж - плотность жидкости, кг/м³;

с_п? плотность пара, кг/м³.

Для ситчатых тарелок по графику [1] находится С=0,032.

w=0,032(962/1,06)^0,5=0,96 м/с

Средняя температура в колонне:

t_ср=(102+107)/2=104,5°С (4.20)

Объемный расход проходящего через колонны пара при средней температуре в колонне:

V=G_D(R+1)22,4T_срp₀/M_DT₀3600p , (4.21)

где M_D?молярная масса дистиллята, равная

M_D=x_DМ_H2O+(1- x_D) М_CH3COOH=0,96*18+(1-0,96)*60=17,3 кг/кмоль (4.22)

V=2000*(3,03+1)*22,4*(273+104,5)*1,033/17,3*273*3600*1=3,84 м³/с

Диаметр колонны:

D=(V/0,785w)^0,5=(3,84/0,785*0,96)^0,5=2,26 м (4.23)

По каталогу-справочнику [3] берется D=2400 мм. Тогда скорость пара в колонне:



w=V/(0,785D²)=3,84/0,785*2,4²=0,85м (4.24)

Для колонны диаметром 2400 мм выбираем ситчатую тарелку ТС-Р со следующими конструктивными размерами:

Диаметр отверстий в тарелке d0	4 мм
Шаг между отверстиями t	10 мм
Свободное сечение тарелки Fc	9 %
Высота переливного порога hпер	30 мм
Рабочее сечение тарелки Sт	3,90 м2
4.3 Гидравлический расчет тарелок

Рассчитывается гидравлическое сопротивление тарелки в верхней и нижней части колонны по уравнению [1] формула (1.43):

а) Верхняя часть колонны.

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки:

?p_тар=ос_пщ₀²/2 (4.25)

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

щ₀=w/F_c=0,85/0,09=9,44 м/с -скорость пара в отверстиях тарелки.

?p_тар= 1,82*0,84*9,44²/2=68,12 Па

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:

?p_у=4у/d₀=4*42,6*10^-3/0,004=42,6 Па (4.26)

где у=42,6*10^-3 Н/м - поверхностное натяжение жидкости при средней температуре в верхней части колонны 102°С[1] таблица XVIII;

d₀=0,004 м - диаметр отверстий тарелки.

Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:

?p_пж=1,3h_пжс_пжgk (4.27)

Высота парожидкостного слоя

h_пж=h_п+?h (4.28)

Значение ?h - высота слоя над сливной перегородкой рассчитывается по формуле:

?h=(V_ж/1,85Пk)^2/3, (4.29)

где V_ж - объемный расход жидкости, м³/с;

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

Объемный расход жидкости в верхней части колонны:

V_ж=G_DRM_ср/M_Dс_ж (4.30)

V_ж=2000*3,03*27,66/3600*17,3*962,33=0,00280 м³/с

где M_ср=0,77*18+(1?0,77)*60=27,66 кг/кмоль - средняя молярная масса жидкости.

Периметр сливной перегородки П находится из системы уравнений:

(П/2)²+(R_т?b)²= R_т²; (4.31)

0,1ПR_т²=(2/3)Пb, (4.32)



где R_т=1,2 м -радиус тарелки;

(2/3)Пb - приближенное значение площади сегмента.

Решение даёт: П=1,37 м; b=0,216м.Находится ?h:

?h=(0,002802/1,85*1,37*0,5)^2/3=0,0169 м.

Высота парожидкостного слоя на тарелке:

?h_пж=h_п+?h=0,03+0,0169=0,0469 м.

Сопротивление парожидкостного слоя:

?p_пж=1,3h_пжс_пжgk=1,3*0,0469*962,33*9,81*0,5=287,79 Па.

Общее гидравлическое сопротивление тарелки в верхней части колонны:

?p'=?p_тар+?p_у+?p_пж=68,12+42,6+287,79=398,51 Па .(4.33)

б) Аналогичные расчеты для нижней части колонны:

?p_тар=1,82*1,28*9,44²/2=103,79 Па;

?p_у=4*41,73*10^-3/0,004=41,73 Па,

где 41,73*10^-3 Н/м - поверхностное натяжение жидкости при t_ср=107°С ? по данным, приведенным в справочнике [1] таблица XVIII;

Объемный расход жидкости в верхней части колонны:

V_ж=(G_DR/M_D+ G_F/M_F ) M_срс_ж (4.34)

V_ж=(2000*3,03/20,1+9600/35,22)*41,94/3600*962,33=0,00734 м³/с. 

Высота слоя над сливной перегородкой:

?h=(0,00734/1,85*1,37*0,5)^2/3=0,0322 м.

Высота парожидкостного слоя на тарелке:

?h_пж= 0,03+0,0322=0,0622 м.

Сопротивление парожидкостного слоя:

?p_пж=1,3*0,0622*962,33*9,81*0,5=381,68 Па.

Общее гидравлическое сопротивление тарелки в нижней части колонны:

?p^”=123,37+41,33+381,68=546,58 Па.

Соблюдается ли при расстоянии между тарелками h=0,3 м, необходимое для нормальной работы тарелок условие отсутствия пробоя переточного устройства восходящим потоком пара? Проверка производится для нижней части колонны, для которой гидравлическое сопротивление тарелок ?pбольше:

h>1,8?p^”/(с_жg)=1,8*546,58/962,33*9,81=0,10422 м. (4.35)

Следовательно, указанное выше условие соблюдается - поток пара не выбрасывает столб жидкости в переливном устройстве.



Проверяется равномерность работы тарелок - рассчитывается минимальная скорость пара в отверстиях w_0,мин, достаточная для того, чтобы ситчатая тарелка работала всеми отверстиями:

w_0,мин=0,67(gс_жh_пж/оp_п)^0,5 (4.36)

w_0,мин=0,67(9,81*962,33*0,0622/1,82*1,28)^0,5=10,1 м/с.

Рассчитанная скорость w_0,мин<w₀=10,33 м/с; следовательно, тарелки будут работать равномерно всеми отверстиями.

4.4 Определение числа тарелок и высоты колонны

а) На диаграмму y - x наносятся рабочие линии верхней и нижней части колонны (рис 4.1) и путем построения прямоуголных ступеней между равновесной кривой и рабочими линиями находится число ступеней изменения концентрации n_т. В верхней части колонныn_т'?11, в нижней части n_т^”?4, всего 15ступеней.

Число необходимых действительных тарелок рассчитывается по уравнению [1] формула (6.18):

n= n_т/з, (4.37)

где n_т - число теоретических тарелок - ступеней изменения концентрации.

Согласно данному уравнению необходимо предварительно вычислить среднее значение КПД по соотношению [1] формула (6. 19):

з_l=з(1+?), (4.38)



где ?? значение поправки на длину пути, определяется по графику [1] (рис. 6.6).

Для определения среднего КПД тарелок з находится коэффициент относительной летучести компонентов:

б=P_H2O/P_CH3COOH (4.39)

гдеP_H2O- давление насыщенного пара воды;

P_CH3COOH ?давление насыщенного уксусной кислоты.

И динамическая вязкость исходной смеси м при средней температуре в колонне, равной 105°С.

При этой температуре давление насыщенного пара воды P_H2O=950 мм рт.

ст., уксусной кислотыP_CH3COOH=500мм рт. ст.[1] таблица (рис. XIII), откуда:

б=950/500=1,9

Динамическая вязкость воды при 105°С определяется по [1] таблица (рис. III):

м_H2O=0,27*10^-3 Па*с

Динамическая вязкость уксусной кислоты при 105°С:

м_CH3COOH=0,475*10^-3 Па*с

Принимаем динамическую вязкость смеси исходного состава как среднее арифметическое значение:



м=(м_H2O+м_CH3COOH)/2 (4.40)

м =(0,27*10^-3+0,475*10^-3)/2=0,37*10^-3 Па*с =0,37 сП

Тогда:

бм=1,9*0,37=0,703.

По графику [1](рис. 6.4) находится значение з=0,52. Длина пути, проходимого жидкостью на тарелке:

l=D?2b=2,4?2*0,216=1,97 м. (4.41)

По графику [1] (рис. 6.6) находится значение поправки на длину пути ?=0,201. Средний КПД тарелок определяется по уравнению [1] формула (6.19):

з_l=з(1+?)=0,52(1+0,201)=0,62.

Для сравнения рассчитывается средний КПД тарелки з₀по критериальной формуле, полученной потеем обработки многочисленных опытных данных для колпачковых и ситчатых тарелок[1]:

з₀=0,068К₁^0,10К₂^0,115. (4.42)

В этой формуле безразмерные комплексы:

К₁=щh_пс_п/S_свс_жD_ж; (4.43)

К₂=у/щс_жD_ж, (4.44)



где щ - скорость пара в колонне, м/с;

S_св - относительная площадь свободного сечения тарелки;

h_п - высота сливной перегородки, м;

с_п- плотность пара, кг/м³;

с_ж- плотность жидкости, кг/м³;

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

у - поверхстное натяжение жидкости питания, Н/м.

Физико-химические константы рассчитываются при средней температуре в колонне. Предварительно рассчитывается коэффициент диффузии [1] формула (5.24):

D_ж=7,4*10^-12(в_aМ)^0,5Т/(мх^0,6),(4.45)

где М - молярная масса растворителя;

х - молярный объем диффузирующего вещества;

Т - температура, К;

м - динамическая вязкость растворителя, мПа*с;

в_a- параметр, учитывающий ассоциацию молекул растворителя и равный 2,6.

М=М_F=35,22 кг/моль;

х=2*3,7+12,0=19,4;

Т=105+273=378 К

D_ж=7,4*10^-12(2,6*35,22)^0,5*378/(0,39*19,4^0,6)=1,2*10^-8 м²/с

Безразмерные комплексы:

К₁=0,93*0,04*1,28/0,09*962*1,2*10^-8=4,58*10⁴;

К₂=42,17*10^-3/0,93*962*1,2*10^-8=3,93*10³. 

Средник КПД тарелки:

з₀=0,068*(4,58*10⁴)^0,10*(3,93*10³)^0,115=0,52,

что близко к найденному значению з_l.

Число тарелок определяется по наименее благоприятному значению з₀:

в верхней части колонны

n^'= n_т'/ з₀=11/0,52=21,25?22 (4.46)

в нижней части колонны

n^”= n_т^”/ з₀=4/0,52=7,69?8 (4.47)

Принимаем общее число тарелок n=30.

Высота тарельчатой части колонны:

Н_т=(п?1)h=(30?1)0,3=8,7 м (4.48)

Общее гидравлическое сопротивление тарелок:

?р=?р'n_н+?р^”n_в=398,51 *8+546,58*22=15213 Па. (4.49)

4.5 Тепловой расчет

Тепловой поток отдаваемый охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе, вычисляется по уравнению [1] формула (6.14):

Q_D=G_D(1+R)r_D,(4.50)

где R - число флегмы;

r_D?удельная теплота конденсации паров в дефлегматоре, Дж/кг

r_D=x_Dr_H2O+(1-x_D) r_CH3COOH, (4.51)

гдеr_H2O - удельная теплота конденсации воды при 100,5°С;

r_CH3COOH ? удельная теплота конденсации уксусной кислоты при 100,5°С.

r_D=0,95*2258,1+(1-0,95)*406,4=2165,52 кДж/кг

Q_D=(2000/3600)*(1+3,03)*2165,52=4848,35 кВт

Тепловой поток, получаемый в кубе-испарителе от греющего пара, находим по уравнению [1] формула (6.13):

Q_к = Q_D + G_D*c_D*t_D + G_W*c_W*t_W - G_F*c_F*t_F+Q_пот, (4.52)

где c_D,c_W, c_F- средние удельные теплоемкости взятые при температурах t_D,t_W, t_F соответственно Дж/(кг*К);

t_P, t_W, t_F - температуры кипения °С

G_D, G_W, G_F - массовые расходы дистиллята, кубового остатка и исходной смеси, кг / с;

Q_пот - тепловые потери установки в окружающую среду, Вт.

Здесь тепловые потериQ_потприняты в размере 3%от полезно затрачиваемой теплоты. Удельные теплоёмкости взяты соответственно при

t_D=100,5°Cc_D=(1,01*0,95+0,55*(1-0,95))*3,84=3,79 кДж/кг*К

t_W=108°Cc_W=(1,05*0,27+0,58*(1-0,27))*3,84=2,71 кДж/кг*К

t_F=103,2°Cc_F=(1,0*0,59+0,57*(1-0,59))*3,84=3,16кДж/кг*К



Температура кипения исходной смесиt_F=103,2°Cопределена по рис. 3.2.

Q_к =1,03(4848,35+(2000/3600)*3,79*100,5+(7600/3600)*2,71*108-

-(9600/3600)*3,16*103,2)=4952,45 кВт

Тепловой поток в паровом подогревателе исходной смеси:

1,05G_F*c_F(t_F-t_н)=1,05*(9600/3600)*3,16*(103,2-18)=751 кВт (4.53)

Здесь тепловые потери приняты в размере 5% .Удельная теплоемкость исходной смеси c_F взята при средней температуре(103,2+18)/2?61°С

Тепловой поток, отдаваемый охлаждающей воде в холодильнике дистиллята:

G_D*c_D(t_D-t_к)=(2000/3600)*3,79*(100,5?25)=158,96(4.54)

где удельная теплоёмкость дистиллята

c_D=(1,01*0,95+0,52(1?0,95))*3,84=3,79 кДж/кг*Квзята при средней температуре(100,5+25)/2?63°С

Тепловой поток, отдаваемый охлаждающей воде в холодильнике кубового остатка:

G_W*c_W(t_W?t_к)=(9600/3600)*2,71*(103,2?25)=565,13(4.55)

Где удельная теплоёмкость кубового остатка

c_w=(1,05*0,27+0,53*(1-0,27))*3,84=2, 71кДж/кг*К



взята при средней температуре t_w=(109+25)/2=67°С

Расход греющего пара , имеющего давление p_абс=4 кгс/см²и влажность 5%:

а) в кубе-испарителе

G_г.п=Q_к/(r_г.пx)=4952,45 /(2141*0,95)=2,44 кг/с (4.56)

где r_г.п=2141 кДж/кг -удельная теплота конденсации греющего пара;

б) в подогревателе исходной смеси

...